本發(fā)明涉及一種重油輕質(zhì)化方法，具體地說是將加氫處理和催化裂化有機(jī)組合，以重油為原料主要生產(chǎn)汽油產(chǎn)品的工藝方法。
背景技術(shù)：
隨著原油日益變重、變劣，越來越多的渣油需要加工處理，渣油一般指原油或其它來源的烴類物料，經(jīng)過減壓蒸餾脫除汽油餾分、柴油餾分、減壓餾分油等餾分之后的剩余部分，一般具有沸點高、雜質(zhì)含量多等特點，是煉油工業(yè)中最難加工的原料。渣油的加工處理不但是要將其裂化為低沸點的產(chǎn)物，如石腦油、中間餾分油及減壓瓦斯油等，而且還要提高它們的氫碳比，這就需要通過脫碳或加氫的方法來實現(xiàn)。其中脫碳工藝包括焦化、溶劑脫瀝青、重油催化裂化等；加氫包括加氫裂化、加氫精制等。加氫法即能加氫轉(zhuǎn)化渣油，提高液體產(chǎn)品的產(chǎn)率，而且還能脫除其中的雜原子，產(chǎn)品質(zhì)量還好。但加氫法為催化加工工藝，存在加氫催化劑失活問題，尤其加工劣質(zhì)、重質(zhì)烴類原料時，催化劑失活問題更加嚴(yán)重。目前，為了降低重質(zhì)、劣質(zhì)渣油加工的成本，增加煉油企業(yè)利潤，加工重質(zhì)、劣質(zhì)渣油的工藝目前仍以脫碳工藝為主，但其產(chǎn)品質(zhì)量差，需要進(jìn)行后處理才能利用，其中脫瀝青油和焦化蠟油餾分尤其需要進(jìn)行加氫處理，才能繼續(xù)使用催化裂化或加氫裂化等輕質(zhì)化裝置進(jìn)行加工，因此，各煉油企業(yè)均另建有脫瀝青油和焦化蠟油的加氫處理裝置。
渣油加氫處理技術(shù)的渣油裂化率較低，主要目的是為下游原料輕質(zhì)化裝置如催化裂化或焦化等裝置提供原料。通過加氫處理，使劣質(zhì)渣油中的硫、氮、金屬等雜質(zhì)含量及殘?zhí)恐得黠@降低，從而獲得下游輕質(zhì)化裝置能夠接受的進(jìn)料，尤其是催化裂化裝置，因此目前渣油加氫改質(zhì)工藝技術(shù)中以渣油固定床加氫處理與催化裂化組合技術(shù)為主流技術(shù)。
現(xiàn)有的渣油加氫處理與催化裂化組合工藝，首先是將渣油進(jìn)行加氫處理，加氫生成油分離出石腦油和柴油餾分，加氫尾油作為重油催化裂化進(jìn)料，進(jìn)行催化裂化反應(yīng)，產(chǎn)物為干氣、液化氣、汽油、柴油和焦炭，回?zé)捰瓦M(jìn)行催化回?zé)捇蚺c循環(huán)回渣油加氫裝置與渣油加氫處理原料混合進(jìn)行加氫處理，催化油漿外甩或部分催化回?zé)捇蜓h(huán)回渣油加氫裝置。
usp4,565,620、us4,713,221等公開了在常規(guī)的渣油加氫和催化裂化聯(lián)合的基礎(chǔ)上，來自重油催化裂化裝置和蠟油催化裂化裝置的回?zé)捰团c來自常減壓裝置的減壓渣油合并送進(jìn)渣油加氫裝置加工，從渣油加氫裝置產(chǎn)品分餾系統(tǒng)得到的加氫尾油送出裝置作為下游重油催化裂化裝置（和蠟油催化裂化裝置）進(jìn)料。但是催化裂化油漿沒有得到有效利用，該方法對降低焦炭產(chǎn)率、提高產(chǎn)品收率有限。
cn1119397c公開了一種渣油加氫處理－催化裂化組合工藝方法，該方法中，渣油和澄清油一起進(jìn)入渣油加氫裝置，在氫氣和加氫催化劑存在下進(jìn)行反應(yīng)，重循環(huán)油在催化裂化裝置內(nèi)部進(jìn)行循環(huán)；反應(yīng)所得的油漿經(jīng)分離器分離得到澄清油，返回至加氫裝置。但油漿進(jìn)入渣油加氫處理裝置，油漿中的易生焦物將會增加加氫催化劑的積炭，降低了加氫催化劑的加氫活性和操作周期，且重循環(huán)油是在催化裂化裝置內(nèi)部。因此，此方法對降低焦炭產(chǎn)率、提高產(chǎn)品質(zhì)量是有限的。
