專利名稱：沸騰床渣油加氫裂化與催化裂化組合工藝方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種由劣質(zhì)渣油生產(chǎn)輕質(zhì)餾分油的工藝方法，特別是將沸騰床加氫裂 化和催化裂化工藝有機(jī)結(jié)合生產(chǎn)輕質(zhì)餾分油的組合工藝方法。
背景技術(shù)：
隨著全球經(jīng)濟(jì)的快速發(fā)展，輕質(zhì)、清潔燃料油需求的快速增長及原油品質(zhì)越來越 差，重組分含量越來越高，如何有效利用不可再生的石油資源，實現(xiàn)渣油最大限度的輕質(zhì) 化，生產(chǎn)高價值石油產(chǎn)品是當(dāng)前面臨的重要課題。渣油加工技術(shù)主要包括加氫和脫碳兩種工藝過程，其中脫碳工藝主要包括溶劑脫 浙青、焦化、重油催化裂化等，加氫工藝主要包括加氫處理、加氫精制、加氫裂化等。脫碳工 藝設(shè)備投資低，但液體產(chǎn)品收率低，性質(zhì)差。加氫工藝產(chǎn)品質(zhì)量較好，液體收率高，但由于使 用高壓反應(yīng)設(shè)備造成投資較高。目前比較成熟的渣油加氫技術(shù)為固定床渣油加氫，但該工 藝受到原料性質(zhì)的制約，對原料的金屬，殘?zhí)嫉戎笜?biāo)要求比較嚴(yán)格。而沸騰床渣油加氫工藝 原料適應(yīng)性廣，越來越受到人們的關(guān)注。面臨質(zhì)量越來越差的渣油原料，如何將脫碳工藝及 加氫過程有機(jī)結(jié)合，實現(xiàn)渣油最大轉(zhuǎn)化和資本投入最低是目前急需的技術(shù)。現(xiàn)有的加氫與 脫碳組合工藝，如固定床加氫或沸騰床加氫與催化裂化、溶劑脫浙青或焦化組合工藝通常 是將加氫尾油送入脫碳工藝過程，經(jīng)催化裂化或高溫焦化裂解生產(chǎn)輕質(zhì)油品，該組合工藝 只是根據(jù)裝置進(jìn)料要求進(jìn)行物料和工藝的合理匹配，未能充分發(fā)揮兩種技術(shù)的優(yōu)勢。US6447671公開了一種用于重渣油加氫轉(zhuǎn)化的組合工藝過程。具體過程為重渣 油原料與氫氣混合進(jìn)入沸騰床加氫裂化反應(yīng)區(qū)，加氫裂化反應(yīng)后物流經(jīng)分離裝置得到輕餾 分和重餾分，輕餾分進(jìn)入餾分油固定床加氫處理段或直接進(jìn)入蒸餾裝置進(jìn)行窄餾分切割； 重組分經(jīng)過濾系統(tǒng)除去催化劑固體殘渣后進(jìn)入重油固定床加氫反應(yīng)區(qū)；或者從沸騰床加氫 裂化反應(yīng)區(qū)流出的全部物流直接進(jìn)入過濾系統(tǒng)，分離出催化劑固體物質(zhì)后進(jìn)入重油固定床 加氫處理反應(yīng)區(qū)；反應(yīng)后的全部或部分物流進(jìn)入蒸餾裝置，切割出各輕餾分和重組分，其中 得到的重組分進(jìn)入催化裂化裝置或者循環(huán)回重油加氫處理或者加氫裂化反應(yīng)區(qū)。該組合工 藝過程只是根據(jù)裝置的進(jìn)料要求和反應(yīng)后的物流性質(zhì)進(jìn)行加工手段的合理匹配，未將各組 合工藝技術(shù)的特點充分發(fā)揮出來。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明的目的在于克服現(xiàn)有技術(shù)的不足，提供一種處理渣油原料的組合工藝，充 分發(fā)揮各個工藝的技術(shù)特點，使其成為一個有機(jī)的整體，能夠加工各種劣質(zhì)原料，最大量提 高輕質(zhì)油品的收率和質(zhì)量，同時降低總投資成本。