CN104194825B

CN104194825B - 一种高酸原油流化脱酸与催化裂化的装置以及方法

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Publication number: CN104194825B
Application number: CN201410223034.7A
Authority: CN
Inventors: 刘熠斌; 杨朝合; 蔡银锁; 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: 2016-05-11
Anticipated expiration: 2034-05-23
Also published as: CN104194825A

Abstract

本发明提供一种高酸原油流化脱酸与催化裂化的组合装置，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、脱酸沉降器、裂化沉降器、以及催化剂再生器；其中，第一提升管反应器的上端伸入脱酸沉降器内与之连接，第二提升管反应器的上端伸入裂化沉降器与之连接，通过管道一将催化剂再生器与第二提升管反应器连接，通过管道二将裂化沉降器与第一提升管反应器连接，通过管道三将脱酸沉降器与催化剂再生器连接。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与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兼催化裂化的装置以及方法。

背景技术

随着石油资源的不断枯竭和原油开采的不断深入，原油的重质化、劣质化不断加剧，酸值不断增加。在近几年新发现和新开发的油田中，高酸原油占较大比例。高酸原油中的酸性物质主要是环烷酸，占85％以上。环烷酸是造成高酸原油加工过程中设备酸腐蚀的主要原因。温度对环烷酸的腐蚀性影响显著。当温度低于200℃时，环烷酸基本没有腐蚀性；当温度在225～320℃时，环烷酸汽化产生相变腐蚀，其中270℃左右时腐蚀最严重；当温度为330～420℃时，因为原油中的硫化物分解为活性硫，环烷酸在活性硫的作用下加剧对设备的腐蚀；当温度升高到420℃以后，大部分环烷酸已经汽化完，且部分已经分解，腐蚀速率降低。而常规的常减压加工过程刚好处于环烷酸的腐蚀温度范围，因此常减压装置最易于发生环烷酸腐蚀。

为了降低高酸原油腐蚀的影响，一般的方法是采用高酸原油与低酸值原油混合掺炼，将原料的酸值调和到设备可以承受的范围，减缓设备的腐蚀。混合掺炼是一种可行的办法，但是随着原油酸值的不断增加，低酸值原油的数量越来越少，可调和的高酸原油的量也越来越少，限制了高酸原油的加工量。提升设备材质是减缓设备腐蚀的有效方法。在最容易发生腐蚀的常减压装置采用高规格的不锈钢材质，可以有效延缓设备的腐蚀，但是这会大大增加设备投资。即使是采用高规格材质，设备腐蚀造成的事故仍时有发生，尤其是在一些高速冲击的部位，很容易发生穿孔等事故。因此，将高酸原油中的石油酸脱除或转化是解决设备腐蚀最彻底的办法。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。

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组合装置，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组合方法。

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与催化裂化的组合装置，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、脱酸沉降器、裂化沉降器、以及催化剂再生器、；其中，第一提升管反应器的上端伸入酸沉降器内与之连接，第二提升管反应器的上端伸入裂化沉降器与之连接，通过管道一将催化剂再生器与第二提升管反应器连接，通过管道二将裂化沉降器与第一提升管反应器连接，通过管道三将脱酸沉降器与催化剂再生器连接。

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重组分产物或者与普通原油接触进行催化裂化反应，反应后的油气与催化剂进入裂化沉降器进行油剂分离；分离后的催化剂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，反应后在脱酸沉降器内进行油剂分离；分离后的催化剂进入催化剂再生器内。

本发明所述的装置，进一步还包括分馏塔。

可以设置一个分馏塔，或两个分馏塔。本发明优选设置两个分馏塔，分别为第一分馏塔以及第二分馏塔，其中，第一分馏塔与脱酸沉降器连接，第二分馏塔与裂化沉降器连接。

在裂化沉降器、脱酸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，在第一分馏塔的塔底馏分重油与第二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。

本发明所述的高酸原油是指：酸值大于1.0mgKOH/g、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组合装置，可以在进行普通原油催化裂化的同时，高酸原油进行脱酸过程。

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裂化沉降器的待生催化剂接触，进行脱酸反应，完成脱酸、脱残炭后进入脱酸沉降器，经旋分分离后，脱酸反应后的油气进入第一分馏塔，催化剂进入催化剂再生器内烧焦再生；

(2)第一分馏塔的塔底重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，反应后进入裂化沉降器，经旋风分离器进行油剂分离后，裂化反应后的油气进入第二分馏塔，待生催化剂经汽提后进入第一提升管反应器底部；

(3)步骤(2)进入第一提升管反应器内的待生催化剂与高酸原油接触进行脱酸反应，重复步骤(1)，随后第一分馏塔的塔底重油与第二分馏塔的塔底回炼油分层进入第二提升管反应器，重复步骤(2)，如此循环进行高酸原油脱酸、催化裂化反应。

在上述方法中，两个分馏塔顶部的裂化气与汽油混合后进入同一套吸收稳定单元进一步分为干气、液化气和汽油；两个分馏塔的柴油进入同一汽提塔汽提。

步骤(1)中，分离后的催化剂经汽提段汽提后进入再生器烧焦再生。

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℃。

优选的，步骤(1)中，待生催化剂温度为500～550℃，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℃。

