CN105018138A - 劣质原油生产芳烃、沥青和高辛烷值汽油的方法及系统 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种劣质原油生产芳烃(PX原料)、沥青和高辛烷值汽油的方法及系统，该方法将劣质原油预处理、重质原料处理、催化轻质化、重整轻质化和气体脱硫步骤有机组合在一起，最大限度的将劣质原油转化成高辛烷值汽油、柴油、芳烃(PX原料)和重交沥青；产品种类多，可满足多领域发展需要，且可简化工艺流程，降低整体能耗。
Description
技术领域
本发明属于炼油、石油化工、煤化工领域，本发明涉及一种劣质原油轻质化的方法，具体说是将劣质原油预处理、重质原料处理、催化轻质化、重整轻质化和气体脱硫工艺有机组合的轻质化工艺方法。
背景技术
随着世界范围内的原油性质变重、变劣，以及经济持续发展的要求和环保法规的日益严格，人们对轻质清洁燃料的需求越来越大，这些都要求对现有的炼油技术进行完善和改进，以最低的成本加工劣质原油生产出符合要求的产品。
因劣质原油黏度高、比重大、重金属和含硫量以及胶质、沥青质高，利用现有的炼油技术进行劣质原油加工，存在汽油和柴油收率低，热能损耗大，设备投资高等不利因素。根据劣质原油的特点，采用新技术，将劣质原油最大限度的转化成轻质油品，且简化工艺流程，降低整体能耗，对我国经济持续发展有重大意义。
随着我国汽车制造业和高速公路的飞跃发展，我国重交沥青的消费总量也呈现大幅增长。目前国内重交沥青还需大量进口，利用劣质原油生产重交沥青对满足我国经济发展有着一定意义。
芳烃是一种生产化纤和许多化工产品的重要化工原料，利用劣质原油生产芳烃(PX原料)对满足我国经济发展有着一定意义。
随着国民经济持续发展，人民生活水平日益提高以及环保法规的日益严格，利用劣质原油生产高辛烷值汽油，对满足我国经济发展有着一定意义。
专利CN1746265A公开了一种劣质油料催化裂化的加工工艺。劣质油料经催化裂化得到的轻柴油馏分返回催化裂化装置进行回炼，得到的重柴油馏分进行溶剂抽提，抽提出的重芳烃作为产品，抽余油返回催化裂化装置回炼。该工艺对劣质原油轻质化不够充分，对催化裂化油浆没有充分利用。专利CN1093395A公开了一种利用高含蜡减压渣油生产优质普通石油沥青的方法。该方法将减压渣油进行溶剂抽提，得到润滑油料和道路沥青，同时得到高残炭重脱沥青油，将该高残炭重脱沥青油进行氧化处理，可以得到优质普通石油沥青。该方法没有对减压渣油进行充分有效的利用，不能生产出高等级重交沥青。
发明内容
本发明的目的是在现有技术基础上，提供一种劣质原油预处理、重质原料处理、催化轻质化、重整轻质化和气体脱硫工艺有机组合的轻质化工艺方法。最大限度的将劣质原油转化成高辛烷值汽油、芳烃(PX原料)和我国急需的高等级重交沥青，简化工艺流程，降低整体能耗。
本发明的目的是通过以下方式实现的：
一种劣质原油生产芳烃、沥青和高辛烷值汽油的方法，该方法包括劣质原油预处理、重质原料处理、催化轻质化、重整轻质化和气体脱硫过程，具体步骤如下：
(a)劣质原油预处理：将劣质原油进行水洗、脱盐、脱水和脱固体，换热到200℃～250℃，再通过加热炉加热到360℃～390℃，进入常压分馏塔：分离出气体、石脑油、柴油、330℃～350℃常压瓦斯油和＞350℃渣油；
