CN101597511A

CN101597511A - 一种超重原油改质处理的工艺方法

Info

Publication number: CN101597511A
Application number: CN 200810114380
Authority: CN
Inventors: 付兴国; 刘显法; 庞新梅; 高雄厚; 李振昊
Original assignee: China Petroleum and Natural Gas Co Ltd
Current assignee: China Petroleum and Natural Gas Co Ltd
Priority date: 2008-06-04
Filing date: 2008-06-04
Publication date: 2009-12-09
Anticipated expiration: 2028-06-04
Also published as: CN101597511B

Abstract

本发明涉及一种超重原油改质处理方法，将超重原油与稀释油掺混，并预热至250～350℃，通入催化裂化反应器中与温度在670～760℃的催化剂接触反应；裂化气、轻油蒸汽及水蒸汽在分离系统被分离，其余催化裂化的流体残渣即塔底重组分和溶剂进入抽提塔进行溶剂脱沥青，使其分离为一个富含重金属及沥青质部分的重质流体相，及含脱沥青油及溶剂的轻质流体相，轻质流体相再进入超临界塔进行溶剂超临界回收。该技术方法具有一步减粘、脱金属、脱硫、脱碳的作用，使得到的改质油稳定性好，流动性满足运输要求，为催化裂化、焦化等工艺提供低硫、低金属、低残碳的“优质”原料。

Description

一种超重原油改质处理的工艺方法

技术领域

本发明涉及一种超重质原油改质处理的工艺方法，具体涉及一种稠油、渣油、重质原油的减粘、脱金属、脱硫等改质处理的工艺方案与技术方法。

背景技术

通常，劣质原油的指标范围为：符合API度小于27、硫含量大于1.5％、酸值大于1.0mgKOH/g任何一项指标的原油，可称为劣质原油。

重质油(即稠油)具有比重大(0.9以上)、粘度高(50℃时达到1700mPa·s)、轻馏分低(一般只有4％左右)、含蜡量少(低于5％)和凝固点不高(5～22℃)等特点。

目前成熟的重质原油加工技术主要有：

1、焦化

从美国近期重油深度加工能力发展看，美国由于中质、重质原油进口比例增加，其加工原油的平均API度从20世纪80年代的32～33降到目前的30.5～31。为应对原油日益变重的趋势，美国加快发展了焦化，特别是在1987～2001年，焦化能力增长了56％。

又据美国能源情报署(EIA)的报道，当研究一组4座炼油厂的原油API度从33.1降到25.7(API度降低了7.4)时，通过增加焦化能力，使其对一次加工能力的比例从7.5％提高到23.1％，并适当增加加氢裂化等配套措施，轻质油品收率仍可达到84.1％。

我国延迟焦化装置发展很快，到2004年，建成投产的焦化装置总加工能力已达3245万吨/年，仅最近10年间我国延迟焦化装置加工能力就增长了161％。目前在建的延迟焦化装置能力估计有700万吨。随着加工含硫原油数量的增加，循环流化床(CFB)锅炉处理高硫石油焦的应用，延迟焦化将得到进一步发展和推广。

2、渣油加氢处理/重油催化裂化联合技术

1)渣油经加氢处理，进行脱硫、脱氮、脱金属、脱残炭，效果显著，氢含量增加，加氢后常渣可符合RFCC进料要求，可改善产品分布，将汽油质量提高到欧水平，并可有效控制催化裂化烟气中排放的NOx、SOx。组合工艺可最大限度提高轻质油收率，是提高原油资源利用率的最优化方案。

2)有些重质渣油重金属含量高，如塔河重质渣油重金属含量超过300ppm，固定床加氢无法承受脱金属能力，需采用LC-Fining或H-Oil等沸腾床加氢工艺。但存在工艺技术和设备复杂，投资大，国内未掌握该技术，需要引进技术。

中国自行开发的200万吨/年渣油加氢处理(S-RHT)装置已在茂名石化公司投运。加氢处理VR用作RFCC进料可最大量提高轻质油品产率，这已成为加工含硫原油的又一重油加工路线。

