本發明屬于石油化工
技術領域：
，具體涉及一種以石腦油、穩定輕烴、凝析油和液化石油氣為原料的輕烴生產方法。
背景技術：
：隨著國內汽車保有量的持續上升和即將施行的國Ⅴ車用汽油標準。我國對車用油品的數量和質量都在逐漸提高，而我們國家是一個原油比較貧瘠的國家，一半以上需求量都依賴進口解決。在煉廠中生產的石腦油和液化氣，在油田、氣田中伴生的凝析油和穩定輕烴，由于雜質含量高、辛烷值低等缺點，不能直接作為汽油調和組分進入車用油品中。因此，加強對已有資源的充分利用成為當前形勢的一種有限途徑。國內芳構化生產裝置，大都以石腦油、碳四烯烴等為原料。在芳構化催化劑中進行裂解、齊聚、環化、脫氫等復雜的芳構化反應過程，最終才能生成芳烴。而傳統的芳構化工藝僅反應烯烴，不僅產品收率低，并且產品質量不高。公司于2013年引入CN1586721A(一種碳四液化石油氣芳構化的催化劑及其制備方法)的碳四烷烴芳構化技術生產輕烴，然工業生產后液體收率(20％左右)只有設計的一半，能耗偏高，對原料雜質含量要求高(例如：總硫<10ppm)。技術實現要素：本發明的目的在于：針對現有技術中存在的問題，提供一種以石腦油、穩定輕烴、凝析油和液化石油氣為原料的輕烴生產方法，拓寬原料及要求、產品收率高，且質量高、能耗降低。為了實現上述目的，本發明采用的技術方案為：一種輕烴生產方法，原料從原料儲罐泵送至烷烴反應器中，與來自脫丙烷塔塔底的C4混合，芳構化反應后進入反應油氣分離罐進行初步分離，分離后氣相和液相進入吸收解析塔，吸收解析塔塔頂出干氣，吸收解析塔的塔底物料進入穩定塔，穩定塔塔頂物料進入脫丙烷塔，脫出丙烷，脫丙烷塔塔底C4返回所述的烷烴反應器中，穩定塔塔底物料進入輕重分離塔，分出輕烴和重烴。優選地，含有定量雜質的原料與來自脫丙烷塔底的液化氣混合后經烷烴反應進料換熱器預熱后進入加熱爐，加熱到反應溫度后進入烷烴反應器，反應溫度為350-450℃，反應壓力為1.0-1.5MPa、空速0.5-0.7h-1，烷烴反應器產出的反應油氣經輕重分離塔再沸器、烷烴反應進料換熱器、脫丙烷塔輔助再沸器換熱至105℃進入反應油氣一、二級分離罐進行氣液分離，再經過吸收解析和精餾過程得到產品輕烴和副產品。優選地，脫除干氣后的吸收解析塔底物料進入穩定塔，穩定塔頂為液化氣，部分返回烷烴反應器，部分作為產品去液化氣罐儲存；穩定塔底為輕烴，溫度為170℃，經過帶有扁平管的高效換熱裝置，加熱吸收解析塔底物料，再經冷卻換熱器冷卻到40℃以下后經泵送至輕烴儲罐。優選地，在催化劑結焦后進行催化劑再生時，吸收解析塔塔頂出的干氣接入干氣置換催化劑再生油氣系統進行干氣置換油氣；具體包括，吸收解析塔塔頂的干氣進入干氣緩沖罐，然后再送至干氣壓縮機中進行壓縮，然后送入催化劑再生反應器及油氣冷卻器中，然后再送入油氣回收罐中，油氣回收罐出的氣相部分再返回至吸收解析塔中，油氣回收罐出的液相部分直接送入穩定塔中；通過干氣置換后，再進行氮氣置換，最后進行催化劑再生操作。優選地，所述的原料為石腦油、穩定輕烴、凝析油和液化石油氣其中的一種。由于采用了上述技術方案，本發明的有益效果是：1.與傳統的芳構化工藝僅反應烯烴相比，可以將含有一定量雜質的石腦油、凝析油和穩定輕烴等轉化為高質量、低硫的輕烴，輕烴收率較碳四烷烴芳構化大幅提高。2.分離方法并采用了全新的取換熱流程，可回收大部分余熱，降低能耗。3.與現有煉化裝置相容性強，副產物丙烷、液化氣主要成分為碳三、碳四烷烴，是蒸汽裂解制乙烯裝置的優質輕烴原料，可以達到較高的雙烯收率。4.環保性能好，廢水、廢氣產率極少，環保性好。附圖說明圖1是本發明的以石腦油等為原料的輕烴生產方法流程圖。具體實施方式參照圖1，本發明的一種以石腦油、穩定輕烴、凝析油和液化石油氣為原料的輕烴生產方法，原料從原料儲罐泵送至烷烴反應器中，與來自脫丙烷塔塔底的C4混合，質量混合比為2:1-4:1，芳構化反應后進入反應油氣分離罐進行初步分離，分離后氣相和液相進入吸收解析塔，吸收解析塔塔頂出干氣，吸收解析塔的塔底物料進入穩定塔，穩定塔塔頂物料進入脫丙烷塔，脫出丙烷，脫丙烷塔塔底C4返回所述的烷烴反應器中，穩定塔塔底物料進入輕重分離塔，分出輕烴和重烴。在烷烴反應器生產過程中，催化劑表面在生產過程中會不斷產生結焦物，從而影響生產收率，這時就需要切換(或停止)反應器生產，進行催化劑再生操作；每次催化劑再生前均進行油氣置換操作，因此在催化劑結焦后進行催化劑再生時，吸收解析塔塔頂出的干氣接入干氣置換催化劑再生油氣系統進行干氣置換油氣。