(b)重质原料处理：将步骤(a)得到的＞350℃渣油经过溶剂抽提和沥青调和得到催化原料以及高等级道路沥青；。高等级重交沥青作为产品出售，
(c)催化轻质化：将步骤(b)得到的催化原料和步骤(a)得到的330℃～350℃常压瓦斯油在催化剂的作用下发生裂化反应，从而得到干气、液化气、石脑油、柴油和催化油浆；催化油浆进行步骤(b)的重质原料处理；
(d)重整轻质化：将步骤(a)和步骤(c)得到的石脑油进入重整反应器，在催化剂的作用下进行反应，得到的反应产物经分馏得到富氢气体和重整生成油；重整生成油经过芳烃抽提得到高辛烷值汽油和芳烃(PX原料)；高辛烷值汽油和芳烃作为产品出售。
(e)气体脱硫：步骤(a)分离出的气体以及步骤(c)得到的干气以及步骤(d)得到的富氢气体分别进行脱硫。
上述劣质原油为石蜡基劣质原油或中低温煤焦油或含有中低温煤焦油的石蜡基劣质原油。上述石蜡基劣质原油为原始油藏温度下脱气油粘度为10000～50000mPa.s、相对密度大于0.93、硫含量大于2.0％的石蜡基劣质原油；所述的中低温煤焦油的热解温度分别为700℃～900℃和500℃～700℃。
步骤(b)中溶剂抽提采用常规的混合C4做溶剂，抽提温度为90℃～140℃，优选抽提温度为100℃～120℃，抽提压力为2.8MPa～4.2MPa，优选抽提压力为3.0MPa～3.5MPa，溶剂比为4:1～7:1，优选溶剂比为5:1～6:1。
步骤(c)中所采用的催化剂选自分子筛、耐热无机氧化物、分子筛与粘土组合物、耐热无机氧化物与粘土组合物、分子筛、耐热无机氧化物和粘土组合物中的一种或多种；优选催化剂为分子筛中的一种或多种。分子筛选自含或不含稀土元素的Y型沸石、含或不含稀土元素的超稳Y型沸石、具有五元环结构的高硅沸石、β沸石，丝光沸石、Ω沸石中的一种或几种，优选具有五元环结构的高硅沸石是ZSM-5沸石或ZRP沸石；
耐热无机氧化物选自氧化铝、氧化硅、无定型硅铝、氧化锆、氧化钛、氧化硼和碱土金属氧化物中的一种或几种；粘土选自高岭土、多水高岭土、蒙脱土、硅藻土、埃洛石、皂石、累脱土、海泡石、凹凸棒石、水滑石和硼润土中的一种或几种。优选分子筛催化剂，其活性高，生焦量少，汽油产率高，转化率高。
步骤(c)中裂化反应条件为：反应温度470℃～550℃，优选反应温度480℃～500℃，再生温度600℃～800℃，优选再生温度700℃～750℃，催化剂与催化原料的质量比3～18，优选质量比8～12，反应时间0.5s～5s，压力0.1MPa～0.5MPa。
步骤(d)中所述的重整轻质化的反应条件为：反应压力为0.35MPa～1.5MPa，反应温度为480℃～530℃，氢油体积比为1～8，体积空速为1～3h-1。
步骤(a)中先将劣质原油在80℃～140℃条件下脱水、固体沉降后再进行水洗、脱盐、脱水和脱固体。
本发明实现上述方法采用的劣质原油生产芳烃、沥青和高辛烷值汽油方法的系统，该系统包括劣质原油预处理单元、气体脱硫单元、重质原料处理单元、催化轻质化单元和重整轻质化单元；
劣质原油预处理单元分别通过管路与重质原料处理单元、催化轻质化单元、重整轻质化单元以及气体脱硫单元相连接；
重质原料处理单元通过管路与催化轻质化单元相连接；
催化轻质化单元分别通过管路与重整轻质化单元和气体脱硫单元相连接；
重整轻质化单元通过管路与气体脱硫单元相连接；
其中，重质原料处理单元包括溶剂抽提装置(6)和沥青调合装置(7)。
