CN107286990B - 一种重油加氢处理和催化裂化组合工艺 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种重油加氢处理和催化裂化组合工艺，所述工艺内容为原料油和氢气混合后进入加氢装置，在加氢催化剂作用下发生加氢反应，加氢反应流出物经换热后进入分离单元进行气液分离，得到的热低分油和冷低分油分别经不同进料口进入分馏塔，分离得到轻质催化裂化原料和重质催化裂化原料，得到的轻质催化裂化原料和重质催化裂化原料单独或混合后进入催化裂化装置进行反应，分离得到干气、液化气、催化裂化汽油馏分、催化裂化柴油馏分、催化裂化循环油和催化裂化油浆。本发明工艺在不需要对现有装置进行大幅改动的前提下，保证最大量地生产汽油，同时解决了目前市场上汽柴油需求的问题，而且整个工艺路线能耗低。

Description

一种重油加氢处理和催化裂化组合工艺

技术领域

本发明涉及一种重油轻质化方法，具体地说是将加氢处理和催化裂化有机组合，以重油为原料主要生产汽油产品的工艺方法。

背景技术

随着原油日益变重、变劣，越来越多的渣油需要加工处理，渣油一般指原油或其它来源的烃类物料，经过减压蒸馏脱除汽油馏分、柴油馏分、减压馏分油等馏分之后的剩余部分，一般具有沸点高、杂质含量多等特点，是炼油工业中最难加工的原料。渣油的加工处理不但是要将其裂化为低沸点的产物，如石脑油、中间馏分油及减压瓦斯油等，而且还要提高它们的氢碳比，这就需要通过脱碳或加氢的方法来实现。其中脱碳工艺包括焦化、溶剂脱沥青、重油催化裂化等；加氢包括加氢裂化、加氢精制等。加氢法即能加氢转化渣油，提高液体产品的产率，而且还能脱除其中的杂原子，产品质量还好。但加氢法为催化加工工艺，存在加氢催化剂失活问题，尤其加工劣质、重质烃类原料时，催化剂失活问题更加严重。目前，为了降低重质、劣质渣油加工的成本，增加炼油企业利润，加工重质、劣质渣油的工艺目前仍以脱碳工艺为主，但其产品质量差，需要进行后处理才能利用，其中脱沥青油和焦化蜡油馏分尤其需要进行加氢处理，才能继续使用催化裂化或加氢裂化等轻质化装置进行加工，因此，各炼油企业均另建有脱沥青油和焦化蜡油的加氢处理装置。

渣油加氢处理技术的渣油裂化率较低，主要目的是为下游原料轻质化装置如催化裂化或焦化等装置提供原料。通过加氢处理，使劣质渣油中的硫、氮、金属等杂质含量及残炭值明显降低，从而获得下游轻质化装置能够接受的进料，尤其是催化裂化装置，因此目前渣油加氢改质工艺技术中以渣油固定床加氢处理与催化裂化组合技术为主流技术。

现有的渣油加氢处理与催化裂化组合工艺，首先是将渣油进行加氢处理，加氢生成油分离出石脑油和柴油馏分，加氢尾油作为重油催化裂化进料，进行催化裂化反应，产物为干气、液化气、汽油、柴油和焦炭，回炼油进行催化回炼或与循环回渣油加氢装置与渣油加氢处理原料混合进行加氢处理，催化油浆外甩或部分催化回炼或循环回渣油加氢装置。

USP 4,565,620、US4,713,221等公开了在常规的渣油加氢和催化裂化联合的基础上，来自重油催化裂化装置和蜡油催化裂化装置的回炼油与来自常减压装置的减压渣油合并送进渣油加氢装置加工，从渣油加氢装置产品分馏系统得到的加氢尾油送出装置作为下游重油催化裂化装置（和蜡油催化裂化装置）进料。但是催化裂化油浆没有得到有效利用，该方法对降低焦炭产率、提高产品收率有限。

