CN101538481B - 一种改进的烃油加氢处理与催化裂化组合方法 - Google Patents

Abstract

一种改进的烃油加氢处理与催化裂化组合方法，包括：在氢气存在和加氢处理反应条件下，将渣油、催化裂化回炼油和任选的馏分油一起与加氢处理催化剂接触反应，分离反应产物得到气体、加氢石脑油、加氢柴油和加氢尾油；在催化裂化反应条件下，将常规催化裂化原料油任选地与加氢尾油一起与催化裂化催化剂接触反应，分离反应产物得到干气、液化气、催化裂化汽油、催化裂化柴油和催化裂化回炼油；所述常规催化裂化原料油选自轻、重两种馏分油，所述与催化裂化催化剂接触反应是将所述重原料油和轻原料油，分别任选地与加氢尾油一起在沿反应物料的流动的方向包括至少两个反应区I和II的反应器中依次进行。该方法适合烃油转化以生产更多的汽油和柴油。

Description

一种改进的烃油加氢处理与催化裂化组合方法

技术领域

本发明涉及一种用加氢处理工艺与催化裂化工艺组合过程进行烃油转化的方法。

背景技术

目前世界正面临着原油变重变劣的趋势，而人们对重质燃料油的需求却逐步减少，对轻质油的需求则大幅增加。因此，炼油企业纷纷追求渣油最大量转化为车用汽油、柴油以及液化气等产品。通过加氢处理，使劣质重油或渣油中硫、氮、金属等杂质含量及残炭值明显降低，达到催化裂化装置能够正常加工的原料要求，是实现上述目的的有效方法。

US 4,713,221公开了在常规的渣油加氢和催化裂化联合的基础上，将催化裂化(包括蜡油催化裂化和重油催化裂化)的重循环油(HCO)循环至渣油加氢装置，与渣油混合后加氢后，再加入催化裂化装置(主要是蜡油催化裂化装置)加工。这种技术改进后，相对于常规的渣油加氢后为催化裂化装置提供原料，催化裂化装置的HCO自身回炼操作模式而言产品分布发生了很大变化。从该专利给出的实施例来看，在主要操作参数基本类似情况下，采用新组合加工技术后，催化裂化装置总转化率提高了3个体积百分点，液化气质量产率增加25.7％，汽油质量产率增加1.07％，柴油质量产率减少3.97％，重循环油质量产率减少15.61％，焦炭质量产率减少5.56％。

CN 1382776公开了一种渣油加氢处理与重油催化裂化联合方法。该专利方法提出将催化裂化装置生产的重循环油和油浆中澄清油混合一起作为渣油装置进料的一部分，该物流加氢改质后与其它进料一起再回催化裂化装置加工，可提高催化裂化装置汽油和柴油收率。

CN 1422327A公开了将催化裂化装置生产的HCO进行加氢处理后或与石脑油混合后进外置独立的催化裂化装置加工增产小分子烯烃和汽油方法。该方法提出在外置的第二提升管催化裂化反应器中再裂化循环油可抑制与其它进料混合在单一提升管反应器反应时发生所不希望的氢转移反应。从而对进一步提高轻烯烃产率有利。中国专利CN 1423689A在上述专利的基础上同样提出了在外置独立的第二催化裂化反应器中采用含ZSM-5结构的中孔分子筛催化裂化催化剂可进一步提高轻烯烃产率。中国专利CN 1425055A则是在中国专利CN 1422327A基础上，在加氢处理反应器中采用不同的加氢催化剂组合以及在外置独立的第二催化裂化反应器中采用不同晶胞大小的分子筛催化裂化催化剂组合来提高轻烯烃产率的方法。

CN 1262306A公开了一种渣油加氢处理-催化裂化组合工艺方法，是将渣油和澄清油一起进入渣油加氢处理装置，在氢气和加氢催化剂存在下进行加氢反应；反应所得的加氢渣油进入催化裂化装置，在裂化催化剂存在下进行裂化反应，重循环油在催化裂化装置内部进行循环；反应所得的油浆经分离器分离得到澄清油，返回至加氢装置。

通过对催化裂化产物重油(包括重循环油、澄清油或全部催化裂化裂化产品重油)加氢处理、再循环入催化裂化装置回炼，可进一步提高车用汽油、柴油以及液化气等产品的收率。但是，现有方法普遍存在产品分布的可调性以及产品分布中汽油或柴油选择性差的问题。

