重油催化裂化方法和裝置的制造方法
【技術領域】
[0001] 本發(fā)明涉及一種重油催化裂化方法和裝置，尤其涉及一種將重油原料分級分區(qū)進 行催化裂化的方法和裝置，屬于石油加工技術領域。
【背景技術】
[0002] 隨著煉油工業(yè)的不斷發(fā)展進步，重油的催化裂化加工要求增加高附加值產(chǎn)品的產(chǎn) 量，同時盡可能降低干氣、液化氣及焦炭等低附加值產(chǎn)品產(chǎn)量。在未來煉廠中，催化裝置將 不再是直接生產(chǎn)最終產(chǎn)品的裝置。催化裂化所產(chǎn)的汽柴油必須通過后續(xù)產(chǎn)品精制來提升產(chǎn) 品質量，以滿足最新的環(huán)保要求。盡管面臨諸多挑戰(zhàn)，但催化裂化技術仍在不斷創(chuàng)新發(fā)展， 特別是與其他重油加工工藝采取組合工藝，將使催化裝置在未來煉廠中繼續(xù)發(fā)揮核心作 用。
[0003] 為此，一些新技術不斷涌現(xiàn)，如從優(yōu)化原料霧化、再生器內外取熱、提升管出口快 速分離、重金屬鈍化及催化劑預提升等方面開發(fā)了一系列重油催化裂化成套技術。然而，現(xiàn) 有的重油催化裂化加工工藝大都是將各種重油原料作為一個"整體"來進料，沒有充分考慮 寬沸程的重油原料中不同組分裂化性能存在較大的差異。
[0004] ZL200910242917.1、ZL200910242920.3、ZL200910242921.8、ZL200910242922.2、 ZL200910242918.6、ZL200910242919.0等專利和專利申請?zhí)岢隽硕喾N重油分級分區(qū)催化裂 化的方法，將催化裂化原料按照反應特性的差異區(qū)分為優(yōu)質催化原料和劣質催化原料，然 后使其分別進入催化裂化裝置反應器系統(tǒng)的不同反應區(qū)內進行轉化。但將高殘?zhí)恐怠⒏呓?屬含量的劣質原料部分進入單獨的反應器后，生焦量較常規(guī)提升管反應器大，催化劑活性 下降幅度也加大，造成劣質料反應器后續(xù)反應活性很低，選擇性很差，嚴重影響產(chǎn)品的收率 和轉化率。
[0005] 大量研究表明，由于重油組成及結構非常復雜，分布范圍很寬，如減壓渣油組成就 從飽和分、芳香分到膠質及瀝青質，組成結構差異極大。不同結構及組成的重油烴類或非烴 類分子轉化適宜的最優(yōu)操作條件也不相同。如果采用單一煉油技術，按照一套固定不變的 操作條件對原料的全餾分組成進行加工，往往顧此失彼，難以實現(xiàn)烴類的碳氫分配最佳化 和石油產(chǎn)品最大化。例如，對于大慶石蠟基重油催化裂化的研究表明，最佳轉化率為70%左 右，此時的干氣產(chǎn)率和焦炭產(chǎn)率增加幅度隨轉化率增加而增加較小，即干氣和焦炭產(chǎn)率之 和與轉化率之比處于最低，但此時存在較多重油未轉化。當轉化率增加并達到一定值后(如 75%以上），干氣和焦炭產(chǎn)率隨轉化率增加而急劇增加，催化裂化選擇性急劇下降。此外，相 關工業(yè)生產(chǎn)數(shù)據(jù)表明：以大慶減壓渣油為主要原料(摻渣比85% )的催化裂化產(chǎn)品中，轉化 率達到76 %時，燒焦產(chǎn)率達到了 11 %，干氣、油漿和燒焦的總收率超過20 %，相比于焦化工 藝，高轉化率的催化裂化技術在輕收上并無優(yōu)勢。
[0006] 綜上，現(xiàn)有的重油催化裂化方法還存在待改進空間，如何提高重油原料轉化率的 同時增加輕質油收率及液收率，同時盡可能降低干氣、液化氣及焦炭等低附加值產(chǎn)品產(chǎn)量 成為亟待解決的問題。

【發(fā)明內容】

[0007] 本發(fā)明提供一種重油催化裂化方法，針對重油催化裂化原料存在反應特性的差 異，將組成異常復雜的重質原料經(jīng)多次轉化反應生成各種不同類型的石油產(chǎn)品，以滿足市 場需求，從而實現(xiàn)最大量地生產(chǎn)輕質油品和高附加值的化工原料，同時提高重油原料的利 用率。