CN1119397C公开了一种渣油加氢处理－催化裂化组合工艺方法，该方法中，渣油和澄清油一起进入渣油加氢装置，在氢气和加氢催化剂存在下进行反应，重循环油在催化裂化装置内部进行循环；反应所得的油浆经分离器分离得到澄清油，返回至加氢装置。但油浆进入渣油加氢处理装置，油浆中的易生焦物将会增加加氢催化剂的积炭，降低了加氢催化剂的加氢活性和操作周期，且重循环油是在催化裂化装置内部。因此，此方法对降低焦炭产率、提高产品质量是有限的。

CN1382776A公开了一种渣油加氢处理与重油催化裂化联合的方法，该方法将渣油在加氢处理装置进行加氢反应，分离反应产物得到气体，加氢石脑油、加氢柴油和加氢渣油。所得的加氢渣油与任选的减压瓦斯油一起进入催化裂化装置进行裂化反应，催化裂化的重循环油返回加氢处理装置，蒸馏油浆得到的蒸出物返回加氢处理装置。该方法将两个装置有机地联合起来，能将渣油、重循环油和油浆转化为轻质油品。

CN101210200A中公开了一种渣油加氢处理与催化裂化组合工艺方法。该工艺方法中，渣油、脱除固体杂质的催化裂化重循环油、任选的馏分油和任选的催化裂化油浆的蒸出物一起进入渣油加氢处理装置，所得的加氢渣油和任选的减压瓦斯油一起进入催化裂化装置，得到各种产品；将脱除固体杂质的催化裂化重循环油循环至渣油加氢处理装置；将催化裂化油浆进行蒸馏分离，而催化裂化油浆的蒸出物可循环至渣油加氢处理装置。但上述方法在加氢处理和催化裂化过程中均设置分馏系统，增加了投资费用；由于过程换热，热能损失较多。

现有固定床渣油加氢处理装置渣油裂化率较低，加氢生成油进入产品分馏系统获得主要目的产品加氢尾油，并副产1m%～2m%加氢石脑油和5m%～8m%柴油馏分。渣油加氢装置副产柴油馏分硫含量通常160～330mg/g，20℃密度0.8312～0.8682g/cm³左右，T50馏出点温度为268～305℃，十六烷值为45.0～52.7之间，不能满足国IV和国V车用柴油质量标准要求，因此若作为国IV和国V清洁车用柴油调合组分使用时，也仍需要对其进行深度加氢处理。但该柴油馏分是经过高压加氢得到的，其残留硫化物主要为4,6-二甲基二苯并噻吩类含硫化合物，脱除难度很大。另外，该柴油馏分通常情况下链烷烃含量较低，即使再经过深度加氢精制，其十六烷值提高幅度也很有限，仍不能很好满足高质量车用柴油产品质量指标要求。因此采用目前的工艺处理渣油，不能生产性能满足要求的产品，迫切需要对现有工艺进行改进。

发明内容

针对现有技术的不足，本发明提供一种重油加氢处理和催化裂化组合工艺，本发明组合工艺可以最大量生产高附加值产品，可大幅降低加氢装置整体能耗，而且不必对现有装置进行大幅改动。

