CN102863987A - 一种烃油预处理和催化裂化组合工艺 - Google Patents

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崔哲
石友良
曾榕辉
吴子明
王仲义
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Abstract

本发明公开一种烃油预处理和催化裂化组合工艺，包括如下步骤：a）催化裂化原料进入加氢预处理反应器，在氢气及加氢处理催化剂的存在下进行反应，加氢处理反应器流出物分离出的液相为催化裂化原料；b）步骤a得到的催化裂化原料进入催化裂化装置进行反应，生成催化回炼油和催化油浆；c）步骤b得到的催化回炼油经芳烃抽提装置脱除催化回炼油中的大量芳烃，抽出的重质石油芳烃出装置，脱芳烃催化回炼油与催化裂化原料混合进入加氢预处理反应器；d）步骤b得到的催化油浆进入加氢脱金属反应区，在氢气及脱金属催化剂的作用下进行反应，得到的加氢脱金属生成油与催化裂化原料混合进入加氢预处理反应器。该方法能够有效地将催化裂化产物中的催化回炼油和催化油浆回收或者循环利用，提高装置的灵活操作性及脱硫效率，提高劣质油的再利用，降低成本。

Description

一种烃油预处理和催化裂化组合工艺
技术领域
本发明涉及一种烃油预处理和催化裂化组合工艺，具体地说是涉及一种对催化回炼油和催化油浆循环处理的组合工艺。
背景技术
当前世界范围内原油性质逐渐变重、变劣，加之世界经济的持续发展和环境保护法规的日益严格，需要生产大量轻质清洁燃料，这些都要求对现有的炼油技术进行完善和改进，以最低的成本生产出符合要求的产品。
在重质原料生产轻质产品的加工方法中，催化裂化（FCC）仍占重要地位。催化裂化技术直接生产的轻质油品质量较差，尤其是催化汽油的硫含量比较高，催化柴油硫含量和芳烃含量高、十六烷值低。因此，催化裂化产品不符合清洁燃料的要求。为了改善催化裂化产品的质量，需要一定的处理手段，最主要的途径有两种，即催化裂化生成油补充加氢精制和催化裂化原料预处理。FCC原料经预处理后可以避免催化裂化汽油加氢精制过程中辛烷值损失，并且还有以下优点：可以降低FCC催化剂的更换频率；降低FCC焦炭产率；改善FCC产品分布、提高目的产品产率、降低非目的产品产率；直接改善FCC产品质量，降低产品硫含量；降低FCC再生器SOX、NOX的排放量等，因此FCC原料预处理工艺在现代炼油厂中得到广泛的应用。
US4534852公开了一种催化裂化原料的加氢预处理方法，该方法能处理渣油和瓦斯油混合原料，其中渣油的比例为5-60体积% ，混合原料依次与两种加氢催化剂接触后进行加氢反应，反应生成物经分离后得到低硫、低金属含量的催化裂化原料。该方法采用两种催化剂组合装填方式，上部装填的催化剂与下部装填的催化剂相比，活性金属含量高、比表面积小、堆积大、磷含量高。但是该方法的脱硫效率较低，为45-75重%。CN1382776公开了一种渣油加氢处理与重油催化裂化联合的方法，是渣油和油浆蒸出物、催化裂化重循环油、任选的馏分油一起进入加氢处理装置，在氢气和加氢催化剂存在下进行加氢反应；反应所得的生成油蒸出汽柴油后，加氢渣油与任选的减压瓦斯油一起进入催化裂化装置，在裂化催化剂存在下进行裂化反应；反应所得重循环油进入渣油加氢装置，蒸馏油浆得到蒸出物返回至加氢装置。该方法能将油浆和重循环油转化为轻质油品，提高了汽油和柴油的收率。但是该方法需要有渣油加氢装置，因此投资及操作费用高。CN101020843公开了一种生产催化裂化原料的加氢方法，原料油与氢气的混合物依次接触加氢保护剂、渣油加氢脱金属剂和渣油加氢脱硫剂进行反应，其反应生成物经冷却分离后得到富氢气体和液体产物。所述的原料油为渣油和瓦斯油的混合物，以整体催化剂体积为基准，其中加氢保护剂、渣油加氢脱金属剂和渣油加氢脱硫剂的装填体积百分数分别为2～10体积％，5～70体积％，20～93体积％。