劣质原油预处理单元包括原料油储罐、电脱盐罐、换热器、加热炉和常压分馏塔；劣质原油预处理单元的常压分馏塔的多个出口分别通过管路连接气体脱硫单元、重整轻质化单元、催化轻质化单元和重质原料处理单元。
重质原料处理单元包括溶剂抽提塔和沥青调合装置；催化轻质化单元包括反应器、催化剂再生器和分馏塔；重整轻质化单元包括重整反应器、稳定分馏塔和芳烃抽提塔；劣质原油预处理单元的常压分馏塔的多个出口分别通过管路连接气体脱硫单元的气体脱硫设备，催化轻质化单元的催化反应器，重质原料处理单元的溶剂抽提装置，重整轻质化单元的重整反应器，常压分馏塔的入口连接加热炉的出口。
重质原料处理单元中的溶剂抽提装置的出口通过管路与催化轻质化单元的反应器的入口相连接，溶剂抽提装置的入口与催化轻质化单元的分馏塔的出口相连接，重质原料处理单元中的沥青调合装置与催化轻质化单元的分馏塔的出口相连接。
催化轻质化单元的分馏塔分别通过管路与重整轻质化单元的重整反应器、和气体脱硫单元的气体脱硫设备相连接，催化轻质化单元的分馏塔的入口连接催化反应器的出口。
重整轻质化单元的稳定分馏塔一个出口通过管路与气体脱硫单元的气体脱硫设备的入口相连接，另一个出口连接芳烃抽提塔，稳定分馏塔的入口连接重整反应器。
所述的原料油储罐内设蒸汽加热盘管。
本发明步骤(a)因劣质原油中胶质、沥青质高，轻组分少，所述的劣质原油预处理单元采用“一炉一塔”流程，由原料油储罐、电脱盐罐、换热器、加热炉和常压分馏塔等主要设备组成。劣质原油首先进入原料油储罐，原料油储罐内设加热盘管将原料油加热到80℃～140℃，之后进入电脱盐罐，原料油在电脱盐罐内经过水洗、脱盐、脱水和脱固体后与成品油换热到200℃～240℃(1.2MPa～1.7MPa)用泵送至加热炉，加热到360℃～390℃进入常压分馏塔。分离出的气体进入气体脱硫单元，分离出的石脑油进入重整轻质化单元，柴油作为产品外送到加氢精制装置，分离出330℃～350℃常压瓦斯油进入催化轻质化单元，分离出的>350℃渣油进入重质原料处理单元。与常规常压蒸馏不同之处在于增加了330℃～350℃常压瓦斯油和>350℃渣油分离功能，将重馏分分成催化轻质化原料和重质原料处理原料油。在满足催化轻质化原料要求的基础上降低重质原料处理单元的处理量，达到节省操作费用和能耗的目的。
本发明步骤(b)所述的重质原料处理单元由溶剂抽提装置和沥青调合装置组成，>350℃渣油经过溶剂抽提，将胶质、沥青质脱出，得到催化轻质化原料和脱油沥青。催化轻质化原料送入催化轻质化单元，脱油沥青进入沥青调合装置，用催化油浆作沥青调和原料，生产市场前景广阔的高等级道路沥青。
本发明步骤(b)所述的重质原料处理单元中的溶剂抽提装置采用较低的操作压力，设备易于制造，投资低；采用市售常规的混合C4(如：气分装置产生的C4)作溶剂，抽提温度为90℃～140℃，抽提压力为2.8MPa～4.2MPa，溶剂比为4:1～7:1，脱沥青油收率达到70～85％，残炭值低至1.8～2.5％，并且Ni、V含量低；溶剂回收采用超临界工艺，回收溶剂温度高，装置能耗低。设沥青调和装置，用催化油浆作沥青调和原料，得到的沥青25℃时针入度为40～140(0.1mm)，软化点为40℃～55℃，15℃时延度＞150cm。