本發(fā)明沸騰床渣油加氫裂化與催化裂化組合工藝方法包括如下步驟a、渣油原料與催化裂化再生后的高溫催化劑接觸換熱，然后經(jīng)分離裝置進(jìn)行油劑 分離；b、分離出的熱渣油原料與氫氣進(jìn)入沸騰床加氫裂化裝置，在沸騰床加氫裂化反應(yīng)條件下進(jìn)行加氫裂化反應(yīng)；反應(yīng)流出物經(jīng)分離裝置得到輕質(zhì)餾分油和加氫尾油；C、步驟b得到的部分或全部加氫尾油進(jìn)入催化裂化反應(yīng)器進(jìn)行催化裂化反應(yīng)；d、催化裂化反應(yīng)器排出的待再生催化劑進(jìn)入再生裝置，部分再生后的催化劑循環(huán) 回催化裂化反應(yīng)器進(jìn)行裂化反應(yīng)，部分再生后的催化劑與沸騰床裝置進(jìn)料混合，預(yù)熱沸騰 床裝置原料；e、步驟c得到的催化裂化反應(yīng)產(chǎn)物和沸騰床的輕質(zhì)餾分油經(jīng)蒸餾裝置得到汽油、 柴油餾分。步驟a中涉及的渣油原料包括原油蒸餾得到的殘渣油，特別是原料中金屬含量至 少為150μ g/g，殘?zhí)恐辽贋?5wt%的劣質(zhì)渣油。所述的分離裝置可以為離心分離裝置或過 濾裝置等，分離出的固體催化劑可以全部或部分循環(huán)回催化裂化再生器。所述的渣油原料 進(jìn)料溫度為200 360°C，渣油原料可以采用常規(guī)加熱或換熱的方式達(dá)到上述進(jìn)料溫度。為 了抑制原料油在固體物質(zhì)上的過度結(jié)焦，可以在渣油原料中混合適量的氫氣，其中混入氫 氣的體積占渣油原料體積的0. lv% 100v%，優(yōu)選為10v% 60v%。高溫再生催化劑與 渣油原料的重量比為2 20，優(yōu)選為5 15，控制預(yù)熱后的沸騰床裝置進(jìn)料溫度為320 550°C，優(yōu)選為420 480°C，換熱過程可以在接近常壓的狀態(tài)下進(jìn)行，通常為0 0. 5MPa。步驟b)中所述的沸騰床加氫催化劑為本領(lǐng)域常規(guī)的加氫處理催化劑，其中催化 劑的活性金屬可以為鎳、鈷、鉬或鎢中的一種或幾種。如催化劑組成以重量百分比計可以 包括鎳或鈷為 20% (按其氧化物來計算)，鉬或鎢為 30% (按其氧化物來 計算)，載體可以為氧化鋁、氧化硅、氧化鋁-氧化硅或氧化鈦中的一種或幾種。催化劑 的形狀呈擠出物或球形，堆密度為0.4 0.9g/cm3，顆粒直徑(球形直徑或條形直徑)為 0. 08 1. 2mm,比表面積為100 300m2/g。沸騰床加氫過程的操作條件一般為反應(yīng)壓 力6 30MPa，反應(yīng)溫度400 490°C，液時體積空速0. 1 5. Oh—1，氫油體積比(標(biāo)準(zhǔn)條件 下)200 2000。優(yōu)選為反應(yīng)壓力15 20MPa，反應(yīng)溫度420 470°C，液時體積空速0. 5 2. OtT1;氫油體積比(標(biāo)準(zhǔn)條件下)400 1000。所述的反應(yīng)產(chǎn)物分離裝置可以為高壓分離 器或閃蒸塔，輕質(zhì)餾分油和加氫尾油的分割溫度為350°C，輕質(zhì)餾分油包括汽油餾分和柴油 餾分。步驟c中所述的催化裂化裝置至少包括一個反應(yīng)器、一個再生器和一個分餾 塔。催化裂化工藝操作條件可以與現(xiàn)有操作條件相同，反應(yīng)條件一般為反應(yīng)溫度470 570°C、反應(yīng)時間1 5秒、劑油重量比3 10、再生溫度650 750°C。所采用的催化裂化 催化劑包括本領(lǐng)域常規(guī)的催化裂化催化劑，如硅鋁催化劑、硅鎂催化劑、酸處理的白土及分 子篩裂化催化劑，最好是分子篩裂化催化劑，其中分子篩可選自含或不含稀土的Y或HY分 子篩、含或不含稀土的超穩(wěn)Y型分子篩、ZSM-5系列分子篩、具有五元環(huán)結(jié)構(gòu)的高硅分子篩、 β分子篩或其混合物。采用分子篩裂化催化劑活性高，生焦少，汽油產(chǎn)率高、轉(zhuǎn)化率高。