cn1382776a公開了一種渣油加氫處理與重油催化裂化聯(lián)合的方法，該方法將渣油在加氫處理裝置進(jìn)行加氫反應(yīng)，分離反應(yīng)產(chǎn)物得到氣體，加氫石腦油、加氫柴油和加氫渣油。所得的加氫渣油與任選的減壓瓦斯油一起進(jìn)入催化裂化裝置進(jìn)行裂化反應(yīng)，催化裂化的重循環(huán)油返回加氫處理裝置，蒸餾油漿得到的蒸出物返回加氫處理裝置。該方法將兩個裝置有機(jī)地聯(lián)合起來，能將渣油、重循環(huán)油和油漿轉(zhuǎn)化為輕質(zhì)油品。
cn101210200a中公開了一種渣油加氫處理與催化裂化組合工藝方法。該工藝方法中，渣油、脫除固體雜質(zhì)的催化裂化重循環(huán)油、任選的餾分油和任選的催化裂化油漿的蒸出物一起進(jìn)入渣油加氫處理裝置，所得的加氫渣油和任選的減壓瓦斯油一起進(jìn)入催化裂化裝置，得到各種產(chǎn)品；將脫除固體雜質(zhì)的催化裂化重循環(huán)油循環(huán)至渣油加氫處理裝置；將催化裂化油漿進(jìn)行蒸餾分離，而催化裂化油漿的蒸出物可循環(huán)至渣油加氫處理裝置。但上述方法在加氫處理和催化裂化過程中均設(shè)置分餾系統(tǒng)，增加了投資費(fèi)用；由于過程換熱，熱能損失較多。
現(xiàn)有固定床渣油加氫處理裝置渣油裂化率較低，加氫生成油進(jìn)入產(chǎn)品分餾系統(tǒng)獲得主要目的產(chǎn)品加氫尾油，并副產(chǎn)1m%～2m%加氫石腦油和5m%～8m%柴油餾分。渣油加氫裝置副產(chǎn)柴油餾分硫含量通常160～330mg/g，20℃密度0.8312～0.8682g/cm3左右，t50餾出點溫度為268～305℃，十六烷值為45.0～52.7之間，不能滿足國iv和國v車用柴油質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)要求，因此若作為國iv和國v清潔車用柴油調(diào)合組分使用時，也仍需要對其進(jìn)行深度加氫處理。但該柴油餾分是經(jīng)過高壓加氫得到的，其殘留硫化物主要為4,6-二甲基二苯并噻吩類含硫化合物，脫除難度很大。另外，該柴油餾分通常情況下鏈烷烴含量較低，即使再經(jīng)過深度加氫精制，其十六烷值提高幅度也很有限，仍不能很好滿足高質(zhì)量車用柴油產(chǎn)品質(zhì)量指標(biāo)要求。因此采用目前的工藝處理渣油，不能生產(chǎn)性能滿足要求的產(chǎn)品，迫切需要對現(xiàn)有工藝進(jìn)行改進(jìn)。
技術(shù)實現(xiàn)要素：
針對現(xiàn)有技術(shù)的不足，本發(fā)明提供一種重油加氫處理和催化裂化組合工藝，本發(fā)明組合工藝可以最大量生產(chǎn)高附加值產(chǎn)品，可大幅降低加氫裝置整體能耗，而且不必對現(xiàn)有裝置進(jìn)行大幅改動。
本發(fā)明提供一種重油加氫處理和催化裂化組合工藝，所述組合工藝包括如下內(nèi)容：
（1）原料油和氫氣混合后進(jìn)入加氫處理裝置，在加氫催化劑作用下發(fā)生加氫反應(yīng)；
（2）步驟（1）所得加氫反應(yīng)流出物經(jīng)換熱后進(jìn)入分離單元進(jìn)行氣液分離，得到熱低分油和冷低分油；
（3）步驟（2）得到的熱低分油和冷低分油分別經(jīng)不同進(jìn)料口直接進(jìn)入分餾塔，分離得到輕質(zhì)催化裂化原料和重質(zhì)催化裂化原料；
（4）步驟（3）得到的輕質(zhì)催化裂化原料和重質(zhì)催化裂化原料單獨(dú)或混合后進(jìn)入催化裂化裝置進(jìn)行催化裂化反應(yīng)，反應(yīng)產(chǎn)物進(jìn)入催化裂化產(chǎn)物分離系統(tǒng)。
