CN109486521A - 一种催化裂化油浆高效利用的方法和系统 - Google Patents

一种催化裂化油浆高效利用的方法和系统 Download PDF

Info

Publication number
CN109486521A
CN109486521A CN201710813371.5A CN201710813371A CN109486521A CN 109486521 A CN109486521 A CN 109486521A CN 201710813371 A CN201710813371 A CN 201710813371A CN 109486521 A CN109486521 A CN 109486521A
Authority
CN
China
Prior art keywords
oil
separation
raw material
weight
product
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Granted
Application number
CN201710813371.5A
Other languages
English (en)
Other versions
CN109486521B (zh
Inventor
董明
侯焕娣
申海平
王子军
龙军
马力
李吉广
张书红
王翠红
佘玉成
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Sinopec Research Institute of Petroleum Processing
China Petroleum and Chemical Corp
Original Assignee
Sinopec Research Institute of Petroleum Processing
China Petroleum and Chemical Corp
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Sinopec Research Institute of Petroleum Processing, China Petroleum and Chemical Corp filed Critical Sinopec Research Institute of Petroleum Processing
Priority to CN201710813371.5A priority Critical patent/CN109486521B/zh
Publication of CN109486521A publication Critical patent/CN109486521A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN109486521B publication Critical patent/CN109486521B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G67/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only
    • C10G67/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only
    • C10G67/14—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only including at least two different refining steps in the absence of hydrogen
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1003—Waste materials
    • C10G2300/1007—Used oils
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1037—Hydrocarbon fractions

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Abstract