所 述的催化裂化裝置的反應(yīng)器可以是各種型式的催化裂化反應(yīng)器，最好是提升管反應(yīng)器。工 藝流程一般為催化裂化原料油從提升管反應(yīng)器底部注入，和來自再生器的新鮮再生高溫 催化劑接觸，裂化反應(yīng)生成的油氣和催化劑的混合物沿提升管反應(yīng)器向上移動，完成整個 原料油的催化裂化反應(yīng)。步驟d中所述的用于待再生催化裂化催化劑的再生裝置最好為兩段再生器。通過 控制每段再生裝置的主風(fēng)機(jī)鼓風(fēng)量來控制該段的再生溫度。待再生催化劑經(jīng)一段再生裝置
4燒碳后可以部分卸出用于預(yù)熱渣油床裝置原料，部分進(jìn)入二段再生裝置繼續(xù)燒碳為催化裂 化裝置提供再生催化劑，其中一段再生溫度為500 700°C，二段再生溫度為700 800°C。 用于預(yù)熱沸騰床裝置原料的再生催化劑量根據(jù)沸騰床裝置原料的量及溫度等條件可以簡 單計算得到。步驟e中所述的沸騰床加氫尾油經(jīng)催化裂化后可生產(chǎn)汽油餾分和柴油餾分，其中 汽油餾分是高辛烷值汽油的理想調(diào)合組分；柴油餾分可作為產(chǎn)品調(diào)合組分，或進(jìn)一步加氫 改質(zhì)。催化油漿可以循環(huán)到沸騰床反應(yīng)器進(jìn)行裂化反應(yīng)，也可以進(jìn)行其它處理。本發(fā)明的優(yōu)點是1、采用催化裂化再生后的高溫催化劑預(yù)熱沸騰床裝置進(jìn)料，可以減輕加熱爐熱負(fù) 荷或者取消加熱爐，由高溫催化裂化再生催化劑保證提供沸騰床加氫裂化所需的熱量供 應(yīng)，更重要的是避免了重質(zhì)原料在加熱爐中的結(jié)焦問題。2、采用高溫催化裂化再生催化劑與沸騰床劣質(zhì)原料接觸預(yù)熱，可以同時對渣油原 料進(jìn)行預(yù)處理，脫除部分浙青質(zhì)等結(jié)焦前身物，改善了沸騰床進(jìn)料性質(zhì)。3、將沸騰床加氫和催化裂化工藝組合，將加氫工藝和脫碳工藝有機(jī)結(jié)合在一起， 可以實現(xiàn)渣油的最大限度輕質(zhì)化，并且能生產(chǎn)高質(zhì)量的輕質(zhì)產(chǎn)品。4、該組合工藝同時具備了脫碳和加氫工藝的技術(shù)優(yōu)點，既保證了產(chǎn)品質(zhì)量又能降 低總投資成本。5、有效利用催化裂化系統(tǒng)的過剩熱量，減少能量消耗。
具體實施例方式下面對本發(fā)明所提供的方法進(jìn)一步說明。渣油原料經(jīng)換熱或加熱爐預(yù)熱到200 360°C后，與來自催化裂化的高溫再生催 化劑接觸換熱至320 550°C，優(yōu)選為420 480°C，然后進(jìn)入常規(guī)的分離裝置，如離心分 離器或過濾器等，分離出渣油中的固體催化裂化催化劑，換熱后的渣油原料與氫氣混合進(jìn) 入沸騰床反應(yīng)器進(jìn)行加氫裂化反應(yīng)，反應(yīng)物流經(jīng)分離裝置，得到< 350°C的輕質(zhì)餾分油和> 350°C的加氫尾油，其中加氫尾油全部或部分進(jìn)入催化裂化反應(yīng)器進(jìn)行裂化反應(yīng)，催化裂化 反應(yīng)后的待再生催化劑進(jìn)入再生裝置，它最好為兩段再生器。通過控制各段再生裝置的主 風(fēng)機(jī)鼓風(fēng)量來控制該段的再生溫度。待再生催化劑經(jīng)一段再生裝置燒碳后或在燒碳過程中 部分卸出用于預(yù)熱沸騰床裝置進(jìn)料，部分進(jìn)入二段再生裝置繼續(xù)燒碳為催化裂化裝置提供 再生催化劑，其中一段再生溫度為500 700°C，二段再生溫度為700 800°C。催化裂化 反應(yīng)后的液體產(chǎn)品物流與沸騰床加氫后經(jīng)分離裝置得到的< 350°C的輕質(zhì)餾分油混合進(jìn)入 分餾裝置，得到汽油餾分和柴油餾分。