CN107779226B - 多产低碳烯烃的方法以及用于多产低碳烯烃的系统 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及渣油利用领域，公开了一种多产低碳烯烃的方法以及用于多产低碳烯烃的系统，该方法包括：将渣油原料引入沸腾床加氢裂化反应区中进行加氢裂化反应，将加氢裂化反应流出物进行分离，将蜡油馏分依次引入第一反应器和第二反应器中进行催化裂解反应，并且将第一轻石脑油引入催化裂解反应区的第三反应器中进行催化裂解反应；将催化裂解反应区的第二反应器和第三反应器中获得的催化裂解产物进行分离，将循环油和第二轻石脑油分别循环至催化裂解反应区的第一反应器和第三反应器中，以及将催化裂解油浆循环回沸腾床加氢裂化反应区。本发明将沸腾床渣油加氢工艺与催化裂解工艺有机结合，能够显著提高组合工艺中丙烯、乙烯等高价值产品收率。

Description

多产低碳烯烃的方法以及用于多产低碳烯烃的系统
技术领域
本发明涉及渣油利用领域，具体地，涉及一种多产低碳烯烃的方法和一种用于多产低碳烯烃的系统，更具体地，涉及一种沸腾床渣油加氢裂化和催化裂解组合工艺多产低碳烯烃的方法和用于多产低碳烯烃的系统。
背景技术
传统的石油化工业以蒸汽裂解制乙烯为基础。在我国，蒸汽裂解主要原料是石脑油，然而近年来，石油价格不断高涨以及页岩气开采技术的不断成熟，以页岩气作为原料的蒸汽裂解装置在北美的广泛应用不断压榨着以石脑油为乙烯裂解原料工艺的经济性。相对乙烯产品市场，丙烯受页岩气革命的冲击较小，市场对丙烯的缺口依然较大。因此，在原油价格相对低迷期，开发多产丙烯的工艺技术，在未来将有广泛的应用前景。
目前，炼油化工企业生产丙烯的主要装置之一是催化裂解装置。催化裂解装置的主要原料包括蜡油和渣油，其中蜡油原料经加氢处理后，丙烯在催化裂解单元的产率可达到20％甚至30％以上。然而，以渣油为原料的催化裂解装置丙烯产率较低。因此，通过选择合适的工艺路线，提高渣油催化裂解丙烯收率有较大的增长空间。
CN1262306A公布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处理装置，在氢气和加氢催化剂存在下进行加氢反应；反应得到的加氢渣油进入催化裂化装置，在裂化催化剂存在下进行裂化反应，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的澄清油返回至加氢装置。该方法使催化裂化油浆转化为轻质油品，提高了汽油和柴油的收率，降低了重油的收率，但此方法丙烯产率较低。
CN102453543A公开了一种渣油沸腾床加氢处理和催化裂化组合工艺方法，该方法以渣油为原料，经沸腾床加氢处理后生成的轻组分直接进入催化裂化提升管反应器，重组分进入催化裂化分馏塔，与催化裂化反应流出物一同进行分馏，分离出干气、液化气、汽油馏分、柴油馏分、回炼油和油浆，其中，回炼油作为提升管反应器第二级进料，油浆作为延迟焦化进料组成。该方法显著提高了催化裂化单元汽柴油产率，降低了回炼油和油浆产率，但丙烯产率提高幅度有限。
US6447671公开了一种用于重渣油加氢转化的组合工艺过程。具体过程为：重油原料与氢气混合后进入沸腾床加氢裂化反应区，加氢裂化反应后物流经分离装置得到轻馏分和重馏分，轻馏分进入馏分油固定床加氢处理段和直接进入蒸馏装置进行窄馏分切割；重组分经过滤系统除去催化剂固体残渣后进入固定床加氢反应区；或者从沸腾床加氢裂化反应区流出的全部物流直接进入过滤系统，分离出催化剂固体颗粒物质后进入重油固定床加氢处理反应区；反应后的全部或部分物流进入蒸馏装置，切割出轻馏分和重馏分，其中得到的重组分进入催化裂化装置或者循环回重油加氢处理或者加氢裂化反应区。该组合工艺过程只是根据装置的进料要求和反应后的物流性质进行加工手段的合理匹配，未将各组分工艺技术的特点充分发挥。
CN103102985A公开了一种渣油加氢处理与催化裂化组合工艺方法。具体过程为：渣油原料与催化裂化装置重馏分油混合进入沸腾床加氢处理装置，进行沸腾床加氢处理；沸腾床加氢处理反应流出物进入固定床加氢处理装置，进行固定床加氢处理，固定床加氢处理反应流出物得到的生成油作为催化裂化装置进料；催化裂化反应流出物分离出干气、液化气和催化裂化汽油后的催化裂化重馏分与渣油原料混合进行沸腾床加氢处理。该工艺提高了渣油原料的适应性和固定床催化剂的使用寿命，但是组合工艺对丙烯产率提高幅度有限。
发明内容