3、延迟焦化/循环流化床(CFB)锅炉联合技术

为解决高硫焦炭利用的困难问题，我国开发了循环流化床(CFB)锅炉燃烧高硫焦炭技术。镇海石化公司为解决焦化装置加工含硫渣油时含硫焦炭的处理问题，选用了延迟焦化/循环流化床(CFB)锅炉组合方案。该公司采用二台220吨/时CFB锅炉，配备二台25MW发电机组。含硫石油焦和石灰石连续送入燃烧室，石灰石用量根据焦炭含硫量而定，以控制SO₂排放，脱硫率为90％。设计年耗高硫石油焦29.7万吨、年消耗石灰石13万吨。

4、溶剂脱沥青+DAO蜡油加氢进催化裂化+DOA进化肥气化炉方案

镇海炼化公司原有一套60万吨/年溶剂脱沥青装置，由于脱沥青油(DAO)密度大、硫含量和重金属含量高，难以进重油催化裂化掺炼；脱油沥青(DOA)没有后续处理手段，只能调合生产市场受限的普通道路沥青。这些因素使溶剂脱沥青装置难以正常生产。为此，对规划方案进行调整优化，采用了“溶剂脱沥青+DAO蜡油加氢进催化裂化+DOA进化肥气化炉”组合方案，即以劣质超重混油作为溶剂脱沥青装置原料，脱油沥青(DOA)作化肥气化炉原料，而脱沥青油(DAO)则作为蜡油加氢装置原料，精制后进催化装置深加工。该组合工艺成为中石化拥有自主知识产权的工艺路线。该方案的实施，降低了化肥生产成本，并且从渣油中提炼出30万吨/年的催化原料，使催化裂化装置增加汽油12万吨/年、丙烯0.6万吨/年，经济效益显著。该组合工艺为相关石化企业在选择重油加工路线时，提供了一条除“脱碳路线”和“加氢路线”之外的全新加工路线。

5、重油悬浮床加氢技术

中国石油天然气集团公司出资研发的重油悬浮床加氢裂化技术，以新疆克拉玛依常压渣油为原料、年产5万吨重油悬浮床加氢工业试验装置在抚顺石化公司完成阶段标定，正在进行长周期运行试验。该工艺的开发可为解决我国目前几千万吨劣质稠油的加工开辟新的途径。

近年来，石油技术的进步带来了非常规石油产量的提高和开采成本的降低。非常规石油的加工技术也得到重视和发展。

CN1485412公开了一种渣油加工组合工艺方法，原料经预热后进入溶剂脱沥青抽提塔的上部，同时溶剂按预定的溶剂比进入抽提塔的下部，渣油和溶剂在抽提塔中进行逆流接触抽提，含大量溶剂的脱沥青油去回收溶剂，含有少量溶剂的脱油沥青从抽提塔底部排出不经溶剂回收进入加热炉加热，然后进入上流式减粘裂化装置反应器，在反应器内进行减粘裂化反应，经过减粘裂化反应过的物流进入上流式减粘裂化装置分馏塔，分馏出减粘气体、减粘汽油和减粘渣油。

CN1508220公开了一种新型的沥青质减粘生产石油燃料的方法。

CN1803989公开了一种减粘裂解炼油的方法，是将渣油在减粘加热炉中加热，加热后的渣油进入减粘反应塔内进行反应，反应后经减粘分馏塔分馏，得到合格油品，其特征在于：所述渣油在进入减粘加热炉加热前向渣油中注水并混合。

CN1847365公开了一种用重质油加工成轻质燃料油的釜式催化裂化工艺方法，该方法所用的生产装置由蒸馏釜、催化裂化塔以及冷凝冷却器组成，催化裂化塔安装在蒸馏釜顶部；将重质油装入蒸馏釜中加热至气化、焦化，其油气直接进入蒸馏釜顶部的催化裂化塔内，通过其塔内的催化剂床层时，大分子的油被裂化成小分子，油气再经冷凝冷却器冷凝冷却后即制成轻质燃料油。

