CN104178207B

CN104178207B - 一种高酸原油流化脱酸催化裂化的装置以及方法

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Publication number: CN104178207B
Application number: CN201410221662.1A
Authority: CN
Inventors: 刘熠斌; 蔡银锁; 杨朝合; 李春义; 山红红
Original assignee: China University of Petroleum East China
Current assignee: China University of Petroleum East China
Priority date: 2014-05-23
Filing date: 2014-05-23
Publication date: 2016-05-25
Anticipated expiration: 2034-05-23
Also published as: CN104178207A

Abstract

一种高酸原油流化脱酸与催化裂化的装置，包括：供高酸原油脱酸的第一提升管反应器、供催化裂化的第二提升管反应器、沉降器、换热器、以及催化剂再生器；其中，第一提升管反应器的上端与沉降器连接，第二提升管反应器的上端与沉降器连接，通过管道一将催化剂再生器与第二提升管反应器连接，通过管道二将沉降器与第一提升管反应器连接，在管道2上设有热交换器，供待生催化剂与高温再生催化剂进行热交换。该装置实现高酸原油的催化脱酸、脱残炭与重组分催化裂化，同时可避免轻组分的损失。采用两个提升管反应器，分别组成两路循环，一路用于高酸原油的脱酸、脱残炭，一路用于重组分的裂化，提高液、轻油等的收率。

Description

一种高酸原油流化脱酸催化裂化的装置以及方法

技术领域

本发明涉及一种高酸原油催化裂解的装置以及方法，具体的，涉及一种高酸原油流化脱酸、催化裂化的装置以及方法。

背景技术

随着石油资源的不断消耗，原油的重质化、劣质化不断加剧，酸值大于1.0mgKOH/g的高酸原油的产量不断增加。高酸原油除了酸值较高以外，还具有高密度、高粘度、高残炭、高金属含量、低轻组分含量等特点，采用常规的加工工艺加工高酸原油容易造成设备的酸腐蚀，而且轻油收率和常减压拔出率较低，轻油和蜡油的产品质量较差。

为了降低高酸原油腐蚀的影响，炼厂一般采用将高酸原油与低酸值原油混合掺炼的加工方法。但是随着原油酸值的不断升高，可掺炼的量越来越少，高酸原油的加工量受到限制。因此高酸原油的加工大多需要经过预处理降低酸值。目前已有的方法包括碱中和、催化加氢、热处理等方法。

还有文献报道采用延迟焦化装置加工高酸原油的方法。虽然方法有所不同，但是都改变不了热处理脱酸效果较差的现实。同时，延迟焦化过程不能完全避开环烷酸的腐蚀温度范围，产物分布也比较差，生成的汽柴油均需要进行进一步的加氢处理，而蜡油则需要加氢后进行催化加工，增加了生产的成本。

采用催化裂化可以直接加工高酸原油。中国专利申请公开号第CN1990829A公开了采用催化剂脱除原油中的环烷酸进行高酸原油预处理的方法，但脱酸后的原油还需进行常规的加工，使加工工艺复杂化。

中国专利申请公开号第CN1827744A公开了采用传统的提升管催化裂化技术直接加工高酸原油的方法，该方法与常规的催化裂化工艺没有大的区别，催化剂也没有特殊要求，高酸原油经过预热至200℃直接进入提升管底部，与高温再生催化剂接触反应，然而传统的催化裂化提升管过长，同时高酸原油直接与高温再生剂接触，导致其中间馏分的过度裂化，损失了品质较好的直馏柴油馏分，影响产物分布。

中国专利申请公开号第CN101580732A公开了将常规的催化裂化原料在提升管的底部注入，与高温再生催化剂接触反应；高酸原油经预处理后作为提升管第二级进料在提升管中部注入，与部分结焦的催化剂接触发生较为缓和的裂化反应，有利于中间馏分油的生成。此种方法虽能避免高酸原油与高温再生剂直接接触，但会降低高酸原油的加工量，而且催化剂与普通催化裂化原料接触反应后活性下降较大，将造成高酸原油转化效果的下降。

中国专利申请公开号第CN101580734A号采用双提升管技术，第一提升管加工常规催化裂化原料，第二提升管加工高酸原油，第二提升管采用一段再生的催化剂，该法虽然避免两种原料的竞争反应，但是与CN1827744A存在同样的问题。