本发明涉及一种催化裂化油浆高效利用的方法和系统，该方法包括：将改质原料依次进行转化反应、分离处理和萃取分离后，得到改质油和残渣，所得残渣外甩或循环回转化反应，另外，将催化裂化油浆与改质原料一起进行转化反应和/或进行分离处理和/或进行萃取分离。本发明提供的方法和系统在外甩残渣尽可能少的情况下维持系统长时间的运转，实现低品质油和催化裂化油浆的高效利用。

Description

一种催化裂化油浆高效利用的方法和系统
技术领域
本发明涉及一种催化裂化油浆高效利用的方法和系统。
背景技术
催化裂化油浆是指催化裂化装置的蒸馏塔底抽出的物料，炼油行业通常称之为催化油浆或简称为油浆。油浆的通常用途是：返回催化裂化反应器再次进行裂化、调合做锅炉燃料或其他燃料、作焦化原料、作沥青原料等，近些年来在油浆作为道路沥青改性剂、碳素新材料(包括针状焦和活性炭纤维)、橡塑软化剂及高温热传导液等方面的研究取得了一定的进展。由于油浆中短侧链的芳烃含量较高，返回催化裂化会生成低价值的焦炭和气体，得到的液体产品也是性质恶劣、安定性不好的芳烃，因此油浆并不是催化裂化装置的理想原料。油浆中含有一定量的催化剂颗粒，需要将固体颗粒脱除才能进一步利用。所以油浆的高效利用是炼油行业的一个难题。
中国专利CN102453543A公开了一种渣油加氢处理和催化裂化组合工艺方法，渣油加氢处理采用沸腾床加氢处理工艺，包括：渣油原料经沸腾床加氢处理后的液相产物分馏出轻组分和重组分，轻组分作为第一级进料由催化裂化提升管反应器底部进入反应器，重组分直接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分。该工艺方法将油浆作为延迟焦化进料生焦量较大且会影响石油焦的质量，不利于石油资源的高效利用。
中国专利CN101210200A公开了一种渣油加氢处理与催化裂化组合工艺方法，该工艺方法将渣油、脱除固体杂质的催化裂化重循环油、馏分油和催化裂化油浆的蒸出物一起进入渣油加氢处理装置，所得的加氢渣油与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。该方法使得渣油加氢处理和催化裂化更为有效地组合在一起，不仅能提高渣油加氢处理产品的质量，延长渣油加氢处理装置操作周期，还能增加加氢柴油和催化裂化轻油的收率，降低催化裂化生焦量，并提高催化裂化装置的处理量。但催化裂化重循环油需要通过过滤脱除其中的固体颗粒，且催化裂化油浆需要经过蒸馏，残余物无法高效转化。
发明内容
本发明的目的是提供一种催化裂化油浆高效利用的方法和系统，本发明提供的方法和系统在外甩残渣尽可能少的情况下维持系统长时间的运转。
为了实现上述目的，本发明提供一种催化裂化油浆高效利用的方法，该方法包括：
(1)将作为改质原料的低品质油在临氢条件下在转化反应器中进行转化反应，得到转化产物；其中，所述低品质油包括选自沥青质、沥青烯和前沥青烯中的至少一种沥青组分，所述转化反应的转化率为30-70重量％，所述转化反应的转化率＝(改质原料中馏程在524℃以上组分的重量-转化产物中馏程在524℃以上组分的重量)/改质原料中馏程在524℃以上组分的重量×100重量％；
(2)将步骤(1)中所得转化产物进行分离处理，至少得到第一分离产物；其中，所述第一分离产物中，馏程在350℃以下组分的含量不大于5重量％，馏程在350-524℃之间组分的含量为≮20重量％；
(3)将步骤(2)中所得第一分离产物在萃取分离单元中进行萃取分离，得到改质油和残渣；
(4)将步骤(3)中所得的残渣返回步骤(1)中进行所述转化反应；或者，将步骤(3)中所得的残渣进行外甩；或者，将部分步骤(3)中所得的残渣返回步骤(1)中进行所述转化反应，剩余部分残渣进行外甩；
所述方法还包括至少一个如下步骤：
在步骤(1)中将催化裂化油浆与低品质油一起作为改质原料进行所述转化反应，
在步骤(2)中将催化裂化油浆与转化产物一起进行所述分离处理，以及
在步骤(3)中将催化裂化油浆与第一分离产物一起进行所述萃取分离。
本发明还提供一种催化裂化油浆高效利用的系统，该系统包括转化反应器、分离处理单元和萃取分离单元；所述转化反应器设置有反应物料入口和转化产物出口，所述分离处理单元设置有处理原料入口和第一分离产物出口，所述萃取分离单元设置有萃取溶剂入口、萃取原料入口、改质油出口和残渣出口；所述系统还设置有催化裂化油浆进料的管线，该管线与如下至少一个入口连通：转化反应器的反应物料入口、分离处理单元的处理原料入口和萃取分离单元的萃取原料入口；所述转化反应器的转化产物出口与所述分离处理单元的处理原料入口相连通，所述分离处理单元的第一分离产物出口与所述萃取分离单元的萃取原料入口相连通，所述萃取分离单元的残渣出口与所述转化反应器的反应物料入口可选地相连。
