CN105505459A - 重油催化裂化方法和装置 - Google Patents
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Abstract
本发明提供一种重油催化裂化方法和装置。该方法包括使重油原料和催化裂化催化剂从下部进入第一提升管接触发生第一催化裂化反应；将反应油气分馏获得裂化气、汽油、柴油、回炼油和油浆；使用芳烃抽提溶剂对回炼油进行脱芳烃处理，获得芳烃抽出油和芳烃抽余油；将芳烃抽出油进行催化加氢反应，反应条件为反应温度340-380℃，体积空速0.5-2.0h-1，氢油体积比300-800，反应压力7-12MPa，将生成的油气分馏获得裂化气、汽油、柴油和催化加氢重油；将芳烃抽余油和催化加氢重油引入第二提升管进行第二催化裂化反应，将来自第二提升管的反应油气与来自第一提升管的反应油气合并共同分馏。本发明能够实现最大量地生产轻质油品和高附加值的化工原料，同时提高重油原料的利用率。
Description
技术领域
本发明涉及一种重油催化裂化方法和装置，尤其涉及一种将重油原料分级分区进行催化裂化的方法和装置，属于石油加工技术领域。
背景技术
随着炼油工业的不断发展进步，重油的催化裂化加工要求增加高附加值产品的产量，同时尽可能降低干气、液化气及焦炭等低附加值产品产量。在未来炼厂中，催化装置将不再是直接生产最终产品的装置。催化裂化所产的汽柴油必须通过后续产品精制来提升产品质量，以满足最新的环保要求。尽管面临诸多挑战，但催化裂化技术仍在不断创新发展，特别是与其他重油加工工艺采取组合工艺，将使催化装置在未来炼厂中继续发挥核心作用。
为此，一些新技术不断涌现，如从优化原料雾化、再生器内外取热、提升管出口快速分离、重金属钝化及催化剂预提升等方面开发了一系列重油催化裂化成套技术。然而，现有的重油催化裂化加工工艺大都是将各种重油原料作为一个“整体”来进料，没有充分考虑宽沸程的重油原料中不同组分裂化性能存在较大的差异。
ZL200910242917.1、ZL200910242920.3、ZL200910242921.8、ZL200910242922.2、ZL200910242918.6、ZL200910242919.0等专利和专利申请提出了多种重油分级分区催化裂化的方法，将催化裂化原料按照反应特性的差异区分为优质催化原料和劣质催化原料，然后使其分别进入催化裂化装置反应器系统的不同反应区内进行转化。但将高残炭值、高金属含量的劣质原料部分进入单独的反应器后，生焦量较常规提升管反应器大，催化剂活性下降幅度也加大，造成劣质料反应器后续反应活性很低，选择性很差，严重影响产品的收率和转化率。
大量研究表明，由于重油组成及结构非常复杂，分布范围很宽，如减压渣油组成就从饱和分、芳香分到胶质及沥青质，组成结构差异极大。不同结构及组成的重油烃类或非烃类分子转化适宜的最优操作条件也不相同。如果采用单一炼油技术，按照一套固定不变的操作条件对原料的全馏分组成进行加工，往往顾此失彼，难以实现烃类的碳氢分配最佳化和石油产品最大化。例如，对于大庆石蜡基重油催化裂化的研究表明，最佳转化率为70％左右，此时的干气产率和焦炭产率增加幅度随转化率增加而增加较小，即干气和焦炭产率之和与转化率之比处于最低，但此时存在较多重油未转化。当转化率增加并达到一定值后(如75％以上)，干气和焦炭产率随转化率增加而急剧增加，催化裂化选择性急剧下降。此外，相关工业生产数据表明：以大庆减压渣油为主要原料(掺渣比85％)的催化裂化产品中，转化率达到76％时，烧焦产率达到了11％，干气、油浆和烧焦的总收率超过20％，相比于焦化工艺，高转化率的催化裂化技术在轻收上并无优势。
综上，现有的重油催化裂化方法还存在待改进空间，如何提高重油原料转化率的同时增加轻质油收率及液收率，同时尽可能降低干气、液化气及焦炭等低附加值产品产量成为亟待解决的问题。
发明内容
本发明提供一种重油催化裂化方法，针对重油催化裂化原料存在反应特性的差异，将组成异常复杂的重质原料经多次转化反应生成各种不同类型的石油产品，以满足市场需求，从而实现最大量地生产轻质油品和高附加值的化工原料，同时提高重油原料的利用率。