本发明的目的是提高低碳烯烃，特别是丙烯、乙烯等高价值产品的收率。
为了实现上述目的，第一方面，本发明提供一种多产低碳烯烃的方法，该方法包括：
(1)将渣油原料引入沸腾床加氢裂化反应区中进行加氢裂化反应，得到加氢裂化反应流出物；
(2)将所述加氢裂化反应流出物进行分离，得到第一轻石脑油、第一重石脑油、柴油馏分和蜡油馏分；
(3)将所述蜡油馏分依次引入催化裂解反应区的第一反应器和第二反应器中进行催化裂解反应，并且将所述第一轻石脑油引入催化裂解反应区的第三反应器中进行催化裂解反应；
(4)将所述催化裂解反应区的第二反应器和第三反应器中获得的催化裂解产物进行分离，得到低碳烯烃、第二轻石脑油、第二重石脑油、循环油和催化裂解油浆；
(5)将所述循环油和所述第二轻石脑油分别循环至所述催化裂解反应区的第一反应器和第三反应器中，以及将所述催化裂解油浆循环回所述沸腾床加氢裂化反应区中。
第二方面，本发明提供一种用于多产低碳烯烃的系统，该系统包括：
沸腾床加氢裂化反应区，用于将渣油原料进行加氢裂化反应；
第一分离区，将所述沸腾床加氢裂化反应区的反应流出物在所述第一分离区中进行分离，得到第一轻石脑油、第一重石脑油、柴油馏分和蜡油馏分；
催化裂解反应区，所述催化裂解反应区包括第一反应器、第二反应器和第三反应器，来自所述第一分离区的蜡油馏分通过蜡油馏分管线引入至所述第一反应器中进行催化裂解反应，并且所述第一反应器中的物料通过第一反应器管线引入至所述第二反应器中进行催化裂解反应，以及来自所述第一分离区的第一轻石脑油通过第一轻石脑油管线引入所述第三反应器中进行催化裂解反应；
第二分离区，来自所述第二反应器和所述第三反应器的催化裂解产物通过催化裂解产物管线引入至所述第二分离区中进行分离，得到低碳烯烃、第二轻石脑油、第二重石脑油、循环油和催化裂解油浆，并且分别通过第二轻石脑油管线和循环油管线将所述第二分离区获得的第二轻石脑油和循环油分别循环至所述第三反应器和所述第一反应器中，以及通过催化裂解油浆管线将所述第二分离区获得的催化裂解油浆循环回所述沸腾床加氢裂化反应区。
在本发明的方法中，渣油沸腾床加氢裂化工艺的流程包括：渣油和催化裂解单元的油浆混合后与氢气混合进入沸腾床加氢裂化反应区，与加氢催化剂接触发生加氢反应，加氢反应流出物进行气液分离，液相分馏出的轻石脑油进催化裂解第三反应器，蜡油和催化裂解循环油混合后进入催化裂解单元，未转化渣油出装置作为焦化装置原料。
本发明根据沸腾床渣油加氢裂化产品的性质特点，将沸腾床渣油加氢工艺与催化裂解工艺有机结合，能够在延长沸腾床-催化裂解装置的运转周期的同时显著提高组合工艺中丙烯、乙烯等高价值产品收率。
本发明的其它特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：
图1是本发明的用于多产低碳烯烃的方法的工艺流程图。
图2是本发明的对比例1中用于多产低碳烯烃的方法的工艺流程图。
附图标记说明
1、渣油原料 2、催化裂解油浆
3、沸腾床加氢裂化反应区 4、加氢裂化反应流出物
5、高压分离器 6、循环氢
7、循环氢压缩机 8、干气和液化气
9、第一轻石脑油 10、第一重石脑油
11、柴油馏分 12、蜡油馏分
13、未转化渣油 14、第一反应器
15、催化剂再生单元 16、第二反应器
17、第三反应器 18、旋风分离器
19、沉降器 20、催化裂解分离单元
21、低碳烯烃 22、第二轻石脑油
23、第二重石脑油 24、循环油
25、分馏塔 26、渣油加氢石脑油
具体实施方式
以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。
在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。
第一方面，本发明提供了一种多产低碳烯烃的方法，该方法包括：
(1)将渣油原料引入沸腾床加氢裂化反应区中进行加氢裂化反应，得到加氢裂化反应流出物；
(2)将所述加氢裂化反应流出物进行分离，得到第一轻石脑油、第一重石脑油、柴油馏分和蜡油馏分；
(3)将所述蜡油馏分依次引入催化裂解反应区的第一反应器和第二反应器中进行催化裂解反应，并且将所述第一轻石脑油引入催化裂解反应区的第三反应器中进行催化裂解反应；
(4)将所述催化裂解反应区的第二反应器和第三反应器中获得的催化裂解产物进行分离，得到低碳烯烃、第二轻石脑油、第二重石脑油、循环油和催化裂解油浆；