发明内容

本发明要解决的技术问题是针对现有技术中存在的产品分布的可调性以及产品分布中汽油或柴油选择性差的缺点，提供一种改进的烃油加氢处理与催化裂化组合方法。

本发明提供的方法包括：在氢气存在和加氢处理反应条件下，将渣油、催化裂化回炼油和任选的馏分油一起与加氢处理催化剂接触反应，分离反应产物得到气体、加氢石脑油、加氢柴油和加氢尾油；在催化裂化反应条件下，将常规催化裂化原料油任选地与加氢尾油一起与催化裂化催化剂接触反应，分离反应产物得到干气、液化气、催化裂化汽油、催化裂化柴油和催化裂化回炼油；其特征在于，所述常规催化裂化原料油选自轻、重两种，所述与催化裂化催化剂接触反应是将所述重原料油和轻原料油，分别任选地与加氢尾油一起在沿反应物料的流动的方向包括至少两个反应区I和II的反应器中依次进行，其中，所述轻原料油是馏程为350-500℃的烃油，重原料油为沸点大于500℃以上的烃油，在轻、重两种原料油分别任选地与加氢尾油的混合进料中，所述加氢尾油的含量不同时为零。

按照本发明提供的方法，当所述轻馏分油与加氢尾油混合时，所述加氢尾油的含量在50重量％以内，优选在40重量％以内；当所述重馏分油与加氢尾油的混合时，所述加氢尾油的含量在90重量％以内，优选在80重量％以内。

所述常规催化裂化原料油为本领域技术人员所公知，例如，可以是减压蜡油、常压渣油、减压蜡油掺混部分减压渣油或其它二次加工获得的烃油。所述二次加工获得的烃油如焦化蜡油、脱沥青油、糠醛精制抽余油中的一种或几种。所述轻原料油和重原料油可以通过任意一种或几种现有技术分离得到。例如通过常压和/或减压蒸馏的方法分离得到。

所述催化裂化回炼油，可以是脱除催化裂化催化剂颗粒的重循环油、澄清油或分离出催化裂化柴油后余下的全部催化裂化裂化重油中的一种或几种。

一般认为，当进入固定床加氢反应器的原料油中所含固体杂质的颗粒物的粒径等于或小于25μm时，这些颗粒物很容易穿过渣油加氢催化剂床层而不会形成压降(渣油加氢装置进料过滤器的改进，穆海涛、孙振光，炼油设计，第31卷第5期，2001)。因此，在惯常的渣油加氢处理反应过程中通常控制渣油中所含固体杂质的颗粒的粒径不大于25μm。但是，本发明的发明人发现，当引入加氢处理反应装置的原料油中含有催化裂化回炼油时的情况并不完全相同。研究表明，当引入加氢处理反应装置的原料油中含有催化裂化回炼油时，催化裂化回炼油中的固体物的含量及固体颗粒的粒径都明显影响到加氢处理反应装操作的置稳定性。在优选的实施方式中所述脱除催化裂化催化剂颗粒的重循环油、澄清油或或分离出催化裂化柴油后余下的全部催化裂化裂化重油中固体颗粒物的含量小于30wtppm，固体颗粒物的粒径小于10μm，进一步优选含量小于15wtppm，粒径小于5μm，更为优选含量小于5wtppm，粒径小于2μm。

所述颗粒物的粒径采用激光散射粒度分析仪测定。所述固体颗粒物的粒度在一定的粒径范围内分布，这里所述的粒径是指在所述分布中90v％的固体颗粒物的粒径均小于该数值。所述固体颗粒物的含量采用炭化、灼烧称量法方法测定。即在石英杯中称取一定重量的催化裂化回炼油样品，在焚烧炉内将样品在600℃以下先炭化(氮气保护)，再通空气灰化，然后氮气保护冷却后，取出称量残余固体颗粒物，计算出催化裂化回炼油中固体颗粒物含量，重复性实验结果之差不大于0.02％。

所述从催化裂化循环油中脱除固体杂质颗粒物的方法，可以是现有技术中任意可以实现油与固体颗粒分离的方法。例如，所述方法可以是过滤、离心分离、蒸馏或闪蒸分离中任一种或几种的组合方法。在优选的实施方式中，优选的从催化裂化循环油中脱除催化裂化催化剂颗粒的方法为蒸馏、过滤或蒸馏与过滤的组合方法。以采用固液分离形式的过滤器为例，可通过对过滤器滤芯的过滤孔径规格的选择实现所需的过滤精度。其中，所述过滤器滤芯可以是金属粉末烧结板、金属丝烧结网或采用任意现有技术制备。为提高过滤的效率，在更为优选的实施方式中，所述的过滤温度为100～350℃，更为优选为200～320℃。