本发明还提供一种实现上述方法的重油催化裂化装置。
为实现上述目的，一方面，本发明提供一种重油催化裂化方法，采用的反应器包括第一提升管和第二提升管，所述方法包括以下步骤：
使重油原料和催化裂化催化剂从下部进入第一提升管，在第一提升管中接触并共同上行，同时发生第一催化裂化反应；
将来自第一提升管的反应油气分馏，获得裂化气、汽油、柴油、回炼油和油浆；
使用芳烃抽提溶剂对所述回炼油进行脱芳烃处理，获得芳烃抽出油和芳烃抽余油，抽提温度为40-120℃，所述芳烃抽提溶剂与所述回炼油体积比为1.0-8.0；
将所述芳烃抽出油进行催化加氢反应，反应条件为反应温度340-380℃，体积空速0.5-2.0h-1，氢油体积比300-800，反应压力7-12MPa，将所述催化加氢反应生成的油气分馏，获得裂化气、汽油、柴油和催化加氢重油；
将所述芳烃抽余油和所述催化加氢重油引入第二提升管进行第二催化裂化反应，将来自第二提升管的反应油气与来自第一提升管的反应油气合并共同分馏。
进一步地，所述第一催化裂化反应的条件为：反应温度460-520℃，剂油比7-11，反应时间1.5-2.5s。
进一步地，所述第二催化裂化反应的条件为：反应温度480-540℃，剂油比7-15，反应时间2.0-3.0s，催化加氢重油在200-400℃下进入所述第二提升管，水油比为0.03-0.30。
进一步地，所述芳烃抽出油催化加氢反应使用的催化加氢转化催化剂由添加剂、VIII族金属、VIB族金属与氧化铝和/或无定型硅铝载体组成，其中所述添加剂选自F、P、Fe和Pt中的一种或多种，所述VIB族金属选自Mo和W中的一种或两种、所述VIII族金属选自Co和Ni中一种或两种。
进一步地，所述催化加氢转化催化剂由5-15wt％添加剂、5-20wt％的VIII族金属、15-50wt％VIB族金属与余量的氧化铝和/或无定型硅铝载体组成。
进一步地，所述方法还包括使用溶剂萃取法脱除所述油浆中的沥青质获得脱沥青油，并将所述脱沥青油与所述芳烃抽出油混合进行催化加氢反应。
进一步地，所述溶剂萃取法使用的萃取溶剂选自C3-C6的烷烃或其混合馏分。
另一方面，本发明还提供一种用于如上所述方法的重油催化裂化装置，所述装置至少包括：
第一提升管和第二提升管，其底部分别设置原料入口以及催化剂入口，顶部设置出口；
油气分离系统，其设置油气和催化剂混合物料入口、油气出口和催化剂出口；
主分馏塔，其设置入口，上部设有多个轻组分出口，下部则设有回炼油出口和油浆出口；
芳烃抽提塔，所述芳烃抽提塔具有入口、芳烃抽余油出口和芳烃抽出油出口，
催化加氢转化装置，催化加氢转化装置设置催化加氢转化装置入口和催化加氢转化装置出口；
副分馏塔，所述副分馏塔设置副分馏塔入口、催化加氢重油出口以及多个轻组分出口；
所述第一提升管的出口连通所述油气分离系统的油气和催化剂混合物料入口，所述油气分离系统的催化剂出口连通所述第一提升管的催化剂入口，油气出口连通所述主分馏塔的入口，所述主分馏塔的回炼油出口连通所述芳烃抽提塔的入口，所述芳烃抽提塔的芳烃抽出油出口连通所述催化加氢转化装置入口，所述芳烃抽余油出口连通所述第二提升管的原料入口，所述催化加氢转化装置出口连通副分馏塔入口，副分馏塔的催化加氢重油出口连通所述第二提升管的原料入口，所述第二提升管的出口连通所述油气分离系统的油气和催化剂混合物料入口，所述第二提升管的催化剂入口连通所述油气分离系统的催化剂出口。
进一步地，还包括萃取塔，所述萃取塔具有萃取塔入口、脱油沥青出口和脱沥青油出口，所述萃取塔入口连通所述主分馏塔的油浆出口，所述脱沥青油出口连通所述催化加氢转化装置入口。
进一步地，所述催化加氢转化装置为固定床反应器。
本发明方案的实施，至少具有以下优势：
1、本发明提供的重油催化裂化方法，按其组分反应特性难易将重油原料进行逐步转化，同时，对不易转化组分进行加氢改质，使重油的不同组分在其最佳转化率区间内转化，提高重油原料的总转化率，同时提高高附加值的轻质油收率及液收率，减少干气和焦炭的生成，以满足市场需求。
