CN107177378B - 重油原料的超临界萃取与悬浮床加氢的组合系统及方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种重油原料的超临界萃取与悬浮床加氢的组合系统及方法，所述组合系统包括超临界萃取单元和悬浮床加氢单元，其中，所述超临界萃取单元用于对所述重油原料进行萃取分离，以分离出沥青质产物，所述悬浮床加氢单元用于对来自所述超临界萃取单元的沥青质产物进行悬浮床加氢裂解处理。本发明可以大幅提高原料重质组分与沥青烯的转化率，并降低悬浮床单元的规模，从而降低投资，氢耗也随之大幅降低。

Description

重油原料的超临界萃取与悬浮床加氢的组合系统及方法

技术领域

本发明涉及超临界萃取及悬浮床加氢领域，尤其涉及一种重油原料的超临界萃取与悬浮床加氢的组合系统及方法。

背景技术

未来10-15年，我国国民经济预计仍将继续以6-7％左右的速度快速发展，石油产品消费仍处于增长期，原油消费量年均增长6.4％，而国内原油产量年增长率仅为1.9％。随着进口原油数量不断增加，国际市场上优质原油可供选择性也在降低，轻质原油在进口原油中所占比重日益下降，而各种高密度重油及劣质的高硫、高酸重油所占比重持续上升。这些稠油和超重油，相对密度一般均在0.96以上，加工难度较大，而如何转化这些稠油、超重油生成的大量渣油也已成为当今炼油工业的重要课题。

目前，我国渣油加工过程采用的延迟焦化，溶剂脱沥青等方法，但处理深度不够，加工方法工艺较落后，分离和提纯难度较大，同时会产生大量污水，废渣，污染环境，利用加氢工艺可有效脱除掉渣油中的硫，氮，金属等杂质，降低其密度，实现轻质化。但目前的加氢工艺，处理深度不够，无法高效转化胶质、沥青质以及525℃以上的重质组分。如果采用常规固定床加氢方法，反应系统容易结焦沉积，造成催化剂寿命大幅缩短。

同时FCC油浆与煤焦油，也属于类似的劣质重油，特点为密度大，杂环多，金属杂质含量高。如何有效的加工此类重质油，将直接决定和影响着炼厂的产品结构和经济效益。

溶剂分离过程是炼油、化工工业中一类重要的过程，在炼油工业中被广泛应用。例如从渣油中取得残渣润滑油原料和催化裂解原料的溶剂脱沥青、生产润滑油时采用的溶剂精制和溶剂脱蜡、从重整生成油或催化裂解循环油中抽取芳烃的芳烃抽提等都属于溶剂分离过程。

在炼油工业中，溶剂脱沥青过程主要是用于从减压渣油制取高粘度润滑油基础油和催化裂解原料油，在原料合适的情况下脱油沥青可用于生产道路沥青。其中，溶剂脱沥青过程的主要作用是除去渣油中的沥青以获得较低残炭值的脱沥青油并改善色泽。在催化裂解原料瓦斯油中参入减压渣油是提高轻质油收率的一个重要途径，但是许多减压渣油含有较多的金属及易生成焦炭的物质，不宜直接参入催化裂解原料中去，通过溶剂脱沥青可以把大部分金属和易生焦物质除去，从而显著地改善重油催化裂解进料的质量，但溶剂脱沥青工艺，无法转化沥青质，只能起到抽提出轻油组分的作用。

传统的溶剂脱沥青过程是在溶剂的临界点以下的温度、压力条件下进行操作的。此过程使用大量的溶剂，采用的溶剂比一般为3-5(质量比)，必须回收并循环使用。溶剂回收部分的投资和操作费用对整个装置的经济效益有重要影响。需回收的溶剂量中，约90％来自提取液(脱沥青油相)，其余则来自提余液(脱油沥青相)。因此，溶剂回收的重点是回收提取液中的溶剂。近年来，对在溶剂的临界点以上的温度、压力条件下进行操作的超临界溶剂抽提和超临界溶剂回收的研究及技术开发有了较大的进展。相对于传统溶剂脱沥青技术，超临界萃取技术在能耗及操作可靠性等方面均发生了质的飞跃。

另外，国内外研究机构对于重质油悬浮床加氢技术做过一些研究，但目前还没有完全成熟。中国专利CN1766058A公开了一种将煤焦油全馏分与均相催化剂水溶性磷钼酸镍混合，经悬浮床反应器加氢后，小于370℃馏分经固定床加氢精制处理生产汽油,柴油,同时大于370℃尾油部分循环至悬浮床反应器进一步转化轻质油,部分外甩的方法。该专利的缺点是没有将煤焦油原料充分利用，而且尾油循环加氢增加结焦倾向。

目前常规的加氢处理方法通常需要进一步添加催化剂，以保证转化率，然而由于原料中重质组分较多，容易导致催化剂结焦失活。为了减缓催化剂的结焦失活，通常还需要加入大量的芳烃溶剂油作为原料稀释剂，如此，不仅提高了生产成本，而且还降低了装置的处理能力。

发明内容

有鉴于此，本发明的目的在于提供重油原料的超临界萃取与悬浮床加氢的组合系统及方法，以克服现有技术存在不足，大幅提高原料重质组分与沥青烯的转化率，并降低悬浮床单元的规模，从而降低投资，氢耗也随之大幅降低。