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，避免了脱酸、脱残炭与重组分催化裂化的相互影响。本发明采用较高温度的待生剂进行脱酸、脱残炭反应，既可以满足环烷酸催化分解所需的低反应温度、低活性催化剂的需要，又可以避免高酸原油中直馏汽油和柴油馏分的过度裂化，经催化裂化反应的待生催化剂不需其他的处理，直接使用在高酸原油的脱酸反应中，提供了其利用率。本发明采用第一分馏塔分离出裂化性能较好的塔底重油作为裂化提升管的主要原料，可进一步提高转化率，同时可采用分层进料时回炼油与塔底重油在不同的反应条件下进行反应。另外，采用两个沉降器和内置提升管反应器，有利于在沉降器内增加防结焦措施减缓沉降器的结焦。

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—第一提升管反应器；2—第二提升管反应器；3—脱酸沉降器；4—裂化沉降器；5—再生器；6—第一分馏塔；7—第二分馏塔；8—管道二；9—管道一；10—管道三；11—高酸原油；12—裂化气+汽油；13—柴油；14—第一分馏塔底重油；15—油浆；16—回炼油；17—汽提蒸汽；18—预提升蒸汽；19—空气；20—再生烟气

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。

如图1所示，本发明的高酸原油流化脱酸与催化裂化的组合装置，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、脱酸沉降器3、裂化沉降器4、催化剂再生器5，其中，第一提升管反应器1的上端伸入脱酸沉降器3内与之连接，第二提升管反应器2的上端伸入裂化沉降器4与之连接，通过管道一9将催化剂再生器5与第二提升管反应器2连接，通过管道二8将裂化沉降器4与第一提升管反应器1连接，通过管道三10将脱酸沉降器3与催化剂再生器5连接。

经脱酸沉降器3以及裂化沉降器4分离后的油气通过分馏塔将不同组分分离，可以设一个分馏塔，也可能设两个分馏塔。本实施例优选设两个分馏塔，分别为第一分馏塔6与第二分馏塔7。其中，第一分馏塔6与脱酸沉降器3连接，第二分馏塔7与裂化沉降器4连接。

具体为，第二提升管反应器2的上端伸入裂化沉降器4与之连接，通过管道一9将催化剂再生器5与第二提升管反应器2连接，通过管道二8将裂化沉降器4与第一提升管反应器1连接，通过管道三10将脱酸沉降器3与催化剂再生器5连接。

高酸原油脱酸催化裂化的过程如下：

(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，与来自裂化沉降器4汽提段的待生催化剂接触，在预提升蒸汽18的作用下在第一提升管反应器1内上升，在此上升过程中完成脱酸反应和脱残炭反应；随后进入脱酸沉降器3内，完成反应产物油与催化剂分离；催化剂进入汽提段经汽提蒸汽17汽提后经管道10进入催化剂再生器5内烧焦，在再生器内，通入空气19烧焦再生，再生烟气20从再生器顶部排出；脱酸反应后的油气进入第一分馏塔6分离为裂化气+汽油12、柴油13以及塔底重油14。待生催化剂温度为500～550℃，第一提升管反应器出口温度为430～480℃。

(2)第一分馏塔的塔底重油14进入第二提升管反应器2，与来自催化剂再生器5的高温催化剂接触，进行催化裂化反应，反应后的油气进入裂化沉降器4，经旋风分离器进行油剂分离后；分离后的催化剂经管道8进入第一提升管反应器1，裂化反应后的油气进入第二分馏塔7分离为裂化气+汽油12、柴油13、油浆15以及回炼油16。第二提升管出口温度为520～560℃

(3)第一分馏塔塔底馏分重油14以及第二分馏塔塔底馏分回炼油16可返回到第二提升管反应器2内，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，进行如步骤(2)的反应、处理过程；再次进入第一提升管反应器1的催化剂可与进入的高酸原油进行如步骤(1)反应、处理过程。如此反复操作，实现对高酸原油的脱酸处理以及催化裂化反应。

第一、第二分馏塔的馏分裂化气+汽油12进入同一套吸收稳定系统进行分离；第一、第二分馏塔的馏分柴油13混合后进入同一汽提塔汽提。

沉降器的汽提段为图中波浪线所示部位。

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460℃，待生催化剂碳含量1.34wt％。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520℃，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。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
		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	0.16
		微反活性	72
金属含量/μg·g^-1
		V	873
Ni	2172
		Fe	51365 -->
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1.34wt％，温度为500℃。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

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1.34wt％，温度为550℃。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500℃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组合装置，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)、脱酸沉降器(3)、裂化沉降器(4)、以及催化剂再生器(5)；

其中，第一提升管反应器(1)的上端伸入脱酸沉降器(3)内与之连接，第二提升管反应器(2)的上端伸入裂化沉降器(4)与之连接；

通过管道一(9)将催化剂再生器(5)与第二提升管反应器(2)连接；

通过管道二(8)将裂化沉降器(4)与第一提升管反应器(1)连接；

通过管道三(10)将脱酸沉降器(3)与催化剂再生器(5)连接。

2.根据权利要求1所述的装置，其特征在于，还包括一个分馏塔或两个分馏塔。

3.根据权利要求2所述的装置，其特征在于，还包括两个分馏塔，分别为第一分馏塔(6)以及第二分馏塔(7)，其中，第一分馏塔(6)与脱酸沉降器(3)连接，第二分馏塔(7)与裂化沉降器(4)连接。

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，包括如下步骤：

(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裂化沉降器的待生催化剂接触，进行脱酸反应，完成脱酸、脱残炭后进入脱酸沉降器，经旋风分离后，脱酸反应后的油气进入第一分馏塔，催化剂进入催化剂再生器内烧焦再生；

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

6.根据权利要求4所述的方法，其特征在于，所述的待生催化剂温度为500～550℃。

7.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℃。

8.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℃。

9.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、残炭值大于5％的的原油。

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