2、本发明提供的重油催化裂化装置能够用于实现上述催化裂化方法，结构简单，操作便利。
附图说明
图1为本发明一实施例中提供的重油催化裂化装置示意图；
图2为本发明另一实施例中提供的重油催化裂化装置示意图。
具体实施方式
为使本发明的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将结合附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
本发明提供的重油催化裂化方法中，采用的反应器包括第一提升管和第二提升管，所述方法包括以下步骤：使重油原料和催化裂化催化剂从下部进入第一提升管，在第一提升管中接触并共同上行，同时发生第一催化裂化反应；将来自第一提升管的反应油气分馏，获得裂化气、汽油、柴油、回炼油和油浆；使用芳烃抽提溶剂对所述回炼油进行脱芳烃处理，获得芳烃抽出油和芳烃抽余油，抽提温度为40-120℃，所述芳烃抽提溶剂与所述回炼油体积比为1.0-8.0；将所述芳烃抽出油进行催化加氢反应，反应条件为反应温度340-380℃，体积空速0.5-2.0h-1，氢油体积比300-800，反应压力7-12MPa，将所述催化加氢反应生成的油气分馏，获得裂化气、汽油、柴油和催化加氢重油；将所述芳烃抽余油和所述催化加氢重油引入第二提升管进行第二催化裂化反应，将来自第二提升管的反应油气与来自第一提升管的反应油气合并共同分馏。
上述方法中，重油原料进入第一提升管的下部，与催化裂化催化剂接触进行第一催化裂化反应，该第一催化裂化反应的工艺条件通常可以为：反应温度460-520℃，剂油比7-11，反应时间1.5-2.5s。一般情况下，需将重油原料预热至100-300℃再进入提升管反应。
之后，来自第一提升管的反应油气(即所述第一催化裂化反应生成的油气)与催化裂化催化剂一起进入油气分离系统。该油气分离系统包括沉降器、设置于沉降器下方并与其连通的汽提段以及与所述汽提段连通的再生器。所述沉降器设有两个油气和催化剂混合物料入口、以及油气出口，所述再生器设有两个催化剂出口。
所述第一催化裂化反应生成的油气与催化裂化催化剂首先通过沉降器，经沉降器内设置的高效气固快速分离装置分离。分离出的催化裂化催化剂进入汽提段，经过汽提后进入再生器再生；再生后的催化裂化催化剂再返回第一提升管底部进入反应系统循环使用。分离出的油气离开沉降器进入主分馏塔底部进行分馏，从而获得重油催化裂化目标产物裂化气、汽油和柴油，同时获得回炼油和油浆。
在本发明的一个实施例中，可将裂化气、粗汽油、柴油和油浆引出装置。使用芳烃抽提溶剂对所述回炼油进行脱芳烃处理，获得芳烃抽出油和芳烃抽余油，所述芳烃抽提溶剂选自二甲亚砜、环丁砜、N-甲酰吗啉、N-甲基吡咯烷酮、糠醛、二甲基甲酰胺、单乙醇胺、乙二醇、1，2-丙二醇中的一种或多种的混合物，抽提温度为40-120℃，所述芳烃抽提溶剂与所述回炼油体积比为1.0-8.0。
之后，将获得的芳烃抽出油引入催化加氢转化装置进行催化加氢，在氢气和催化加氢转化催化剂的作用下发生可控性的多环芳环加氢部分饱和等改质反应。
与现有的重油加氢相比，芳烃抽出油中几乎没有镍、钒等金属杂质，氮含量也很低，不含沥青质。同时，经脱芳烃处理获得的芳烃抽出油中，芳烃含量大幅度提高，氢含量减少，密度提高，芳烃抽余油的芳烃量大幅度减少，氢含量增加，密度降低。由于芳烃抽出油性质较优，总体上反应条件比重油加氢要缓和。通常采用上述方法获得的芳烃抽出油中氢含量为8.0wt％-11.5wt％，相对密度0.88-0.99。当芳烃抽出油中氢含量低、相对密度大、馏程分布偏向高沸点，可以使用较苛刻的反应条件。根据上述芳烃抽出油的性质进行选定催化加氢转化工艺条件为：反应温度340-380℃，体积空速0.5-2.0h-1，氢油体积比300-800，反应压力7-12MPa，优选为：反应温度360-380℃，体积空速1.0-1.5h-1，氢油体积比500-800，反应压力8-10MPa。经催化加氢后的芳烃抽出油一般可达到氢含量12wt％-13wt％，相对密度0.80-0.87。