CN86102643，日本东洋工程株式会社公开了一种将重质渣油进行处理以生成高产率的有用油品的过程。本过程包括将重质渣油在比减粘裂化苛刻，但比延迟焦化缓和的条件下进行热裂化，同时用水蒸气气提热裂化渣油以分离及回收裂化气及轻油蒸汽。从热裂化阶段得到的重质流体残渣，在接近溶剂临界点的温度和压力条件下，用溶剂进行抽提，以分离并回收含重金属及沥青质的部分及含轻金属的油品。

超重原油则是指密度、粘度、硫含量、氮含量、胶质含量、残炭、金属(镍+钒)含量、酸值等较常规原油高很多的原油。

委内瑞拉超重原油，性质数据如下：密度(15℃)为1.00～1.02g/mL，API度为8.00～10.0，残炭为10～20wt％，硫含量为3～5wt％，酸值为2～4mgKOH/g。

加拿大油砂沥青，性质数据如下：密度为0.97～1.015g/cm³，API为8～14，室温下粘度一般为10×10⁴～100×10⁴mPa·s，残炭为10～13.6wt％，硫含量为4.8～5.6wt％，金属(Ni+V)含量为220～400mg/L。

对于超重原油而言，除了粘度高外，硫含量、金属含量、酸含量和氮含量等均较常规重质原油高出很多，以上加工技术和方法均不适用，因此，超重原油需要经特殊改质处理，转换成传统的炼厂能够处理的更小分子。

日本中部电力公司开发了“超重油”应用技术，该公司通过使用超临界水分解超重油，同时实现了降低粘度和脱硫的要求。使用该方法，不仅能够使半固体状的超重油具有流动性，而且还可以提炼成硫化物含量较低的高品质燃料。

上述专利技术主要在于将重质油减粘，可用于加工“超重油”，但操作难度大，设备投资多。

发明内容

本发明的目的是提出一种超重原油改质处理的工艺方法。

本发明的工艺方法是：将粘度为150～21000毫帕秒，API度为8～18，密度为0.92～1.05g/mL，重金属(镍+钒)含量为300～500ppm，残炭为8～20wt％，硫含量为3～6wt％的超重原油与粘度为0.6mm²/s(50℃)～0.8mm²/s(50℃)，API度为40～70，密度为0.65～0.78g/mL的稀释油掺混，掺混量为总进油量的10～30wt％，并预热至250～350℃，通入催化裂化反应器中，与温度在670～760℃的催化剂接触，反应器出口温度控制在500℃～540℃，本发明对反应压力并没有特别的限定，最好为0.12～0.27MPa，剂油比为5～15，本发明对水蒸汽加入量也没有特别的限定，一般流量为原料油的5～10％；停留时间0.5～5秒，最好小于2秒；积炭后的催化剂在再生区进行烧焦再生，再生后催化剂含炭小于0.5％，最好小于0.2％；裂化气、轻油蒸汽及水蒸汽在分离系统被分离，其余催化裂化的流体残渣(即塔底重组分，含油浆)和溶剂进入抽提塔进行溶剂脱沥青，使其分离为一个富含重金属及沥青质部分的重质流体相，及含脱沥青油及溶剂的轻质流体相，轻质流体相再进入超临界塔进行溶剂超临界回收；催化剂比表面积为20～200m²/g，孔容0.2～0.4mL/g，粒度为10～200微米，微反活性在5～30％范围内。