所述与加氢处理催化剂接触反应的渣油为减压渣油和/或常压渣油，所述与加氢处理催化剂接触反应的馏分油是选自焦化瓦斯油、脱沥青油、减压瓦斯油或溶剂精制抽出油之中的一种或几种。

按照本发明提供的方法，对所述加氢处理的原料油中的催化裂化回炼油与的混合比没有限制，视反应装置处理能力和原料来源，通常优选催化裂化回炼油占加氢装置总烃油进料量的5-40w％，进一步优选为6-30w％，更为优选为8-25w％。

所述加氢处理反应的装置为惯常的渣油加氢处理反应装置。所述加氢反应器可以是固定床反应器，也可以为移动床反应器或沸腾床反应器。

所述的加氢处理反应条件为：反应压力5-22MPa、反应温度330-450℃、体积空速0.1-3小时^-1、氢油体积比350-2000。

所述加氢处理催化剂为本领域所惯用的催化剂或催化剂组合，例如，活性金属组分选自第VIB族金属和/或第VIII族非贵金属，载体选自氧化铝、二氧化硅、无定形硅铝组成的催化剂中的一种或几种。其中金属组分优选镍-钨、镍-钨-钴、镍-钼或钴-钼的组合。

关于渣油加工工艺及其所采用的催化剂在CN 1626625A，CN 1648215A，CN 1400285A，CN 1400288A，CN 1262306A，CN 1382776A，CN 1690172A，CN 1782031A中都分别进行了描述，这里一并作为参考引用。

按照本发明提供的方法，其中，所述加氢处理反应得到的气体可以作为制氢原料或炼厂气，加氢石脑油可作为催化重整装置或蒸汽裂解制乙烯装置的原料，加氢柴油是理想的柴油产品调和组分，加氢尾油的沸点范围为＞350℃，可全部作为催化裂化装置的进料。

按照本发明提供的方法，所述催化裂化反应的装置可以为本领域所惯用，一般为提升管反应器或提升管和床层反应器的结合。例如可以是重油流化催化裂化(RFCC)，也可以是催化裂解(DCC，提升管和密相床层反应器的组合)、多产异构烷烃催化裂化(MIP，提升管串联快速床层反应器的组合，即中国专利99105903.4中所描述的反应器)等装置中的一种或几种。优选催化裂化装置中的反应器为提升管反应器，该反应器沿垂直方向自下而上包括至少两个反应区I和II。在进一步优选的催化裂化装置中，在所述反应器的反应区II与催化裂化催化剂再生器之间设置有再生催化剂输送装置。通过该装置向反应区II引入或不引入高温再生剂，进而实现对反应区II的操作苛刻度(包括反应温度和剂油比等)的调控，以进一步满足对最终产品分布的调控。

所述再生催化剂输送装置包括催化剂输送管线和控制阀门，它们均为本领域所公知。对所述装置设置在反应区II上的位置没有特别限制，优选所述装置设置在反应区II上的位置满足烃类在反应区II内的停留时间不小于0.2秒，优先停留时间不小于1秒。

所述催化裂化装置反应区I的反应温度为550-700℃，剂油比为4-20，反应时间为0.5-10秒，雾化水蒸汽占进料量的2-50w％，反应压力为常压-300千帕，优选反应温度为560-650℃，剂油比为5-16，反应时间为1-1.5秒，雾化水蒸汽占进料量的5-10w％，反应压力为100-300千帕。

所述催化裂化装置反应区II的反应温度为500-600℃，剂油比为7-50，反应时间为0.2-8秒，雾化水蒸汽占进料量的2-20w％，反应压力为常压-300千帕，优选反应温度为520-560℃，剂油比为8-40，反应时间为1-2秒，雾化水蒸汽占进料量的4-8w％，反应压力为100-300千帕。

所述的催化裂化催化剂可以是由现有技术提供的任意一种或几种的组合。这些催化裂化催化剂通常含有沸石、无机氧化物和任选的粘土，各组分的含量分别为：沸石5～50重％、无机氧化物5～95重％、粘土0～70重％。