与现有技术相比，本发明具有如下优点：
1、能够将催化裂化油浆和低品质油高效率、最大量地改质为富含饱和结构、基本上不含重金属且基本上不含沥青质的改质油。在优选的情况下，改质原料的转化率一般大于90重量％，优选大于95重量％，所得改质油中重金属(以镍和钒的总重量计)的含量一般小于10微克/克，优选小于1微克/克，并且改质油中沥青质的含量一般小于2.0重量％，优选小于0.5重量％。
2、本发明提供的方法和系统具有操作稳定、改质效率高、三废排放较少、绿色环保、焦炭产率低、改质油收率高和改质油中甲苯不溶物收率低等优点。
3、本发明一方面能够在实现改质原料高转化率的前提下维持转化反应器长时间运转，减少外甩残渣，提高资源有效利用率，另一方面通过优化第一分离产物的组成，能够防止第一分离产物中小于350℃的轻组分过多，污染溶剂，进而导致萃取分离过程产生黑油，并维持第一分离产物中馏程在350-524℃之间组分在合理范围之内，防止残渣返回进行转化反应时出现流动性差和难以溶解的问题。
4、本发明在实现催化裂化油浆高效利用的同时，有利于装置长周期稳定运行，令人意想不到的是在不增加甲苯不溶物收率的前提下，催化裂化油浆可以的加入可以提高劣质油在转化过程中的脱氮率，这可能是由催化裂化油浆中含有的催化剂造成的。
本发明的其他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包括本发明方法一种具体实施方式的流程示意图，也包括本发明系统一种具体实施方式的结构示意图。
附图标记说明
1 管线 2 管线 3 管线
4 管线 5 管线 6 管线
7 转化反应器 8 管线 9 管线
10 管线 11 高压分离单元 12 管线
13 管线 14 管线 15 低压分离单元
16 管线 17 管线 18 萃取分离单元
19 管线 20 管线 21 管线
22 管线
具体实施方式
以下结合附图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。
本发明中，馏程是指在常压(101325Pa)下蒸馏油品所得的沸点范围。
本发明中，若无特殊说明，压力均指表压。
本发明提供一种催化裂化油浆高效利用的方法，该方法包括：(1)将作为改质原料的低品质油在临氢条件下在转化反应器中进行转化反应，得到转化产物；其中，所述低品质油包括选自沥青质、沥青烯和前沥青烯中的至少一种沥青组分，所述转化反应的转化率为30-70重量％，所述转化反应的转化率＝(改质原料中馏程在524℃以上组分的重量-转化产物中馏程在524℃以上组分的重量)/改质原料中馏程在524℃以上组分的重量×100重量％；(2)将步骤(1)中所得转化产物进行分离处理，至少得到第一分离产物；其中，所述第一分离产物中，馏程在350℃以下组分的含量不大于5重量％，优选小于3重量％，馏程在350-524℃(优选为355-500℃或380-524℃，进一步优选为400-500℃)之间组分的含量为≮20重量％，优选为≮25重量％，进一步优选为30-70重量％，所述第一分离产物的初馏点一般不低于300℃，优选不低于330℃，更优选不低于350℃；(3)将步骤(2)中所得第一分离产物在萃取分离单元中进行萃取分离，得到改质油和残渣；(4)将步骤(3)中所得的残渣返回步骤(1)中进行所述转化反应；或者，将步骤(3)中所得的残渣进行外甩；或者，将部分步骤(3)中所得的残渣返回步骤(1)中进行所述转化反应，剩余部分残渣进行外甩；所述方法还包括至少一个如下步骤：在步骤(1)中将催化裂化油浆与低品质油一起作为改质原料进行所述转化反应，在步骤(2)中将催化裂化油浆与转化产物一起进行所述分离处理，以及在步骤(3)中将催化裂化油浆与第一分离产物一起进行所述萃取分离。
虽然诸多专利方法可以实现催化裂化油浆的部分利用，但都未能实现催化裂化油浆高效利用，催化裂化油浆中虽然含有一定量的稠环芳烃，但是通过一定的方法绝大部分油浆仍然可以转化为可以利用的组分，且劣质重渣油加工过程中体系不稳定是导致装置无法长周期运行的重要原因之一，特别是高压分离单元中由于气液分离导致体系中氢气的含量大幅度下降、引起产物缩合使得高压分离单元操作不稳定，富含芳烃的催化裂化油浆的加入可以提高体系的稳定性从而提高装置的操作周期。令人意想不到的是，催化裂化油浆中含有的催化剂可以促进低品质油中氮的脱除。因此，本发明方法可以不需要对催化裂化油浆采用任何预处理措施直接进入系统进行转化，在实现催化裂化油浆高效利用的同时将劣质油高效转化为后续工艺可加工的重金属含量<10微克/克、沥青质含量<2.0重量％的优质改质油。