该方法原料油中渣油的重量含量不能超过50%，加氢处理催化剂需采用级配装填方法并且对所用的催化剂的孔容有严格要求，因此该方法的操作灵活性受到极大限制。一般对催化重油所采用的处理方法有两种：第一重方法是全回炼和部分回炼，其回炼比为0.3～0.7。第二种方法是将催化油浆甩出装置，甩出量为原料油的5-12%。上述两种方法均有不足之处：第一种方法的缺点是重质芳烃在催化裂化装置中不断地循环，从而产生大量的焦炭和干气，仅生成少量的汽油和柴油，同时又不断地增加新的芳烃，降低了催化裂化装置的生产能力。第二种方法所用的油浆全部外甩，又损失了占整个甩出量40%-60%的优质催化裂化原料油。在美国专利（3239456,3317423）中公开了采用双溶剂抽提催化的轻质油和重质油，其目的是为了得到某种化工产品及其原料，例如制萘的原料，制炭黑的原料以及制取冷冻机润滑油等。
发明内容
针对现有技术的不足，本发明提供一种烃油预处理和催化裂化组合工艺，该方法能够有效地将催化裂化产物中的催化回炼油和催化油浆回收或者循环利用，提高装置的灵活操作性及脱硫效率，提高劣质油的再利用，降低成本。
本发明烃油预处理和催化裂化组合工艺包括如下步骤：
a）催化裂化原料进入加氢预处理反应器，在氢气及加氢处理催化剂的存在下进行反应，加氢处理反应器流出物分离出的液相为催化裂化原料；
b）步骤a得到的催化裂化原料进入催化裂化装置进行反应，生成催化回炼油和催化油浆；
c）步骤b得到的催化回炼油经芳烃抽提装置脱除催化回炼油中的大量芳烃，抽出的重质石油芳烃出装置，脱芳烃催化回炼油与催化裂化原料混合进入加氢预处理反应器；
d）步骤b得到的催化油浆进入加氢脱金属反应区，在氢气及脱金属催化剂的作用下进行反应，得到的加氢脱金属生成油与催化裂化原料混合进入加氢预处理反应器。
本发明方法中，催化裂化原料包括常减压减二线减三线所出产品，终馏点为540~600℃的深拔重质馏分，任意焦化装置得到的蜡油馏分产品。
本发明方法步骤a中所述的加氢处理反应区所采用的催化剂可以是各种商业催化剂，也可以按本领域现有技术进行制备，加氢处理催化剂一般先制备催化剂载体，然后用浸渍法负载活性金属组分。如抚顺石油化工研究院（FRIPP）研制生产的3936，CH-20，3996，FF-14，FF-16，FF-18，FF-24等加氢处理催化剂，操作条件一般为反应压力2.0～25.0MPa，氢油体积比比为200：1～2500：1，体积空速为0.1～8.0h-1     ，反应温度为260℃～420℃；优选的操作条件为反应压力4.0～18.0MPa，氢油体积比为300：1～2000：1，体积空速为0.2～6.0h-1，反应温度280～400℃。
本发明方法步骤b中所述的催化裂化装置可以是一套或一套以上，每套装置至少包括一个反应器、一个再生器和一个分馏塔。催化裂化装置按本领域一般条件操作：反应温度470～570℃、反应时间0.5～5秒、催化剂与原料油的重量比（以下简称剂油比）3～10，再生温度650～800℃，压力0.1～0.5MPa。采用的催化剂可以是各种商业催化剂，也可以按本领域现有技术进行制备。
本发明方法步骤c中所述的芳烃抽提采用双溶剂抽提工艺，抽提工艺所用的的溶剂有酚、亚砜、二甲基吡咯烷酮、干糠醛、5%-8%水分的湿糠醛以及芳烃含量≤5%（重量）的轻质油，其沸程范围在80-200℃之间，最佳馏分为90-120℃。本发明选用糠醛为第一溶剂，轻质油为第二溶剂，高选择性地抽出催化回炼油中的重质芳烃，得到高纯度的重质石油芳烃。