所述沸石作为活性组分，选自大孔沸石和任选的中孔沸石，大孔沸石占活性组分的25～100重％优选50～100重％，中孔沸石占活性组分的0～75重％优选0～50重％。

所述大孔沸石选自Y型沸石、稀土Y型沸石(REY)、稀土氢Y型沸石(REHY)、超稳Y型沸石(USY)、稀土超稳Y型沸石(REUSY)中的一种或两种以上的混合物。

所述中孔沸石选自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，也可对上述中孔沸石用磷等非金属元素和/或铁、钴、镍等过渡金属元素进行改性，ZSM系列沸石选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它类似结构的沸石之中的任一种或任几种的混合物。

所述无机氧化物作为粘接剂，选自二氧化硅(SiO₂)和/或三氧化二铝(Al₂O₃)。

所述粘土作为基质，即载体，选自高岭土和/或多水高岭土。

关于催化裂化加工工艺及其所采用的催化剂在USP 6,495,028、CN 110116、CN 110116C、CN 1072032C、CN 1814705、CN 1814707、CN 1854251和CN 1854254等中都分别进行了描述，这里一并作为参考引用。

按照本发明提供的方法，由加氢处理反应得到的生成油或由催化裂化反应得到的生成油的分离，可采用蒸馏的方法进行分离，以得到所述加氢石脑油、加氢柴油和加氢尾油或者是液化气、催化裂化汽油、催化裂化柴油和催化裂化回炼油等产物。所述蒸馏的方法为本领域公知，通常可包括一个或多个闪蒸、常压蒸馏和减压蒸馏的操作单元，以完成所希望的分离。

与现有技术相比，本发明的有益效果主要体现在：

1、将加氢尾油与其它轻质或重质油进料有效组合后再引入催化裂化装置反应器的自下而上的至少两个反应区I和II中，可实现对烃油的裂解反应进行控制，从而得到理想的产品分布。例如，将所述加氢尾油与其他重质催化裂化原料油一起引入催化裂化反应区I，由于所述加氢尾油首先具有稀释重质油作用，同时由于加氢尾油含有经临氢改性后的催化裂化循环油，其较高的芳香性可进一步强化了对重质烃中沥青质和芳烃胶团的离解作用，从而可明显改善渣油与催化剂接触反应的效率，同时采用较大剂油比(例如，5-12)和较高剂油接触温度(例如，580-650℃)、反应停留时间控制在1-1.5秒以提高重油的裂解转化深度，有利于催化裂化产品中轻质油收率的提高；随后将轻质烃油一起引入催化裂化反应区II，与来自第一反应区上升的物料混合并在其中的催化裂化催化剂作用下发生裂解反应。其中反应区II的操作工况优选反应温度为510-540℃，剂油比为9-40，反应时间停留时间控制在1.0-1.8秒，由于在第一反应区催化裂化催化剂首先与重质油馏分接触反应，会在催化剂上生成一定量的焦炭而使催化剂钝化。这些将使轻馏分油的裂解转化深度降低，对提高汽油、柴油收率和降低气体产品的产率有利。

2、通过在所述反应器的反应区II与催化裂化催化剂再生器之间设置再生催化剂输送装置，可在反应器的反应区II引入一股新的高温再生剂，来调整其反应苛刻度，同时反应区I采用相对缓和的反应工况，可以有效降低干气产率，提高高价值产品的产率。例如，将所述重质油单独引入催化裂化反应区I采用较大剂油比(例如，10-18)、适中剂油接触温度(例如，550-600℃)和反应停留时间控制在0.9-1.3秒以提高重油的裂解转化深度的同时可降低干气产率；随后将所述加氢尾油与其他外来轻质烃油混合后一起引入催化裂化反应区II，与来自第一反应区上升的物料混合并在其中的催化裂化催化剂作用下发生裂解反应。由于在第一反应区催化裂化催化剂首先与重质油馏分接触反应，会在催化剂上生成一定量的焦炭而使催化剂钝化，但是由于从再生器新引入的再生催化剂参与到该反应区，使反应区II体系内的催化剂转化能力有所增强，优选反应温度为520-580℃，剂油比为9-18，反应时间停留时间控制在1.3-2.0秒，可增强重油转化的同时提高汽油、柴油收率等高价值产品收率，抑制干气产率。