在本发明的另一实施例中，将裂化气、汽油和柴油引出装置。使用上一实施例中的方法对所述回炼油进行脱芳烃处理，获得芳烃抽出油和芳烃抽余油。同时，使用溶剂萃取法脱除油浆中的沥青质获得脱沥青油，该过程在萃取塔中进行。萃取塔的温度控制在80-250℃之间，压力在3.5-10.0MPa之间，进入萃取塔时，萃取溶剂与油浆的质量流量比为2.0-8.0:1，之后分离出脱沥青油相和脱油沥青相。
得到的脱油沥青引出装置，而脱沥青油则与芳烃抽出油混合，一起进入催化加氢转化装置进行催化加氢，反应条件与上一实施例相同，此处不再赘述。
之后，催化加氢反应生成的油气进入副分馏塔进行分馏，获得重油催化裂化目标产物裂化气、汽油和柴油，同时获得催化加氢重油。将裂化气、汽油和柴油分离出来并出装置。加氢重油从副分馏塔底引出后，与芳烃抽余油混合，共同引入第二提升管进行第二催化裂化反应。该第二提升管内的第二催化裂化反应工艺条件为：反应温度480-540℃，剂油比7-15，反应时间2.0-3.0s，催化加氢重油在200-400℃下进入所述第二提升管，水油比为0.03-0.30。然后，将来自第二提升管的反应油气与来自第一提升管的反应油气合并，共同进入油气分馏系统分馏。
适用于上述方法的重油催化裂化装置中的各个具体设备，例如提升管、再生器、沉降器、油气分离器以及催化加氢转化装置等均为石油加工领域的常用设备，按照本发明工艺要求进行适当改造和组装即可投入使用。具体的反应器结构可参见中国专利或专利申请ZL200910242917.1、ZL200910242920.3、ZL200910242921.8、ZL200910242922.2、ZL200910242918.6以及ZL200910242919.0中相关适宜的反应器构型。
本发明中的催化裂化方法适用所有类型的催化裂化催化剂。
其中，重油原料可为石油减压渣油(VR)、常压渣油(AR)、加氢渣油、焦化瓦斯油、脱沥青油、高酸值原油和高金属原油中一种或多种的任意比例的混合物。
催化加氢反应使用的催化加氢转化催化剂可为所有类型的具有高的多环芳烃饱和活性的加氢处理催化剂；例如可以是氧化铝和/或无定型硅铝载体上负载VIB族金属和/或VIII族金属的负载型催化剂。
在具体实施方案中使用的催化加氢转化催化剂可以是由5-15wt％添加剂、5-20wt％的一种或多种VIII族金属、15-50wt％一种或多种VIB族金属与余量的氧化铝和/或无定型硅铝载体组成。其中添加剂选自氟、磷、铁、铂等非金属元素和金属元素。VIB族金属选自Mo或/和W、VIII族金属选自Co或/和Ni。可以选择固定床反应器实现该催化加氢转化过程。
上述步骤中，催化加氢重油也可以进入其他催化裂化装置中，在其适宜的条件下进行高效的催化裂化反应。
下面结合具体实施例和附图对本发明进行详细阐述。
实施例1
本实施例中提供的重油催化裂化方法使用如图1所示的装置。所述装置至少包括：
第一提升管101和第二提升管304，其底部分别设置原料入口以及催化剂入口，顶部设置出口；
油气分离系统，其设置油气和催化剂混合物料入口、油气出口和催化剂出口；
主分馏塔106，其分别设置入口，上部设有多个轻组分出口，下部则设有回炼油出口和油浆出口；
芳烃抽提塔401，所述芳烃抽提塔401具有入口、芳烃抽余油出口和芳烃抽出油出口；
催化加氢转化装置201，催化加氢转化装置201设置催化加氢转化装置入口和催化加氢转化装置出口；
副分馏塔202，所述副分馏塔202设置副分馏塔入口、催化加氢重油出口以及多个轻组分出口；
所述第一提升管101的出口连通所述油气分离系统的油气和催化剂混合物料入口，所述油气分离系统的催化剂出口连通所述第一提升管101的催化剂入口，油气出口连通所述主分馏塔106的入口，所述主分馏塔106的回炼油出口连通所述芳烃抽提塔401的入口，所述芳烃抽提塔401的芳烃抽出油出口连通所述催化加氢转化装置入口，所述芳烃抽余油出口连通所述第二提升管的原料入口，所述催化加氢转化装置出口连通副分馏塔入口，副分馏塔202的催化加氢重油出口连通所述第二提升管304的原料入口，第二提升管304的出口连通油气分离系统的油气和催化剂混合物料入口，第二提升管304的催化剂入口连通油气分离系统的催化剂出口。
