具体实施方式

本发明提供了一种高沸点芳烃溶剂油的制备方法，包括以下步骤：

将炼厂干气水洗，得到水洗干气；

将所述水洗干气和苯烷基化反应，得到烃化产物；

将所述烃化产物精馏分离，得到液相产物和烃化尾气；

将所述液相产物精馏分离，得到苯和重组分；

将所述重组分分离，得到乙苯和塔底物料；

将所述塔底物料进行分离，得到高沸点芳烃溶剂油和二乙苯；

所述高沸点芳烃溶剂油中异丙苯10～50vol％，正丙苯10～50vol％，乙苯≤15vol％，二乙苯≤30vol％，高沸物≤0.1vol％。

本发明提供的方法将炼厂干气依次进行水洗、和苯烷基化反应，再经多次分离，得到高沸点芳烃溶剂油和二乙苯。该工艺简单，且能将炼厂干气制备得到高沸点芳烃溶剂油，其质量指标符合SA-1000国家标准。

本发明将炼厂干气水洗，得到水洗干气。在本发明中，所述水洗采用除盐水；所述除盐水为除去悬浮物、胶体和无机的阳离子、阴离子等水中杂质后，所得到的成品水，杂质含量较小；所述除盐水的pH值为6～7，氯离子≤1mg/L，硬度≤3，全盐＜800mg/L。所述水洗能够脱除炼厂干气中的碱性物质；炼厂干气中的碱性物质主要包括氨气和脱硫剂乙醇胺等；水洗能够防止碱性物质进入反应器中导致催化剂失活。所述水洗在水洗塔中进行；水洗过程中水洗塔不断补充除盐水，从水洗塔底部不断降污水排出；水洗塔还进行除盐水回流，能够将干气中碱性物质下降至10ppm以下；当碱性物质含量高时，可通过提高除盐水补充量和提高回流量进行有效脱除。

本发明提供的工艺对炼厂干气的组分没有严格要求，操作弹性大，原料易得；能降低原料预处理期间项目投资，节省装置费用。在本发明中，所述炼厂干气中氢气11～40vol％，甲烷20～60vol％，乙烷5～20vol％，乙烯8～30vol％，丙烯0.2～1.2vol％。炼厂干气中还包括丙烷0.1～1.5％，氧气5～8％，氮气15～25vol％，CO1.3～1.5vol％和CO₂0.1～0.3％。若干气中乙烯含量上涨，丙烯及C3以上组分降低，则烷基化产物中乙苯含量增加，丙苯含量降低，这样装置乙苯产量增多，丙苯等产量减少，溶剂油塔进料中组分变重，会导致高沸点芳烃溶剂油馏程增大。

得到水洗干气后，本发明将所述水洗干气和苯烷基化反应，得到烃化产物。所述烷基化反应在反应器中进行；水洗干气优选分为N股从反应器侧面进入反应器。苯从反应器的顶部进入反应器。所述烷基化反应的压力优选为0.6～1.0MPa；反应的温度优选为320～380℃；具体实施例中，烷基化反应的温度为355～360℃。所述苯以加热的状态进入到苯反应器中，苯的温度为375～385℃；苯的流量为36～42t/h。

烷基化产物也就是烃化产物进入粗分塔中进行精馏分离，得到液相产物和烃化尾气。烃化产物精馏分离的压力优选为0.4～0.7MPa，更优选为0.5～0.7MPa；具体实施例中，烃化产物精馏分离的压力为0.55MPa；粗分塔中塔顶的温度优选为90～120℃，优选为115～120℃。塔顶物料经空冷冷却至45℃以下，此时苯液化变为液相留在回流罐中作为粗分塔回流使用，气相则为烃化尾气，烃化尾气为未反应的烷烃，烃化尾气可外送至燃气管网；液相产物输送至塔底参与下一精馏分离过程。