本发明提供方法特别适用于烃油转化以生产更多的汽油、柴油等轻质油产品。

附图说明

图1是本发明提供的一种改进的烃油加氢处理与催化裂化组合方法的流程示意图。

图2是本发明提供的一种更为灵活的烃油加氢处理与催化裂化组合方法的流程示意图。

具体实施方式

图1为本发明提供的一种改进的烃油加氢处理与催化裂化组合方法的流程示意图。

按照图1所示的流程，由8引入的氢气、9引入的渣油和任选的馏分油、10引入的脱除固体颗粒的催化裂化回炼油一同进入加氢单元装置2与加氢处理催化剂接触反应，反应产物经31引至产品分离装置30进行分离，得到的气体经11、加氢石脑油经12、加氢柴油经13引出装置，加氢尾油经14与经16引入的重质原料油一起进入催化裂化反应区I与催化裂化催化剂接触反应。催化裂化反应产物在催化裂化反应沉降器5与催化剂分离后经18进入催化裂化产品分离装置3分离，得到的气体经19、催化汽油经20、催化柴油经21引出装置，催化裂化回炼油(包括重循环油、澄清油或分离出催化裂化柴油后余下的全部催化裂化裂化重油中的一种或几种)部分或全部经22引入催化裂化回炼油固体颗粒物分离器1分离其中的固体颗粒物。所述分离使经10进入加氢处理反应装置2的催化裂化回炼油中固体颗粒物的含量小于30wtppm，固体颗粒物的粒径小于10μm，更为优选含量小于15wtppm，粒径小于5μm。当部分催化裂化回炼油经过滤后进入加氢处理装置加氢及后续反应时，其余部分经23引出，可作为生产燃料油、针状石油焦和碳黑的原料使用。在催化裂化反应沉降器5与裂解产物分离后的催化剂经24进入催化剂再生器7再生，再生后的催化剂经25循环入催化裂化反应器6反应。

除了如图-1所示的流程中所给出的，加氢尾油经14与经16引入的重质原料油一起进入催化裂化反应区I与催化裂化催化剂接触反应的一种进料模式外，加氢尾油经14还可任选地采用另外两种方式与常规催化裂化原料油混合后进入催化裂化反应区与催化裂化催化剂接触反应：1)与经15引入的轻质裂化原料油一起进入催化裂化反应区II与催化裂化催化剂接触反应的进料模式；2)将加氢尾油分成两股，其中一股与经15引入的轻质裂化原料油一起进入催化裂化反应区II与催化裂化催化剂接触反应，另一股与经16引入的重质原料油一起进入催化裂化反应区I与催化裂化催化剂接触反应的进料模式。

图2是本发明提供的一种烃油加氢处理与催化裂化组合方法的流程示意图。

图2与图1的区别是增加了自再生器向反应区II引入高温再生剂的26，且加氢尾油经14与经15引入的轻质原料油一起进入催化裂化反应区II与催化剂接触反应。其中，引入高温再生剂的26在反应区II上的位置应满足烃类在反应区II内的停留时间不小于0.2秒，优先停留时间不小于1秒。通过从再生器将高温再生催化剂引入反应器6中的反应区II，可灵活调变反应区II的反应温度、操作剂油比和反应时间等，从而可更好地对裂化产品的分布进行调变，以满足不同需求。

除了如图-2所示的流程中所给出的，加氢尾油经14与经15引入的轻质原料油一起进入催化裂化反应区II与催化裂化催化剂接触反应的一种进料模式外，加氢尾油经14还可任选地采用另外两种方式与常规催化裂化原料油混合后进入催化裂化反应区与催化裂化催化剂接触反应：1)与经16引入的重质裂化原料油一起进入催化裂化反应区I与催化裂化催化剂接触反应的进料模式；2)将加氢尾油分成两股，其中一股与经15引入的轻质裂化原料油一起进入催化裂化反应区II与催化裂化催化剂接触反应，另一股与经16引入的重质原料油一起进入催化裂化反应区I与催化裂化催化剂接触反应的进料模式。

下面的实施例将对本发明予以进一步说明，但并不因此而限制本发明。

采用图1和图2所示的流程加工原料油，其中加氢装置的原料由渣油与催化裂化回炼油(这里也称稀释油)按照不同比例混合而成的原料油A和B，原料油A和B性质列于表1。

加氢处理反应在包括三个固定床反应器的反应装置上进行，其中，第一反器为上流式反应器(UFR)，反应器中至下而上按照1∶2的比例装入RUF-1和RUF-2催化剂，催化剂占加氢装置催化剂总装填体积的44％，第二反和三反为下流式固定床反应器；第二反应器装填脱金属催化剂RDM-2，第二反应器中催化剂的装填量占加氢装置催化剂总装填体积的12％；第三反应器装填脱硫催化剂RMS-1，第三反应器中催化剂的装填量占加氢装置催化剂总装填体积的44％；(上述催化剂均为中石化长岭催化剂厂产品)。