催化裂化裝置出來的催化油漿循環(huán)至沸騰床反應(yīng)器。為進(jìn)一步說明本發(fā)明諸要點，列舉以下實施例，但并不因此而限制本發(fā)明。試驗使用典型的劣質(zhì)渣油，其原料性質(zhì)見表1。由表1可知該原料具有金屬含 量高、殘?zhí)恐蹈吆土蚝扛叩奶攸c，其中金屬鎳和釩的含量為187 μ g/g，浙青質(zhì)含量超過 8wt%，殘?zhí)亢繛?0. 7wt%，是常規(guī)固定床渣油加氫工藝難以直接處理的劣質(zhì)渣油。實施例本實施例為采用沸騰床加氫裂化和兩段再生的催化裂化組合工藝進(jìn)行渣油加氫 的反應(yīng)過程。首先將加熱爐加熱到360°C的渣油原料與來自催化裂化一段再生器燒炭過程中排出的540°C再生催化劑接觸換熱至440°C，二者重量比例為1 3. 4，然后固液混合 物流進(jìn)入離心分離器分離出渣油中的固體催化劑，換熱后的渣油原料與氫氣混合進(jìn)入沸騰 床反應(yīng)器進(jìn)行加氫裂化反應(yīng)，反應(yīng)物流經(jīng)高壓高溫分離器，得到< 350°C的輕質(zhì)餾分油和> 350°C的加氫尾油，其中加氫尾油進(jìn)入催化裂化反應(yīng)器進(jìn)行裂化反應(yīng)，催化裂化反應(yīng)后的待 再生催化劑進(jìn)入兩段再生器，經(jīng)一段再生裝置燒碳過程中取出的部分催化劑從裝置卸出用 于預(yù)熱沸騰床裝置進(jìn)料，其余部分經(jīng)一段燒炭結(jié)束后，再生溫度達(dá)到650°C后排出，進(jìn)入二 段再生裝置繼續(xù)燒碳為催化裂化裝置提供再生催化劑，其中二段再生溫度為750°C。催化裂 化反應(yīng)后的產(chǎn)品物流與沸騰床加氫裂化后經(jīng)高溫高壓分離器得到的< 350°C的輕質(zhì)餾分油 混合進(jìn)入常壓蒸餾裝置，得到汽油餾分和柴油餾分。催化裂化裝置出來的催化油漿全部循 環(huán)至沸騰床反應(yīng)器。試驗過程使用的沸騰床加氫催化劑為微球形的以氧化鋁為載體的鉬_鎳催化劑， 其中催化劑中含臨03為15wt%，含NiO為4wt%。催化劑的堆密度為0. 75g/cm3，表面積為 240m2/g，催化劑顆粒平均直徑為0. 6mm。催化裂化試驗在提升管催化裂化裝置上進(jìn)行，采用循環(huán)反應(yīng)_再生工作模式。催 化裂化催化劑為長嶺煉油化工有限責(zé)任公司催化劑廠生產(chǎn)的CHV-I催化劑。表1 原料性質(zhì)
權(quán)利要求
一種沸騰床渣油加氫裂化與催化裂化組合工藝方法，包括如下步驟a、渣油原料與催化裂化再生后的高溫催化劑接觸換熱，然后經(jīng)分離裝置進(jìn)行油劑分離；b、分離出的熱渣油原料與氫氣進(jìn)入沸騰床加氫裂化裝置，在沸騰床加氫裂化反應(yīng)條件下進(jìn)行加氫裂化反應(yīng)；反應(yīng)流出物經(jīng)分離裝置得到輕質(zhì)餾分油和加氫尾油；c、步驟b得到的部分或全部加氫尾油進(jìn)入催化裂化反應(yīng)器進(jìn)行催化裂化反應(yīng)；d、催化裂化反應(yīng)器排出的待再生催化劑進(jìn)入再生裝置，部分再生后的催化劑循環(huán)回催化裂化反應(yīng)器進(jìn)行裂化反應(yīng)，部分再生后的催化劑與沸騰床裝置進(jìn)料混合，預(yù)熱沸騰床裝置原料；e、步驟c得到的催化裂化反應(yīng)產(chǎn)物和沸騰床的輕質(zhì)餾分油經(jīng)蒸餾裝置得到汽油、柴油餾分。
2.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于步驟a中涉及的渣油原料包括原油蒸餾 得到的殘渣油，所述的分離裝置可以為離心分離裝置或過濾裝置，分離出的固體催化劑可 以全部或部分循環(huán)回催化裂化再生器。