为实现上述发明目的的一个方面，本发明采用以下技术方案：

一种重油原料的超临界萃取与悬浮床加氢的组合系统，所述组合系统包括超临界萃取单元和悬浮床加氢单元，其中，

所述超临界萃取单元用于对所述重油原料进行萃取分离，以分离出沥青质产物，包括：

混合器，用于将待处理的重油原料与第一部分萃取溶剂混合，并将得到的稀释重油原料送入沥青分离塔顶部；

萃取溶剂进料管，用于将第二部分萃取溶剂送入沥青分离塔的底部；

沥青分离塔，用于使所述稀释重油原料与第二部分萃取溶剂逆流接触进行亚临界液液萃取，从而在塔顶得到脱沥青油与萃取溶剂的萃取相，在塔底得到萃余相；

第一加热器，用于使所述萃取相升温至萃取溶剂的临界温度以上；

脱沥青油分离塔，用于使来自所述第一加热器的萃取相中的萃取溶剂在超临界状态下与脱沥青油分离，并将分离出的萃取溶剂自塔顶引出；

第一汽提塔，用于利用蒸汽对来自所述脱沥青油分离塔的塔底分离产物进行汽提处理，以脱除所述塔底分离产物中夹带的萃取溶剂，在塔底得到脱沥青油；

第二加热器，用于对所述萃余相进行加热升温；

第二汽提塔，用于利用蒸汽对来自所述第二加热器的萃余相进行汽提处理，以脱除所述萃余相中夹带的萃取溶剂，在塔底得到脱油沥青；

所述悬浮床加氢单元用于对来自所述超临界萃取单元的沥青质产物进行悬浮床加氢裂解处理。

在本发明中，所述重油原料可以是本领域常见的那些重油原料，例如渣油、煤焦油以及FCC油浆中的一种或多种。上述重油原料虽然密度大并且加工难度大，但采用本发明的方法可以很好地实现加氢处理。

根据本发明的系统，优选地，所述沥青分离塔的上部设有用于使所述稀释重油原料向下均匀分布的顶部分布器，下部设有用于使所述第二部分萃取溶剂向上均匀分布的底部分布器；所述顶部分布器与底部分布器之间设有用于使所述稀释重油原料与所述第二部分萃取溶剂充分接触的填料，从而大大地提高了萃取效果。

根据本发明的系统，优选地，所述系统还包括：

第一换热器，用于使所述萃取相在进入第一加热器前与离开所述脱沥青油分离塔塔顶的萃取溶剂换热升温；

优选地，所述系统还包括第二换热器，所述第二换热器用于使离开所述第一换热器的萃取相在进入第一加热器前与离开所述第一汽提塔的脱沥青油换热升温。

根据本发明的系统，优选地，所述系统还包括：

第一冷却器，用于使来自第一汽提塔和第二汽提塔的塔顶物料冷却并冷凝；

溶剂缓冲罐，用于接收来自所述第一冷却器的冷凝物料并使所述冷凝物料中水与萃取溶剂静置分层；

溶剂回收泵，用于输送所述溶剂缓冲罐中的萃取溶剂。

根据本发明的系统，优选地，所述系统还包括：

第一换热器，用于使所述萃取相在进入第一加热器前与离开所述脱沥青油分离塔塔顶的萃取溶剂换热升温；

第二冷却器，用于使来自所述第一换热器的萃取溶剂进一步冷却降温；

溶剂循环泵，用于接收来自所述溶剂回收泵与第二冷却器的萃取溶剂，并将部分萃取溶剂作为第一部分萃取溶剂送入所述混合器、将部分萃取溶剂作为第二部分萃取溶剂送入所述沥青分离塔。

根据本发明的系统，优选地，所述系统还包括：

第一闪蒸罐，所述第一闪蒸罐设置在所述脱沥青油分离塔与第一汽提塔之间，用于对来自所述脱沥青油分离塔的塔底分离产物进行闪蒸处理，并将闪蒸出的萃取溶剂自罐顶取出，剩余物料作为汽提进料送入所述第一汽提塔，从而来自所述脱沥青油分离塔的塔底分离产物在进入第一汽提塔之前可以先经闪蒸处理，有利于提高后续分离效果；

第二闪蒸罐，所述第二闪蒸罐设置在所述沥青分离塔与第二汽提塔之间，用于对来自所述沥青分离塔的萃余相进行闪蒸处理，并将闪蒸出的萃取溶剂自罐顶取出，剩余物料作为汽提进料送入所述第二汽提塔，从而来自所述沥青分离塔的萃余相在进入第二汽提塔之前可以先经闪蒸处理，有利于提高后续分离效果。

根据本发明的系统，优选地，所述悬浮床加氢单元包括：

进料子单元，用于向反应子单元提供包括沥青质产物、氢气以及吸附剂的反应进料；其中，所述吸附剂为多孔碳质材料；

反应子单元，用于利用所述反应进料进行悬浮床加氢裂解反应，以得到加氢裂解产物；其中，所述反应子单元为多个串联连接的悬浮床加氢反应器。

在一个优选实施方式中，所述悬浮床反应器内沿纵向设有多层急冷气注入层，每层急冷气注入层包括多个急冷气注入点，以调节所述悬浮床反应器内的反应器温度。进一步优选地，所述多个串联连接的悬浮床加氢反应器为2-4个串联连接的悬浮床加氢反应器；所述的多层急冷气注入层为3-6层急冷气注入层；每层急冷气注入层包括3-8个急冷气注入点。