本發(fā)明工藝中，步驟（2）所述分離單元包括熱高壓分離器、熱低壓分離器、冷高壓分離器和冷低壓分離器，來自加氫處理裝置的加氫反應(yīng)流出物經(jīng)換熱后首先進(jìn)入熱高壓分離器，分離得到熱高分氣和熱高分油，所述熱高壓分離器分離得到的熱高分油進(jìn)入熱低壓分離器經(jīng)氣液分離后得到熱低分氣和熱低分油，熱高分氣經(jīng)換熱后進(jìn)入冷高壓分離器，在冷高壓分離器內(nèi)分離得到的冷高分油進(jìn)入冷低壓分離器，在冷低壓分離器內(nèi)分離得到冷低分油和冷低分氣。所述熱低壓分離器分離得到的熱低分氣可以進(jìn)入分餾塔，也可以經(jīng)換熱降溫后與冷高分油混合進(jìn)入冷低壓分離器。各分離器的操作條件均可以按本領(lǐng)域常規(guī)知識設(shè)計確定。通常來說，熱高壓分離器操作條件為溫度為200～400℃，壓力與反應(yīng)壓力等級一致（不計物料流動產(chǎn)生的壓力損失，下同），一般為10～20mpa；冷高壓分離器操作條件為溫度為30～65℃，壓力與反應(yīng)壓力等級一致，一般為10～20mpa；熱低壓分離器操作條件為溫度為200～400℃，壓力為0.1～2.0mpa；冷低壓分離器操作條件為溫度為30～65℃，壓力為0.1～2.0mpa。
本發(fā)明工藝中，所述分餾塔分別設(shè)置冷低分油進(jìn)料口和熱低分油進(jìn)料口，同時設(shè)置輕質(zhì)催化裂化原料出料口和重質(zhì)催化裂化原料出料口，冷低分油進(jìn)料口的位置高于熱低分油進(jìn)料口的位置，冷低分油進(jìn)料口與熱低分油進(jìn)料口之間設(shè)置有輕質(zhì)催化裂化原料出料口，所述熱低分油進(jìn)料口位置高于重質(zhì)催化裂化原料出料口位置。所述冷低分油進(jìn)料口位于分餾塔從上至下次序的第1～20塊理論板之間。輕質(zhì)催化裂化原料出料口位于冷低分油進(jìn)料口下部，所述冷低分油進(jìn)料口與輕質(zhì)催化裂化原料出料口之間設(shè)置0.5～20塊理論板，優(yōu)選1～18塊理論板。所述熱低分油進(jìn)料口與輕質(zhì)催化裂化原料出料口之間設(shè)置0.5～20塊理論板，優(yōu)選1～18塊理論板，重質(zhì)催化裂化原料出料口與熱低分油進(jìn)料口之間設(shè)置0.5～20塊理論板，優(yōu)選1～18塊理論板。所述分餾塔根據(jù)需要還可以設(shè)置汽提氣入口和氣體出口，所述汽提氣入口和氣體出口分別設(shè)置于分餾塔的底部和頂部。
本發(fā)明工藝中，所述分餾塔可以采用板式塔、填料塔或本領(lǐng)域其他形式的分餾設(shè)備，對于本領(lǐng)域技術(shù)人員來說，根據(jù)給出的分餾塔的理論板數(shù)，可以根據(jù)塔板效率或者填料的等板高度進(jìn)行換算得出所述實際塔板數(shù)或者填料高度。
本發(fā)明工藝中，所述輕質(zhì)催化裂化原料主要為冷低分油中的較重組分，還包括了熱低分油中的相對較輕的組分，輕質(zhì)催化裂化原料20℃的密度為0.810～0.880g/cm3，初餾出點溫度為50～200℃，t50餾出點溫度為100～350℃，終餾出點溫度為300～500℃。
本發(fā)明工藝中，輕質(zhì)催化裂化原料和重質(zhì)催化裂化原料可以單獨(dú)或混合后進(jìn)入催化裂化裝置進(jìn)行催化裂化反應(yīng)。當(dāng)所述催化裂化裝置為單提升管反應(yīng)器時，輕質(zhì)催化裂化原料和重質(zhì)催化裂化原料可以在不同位置進(jìn)料，如輕質(zhì)催化裂化原料在提升管底部進(jìn)料口進(jìn)入，與催化裂化催化劑接觸反應(yīng)，裂解為高附加值產(chǎn)品，重質(zhì)催化裂化原料在輕質(zhì)催化裂化原料進(jìn)料口上部進(jìn)入。當(dāng)所述催化裂化裝置為雙提升管反應(yīng)器時，輕質(zhì)催化裂化原料分和重質(zhì)催化裂化原料可以進(jìn)入不同的提升管反應(yīng)器進(jìn)行裂解反應(yīng)。