本发明提供一种重油加氢处理和催化裂化组合工艺，所述组合工艺包括如下内容：

（1）原料油和氢气混合后进入加氢处理装置，在加氢催化剂作用下发生加氢反应；

（2）步骤（1）所得加氢反应流出物经换热后进入分离单元进行气液分离，得到热低分油和冷低分油；

（3）步骤（2）得到的热低分油和冷低分油分别经不同进料口直接进入分馏塔，分离得到轻质催化裂化原料和重质催化裂化原料；

（4）步骤（3）得到的轻质催化裂化原料和重质催化裂化原料单独或混合后进入催化裂化装置进行催化裂化反应，反应产物进入催化裂化产物分离系统。

本发明工艺中，步骤（2）所述分离单元包括热高压分离器、热低压分离器、冷高压分离器和冷低压分离器，来自加氢处理装置的加氢反应流出物经换热后首先进入热高压分离器，分离得到热高分气和热高分油，所述热高压分离器分离得到的热高分油进入热低压分离器经气液分离后得到热低分气和热低分油，热高分气经换热后进入冷高压分离器，在冷高压分离器内分离得到的冷高分油进入冷低压分离器，在冷低压分离器内分离得到冷低分油和冷低分气。所述热低压分离器分离得到的热低分气可以进入分馏塔，也可以经换热降温后与冷高分油混合进入冷低压分离器。各分离器的操作条件均可以按本领域常规知识设计确定。通常来说，热高压分离器操作条件为温度为200～400℃，压力与反应压力等级一致（不计物料流动产生的压力损失，下同），一般为10～20MPa；冷高压分离器操作条件为温度为30～65℃，压力与反应压力等级一致，一般为10～20MPa；热低压分离器操作条件为温度为200～400℃，压力为0.1～2.0MPa；冷低压分离器操作条件为温度为30～65℃，压力为0.1～2.0MPa。

本发明工艺中，所述分馏塔分别设置冷低分油进料口和热低分油进料口，同时设置轻质催化裂化原料出料口和重质催化裂化原料出料口，冷低分油进料口的位置高于热低分油进料口的位置，冷低分油进料口与热低分油进料口之间设置有轻质催化裂化原料出料口，所述热低分油进料口位置高于重质催化裂化原料出料口位置。所述冷低分油进料口位于分馏塔从上至下次序的第1～20块理论板之间。轻质催化裂化原料出料口位于冷低分油进料口下部，所述冷低分油进料口与轻质催化裂化原料出料口之间设置0.5～20块理论板，优选1～18块理论板。所述热低分油进料口与轻质催化裂化原料出料口之间设置0.5～20块理论板，优选1～18块理论板，重质催化裂化原料出料口与热低分油进料口之间设置0.5～20块理论板，优选1～18块理论板。所述分馏塔根据需要还可以设置汽提气入口和气体出口，所述汽提气入口和气体出口分别设置于分馏塔的底部和顶部。

本发明工艺中，所述分馏塔可以采用板式塔、填料塔或本领域其他形式的分馏设备，对于本领域技术人员来说，根据给出的分馏塔的理论板数，可以根据塔板效率或者填料的等板高度进行换算得出所述实际塔板数或者填料高度。

本发明工艺中，所述轻质催化裂化原料主要为冷低分油中的较重组分，还包括了热低分油中的相对较轻的组分，轻质催化裂化原料20℃的密度为0.810～0.880g/cm³，初馏出点温度为50～200℃，T50馏出点温度为100～350℃，终馏出点温度为300～500℃。

本发明工艺中，轻质催化裂化原料和重质催化裂化原料可以单独或混合后进入催化裂化装置进行催化裂化反应。当所述催化裂化装置为单提升管反应器时，轻质催化裂化原料和重质催化裂化原料可以在不同位置进料，如轻质催化裂化原料在提升管底部进料口进入，与催化裂化催化剂接触反应，裂解为高附加值产品，重质催化裂化原料在轻质催化裂化原料进料口上部进入。当所述催化裂化装置为双提升管反应器时，轻质催化裂化原料分和重质催化裂化原料可以进入不同的提升管反应器进行裂解反应。

本发明工艺中，步骤（3）中反应产物进入催化裂化产物分离系统分离得到干气、液化气、催化裂化汽油馏分、催化裂化柴油馏分、催化裂化循环油和催化裂化油浆，所述催化裂化柴油馏分的部分或全部循环回加氢装置，催化裂化循环油循环回催化裂化装置进行催化裂化反应。

本发明工艺中，所述分馏塔可以取消加热炉，这样既可以节省设备投资和占地，也可以降低能耗。分馏塔蒸汽可以设置也可以取消。

本发明工艺中，所述原料油包括常压渣油、减压渣油、直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、溶剂抽出油、乙烯裂解焦油、页岩油、煤焦油、生物质高温热裂解焦油、动植物油脂中的一种或几种。

本发明工艺中，加氢处理装置可以根据加工处理规模的需要设置适宜数量的加氢反应器，加氢反应器至少设置一个，也可以设置2～6个。重油原料加氢处理一般需要较低的空速，设置多个加氢反应器，可以解决超大规模加氢反应器加工困难的问题。设置多个加氢反应器时，进入加氢装置的催化裂化柴油馏分可以从任一加氢反应器进入加氢装置，也可以按适宜的比例分别进入不同的加氢反应器。具体可以由本领域技术人员按常规知识或进行简单实验确定。