本发明将液相产物从粗分塔的底部输送至下一精馏分离过程，即液相产物进入苯塔进行精馏分离。本发明对苯塔有较高要求，需要将液相产物中苯从塔顶部完全分离出，塔底为乙苯、丙苯等重组分产物。所述苯塔的塔径为2000～2500mm；苯塔中设置100层塔盘，塔盘的板间距为450～500mm；全塔的压降控制在120KPa以内。所述苯塔的主要参数见表1：

表1苯塔的主要参数

苯塔的进料位置在30～40层塔盘之间，分三股进料，苯塔侧抽设置在96层；在10层、20层，80层、90层，塔顶及塔底分别设有温度监控点，正常操作时需监控此温度点变化；所述苯塔的处理量为15～50t/h。

在本发明中，苯塔正常操作时，塔顶的压力为0.2～1.6MPa，塔底的温度为270～285℃；具体实施例中，塔顶的压力为1.5～1.6Mpa，塔底温度控制280～282℃。苯塔中为了防止冲塔，即塔底物料来到塔上部，在苯塔顶部设置苯回流装置；所述回流温度为140～160℃。所述回流温度可通过蒸汽发生器进行控制。在本发明中，所述苯塔中第10层塔盘的温度为270～280℃；第20层塔盘的温度低于第10层塔盘温度；第20层塔盘的温度与第10层塔盘的温度差控制10℃以内。第80层、第90层塔盘的温度为195～205℃；第80层和第90层塔盘的温度差控制在2℃。本发明根据各组分沸点不同控制各段不同温度点。若第10层和第20层的温度差≥10℃，说明苯塔中苯多，此时需要从苯塔侧抽处多抽出苯；温度差＜10℃时，则减少侧抽苯量。若第80层和第90层温度差大，说明重组分物质上移，此时可通过降低回流温度，减少第80层和第90层的温度差。通过以上操作可将苯塔底苯含量控制在0.01％以内，塔顶抽出苯的纯度控制99.6％以上。

苯塔中分离的塔底物料即重组分进入乙苯塔中进行分离，得到乙苯和塔底物料。乙苯从塔顶分离处，其它重组分作为塔底物料从塔底输送至溶剂油塔进行分离。在本发明中，所述塔底物料在乙苯塔中分离时，塔顶压力为80～120KPa，塔底温度为205～220℃。具体实施例中，所述乙苯塔中分离时，塔顶压力为100～115KPa，塔底温度为210～215℃，乙苯塔回流量控制28～32t/h。

所述塔底物料进行分离，得到高沸点芳烃溶剂油和含二乙苯物料。所述塔底物料中乙苯0～20vol％，异丙苯5～25vol％，正丙苯5～25vol％，二乙苯30～80vol％，高沸物0～5vol％。所述塔底物料在溶剂油塔中进行分离；所述溶剂油塔为填料塔，填料为250规整填料；所述溶剂油塔的塔径为1000mm；填料总高度为30000mm，填料分为6段。所述溶剂油塔的处理量为1～10t/h。

所述溶剂油塔的塔底温度优选为195～215℃，此温度通过塔底再沸器的导热油量调整，塔底温度更优选为210～215℃；塔顶的压力优选为70～90KPa，更优选为80～90KPa。本发明在塔顶处设有回流单元，所述回流单元中包括回流罐和蒸汽发生器，通过控制回流罐压力调整塔顶压力；塔顶的温度优选为165～185℃，通过回流量和回流温度调整塔顶温度；塔顶的温度更优选为180～185℃。塔顶物料经回流单元中蒸汽发生器后温度为130～145℃；此温度通过蒸汽发生器的蒸汽产量调整。经蒸汽发生器的塔顶物料，即高沸点芳烃溶剂油，一部分回流至溶剂油塔中，剩余部分则采出外送；回流量和高沸点芳烃溶剂油的采出量的体积比为1:10～1:20，更优选为1:13～1:18；具体实施例中，回流量和高沸点芳烃溶剂油的采出量的体积比优选为1:15。