鉴于此，特提出本发明。

发明内容

本发明的一个目的是提供一种高酸原油流化脱酸与催化裂化的装置，该装置实现高酸原油的催化脱酸、脱残炭与重组分催化裂化，同时可避免轻组分的损失。采用两个提升管反应器，分别组成两路循环，一路用于高酸原油的脱酸、脱残炭，一路用于重组分的裂化。

本发明的另一个目的是提供了一种高酸原油流化脱酸与催化裂化的方法。

为解决上述问题，采用如下技术方案：

一种高酸原油流化脱酸催化裂化的装置，包括：供高酸原油脱酸的第一提升管反应器、供催化裂化的第二提升管反应器、沉降器、换热器、以及催化剂再生器；

其中，第一提升管反应器的上端与沉降器连接，第二提升管反应器的上端与沉降器连接，通过管道一将催化剂再生器与第二提升管反应器连接，通过管道二将沉降器与第一提升管反应器连接，在管道二上设有热交换器，供待生催化剂与高温再生催化剂进行热交换。

所述沉降器可以设在催化剂再生器内部，也可以设在催化剂再生器的外部。

沉降器的这两种设置方式，分别为同轴式设置、以及并列式设置。本发明优选将同轴式设置，即将沉降器设在催化剂再生器的内部。

本发明将第二提升管内进行催化裂化后的催化剂经过热交换后直接通入第一提升管内进行脱酸，不容易造成高酸原油的过度裂化，即在第一提升管内仅仅完成脱酸，尽量减少裂化反应；第二提升管进行深度裂化反应。

本发明所述的装置，进一步还包括分馏塔，其与沉降器连接，使分离后的油气进入分离塔内。

在沉降器内分离后的油气经分馏塔分别得到相应的馏分。有些馏分还可以返回原反应装置再次催化裂化。具体在上述循环装置中，在分馏塔的塔底馏分回炼油进入第二提升管反应器，并与催化剂接触进行催化裂化反应。

在第二提升管反应器内，来自催化剂再生器的高温催化剂与高酸原油脱酸后的回炼油接触进行催化裂化反应，反应后的油气与催化剂进入沉降器进行油剂分离，分离后的催化剂进入汽提段汽提；在第一提升管反应器内待生催化剂与高酸原油接触进行脱酸反应，之后进入沉降器内进行油剂分离，分离后的催化剂进入汽提段汽提。从第一、二提升管出来的催化剂在分离器的汽提段混合，其中，汽提混合后的催化剂一部分进入热交换器与高温再生催化剂换热，然后进入第一提升管反应器内，且与高酸原油接触进行脱酸、脱残炭反应，汽提混合后的另一部分催化剂计入再生器烧焦再生，然后进入第二提升管反应器内与重组分接触进行催化裂化反应。

本发明所述的高酸原油是指酸值大于1.0mgKOH/g的原油，残炭大于5的的原油。

鉴于高酸原油中环烷酸的脱除和重组分油的催化裂化需要的反应环境并不相同，本发明提供的高酸原油流化脱酸与催化裂化的组合装置，采用两路循环，一路进行环烷酸的催化分解和脱残炭，另一路进行重组分的催化裂化。高酸原油中的环烷酸的催化分解仅需要较低的反应温度和低活性的催化剂即可，同时在这样的反应条件下可以减少直馏汽油、柴油馏分的裂化反应，尽可能保留了高酸原油中所含有的直馏汽油、柴油等轻组分；在重组分裂化过程中提前分馏出汽油、柴油等轻组分。这样可以避免高酸原油中含有汽油、柴油的裂化反应，同时可以降低裂化反应的处理量。

本发明的高酸原油流化脱酸与催化裂化的装置，既实现了高酸原油的脱酸，又强化了重组分的催化裂化，同时保护了原油中的直馏轻组分。

一种采用上述装置的高酸原油流化脱酸与催化裂化的方法，包括如下方法：

(1)预热至150～200℃的高酸原油经过水蒸气雾化后直接进入第一提升管反应器与来自沉降器的待生催化剂接触，进行脱酸反应，完成脱酸、脱残炭后进入沉降器，经旋分分离后，脱酸反应后的油气进入分馏塔，催化剂进入汽提段汽提；