本发明还提供了利用上述组合系统进行重油原料处理的方法，包括：

利用所述超临界萃取单元对所述重油原料进行萃取分离，以分离出沥青质产物，和

利用所述悬浮床加氢单元对来自所述超临界萃取单元的沥青质产物进行悬浮床加氢裂解处理，以得到加氢裂解产物。

根据本发明的方法，优选地，所述萃取溶剂为C3至C6烷烃中的一种或多种的混合物；进一步优选地，所述萃取溶剂为C3烷烃与异丁烷的混合溶剂、C4烷烃的混合溶剂、或者C4与C5烷烃的混合溶剂。

根据本发明的方法，优选地，所述萃取溶剂与重油原料的用量体积比为6:1-8:1，对装置抵御进料波动极为有利；进一步优选地，在所述混合器中混合时，所述第一部分萃取溶剂与重油原料的体积比为0.8:1-2:1，比如1:1或1.5:1。

根据本发明的方法，优选地，在利用所述悬浮床加氢单元对来自所述超临界萃取单元的沥青质产物进行悬浮床加氢裂解处理的过程中，将包括重油原料、氢气以及吸附剂的反应进料送入反应子单元进行悬浮床加氢裂解反应，以得到加氢裂解产物；其中，所述反应子单元为多个串联连接的悬浮床加氢反应器；所述吸附剂为多孔碳质材料。

在本发明中，将反应进料送入反应子单元进行悬浮床加氢反应，反应进料进入反应子单元后，依次进入多个串联连接的悬浮床加氢反应器中进行加氢反应，所述多个串联连接的悬浮床加氢反应器可以为2-4个，比如3个串联连接的悬浮床加氢反应器。例如，沿物流方向，反应进料首先从第一悬浮床反应器的底部进入第一悬浮床反应器进行加氢反应，反应后的物料由第一悬浮床反应器顶部出料而后从第二悬浮床反应器的底部进入第二悬浮床反应器进行加氢反应，之后相应地依次进入其余悬浮床反应器进行加氢反应。

在本发明中，所述吸附剂为多孔碳质材料，比如活性炭、膨胀石墨等。优选地，所述吸附剂的添加量为沥青质产物进料的0.5wt％-2wt％，优选为0.8wt％-1.5wt％，比如1wt％。所述吸附剂还可以在悬浮床反应器内吸附不希望出现的副产物，比如未反应沥青烯组分。反应时，由于重油原料的沥青质附着在吸附剂中，沥青质作为焦炭前驱物的结焦倾向受到阻碍，可以防止悬浮床反应器内表面形成焦炭层。

在一个优选实施方式中，所述吸附剂为活性炭，吸附效果好，例如比表面积不小于200m²/g，比如300或500m²/g，粒径不大于4mm，比如1mm、2mm或3mm的活性炭；进一步优选地，所述吸附剂为粒径不大于0.4mm，比如0.2mm或0.3mm的第一活性炭与粒径为0.1-1.5mm，比如0.5mm或1.2mm的第二活性炭的混合物，其中，所述第一活性炭的平均粒径为45-75μm，比如50或60μm，所述第二活性炭的平均粒径为0.6-1.0mm，比如0.75mm或0.85mm，所述第一活性炭的用量为30-70wt％，比如40wt％或60wt％。通过上述组合，可以利用细吸附剂吸收未反应的渣油，利用粗吸附剂稳定液相反应器中的流型状态，并且调整悬浮床反应器的压力降。

根据本发明的方法，优选地，所述反应进料在进入所述反应子单元前首先经加热器预热，其中，所述加热器内设有多条预热通道，所述反应进料均匀进入各预热通道内进行预热。例如，加热炉的每条流道分别设有火焰加热控制装置，使各流道保持相同的出口温度。通过采用多流道预热，有利于原料均匀升温，并且有添加了吸附剂，可以有效防止预热装置内表面形成焦炭层。

根据本发明的方法，在所述的多个串联连接的悬浮床加氢反应器中，各反应器的反应温度优选保持在450-480℃范围内。在正常操作中，悬浮床反应器通常在大体恒定温度范围内运行，以更好地实现预期的转化效果。根据本发明的方法，在所述的多个串联连接的悬浮床加氢反应器中，沿物流方向的第一台悬浮床反应器的入口压力优选保持在205-215巴的范围内，入口氢油比为700-900Nm³/吨沥青质产物进料，比如750或800Nm³/吨沥青质产物进料。本领域技术人员理解，氢气用量不仅影响反应动力学指标(转化和脱硫)，还会影响形成焦炭的可能性。适量的氢气不仅可以确保悬浮床反应器中的液相(或浆态)达到完全氢气饱和状态，而且在该相中不存在物料输送限制。