本发明中掺混稀释油10～30wt％，过低混合油粘度高无法流动；过高不经济。

本发明中催化剂为大比表面积、高孔容、低裂化活性的固体颗粒状催化剂，如：可以是常规催化裂化废催化剂或平衡催化剂，或者是酸碱处理的高岭土微球、硅铝微球等不含分子筛的酸性固体颗粒，只要比表面积为20～200m²/g，孔容0.2～0.4mL/g，粒度为10～200微米，最好是40～80微米，其微反活性(MAT)采用ASTM-D3907方法测定，在5～30％范围内即可，本发明并无特别要求，但其它类型如常规催化裂化催化剂，由于活性过高，积炭严重，改质效果不佳；另外，催化剂如果含分子筛，则不能抵抗高含量的重金属污染，也耐受不住高温烧焦再生。酸碱处理的高岭土微球、硅铝微球等不含分子筛的酸性固体颗粒也是常规方法获得的，如在CN1861754A、CN1861755A公开的那样。最常用的方法是以高岭土为主要构成原料的喷雾微球经过900℃～1100℃的高温焙烧，再经过氢氧化钠等强碱抽提成孔道，最后负载磷和稀土制备而成的催化剂，该催化剂中可以不含有任何种类的沸石分子筛组分，氧化钠低于0.6wt％，同时按质量百分比计，含有1～3.5wt％的磷、1～5wt％氧化稀土，比表面积为120～200m²/g，孔容在0.2～0.4mL/g之间。

本发明中所使用的催化裂化工艺过程可以是通用的催化裂化工艺过程，最主要的是所使用催化剂不同，设备、工艺路线可以基本相同。

本发明中抽提塔所用的溶剂可以是丙烷、丁烷、戊烷、己烷或其混合物，抽提塔温度120～140℃，抽提塔压力3～5MP，剂油体积比为5～13；溶剂超临界回收，超临界塔温度230～250℃、超临界塔压力4～5MPa。

待生催化剂进入汽提器，在汽提段底部(或同时在中部)送入蒸汽，使沉积有焦炭并吸附一定量油气的催化剂与蒸汽接触，除去催化剂所吸附和夹带的油气。蒸汽条件是本领域普通技术人员所熟知的，本发明对其没有特别的限定。一般汽提蒸汽流量为催化剂流量的3～3.5％，汽提时间不小于5分钟。

本发明中表面积炭的催化剂需要在再生器中烧焦再生，再生条件与现有技术同，再生温度最好为670～780℃，再生后的催化剂可循环使用；当催化剂表面沉积的金属达到3～5wt％时可去回收金属。

应用本发明得到的含脱沥青油及溶剂的轻质流体相可以经溶剂分离塔(超临界抽提工艺)将溶剂分出并循环使用。轻质流体相中的脱沥青油(油收率为35～70％)和从分馏塔顶部取出的轻油蒸汽(即从管线13取出的轻油组分)(两者统称为改质油)可作为重油催化裂化、焦化等的原料，进一步加工成燃料油或化工原料。

本发明还提供了两种的具体实施方法(本发明并不仅限于此)：

原料组分及加入量为：超重原油(90～70wt％)：稀释油(10～30wt％)；

方法一，如图1所示，包括：将稀释的超重原油预热到约250～350℃的温度范围内；将经预热的重油与水蒸气一起从底部引入提升管反应器，与温度在670～760℃的催化剂混合，在500～540℃温度范围内，在0.12～0.27MPa的压力下进行催化裂化反应；油气及水蒸汽从反应器的上部经管线进入分离系统，轻油蒸汽由分馏塔顶部出装置(其中的部分产品，即馏程为200～320℃的馏分，可分馏出来作为稀释油循环使用)，油浆自分馏塔低部抽出；出装置的油浆再与抽提溶剂混合形成混合物，然后将其引入抽提塔；将混合物在抽提塔中维持较高的温度(140～160℃)及压力(3～5MPa)，剂油体积比为5～13，以使其分离为一个富含重金属及沥青质部分的重质流体相，及含轻油组分及溶剂的轻质流体相。轻质流体相再进入超临界塔进行溶剂超临界回收。超临界塔操作条件是本领域技术人员所熟知的，本发明对其没有特别的限定。其中温度为230～250℃、超临界塔压力为4～5MPa。