(2)分馏塔塔底的回炼油进入第二提升管反应器，与来自催化剂再生器的高温催化剂接触，进行催化裂化反应，反应后进入沉降器，经旋风分离器进行油剂分离后，裂化反应后的油气进入分馏塔，催化剂进入汽提段汽提；

(3)步骤(1)、(2)分在汽提段汽提后的催化剂一部分经热交换器后，再次进入第一提升管反应器内与高酸原油接触进行脱酸反应，重复步骤(1)；另一部分催化剂进入再生器烧焦后进入第二提升管反应器，与分馏塔塔底的回炼油接触进行催化裂化反应，重复步骤(2)，如此循环进行高酸原油脱酸、催化裂化反应。

步骤(1)中，所述的待生催化剂的碳含量不得高于1.5wt％，温度不低于500℃。

更优选的，步骤(1)中，待生催化剂温度为550～600℃，第一提升管反应器出口温度为430～480℃。

步骤(2)中，第二提升管出口温度为520～560℃。

在发明所述的方法中，是第一、二提升管反应器内反应的催化剂，分别在沉降器内分离后，这两类待生催化剂先在沉降器汽提段汽提混合；随后，一部分经热交换器后返回到第一提升管反应器，另一部分进入催化剂再生器内再生。具体汽提段的催化剂多少量进入热交换器，本领域技术人员根据实际反应过程的流速以催化剂和原料油的比例即可确定。

本发明所述的催化剂为常规的石油催化裂化反应所用的催化剂。

本发明所述的高温催化剂中的高温是指普通原油在催化裂化时催化剂所需要的温度。其优选550-750℃

在本发明所述的高酸原油流化脱酸与催化裂化的方法中，在脱酸过程以及催化裂化过程其其他的工艺参数(例如由剂比、汽提流速等)均为现有技术常用的范围，或者根据实际情况调整，其为本领域技术人员容易获得的参数。

与现有催化裂化加工高酸原油的技术相比，本发明的优势主要体现在以下方面：

本发明采用两路循环，一路进行环烷酸的催化分解和脱残炭，另一路进行重组分的催化裂化，能够在环烷酸充分脱除、重组分充分转化的同时避免高酸原油中直馏汽油、直馏柴油等轻组分的过度裂化；本发明可实现全高酸原油的进料，不需要低酸值催化裂化原料的补充，可以提高高酸原油的处理量；本发明使环烷酸的脱酸反应和重组分的裂化反应在不同的反应器内进行，解决了环烷酸转化需要较低温度、较低活性催化剂和重组分转化需要高温、高活性催化剂的矛盾，同时脱酸过程脱除部分残炭，降低了重组分裂化过程中催化剂的快速失活，提高重组分转化率。

附图说明

图1为高酸原油流化脱酸与催化裂化组合工艺流程示意图。

1—脱酸提升管反应器；2—裂化提升管反应器；3—沉降器；4—再生器；5—分馏塔；6—待生剂换热器；8—管道一；9—管道二；11—高酸原油；12—反应油气；13—汽油+裂化气；14—柴油；15—回炼油；16—油浆；17—预提升蒸汽

具体实施方式

下面结合附图对本发明的高酸原油脱酸催化裂化反应装置进一步详细叙述。

参考附图1，本发明的高酸原油流化脱酸催化裂化的装置，包括：供高酸原油脱酸的第一提升管反应器1、供催化裂化的第二提升管反应器2、沉降器3、换热器6、以及催化剂再生器4；其中，第一提升管反应器1的上端与沉降器3连接，第二提升管反应器2的上端与沉降器3连接，通过管道一8将催化剂再生器4与第二提升管反应器2连接，通过管道二9将沉降器3与第一提升管反应器1连接，在管道二9上设有换热器6，供待生催化剂与高温再生催化剂进行热交换。