本发明步骤(c)所述的催化轻质化单元主要由反应器、催化剂再生器、分馏塔组成。催化原料进入反应器，在催化剂的作用下发生裂化反应，大分子裂化成小分子、长链断裂为短链。反应产物进入分馏塔，经分馏得到干气、液化气、石脑油、柴油和催化油浆。干气进入气体脱硫单元，石脑油进入重整轻质化单元，液化气、柴油作为产品出装置，催化油浆进入重质原料处理单元。催化剂参加反应后进入催化剂再生器，经过烧焦再生后返回到反应器继续使用。
本发明步骤(d)所述的重整轻质化单元主要由重整反应器、稳定分馏塔和芳烃抽提塔组成。来自劣质原油预处理单元和催化轻质化单元的石脑油进入重整轻质化单元的重整反应器，在常规催化剂的作用下发生裂化、脱氢、烷烃异构化、芳烃脱烷基、烃类氢解等反应。反应产物进入稳定分馏塔，经分馏得到富氢气体和重整生成油。重整生成油进入芳烃抽提塔，经过溶剂抽提得到高辛烷值汽油和芳烃(PX原料)，富氢气体进入气体脱硫单元。
本发明步骤(d)所述的重整催化剂为常规的含铂的双/多金属重整催化剂，半再生重整催化剂的活性组分为铂、铼和卤素，载体为氧化铝；连续重整催化剂的活性组分为铂、锡和卤素，载体为氧化铝。此外，所述重整催化剂中还可以含有第三金属元素，第三金属元素可选自镧系金属、钇、钛或碱金属。催化剂中铂含量为0.1～2.0wt％，铼或锡含量为0.01～1.5wt％，第三金属组元含量为0.1～3.0wt％。
本发明中劣质原油预处理、催化轻质化单元、重整轻质化单元所产气体全部送入气体脱硫单元，脱除H2S后作为加热炉的燃料或作为产品出售，干气中的乙烯可用于合成苯乙烯等。劣质原油质量检测按照(GB/T18609-2011原油酸值的测定电位滴定法；SY/T7550-2012原油中蜡、胶质、沥青质含量的测定；GB/T17280-2009原油蒸馏标准试验方法15-理论板蒸馏柱；GB/T17280-2009原油蒸馏标准试验方法15-理论板蒸馏柱)进行，本发明未详细所述的设备及操作方法均可以按照本领域一般知识实现。
与现有技术比较本发明的有益效果：
(1)本发明将劣质原油预处理、重质原料处理、催化轻质化、重整轻质化和气体脱硫工艺有机组合在一起，最大限度的将劣质原油转化成高辛烷值汽油、柴油、芳烃(PX原料)和重交沥青；产品种类多，可满足多领域发展需要，且可简化工艺流程，降低整体能耗。
(2)劣质原油预处理单元增加了330℃～350℃常压瓦斯油和>350℃渣油分离功能，将重馏分分成催化轻质化原料和重质原料处理原料。在满足催化轻质化原料要求的基础上降低重质原料处理单元的处理量，达到节省操作费用和能耗的目的。
(3)劣质原油预处理、催化轻质化、重整轻质化单元所产气体全部进入气体脱硫单元，脱出H2S后可用作加热炉燃料，最大程度利用了体系内部产品。
(4)劣质原油预处理单元将重馏分分馏成330～350℃常压瓦斯油和>350℃渣油。330～350℃常压瓦斯油进入催化轻质化单元，不宜用作催化原料的>350℃渣油经过重质原料处理单元处理后再用做催化轻质化单元原料，既提高石脑油、柴油的收率，又降低了催化轻质化的技术难度和延长催化轻质化单元的操作周期。
(5)把催化轻质化单元的重组分送至重质原料处理单元，经处理脱出含有的稠环和多环芳烃，即增加了催化轻质化单元的原料，同时，催化轻质化单元的重组分含有的稠环和多环芳烃进入沥青中，改善了沥青的质量。
(6)重质原料处理单元设沥青调合装置，用催化油浆作沥青调和原料，提高了沥青的质量，能够生产市场前景广阔的高等级道路沥青，增加了产品种类。