本发明在尽可能减少残渣外甩，提高资源利用率的情况下，可以维持系统的长时间运转，而转化反应器和萃取分离单元是决定是否能够长期运转的关键，转化反应器的转化率在体系稳定性允许的情况下应该尽可能高，而进入萃取分离单元中的第一分离产物中小于350℃的轻组分不宜过多，否则会污染溶剂，造成萃取分离过程产生黑油，馏程在350-524℃的组分应当多一些，否则容易造成残渣不容易流动和在转化反应器中不易进行转化反应。
根据本发明，转化反应的转化率过高容易生焦，从而降低系统运转时间，而转化率过低则容易使外甩残渣过多并降低单位时间改质效率，发明人经过大量实验发现，本发明所述转化反应的转化率可以为30-70重量％，优选为30-60重量％。
根据本发明，转化反应本质上是热转化反应，是指将改质原料在临氢条件下进行热转化，并得到至少含有第一分离产物的转化产物，转化产物还可以含有气体组分和馏程低于第一分离产物的初馏点的液体产物。本发明对转化反应的条件、催化剂和反应器并无特殊限制，只要能够达到上述转化率即可。
一种实施方式，转化反应采用固液悬浮物作为催化剂在流动床反应器中进行，因此所述转化反应器可以为流动床反应器，流动床反应器是反应原料与催化剂均在流动状态下进行反应的反应器，一般包括浆态床反应器和沸腾床反应器，本发明优选为浆态床反应器。
一种实施方式，所述转化反应在转化催化剂存在或不存在的条件下进行，所述转化催化剂可以含有选自第VB族金属化合物、第VIB族金属化合物和第VIII族金属化合物中的至少一种，优选为Mo化合物、W化合物、Ni化合物、Co化合物、Fe化合物、V化合物和Cr化合物中的至少一种；所述转化反应的条件可以包括：温度为380-470℃，优选为400-440℃，氢分压为10-25兆帕，优选为13-20兆帕，改质原料的体积空速为0.01-2小时-1，优选为0.1-1.0小时-1，氢气与改质原料的体积比为500-5000，优选为800-2000，以所述转化催化剂中金属计并以改质原料的重量为基准，所述转化催化剂的用量为10-50000微克/克，优选为30-25000微克/克。
根据本发明，可以将催化裂化油浆在转化反应器的出口与转化产物混合得到混合物进行步骤(2)的分离处理；和/或，将催化裂化油浆与低品质油混合作为进料进入转化反应器，所述催化裂化油浆的进料量可以占低品质油和催化裂化油浆总进料量的2-80重量％；和/或，将催化裂化油浆与步骤(2)中所得第一分离产物混合一起进入在步骤(3)的萃取分离单元进行萃取分离；油浆加入方式可以选择上述三种方式中的任意一种或任意二种组合或三种同时采用。
根据本发明，低品质油可以包括选自沥青质、沥青烯和前沥青烯中的至少一种沥青组分，优选包括沥青质和/或前沥青烯，更优选包括沥青质。沥青质是指低品质油中不溶于非极性的小分子正构烷烃(比如正戊烷或者正庚烷)而溶于苯或者甲苯的物质，沥青烯是指低品质油中的甲苯可溶而正己烷不溶的物质，前沥青烯是指低品质油中四氢呋喃可溶而甲苯不溶的物质。所述低品质油优选满足选自API度小于27、馏程大于350℃(优选为大于500℃，更优选大于524℃)、沥青质含量大于2重量％(优选大于5重量％，更优选大于10重量％，进一步优选大于15重量％)、以及以镍和钒的总重量计的重金属含量大于100微克/克中的一项或多项指标。具体地，所述低品质油可以包括选自劣质原油、重油、脱油沥青、煤衍生油、页岩油和石化废油中的至少一种；所述重油是指沸点在350℃以上的馏分油或者渣油，馏分油一般指的是原油或二次加工油经常压精馏和减压精馏得出的馏分产品，比如重柴油、重瓦斯油、润滑油馏分或者裂化原料等；渣油是指原油经过常减压蒸馏得到的塔底馏出物，一般将常压蒸馏塔底馏出物称为常压渣油(一般为沸点大于350℃的馏分)，一般将减压蒸馏塔底馏出物称为减压渣油(一般为沸点大于500℃或524℃的馏分)，渣油可以为选自拔头原油、由油砂沥青得到的重油和初馏点大于350℃的重油中的至少一种，拔头原油是指在常减压蒸馏工艺中对原油进行分馏时，从初馏塔的塔底或者闪蒸塔的塔底排出的油；劣质原油例如为稠油，稠油是指沥青质和胶质含量较高、黏度较高的原油，一般将地面20℃密度大于0.943克/厘米3、地下原油黏度大于50厘泊的原油叫稠油；脱沥青油是指原料油在溶剂脱沥青装置中，通过与溶剂接触、溶解分离、萃取塔塔底得到的富沥青质、富含芳香组分的萃余物，根据溶剂种类的不同，可分为丙烷脱油沥青、丁烷脱油沥青、戊烷脱油沥青等；煤衍生油是指以煤为原料，经过化学加工得到的液体燃料，可以为选自煤液化产生的煤液化油和煤热解生成的煤焦油中的至少一种；页岩油是指将油母页岩经低温干馏时获得的褐色黏稠状膏状物，有刺激性臭味，氮含量较高；所述石化废油可以为选自石化废油泥、石化油渣及其炼制产品中的至少一种。本领域技术人员所熟知的其它劣质油也可以单独或混合后作为改质原料进行转化反应，本发明不再赘述。