每台悬浮床反应器内适当的温度控制是保持装置安全运行和设计性能的一项关键因素。根据本发明的方法，为了控制温度，优选地，所述悬浮床反应器内沿纵向设有多层急冷气注入层，每层急冷气注入层包括多个急冷气注入点；反应时，通过调节各注入点的急冷气注入量调节所述悬浮床反应器内的反应器温度，所述急冷气优选为氢气。例如，每台反应器均在四个高度上设有温度指示器。通过在悬浮床反应器内设置多点热电偶，来测量四个高度上的温度。计算各高度上实测温度的平均值，用于控制温度指示器上方注入点急冷流量的设定点。反应器温度通过调节反应器的急冷气注入流量进行控制，并由温度控制器串级控制。每台反应器分别从四个主要急冷气注入层注入急冷气。每个急冷气注入高度上设有一个流量控制阀，用于设定该高度上的急冷气总流量。从流量控制阀处开始，急冷气被分流进入各个注入点。反应转化率与悬浮床反应器温度有直接关系。因此，稳定的温度对于保持反应器的良好性能具有重要意义。

与现有技术相比，本发明的组合系统的超临界萃取单元在亚临界条件下对渣油进行萃取，然后在超临界条件下进行溶剂回收，大大地降低了装置能耗；同时，本发明的原料进料灵活(进料可为：常渣，减渣，常渣-减渣混合，参混催化油浆)，加工能力大。另外，通过设置换热器，本发明具有高度的热集成(进出料换热)。此外，利用本发明处理重油原料，可获得高质量的脱沥青油(低金属和CCR，高氢碳比)，并且在线率超过95％，检修周期可达10年，溶剂损失极低。

本发明可参混催化油浆，只需催化油浆澄清罐，便可将催化油浆中的催化剂颗粒在进入本发明的装置前有效地去除，避免了装置堵塞及对产品质量产生影响。

在本发明的悬浮床加氢单元中，由于在反应进料中添加了吸附剂，可以吸附结焦和结焦前驱物(包括无机污染物)，提供了足够的表面积和孔隙体积，使结焦和结焦前驱物随未转化的残渣一同排出系统。由于吸附剂的固有特点和防止结垢的独特能力，该装置能够在不需要外部芳烃稀释剂辅助的前提下，以一次通过模式运行，对沥青质进行增溶处理，实现高转化率。

本发明对重油原料处理能力强。其他悬浮床裂解技术需要循环回收未转化的渣油，以达到目标转化率，在加工反应活性较低的原料时，很容易受到转化率或处理能力变化的影响，而本发明工艺不存在这些困难。本发明采用独特方法来防止出现渣油转化结焦的问题，吸附剂可以吸附结焦和结焦前驱物(包括无机污染物)，提供了足够的表面积和孔隙体积，使结焦和结焦前驱物随未转化的渣油一同排出系统。本发明工艺不使用任何催化剂，沥青质仍然保持可溶态，不循环回收未转化的物质，从而防止了惰性的重质多环芳烃的积聚。

本发明首先对原料进行萃取分离，然后仅需对剩余的沥青质产物进行悬浮床加氢裂解处理，可以大幅提高原料重质组分与沥青烯的转化率，并降低悬浮床单元的规模，从而降低投资，氢耗也随之大幅降低。

附图说明

图1为本发明的组合系统的一种实施方式的示意图。

具体实施方式

以下进一步对本发明进行详细说明，但本发明并不仅限于此。

本发明的超临界萃取单元利用萃取溶剂对渣油进行亚临界萃取，然后在超临界条件下对萃取相进行分离，以回收溶剂。以下分别对图1所示的组合系统的超临界萃取单元10的各部分进行说明。

1、进料

所述组合系统的进料以渣油为例，可以是来自原油分离的减压渣油和/或常压渣油，此处以减压渣油为例进行说明。减压渣油被送至本系统的界区处，并在液位控制下送入进料缓冲罐(图中为示出)。进料缓冲罐压力可以由液面上的气封燃料气(或氮气)维持，罐内超压时燃料气排放至炼厂火炬系统。进料泵1从进料缓冲罐中吸入渣油，并加压输送到预稀释混合器2中。在混合器2中，减压渣油与第一部分溶剂按1:1或1.5:1的标准体积比例在预稀释混合器2中进行混合，以稀释渣油。通过预稀释，可以降低沥青分离塔顶部分布器进料溶液的粘度，提高进料的分布效果、降低分布器堵塞风险。

2、沥青分离塔

沥青分离塔3的上部设有用于使稀释渣油向下均匀分布的顶部分布器(图中未示出)，下部设有用于使第二部分萃取溶剂向上均匀分布的底部分布器(图中未示出)；所述顶部分布器与底部分布器之间设有用于使所述稀释渣油与第二部分萃取溶剂充分接触的填料(图中未示出)。

经预稀释的稀释渣油经由混合器2进入沥青分离塔3的顶部分布器。沥青分离塔3的处理能力可以由进料泵1出口管线上的流量控制阀控制。第二部分溶剂经由萃取溶剂进料管4进入沥青分离塔3的底部分布器。

萃取溶剂剂与稀释渣油进料以逆流的方式在SEDA萃取填料中相互接触。总溶剂量(第一部分萃取溶剂与第二部分萃取溶剂)与进料渣油的体积比为6:1或8:1(按标准体积)。