(7)劣质原油预处理、重质原料处理、催化轻质化、重整轻质化和气体脱硫单元联合运行，既减少投资，又提高了全厂热量利用率。
附图说明
图1是本发明劣质原油生产芳烃(PX原料)、沥青和高辛烷值汽油的系统示意图。
其中，1、原料油储罐，2、电脱盐罐，3、换热器，4、加热炉，5、常压分馏塔，6、溶剂抽提装置，7、沥青调合装置，8、反应器，9、催化剂再生器，10、分馏塔，11、重整反应器，12、稳定分馏塔，13、芳烃抽提塔，14、气体脱硫设备，15、劣质原油预处理单元，16、重质原料处理单元，17、催化轻质化单元，18、重整轻质化单元，19、气体脱硫单元。
具体实施方式
下面结合附图对本发明所提供的方法进行进一步说明。
如图1所示，本发明采用的劣质原油生产芳烃、沥青和高辛烷值汽油的系统包括劣质原油预处理单元15、气体脱硫单元19、重质原料处理单元16、催化轻质化单元17和重整轻质化单元18；
劣质原油预处理单元包括原料油储罐1、电脱盐罐2、换热器3、加热炉4和常压分馏塔5；劣质原油预处理单元的常压分馏塔5的多个出口分别通过管路连接气体脱硫单元、重整轻质化单元、催化轻质化单元和重质原料处理单元。
重质原料处理单元包括溶剂抽提装置6和沥青调合装置7；催化轻质化单元包括反应器8、催化剂再生器9和分馏塔10；重整轻质化单元包括重整反应器11、稳定分馏塔12和芳烃抽提塔13；劣质原油预处理单元的常压分馏塔5的多个出口分别通过管路连接气体脱硫单元的气体脱硫设备14，催化轻质化单元的催化反应器8，重质原料处理单元的溶剂抽提装置6，重整轻质化单元的重整反应器11，常压分馏塔5的入口连接加热炉4的出口。
重质原料处理单元中的溶剂抽提装置6的出口通过管路与催化轻质化单元的反应器8的入口相连接，溶剂抽提装置6的入口与催化轻质化单元的分馏塔10的出口相连接，重质原料处理单元中的沥青调合装置7与催化轻质化单元的分馏塔10的出口相连接。
催化轻质化单元的分馏塔10分别通过管路与重整轻质化单元的重整反应器11、和气体脱硫单元的气体脱硫设备14相连接，催化轻质化单元的分馏塔10的入口连接催化反应器8的出口。
重整轻质化单元的稳定分馏塔12一个出口通过管路与气体脱硫单元的气体脱硫设备14的入口相连接，另一个出口连接芳烃抽提塔13，稳定分馏塔12的入口连接重整反应器11。
所述的原料油储罐1内设蒸汽加热盘管。
上述劣质原油生产芳烃、沥青和高辛烷值汽油的方法，具体包括如下步骤：
来自装置外的劣质原油首先进入原料油储罐储存，之后送至电脱盐罐，进行水洗、脱盐、脱水和脱固体后进入换热器，与成品油换热后进入常压加热炉加热，之后进入常压分馏塔，常压分馏塔依次分离出气体、石脑油、柴油、330℃～350℃常压瓦斯油和>350℃渣油。其中气体进入气体脱硫单元，石脑油进入重整反应器，柴油作为产品外送到加氢精制装置，330℃～350℃常压瓦斯油进入催化轻质化单元，>350℃渣油进入重质原料处理单元。
330℃～350℃渣油馏分首先进入催化轻质化单元的反应器，以ZSM-5沸石或ZRP沸石为催化剂进行催化轻质化反应，催化剂进入催化剂再生器再生后返回反应器回用，反应产物进入分馏塔，依次分离出干气、液化气、石脑油、柴油和催化油浆。其中干气进入气体脱硫单元，液化气和柴油作为产品出装置，石脑油进入重整反应器。催化油浆进入重质原料处理单元，催化油浆分为两部分，一部分作为沥青调和原料进入沥青调和装置，一部分作为重质原料处理单元的原料进入溶剂抽提装置。