根据本发明，第一分离产物一般由转化产物中馏程最高的产物所组成，其包括步骤(3)中的残渣，残渣主要成分是沥青质，其中也包括保持流动性所必须的一些胶质和芳香分组分，第一分离产物中除了残渣以外还包括改质油，从第一分离产物中通过萃取分离后可以作为后续处理优质的原料进行加工得到其它油品，转化产物中其余馏程较低的组分可以与第一分离产物分离，例如标准状态下的气体产物(例如干气和液化气等)以及馏程在350℃以下的其它组分。
根据本发明，步骤(2)所述的分离处理用于获得符合上述馏程组成的第一分离产物，本发明对其具体实施方式并无特殊限定，具体地，该步骤中的分离处理通常指的是物理分离，比如萃取、分液、蒸馏、蒸发、闪蒸和冷凝等。
一种具体实施方式，步骤(2)中，所述分离处理包括步骤(2-1)和步骤(2-2)：
(2-1)将步骤(1)中所得转化产物或转化产物与催化裂化油浆的混合物在第一压力和第一温度下进行分离，得到气体组分和液体组分；步骤(2-1)中优选分离出氢气等气体产物，气体组分富含氢气，优选氢气含量在85重量％以上；例如所述第一压力可以为10-25兆帕，优选为13-20兆帕，为了方便测量，该第一压力一般指气体组分离开分离装置时的出口压力，第一温度可以为380-470℃，优选为400-440℃，为了方便测量，该第一温度一般指液体组分离开分离装置时的出口温度；该步骤中分离的方式可以为蒸馏、分馏和闪蒸等，优选为蒸馏，该蒸馏可以在蒸馏塔中进行，气体组分可以从蒸馏塔塔顶得到，而液体组分可以从蒸馏塔塔底得到；
(2-2)将液体组分在第二压力和第二温度下进行分离，得到所述第一分离产物和第二分离产物；步骤(2-2)中优选分离出馏程在350℃以下组分而尽量保留馏程在350-524℃的组分；所述第一压力优选大于所述第二压力，所述第一压力进一步优选比第二压力大4-24兆帕，更优选大7-19兆帕；具体地，所述第二压力可以为0.1-5兆帕，优选为0.1-4兆帕，为了方便测量，该第二压力一般指第二分离产物离开分离装置时的出口压力，第二温度可以为150-390℃，优选为200-370℃，为了方便测量，该第二温度一般指第一分离产物离开分离装置时的出口温度；该步骤中的分离可以为蒸馏和/或分馏，优选为常压或加压分馏，可以在常压蒸馏罐或加压蒸馏塔中进行。
一种可选实施方式，所述分离处理还包括步骤(2-3)和/或步骤(2-4)：
(2-3)将步骤(2-2)中所得第二分离产物进行切割，得到石脑油和常压瓦斯油，该切割的方式可以采用分馏或蒸馏，优选为分馏，例如在分馏塔中进行，其操作压力可以为0.05-2.0兆帕，优选为0.1-1.0兆帕，操作温度可以为50-350℃，优选为150-330℃；和/或
(2-4)将步骤(2-1)中所得气体组分返回步骤(1)中进行转化反应，该气体组分可以直接或经分离作为循环氢气使用。
根据本发明，萃取分离用于将第一分离产物中的易于加工的改质油分离，而将残渣进行外甩或返回进行转化反应，具体地，步骤(3)中，所述萃取分离可以在第三温度和第三压力下的萃取溶剂中进行，优选萃取溶剂与第一分离产物逆流接触萃取，可以在任意萃取装置中进行，例如萃取塔；其中，所述第三压力可以为3-12兆帕，优选为3.5-10兆帕，第三温度可以为55-300℃，优选为70-220℃，萃取溶剂可以为C3-C7烃，优选为C3-C5烷烃和C3-C5烯烃中至少一种，进一步优选为C3-C4烷烃和C3-C4烯烃中至少一种，所述萃取溶剂与所述第一分离产物的重量比为(1-7)：1，优选为(1.5-5)：1。本领域技术人员也可以采取其它常规的萃取方式进行萃取，本发明不再赘述。
根据本发明，残渣是转化产物中馏程最高的组分，其软化点越高则转化产物中易于加工的组分则分离得越完全，但是为了维持残渣在管线输送时的流动性以及返回转化反应器时的溶解性，步骤(3)中，所述残渣的软化点优选小于150℃，更优选小于120℃。