(5)将所述循环油和所述第二轻石脑油分别循环至所述催化裂解反应区的第一反应器和第三反应器中，以及将所述催化裂解油浆循环回所述沸腾床加氢裂化反应区中。
本发明中，沸腾床加氢裂化反应区中进行的反应还包括加氢脱硫、加氢脱氮、芳烃加氢饱和、加氢脱金属等反应。
优选地，所述沸腾床加氢裂化反应区中含有沸腾床加氢催化剂，所述沸腾床加氢催化剂中含有载体和负载在所述载体上的活性金属元素，所述载体选自氧化铝、氧化铝-氧化硅和氧化钛中的至少一种，所述活性金属元素选自镍、钴、钼和钨中的至少一种。
优选地，在沸腾床加氢催化剂中，以沸腾床加氢催化剂的总重量计，以氧化物计的镍和钴的总量为1～30重量％，以氧化物计的钼和钨的总量为5～35重量％。以氧化物计的镍和钴的总量为1～30重量％表示所述沸腾床加氢催化剂中可以含有镍和/或钴，只要两者以氧化物计的含量之和为1～30重量％即可；以氧化物计的钼和钨的总量为5～35重量％表示所述沸腾床加氢催化剂中可以含有钼和/或钨，只要两者以氧化物计的含量之和为5～35重量％即可。
所述沸腾床加氢催化剂的形状可以呈挤出物或球形，堆密度为0.4～0.9g/cm3，催化剂平均颗粒直径(球形直径或条形直径)为0.08～1.2mm，比表面积为100～300m2/g。
优选地，所述沸腾床加氢裂化反应区的反应条件包括：反应压力为6～30MPa，反应温度为400～490℃，液时体积空速为0.1～5.0h-1，氢油体积比为200～2000。更优选地，所述沸腾床加氢裂化反应区的反应条件包括：反应压力为15～20MPa，反应温度为420～470℃，液时体积空速为0.5～2.0h-1，氢油体积比为400～1200。
更加优选地，控制所述沸腾床加氢裂化反应区的反应条件，使得所述加氢裂化反应流出物中的第一轻石脑油的收率为3～10％。
所述加氢裂化反应流出物进行分离能够得到第一轻石脑油、第一重石脑油、柴油馏分和蜡油馏分，以及得到干气、液化气和未转化渣油。其中，第一轻石脑油进入催化裂解反应区的第三反应器中进行催化裂解反应，第一重石脑油作为重整原料，柴油馏分作为产品出装置，蜡油馏分依次引入催化裂解反应区的第一反应器和第二反应器中进行催化裂解反应，未转化渣油可以作为焦化装置原料。
优选地，在步骤(3)中，将所述蜡油馏分依次引入催化裂解反应区的第一反应器和第二反应器中进行裂解反应的步骤包括：先将所述蜡油馏分引入催化裂解反应区的含有催化裂解催化剂的第一反应器中进行催化裂解反应，然后将所述第一反应器中获得的油气以及反应后的催化裂解催化剂引入所述第二反应器中进行催化裂解反应。
优选地，将进入第一反应器的原料进行预热，所述预热的温度为250～450℃。以及优选地，将进入第三反应器的原料进行预热，所述预热的温度为100～250℃。
优选地，所述第一反应器中的反应条件包括：反应温度为500～650℃，重时空速为0.1～750h-1，反应压力为0.10～1.0MPa(绝压)，催化裂解催化剂与所述第一反应器中油料的重量比为2～100：1。更优选地，所述第一反应器中的反应条件包括：反应温度为540～600℃，重时空速为1～500h-1，反应压力为0.10～1.0MPa，催化裂解催化剂与所述第一反应器中油料的重量比为5～50：1。
在没有特别说明的情况下，本发明的所述压力均为表压；若有特别说明则为特别说明表示的压力。
优选地，所述第二反应器的反应温度比所述第一反应器的温度高10～100℃；更优选地，所述第二反应器的反应温度比所述第一反应器的温度高20～60℃。
优选地，在所述第二反应器中，催化裂解催化剂与所述第二反应器中油料的重量比为5～50：1。
优选地，所述第二反应器与所述第一反应器的重时空速之比为1：1.1～750；更优选所述第二反应器与所述第一反应器的重时空速之比为1：1.1～300。
优选地，所述第三反应器的反应条件包括：反应温度为600～750℃，重时空速为0.1～100h-1，反应压力为0.1～1.0MPa(绝压)，催化裂解催化剂与所述第三反应器中油料的重量比4～100：1。更优选地，所述第三反应器的反应条件包括：反应温度为600～700℃，重时空速为0.5～75h-1，反应压力为0.1～1.0MPa(绝压)，催化裂解催化剂与所述第三反应器中油料的重量比5～80：1。
优选地，所述第三反应器的反应温度高于所述第二反应器的反应温度。更优选地，所述第三反应器的反应温度比所述第二反应器的反应温度高30～100℃，特别优选高40～80℃。控制所述第三反应器的反应温度高于所述第二反应器的反应温度，特别是高30～100℃，优选高40～80℃时，能使得由本发明的方法获得的低碳烯烃的收率更高。