>350℃渣油和一部分催化油浆进入重质原料处理单元的溶剂抽提装置，脱除胶质、沥青质后得到催化轻质化原料和脱油沥青。得到的催化轻质化原料进入催化轻质化单元的反应器，得到的脱油沥青进入沥青调和装置，最终得到沥青产品。
石脑油和石脑油进入重整轻质化单元，首先进入重整反应器，在反应器内进行一系列反应，反应产物进入稳定分馏塔，分离得到富氢气体和重整生成油。重整生成油进入溶剂抽提塔31，经过溶剂抽提得到高辛烷值汽油和芳烃，芳烃用作PX原料。
分别来自劣质原油预处理、催化轻质化单元、重整轻质化单元的气体共同进入气体脱硫单元，脱除H2S后得到燃料气作为加热炉的燃料。
下面通过具体实施例对本发明提供的方法做进一步的说明，但并不因此而限制本发明。实施例所用的原料为劣质原油，其性质如表1所示，操作条件如表2所示。
实施例采用劣质原油预处理、重质原料处理、催化轻质化、重整轻质化和气体脱硫工艺有机组合的轻质化工艺方法。劣质原料处理单元得到气体、石脑油、柴油、330℃～350℃常压瓦斯油和>350℃渣油。气体进入气体脱硫单元，石脑油去重整轻质化单元，柴油作为产品外送，330℃～350℃常压瓦斯油去催化轻质化单元，>350℃渣油去重质原料处理单元。
催化轻质化单元得到干气、液化气、石脑油、柴油和催化油浆。干气去气体脱硫单元，液化气、柴油作为产品出装置，石脑油去重整轻质化单元，催化油浆去重质原料处理单元，一部分用作沥青调和原料进入沥青调和装置，一部分进入溶剂抽提装置。
>350℃渣油进入溶剂抽提装置，分离出催化轻质化原料去催化轻质化单元，分离出脱油沥青进入沥青调和装置，用催化油浆调和后，得到高等级重交沥青。
来自劣质原油预处理单元和催化轻质化单元的石脑油进入重整轻质化单元，得到富氢气体、高辛烷值汽油和芳烃(PX原料)。
劣质原油预处理单元、催化轻质化单元和重整轻质化单元产生的气体去气体脱硫单元，脱除H2S后去加热炉作为加热炉的燃料。
产品分布和产品性质见表3、4、5，可以看出本工艺得到的轻组分多，得到的高辛烷值汽油和沥青质量好，将劣质原油最大限度的转化为了轻质油品、芳烃和高等级重交沥青。
表1劣质原油性质
| 劣质原油1 | 劣质原油2 | |
| 密度20℃，g/cm3 | 0.9334 | 0.9385 |
| C含量，m％ | 87.11 | 87.07 |
| H含量，m％ | 12.3 | 11.83 |
| S含量，m％ | 2.1 | 2.3 |
| N含量，m％ | 0.3 | 0.25 |
| 残炭，m％ | 6.2 | 7.4 |
| 金属(Ni+V)，μg/g | 30.4 | 27.6 |
| 胶质，m％ | 16.0 | 15.6 |
| 沥青质，m％ | 0.1 | 0.4 |
| 酸值，mgKOH/g | 2.8 | 3.7 |
| K值 | 11.9 | 11.5 |
| 馏程 | ||
| 15～200℃ | 7.51 | 6.31 |
| 200～350℃ | 24.55 | 21.88 |
| 350～500℃ | 32.44 | 32.70 |
| >500℃ | 35.5 | 39.11 |
表2操作条件
| 实施例1 | 实施例2 | |
| (1)劣质原油预处理单元 | ||
| 原料油储罐加热温度，℃ | 95 | 90 |
| 与成品油换热后温度，℃ | 230 | 220 |