方法二，如图2所示，包括：将稀释的超重原油预热到约250～350℃的温度范围内；将经预热的重油与水蒸气一起从顶部引入反应器，与温度在670～760℃的催化剂混合，在500～540℃温度范围内，在0.12～0.27MPa的压力下进行催化裂化反应，油汽及催化剂以单向流动的状态向下流动进入反应器，反应产生的油气及催化剂通过反应器下部出口的管线19进入汽提器，再进入快速分离器；裂化气、轻油蒸汽及水蒸汽从反应器的上部经管线进入分离系统，轻油蒸汽由分馏塔顶部出装置(其中的部分产品，即馏程为200～320℃的馏分，可分馏出来作为稀释油循环使用)；油浆自分馏塔低部抽出，出装置的油浆再与抽提溶剂混合形成混合物，然后将其引入抽提塔；将混合物在抽提塔中维持较高的温度(140～160℃)及压力(3～5MPa)，以使其分离为一个富含重金属及沥青质部分的重质流体相，及含轻油组分及溶剂的轻质流体相，轻质流体相再进入超临界塔进行溶剂超临界回收，超临界塔温度为230～250℃、超临界塔压力为4～5MPa、剂油体积比为5～13。

应用本发明超重质原油改质处理的工艺方法加工处理稠油、常压渣油、减压渣油等超重原油，可生产超重原油的稀释油、催化裂化原料和焦化等原料。

附图说明

附图1为应用本发明方法的一种工艺流程的示意图。

图1中，原料油2与水蒸气1一起从底部进入提升管3，与来自再生斜管18的高温再生催化剂接触，立即汽化并进行反应，反应产生油气携带催化剂通过提升管出口19的快速分离器6进一步分离，分离出来的油气经管线9进入分离系统，去分馏塔10；回收下来的绝大部分催化剂落入沉降器7后再流入汽提段4。分馏塔10的顶部出来的油汽经过冷凝器11冷凝后进入分离罐12进行油、水、气的分离，轻油组分由管线13流出；分馏塔10的下部14排出催化裂化的塔底重组分(含油浆)。催化裂化塔底重组分再与抽提溶剂混合形成混合物，然后将其引入抽提塔20进行溶剂脱沥青，脱沥青油和溶剂经管线21进入超临界塔23进行溶剂回收，回收的部分溶剂可经管线24循环使用。脱油沥青等残渣由管线22排出。待生催化剂进入汽提器4，经来自管线5的水蒸汽汽提后，由待生斜管8进入再生器16。待生催化剂在空气中烧焦再生，空气经管线15进入再生器16，烟气经管线17出再生器，再生催化剂经管线18返回提升管底部循环使用。

附图2为应用本发明方法二的工艺流程示意图。

图2中，原料油2及雾化水蒸气1从顶部进入，与来自再生斜管18的高温再生催化剂接触，立即汽化并进行反应，油气及催化剂以单向流动的状态向下流动进入反应器3，反应产生的油气及催化剂通过反应器出口的管线19进入快速分离器6，分离出来的油气及水蒸汽从上部经管线9进入分离系统，去分馏塔10；回收下来的绝大部分催化剂落入沉降器7后再流入汽提段4。分馏塔10的顶部出来的油汽经过冷凝器11冷凝后进入分离罐12进行油、水、气的分离，轻油组分由管线13流出；分馏塔10的下部14排出催化裂化的塔底重组分(含油浆)。催化裂化塔底重组分再与抽提溶剂混合形成混合物，然后将其引入抽提塔20进行溶剂脱沥青，脱沥青油和溶剂经管线21进入超临界塔23进行溶剂回收，回收的部分溶剂可经管线24循环使用。脱油沥青等残渣由管线22排出。待生催化剂进入汽提器4，经来自管线5的水蒸汽汽提后，由待生斜管8进入再生器16，待生催化剂在空气中烧焦再生，空气经管线15进入再生器16，烟气经管线17排出再生器，再生催化剂经管线18返回反应器3的上部循环使用。

采用本发明超重质原油改质处理的工艺方法，设备投资少、操作方法简单，而且该技术方法具有一步减粘、脱金属、脱硫、脱碳的作用，使得到的改质油(指脱沥青油和从管线13取出的轻油组分)稳定性好，流动性满足运输要求，为催化裂化、焦化等工艺提供低硫、低金属、低残碳的“优质”原料。

具体实施方式

以下通过实施例进一步说明本发明的方案和效果，但并不限制本发明的范围。

原料及评价方法、标准：

委内瑞拉超重原油：密度(15℃)为1.0102g/mL，API为8.60，运动粘度(60℃)为11006mm²/s，残炭为14.8wt％，硫含量为4.08wt％，酸值为3.00mgKOH/g，金属(镍+钒)含量为482.9ppm。