本发明中，将第三反应器反应后获得的物料(包括油气和待生催化剂)引入至分离设备中进行分离，优选地，将分离后得到的待生催化剂引入所述第二反应器中进行反应。
本发明中，将第二反应器反应后获得的物料(包括油气和待生催化剂)引入至分离设备中进行分离，并且将其分离后得到的待生催化剂引入至催化剂再生单元中进行再生，再生后获得的再生催化剂循环回所述第一反应器和所述第三反应器中。
将所述催化裂解反应区的第二反应器和第三反应器中获得的催化裂解产物进行分离的方法可以包括分别将所述催化裂解反应区的第二反应器和第三反应器中获得的催化裂解产物进行分离，或者将所述催化裂解反应区的第二反应器和第三反应器中获得的催化裂解产物混合后一起进行分离。本发明中，所述催化裂解产物是不包括催化剂的，仅表示进行催化裂解反应后获得的油气。
本发明中，将所述催化裂解反应区的第二反应器和第三反应器中获得的催化裂解产物进行分离，得到低碳烯烃、第二轻石脑油、第二重石脑油、循环油和催化裂解油浆，其中，第二轻石脑油循环回所述催化裂解反应区的第三反应器中，以及所述第二重石脑油能够出装置作为芳烃抽提原料。
本发明的低碳烯烃包括乙烯和丙烯。
优选地，所述催化裂解反应区中的催化裂解催化剂中含有沸石、无机氧化物以及任选含有粘土，以所述催化裂解催化剂的总重量计，所述沸石的含量为10～50重量％，无机氧化物的含量为5～90重量％，粘土的含量为0～70重量％。所述任选含有粘土表示，所述催化裂解催化剂中可以含有粘土，也可以不含有粘土，因此，当不含有粘土时，粘土的含量为0重量％，当含有粘土时，所述粘土的含量为大于0至小于等于70重量％。
优选地，所述催化裂解催化剂中的活性组分选自含或不含稀土的Y型或HY型沸石、含或不含稀土的超稳Y型沸石、具有MFI结构的沸石中的至少一种。
优选地，所述渣油原料为常压渣油、减压渣油、脱沥青油和催化裂解油浆中的至少一种。
优选地，所述蜡油馏分的馏程为300～580℃。
优选地，所述第一石脑油和所述第二石脑油相同或不同，分别为馏程为65～135℃的馏分段中的至少一段。
优选地，所述第一反应器和所述第三反应器为提升管反应器；所述第二反应器为流化床反应器。
在所述第一反应器中，优选起提升作用的雾化蒸汽量为占该反应器进料量的5～50重量％，优选为10～25重量％。
在本发明中，可以将待进入沸腾床加氢裂化反应区和催化裂解反应区的物料进行预热，所述预热的温度可以为不高于待进入的沸腾床加氢裂化反应区和催化裂解反应区中发生的反应的温度。
第二方面，本发明提供了一种用于多产低碳烯烃的系统，该系统包括：
沸腾床加氢裂化反应区，用于将渣油原料进行加氢裂化反应；
第一分离区，将所述沸腾床加氢裂化反应区的反应流出物在所述第一分离区中进行分离，得到第一轻石脑油、第一重石脑油、柴油馏分和蜡油馏分；
催化裂解反应区，所述催化裂解反应区包括第一反应器、第二反应器和第三反应器，来自所述第一分离区的蜡油馏分通过蜡油馏分管线引入至所述第一反应器中进行催化裂解反应，并且所述第一反应器中的物料通过第一反应器管线引入至所述第二反应器中进行催化裂解反应，以及来自所述第一分离区的第一轻石脑油通过第一轻石脑油管线引入所述第三反应器中进行催化裂解反应；
第二分离区，来自所述第二反应器和所述第三反应器的催化裂解产物通过催化裂解产物管线引入至所述第二分离区中进行分离，得到第二轻石脑油、第二重石脑油、循环油和催化裂解油浆，并且分别通过第二轻石脑油管线和循环油管线将所述第二分离区获得的第二轻石脑油和循环油分别循环至所述第三反应器和所述第一反应器中，以及通过催化裂解油浆管线将所述第二分离区获得的催化裂解油浆循环回所述沸腾床加氢裂化反应区。
优选地，所述沸腾床加氢裂化反应区中含有沸腾床加氢裂化反应器。
优选地，所述第一分离区中含有第一重石脑油管线和柴油馏分管线，所述第一重石脑油和所述柴油馏分分别通过所述第一重石脑油管线和所述柴油馏分管线引出至系统外。
优选地，所述第二分离区中含有第二重石脑油管线，所述第二分离区获得的所述第二重石脑油通过所述第二重石脑油管线引出至系统外。
根据一种优选的具体实施方式，本发明的用于多产低碳烯烃的方法采用图1所示的工艺流程进行，具体地：
将渣油原料1、催化裂解油浆2(来自催化裂解分离单元20)与循环氢6一起引入至沸腾床加氢裂化反应区3中，渣油原料1、催化裂解油浆2在沸腾床加氢裂化反应区3的沸腾床加氢裂化反应器中进行加氢裂化反应，得到加氢裂化反应流出物4；