本发明方法步骤d所述的加氢脱金属反应区采用的催化剂为抚顺石油化工研究院（FRIPP）研制生产的FZC系列保护剂及加氢脱金属催化剂，也可以按照现有技术制备，这些催化剂一般都是以多孔耐熔无机氧化物如氧化铝为载体，第VIB族和/或VIII族金属如W、Mo、Co、Ni等的氧化物为活性组分，选择性地加入其它各种助剂如P、Si、F、B等元素的催化剂，操作条件一般为反应压力2.0～25.0MPa，氢油体积比比为200：1～2500：1，体积空速为0.1～8.0h-1，反应温度为260℃～400℃；优选的操作条件为反应压力4.0～18.0MPa，氢油体积比为300：1～2000：1，体积空速为0.2～6.0h-1，反应温度280～380℃。
与现有技术相比，本发明方法具有如下优点：
1、本发明方法通过芳烃抽提、加氢脱金属等简单的预处理组合工艺有效地将催化裂化产物中的催化回炼油和催化油浆回收并循环利用，提高装置的灵活操作性及脱硫效率，提高劣质油的再利用，降低成本；
2、现有的催化裂化装置催化油浆一般直接外甩出装置进行蒸馏，对400～500℃沸点范围的蒸出物进行加氢处理，残余物直接作为燃料或道路沥青调和组分，本发明方法对金属杂质含量较高的催化油浆先进行加氢脱金属，再经过加氢预处理，对催化油浆循环使用，最大限度的提高了原料的利用率，提高经济效益。
3、催化回炼油全部循环操作降低了催化裂化的生产能力，外甩又损失大量的催化裂化优质原料，本发明方法对芳烃含量高的催化回炼油先进行芳烃抽提，可以抽提出催化回炼油中的重质芳烃，得到的重质石油芳烃作为化工产品及其原料，例如制萘的原料，制炭黑的原料以及制取冷冻机润滑油等，经抽提后的轻质油经加氢处理得到优质的催化裂化原料。
4、本发明方法经处理后的催化回炼油和催化油浆全部或部分与催化裂化原料混合，能够改善劣质催化裂化原料的质量，处理多种不同的催化裂化原料。
总之，本发明方法能够合理的利用催化回炼油和催化油浆，操作及投资成本低，操作灵活，稳定性好，原料预处理效果高，为企业节约成本、提高效益及产品的质量升级奠定了基础。
附图说明
图1是本发明方法的一种实施方式流程示意图。
具体实施方式
下面结合附图及实施例对本发明所提供的方法进行进一步的说明，但不因此而限制本发明。
图1所示，蜡油原料1进入加氢处理反应器2，得到的加氢处理生成油3作为催化裂化原料进入催化裂化装置4，得到的催化回炼油5进入芳烃抽提装置6，抽出的重质石油芳烃7作为化工产品或原料出装置，得到的催化油浆8进入加氢脱金属反应器9得到的脱金属催化油浆与6中得到的脱芳烃催化回炼油10与蜡油原料1混合进入加氢处理反应器循环操作。实施例中所用的蜡油原料为减压蜡油，其性质见表1，催化回炼油性质见表2，催化油浆性质见表3，经芳烃抽提后的催化回炼油性质见表4，经加氢脱金属后的催化油浆性质见表5。
表1  蜡油原料主要性质。
原料油 蜡油
密度(20℃)/g·cm-3 0.9022
馏程/℃  
IBP/10% 309/369
30%/50% 404/431
70%/90% 459/506
95%/FBP 529/555
S，质量% 1.59
N/μg·g-1 1199
碱氮/μg·g-1 338
C，质量% 85.74
H，质量% 12.55
残炭，质量% 0.40
金属组成/μg·g-1  
Ni/ V 0.19/0.14
Fe/Na 0.97/-
Ca/Mg -/-
表2  催化回炼油油主要性质。
原料油 回炼油
密度(20℃)/g·cm-3 1.0598
馏程/℃  
IBP/10% 291/399
30%/50% 414/421
70%/90% 430/452
95%/FBP 469/499
S，质量% 1.06
N/μg·g-1 1380
链烷烃 3.3
总环烷 15.7
总芳烃 81.0
其中: 一环 5.6
      二环 9.4
    三环 22.8
    四环 32.1
    五环 1.3
      总噻吩 5.4
          未鉴定芳烃 4.4
胶质 0.0
表3 催化裂化油浆性质。
项目 数据
密度(20℃)/g/·m-3 0.9480
馏程/℃  
  IBP/10% 244/396
  30%/50% 412/419