所述催化裂化反应在包括两个反应区的提升管反应装置中进行，所述催化裂化催化剂为RMS-8(中石化齐鲁催化剂厂产品)。

催化裂化回炼油中的固体颗粒物经过滤装置过滤脱除，其中过滤装置所采用的过滤器滤芯的过滤孔径为0.1～5微米，过滤温度为250℃，经过滤后的催化裂化循环油中固体颗粒的粒径及含量列于表1中。

实施例1

本实施例说明按照图1所示的流程加工的效果。

其中，入加氢处理反应装置的原料油为原料油A，加氢处理反应条件及加氢处理生成油的产物分布列于表2，其中生成的加氢尾油命名为加氢尾油C，进料E是一种常用的催化裂化进料。加氢尾油C和进料E分别占总进料20重％和80重％。进料E经蒸馏分别得到轻质油馏分H(馏程为350-500℃，占进料E的44重％)和重质油馏分G(馏程为高于500℃，占进料E的56重％)，各种进料性质列于表3-1。将所述重馏分油G和加氢尾油C一起引入催化裂化反应区I，所述轻馏分油H引入催化裂化反应区II与催化剂裂化催化剂接触反应，其中反应区I中加氢尾油C与重馏分油G的重量比例为31∶69。催化裂化反应条件与结果列于表4-1。

对比例1

本对比例所加工的原料油、所使用的催化剂和操作条件与实施例1相同，其中加氢尾油C和进料E也同样分别占总进料20重％和80重％。所不同的是进料E不经分离而是直接和加氢尾油C一起引入催化裂化反应区I与催化裂化催化剂接触反应，各种进料性质列于表3-1。催化裂化反应条件和结果列于表4-1。

实施例2

本实施例说明按照图1所示的流程加工的效果。

其中，入加氢处理反应装置的原料油为原料油B，加氢处理反应条件及加氢处理生成油的产物分布列于表2，其中生成的加氢尾油命名为加氢尾油D，进料E是一种常用的催化裂化进料(与实施例相同)。加氢尾油D和进料E分别占总进料70重％和30重％。进料E经蒸馏分别得到轻质油馏分H(馏程为350-500℃，占进料E的44重％)和重质油馏分G(馏程为高于500℃，占进料E的56重％)，各种进料性质列于表3-1。将所述重馏分油G和加氢尾油D一起引入催化裂化反应区I，所述轻馏分油H引入催化裂化反应区II与催化剂裂化催化剂接触反应，其中反应区I中加氢尾油D与重馏分油G的重量比例为81∶19。催化裂化反应条件与结果列于表4-1。

对比例2

本对比例所加工的原料油、所使用的催化剂和操作条件与实施例2相同，其中加氢尾油D和进料E也同样分别占总进料70重％和30重％。所不同的是进料E不经分离而是直接和加氢尾油C一起引入催化裂化反应区I与催化裂化催化剂接触反应，各种进料性质列于表3-1。催化裂化反应条件和结果列于表4-1。

实施例3

本实施例说明按照图2所示的流程加工的效果。

其中，入加氢处理反应装置的原料油为原料油A，加氢处理反应条件及加氢处理生成油的产物分布列于表2，其中生成的加氢尾油命名为加氢尾油C，进料E是一种常用的催化裂化进料(与实施例1相同)。加氢尾油C和进料E分别占总进料20重％和80重％。进料E经蒸馏分别得到轻质油馏分H(馏程为350-500℃，占进料E的44重％)和重质油馏分G(馏程为高于500℃，占进料E的56重％)，各种进料性质列于表3-2。将所述重馏分油G单独引入催化裂化反应区I，所述轻馏分油H和加氢尾油C引入催化裂化反应区II与催化剂裂化催化剂接触反应，其中反应区II中加氢尾油C与轻馏分油H的重量比例为34∶66。催化裂化反应条件与结果列于表4-2。