重油加氢处理技术可以是任何适用于本发明的技术，如固定床重油加氢处理技术、悬浮床重油加氢处理技术、沸腾床重油加氢处理技术、移动床重油加氢处理技术等。目前通常使用的是固定床重油加氢处理技术和沸腾床重油加氢处理技术。以目前工业上最成熟的固定床重油加氢处理技术为例，采用的重油加氢处理催化剂是指具有加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮和加氢裂化等功能的单一催化剂或组合催化剂。这些催化剂一般都是以多孔耐熔无机氧化物如氧化铝为载体，第VIB族和/或VIII族金属如W、Mo、Co、Ni等的氧化物为活性组分，选择性地加入其它各种助剂如P、Si、F、B等元素的催化剂，例如由中国石油化工股份有限公司催化剂分公司生产的CEN、FZC、ZTN、ZTS系列加氢催化剂，由齐鲁石化公司生产的ZTN、ZTS系列催化剂等。目前在固定床重油加氢技术中，经常是多种催化剂配套使用，其中有保护剂、加氢脱金属催化剂、加氢脱硫催化剂、加氢脱氮催化剂等，装填顺序一般是使原料油依次与保护剂、加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮催化剂接触。当然也有将这几种催化剂混合装填的技术。加氢处理一般设置多个反应器，以提高加工量。加氢处理条件反应压力为5MPa～35MPa，优选是10MPa～20MPa、温度为300℃～500℃，优选是350℃～450℃下操作。液时体积空速和氢分压是根据待处理物料的特性和要求的加氢处理深度进行选择的。液时体积空速一般在0.1h^-1～5.0h^-1，优选是0.15h^-1～2.0h^-1的范围内，总氢油体积比为100～5000，优选为300～3000。本发明适用于重质烃类油的加氢转化，尤其是适用于常压和减压渣油加氢处理。加氢处理过程的具体条件可以根据原料的性质、工艺形式、催化剂性能以及催化裂化装置进料的要求等由本领域普通技术人员具体确定。

本发明工艺中，所述催化裂化可以采用本领域常规技术。催化裂化装置可以是一套或一套以上，每套催化裂化装置至少应包括一个反应器和一个再生器，催化裂化装置需设置分馏塔，可以每套催化裂化装置分别设置分馏塔，也可以共用分馏塔。分馏塔将催化裂化反应流出物分馏为干气、液化气、催化裂化汽油馏分、催化裂化柴油馏分、催化裂化循环油和催化裂化油浆等。催化裂化分馏塔可以按常规知识设计。

催化裂化装置按本领域一般条件操作：反应条件为反应温度为450～600℃，优选是480～550℃；再生温度为600～800℃，优选为650－750℃，剂油重量比2～30，优选是4～10；与催化剂接触时间0.1～15秒，优选0.5～5秒；压力0.1～0.5MPa。所采用的催化裂化催化剂包括通常用于催化裂化的催化剂，如硅铝催化剂、硅镁催化剂、酸处理的白土及X型、Y型、ZSM－5、M型、层柱等分子筛裂化催化剂，最好是分子筛裂化催化剂，这是因为分子筛裂化催化剂的活性高，生焦少，汽油产率高，转化率高。所述的催化裂化装置的反应器可以是各种型式的催化裂化反应器，最好是提升管反应器或提升管加床层反应器。工艺流程一般为：原料油从提升管反应器底部注入，与来自再生器的高温再生催化剂接触，裂化反应生成的油气和沉积焦炭的催化剂混合物沿提升管反应器向上移动，完成整个原料油的催化裂化反应。