本發(fā)明工藝中，步驟（3）中反應(yīng)產(chǎn)物進(jìn)入催化裂化產(chǎn)物分離系統(tǒng)分離得到干氣、液化氣、催化裂化汽油餾分、催化裂化柴油餾分、催化裂化循環(huán)油和催化裂化油漿，所述催化裂化柴油餾分的部分或全部循環(huán)回加氫裝置，催化裂化循環(huán)油循環(huán)回催化裂化裝置進(jìn)行催化裂化反應(yīng)。
本發(fā)明工藝中，所述分餾塔可以取消加熱爐，這樣既可以節(jié)省設(shè)備投資和占地，也可以降低能耗。分餾塔蒸汽可以設(shè)置也可以取消。
本發(fā)明工藝中，所述原料油包括常壓渣油、減壓渣油、直餾蠟油、焦化蠟油、脫瀝青油、溶劑抽出油、乙烯裂解焦油、頁巖油、煤焦油、生物質(zhì)高溫?zé)崃呀饨褂汀又参镉椭械囊环N或幾種。
本發(fā)明工藝中，加氫處理裝置可以根據(jù)加工處理規(guī)模的需要設(shè)置適宜數(shù)量的加氫反應(yīng)器，加氫反應(yīng)器至少設(shè)置一個，也可以設(shè)置2～6個。重油原料加氫處理一般需要較低的空速，設(shè)置多個加氫反應(yīng)器，可以解決超大規(guī)模加氫反應(yīng)器加工困難的問題。設(shè)置多個加氫反應(yīng)器時，進(jìn)入加氫裝置的催化裂化柴油餾分可以從任一加氫反應(yīng)器進(jìn)入加氫裝置，也可以按適宜的比例分別進(jìn)入不同的加氫反應(yīng)器。具體可以由本領(lǐng)域技術(shù)人員按常規(guī)知識或進(jìn)行簡單實驗確定。
重油加氫處理技術(shù)可以是任何適用于本發(fā)明的技術(shù)，如固定床重油加氫處理技術(shù)、懸浮床重油加氫處理技術(shù)、沸騰床重油加氫處理技術(shù)、移動床重油加氫處理技術(shù)等。目前通常使用的是固定床重油加氫處理技術(shù)和沸騰床重油加氫處理技術(shù)。以目前工業(yè)上最成熟的固定床重油加氫處理技術(shù)為例，采用的重油加氫處理催化劑是指具有加氫脫金屬、加氫脫硫、加氫脫氮和加氫裂化等功能的單一催化劑或組合催化劑。這些催化劑一般都是以多孔耐熔無機(jī)氧化物如氧化鋁為載體，第vib族和/或viii族金屬如w、mo、co、ni等的氧化物為活性組分，選擇性地加入其它各種助劑如p、si、f、b等元素的催化劑，例如由中國石油化工股份有限公司催化劑分公司生產(chǎn)的cen、fzc、ztn、zts系列加氫催化劑，由齊魯石化公司生產(chǎn)的ztn、zts系列催化劑等。目前在固定床重油加氫技術(shù)中，經(jīng)常是多種催化劑配套使用，其中有保護(hù)劑、加氫脫金屬催化劑、加氫脫硫催化劑、加氫脫氮催化劑等，裝填順序一般是使原料油依次與保護(hù)劑、加氫脫金屬、加氫脫硫、加氫脫氮催化劑接觸。當(dāng)然也有將這幾種催化劑混合裝填的技術(shù)。加氫處理一般設(shè)置多個反應(yīng)器，以提高加工量。加氫處理條件反應(yīng)壓力為5mpa～35mpa，優(yōu)選是10mpa～20mpa、溫度為300℃～500℃，優(yōu)選是350℃～450℃下操作。液時體積空速和氫分壓是根據(jù)待處理物料的特性和要求的加氫處理深度進(jìn)行選擇的。液時體積空速一般在0.1h-1～5.0h-1，優(yōu)選是0.15h-1～2.0h-1的范圍內(nèi)，總氫油體積比為100～5000，優(yōu)選為300～3000。本發(fā)明適用于重質(zhì)烴類油的加氫轉(zhuǎn)化，尤其是適用于常壓和減壓渣油加氫處理。加氫處理過程的具體條件可以根據(jù)原料的性質(zhì)、工藝形式、催化劑性能以及催化裂化裝置進(jìn)料的要求等由本領(lǐng)域普通技術(shù)人員具體確定。