  70%/90% 428/448
  95%/EBP 463/482
粘度(50℃)/mm2·s-1 22.29
   (100℃)/mm2·s1 5.057
凝点/℃ 37
折光nD70 1.5765
酸值/mgKOH·g-1 0.05
残炭，质量% 0.09
碱氮/μg·g-1 849
S，质量% 0.26
N/μg·g-1 1183
C，质量% 88.76
H，质量% 10.87
金属组成/μg·g-1  
  Fe/Cu 4.39/<0.01
  Ni/V 0.12/0.05
BMCI值 64.2
表4  芳烃抽提操作条件。
项目 数据
塔顶温度/℃ 50~100
塔中温度/℃ 40~85
塔底温度/℃ 40~70
原料温度/℃ 50~100
糠醛温度/℃ 70~100
  压力/MPa 0.3
溶剂比，m% 1.0~4.0
   界面，% 50~60
表4  抽提后精制油性质。
项目 数据
密度(20℃)/g/·m-3 0.9045
氢碳比 1.65
收率/% 58.59
族组成/wt%  
饱和烃 80.21
 芳烃 14.07
胶质+沥青质 5.72
表6  加氢脱金属试验主要工艺条件及结果。
试验编号 实施例1 实施例2 实施例3
原料油 混合油 混合油 混合油
催化剂 FZC系列保护剂 FZC系列保护剂 FZC系列保护剂
氢油体积比 500:1 500:1 500:1
体积空速（总）/h-1 5.0 5.0 5.0
反应总压/MPa 4.0 4.0 4.0
反应温度/℃ 360 370 380
金属/μg·g-1      
Fe 0.29 0.13 0.08
Ni 0.05 0.05 0.05
Cu <0.01 <0.01 <0.01
V <0.01 <0.01 <0.01
Ca 1.17 0.49 <0.01
Na <0.01 <0.01 <0.01
Mg <0.01 <0.01 <0.01
Pb <0.01 <0.01 <0.01
∑（Fe +Ca＋Na＋Mg） 1.46 0.62 0.08
表7 加氢处理主要工艺条件及产品分布。
试验编号 实施例4 实施例5 实施例6
原料油 混合原料 混合原料 混合原料
催化剂 FF-24 FF-24 FF-24
反应总压/MPa 8.0 8.0 8.0
氢油体积比 800:1 800:1 800:1
体积空速/h-1 1.5 1.5 1.5
反应温度/℃ 375 380 385
加氢处理生成油硫/μg·g-1 2400 2000 1800
加氢处理生成油氮/μg·g-1 1499 1303 1222
加氢处理产品分布，质量%      
H2S+NH3 2.01 2.07 2.10
C1/ C2 0.03/0.05 0.04/0.05 0.04/0.06
C3/ iC4/ nC4 0.09/0.12/0.08 0.09/0.14/0.09 0.11/0.16/0.11
C5 ＋液收 98.48 98.41 98.33
化学氢耗 0.86 0.89 0.91
表8 加氢处理生成油性质。
试验编号 实施例4 实施例5 实施例6
密度(20℃)/g·cm-3 0.8976 0.8957 0.8939
馏程/℃      
IBP/10% 247/356 250/348 133/353
30%/50% 400/431 397/427 397/429
70%/90% 470/550 464/560 471/-
95%/FBP -/- -/560 -/540
S/μg·g-1 2400 2000 1800
N/μg·g-1 1499 1303 1222
碱氮/μg·g-1 423 356 301
C，质量% 86.67 86.83 86.59
H，质量% 12.68 12.86 12.84
残炭，质量% 0.41 0.37 0.37
表9 加氢处理生成油性质。
试验编号 实施例7 实施例8