在本发明中，高沸点芳烃溶剂油的外送处设有在线分析仪；所述高沸点芳烃溶剂油中异丙苯10～50vol％，正丙苯10～50vol％，乙苯≤15vol％，二乙苯≤30vol％，高沸物≤0.1vol％。本发明通过控制高沸点芳烃溶剂油中乙苯含量≤15％，保证高沸点芳烃溶剂油初馏点；乙苯含量控制可通过提高乙苯塔底温度，减少乙苯塔乙苯含量控制；二乙苯含量≤30％，高沸点芳烃溶剂油的干点温度为176～178℃；高沸物含量控制0.1％以下，高沸物可通过增大回流量及降低塔底温度控制；高沸物含量高则会在烘烤型涂料中因在馏程中有尾渣，在成膜的后阶段，使涂膜粗糙爆皮，影响其性能，因此需要严格控制高沸物含量。高沸点芳烃溶剂油经过在线分析仪连续外送，若溶剂油馏程偏高则降低乙苯塔底温度提大乙苯塔回流量，从而提高乙苯塔底乙苯含量，降低溶剂油馏程，反之亦然。

溶剂油塔的塔底物料即含二乙苯物料，输送至二乙苯塔，二乙苯塔从塔顶分离出二乙苯可作为产品外卖，塔底高沸物则可进行调和柴油。二乙苯塔为负压塔，塔顶压力为-30Kpa～-50kpa，塔底温度为190～210℃；具体实施例中，塔顶压力为-45Kpa～-50kpa，塔底温度为200～210℃。

本工艺生产出的高沸点芳烃溶剂芳烃含量都在99％以上,具有良好的溶解性。不含有“三苯”刺激性气味较小，对环境友好。此产品具有适宜的馏程和挥发性，溶解力强，气味较低等特点，在油漆、油墨、农药、塑料等行业已得到广泛的应用，特别是烘烤型涂料，在成膜的后阶段发挥较高溶解力，使涂膜平整而少桔皮，由于馏程中没有残留的尾渣,因而不会长期留在漆膜中而影响其性能；其溴值低，不会影响涂料中树脂及活性颜料性能；其闪点极高,毒性低,使用安全。另外，在油漆、农药中的使用可以避免“三苯”对环境的危害。