本發(fā)明工藝中，所述催化裂化可以采用本領(lǐng)域常規(guī)技術(shù)。催化裂化裝置可以是一套或一套以上，每套催化裂化裝置至少應(yīng)包括一個反應(yīng)器和一個再生器，催化裂化裝置需設(shè)置分餾塔，可以每套催化裂化裝置分別設(shè)置分餾塔，也可以共用分餾塔。分餾塔將催化裂化反應(yīng)流出物分餾為干氣、液化氣、催化裂化汽油餾分、催化裂化柴油餾分、催化裂化循環(huán)油和催化裂化油漿等。催化裂化分餾塔可以按常規(guī)知識設(shè)計。
催化裂化裝置按本領(lǐng)域一般條件操作：反應(yīng)條件為反應(yīng)溫度為450～600℃，優(yōu)選是480～550℃；再生溫度為600～800℃，優(yōu)選為650－750℃，劑油重量比2～30，優(yōu)選是4～10；與催化劑接觸時間0.1～15秒，優(yōu)選0.5～5秒；壓力0.1～0.5mpa。所采用的催化裂化催化劑包括通常用于催化裂化的催化劑，如硅鋁催化劑、硅鎂催化劑、酸處理的白土及x型、y型、zsm－5、m型、層柱等分子篩裂化催化劑，最好是分子篩裂化催化劑，這是因為分子篩裂化催化劑的活性高，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)器或提升管加床層反應(yīng)器。工藝流程一般為：原料油從提升管反應(yīng)器底部注入，與來自再生器的高溫再生催化劑接觸，裂化反應(yīng)生成的油氣和沉積焦炭的催化劑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)。
加氫處理和催化裂化的具體操作條件可以由技術(shù)人員根據(jù)原料性質(zhì)和產(chǎn)品質(zhì)量指標(biāo)通過簡單實驗獲得。
與現(xiàn)有重油加氫技術(shù)相比，本發(fā)明工藝具有如下優(yōu)點：
現(xiàn)有重油加氫處理裝置反應(yīng)部分的分餾系統(tǒng)通常包括汽提塔和分餾塔，分離單元得到的熱低分油和冷低分油混合后先經(jīng)汽提塔處理后再進(jìn)入分餾塔分離得到石腦油、柴油和加氫重油，所述加氫重油進(jìn)入后面的催化裂化裝置進(jìn)一步處理，得到催化裂化系列產(chǎn)品。但是隨著國iv和國v車用柴油質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)要求的提高，加氫裝置生產(chǎn)的這部分柴油已經(jīng)不能作為合格產(chǎn)品滿足需求，需對其進(jìn)行深度加氫處理，但由于這部分柴油餾分中硫氮雜質(zhì)組成的限制，通過進(jìn)一步加氫處理得到合格產(chǎn)品難度很大，所需成本過高，從經(jīng)濟(jì)成本上不合算。因此目前迫切需要調(diào)整工藝路線，尤其是如何將這部分不能滿足產(chǎn)品要求的柴油餾分轉(zhuǎn)化為經(jīng)濟(jì)附加值高的產(chǎn)品是急需解決的。本發(fā)明申請人在考慮目的產(chǎn)品結(jié)構(gòu)調(diào)整和整個工藝路線研究后，對加氫裝置的分餾系統(tǒng)進(jìn)行改進(jìn)，取消分餾系統(tǒng)的汽提塔，僅保留分餾系統(tǒng)中的分餾塔，通過將熱低分油和冷低分油經(jīng)不同的進(jìn)料口進(jìn)入分餾塔，分餾后取消對柴油餾分的切割，不生產(chǎn)柴油餾分，而是改為生產(chǎn)輕質(zhì)催化裂化原料和重質(zhì)催化裂化原料，這樣不僅可以省去分餾系統(tǒng)的汽提塔，而且還可以省去對分餾塔提供熱量的加熱爐，可以大幅降低整個裝置的能耗，對于煉化企業(yè)，加熱爐的能耗占企業(yè)總能耗的比例非常高，隨著國家對節(jié)能減排降耗的需求進(jìn)一步提高，對傳統(tǒng)煉化企業(yè)如何在滿足產(chǎn)品需求的情況下實現(xiàn)減排降耗是企業(yè)發(fā)展的重要前提。本發(fā)明工藝在不需要對現(xiàn)有裝置進(jìn)行大幅改動的前提下，以高辛烷值催化裂化汽油、液化石油氣和少量干氣為目的產(chǎn)品，保證最大量地生產(chǎn)汽油，同時解決了目前市場上汽柴油需求的問題，而且整個工藝路線能耗低。