| 与成品油换热后压力，MPa | 1.65 | 1.6 |
| 加热炉出口温度，℃ | 390 | 380 |
| (2)重质原料处理单元 | ||
| 抽提温度，℃ | 125 | 130 |
| 抽提压力，MPa | 3.2 | 3.4 |
| 溶剂比 | 6:1 | 6:1 |
| (3)催化轻质化单元 |
| 反应温度，℃ | 500 | 505 |
| 再生温度，℃ | 720 | 720 |
| 反应时间，s | 2 | 1.5 |
| 剂油比 | 7 | 8 |
| 反应压力，MPa | 0.28 | 0.28 |
| (4)催化重整单元 | ||
| 反应压力，MPa | 0.6 | 0.6 |
| 反应温度，℃ | 510 | 500 |
| 氢油体积比 | 3 | 3.5 |
| 体积空速，h-1 | 1.5 | 2 |
表3产品分布
| 实施例1 | 实施例2 | |
| 气体 | 4.34 | 5.12 |
| 液化气 | 6.88 | 7.38 |
| 高辛烷值汽油 | 20.70 | 21.40 |
| 柴油 | 33.35 | 30.77 |
| 芳烃 | 23.50 | 21.03 |
| 沥青 | 11.22 | 14.28 |
| 损失 | 0.01 | 0.02 |
表4高辛烷值汽油性质
| 实施例1 | 实施例2 | |
| 烯烃含量，v％ | 21.5 | 24.3 |
| 芳烃含量，v％ | 28.9 | 32.0 |
| 苯含量，v％ | 0.92 | 0.97 |
| 硫含量，m％ | 0.008 | 0.012 |
| 实际胶质，mg/100ml | 4.5 | 4.2 |
| 诱导期，min | 840 | 780 |
| 研究法辛烷值(RON) | 98.4 | 97.8 |
表5沥青性质
| 实施例1 | 实施例2 | |
| 针入度(25℃)，0.1mm | 85 | 81 |
| 延度(15℃)，cm | >150 | >150 |
| 软化点，℃ | 52 | 47 |
Claims (10)
1.一种劣质原油生产芳烃、沥青和高辛烷值汽油的方法，其特征在于，该方法包括劣质原油预处理、重质原料处理、催化轻质化、重整轻质化和气体脱硫过程，具体步骤如下：
(a)劣质原油预处理：将劣质原油进行水洗、脱盐、脱水和脱固体，换热到200℃～250℃，再通过加热炉加热到360℃～390℃，进入常压分馏塔，分离出气体、石脑油、柴油、330℃～350℃常压瓦斯油和＞350℃渣油；
(b)重质原料处理：将步骤(a)得到的＞350℃渣油经过溶剂抽提和沥青调和得到催化原料以及高等级道路沥青；
(c)催化轻质化：将步骤(b)得到的催化原料和步骤(a)得到的330℃～350℃常压瓦斯油在催化剂的作用下发生裂化反应，从而得到干气、液化气、石脑油、柴油和催化油浆；催化油浆进行步骤(b)的重质原料处理；
(d)重整轻质化：将步骤(a)和步骤(c)得到的石脑油进入重整反应器，在催化剂的作用下进行反应，得到的反应产物经分馏得到富氢气体和重整生成油；重整生成油经过芳烃抽提得到高辛烷值汽油和芳烃；
(e)气体脱硫：步骤(a)分离出的气体以及步骤(c)得到的干气以及步骤(d)得到的富氢气体分别进行脱硫。