加拿大油砂沥青：密度为1.015g/mL，API为8.6，残炭为13.6wt％，硫含量为4.8wt％，粘度(25℃)为110000毫帕秒，金属(Ni+V)含量为400ppm。

稀释油：

可以是石脑油、FCC轻循环油或FCC重循环油，最好是重循环油，粘度为5mm²/s(50℃)～20mm²/s(50℃)，API度为20～60，密度为0.70～0.89g/mL，馏程为200～320℃。

评价方法及标准：

粘度：一般是动力粘度的简称，(动力)粘度符号是μ，单位是帕斯卡秒(Pa·s)或毫帕秒(mPa·s)。评价方法及标准为GB/T265-1988石油产品运动粘度测定法和动力粘度计算法。

运动粘度：符号是υ。运动粘度是在工程计算中，物质的动力粘度与其密度之比，υ＝μ/ρ，ρ--密度，其单位为：kg/m³，μ--动力粘度，其单位为：Pa·s，υ--运动粘度，其单位为：m²/s。评价方法及标准为GB/T265-1988石油产品运动粘度测定法和动力粘度计算法。

API度：指比重指数，评价方法及标准为GB/T13377-1992原油和液体或固体石油产品密度或相对密度测定法(毛细管塞比重瓶和带刻度双毛细管比重瓶法)，API度愈大，相对密度愈小。

酸值：评价方法及标准为GB/T264-1983石油产品酸值测定法。

残炭：评价方法及标准为GB/T268-1987石油产品残炭测定法(康氏法)。

催化裂化平衡催化剂1：

LRC-99，平衡催化剂微反活性(MAT)为25％，采用ASTM-D3907方法测定。比表面积为85m²/g，孔容0.21mL/g，粒度为40～80微米。

催化裂化平衡催化剂2：

硅铝微球催化剂牌号LWC-11，平衡催化剂微反活性(MAT)为8％，比表面积为40m²/g，孔容0.25mL/g，粒度为40～80微米。

催化剂3

采用CN1861754A中实施例2的方法获得，微反活性(MAT)为30％，比表面积为120m²/g，孔容0.25mL/g，粒度为40～80微米。

溶剂1：丁烷

溶剂2：戊烷

实施例1：委内瑞拉超重原油改质

按照附图1工艺流程，将委内瑞拉超重原油与稀释油按85∶15混合，并预热到260℃的温度范围内，与水蒸气一起从反应器底部引入提升管反应器3，与高温再生、温度在750℃的催化剂(催化剂1，活性为25％)混合，维持提升管出口温度约500℃，压力约0.14MPa下进行催化裂化反应，剂油比为14，再生后催化剂含炭小于0.2％；从反应器的上部取出裂化气、轻油蒸汽及水蒸汽经管线9进入分离系统，轻油蒸汽由分馏塔10的顶部出来，而塔底重组份(含油浆)经管线14由分馏塔低部出装置，塔底重组份再与抽提溶剂1(丁烷)混合形成混合物，然后将其引入抽提塔20；将混合物在抽提塔中维持较高的温度125℃及压力3.2MPa，剂油比为5.3，以使其分离为一个含重金属及沥青质部分的重质流体相，及含脱沥青油及溶剂的轻质流体相。然后将含轻油组分及溶剂的轻质流体相经溶剂分离塔(超临界抽提工艺)将溶剂丁烷分出循环使用。待生催化剂进入汽提器4，经来自管线5的水蒸汽汽提后，由待生斜管8进入再生器16；待生催化剂在空气中760℃烧焦再生，空气经管线15进入再生器16，烟气经管线17出再生器，再生催化剂经管线18返回提升管底部循环使用。

其实验数据如下：

改质油指脱沥青油和从管线13取出的轻油组分。塔底重组份(含油浆)收率为总进料的68.6％，脱沥青油收率为塔底重组份的50％，脱沥青油的性质：密度(20℃)为0.914g/mL，运动粘度(80℃)为35mm²/s，硫含量为0.36wt％，金属(镍+钒)含量为32ppm，残炭为2.6wt％。