[0008] 本發(fā)明還提供一種實現(xiàn)上述方法的重油催化裂化裝置。
[0009] 為實現(xiàn)上述目的，一方面，本發(fā)明提供一種重油催化裂化方法，采用提升管底部串 聯(lián)快速床作為反應器，所述方法包括以下步驟：
[0010] 使重油原料從下部進入所述提升管，催化裂化催化劑從下部進入所述快速床，所 述催化裂化催化劑上行進入提升管與重油原料接觸并共同上行，同時發(fā)生第一催化裂化反 應；
[0011] 將來自提升管的反應油氣分餾，獲得裂化氣、汽油、柴油、回煉油和油漿；
[0012] 使用芳烴抽提溶劑對所述回煉油進行脫芳烴處理，獲得芳烴抽出油和芳烴抽余 油，抽提溫度為40-120°C，所述芳烴抽提溶劑與所述回煉油體積比為1.0-8.0;
[0013]將所述芳烴抽出油進行催化加氫反應，反應條件為反應溫度340_380°C，體積空速 0.5-2.01Γ1，氫油體積比300-800，反應壓力7-12MPa，將所述催化加氫反應生成的油氣分餾， 獲得裂化氣、汽油、柴油和催化加氫重油；
[0014] 將所述芳烴抽余油和所述催化加氫重油引回所述快速床進行第二催化裂化反應， 生成的反應油氣進入提升管，進行所述第一催化裂化反應。
[0015] 進一步地，所述第一催化裂化反應的條件為:反應溫度460-520°C，劑油比7-11，反 應時間1.5-2.5s。
[0016] 進一步地，所述第二催化裂化反應的條件為：反應溫度540-600°C，劑油比10-20， 反應時間0.1-0.5s，所述催化加氫重油在200-400°C進入快速床，水油比為0.03-0.30，壓力 為130-450kPa。
[0017] 進一步地，所述芳烴抽出油催化加氫反應使用的催化加氫轉化催化劑由添加劑、 VIII族金屬、VIB族金屬與氧化鋁和/或無定型硅鋁載體組成，其中所述添加劑選自F、P、Fe 和Pt中的一種或多種，所述VIB族金屬選自Mo和W中的一種或兩種、所述VIII族金屬選自Co 和Ni中一種或兩種。
[0018] 進一步地，所述催化加氫轉化催化劑由5-15wt %添加劑、5-20wt %的VIII族金屬、 15-50wt%VIB族金屬與余量的氧化錯和/或無定型娃錯載體組成。
[0019] 進一步地，所述方法還包括使用溶劑萃取法脫除所述油漿中的瀝青質獲得脫瀝青 油，并將所述脫瀝青油與所述芳烴抽出油混合進行催化加氫反應。
[0020] 進一步地，所述溶劑萃取法使用的萃取溶劑選自C3-C6的烷烴或其混合餾分。
[0021] 另一方面，本發(fā)明還提供一種實施上述方法的催化裂化裝置，該裝置至少包括：
[0022] 提升管，所述提升管底部設置重油入口以及提升管入口，頂部設置提升管出口；
[0023] 快速床，所述快速床頂部設有快速床出口，底部設置催化劑入口和催化加氫重油 入口；
[0024] 油氣分離系統(tǒng)，所述油氣分離系統(tǒng)設置油氣和催化劑混合物料入口、油氣出口和 催化劑出口；
[0025] 主分餾塔，所述主分餾塔設置主分餾塔入口，上部設有多個輕組分出口，下部則設 有回煉油出口和油漿出口；
[0026] 芳烴抽提塔，所述芳烴抽提塔具有入口、芳烴抽余油出口和芳烴抽出油出口，
[0027] 催化加氫轉化裝置，催化加氫轉化裝置設置催化加氫轉化裝置入口和催化加氫轉 化裝置出口；
[0028] 副分餾塔，所述副分餾塔設置副分餾塔入口、催化加氫重油出口以及多個輕組分 出口；
[0029 ]所述快速床出口連通所述提升管入口使二者串聯(lián)導通，所述提升管出口連通所述 油氣分離系統(tǒng)的油氣和催化劑混合物料入口，所述油氣分離系統(tǒng)的催化劑出口連通所述快 速床的催化劑入口，油氣出口連通所述主分餾塔入口，所述主分餾塔的回煉油出口連通所 述芳烴抽提塔的入口，所述芳烴抽提塔的芳烴抽出油出口連通所述催化加氫轉化裝置入 口，所述芳烴抽余油出口連通所述快速床的催