其中，催化加氢转化装置201可使用固定床反应器。主分馏塔106和副分馏塔202的轻组分出口包括设于塔顶的油气产物出口和上部的柴油出口，且油气产物出口连通油气分离罐107，该油气分离罐107还分别设有裂化气出口和汽油出口。
使用本实施例提供的装置进行重油催化裂化的方法简述如下：
重油原料1和催化裂化催化剂进入第一提升管101的下部，并沿第一提升管101上行，同时接触进行第一催化裂化反应，第一提升管101反应区的工艺条件(即进行第一催化裂化反应的条件)为：反应温度460-520℃，剂油比7-11，反应时间1.5-2.5s，原料预热温度100-300℃。生成的油气与催化裂化催化剂一起进入沉降器102，经高效气固快速分离装置103实现高效气固分离，催化裂化催化剂经过汽提段104后进入再生器105再生；再生催化剂2经斜管返回第一提升管101的底部循环使用。
分离出的油气3从沉降器102顶部出来并从主分馏塔106底部进入进行分馏。分馏出的塔顶油气4经冷凝冷却后进入油气分离罐107，裂化气5从分离罐107上部引出，汽油6从分离罐107下部引出，一部分为塔顶回流，另一部分引出装置；柴油7通过汽提塔108汽提后引出，油浆9在进行塔底循环的同时，一部分引出装置。裂化气5、汽油6和柴油7分别作为本发明的目标产物送入相应的储罐。
主分馏塔106底部分出回炼油8，进入回炼油罐109，重油原料1中的多环芳环组分在该回炼油中被富集，可以通过进一步的催化加氢进行改质。参考附图1，回炼油罐109出来的回炼油8进入芳烃抽提塔401，在其中使用如上所述的芳烃抽提溶剂36对所述回炼油8进行脱芳烃处理，获得芳烃抽出油21和芳烃抽余油20，抽提温度为40-120℃，所述芳烃抽提溶剂36与所述回炼油8体积比为1.0-8.0。
之后，将获得的芳烃抽出油21引入催化加氢转化装置201，进入催化加氢转化装置201，在氢气16和催化加氢转化催化剂的作用下发生改质反应。催化加氢转化工艺条件为：反应温度340-380℃，体积空速0.5-2.0h-1，氢油体积比300-800，反应压力7-12MPa。之后，反应油气10进入副分馏塔202中下部，进行各组分的分离。塔顶油气4经冷凝冷却后进入油气分离罐107，油气分离罐107上部引出裂化气5，下部引出汽油6；柴油7通过汽提塔108汽提后引出，催化加氢重油15从副分馏塔202塔底引出。
将裂化气5、汽油6、柴油7分离出来并出装置。催化加氢重油15则与芳烃抽余油20混合，引入第二提升管304，进行第二催化裂化反应。该第二提升管304的工艺条件(即进行第二催化裂化反应的条件)为：反应温度480-540℃，剂油比7-15，反应时间2.0-3.0s，催化加氢重油在200-400℃下进入所述第二提升管，水油比为0.03-0.30。之后，第二催化裂化反应生成的油气与催化裂化催化剂一起进入油气分离系统，催化裂化催化剂再生后返回第二提升管304，第二催化裂化反应生成的油气与第一催化裂化反应生成的油气共同进入主分馏塔106进行分馏。
为验证本发明的效果，采用图1所示的装置和工艺流程，在实验室的重油催化裂化中试装置上进行试验。
表1所示为重油原料1、回炼油8以及催化加氢重油15的性质。表2为回炼油芳烃抽提前后性质及主要工艺条件。采用本实施例中的方法，回炼油8先经过脱芳烃处理，获得芳烃抽出油21和芳烃抽余油20；芳烃抽出油21进入催化加氢转化装置201转化，转化后的催化加氢重油15与芳烃抽余油20混合共同进入第二提升管304进行第二催化裂化反应。然后，第二催化裂化反应生成的油气与催化裂化催化剂一起进入油气分离系统，催化裂化催化剂再生后返回第二提升管304，第二催化裂化反应生成的油气与第一催化裂化反应生成的油气共同进入主分馏塔106进行分馏。优化的反应条件如表3所示，同常规重油催化裂化工艺相比较，采用该本实施例中的方法可以使轻质油收率提高，且液收率提高，干气和焦炭产率明显降低，详细的产品分布可见表4。