加氢处理和催化裂化的具体操作条件可以由技术人员根据原料性质和产品质量指标通过简单实验获得。

与现有重油加氢技术相比，本发明工艺具有如下优点：

现有重油加氢处理装置反应部分的分馏系统通常包括汽提塔和分馏塔，分离单元得到的热低分油和冷低分油混合后先经汽提塔处理后再进入分馏塔分离得到石脑油、柴油和加氢重油，所述加氢重油进入后面的催化裂化装置进一步处理，得到催化裂化系列产品。但是随着国IV和国V车用柴油质量标准要求的提高，加氢装置生产的这部分柴油已经不能作为合格产品满足需求，需对其进行深度加氢处理，但由于这部分柴油馏分中硫氮杂质组成的限制，通过进一步加氢处理得到合格产品难度很大，所需成本过高，从经济成本上不合算。因此目前迫切需要调整工艺路线，尤其是如何将这部分不能满足产品要求的柴油馏分转化为经济附加值高的产品是急需解决的。本发明申请人在考虑目的产品结构调整和整个工艺路线研究后，对加氢装置的分馏系统进行改进，取消分馏系统的汽提塔，仅保留分馏系统中的分馏塔，通过将热低分油和冷低分油经不同的进料口进入分馏塔，分馏后取消对柴油馏分的切割，不生产柴油馏分，而是改为生产轻质催化裂化原料和重质催化裂化原料，这样不仅可以省去分馏系统的汽提塔，而且还可以省去对分馏塔提供热量的加热炉，可以大幅降低整个装置的能耗，对于炼化企业，加热炉的能耗占企业总能耗的比例非常高，随着国家对节能减排降耗的需求进一步提高，对传统炼化企业如何在满足产品需求的情况下实现减排降耗是企业发展的重要前提。本发明工艺在不需要对现有装置进行大幅改动的前提下，以高辛烷值催化裂化汽油、液化石油气和少量干气为目的产品，保证最大量地生产汽油，同时解决了目前市场上汽柴油需求的问题，而且整个工艺路线能耗低。

与现有技术相比，本发明不需将热低分油和冷低分油中的柴油馏分气化蒸馏为柴油馏分，热低分油中的柴油馏分大部分直接以液相形式进入重质催化裂化原料中，冷低分油中的柴油馏分大部分直接以液相形式进入轻质催化裂化原料中，因此大大降低了分馏塔的分馏能耗，经初步计算，本发明方案比现有技术能耗可以降低85%以上。经过实验研究，重质催化裂化原料中虽含有部分柴油馏分，轻质催化裂化原料中虽含有少量重组分，但对后续催化裂化反应不会产生不良影响，与现有技术将柴油馏分全部分馏出来后进行催化裂化，还具有高价值的催化裂化汽油收率高，汽油辛烷值高等优点。

具体实施方式

下面通过具体实施例对本发明组合工艺做进一步说明，原料油与氢气混合后进入加氢反应器，通过与加氢处理催化剂床层接触，脱除原料中的金属、硫、氮等杂质，同时降低原料的残炭来满足下游催化裂化装置的进料要求。加氢反应器得到的反应流出物进入热高压分离器进行气液分离，分离得到热高分油和热高分气，所述热高分气经过换热降温后进入冷高压分离器，分离后得到冷高分气和冷高分油，所述冷高分气经脱硫化氢处理后进循环压缩机升压后循环到加氢反应器入口，补充的新氢也可以在循环压缩机之后引入，热高分油进入热低压分离器进一步分离，分离得到热低分油和热低分气；所述冷高分油及换热冷却后的热低分气冷凝液进入冷低压分离器进行进一步分离得到冷低分油，将冷低分油和热低分油分别经冷低分油进料口和热低分油进料口进入分馏塔，分馏后得到轻质催化裂化原料和重质催化裂化原料。所述轻质催化裂化原料和重质催化裂化原料进入催化裂化装置，与催化裂化催化剂接触并进行催化裂化反应，反应后的油气物流进入催化装置的分馏塔，在分馏塔中分离出气体、催化裂化汽油馏分、催化裂化柴油馏分、催化裂化循环油和催化裂化油浆，气体和催化裂化汽油馏分排出装置，催化裂化柴油馏分可以循环回加氢处理装置作为进行加氢处理反应，催化裂化循环油循环回催化裂化装置循环反应，催化裂化油浆排出装置进行适宜处理后利用。