本发明提供了一种高沸点芳烃溶剂油的生产装置，包括水洗塔，所述水洗塔上设有炼厂气体入口和水洗干气出口；

与所述水洗塔的水洗干气出口连接的反应器，所述反应器上设有苯入口和烃化产物出口；

与所述反应器的烃化产物出口连接的粗分塔，所述粗分塔上设有液相产物出口和烃化尾气出口；

与所述粗分塔的液相产物出口连接的苯塔，所述苯塔上设有苯出口和重组分出口；

与所述苯塔的重组分出口连接的乙苯塔，所述乙苯塔上设有乙苯出口和塔底物料出口；

与所述乙苯塔的塔底物料出口连接的溶剂油塔；

与所述溶剂油塔分别连接的二乙苯塔和高沸点芳烃溶剂油采出单元。

本发明优选在苯塔的顶部设有苯回流装置；所述苯回流装置包括与苯塔顶部的回流苯出口连接的蒸汽发生器、回流管和回流泵；经苯回流装置处理的苯经回流苯入口进入到苯塔。

本发明中所述高沸点芳烃溶剂油采出单元包括与所述溶剂油塔的塔顶物料出口连接的蒸汽发生器；

与所述蒸汽发生器连接的回流罐；

与所述回流罐连接的回流管和高沸点芳烃溶剂油外送管。

所述高沸点芳烃溶剂油外送管路上设有在线分析仪，对外送的高沸点芳烃溶剂油进行组分分析。

本发明对高沸点芳烃溶剂油进行质量指标参数的测试，结果见表1：

表1本发明提供的工艺指标的高沸点芳烃溶剂油的质量指标参数

为了进一步说明本发明，下面结合实施例对本发明提供的一种高沸点芳烃溶剂油的生产装置及其制备方法进行详细地描述，但不能将它们理解为对本发明保护范围的限定。

实施例1

炼厂干气量进乙苯装置量10t/h，炼厂干气中乙烯17.5vol％，丙烯1.2vol％，甲烷26vol％，乙烷15vol％，丙烷1.5vol％，氮气25vol％，氢气11vol％，一氧化碳1.5vol％，C3以上组分1.3vol％，进入水洗塔水洗，水洗塔补水1.5t/h，水洗水循环量25t/h，水洗后脱除碱性物质的干气进入反应器，干气分三股从侧面进入反应器，热苯(380℃)从反应器顶部进入，热苯量控制36～40t/h，在反应器中烷基化反应温度355～360℃，烃化反应产物进入粗分塔进行分离，烃化产物精馏分离的压力为0.55MPa，粗分塔中塔顶的温度为115～120℃，塔顶物料经过空冷冷却至45℃以下，此时苯液化变为液相留在回流罐中作为粗分塔回流使用，气相则为烃化尾气。烃化尾气为未反应的烷烃，烃化尾气可外送至燃气管网；粗分塔塔底液相则进入苯塔，苯塔压力控制1.5Mpa，苯塔塔底温度控制280℃，苯塔侧抽苯量30t/h。苯塔中分离的塔底物料即重组分进入乙苯塔中进行分离，得到乙苯和塔底物料。苯塔底物料进入乙苯塔，乙苯从塔顶分离处，其它重组分作为塔底物料从塔底输送至溶剂油塔进行分离。所述塔底物料在乙苯塔中分离时，塔顶压力为100～115KPa，塔底温度为210～215℃，乙苯塔回流量控制28～32t/h，塔顶将乙苯分离出，乙苯采出量为8t/h，塔底物料则进入溶剂油塔。溶剂油塔的塔底温度为210～215℃，塔顶的压力为80～90KPa，塔顶的温度为180～185℃，通过回流量和回流温度调整塔顶温度。塔顶物料经回流单元中蒸汽发生器后温度为135～145℃；此温度通过蒸汽发生器的蒸汽产量调整。经蒸汽发生器的塔顶物料，即高沸点芳烃溶剂油，一部分回流至溶剂油塔中，剩余部分则采出外送；回流量和高沸点芳烃溶剂油的采出量的体积比为1:15，此时溶剂油外送量为600～800kg/h。溶剂油塔的塔底物料送至二乙苯塔，二乙苯塔从塔顶分离出二乙苯，二乙苯量为400kg/h，塔底高沸物量为200kg/h。二乙苯塔为负压塔，塔顶压力为-45kpa～-50kpa，塔底温度为200～210℃。

本实施例对收集到的高沸点溶剂油随机抽取一个样品进行检测，结果为:高沸点溶剂油中异丙苯39.6％，正丙苯32.3％，乙苯12.5％，二乙苯12.8％，高沸物0.1％，其它组分2.7％。

高沸点溶剂油初馏点152℃，10％蒸发温度156℃，90％蒸发温度170℃，干点176℃，密度0.871g/cm³，芳烃含量98.6vol％，闪点44.5℃，符合指标要求。