裂化气与轻油组分收率为21.5％。

实施例2：委内瑞拉超重原油改质

按照附图2工艺流程，将委内瑞拉超重原油与稀释油按85∶15混合，并预热到260℃的温度范围内，与水蒸气一起从反应器顶部引入，与高温再生、温度在760℃的催化剂(催化剂3，活性为30％)混合，维持反应器出口温度约500℃，压力约0.14MPa下进行催化裂化反应，剂油比为11，再生后催化剂含炭小于0.2％；从反应器的上部取出裂化气、轻油蒸汽及水蒸汽经管线9进入分离系统，轻油蒸汽由分馏塔10的顶部出来，而塔底重组份(含油浆)经管线14由分馏塔低部出装置，油浆再与抽提溶剂2(戊烷)混合形成混合物，然后将其引入抽提塔20；将混合物在抽提塔中维持较高的温度125℃及压力3.2MPa，剂油比为5.3，以使其分离为一个含重金属及沥青质部分的重质流体相，及含脱沥青油及溶剂的轻质流体相。然后将含脱沥青油及溶剂的轻质流体相经溶剂分离塔(超临界抽提工艺)将溶剂戊烷分出循环使用。待生催化剂进入汽提器4，经来自管线5的水蒸汽汽提后，由待生斜管8进入再生器16；待生催化剂在空气中760℃烧焦再生，空气经管线15进入再生器16，烟气经管线17出再生器，再生催化剂经管线18返回反应器顶部循环使用。

其实验数据如下：

改质油指脱沥青油和从管线13取出的轻油组分。油浆收率为总进料的67.1％，脱沥青油收率为油浆的66％，脱沥青油的性质为：密度(20℃)为0.932g/mL，运动粘度(80℃)为56mm²/s，硫含量为1.06wt％，金属(镍+钒)含量为59ppm，残炭为1.7wt％。裂化气、轻油组分收率为23.2％。

实施例3：加拿大油砂沥青改质

实验装置同实施例1。将加拿大油砂沥青与稀释油按80∶20混合。并预热到380℃的温度范围内，与水蒸气一起从反应器底部引入提升管反应器3，与高温再生、温度在740℃的催化剂(催化剂2，活性为8％)混合，维持提升管出口温度约540℃，压力约0.25MPa下进行催化裂化反应，剂油比为6，再生后催化剂含炭小于0.2％；从反应器的上部取出裂化气、轻油蒸汽及水蒸汽经管线9进入分离系统，轻油蒸汽由分馏塔10的顶部出来，而油浆经管线14由分馏塔低部出装置，油浆再与抽提溶剂1(丁烷)混合形成混合物，然后将其引入抽提塔20；将混合物在抽提塔中维持较高的温度155℃及压力4.2MPa，以使其分离为一个含重金属及沥青质部分的重质流体相，及含脱沥青油及溶剂的轻质流体相。然后将含脱沥青油及溶剂的轻质流体相经溶剂分离塔(超临界抽提工艺)将溶剂丁烷分出循环使用。待生催化剂进入汽提器4，经来自管线5的水蒸汽汽提后，由待生斜管8进入再生器16；待生催化剂在空气中700℃烧焦再生，空气经管线15进入再生器16，烟气经管线17出再生器，再生催化剂经管线18返回提升管底部循环使用。

其实验数据如下：

油浆收率为总进料的65.2％，脱沥青油收率为油浆的70％，脱沥青油的性质：密度(20℃)为0.914g/mL，运动粘度(80℃)为45mm²/s，硫含量为0.36wt％，金属(镍+钒)含量为29ppm，残炭为2.4wt％。裂化气、轻油组分收率为24.5％。