下面的实施例将对本发明提供的方法进一步说明，但并不因此而限制本发明。

本发明实施例和对比例中所用的原料油为沙中常渣，其性质列于表1。实施例和对比例中所用的渣油加氢处理催化剂的类型和体积完全相同，均是中国石油化工股份有限公司催化剂分公司生产的FZC系列渣油加氢催化剂，具体包括保护剂，脱金属催化剂，脱硫催化剂，脱氮催化剂等，装填顺序一般是使原料油依次与保护剂、加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮催化剂。上述催化剂装填技术为本领域技术人员所熟知的技术内容。实施例和对比例中所用的催化裂化催化剂相同，均为大连石化分公司350万吨/年重油催化裂化装置使用的催化剂，为工业平衡催化剂。其新鲜剂组成为：95wt%LBO-16降烯烃催化剂+5wt%LBO-A提高辛烷值助剂。加氢处理装置包括三台反应器，分别为反应器A、反应器B、反应器C，三台反应器采用依次串联的形式连接，催化剂装填方式见表2，工艺条件见表3。比较例中加氢装置中，催化剂的装填方式、加氢工艺条件、以及原料性质均与实施例相同。进料量和进料性质与实施例的总进料量和进料性质完全相同。

表1 原料油性质

表2 加氢反应器催化剂装填方式

实施例1

该实施例采用本发明提供的重油加氢处理和催化裂化组合工艺，加氢处理分离得到的冷低分油和热低分油分别经冷低分油进料口和热低分油进料口进入分馏塔，分馏后得到轻质催化裂化原料和重质催化裂化原料。所述轻质催化裂化原料和重质催化裂化原料混合进入催化裂化装置，与催化裂化催化剂接触并进行催化裂化反应，反应后的油气物流进入催化装置的分馏塔，在分馏塔中分离出气体、催化裂化汽油馏分、催化裂化柴油馏分、催化裂化循环油和催化裂化油浆。催化裂化装置设置一个提升管反应器。本发明所述加氢装置分馏塔理论塔板数为23块，塔板效率为62%，所述分馏塔冷低分油进料口、热低分油进料口、轻质催化裂化原料出口和重质催化裂化原料出口位置分布见表3，表4、表5、表6和表7分别为工艺条件、产品分布、主要产品性质和加氢装置能耗对比。

比较例1

与实施例1相同，不同之处在于加氢装置所用分馏部分采用现有技术常规的分馏方式，冷低温分油和热低分油混合进入汽提塔，脱除其中的硫化氢、液化气等，然后进入加氢分馏塔，加氢分馏塔分馏后得到石脑油、加氢柴油、加氢渣油，加氢渣油作为后续催化裂化装置的进料。加氢装置所用分馏塔与实施例1中所用分馏塔相比在于只设有一个进料口，冷低分油和热低分油均通过这一进料口进入分馏塔。分馏塔设计参数见表3，表4、表5、表6和表7分别为工艺条件、产品分布、主要产品性质和加氢装置能耗对比。

表3 分馏塔工艺参数

表4加氢处理和催化裂化工艺条件

表5 产品分布

表6主要产品性质

表7 加氢处理装置能耗对比

实施例2

该实施例采用本发明提供的渣油加氢处理和催化裂化组合工艺，加氢处理得到的冷低分油和热低分油分别经冷低分油进料口和热低分油进料口进入分馏塔，分馏后得到轻质催化裂化原料和重质催化裂化原料。所述轻质催化裂化原料和重质催化裂化原料在不同位置分别进入催化裂化装置提升管反应器，与催化裂化催化剂接触并进行催化裂化反应。轻质催化裂化原料进料口在提升管反应器底部，重质催化裂化原料进料口在轻质催化裂化原料进料口上部。反应后的油气物流进入催化装置的分馏塔，在分馏塔中分离出气体、催化裂化汽油馏分、催化裂化柴油馏分、催化裂化循环油和催化裂化油浆。催化裂化装置设置一个提升管反应器，提升管反应器设置两个进料口。本发明所述加氢装置分馏塔理论塔板数为24块，塔板效率为60%，所述分馏塔冷低分油进料口、热低分油进料口、轻质催化裂化原料出口和重质催化裂化原料出口位置分布见表8， 表9、表10、表11分别为工艺条件、产品分布、主要产品性质。