根据本发明，若本发明转化反应在流动床反应器中进行，则其中的转化催化剂会随着转化产物一起进行后续的分离并保留在残渣中，并随着催化剂加入量的增加以及改质原料中金属组分的累积，整个系统中的金属会不断增加。为了维持系统中金属的平衡，需要间断或持续地将残渣进行外排，同时为了使改质原料得到充分使用，步骤(4)中，将部分残渣外甩，外甩的残渣占所述改质原料的比例小于10重量％；返回步骤(1)中的残渣的比例(以残渣的总重量为基准)优选大于80重量％，优选大于90重量％，更优选大于95重量％。本领域技术人员也可以根据不同金属含量的改质原料进行调整残渣外甩的比例，本发明不再赘述。
如图1所示，本发明还提供一种催化裂化油浆高效利用的系统，该系统包括转化反应器7、分离处理单元和萃取分离单元18；所述转化反应器7设置有反应物料入口和转化产物出口，所述分离处理单元设置有处理原料入口和第一分离产物出口，所述萃取分离单元18设置有萃取溶剂入口、萃取原料入口、改质油出口和残渣出口；所述系统还设置有催化裂化油浆进料的管线9，该管线9与如下至少一个入口连通：转化反应器7的反应物料入口、分离处理单元的处理原料入口和萃取分离单元18的萃取原料入口；所述转化反应器7的转化产物出口与所述分离处理单元的处理原料入口相连通，所述分离处理单元的第一分离产物出口与所述萃取分离单元18的萃取原料入口相连通，所述萃取分离单元18的残渣出口与所述转化反应器7的反应物料入口可选地相连。
本发明提供的系统用于进行本发明所提供的方法，例如如图1所示，所述分离处理单元包括高压分离单元11和低压分离单元15，所述高压分离单元11设置有气体组分出口、液体组分出口和所述处理原料入口，所述低压分离单元15设置有低压原料入口、第二分离产物出口和所述第一分离产物出口，所述高压分离单元11的液体组分出口与所述低压分离单元15的低压原料入口相连通。该高压分离单元和低压分离单元均可以为蒸馏单元或分馏单元，例如蒸馏塔等，二者通过操作压力加以区分，高压分离单元的操作压力高于低压分离单元。
根据本发明，为了将气体组分进行回用，如图1所示，所述高压分离单元11的气体组分出口与所述转化反应器7的反应物料入口相连。
下面将通过具体实施方式来进一步说明本发明，但是本发明并不因此而受到任何限制。
如图1所示，改质原料经管线1、转化催化剂经管线2、循环氢气经管线3、新鲜氢气经管线4以及残渣经管线5输送至转化反应器7中进行转化反应。转化产物经管线8与来自催化裂化油浆进料的管线9混合组成的混合物经管线10输送至高压分离单元11进行加压蒸馏，分离为气体组分和液体组分，然后将气体组分作为循环氢气先后经管线12、管线3、管线6输送至转化反应器7，或先后经管线12、管线13向系统外引出。液体组分经管线14输送至低压分离单元15进行压力骤降，分离为第二分离产物和第一分离产物。第二分离产物经管线16向系统外引出，第一分离产物经管线17输送至萃取分离单元18与来自管线19的萃取溶剂逆流接触而进行萃取分离，得到改质油和残渣。改质油经管线20向系统外引出，残渣的一部分先后经管线21、管线22外甩，其余部分作为改质原料先后经管线21、管线5、管线6循环至转化反应器7与改质原料一起继续进行转化反应。或者，也可以将全部残渣先后经管线21、管线22外甩而不进行循环。
以下采用实施例进一步详细地说明本发明，但本发明并不限于这些实施例。
在本发明的上下文中以及包括在以下的实施例和对比例中：
油品中重金属(以镍和钒的总重量计)含量的测定方法按照ASTM D5708；
油品中氮含量的测定方法按照SH/T0704-2001方法进行测定；
油品中沥青质含量的测定方法按照SH/T 0266-92(1998)；
改质原料转化率＝(1-残渣外甩率)×100重量％，残渣外甩率＝外甩残渣重量/改质原料重量×100重量％；
改质油收率＝改质油重量/改质原料重量×100重量％；
残渣循环比例＝循环残渣量/总残渣量×100重量％；
脱氮率＝(改质原料氮含量-改质油氮含量×改质油收率)/改质原料氮含量×100％；
催化裂化油浆固含量的测定方法为：将催化裂化油浆在600℃下在氮气保护下进行碳化后再通入空气进行灰化，得到的固体物质进行称重，然后采用公式：固含量＝固体物质重量/催化裂化油浆重量×100重量％，催化裂化油浆计算固含量；
改质油中甲苯不溶物收率＝甲苯不溶物重量/改质油重量×100％；
残渣软化点采用GB/T 4507-84方法进行测定；
特别组分是指第一分离产物中馏程在350-524℃之间的组分。
改质过程的操作稳定性用系统的稳定运行天数来进行评价。具体而言，系统出现以下状况中的任何一个，则判定其不能稳定运行：
(1)转化反应器内部不同温度测量点的最大温差△T(绝对值)大于5℃；(2)改质油呈现为黑色，其在正常情况下呈现为黄色或黄绿色。