表1
表2
表3
表4
| 产品 | 质量含量 |
| H2S | 0.40％ |
| 燃料气 | 2.60％ |
| 液化气 | 14.20％ |
| 汽油 | 48.70％ |
| 柴油 | 26.20％ |
| 油浆 | 1.25％ |
| 焦炭 | 6.65％ |
| 合计 | 0.40％ |
实施例2
本实施例中提供的重油催化裂化方法使用如图2所示的装置。与实施例1中的催化裂化装置不同的是，本实施例的装置还包括：萃取塔301，所述萃取塔301具有萃取塔入口、脱油沥青出口和脱沥青油出口，所述萃取塔入口连通所述主分馏塔106的油浆出口，所述脱沥青油出口连通所述催化加氢转化装置201的入口。
使用本实施例提供的装置进行重油催化裂化的方法与实施例1中的方法不同之处在于，油浆9从主分馏塔106塔底引出后，与用于脱除油浆中沥青质的萃取溶剂26混合后，进入萃取塔301，进行脱沥青处理，该萃取溶剂26选自C3-C6的烷烃或其混合馏分。萃取塔301的温度控制在80-250℃之间，压力在3.5-10.0MPa之间，进入萃取塔301时，萃取溶剂26与油浆9的质量流量比为2.0-8.0:1，分离出脱油沥青17和脱沥青油18。
脱油沥青17出装置，而脱沥青油18则与从芳烃抽提塔401引出的芳烃抽出油21混合后，进入催化加氢转化装置201，在氢气16和催化加氢催化剂的作用下，发生催化加氢转化反应，工艺条件与实施例1中相同。
为验证本发明的效果，采用图2所示的装置和工艺流程，对实施例1中的重油原料进行催化裂化处理。
表5为本实施例中溶剂萃取法脱除油浆中沥青质工艺条件以及油浆和脱沥青油的性质对比。同常规重油催化裂化相比较，采用本实施例中的方法可以提高轻质油收率以及液收率，干气和焦炭产率明显降低，同时更有效的对重油原料进行利用。本实施例中详细的产品分布可见表6。
表5
表6
| 产品 | 重量含量9 --> |
| H2S | 0.40％ |
| 燃料气 | 2.60％ |
| 液化气 | 14.80％ |
| 汽油 | 49.50％ |
| 柴油 | 26.00％ |
| 油浆 | 0.55％ |
| 焦炭 | 6.15％ |
| 合计 | 0.40％ |
最后应说明的是：以上各实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述各实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分或者全部技术特征进行等同替换；而这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明各实施例技术方案的范围。
Claims (10)
1.一种重油催化裂化方法，其特征在于，采用的反应器包括第一提升管和第二提升管，所述方法包括以下步骤：
使重油原料和催化裂化催化剂从下部进入第一提升管，在第一提升管中接触并共同上行，同时发生第一催化裂化反应；
将来自第一提升管的反应油气分馏，获得裂化气、汽油、柴油、回炼油和油浆；
使用芳烃抽提溶剂对所述回炼油进行脱芳烃处理，获得芳烃抽出油和芳烃抽余油，抽提温度为40-120℃，所述芳烃抽提溶剂与所述回炼油体积比为1.0-8.0；
将所述芳烃抽出油进行催化加氢反应，反应条件为反应温度340-380℃，体积空速0.5-2.0h-1，氢油体积比300-800，反应压力7-12MPa，将所述催化加氢反应生成的油气分馏，获得裂化气、汽油、柴油和催化加氢重油；