将所述加氢裂化反应流出物4经管线引入至高压分离器5中进行分离，分离得到的高压分离器顶部的气相产物中的富氢气体经循环氢压缩机7处理后得到循环氢6，该循环氢6用于循环回沸腾床加氢裂化反应区3中，分离得到的液相产物经管线引入至分馏塔25中分馏，得到干气和液化气8、第一轻石脑油9、第一重石脑油10、柴油馏分11、蜡油馏分12和未转化渣油13；
将所述蜡油馏分12引入至催化裂解反应区的第一反应器14中，并且来自催化剂再生单元15的一部分再生催化剂经管线进入第一反应器14中参与反应；第一反应器14出口获得的物料(包括油气和催化剂)进入第二反应器16中进行催化裂解反应，并且将来自第三反应器17的待生催化剂引入至第二反应器16中参与催化裂解反应。以及将所述第一轻石脑油9引入至催化裂解反应区的第三反应器17中进行催化裂解反应，并且来自催化剂再生单元15的另一部分再生催化剂引入至该第三反应器17中参与催化裂解反应；然后将第三反应器17出口处获得的物料(包括油气和催化剂)引入至旋风分离器18中进行分离，分别得到油气和待生催化剂，将分离得到的所述待生催化剂引入至第二反应器16中进行催化裂解反应。并且将第二反应器出口处获得的物料(包括油气和催化剂)以及来自第三反应器17中的油气引入至沉降器19中进行分离，分别得到油气和待生催化剂，分离得到的所述待生催化剂引入至催化剂再生单元15中进行再生，而分离得到的油气引入至进一步的催化裂解分离单元20中进行分离，得到低碳烯烃21、第二轻石脑油22、第二重石脑油23、循环油24和催化裂解油浆2。将所述循环油24循环回第三反应器17中；将所述第二轻石脑油22循环回第一反应器14中；以及将所述催化裂解油浆2循环至所述沸腾床加氢裂化反应区3中。
需要特别说明的是，通过催化裂解分离单元进行分离后能够分别得到干气、乙烯、丙烯等，本发明在上述优选的具体实施方式中，用低碳烯烃表示所述乙烯、丙烯等。
本发明的上述方法还具有如下具体的优点：
1、在组合工艺中，沸腾床渣油加氢裂化装置得到的轻石脑油馏分能够作为催化裂解单元第三反应器的进料，在较苛刻的反应条件下生成较多的低碳烯烃产品；
2、采用渣油沸腾床加氢裂化工艺，渣油原料转化率较高，产品之一的第一轻石脑油作为催化裂解单元第三反应器的原料，产品蜡油馏分的催化裂解性能提高显著，催化剂的在线更换保证了沸腾床渣油加氢裂化装置具有较长的运转周期；
3、催化裂解单元针对不同馏分烃类的裂解性能区别设置不同的反应器和工艺条件，大幅度提高各烃类的裂解性能，特别是第三反应器的设立，相比常规催化裂解反应器，能够将轻石脑油馏分全部转化成小分子烃特别是低碳烯烃类产品。
以下将通过实施例对本发明进行详细描述。
以下在没有特别说明的情况下，使用的各种原料均来自商购。
以下实施例的反应是在催化裂解中型装置和沸腾床渣油加氢裂化中式装置中进行的。
以下使用的原料油为中东减压渣油，其性质见表1。
实施例和对比例中使用的沸腾床加氢催化剂相同，均为微球形的以氧化铝为载体的镍-钼催化剂，其中，以沸腾床加氢催化剂的总量为基准，沸腾床加氢催化剂中含有11.2重量％的MoO3、2.50重量％的NiO，以及余量为载体；沸腾床加氢催化剂的比表面积为250m2/g，当量直径为0.8mm。
实施例和对比例中所用的催化裂解催化剂的种类相同，均为MMC-2，该催化剂由中国石化股份有限公司齐鲁分公司生产，催化剂性质见表2。
表1：渣油原料性质
性质
密度(20℃)，g/cm<sup>3</sup> 1.029
残炭，重量％ 19.61
硫含量，重量％ 4.53
氮含量，重量％ 0.23
(Ni+V)含量，μg/g 275.8
沥青质，重量％ 6.5
表2：催化裂解催化剂性质
催化剂 MMC-2
化学组成，重量％
RE<sub>2</sub>O<sub>3</sub>(稀土氧化物相对于催化剂总量) 0.56
活性金属元素组成/重量％(相对于活性金属氧化物总量)
Fe<sub>2</sub>O<sub>3</sub> 5.8
CeO<sub>2</sub> 5.2
La<sub>2</sub>O<sub>3</sub> 5.1
Nd<sub>2</sub>O<sub>3</sub> 3.4
Y<sub>2</sub>O<sub>3</sub> 12.2
Al<sub>2</sub>O<sub>3</sub> 54.00
物理性质
比面积，m<sup>2</sup>/g 120