與現(xiàn)有技術(shù)相比，本發(fā)明不需將熱低分油和冷低分油中的柴油餾分氣化蒸餾為柴油餾分，熱低分油中的柴油餾分大部分直接以液相形式進(jìn)入重質(zhì)催化裂化原料中，冷低分油中的柴油餾分大部分直接以液相形式進(jìn)入輕質(zhì)催化裂化原料中，因此大大降低了分餾塔的分餾能耗，經(jīng)初步計算，本發(fā)明方案比現(xiàn)有技術(shù)能耗可以降低85%以上。經(jīng)過實驗研究，重質(zhì)催化裂化原料中雖含有部分柴油餾分，輕質(zhì)催化裂化原料中雖含有少量重組分，但對后續(xù)催化裂化反應(yīng)不會產(chǎn)生不良影響，與現(xiàn)有技術(shù)將柴油餾分全部分餾出來后進(jìn)行催化裂化，還具有高價值的催化裂化汽油收率高，汽油辛烷值高等優(yōu)點。
具體實施方式
下面通過具體實施例對本發(fā)明組合工藝做進(jìn)一步說明，原料油與氫氣混合后進(jìn)入加氫反應(yīng)器，通過與加氫處理催化劑床層接觸，脫除原料中的金屬、硫、氮等雜質(zhì)，同時降低原料的殘?zhí)縼頋M足下游催化裂化裝置的進(jìn)料要求。加氫反應(yīng)器得到的反應(yīng)流出物進(jìn)入熱高壓分離器進(jìn)行氣液分離，分離得到熱高分油和熱高分氣，所述熱高分氣經(jīng)過換熱降溫后進(jìn)入冷高壓分離器，分離后得到冷高分氣和冷高分油，所述冷高分氣經(jīng)脫硫化氫處理后進(jìn)循環(huán)壓縮機(jī)升壓后循環(huán)到加氫反應(yīng)器入口，補(bǔ)充的新氫也可以在循環(huán)壓縮機(jī)之后引入，熱高分油進(jìn)入熱低壓分離器進(jìn)一步分離，分離得到熱低分油和熱低分氣；所述冷高分油及換熱冷卻后的熱低分氣冷凝液進(jìn)入冷低壓分離器進(jìn)行進(jìn)一步分離得到冷低分油，將冷低分油和熱低分油分別經(jīng)冷低分油進(jìn)料口和熱低分油進(jìn)料口進(jìn)入分餾塔，分餾后得到輕質(zhì)催化裂化原料和重質(zhì)催化裂化原料。所述輕質(zhì)催化裂化原料和重質(zhì)催化裂化原料進(jìn)入催化裂化裝置，與催化裂化催化劑接觸并進(jìn)行催化裂化反應(yīng)，反應(yīng)后的油氣物流進(jìn)入催化裝置的分餾塔，在分餾塔中分離出氣體、催化裂化汽油餾分、催化裂化柴油餾分、催化裂化循環(huán)油和催化裂化油漿，氣體和催化裂化汽油餾分排出裝置，催化裂化柴油餾分可以循環(huán)回加氫處理裝置作為進(jìn)行加氫處理反應(yīng)，催化裂化循環(huán)油循環(huán)回催化裂化裝置循環(huán)反應(yīng)，催化裂化油漿排出裝置進(jìn)行適宜處理后利用。
下面的實施例將對本發(fā)明提供的方法進(jìn)一步說明，但并不因此而限制本發(fā)明。