将所述芳烃抽余油和所述催化加氢重油引入第二提升管进行第二催化裂化反应，将来自第二提升管的反应油气与来自第一提升管的反应油气合并共同分馏。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述第一催化裂化反应的条件为：反应温度460-520℃，剂油比7-11，反应时间1.5-2.5s。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述第二催化裂化反应的条件为：反应温度480-540℃，剂油比7-15，反应时间2.0-3.0s，催化加氢重油在200-400℃下进入所述第二提升管，水油比为0.03-0.30。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述芳烃抽出油催化加氢反应使用的催化加氢转化催化剂由添加剂、VIII族金属、VIB族金属与氧化铝和/或无定型硅铝载体组成，其中所述添加剂选自F、P、Fe和Pt中的一种或多种，所述VIB族金属选自Mo和W中的一种或两种、所述VIII族金属选自Co和Ni中一种或两种。
5.根据权利要求4所述的方法，其特征在于，所述催化加氢转化催化剂由5-15wt％添加剂、5-20wt％的VIII族金属、15-50wt％VIB族金属与余量的氧化铝和/或无定型硅铝载体组成。
6.根据权利要求1-5任一项所述的方法，其特征在于，所述方法还包括使用溶剂萃取法脱除所述油浆中的沥青质获得脱沥青油，并将所述脱沥青油与所述芳烃抽出油混合进行催化加氢反应。
7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于，所述溶剂萃取法使用的萃取溶剂选自C3-C6的烷烃或其混合馏分。
8.一种用于实施权利要求1-7任一项所述的方法的重油催化裂化装置，其特征在于，所述装置至少包括：
第一提升管和第二提升管，其底部分别设置原料入口以及催化剂入口，顶部设置出口；
油气分离系统，其设置油气和催化剂混合物料入口、油气出口和催化剂出口；
主分馏塔，其设置入口，上部设有多个轻组分出口，下部则设有回炼油出口和油浆出口；
芳烃抽提塔，所述芳烃抽提塔具有入口、芳烃抽余油出口和芳烃抽出油出口，
催化加氢转化装置，催化加氢转化装置设置催化加氢转化装置入口和催化加氢转化装置出口；
副分馏塔，所述副分馏塔设置副分馏塔入口、催化加氢重油出口以及多个轻组分出口；
所述第一提升管的出口连通所述油气分离系统的油气和催化剂混合物料入口，所述油气分离系统的催化剂出口连通所述第一提升管的催化剂入口，油气出口连通所述主分馏塔的入口，所述主分馏塔的回炼油出口连通所述芳烃抽提塔的入口，所述芳烃抽提塔的芳烃抽出油出口连通所述催化加氢转化装置入口，所述芳烃抽余油出口连通所述第二提升管的原料入口，所述催化加氢转化装置出口连通副分馏塔入口，副分馏塔的催化加氢重油出口连通所述第二提升管的原料入口，所述第二提升管的出口连通所述油气分离系统的油气和催化剂混合物料入口，所述第二提升管的催化剂入口连通所述油气分离系统的催化剂出口。
9.根据权利要求8所述的装置，其特征在于，还包括萃取塔，所述萃取塔具有萃取塔入口、脱油沥青出口和脱沥青油出口，所述萃取塔入口连通所述主分馏塔的油浆出口，所述脱沥青油出口连通所述催化加氢转化装置入口。
10.根据权利要求8或9所述的装置，其特征在于，所述催化加氢转化装置为固定床反应器。
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Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| C06 | Publication | ||
| PB01 | Publication | ||
| C10 | Entry into substantive examination | ||
| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
| GR01 | Patent grant | ||
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| CF01 | Termination of patent right due to non-payment of annual fee | ||
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Granted publication date: 20170711 |