沥青分离塔3在萃取溶剂的亚临界条件下操作，进行亚临界液液萃取(例如在4-5Mpag，80-110℃进行亚临界萃取)，此状态有助于在后续分离塔中较易实现溶剂的超临界状态，渣油中的沥青在溶剂中是不溶的。沥青从溶剂中脱离出来，在界面计的控制下从沥青分离塔3底部流出。其中，1标准体积的流出沥青会夹带大约低于1标准体积(比如0.8标准体积)的萃取溶剂。沥青分离塔3底部排出的沥青-溶剂混合物(萃余相)后续可以进入第二汽提塔5回收沥青中的溶剂。

在沥青分离塔3中，较轻的脱沥青油会溶于萃取溶剂。绝大部分为溶剂的脱沥青油和溶剂组成的溶液(萃取相)从沥青分离塔3的顶部排出。

沥青分离塔3中的操作温度、溶剂组成、溶剂－渣油比和影响程度较小的操作压力均会影响产品收率和品质。由于一些工艺参数(即总的溶剂－渣油比，溶剂组成和操作压力)是恒定的或设定在相对恒定的数值，因此，运行时，沥青分离塔的操作温度就成为了主要的性能控制变量。

脱沥青油的收率通过沥青分离塔3的操作温度进行有效控制的。较高的操作温度会导致分离塔顶部萃取的脱沥青油收率下降。较低的操作温度会提高脱沥青油收率；但脱沥青油品质较差。溶剂空冷器(第二冷却器)11可以控制沥青分离塔3塔顶温度，从而控制脱沥青油的收率。

高压低温有利于液液萃取，沥青分离塔3对萃取温度的控制直接影响到脱沥青油和沥青的产品指标，所以沥青分离塔3是该系统保证产品质量的重要设备。

3、沥青分离塔至脱沥青油分离塔

沥青分离塔3塔顶萃取相首先在第一换热器6中与离开脱沥青油分离塔7塔顶的萃取溶剂换热升温，然后在第二换热器8与离开第一汽提塔9的脱沥青油换热进一步升温，最后在进入脱沥青油分离塔7之前，经由第一加热器17中热油(用作加热介质)最终加热到萃取溶剂的临界温度以上，以便在脱沥青油分离塔7于超临界状态回收萃取溶剂。

4、脱沥青油分离塔

将溶剂温度升高到临界温度以上的目的是利用溶剂在超临界状态下的低密度性质。在临界温度以上，溶剂温度升高时，溶剂密度明显降低，数值接近密相气体的密度，从而可以利用密度差获得良好的分离效果。在最终的设定温度下，脱沥青油实际上是不溶于溶剂的，从而产生了相分离。在萃余相中，大约90％的溶剂可通过超临界状态下(例如4-5Mpag，100-170℃，比如120-160℃)的相分离方法回收。

脱沥青油分离塔7的塔底分离产物(脱沥青油产品夹带的溶剂与脱沥青油产品的标准体积比小于1)在界面计的控制下从脱沥青油分离塔底部抽出，送至第一汽提塔回收其中夹带的溶剂。

5、循环溶剂回路

脱沥青油分离塔7回收的超临界溶剂被用作循环溶剂。循环溶剂的大部分热量在第一换热器6中被回收利用。循环溶剂在溶剂空冷器(第二冷却器)11进一步冷却后返回以用于第一部分萃取溶剂和/或第二部分萃取溶剂。可以通过调节溶剂空冷器11旁路和(或)风扇速度来控制最终进入沥青分离塔3的循环溶剂所需的温度。本领域技术人员理解，此处也可根据现场实际情况或业主要求由水冷器代替空冷器，通过旁路和流量控制使循环溶剂达到所需温度。

6、脱沥青油产品

脱沥青油分离塔7的塔底分离产物进入第一汽提塔9顶部塔板，其流量由脱沥青油分离塔的界面液位计控制。塔底分离产物进入第一汽提塔9后，压力降低，大部分溶剂从塔顶闪蒸出来。

脱沥青油在第一汽提塔9中下行与水蒸汽(比如过热蒸汽)接触，汽提出产品中残余的溶剂，从而降低产品中夹带的溶剂含量。汽提蒸汽通过流量控制进入第一汽提塔9底部塔板下面。流量控制是为了实现更有效地汽提。汽提蒸汽的温度不应低于第一汽提塔的操作温度。蒸汽温度不够时会冷却脱沥青油，削弱汽提效果。非过热蒸汽会导致系统发泡和塔操作方面的问题，可以适当注入消泡剂来消除潜在的发泡问题。

在一个实施例中，第一汽提塔9塔底的部分脱沥青油产品在流量控制下由脱沥青油泵输送至第一汽提塔加热器由热油提供的热量加热升温，并在出口温度控制下返回第一汽提塔9的中间塔板，以维持要求的第一汽提塔9塔底操作温度。

脱沥青油产品从第一汽提塔9塔底抽出，经脱沥青油产品泵输送到第二换热器8。在第二换热器8中，通过换热冷却脱沥青油产品。如果有需求，可以在其他换热器中进一步冷却脱沥青油产品。