本發(fā)明實施例和對比例中所用的原料油為沙中常渣，其性質(zhì)列于表1。實施例和對比例中所用的渣油加氫處理催化劑的類型和體積完全相同，均是中國石油化工股份有限公司催化劑分公司生產(chǎn)的fzc系列渣油加氫催化劑，具體包括保護(hù)劑，脫金屬催化劑，脫硫催化劑，脫氮催化劑等，裝填順序一般是使原料油依次與保護(hù)劑、加氫脫金屬、加氫脫硫、加氫脫氮催化劑。上述催化劑裝填技術(shù)為本領(lǐng)域技術(shù)人員所熟知的技術(shù)內(nèi)容。實施例和對比例中所用的催化裂化催化劑相同，均為大連石化分公司350萬噸/年重油催化裂化裝置使用的催化劑，為工業(yè)平衡催化劑。其新鮮劑組成為：95wt%lbo-16降烯烴催化劑+5wt%lbo-a提高辛烷值助劑。加氫處理裝置包括三臺反應(yīng)器，分別為反應(yīng)器a、反應(yīng)器b、反應(yīng)器c，三臺反應(yīng)器采用依次串聯(lián)的形式連接，催化劑裝填方式見表2，工藝條件見表3。比較例中加氫裝置中，催化劑的裝填方式、加氫工藝條件、以及原料性質(zhì)均與實施例相同。進(jìn)料量和進(jìn)料性質(zhì)與實施例的總進(jìn)料量和進(jìn)料性質(zhì)完全相同。
表1原料油性質(zhì)
表2加氫反應(yīng)器催化劑裝填方式
實施例1
該實施例采用本發(fā)明提供的重油加氫處理和催化裂化組合工藝，加氫處理分離得到的冷低分油和熱低分油分別經(jīng)冷低分油進(jìn)料口和熱低分油進(jìn)料口進(jìn)入分餾塔，分餾后得到輕質(zhì)催化裂化原料和重質(zhì)催化裂化原料。所述輕質(zhì)催化裂化原料和重質(zhì)催化裂化原料混合進(jìn)入催化裂化裝置，與催化裂化催化劑接觸并進(jìn)行催化裂化反應(yīng)，反應(yīng)后的油氣物流進(jìn)入催化裝置的分餾塔，在分餾塔中分離出氣體、催化裂化汽油餾分、催化裂化柴油餾分、催化裂化循環(huán)油和催化裂化油漿。催化裂化裝置設(shè)置一個提升管反應(yīng)器。本發(fā)明所述加氫裝置分餾塔理論塔板數(shù)為23塊，塔板效率為62%，所述分餾塔冷低分油進(jìn)料口、熱低分油進(jìn)料口、輕質(zhì)催化裂化原料出口和重質(zhì)催化裂化原料出口位置分布見表3，表4、表5、表6和表7分別為工藝條件、產(chǎn)品分布、主要產(chǎn)品性質(zhì)和加氫裝置能耗對比。
比較例1
與實施例1相同，不同之處在于加氫裝置所用分餾部分采用現(xiàn)有技術(shù)常規(guī)的分餾方式，冷低溫分油和熱低分油混合進(jìn)入汽提塔，脫除其中的硫化氫、液化氣等，然后進(jìn)入加氫分餾塔，加氫分餾塔分餾后得到石腦油、加氫柴油、加氫渣油，加氫渣油作為后續(xù)催化裂化裝置的進(jìn)料。加氫裝置所用分餾塔與實施例1中所用分餾塔相比在于只設(shè)有一個進(jìn)料口，冷低分油和熱低分油均通過這一進(jìn)料口進(jìn)入分餾塔。分餾塔設(shè)計參數(shù)見表3，表4、表5、表6和表7分別為工藝條件、產(chǎn)品分布、主要產(chǎn)品性質(zhì)和加氫裝置能耗對比。
表3分餾塔工藝參數(shù)
表4加氫處理和催化裂化工藝條件
表5產(chǎn)品分布
表6主要產(chǎn)品性質(zhì)
表7加氫處理裝置能耗對比
實施例2
該實施例采用本發(fā)明提供的渣油加氫處理和催化裂化組合工藝，加氫處理得到的冷低分油和熱低分油分別經(jīng)冷低分油進(jìn)料口和熱低分油進(jìn)料口進(jìn)入分餾塔，分餾后得到輕質(zhì)催化裂化原料和重質(zhì)催化裂化原料。所述輕質(zhì)催化裂化原料和重質(zhì)催化裂化原料在不同位置分別進(jìn)入催化裂化裝置提升管反應(yīng)器，與催化裂化催化劑接觸并進(jìn)行催化裂化反應(yīng)。輕質(zhì)催化裂化原料進(jìn)料口在提升管反應(yīng)器底部，重質(zhì)催化裂化原料進(jìn)料口在輕質(zhì)催化裂化原料進(jìn)料口上部。反應(yīng)后的油氣物流進(jìn)入催化裝置的分餾塔，在分餾塔中分離出氣體、催化裂化汽油餾分、催化裂化柴油餾分、催化裂化循環(huán)油和催化裂化油漿。催化裂化裝置設(shè)置一個提升管反應(yīng)器，提升管反應(yīng)器設(shè)置兩個進(jìn)料口。本發(fā)明所述加氫裝置分餾塔理論塔板數(shù)為24塊，塔板效率為60%，所述分餾塔冷低分油進(jìn)料口、熱低分油進(jìn)料口、輕質(zhì)催化裂化原料出口和重質(zhì)催化裂化原料出口位置分布見表8，表9、表10、表11分別為工藝條件、產(chǎn)品分布、主要產(chǎn)品性質(zhì)。