具體包括，吸收解析塔塔頂的干氣進入干氣緩沖罐，然后再送至干氣壓縮機中進行壓縮，然后送入催化劑反應器及油氣冷卻器中，然后再送入油氣回收罐中，油氣回收罐出的氣相部分再返回至吸收解析塔中，油氣回收罐出的液相部分直接送入穩定塔中；通過干氣置換后，再進行氮氣置換，最后進行催化劑再生操作。利用吸收解析塔自產的干氣，完成對催化劑再生系統中的油氣置換，通過干氣置換后，再進行氮氣置換，能夠有效減少油氣損失。石腦油原料與來自脫丙烷塔底的液化氣混合后經烷烴反應進料換熱器預熱后進入加熱爐，加熱到反應溫度350-450℃后物料進入烷烴反應器，烷烴反應器產出的反應油氣經輕重分離塔再沸器、烷烴反應進料換熱器、脫丙烷塔輔助再沸器換熱至105℃進入反應油氣一級分離罐進行氣液分離。反應油氣進入一級分離罐后進行初步氣液分離，氣相部分經烷烴反應水冷器冷卻至40℃進入反應油氣二級分離罐再進行氣液分離，其中氣相送入吸收解析塔的34層；二級分離罐罐底液相分別由反應液泵送至吸收解析塔的34層。由部分穩定塔底液作為吸收劑經吸收劑泵升壓、穩定塔進料換熱器換熱、吸收液水冷器冷卻后送至吸收解析塔頂，塔頂解析出的干氣在不進行催化劑再生時直接去燃料氣緩沖罐作為加熱爐燃料；塔底由穩定塔底物料換熱設備或者吸收解析塔輔助再沸器(輕烴分離塔頂液作為熱源)加熱，塔底液經自壓或吸收解析塔底泵送至穩定塔的23層。穩定塔底液由加熱爐進行加熱，穩定塔加熱爐循環泵實現循環。塔頂蒸汽經穩定塔水冷器冷卻進入穩定塔回流罐，一部分作為回流由穩定塔回流泵返回塔頂，一部分由丙烷塔進料泵送至脫丙烷塔；塔底液一部分作為吸收劑進入吸收解析塔，一部分自壓去輕重分離塔。脫丙烷塔底液由反應油氣加熱，塔頂蒸汽經脫丙烷塔水冷器冷卻至40℃進入脫丙烷塔回流罐，一部分作為回流經脫丙烷塔回流泵返回塔頂，一部分丙烷產品送至罐區；塔底部分物料返回烷烴反應器繼續反應，部分作為液化氣產品出裝置。輕重分離塔底由反應油氣加熱，塔頂蒸汽經吸收解析塔輔助再沸器、輕重分離塔水冷器冷卻至40℃進輕烴分離回流罐，部分經輕重分離塔回流泵返回重烴分離塔，一部分作為產品去罐區；塔底重組分經重組分出料泵、重組分水冷器出裝置。實施例1：根據上述方法制備輕烴的原料以及產品的物料平衡：以石腦油作為原料，反應溫度為394-402℃，反應壓力為1.18-1.21MPa，空速為0.61h-1，石腦油處理量為18t/h,返回液化氣量為5t/h。實施后物料平衡見表1，原料與產品輕烴質量比較見表2。表1實施例1物料平衡表2實施例1原料與產品質量對比項目石腦油(原料)輕烴(產品)辛烷值RON5482餾程/℃32～17838～203硫含量(ppm)1262.16密度/kg.m-3683708芳烴含量(％)2.123.1實施例2：根據上述方法制備輕烴的原料以及產品的物料平衡：以石腦油作為原料，反應溫度為399-415℃，反應壓力為1.20～1.28MPa，空速為0.687h-1，石腦油處理量為20t/h,返回液化氣量為5.8t/h。實施后物料平衡見表3，原料與產品輕烴質量比較見表4。表3實施例2物料平衡表4實施例2原料與產品質量對比項目石腦油(原料)輕烴(產品)辛烷值RON5281餾程/℃35～16737～198硫含量(ppm)1022.06密度/kg.m-3662702芳烴含量(％)1.0120.3實施例3：根據上述方法制備輕烴的原料以及產品的物料平衡：以凝析油作為原料，凝析油中含有40％以上的C4以下組分，其余組分為C5以上烷烴。反應溫度為399-415℃，反應壓力為1.20～1.28MPa，空速為0.687h-1，凝析油處理量為16t/h,返回液化氣量為8t/h。實施后物料平衡見表5，原料與產品輕烴質量比較見表6。表5實施例3物料平衡表6實施例3原料與產品質量對比項目凝析油(原料)輕烴(產品)辛烷值RON55(液相)80餾程/℃～16339～210硫含量(ppm)2264.03密度/kg.m-3689(液相)719實施例4：根據上述方法制備輕烴的原料以及產品的物料平衡：以穩定輕烴作為原料，反應溫度為376-432℃，反應壓力為1.15～1.23MPa，空速為0.639h-1，穩定輕烴處理量為18t/h,返回液化氣量為6t/h。實施后物料平衡見表7，原料與產品輕烴質量比較見表8。表7實施例4物料平衡表8實施例4原料與產品質量對比項目穩定輕烴(原料)輕烴(產品)辛烷值RON5384餾程/℃35～17337～204硫含量(ppm)1522.56密度/kg.m-3682718芳烴含量(％)3.0524.5當前第1頁1 2 3