对比例3

本对比例所加工的原料油、所使用的催化剂和操作条件与实施例3相同，其中加氢尾油C和进料E也同样分别占总进料20重％和80重％。所不同的是进料E不经分离而是直接和加氢尾油C一起引入催化裂化反应区I与催化裂化催化剂接触反应，各种进料性质列于表3-2。催化裂化反应条件和结果列于表4-2。

实施例4

本实施例说明按照图2所示的流程加工的效果。

其中，入加氢处理反应装置的原料油为原料油B，加氢处理反应条件及加氢处理生成油的产物分布列于表2，其中生成的加氢尾油命名为加氢尾油D，进料E是一种常用的重油催化裂化进料。加氢尾油D和进料E分别占总进料30重％和70重％。进料E经蒸馏分别得到轻质油馏分H(馏程为350-500℃，占进料E的44重％)和重质油馏分G(馏程为高于500℃，占进料E的56重％)，各种进料性质列于表3-2。将所述重馏分油G单独引入催化裂化反应区I，所述轻馏分油H和加氢尾油D引入催化裂化反应区II与催化剂裂化催化剂接触反应，其中反应区II中加氢尾油D与轻馏分油H的重量比例为49∶51。催化裂化反应条件与结果列于表4-2。

对比例4

本对比例所加工的原料油、所使用的催化剂和操作条件与实施例4相同，其中加氢尾油D和进料E也同样分别占总进料30重％和70重％。所不同的是进料E不经分离而是直接和加氢尾油D一起引入催化裂化反应区I与催化裂化催化剂接触反应，各种进料性质列于表3-2。催化裂化反应条件和结果列于表4-2。

表2

表4-1

*注：剂油比为参与反应的催化剂与烃油的质量之比例；总表观回炼比为参与反应的回炼油(HC0)与新鲜催化裂化进料质量之比；总反应时间是指烃油在提升管反应器内反应区I和II时间之和。

表4-2

表4-1给出的结果可以清楚地说明，与直接将烃油引入催化裂化反应装置进行转化相比，采用本发明提供方法得到的产物分布中汽油和柴油的选择性明显提高。例如，实施例1与对比例1加工原料油相同，不同的是实施例1将烃油经减压分离轻、重两个馏分，其中重馏分与加氢尾油组合后分别催化裂化的两个不同反应区进行反应。比较两种不同加工方法得到的结果，其中实施例1的转化率增加约1.85个百分点，汽油+柴油产率共增加了2.12个百分点，焦炭产率降低了0.28个百分点，总液收增加了2.51个百分点。油浆产率下降了2.20个百分点，说明重油转化能力明显得到提高。实施例2与对比例2加工原料油相同，比较两种不同加工方法得到的结果，其中实施例2的转化率增加约1个百分点，柴油产率增加了2.10个百分点，汽油产率增加1.2个百分点，焦炭产率降低了0.3个百分点，总液收增加了3.5个百分点。

表4-2给出的结果可以清楚地说明，与直接将烃油引入催化裂化反应装置进行转化相比，采用本发明所提供强化第二反应区工况调整的方法得到的产物分布中汽油和柴油的选择性明显提高的同时，减少低价值产品，尤其是干气产率的降低，进一步增加催化裂化装置转化效益。例如，实施例3与对比例3加工原料油相同，不同的是实施例3将烃油经减压分离轻、重两个馏分，其中轻质馏分与加氢尾油组合后分别催化裂化的两个不同反应区进行反应。比较两种不同加工方法得到的结果，其中实施例3的转化率增加约1.95个百分点，汽油+柴油产率共增加了2.75个百分点，焦炭产率降低了0.30个百分点，总液收增加了2.95个百分点，干气产率下降了0.70个百分点，产品分布效益明显提高。实施例4与对比例4加工原料油相同，比较两种不同加工方法得到的结果，其中实施例4的转化率增加约0.8个百分点，柴油产率增加了2.10个百分点，汽油产率增加1.19个百分点，焦炭产率降低了0.13个百分点，总液收增加了3.79个百分点，干气产率下降了0.80个百分点。油浆产率下降了2.90个百分点，说明重油转化能力明显得到提高。

实施例1与实施例2的加氢处理进料，加氢尾油占总进料比例不同以及催化裂化反应条件不同，从反应结果看，它们的产物分布不同。其中，实施例1的转化率提高，裂解产物更趋于轻质化，而实施例2中柴油收率则明显提高。这说明，通过变化加氢处理进料中催化裂化循环油的量(原料A和原料B)的变化加氢尾油与重馏分油的比例以及催化裂化反应条件等，在保证原料油较高转化率的前提下，可以对生成油中的产物分布进行调变。