脱沥青油产品在流量与汽提塔液位串级控制作用下送入下游处理装置。

7、沥青产品

如果可行的话，可先将来自沥青分离塔3底部的萃余相(沥青与溶剂的混合物)与进料原料或产品通过热量整合(换热)进行预热。所述萃余相进第二汽提塔5之前的最后加热是由第二加热器12内的热油在温度控制下实现。加热可以降低沥青的粘度，能更有效地进行溶剂闪蒸和产品汽提。

来自沥青分离塔3的萃余相被送至第二汽提塔5顶部塔板，其流量可以由沥青分离,3界面液位计来控制。进入第二汽提塔5后，压力降低，萃余相中夹带的大部分溶剂从塔顶闪蒸出来。

沥青在第二汽提塔5中下行与水蒸汽(比如过热蒸汽)相互接触，汽提出产品中的剩余溶剂，从而降低产品中夹带的溶剂含量。汽提蒸汽通过流量控制进入汽提塔底部塔板下面。流量控制是为了实现更有效地汽提。汽提蒸汽的温度应该不低于第二汽提塔5的操作温度。蒸汽温度不够时会冷却脱沥青油，削弱汽提效果。非过热蒸汽会导致系统发泡和塔操作方面的问题，可以注入消泡剂来消除潜在的发泡问题。

在一个实施例中，第二汽提塔5塔底的部分脱油沥青(沥青产品)在流量控制下由沥青泵经第二汽提塔加热器最终送回第二汽提塔5的中间塔板。加热器提供足够的热量来维持汽提塔塔底的操作温度。

沥青产品在液位控制下从第二汽提塔5底部抽出，并由沥青产品泵送出，例如部分或全部作为进料送入悬浮床加氢单元，也可以视情况将部分沥青产品可送至道路沥青调和装置、电厂气化装置或燃料油装置。

8、溶剂回收

第一汽提塔7和第二汽提塔5塔顶的溶剂和水蒸汽混合后进入溶剂空冷器(第二冷却器)13进行冷却。

冷凝的溶剂和水进入溶剂缓冲罐14中进行溶剂-水分离。溶剂缓冲罐14排放的酸水中含有H₂S。酸水在液位控制下从溶剂缓冲罐底部的集液包中抽出，然后由酸水泵送至界区外酸水处理装置。

溶剂缓冲罐14设有不凝气的排放口。不凝气体可以排放到火炬系统或炼厂其他处理装置。

储存在溶剂缓冲罐14中的溶剂用来进行萃取操作和压力控制。溶剂缓冲罐14中回收的溶剂由溶剂回收泵15送至溶剂循环泵的入口。

回收溶剂与来自脱沥青油分离塔7的循环溶剂在溶剂循环泵16入口混合。混合后通过溶剂循环泵升压以用作第一部分萃取溶剂和/或第二部分萃取溶剂。

在另一种实施方式中，所述系统还包括第一闪蒸罐和第二闪蒸罐(图中未示出)，所述第一闪蒸罐设置在所述脱沥青油分离塔7与第一汽提塔9之间，用于对来自所述脱沥青油分离塔7的塔底分离产物进行闪蒸处理，并将闪蒸出的萃取溶剂自罐顶取出，剩余物料作为汽提进料送入所述第一汽提塔9，从而来自所述脱沥青油分离塔7的塔底分离产物在进入第一汽提塔9之前可以先经闪蒸处理，有利于提高后续分离效果；所述第二闪蒸罐设置在所述沥青分离塔3与第二汽提塔5之间，用于对来自所述沥青分离塔3的萃余相进行闪蒸处理，并将闪蒸出的萃取溶剂自罐顶取出，剩余物料作为汽提进料送入所述第二汽提塔5，从而来自所述沥青分离塔3的萃余相在进入第二汽提塔5之前可以先经闪蒸处理，有利于提高后续分离效果。

本发明改善了现有传统溶剂脱沥青技术能耗高的弊端，通过超临界分离技术简化流程操作，提高装置的在线率及可靠性，降低投资和装置占地。为下游工艺装置提供高品质进料，延长下游装置催化剂寿命，使炼厂的利润得到大幅提升。

在本发明的组合系统的悬浮床加氢单元20中，将包括来自所述超临界萃取单元的沥青质产物、氢气以及吸附剂的反应进料送入反应子单元进行悬浮床加氢裂解反应，以得到加氢裂解产物；其中，送入所述反应子单元的反应进料中可以不含用于催化加氢反应的催化剂，以及外加的用于稀释所述进料的芳烃溶剂，不仅降低成本，而且处理能力强。

在本发明中，所述反应进料可以是包含沥青质产物、氢气以及吸附剂的混合物。在一个实施例中，将吸附剂首先经过筛子，防止任何较大固相颗粒进入吸附剂进料混合罐21中。约10wt％的沥青质产物被送至吸附剂进料混合罐21中与吸附剂混合，制成吸附剂含量约10wt％的浆液。吸附剂混合罐21中需要装设一个内置搅拌器，帮助吸附剂在原料中分散，建立稳定悬浮液。