高沸点溶剂油的收率为4～6％。

实施例2

炼厂干气量进乙苯装置量10t/h，炼厂干气中乙烯18.5vol％，丙烯0.7vol％，甲烷26vol％，乙烷15vol％，丙烷1.5vol％，氮气25vol％，氢气11vol％，一氧化碳1.5vol％，C3以上组分0.8vol％，进入水洗塔水洗，水洗塔补水1.5t/h，水洗水循环量25t/h，水洗后脱除碱性物质的干气进入反应器，干气分三股从侧面进入反应器，热苯(380℃)从反应器顶部进入，热苯量控制38～42t/h(干气中乙烯含量增加，相应提大循环苯量，保证烯烃充分反映)，在反应器中烷基化反应温度355～360℃，烃化反应产物进入粗分塔进行分离，烃化产物精馏分离的压力为0.55MPa，粗分塔中塔顶的温度为115～120℃，塔顶物料经过空冷冷却至45℃以下，此时苯液化变为液相留在回流罐中作为粗分塔回流使用，气相则为烃化尾气。烃化尾气为未反应的烷烃，烃化尾气可外送至燃气管网；粗分塔塔底液相则进入苯塔，苯塔压力控制1.5～1.6Mpa，苯塔塔底温度控制280～282℃(烷基化产物中乙苯增加，苯塔进料中乙苯增加，提高压力便于分离)，苯塔侧抽苯量28～30t/h。苯塔中分离的塔底物料即重组分进入乙苯塔中进行分离，得到乙苯和塔底物料。苯塔底物料进入乙苯塔，乙苯从塔顶分离处，其它重组分作为塔底物料从塔底输送至溶剂油塔进行分离。在本发明中，所述塔底物料在乙苯塔中分离时，塔顶压力为105～115KPa，塔底温度为205～210℃，乙苯塔回流量控制30～35t/h(此处适当降低乙苯塔底温度，增加乙苯塔底乙苯含量，从而降低高沸点芳烃溶剂油馏程)，塔顶将乙苯分离出，乙苯采出量为8t/h，塔底物料则进入溶剂油塔。溶剂油塔的塔底温度为210～215℃，塔顶的压力为80～90KPa，塔顶的温度为180～185℃，通过回流量和回流温度调整塔顶温度。塔顶物料经回流单元中蒸汽发生器后温度为135～145℃；此温度通过蒸汽发生器的蒸汽产量调整。经蒸汽发生器的塔顶物料，即高沸点芳烃溶剂油，一部分回流至溶剂油塔中，剩余部分则采出外送；回流量和高沸点芳烃溶剂油的采出量的体积比为1:15，此时溶剂油外送量为600～800kg/h。溶剂油塔的塔底物料送至二乙苯塔，二乙苯塔从塔顶分离出二乙苯，二乙苯量为400kg/h，塔底高沸物量为200kg/h。二乙苯塔为负压塔，塔顶压力为-45Kpa～-50kpa，塔底温度为200～210℃。

本实施例对收集到的高沸点溶剂油随机抽取一个样品进行检测，结果为:异丙苯36.5％，正丙苯33.5％，乙苯14.3％，二乙苯13.5％，高沸物0.03％，其它组分2.17％。

高沸点溶剂油的初馏点151.8℃，10％蒸发温度155.5℃，90％蒸发温度169.7℃，干点为175.5℃，密度为0.869g/cm³，芳烃含量98.9vol％，闪点为43.8℃，符合指标要求。

高沸点溶剂油的收率为3.5～5.5％。

由以上实施例可知，本发明提供了一种高沸点芳烃溶剂油的制备方法，包括以下步骤：将炼厂干气水洗，得到水洗干气；将所述水洗干气和苯烷基化反应，得到烃化产物；将所述烃化产物精馏分离，得到液相产物和烃化尾气；将所述液相产物精馏分离，得到苯和重组分；将所述重组分分离，得到乙苯和塔底物料；将所述塔底物料进行分离，得到高沸点芳烃溶剂油和含二乙苯物料；所述高沸点芳烃溶剂油中异丙苯10～50vol％，正丙苯10～50vol％，乙苯≤15vol％，二乙苯≤30vol％，高沸物≤0.1vol％。本发明提供的方法将炼厂干气依次进行水洗、和苯烷基化反应，再经多次分离，得到高沸点芳烃溶剂油和二乙苯。该工艺简单，且能将炼厂干气制备得到高沸点芳烃溶剂油，其质量指标符合SA-1000国家标准。

以上所述仅是本发明的优选实施方式，应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理的前提下，还可以做出若干改进和润饰，这些改进和润饰也应视为本发明的保护范围。