3.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于步驟a中渣油原料進(jìn)料溫度為200 360°C，高溫再生催化裂化催化劑與渣油原料的重量比為2 20，控制預(yù)熱后的沸騰床裝置 進(jìn)料溫度為320 550°C。
4.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于步驟a中在渣油原料中混合適量的氫氣， 混入氫氣的體積占渣油原料體積的0. lv% 100v%。
5.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于步驟a中高溫再生催化裂化催化劑與渣 油原料的重量比為5 15，控制預(yù)熱后的沸騰床裝置進(jìn)料溫度為420 480°C。
6.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于步驟b所述的沸騰床加氫催化劑的活性 金屬為鎳、鈷、鉬或鎢中的一種或幾種，催化劑組成以重量百分比計包括按氧化物計鎳或 鈷為 20%，按氧化物計鉬或鎢為 30%。
7.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于步驟b所沸騰床加氫過程的操作條件為 反應(yīng)壓力6 30MPa，反應(yīng)溫度400 490°C，液時體積空速0. 1 5. Oh—1，氫油體積比200 2000。
8.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于步驟c中所述的催化裂化裝置至少包括 一個反應(yīng)器、一個再生器和一個分餾塔；催化裂化工藝操作條件為反應(yīng)溫度470 570°C、 反應(yīng)時間1 5秒、劑油重量比3 10、再生溫度650 750°C。
9.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于步驟d中所述的用于待再生催化裂化催 化劑的再生裝置為兩段再生器，待再生催化劑經(jīng)一段再生裝置燒碳后部分卸出用于預(yù)熱沸 騰床裝置原料，部分進(jìn)入二段再生裝置繼續(xù)燒碳為催化裂化裝置提供再生催化劑，其中一 段再生溫度為500 700°C，二段再生溫度為700 800°C。
10.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于步驟e中所述的沸騰床加氫尾油經(jīng)催化 裂化后生產(chǎn)汽油餾分和柴油餾分，催化油漿循環(huán)到沸騰床反應(yīng)器進(jìn)行裂化反應(yīng)。
全文摘要
本發(fā)明公開了一種沸騰床渣油加氫裂化與催化裂化組合工藝方法。該方法包括如下步驟渣油原料與來自催化裂化再生器的高溫再生催化劑換熱后進(jìn)入沸騰床渣油加氫裝置進(jìn)行加氫裂化反應(yīng)，全部或部分的沸騰床加氫裂化尾油進(jìn)入催化裂化裝置發(fā)生裂解反應(yīng)，得到汽油餾分和柴油餾分，催化裂化催化劑經(jīng)再生后，部分再生催化劑循環(huán)回催化裂化裝置，部分再生催化劑用于預(yù)熱沸騰床渣油進(jìn)料至反應(yīng)溫度。該組合工藝將沸騰床加氫裂化和催化裂化的工藝特點有機(jī)結(jié)合在一起，充分發(fā)揮各自的優(yōu)勢，利用高溫再生催化裂化催化劑預(yù)熱沸騰床裝置進(jìn)料，節(jié)約能源，同時減少加熱爐的熱負(fù)荷。
文檔編號C10G69/04GK101942339SQ20091001250
公開日2011年1月12日 申請日期2009年7月9日 優(yōu)先權(quán)日2009年7月9日
發(fā)明者季洪海, 胡長祿, 蔣立敬, 賈麗 申請人:中國石油化工股份有限公司撫順石油化工研究院