实施例3、4与实施例1、2相比，发现通过调整催化剂参与反应模式来强化不同反应区操作工况，可进一步减少低价值产品产率，提高催化裂化装置的转化效率。

Claims (18)

1.一种改进的烃油加氢处理与催化裂化组合方法，包括：在氢气存在和加氢处理反应条件下，将渣油、催化裂化回炼油和任选的馏分油一起与加氢处理催化剂接触反应，分离反应产物得到气体、加氢石脑油、加氢柴油和加氢尾油；在催化裂化反应条件下，将常规催化裂化原料油任选地与加氢尾油一起与催化裂化催化剂接触反应，分离反应产物得到干气、液化气、催化裂化汽油、催化裂化柴油和催化裂化回炼油；其特征在于，所述常规催化裂化原料油选自轻、重两种，所述与催化裂化催化剂接触反应是将所述重原料油和轻原料油，分别任选地与加氢尾油一起在沿反应物料的流动的方向包括至少两个反应区I和II的反应器中依次进行，其中，所述轻原料油是馏程为350-500℃的烃油，重原料油为沸点大于500℃的烃油，在轻、重两种原料油分别任选地与加氢尾油的混合进料中，所述加氢尾油的含量不同时为零。

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，在所述轻原料油与加氢尾油的混合进料中，加氢尾油的含量在50重量％以内，在所述重原料油与加氢尾油的混合进料中，加氢尾油的含量在90重量％以内。

3.按照权利要求2所述的方法，其特征在于，在所述轻原料油与加氢尾油的混合进料中，加氢尾油的含量在40重量％以内，在所述重原料油与加氢尾油的混合进料中，加氢尾油的含量在80重量％以内。

4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述反应器为提升管反应器。

5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，在所述反应区II与催化裂化催化剂再生器之间设置有再生催化剂输送装置。

6.按照权利要求5所述的方法，其特征在于，所述再生催化剂输送装置设置在反应区II上的位置使烃油在反应区II内的停留时间不小于0.2秒。

7.按照权利要求6所述的方法，其特征在于，所述再生催化剂输送装置设置在反应区II上的位置使烃油在反应区II内的停留时间不小于1秒。

8.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述方法包括一个脱除催化裂化回炼油中的催化裂化催化剂颗粒物的步骤，该步骤使催化裂化回炼油中催化裂化催化剂颗粒物的含量小于30wtppm，粒径小于10μm。

9.按照权利要求8所述的方法，其特征在于，在所述催化裂化回炼油中催化裂化催化剂颗粒物的含量小于15wtppm，粒径小于5μm。

10.按照权利要求8所述的方法，其特征在于，所述脱除催化裂化回炼油中的催化裂化催化剂颗粒物的方法为蒸馏和/或过滤法。

11.按照权利要求10所述的方法，其特征在于，所述过滤方法中的操作温度为100～350℃。

12.按照权利要求11所述的方法，其特征在于，所述过滤方法中的操作温度为200～320℃。

13.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述催化裂化回炼油为重循环油、澄清油或全部催化裂化裂化产品重油中的一种或两种以上的混合物。

14.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述与加氢处理催化剂接触反应的渣油、催化裂化回炼油和任选的馏分油中，催化裂化回炼油的含量为5-40w％。

15.按照权利要求14所述的方法，其特征在于，所述催化裂化回炼油的含量为6-30w％。

16.按照权利要求15所述的方法，其特征在于，所述催化裂化回炼油的含量为8-25w％。

17.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述催化裂化反应器的第I反应区的反应条件包括：反应温度为550-700℃，剂油比为5-20，反应时间为0.5-10秒，雾化水蒸汽占进料量的2-50w％，反应压力为常压-300千帕；第II反应区的反应条件包括：温度为500-600℃，剂油比为7-50，反应时间为0.2-8秒，雾化水蒸汽占进料量的2-20w％，反应压力为常压-300千帕。

18.按照权利要求17所述的方法，其特征在于，所述催化裂化反应器的第I反应区的反应温度为560-650℃，剂油比为5-16，反应时间为1-1.5秒，雾化水蒸汽占进料量的5-10w％，反应压力为100-300千帕；第II反应区的反应温度为520-560℃，剂油比为8-40，反应时间为1-2秒，雾化水蒸汽占进料量的4-8w％，反应压力为100-300千帕。

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