孔体积，cm<sup>3</sup>/g 0.17
表观密度，g/cm<sup>3</sup> 0.91
筛分，重量％
0～20μm 0.8
0～40μm 10.4
0～80μm 70.8
0～110μm 88.5
0～149μm 97.8
>149μm 2.2
平均粒径，μm 64.3
实施例1
本实施例采用图1所示的工艺流程图进行，具体地：
将表1所示性质的渣油原料引入至沸腾床加氢裂化反应区中进行加氢裂化反应，得到加氢裂化反应流出物；
将所述加氢裂化反应流出物进行分离，分离得到的高压分离器顶部的气相产物中的富氢气体经循环氢压缩机处理后得到循环氢，所述循环氢用于循环回沸腾床加氢裂化反应区中，分离得到的液相产物引入至分馏塔中分馏，得到第一干气和第一液化气(注：该第一液化气中的低碳烯烃含量很少，因此，实施例的结果中的低碳烯烃的收率中并不包括该处的第一液化气中的低碳烯烃的含量，下同)、第一轻石脑油、第一重石脑油、柴油馏分、蜡油馏分和未转化渣油；
将所述蜡油馏分引入至催化裂解反应区的第一反应器中，并且来自催化剂再生单元的一部分再生催化剂进入第一反应器中参与反应；第一反应器出口获得的物料(包括油气和催化剂)进入第二反应器中进行催化裂解反应，并且将来自第三反应器的待生催化剂引入至第二反应器中参与催化裂解反应。以及将所述第一轻石脑油引入至催化裂解反应区的第三反应器中进行催化裂解反应，并且来自催化剂再生单元的另一部分再生催化剂引入至该第三反应器中参与催化裂解反应；然后将第三反应器出口处获得的物料(包括油气和催化剂)引入至旋风分离器中进行分离，分别得到油气和待生催化剂，将分离得到的所述待生催化剂引入至第二反应器中进行催化裂解反应。并且将第二反应器出口处获得的物料(包括油气和催化剂)以及来自第三反应器中的油气引入至沉降器中进行分离，分别得到油气和待生催化剂，分离得到的所述待生催化剂引入至催化剂再生单元中进行再生，而分离得到的油气引入至进一步的催化裂解分离单元中进行分离，得到第二干气、第二液化气(其中含有包括乙烯和丙烯的低碳烯烃)、第二轻石脑油、第二重石脑油、循环油和催化裂解油浆。将所述循环油循环回第三反应器中；将所述第二轻石脑油循环回第一反应器中；以及将所述催化裂解油浆循环至所述沸腾床加氢裂化反应区中。
本实施例中沸腾床加氢裂化反应区的反应条件该产品分布如表3中所示，以及催化裂解反应区的反应条件如表4中所示。本实施例的方法获得的产品分布如表4中所示。
表3：沸腾床加氢裂化反应区的反应条件
条件 实施例1 对比例1 实施例2 实施例3 实施例4
反应温度，℃ 430 430 420 440 430
氢分压，MPa 17.0 17.0 16.5 17.5 17.0
液时空速，h<sup>-1</sup> 0.8 0.8 0.8 0.8 0.8
氢油比 1000 1000 1000 1000 1000
产品分布，％
第一干气 0.8 0.8 0.7 1.2 0.8
第一液化气 3.1 3.1 2.9 3.6 3.1
第一轻石脑油 4.0 4.0 3.2 5.4 4.0
第一重石脑油 5.8 5.8 4.2 6.4 5.8
柴油馏分 18.2 18.2 17.1 20.1 18.2
蜡油馏分 33.3 33.3 31.2 36.1 33.3
未转化渣油 34.8 34.8 40.7 27.2 34.8
表4：催化裂解反应区的反应条件和产品分布
Figure BDA0001097033800000161
对比例1
对比例采用渣油沸腾床加氢与传统催化裂解组合工艺，对比例1的工艺流程图见图2，与实施例1所不同的是，对比例1中，催化裂解反应区中不设置第三反应器。具体地：
将表1所示性质的渣油原料1与催化裂解油浆2混合后引入至沸腾床加氢裂化反应区3中进行加氢裂化反应，得到加氢裂化反应流出物；
将所述加氢裂化反应流出物4引入高压分离器5，分离得到的高压分离器顶部的气相产物中的富氢气体经循环氢压缩机7处理后得到循环氢6，所述循环氢6与新氢混合后的混合氢循环回沸腾床加氢裂化反应区3中，分离得到的液相产物引入至分馏塔25中分馏，得到干气和液化气8、渣油加氢石脑油26、柴油馏分11、蜡油馏分12和未转化渣油13；
将所述蜡油馏分12引入至催化裂解反应区的第一反应器14中，并且来自催化剂再生单元15的再生催化剂进入第一反应器14中参与反应；第一反应器14出口获得的物料(包括油气和催化剂)进入第二反应器16中进行催化裂解反应。