实施例3

该实施例采用本发明提供的渣油加氢处理和催化裂化组合工艺，加氢处理得到的冷低分油和热低分油分别经冷低分油进料口和热低分油进料口进入分馏塔，分馏后得到轻质催化裂化原料和重质催化裂化原料。所述轻质催化裂化原料和重质催化裂化原料在分别进入催化裂化装置的两台提升管反应器，与催化裂化催化剂接触并进行催化裂化反应。反应后的油气物流进入催化装置的分馏塔，在分馏塔中分离出气体、催化裂化汽油馏分、催化裂化柴油馏分、催化裂化循环油和催化裂化油浆。催化裂化装置设置两个提升管反应器。本发明所述加氢装置分馏塔理论塔板数为19块，塔板效率为50%，所述分馏塔冷低分油进料口、热低分油进料口、轻质催化裂化原料出口和重质催化裂化原料出口位置分布见表8， 表9、表10、表11分别为工艺条件、产品分布、主要产品性质。

表8 分馏塔工艺参数

表9加氢处理和催化裂化工艺条件

表10 产品分布

表11主要产品性质

实施例4

该实施例采用本发明提供的重油加氢处理和催化裂化组合工艺，加氢处理分离得到的冷低分油和热低分油分别经冷低分油进料口和热低分油进料口进入加氢分馏塔，分馏后得到轻质催化裂化原料和重质催化裂化原料。所述轻质催化裂化原料和重质催化裂化原料混合进入催化裂化装置，与催化裂化催化剂接触并进行催化裂化反应，反应后的油气物流进入催化装置的分馏塔，在催化裂化装置分馏塔中分离出气体、催化裂化汽油馏分、催化裂化柴油馏分、催化裂化循环油和催化裂化油浆。将催化裂化装置得到的催化裂化柴油馏分循环回加氢处理装置，与加氢进料混合进行加氢处理。催化裂化装置设置一个提升管反应器。本发明所述加氢装置分馏塔理论塔板数为22块，塔板效率为55%，分馏塔冷低分油进料口、热低分油进料口、轻质催化裂化原料出口和重质催化裂化原料出口位置分布见表12，表13、表14、表15和表16分别为工艺条件、产品分布、主要产品性质和加氢装置能耗对比。

比较例4

与实施例4相同，将催化裂化装置得到的催化裂化柴油馏分循环回加氢处理装置，与加氢进料混合进行加氢处理。不同之处在于加氢装置所用分馏部分采用现有技术常规的分馏方式，冷低温分油和热低分油混合进入汽提塔，脱除其中的硫化氢、液化气等，然后进入加氢分馏塔，加氢分馏塔分馏后得到石脑油、加氢柴油、加氢渣油，加氢渣油作为后续催化裂化装置的进料。加氢装置所用分馏塔与实施例4中所用分馏塔相比在于只设有一个进料口，加氢分馏塔设计参数见见表12，表13、表14、表15和表16分别为工艺条件、产品分布、主要产品性质和加氢装置能耗对比。

表12 分馏塔工艺参数

表13加氢处理和催化裂化工艺条件

表14 产品分布

表15主要产品性质

表16加氢处理装置能耗对比

Claims (17)

1.一种重油加氢处理和催化裂化组合工艺，所述组合工艺包括如下内容：

（1）原料油和氢气混合后进入加氢处理装置，在加氢催化剂作用下发生加氢反应；

（2）步骤（1）所得加氢反应流出物经换热后进入分离单元进行气液分离，得到热低分油和冷低分油；

（3）步骤（2）得到的热低分油和冷低分油分别经不同进料口直接进入分馏塔，分离得到轻质催化裂化原料和重质催化裂化原料；

（4）步骤（3）得到的轻质催化裂化原料和重质催化裂化原料单独或混合后进入催化裂化装置进行催化裂化反应，反应产物进入催化裂化产物分离系统；

其中，所述分馏塔分别设置冷低分油进料口和热低分油进料口，同时设置轻质催化裂化原料出料口和重质催化裂化原料出料口，冷低分油进料口的位置高于热低分油进料口的位置，冷低分油进料口与热低分油进料口之间设置有轻质催化裂化原料出料口，所述热低分油进料口位置高于重质催化裂化原料出料口位置。