另外90wt％的重油原料流送入进料缓冲罐22，与来自吸附剂混合罐21的浆料进一步混合，缓冲罐22内压力通过氮气保护。然后，将来自缓冲罐的浆料与氢气(新鲜氢气和/或循环氢气)混合得到反应进料，在进入加热炉23之前可以首先与各反应产物换热以回收热量。然后，经加热炉升温至所需温度，以便进入反应子单元进行悬浮床加氢反应。

在一个实施例中，如图1所示，来自加热炉4的反应进料首先进行第一悬浮床反应器24进行加氢反应，反应产物随后进入第二悬浮床反应器25，最后进入第三悬浮床反应器26进行加氢反应，以得到加氢产物。各反应器的温度可以通过管线27急冷气(氢气)进行调控。

在本发明中，反应得到的加氢产物后续可以送入分离单元进行气液分离，将分离出来的液体和固体送入减压塔进一步进行VGO、洗油等回收，同时排出残渣。例如，所述加氢产物首先送入热高压分离器中进行气液分离，顶部物料经换热冷却后进一步送入冷高压分离器中进行气液分离，在顶部得到含氢气的尾气，分离出的液相进一步送入冷低压分离器中进行气液分离，分离出的液相可以进一步送入分馏塔，以分馏出不同的馏分产品，比如石脑油、轻质柴油和VGO等。

来自热高压分离器的油浆液体含有未转化的渣油、废吸附剂和部分VGO馏分，将上述油浆液体送至减压塔。减压塔为填料塔，以进一步分离出VGO产品，减压塔底残渣可进行残渣固化处理。

以下进一步结合实施例对本发明进行说明。

以下实施例中，所用吸附剂为市售活性炭筛分而成，包括质量比为1:1的活性炭A与B，两者主要区别为平均粒径不同，活性炭A为细吸附剂，平均粒径为63μm，粒径范围为0-0.4mm；活性炭B为粗吸附剂，平均粒径为0.8mm，粒径范围为0.1-1.5mm。

实施例

进料渣油性质见表1；

萃取溶剂为混合丁烷(50％iC4，50％nC4)。

本发明的超临界渣油处理在如图1所示的系统中进行。其中，稀释渣油中萃取溶剂与渣油的体积比为1.5:1；进入沥青分离塔的总萃取溶剂与渣油的体积比为6:1；

其中，沥青分离塔的操作条件为4-5Mpag，80-110℃；脱沥青油分离塔的操作条件为4-5Mpag，120-160℃。

经上述系统处理后，所得沥青产品和脱沥青油产品见表1。

表1

本实施例的脱沥青油作为下游润滑油装置进料，生产高粘度润滑油，沥青用于悬浮床加氢单元进料，所用溶剂为混合丁烷(50％iC4，50％nC4)。可见，采用本专利发明的SEDA技术，可显著降低脱沥青油中的康氏残碳和金属镍、钒的含量，大大地提高了脱沥青油的质量，高质量的进料可提高下游装置催化剂的寿命，提高下游装置的在线率。

将以上得到的沥青作为悬浮床加氢单元的反应原料。

表2反应进料组成

反应进料组成	重量份
		沥青	100
吸附剂	1
		氢耗	2.77
总共	103.77

将上述反应进料送入如图1所示的悬浮床加氢单元进行加氢处理，其中，反应条件见表3。

表3工艺条件

所得加氢产物经分离检测，结果表4和5

表4产品产率分布

上表4中，残渣属性请进一步见表5。

表5，残渣属性(未转化渣油+固体)

大约90-95％的沥青进料转化为低沸点或气相产品，其余为未转化物料。未转化物料包含两部分，一部分未转化的物料为加氢渣油，含有固体物质，是甲苯不溶物；另一部分为不含固体的加氢渣油，为甲苯可溶物、沥青相。由于吸附剂为多孔碳质材料，加氢渣油和吸附剂生成含有高含量的康氏残炭、金属和硫的产品。该物质环球软化点为80-120℃，能轻易的在传统的残渣固化工艺中固化处理。

可见，采用本发明的悬浮床加氢工艺处理减压渣油的方法，可将沥青中525℃以上组分转化，转化率为95％，其中液体产品收率为84.79％。可以采用现有的加工技术进行提质加工生产燃料油和化工原料。其中石脑油馏分，柴油馏分可采用加氢处理生产合格的燃料油产品，VGO馏分可作为FCC进料继续加工。

Claims (11)