然后将第二反应器16出口处获得的物料(包括油气和催化剂)引入至沉降器19中进行分离，分别得到油气和待生催化剂，分离得到的所述待生催化剂引入至催化剂再生单元15中进行再生，而分离得到的油气引入至进一步的催化裂解分离单元20中进行分离，得到低碳烯烃21、第二轻石脑油22、第二重石脑油23、循环油24和催化裂解油浆2。将所述循环油24循环回第一反应器14中；以及将所述催化裂解油浆2循环至所述沸腾床加氢裂化反应区3中。
本对比例中沸腾床加氢裂化反应区的反应条件和产品分布如表3中所示，以及催化裂解反应区的反应条件如表4中所示。本对比例的方法获得的产品分布如表4中所示。
从表4的结果可以看出，本实施例提供的方法丙烯和乙烯收率相比对比例，分别提高5.3个百分点和1.4个百分点。
实施例2-3
实施例2-3采用与实施例1相同的工艺流程进行，所不同的是，实施例2-3的沸腾床加氢裂化反应区的反应条件和产品分布如表3中所示，以及催化裂解反应区的反应条件如表4中所示。实施例2-3的方法获得的产品分布如表4中所示。
实施例4
本实施例采用与实施例1相似的方法进行，所不同的是，本实施例的催化裂解反应区的第三反应器中的反应温度比第二反应器中的反应温度高30℃，具体地，本实施例的沸腾床加氢裂化反应区的反应条件和产品分布如表3中所示，以及催化裂解反应区的反应条件如表4中所示。本实施例的方法获得的产品分布如表4中所示。
从本发明的上述结果可以看出：本发明的方法根据沸腾床渣油加氢裂化产品的性质特点，将沸腾床渣油加氢工艺与催化裂解工艺有机结合，能够显著提高组合工艺中丙烯、乙烯等高价值产品收率。
以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。
另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。

Claims (24)

1.一种多产低碳烯烃的方法，该方法包括：
(1)将渣油原料引入沸腾床加氢裂化反应区中进行加氢裂化反应，得到加氢裂化反应流出物；
(2)将所述加氢裂化反应流出物进行分离，得到第一轻石脑油、第一重石脑油、柴油馏分和蜡油馏分；
(3)将所述蜡油馏分依次引入催化裂解反应区的第一反应器和第二反应器中进行催化裂解反应，并且将所述第一轻石脑油引入催化裂解反应区的第三反应器中进行催化裂解反应；
(4)将所述催化裂解反应区的第二反应器和第三反应器中获得的催化裂解产物进行分离，得到低碳烯烃、第二轻石脑油、第二重石脑油、循环油和催化裂解油浆；
(5)将所述循环油和所述第二轻石脑油分别循环至所述催化裂解反应区的第一反应器和第三反应器中，以及将所述催化裂解油浆循环回所述沸腾床加氢裂化反应区中。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述沸腾床加氢裂化反应区中含有沸腾床加氢催化剂，所述沸腾床加氢催化剂中含有载体和负载在所述载体上的活性金属元素，所述载体选自氧化铝、氧化铝-氧化硅和氧化钛中的至少一种，所述活性金属元素选自镍、钴、钼和钨中的至少一种。
3.根据权利要求2所述的方法，其中，在沸腾床加氢催化剂中，以沸腾床加氢催化剂的总重量计，以氧化物计的镍和钴的总量为1～30重量％，以氧化物计的钼和钨的总量为5～35重量％。
4.根据权利要求1-3中任意一项所述的方法，其中，所述沸腾床加氢裂化反应区的反应条件包括：反应压力为6～30MPa，反应温度为400～490℃，液时体积空速为0.1～5.0h-1，氢油体积比为200～2000。
5.根据权利要求4所述的方法，其中，所述沸腾床加氢裂化反应区的反应条件包括：反应压力为15～20MPa，反应温度为420～470℃，液时体积空速为0.5～2.0h-1，氢油体积比为400～1200。
6.根据权利要求1-3中任意一项所述的方法，其中，控制所述沸腾床加氢裂化反应区的反应条件，使得所述加氢裂化反应流出物中的第一轻石脑油的收率为3～10％。
7.根据权利要求1-3中任意一项所述的方法，其中，在步骤(3)中，将所述蜡油馏分依次引入催化裂解反应区的第一反应器和第二反应器中进行裂解反应的步骤包括：先将所述蜡油馏分引入催化裂解反应区的含有催化裂解催化剂的第一反应器中进行催化裂解反应，然后将所述第一反应器中获得的油气以及反应后的催化裂解催化剂引入所述第二反应器中进行催化裂解反应。
8.根据权利要求7所述的方法，其中，所述第一反应器中的反应条件包括：反应温度为500～650℃，重时空速为0.1～750h-1，反应压力为0.10～1.0MPa，催化裂解催化剂与所述第一反应器中油料的重量比为2～100：1。