溶剂脱沥青能使油浆中的沥青质、金属等浓缩于沥青中，所得到的脱沥青油具有杂质含量低，裂化性能好等特点。

Claims

1.一种超重质原油改质处理的工艺方法，其特征在于将粘度为150～21000毫帕秒，API度为8～18，密度为0.92～1.05g/mL，重金属镍和钒总含量为300～500ppm，残炭为8～20wt％，硫含量为3～6wt％的超重原油与粘度为0.6mm²/s(50℃)～0.8mm²/s(50℃)，API度为40～70，密度为0.65～0.78g/mL的稀释油掺混，掺混量为总进油量的10～30wt％，并预热至250～350℃，通入催化裂化反应器中，与温度在670～760℃的催化剂接触，反应器出口温度控制在500℃～540℃，剂油比为5～15，水蒸汽加入量为原料油的5～10％；停留时间0.5～5秒；积炭后的催化剂在再生区进行烧焦再生，再生后催化剂含炭小于0.5wt％；裂化气、轻油蒸汽及水蒸汽在分离系统被分离，其余催化裂化的流体残渣即塔底重组分和溶剂进入抽提塔进行溶剂脱沥青，使其分离为一个富含重金属及沥青质部分的重质流体相，及含脱沥青油及溶剂的轻质流体相，轻质流体相再进入超临界塔进行溶剂超临界回收；催化剂比表面积为20～200m²/g，孔容0.2～0.4mL/g，粒度为10～200微米，微反活性在5～30％范围内。

2.根据权利要求1所述的工艺方法，其特征在于将稀释的超重原油预热到约250～350℃的温度范围内；将经预热的重油与水蒸气一起从底部引入提升管反应器，与温度在670～760℃的催化剂混合，在500～540℃温度范围内，在0.12～0.27MPa的压力下进行催化裂化反应；油气及水蒸汽从反应器的上部经管线进入分离系统，轻油蒸汽由分馏塔顶部出装置，油浆自分馏塔低部抽出；出装置的油浆再与抽提溶剂混合形成混合物，然后将其引入抽提塔，使其分离为一个富含重金属及沥青质部分的重质流体相，及含脱沥青油及溶剂的轻质流体相；轻质流体相再进入超临界塔进行溶剂超临界回收。

3.根据权利要求1所述的工艺方法，其特征在于将稀释的超重原油预热到约250～350℃的温度范围内；将经预热的重油与水蒸气一起从顶部引入反应器，与温度在670～760℃的催化剂混合，在500～540℃温度范围内，在0.12～0.27MPa的压力下进行催化裂化反应，油汽及催化剂以单向流动的状态向下流动进入反应器，反应产生的油气及催化剂通过反应器下部出口的管线进入快速分离器，裂化气、轻油蒸汽及水蒸汽从上部经管线进入分离系统；轻油蒸汽由分馏塔顶部出装置，油浆自分馏塔低部抽出；出装置的油浆再与抽提溶剂混合形成混合物，然后将其引入抽提塔，使其分离为一个富含重金属及沥青质部分的重质流体相，及含脱沥青油及溶剂的轻质流体相，轻质流体相再进入超临界塔进行溶剂超临界回收。

4.根据权利要求1或2或3所述的工艺方法，其特征在于反应压力为0.12～0.27MPa。

5.根据权利要求1或2或3所述的工艺方法，其特征在于原料油在催化裂化反应器中停留时间为0.5～2秒。

6.根据权利要求1或2或3所述的工艺方法，其特征在于再生后催化剂含炭小于0.2wt％。

7.根据权利要求1或2或3所述的工艺方法，其特征在于抽提塔所用的溶剂为丙烷、丁烷、戊烷、己烷或其混合物。

8.根据权利要求1或2或3所述的工艺方法，其特征在于抽提塔温度120～140℃，抽提塔压力3～5MPa，剂油体积比为5～13。

9.根据权利要求1或2或3所述的工艺方法，其特征在于超临界塔温度230～250℃、超临界塔压力4～5MPa。

10.根据权利要求1或2或3所述的工艺方法，其特征在于按质量百分比计，催化剂中氧化钠低于0.6wt％，含有1～3.5wt％的磷、1～5wt％氧化稀土，比表面积为120～200m²/g，孔容在0.2～0.4mL/g之间。