1.一种利用重油原料的超临界萃取与悬浮床加氢的组合系统进行重油原料处理的方法，所述组合系统包括超临界萃取单元和悬浮床加氢单元，其中，

所述超临界萃取单元用于对所述重油原料进行萃取分离，以分离出沥青质产物，包括：

混合器，用于将待处理的重油原料与第一部分萃取溶剂混合，并将得到的稀释重油原料送入沥青分离塔顶部；

萃取溶剂进料管，用于将第二部分萃取溶剂送入沥青分离塔的底部；

沥青分离塔，用于使所述稀释重油原料与第二部分萃取溶剂逆流接触进行亚临界液液萃取，从而在塔顶得到脱沥青油与萃取溶剂的萃取相，在塔底得到萃余相；

第一加热器，用于使所述萃取相升温至萃取溶剂的临界温度以上；

脱沥青油分离塔，用于使来自所述第一加热器的萃取相中的萃取溶剂在超临界状态下与脱沥青油分离，并将分离出的萃取溶剂自塔顶引出；

第一汽提塔，用于利用蒸汽对来自所述脱沥青油分离塔的塔底分离产物进行汽提处理，以脱除所述塔底分离产物中夹带的萃取溶剂，在塔底得到脱沥青油；

第二加热器，用于对所述萃余相进行加热升温；

第二汽提塔，用于利用蒸汽对来自所述第二加热器的萃余相进行汽提处理，以脱除所述萃余相中夹带的萃取溶剂，在塔底得到脱油沥青；

所述悬浮床加氢单元用于对来自所述超临界萃取单元的沥青质产物进行悬浮床加氢裂解处理；所述悬浮床加氢单元包括：

进料子单元，用于向反应子单元提供包括沥青质产物、氢气以及吸附剂的反应进料；其中，所述吸附剂为粒径不大于0.4mm、平均粒径为45-75μm的第一活性炭与粒径为0.1-1.5mm、平均粒径为0.6-1.0mm的第二活性炭的混合物，其中，所述第一活性炭的用量为30-70wt％；所述吸附剂的添加量为重油进料的0.8wt％-1.5wt％；所述反应进料中不含用于催化加氢反应的催化剂以及外加的用于稀释所述进料的芳烃溶剂；

反应子单元，用于利用所述反应进料进行悬浮床加氢裂解反应，以得到加氢裂解产物；其中，所述反应子单元为2-4个串联连接的悬浮床加氢反应器，所述悬浮床加氢反应器内沿纵向设有3-6层氢气注入层，每层氢气注入层包括3-8个氢气注入点；反应时，通过调节各注入点的氢气注入量调节所述悬浮床加氢反应器内的反应器温度；沿物流方向的第一台悬浮床加氢反应器的入口压力保持在205-215巴的范围内，入口氢油比为700-900Nm³/吨重油进料；各悬浮床加氢反应器的反应温度保持在450-480℃；

所述方法包括：

利用所述超临界萃取单元对所述重油原料进行萃取分离，以分离出沥青质产物，和

利用所述悬浮床加氢单元对来自所述超临界萃取单元的沥青质产物进行悬浮床加氢裂解处理，以得到加氢裂解产物。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述萃取溶剂为C3至C6烷烃中的一种或多种的混合物。

3.根据权利要求2所述的方法，其特征在于，所述萃取溶剂为C3烷烃与异丁烷的混合溶剂、C4烷烃的混合溶剂、或者C4与C5烷烃的混合溶剂。

4.根据权利要求2所述的方法，其特征在于，所述萃取溶剂与重油原料的用量体积比为6:1-8:1。

5.根据权利要求1-4中任一项所述的方法，其特征在于，所述重油原料包括渣油、煤焦油以及FCC油浆中的一种或多种。

6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述沥青分离塔的上部设有用于使所述稀释重油原料向下均匀分布的顶部分布器，下部设有用于使所述第二部分萃取溶剂向上均匀分布的底部分布器；所述顶部分布器与底部分布器之间设有用于使所述稀释重油原料与所述第二部分萃取溶剂充分接触的填料。

7.根据权利要求1或6所述的方法，其特征在于，所述组合系统还包括：

第一换热器，用于使所述萃取相在进入第一加热器前与离开所述脱沥青油分离塔塔顶的萃取溶剂换热升温。

8.根据权利要求1或6所述的方法，其特征在于，所述组合系统还包括：

第一冷却器，用于使来自第一汽提塔和第二汽提塔的塔顶物料冷却并冷凝；

溶剂缓冲罐，用于接收来自所述第一冷却器的冷凝物料并使所述冷凝物料中水与萃取溶剂静置分层；

溶剂回收泵，用于输送所述溶剂缓冲罐中的萃取溶剂。

9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于，所述组合系统还包括：

第一换热器，用于使所述萃取相在进入第一加热器前与离开所述脱沥青油分离塔塔顶的萃取溶剂换热升温；

第二冷却器，用于使来自所述第一换热器的萃取溶剂进一步冷却降温；

溶剂循环泵，用于接收来自所述溶剂回收泵与第二冷却器的萃取溶剂，并将部分萃取溶剂作为第一部分萃取溶剂送入所述混合器、将部分萃取溶剂作为第二部分萃取溶剂送入所述沥青分离塔。

10.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述组合系统还包括：

第一闪蒸罐，所述第一闪蒸罐设置在所述脱沥青油分离塔与第一汽提塔之间，用于对来自所述脱沥青油分离塔的塔底分离产物进行闪蒸处理，并将闪蒸出的萃取溶剂自罐顶取出，剩余物料作为汽提进料送入所述第一汽提塔；

第二闪蒸罐，所述第二闪蒸罐设置在所述沥青分离塔与第二汽提塔之间，用于对来自所述沥青分离塔的萃余相进行闪蒸处理，并将闪蒸出的萃取溶剂自罐顶取出，剩余物料作为汽提进料送入所述第二汽提塔。

11.根据权利要求7所述的方法，其特征在于，所述组合系统还包括第二换热器，所述第二换热器用于使离开所述第一换热器的萃取相在进入第一加热器前与离开所述第一汽提塔的脱沥青油换热升温。