以下的实施例和对比例，按照前述图1的实施方式进行改质处理。
在以下的实施例和对比例中，作为改质原料，改质原料A和改质原料B是减压渣油，改质原料C是委内瑞拉稠油减压渣油，改质原料D是高温煤焦油，改质原料E是脱油沥青，油浆F和油浆G均为催化裂化油浆，这七种原料的性质见表1。
实施例1-5
在中型装置上，首先使改质原料进行转化反应，然后在转化反应器出口将转化产物与催化裂化油浆混合得到混合物，进行混合物的分离处理，分离处理在两个分馏塔中进行，得到第一分离产物和第二分离产物，转化反应和分离处理的具体条件和结果列于表2-1和表2-2。
实施例6-8
在中型装置上，首先使改质原料和催化裂化油浆一起进行转化反应，然后进行分离处理，分离处理在两个分馏塔中进行，得到第一分离产物和第二分离产物，转化反应和分离处理的具体条件和结果列于表3。
实施例9-11
在中型装置上，分别将实施例2、实施例4以及实施例7得到的第一分离产物进行萃取分离，萃取分离的具体条件和结果列于表4。
实施例12-13
在中型装置上，将残渣的一部分与改质原料B和改质原料C及相应的催化裂化油浆混合后一起进行转化反应，然后进行分离处理，分离处理在两个分馏塔中进行，得到第一分离产物和第二分离产物。第一分离产物再进行萃取分离，得到改质油和残渣。残渣的一部分循环，其余部分外甩。将第二分离产物进行分离，得到石脑油馏分和常压瓦斯油。各步骤的具体条件和结果列于表5-1和表5-2。
对比表3、表4、表5-1和表5-2的结果可知，将残渣进行循环，有利于提高改质原料转化率和改质油收率。
实施例14
在中型装置上，将残渣的一部分循环回转化反应，与改质原料混合后作为改质原料一起进行转化反应，转化产物与催化裂化油浆混合后进入进行分离处理，分离处理在两个分馏塔中进行，得到第一分离产物和第二分离产物。第一分离产物再进行萃取分离(萃取分离条件同实施例12)，得到改质油和残渣。残渣的一部分循环，其余部分外甩。将第二分离产物进行分离，得到石脑油馏分和常压瓦斯油。各步骤的具体条件和结果列于表6-1和表6-2。
对比例1至对比例5
与实施例14的基本流程相同，对比例1不添加催化裂化油浆，对比例1-5操作条件按照表7-1进行改变，萃取分离条件同实施例12。
从表7-2对比实施例14和对比例1可以看出，添加催化裂化油浆后脱氮率提高一倍以上。表7-2结果对比实施例14和对比例2-5可以看出，当转化反应的转化率、第一分离产物小于350℃组分含量、特别组分含量中有一项不满足本发明的相应要求时，将会使得改质原料转化率降低约10-16个百分点，改质油收率下降5-16个百分点，甲苯不溶物收率提高0.5-5个百分点，并且由于△T>5℃或改质油呈现为黑色，系统的稳定运行天数大幅下降。
表1
表2-1
表2-2
表3
表4
表5-1
表5-2
表6-1
表6-2
表7-1
表7-2

Claims (17)

1.一种催化裂化油浆高效利用的方法，该方法包括：
(1)将作为改质原料的低品质油在临氢条件下在转化反应器中进行转化反应，得到转化产物；其中，所述低品质油包括选自沥青质、沥青烯和前沥青烯中的至少一种沥青组分，所述转化反应的转化率为30-70重量％，所述转化反应的转化率＝(改质原料中馏程在524℃以上组分的重量-转化产物中馏程在524℃以上组分的重量)/改质原料中馏程在524℃以上组分的重量×100重量％；
(2)将步骤(1)中所得转化产物进行分离处理，至少得到第一分离产物；其中，所述第一分离产物中，馏程在350℃以下组分的含量不大于5重量％，馏程在350-524℃之间组分的含量为≮20重量％；
(3)将步骤(2)中所得第一分离产物在萃取分离单元中进行萃取分离，得到改质油和残渣；
(4)将步骤(3)中所得的残渣返回步骤(1)中进行所述转化反应；或者，将步骤(3)中所得的残渣进行外甩；或者，将部分步骤(3)中所得的残渣返回步骤(1)中进行所述转化反应，剩余部分残渣进行外甩；
所述方法还包括至少一个如下步骤：
在步骤(1)中将催化裂化油浆与低品质油一起作为改质原料进行所述转化反应，
在步骤(2)中将催化裂化油浆与转化产物一起进行所述分离处理，以及
在步骤(3)中将催化裂化油浆与第一分离产物一起进行所述萃取分离。
2.根据权利要求1所述的方法，步骤(1)中，所述催化裂化油浆的进料量占低品质油和催化裂化油浆总进料量的2-80重量％。
3.根据权利要求1所述的方法，步骤(1)中，所述转化反应的转化率为30-60重量％。
4.根据权利要求1所述的方法，步骤(1)中，所述转化反应器为流动床反应器；