沉降器3可以设在催化剂再生器4内部，也可以设在催化剂再生器4的外部，附图1为沉降器3同轴设置于催化剂再生器4的内部。

其中，本发明的换热器6优选为管壳式换热器，如附图1所示，待生催化剂走管程，高温再生催化剂走壳程，具体，高温催化剂经换热器6下端进入，从上端流出。

本发明中所述的两种反应器均采用上行式提升管反应器，高酸原油脱酸催化裂化的反应流程包括如下过程：

(1)高酸原油11经过脱盐、脱水后换热至150～200℃，经水蒸气雾化后进入第一提升管反应器1，与自沉降器3汽提段来的待生催化剂接触，在预提升蒸汽17的带动下在第一提升管内上升过程中完成脱酸反应和脱残炭反应；随后进入沉降器3内进行油剂分离(即油气与催化剂的分离)，分离后油气12进入分馏塔5内分离为裂化气+汽油13、柴油14、油浆16、以及回炼油15，待生催化剂进入汽提段汽提；待生催化剂的温度为550-600℃，第一提升管反应器出口温度为430～480℃；

(2)分馏塔5塔底的回炼油15经水蒸汽雾化后进入第二提升管反应器2，与来自催化剂再生器4的高温催化剂接触，在预提升蒸汽17带动下上升过程中完成裂化反应，反应后进入沉降器3，经旋风分离器进行油剂分离后，裂化反应后的油气12同样进入分馏塔5内分离为上述产物(裂化气+汽油13、柴油14、油浆16、以及回炼油15)，待生催化剂进入汽提段汽提；第二提升管出口温度为520～560℃

(3)步骤(1)、(2)在汽提段汽提后的催化剂一部分经换热器6后，再次进入第一提升管反应器1内与高酸原油接触进行脱酸反应，重复步骤(1)；另一部分催化剂进入再生器4烧焦后进入第二提升管反应器2，与分馏塔5塔底的回炼油15接触进行催化裂化反应，重复步骤(2)，如此循环进行高酸原油脱酸、催化裂化反应。

上述两个提升管反应器中的油气和催化剂在沉降器Ⅲ内分别经过旋风分离器分离后，结焦催化剂进入汽提段汽提，反应油气进入分馏塔Ⅴ进行分离。

在上述过程中，计入第一提升管的待生催化剂的温度在换热器内调整到所需温度，在提升管内的反应温度可以根据剂油比例的调整到所要430～480℃。

所述的汽提段为如附图1所述的沉降器3的表三角的部位。

实施例1

下面的实施例采用本发明上述的装置以及方法对高酸原油进行脱酸以及催化裂化反应。

实施例1采用苏丹达尔高酸原油为原料，LVR-60R平衡剂为催化剂。达尔高酸原油进入第一提升管反应器与待生催化剂进行脱酸、脱残炭反应，反应温度为480℃，待生催化剂碳含量1.43wt％，温度530℃。经分离，反应后的液体产物分离出汽油、柴油，大于350℃的馏分(即重油)进入第二提升管反应器与来自催化剂再生器的催化剂反应，反应温度530℃，再生剂碳含量0.06wt％。

本实施例的原料高酸原油、以及催化剂的性质如见表1、表2。在脱酸、催化裂化过程中其他的工艺参数以及反应后的收率以及产物分布如见表3。

表1本发明实施例和对比例采用的高酸原油性质

密度(20℃)/g·cm^-3	0.9045
		残炭/wt％	8.70
酸值/mgKOH·g^-1	3.38
		运动粘度(80℃)/mm²·s^-1	63.3
元素组成/wt％
		C	86.40

H	12.89
		S	0.15
N	0.45
		金属元素/μg·g^-1
Fe	15.8
		Ni	84.0
V	5.11
		Ca	4.86
馏程/℃
		IBP	70.9
10％	332.0
		30％	441.3
50％	521.6
		70％	617.8
90％	687.5
		FBP	716.2

表2实施例和对比例采用的催化剂性质

堆密度/g·cm^-3	0.84
		比表面积/m²·g^-1	153
比孔容/cm³·g^-1	0.165 -->
		微反活性	72
金属含量/μg·g^-1
		V	873
Ni	2172
		Fe	5136
Na	4907
		粒径分布/v％
0～40μm	12.0
		40～110μm	68.8
＞110μm	19.2

表3工艺条件和产物分布

实施例2

本实施例采用苏丹达尔高酸原油为原料，LVR-60R平衡剂为催化剂。达尔高酸原油进入第一提升管反应器与待生催化剂进行脱酸、脱残炭反应，反应温度为480℃，待生催化剂碳含量1.25wt％。经分离，反应后的液体产物分离出汽油、柴油，大于350℃的馏分(即重油)进入第二提升管反应器与来自催化剂再生器的催化剂反应，反应温度560℃，再生催化剂碳含量0.06wt％。