實施例3
該實施例采用本發(fā)明提供的渣油加氫處理和催化裂化組合工藝，加氫處理得到的冷低分油和熱低分油分別經(jīng)冷低分油進(jìn)料口和熱低分油進(jìn)料口進(jìn)入分餾塔，分餾后得到輕質(zhì)催化裂化原料和重質(zhì)催化裂化原料。所述輕質(zhì)催化裂化原料和重質(zhì)催化裂化原料在分別進(jìn)入催化裂化裝置的兩臺提升管反應(yīng)器，與催化裂化催化劑接觸并進(jìn)行催化裂化反應(yīng)。反應(yīng)后的油氣物流進(jìn)入催化裝置的分餾塔，在分餾塔中分離出氣體、催化裂化汽油餾分、催化裂化柴油餾分、催化裂化循環(huán)油和催化裂化油漿。催化裂化裝置設(shè)置兩個提升管反應(yīng)器。本發(fā)明所述加氫裝置分餾塔理論塔板數(shù)為19塊，塔板效率為50%，所述分餾塔冷低分油進(jìn)料口、熱低分油進(jìn)料口、輕質(zhì)催化裂化原料出口和重質(zhì)催化裂化原料出口位置分布見表8，表9、表10、表11分別為工藝條件、產(chǎn)品分布、主要產(chǎn)品性質(zhì)。
表8分餾塔工藝參數(shù)
表9加氫處理和催化裂化工藝條件
表10產(chǎn)品分布
表11主要產(chǎn)品性質(zhì)
實施例4
該實施例采用本發(fā)明提供的重油加氫處理和催化裂化組合工藝，加氫處理分離得到的冷低分油和熱低分油分別經(jīng)冷低分油進(jìn)料口和熱低分油進(jìn)料口進(jìn)入加氫分餾塔，分餾后得到輕質(zhì)催化裂化原料和重質(zhì)催化裂化原料。所述輕質(zhì)催化裂化原料和重質(zhì)催化裂化原料混合進(jìn)入催化裂化裝置，與催化裂化催化劑接觸并進(jìn)行催化裂化反應(yīng)，反應(yīng)后的油氣物流進(jìn)入催化裝置的分餾塔，在催化裂化裝置分餾塔中分離出氣體、催化裂化汽油餾分、催化裂化柴油餾分、催化裂化循環(huán)油和催化裂化油漿。將催化裂化裝置得到的催化裂化柴油餾分循環(huán)回加氫處理裝置，與加氫進(jìn)料混合進(jìn)行加氫處理。催化裂化裝置設(shè)置一個提升管反應(yīng)器。本發(fā)明所述加氫裝置分餾塔理論塔板數(shù)為22塊，塔板效率為55%，分餾塔冷低分油進(jìn)料口、熱低分油進(jìn)料口、輕質(zhì)催化裂化原料出口和重質(zhì)催化裂化原料出口位置分布見表12，表13、表14、表15和表16分別為工藝條件、產(chǎn)品分布、主要產(chǎn)品性質(zhì)和加氫裝置能耗對比。
比較例4
與實施例4相同，將催化裂化裝置得到的催化裂化柴油餾分循環(huán)回加氫處理裝置，與加氫進(jìn)料混合進(jìn)行加氫處理。不同之處在于加氫裝置所用分餾部分采用現(xiàn)有技術(shù)常規(guī)的分餾方式，冷低溫分油和熱低分油混合進(jìn)入汽提塔，脫除其中的硫化氫、液化氣等，然后進(jìn)入加氫分餾塔，加氫分餾塔分餾后得到石腦油、加氫柴油、加氫渣油，加氫渣油作為后續(xù)催化裂化裝置的進(jìn)料。加氫裝置所用分餾塔與實施例4中所用分餾塔相比在于只設(shè)有一個進(jìn)料口，加氫分餾塔設(shè)計參數(shù)見見表12，表13、表14、表15和表16分別為工藝條件、產(chǎn)品分布、主要產(chǎn)品性質(zhì)和加氫裝置能耗對比。
表12分餾塔工藝參數(shù)
表13加氫處理和催化裂化工藝條件
表14產(chǎn)品分布
表15主要產(chǎn)品性質(zhì)
表16加氫處理裝置能耗對比