2.按照权利要求1所述的组合工艺，其特征在于：步骤（2）所述分离单元包括热高压分离器、热低压分离器、冷高压分离器和冷低压分离器，来自加氢处理装置的加氢反应流出物经换热后首先进入热高压分离器，分离得到热高分气和热高分油，所述热高压分离器分离得到的热高分油进入热低压分离器经气液分离后得到热低分气和热低分油，热高分气经换热后进入冷高压分离器，在冷高压分离器内分离得到的冷高分油进入冷低压分离器，在冷低压分离器内分离得到冷低分油和冷低分气。

3.按照权利要求1所述的组合工艺，其特征在于：所述冷低分油进料口位于分馏塔从上至下次序的第1～20块理论板之间。

4.按照权利要求1所述的组合工艺，其特征在于：所述冷低分油进料口与轻质催化裂化原料出料口之间设置0.5～20块理论板。

5.按照权利要求1或4所述的组合工艺，其特征在于：所述冷低分油进料口与轻质催化裂化原料出料口之间设置1～18块理论板。

6.按照权利要求1所述的组合工艺，其特征在于：所述热低分油进料口与轻质催化裂化原料出料口之间设置0.5～20块理论板。

7.按照权利要求1或6所述的组合工艺，其特征在于：所述热低分油进料口与轻质催化裂化原料出料口之间设置1～18块理论板。

8.按照权利要求1所述的组合工艺，其特征在于：所述重质催化裂化原料出料口与热低分油进料口之间设置0.5～20块理论板。

9.按照权利要求1或8所述的组合工艺，其特征在于：所述重质催化裂化原料出料口与热低分油进料口之间设置1～18块理论板。

10.按照权利要求1所述的组合工艺，其特征在于：所述轻质催化裂化原料20℃的密度为0.810～0.880g/cm³，初馏出点温度为50～200℃，T50馏出点温度为100～350℃，终馏出点温度为300～500℃。

11.按照权利要求1所述的组合工艺，其特征在于：当所述催化裂化装置为单提升管反应器时，轻质催化裂化原料和重质催化裂化原料在不同位置进料，当所述催化裂化装置为双提升管反应器时，轻质催化裂化原料和重质催化裂化原料进入不同的提升管反应器进行裂解反应。

12.按照权利要求1所述的组合工艺，其特征在于：步骤（3）中催化裂化反应产物在分离系统中分离得到干气、液化气、催化裂化汽油馏分、催化裂化柴油馏分、催化裂化循环油和催化裂化油浆，所述催化裂化柴油馏分的部分或全部循环回加氢处理装置，或另行加氢处理。

13.按照权利要求1所述的组合工艺，其特征在于：所述原料油包括常压渣油、减压渣油、直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、溶剂抽出油、乙烯裂解焦油、页岩油、煤焦油、生物质高温热裂解焦油、动植物油脂中的一种或几种。

14.按照权利要求1所述的组合工艺，其特征在于：加氢处理条件反应压力为5MPa～35MPa，温度为300℃～500℃，液时体积空速0.1h^-1～5.0h^-1，总氢油体积比为100～5000。

15.按照权利要求1或14所述的组合工艺，其特征在于：加氢处理条件反应压力为10MPa～20MPa、温度为350℃～450℃，液时体积空速0.15h^-1～2.0h^-1，总氢油体积比为300～3000。

16.按照权利要求1所述的组合工艺，其特征在于：催化裂化装置操作条件为反应温度为450～600℃，再生温度为600～800℃，剂油重量比2～30，与催化剂接触时间0.1～15秒，压力0.1～0.5MPa。

17.按照权利要求1或16所述的组合工艺，其特征在于：催化裂化装置操作条件为反应温度为480～550℃；再生温度为650－750℃，剂油重量比4～10；与催化剂接触时间0.5～5秒；压力0.1～0.5MPa。