2.根据权利要求1所述的一种劣质原油生产芳烃、沥青和高辛烷值汽油的方法，其特征在于，步骤(b)中溶剂抽提采用的抽提温度为90℃～140℃，抽提压力为2.8MPa～4.2MPa，溶剂比为4:1～7:1。
3.根据权利要求1所述的一种劣质原油生产芳烃、沥青和高辛烷值汽油的方法，其特征在于，步骤(c)中裂化反应条件为：反应温度470℃～550℃，再生温度600℃～800℃，催化剂与催化原料的质量比3～18，反应时间0.5s～5s，压力0.1MPa～0.5MPa。
4.根据权利要求1所述的一种劣质原油生产芳烃、沥青和高辛烷值汽油的方法，其特征在于，步骤(d)中所述的重整反应器采用的反应条件为：反应压力为0.35MPa～1.5MPa，反应温度为480℃～530℃，氢油体积比为1～8，体积空速为1～3h-1。
5.根据权利要求1所述的劣质原油生产芳烃、沥青和高辛烷值汽油的方法，其特征在于，步骤(a)中先将劣质原油在80℃～140℃条件下脱水、固体沉降后再进行水洗、脱盐、脱水和脱固体。
6.一种用于权利要求1所述的劣质原油生产芳烃、沥青和高辛烷值汽油方法的系统，其特征在于该系统包括劣质原油预处理单元、气体脱硫单元、重质原料处理单元、催化轻质化单元和重整轻质化单元；
劣质原油预处理单元分别通过管路与重质原料处理单元、催化轻质化单元、重整轻质化单元以及气体脱硫单元相连接；
重质原料处理单元通过管路与催化轻质化单元相连接；
催化轻质化单元分别通过管路与重整轻质化单元和气体脱硫单元相连接；
重整轻质化单元通过管路与气体脱硫单元相连接；
其中，重质原料处理单元包括溶剂抽提装置(6)和沥青调合装置(7)。
7.根据权利要求6所述的系统，其特征在于，劣质原油预处理单元包括原料油储罐(1)、电脱盐罐(2)、换热器(3)、加热炉(4)和常压分馏塔(5)；劣质原油预处理单元的常压分馏塔(5)的多个出口分别通过管路连接气体脱硫单元、重整轻质化单元、催化轻质化单元和重质原料处理单元。
8.根据权利要求6所述的系统，其特征在于，催化轻质化单元包括反应器(8)、催化剂再生器(9)和分馏塔(10)；重整轻质化单元包括重整反应器(11)、稳定分馏塔(12)和芳烃抽提塔(13)；劣质原油预处理单元的常压分馏塔(5)的多个出口分别通过管路连接气体脱硫单元的气体脱硫设备(14)，催化轻质化单元的催化反应器(8)，重质原料处理单元的溶剂抽提装置(6)，重整轻质化单元的重整反应器(11)，常压分馏塔(5)的入口连接加热炉(4)。
9.根据权利要求6所述的系统，其特征在于，重质原料处理单元中的溶剂抽提装置(6)的出口通过管路与催化轻质化单元的反应器(8)的入口相连接，溶剂抽提装置(6)的入口与催化轻质化单元的分馏塔(10)的出口相连接，重质原料处理单元中的沥青调合装置(7)与催化轻质化单元的分馏塔(10)的出口相连接。
10.根据权利要求8所述的系统，其特征在于，催化轻质化单元的分馏塔(10)分别通过管路与重整轻质化单元的重整反应器(11)、和气体脱硫单元的气体脱硫设备(14)相连接，催化轻质化单元的分馏塔(10)的入口连接催化反应器(8)的出口；重整轻质化单元的稳定分馏塔(12)一个出口通过管路与气体脱硫单元的气体脱硫设备(14)的入口相连接，另一个出口连接芳烃抽提塔(13)，稳定分馏塔(12)的入口连接重整反应器(11)。
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