9.根据权利要求8所述的方法，其中，所述第一反应器中的反应条件包括：反应温度为540～600℃，重时空速为1～500h-1，反应压力为0.10～1.0MPa，催化裂解催化剂与所述第一反应器中油料的重量比为5～50：1。
10.根据权利要求1-3中任意一项所述的方法，其中，所述第二反应器的反应温度比所述第一反应器的温度高10～100℃；
以及所述第二反应器与所述第一反应器的重时空速之比为1：1.1～750。
11.根据权利要求10所述的方法，其中，所述第二反应器的反应温度比所述第一反应器的温度高20～60℃；
以及所述第二反应器与所述第一反应器的重时空速之比为1：1.1～300。
12.根据权利要求1-3中任意一项所述的方法，其中，所述第三反应器的反应条件包括：反应温度为600～750℃，重时空速为0.1～100h-1，反应压力为0.1～1.0MPa，催化裂解催化剂与所述第三反应器中油料的重量比4～100：1。
13.根据权利要求12所述的方法，其中，所述第三反应器的反应条件包括：反应温度为600～700℃，重时空速为0.5～75h-1，反应压力为0.1～1.0MPa，催化裂解催化剂与所述第三反应器中油料的重量比5～80：1。
14.根据权利要求1-3中任意一项所述的方法，其中，所述第三反应器的反应温度比所述第二反应器的温度高30～100℃。
15.根据权利要求14所述的方法，其中，所述第三反应器的反应温度比所述第二反应器的温度高40～80℃。
16.根据权利要求1-3中任意一项所述的方法，其中，所述催化裂解反应区中的催化裂解催化剂中含有沸石、无机氧化物以及任选含有粘土，以所述催化裂解催化剂的总重量计，所述沸石的含量为10～50重量％，无机氧化物的含量为5～90重量％，粘土的含量为0～70重量％。
17.根据权利要求16所述的方法，其中，所述催化裂解催化剂中的活性组分选自含或不含稀土的Y型或HY型沸石、含或不含稀土的超稳Y型沸石、具有MFI结构的沸石中的至少一种。
18.根据权利要求1所述的方法，其中，所述渣油原料为常压渣油、减压渣油、脱沥青油和催化裂解油浆中的至少一种。
19.根据权利要求1所述的方法，其中，所述蜡油馏分的馏程为300～580℃。
20.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一轻石脑油和所述第二轻石脑油相同或不同，分别为馏程为65～135℃的馏分段中的至少一段。
21.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一反应器和所述第三反应器为提升管反应器；所述第二反应器为流化床反应器。
22.一种用于多产低碳烯烃的系统，该系统包括：
沸腾床加氢裂化反应区，用于将渣油原料进行加氢裂化反应；
第一分离区，将所述沸腾床加氢裂化反应区的反应流出物在所述第一分离区中进行分离，得到第一轻石脑油、第一重石脑油、柴油馏分和蜡油馏分；
催化裂解反应区，所述催化裂解反应区包括第一反应器、第二反应器和第三反应器，来自所述第一分离区的蜡油馏分通过蜡油馏分管线引入至所述第一反应器中进行催化裂解反应，并且所述第一反应器中的物料通过第一反应器管线引入至所述第二反应器中进行催化裂解反应，以及来自所述第一分离区的第一轻石脑油通过第一轻石脑油管线引入所述第三反应器中进行催化裂解反应；
第二分离区，来自所述第二反应器和所述第三反应器的催化裂解产物通过催化裂解产物管线引入至所述第二分离区中进行分离，得到低碳烯烃、第二轻石脑油、第二重石脑油、循环油和催化裂解油浆，并且分别通过第二轻石脑油管线和循环油管线将所述第二分离区获得的第二轻石脑油和循环油分别循环至所述第三反应器和所述第一反应器中，以及通过催化裂解油浆管线将所述第二分离区获得的催化裂解油浆循环回所述沸腾床加氢裂化反应区。
23.根据权利要求22所述的系统，其中，所述第一分离区中含有第一重石脑油管线和柴油馏分管线，所述第一重石脑油和所述柴油馏分分别通过所述第一重石脑油管线和所述柴油馏分管线引出至系统外。
24.根据权利要求22或23所述的系统，其中，所述第二分离区中含有第二重石脑油管线，所述第二分离区获得的所述第二重石脑油通过所述第二重石脑油管线引出至系统外。
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