密度(20℃)/g·cm-3 0.9087 0.8963
馏程/℃    
  IBP/10% 263/356 250/348
  30%/50% 408/436 397/427
  70%/90% 480/575 464/565
  95%/FBP -/- -/563
S/μg·g-1 3000 2100
N/μg·g-1 2099 1403
碱氮/μg·g-1 523 456
C，质量% 86.67 86.83
H，质量% 12.68 12.86
残炭，质量% 0.55 0.42
实施例7为没经过脱金属处理和芳烃抽提(回炼油参炼比为10:1)直接进行加氢处理，实施例8是经过脱金属处理后进行加氢处理，其余反应条件相同，装置运行3000小时后的加氢处理生成油性质。
从以上的实施例及比较例中可以看出，本发明方法通过简单的组合预处理工艺，生产出了优质的催化裂化原料。 

Claims (10)

1.一种烃油预处理和催化裂化组合工艺，包括如下步骤：
a）催化裂化原料进入加氢预处理反应器，在氢气及加氢处理催化剂的存在下进行反应，加氢处理反应器流出物分离出的液相为催化裂化原料；
b）步骤a得到的催化裂化原料进入催化裂化装置进行反应，生成催化回炼油和催化油浆；
c）步骤b得到的催化回炼油经芳烃抽提装置脱除催化回炼油中的大量芳烃，抽出的重质石油芳烃出装置，脱芳烃催化回炼油与催化裂化原料混合进入加氢预处理反应器；
d）步骤b得到的催化油浆进入加氢脱金属反应区，在氢气及脱金属催化剂的作用下进行反应，得到的加氢脱金属生成油与催化裂化原料混合进入加氢预处理反应器。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤a）中所述的催化裂化原料包括常减压减二线减三线所出产品，终馏点为540~600℃的深拔重质馏分，任意焦化装置得到的蜡油馏分产品。
3.根据利要求1所述的方法，其特征在于：步骤a）中所述的加氢处理催化剂为各种商业催化剂或者按本领域现有技术进行制备。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤a）中所述的加氢处理操作条件为反应压力2.0～25.0MPa，氢油体积比比为200：1～2500：1，体积空速为0.1～8.0h-1      ，反应温度为260℃～420℃。
5.根据权利要求1或4所述的方法，其特征在于：所述的加氢处理操作条件为反应压力4.0～18.0MPa，氢油体积比为300：1～2000：1，体积空速为0.2～6.0h-1，反应温度280～400℃。
6.根据利要求1所述的方法，其特征在于：步骤b）中所述的催化裂化装置是一套或一套以上，每套装置至少包括一个反应器、一个再生器和一个分馏塔。
7.根据利要求1或6所述的方法，其特征在于：所述的催化裂化装置操作条件如下：反应温度470～570℃、反应时间0.5～5秒、催化剂与原料油的重量比3～10，再生温度650～800℃，压力0.1～0.5MPa。
8.根据利要求1所述的方法，其特征在于：步骤c）中所述的芳烃抽提采用双溶剂抽提工艺，抽提工艺所用的的溶剂有酚、亚砜、二甲基吡咯烷酮、干糠醛、5%-8%水分的湿糠醛以及芳烃含量≤5%（重量）的轻质油，其沸程范围在80-200℃之间。
9.根据利要求1所述的方法，其特征在于：步骤d）中所述的加氢脱金属催化剂是以多孔耐熔无机氧化物为载体，第VIB族和/或VIII族的金属氧化物为活性组分，选择性地加入P、Si、F、B元素的催化剂。
10.根据利要求1所述的方法，其特征在于：步骤d）中所述的操作条件为反应压力2.0～25.0MPa，氢油体积比为200：1～2500：1，体积空速为0.1～8.0h-1，反应温度为260℃～400℃。
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