本实施例的原料高酸原油、以及催化剂的性质如见表1、表2。

实施例3

本实施例采用苏丹达尔高酸原油为原料，LVR-60R平衡剂为催化剂。达尔高酸原油进入第一提升管反应器与待生催化剂进行脱酸、脱残炭反应，反应温度为430℃，待生催化剂碳含量1.43wt％。经分离，反应后的液体产物分离出汽油、柴油，大于350℃的馏分(即重油)进入第二提升管反应器与来自催化剂再生器的催化剂反应，反应温度550℃，再生催化剂碳含量0.06wt％。

对比例1

该对比例1与实施例1采用相同的原料高酸原油、催化剂，不同的是高酸原油在530℃下直接与再生催化剂剂反应，其他条件与实施例1保持一致。其反应后的收率以及产物分布如见表3。

从表3可以看出，实施例1的高酸原油的脱酸催化裂化后的液收率(液收率是指LPG+汽油+柴油的总收率)、轻油收率均比直接与再生催化剂反应的高，尤其LPG以及柴油的含量显著的提高。

对本发明高酸原油的脱酸催化裂化方法的其他工艺参数，即实施例2、3的脱酸、催化裂化后实验结果与直接与再生催化剂接触进行脱酸催化裂化反应后的实验结果相比，与表3的结果相吻合，具体为液收率、轻油收率均提高。

Claims

1.一种高酸原油流化脱酸与催化裂化的装置，包括：供高酸原油脱酸的第一提升管反应器(1)、供催化裂化的第二提升管反应器(2)、沉降器(3)、换热器(6)、以及催化剂再生器(4)；

其中，第一提升管反应器(1)的上端与沉降器(3)连接，第二提升管反应器(2)的上端与沉降器(3)连接，

通过管道一(8)将催化剂再生器(4)与第二提升管反应器(2)连接，

通过管道二(9)将沉降器与第一提升管反应器连接，

在管道二(9)上设有换热器(6)，供待生催化剂与高温再生催化剂进行热交换。

2.根据权利要求1所述的装置，其特征在于，还包括分馏塔，所述分馏塔(5)与沉降器(3)连接。

3.根据权利要求1所述的装置，其特征在于，所述沉降器(3)设在催化剂再生器(4)内部，或设在催化剂再生器(4)的外部。

4.一种采用权利要求1-3任一项所述装置的高酸原油流化脱酸与催化裂化的方法，包括如下方法：

(1)预热至150～200℃的高酸原油经过水蒸气雾化后直接进入第一提升管反应器与来自沉降器的待生催化剂接触，进行脱酸反应，完成脱酸、脱残炭后进入沉降器，经旋风分离后，脱酸反应后的油气进入分馏塔，催化剂进入汽提段汽提；

(3)步骤(1)、(2)在汽提段汽提后的催化剂一部分经热交换器后，再次进入第一提升管反应器内与高酸原油接触进行脱酸反应，重复步骤(1)；另一部分催化剂进入再生器烧焦后进入第二提升管反应器，与分馏塔塔底的回炼油接触进行催化裂化反应，重复步骤(2)，如此循环进行高酸原油脱酸、催化裂化反应。

5.根据权利要求4所述的方法，其特征在于，步骤(1)中，所述的待生催化剂碳含量不得高于1.5wt％，温度不低于500℃。

6.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，所述的待生催化剂碳含量为1.0-1.5wt％。

7.根据权利要求4-6任一项所述的方法，其特征在于，所述的待生催化剂换热后温度为550～600℃。

8.根据权利要求4-6任一项所述的方法，其特征在于，第一提升管反应器出口温度为430～480℃。

9.根据权利要求4-6任一项所述方法，其特征在于，步骤(2)中，第二提升管出口温度为520～560℃。

10.根据权利要求4-6任一项所述的方法，其特征在于，所述的高酸原油为酸值大于1.0mgKOH/g的原油，残炭值大于5％的原油。

11.根据权利要求4-6任一项所述的方法，其特征在于，所述的催化剂为常规的石油催化裂化反应所用催化剂。