所述转化反应在转化催化剂存在或不存在的条件下进行，所述转化催化剂含有选自第VB族金属化合物、第VIB族金属化合物和第VIII族金属化合物中的至少一种；
所述转化反应的条件包括：温度为380-470℃，氢分压为10-25兆帕，改质原料的体积空速为0.01-2小时-1，氢气与改质原料的体积比为500-5000，以所述转化催化剂中金属计并以改质原料的重量为基准，所述转化催化剂的用量为10-50000微克/克。
5.根据权利要求1所述的方法，步骤(1)中，所述低品质油包括选自劣质原油、重油、脱油沥青、煤衍生油、页岩油和石化废油中的至少一种。
6.根据权利要求1所述的方法，其中，所述低品质油满足选自API度小于27、馏程大于350℃、沥青组分含量大于2重量％、以及以镍和钒的总重量计的重金属含量大于100微克/克中的一项或多项指标。
7.根据权利要求1所述的方法，步骤(2)中，所述第一分离产物中，馏程在350℃以下组分的含量小于3重量％，馏程在350-524℃之间组分的含量为≮25重量％。
8.根据权利要求1所述的方法，步骤(2)中，所述分离处理包括：
(2-1)将步骤(1)中所得转化产物或转化产物与催化裂化油浆的混合物在第一压力和第一温度下进行分离，得到气体组分和液体组分；
(2-2)将液体组分在第二压力和第二温度下进行分离，得到所述第一分离产物和第二分离产物；其中，所述第一压力大于所述第二压力。
9.根据权利要求8所述的方法，其中，所述第一压力比第二压力大4-24兆帕。
10.根据权利要求8所述的方法，其中，所述第一压力为10-25兆帕，第一温度为380-470℃；所述第二压力为0.1-5兆帕，第二温度为150-390℃。
11.根据权利要求8所述的方法，其中，所述分离处理还包括：
(2-3)将步骤(2-2)中所得第二分离产物进行切割，得到石脑油和常压瓦斯油；和/或
(2-4)将步骤(2-1)中所得气体组分返回步骤(1)中进行转化反应。
12.根据权利要求1所述的方法，步骤(3)中，所述萃取分离在第三温度和第三压力下的萃取溶剂中进行；其中，所述第三压力为3-12兆帕，第三温度为55-300℃，所述萃取溶剂为C3-C7烃，所述萃取溶剂与所述第一分离产物的重量比为(1-7)：1。
13.根据权利要求1所述的方法，步骤(3)中，所述残渣的软化点小于150℃。
14.根据权利要求1所述的方法，步骤(4)中，返回步骤(1)中的残渣的比例大于80重量％。
15.根据权利要求1所述的方法，步骤(4)中，将部分残渣外甩，外甩的残渣占所述改质原料的比例小于10重量％。
16.一种催化裂化油浆高效利用的系统，该系统包括转化反应器(7)、分离处理单元和萃取分离单元(18)；
所述转化反应器(7)设置有反应物料入口和转化产物出口，所述分离处理单元设置有处理原料入口和第一分离产物出口，所述萃取分离单元(18)设置有萃取溶剂入口、萃取原料入口、改质油出口和残渣出口；所述系统还设置有催化裂化油浆进料的管线(9)，该管线(9)与如下至少一个入口连通：转化反应器(7)的反应物料入口、分离处理单元的处理原料入口和萃取分离单元(18)的萃取原料入口；
所述转化反应器(7)的转化产物出口与所述分离处理单元的处理原料入口相连通，所述分离处理单元的第一分离产物出口与所述萃取分离单元(18)的萃取原料入口相连通，所述萃取分离单元(18)的残渣出口与所述转化反应器(7)的反应物料入口可选地相连。
17.根据权利要求16的系统，其中，所述分离处理单元包括高压分离单元(11)和低压分离单元(15)，所述高压分离单元(11)设置有气体组分出口、液体组分出口和所述处理原料入口，所述低压分离单元(15)设置有低压原料入口、第二分离产物出口和所述第一分离产物出口，所述高压分离单元(11)的液体组分出口与所述低压分离单元(15)的原料入口相连通。
CN201710813371.5A 2017-09-11 2017-09-11 一种催化裂化油浆高效利用的方法和系统 Active CN109486521B (zh)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201710813371.5A CN109486521B (zh) 2017-09-11 2017-09-11 一种催化裂化油浆高效利用的方法和系统

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201710813371.5A CN109486521B (zh) 2017-09-11 2017-09-11 一种催化裂化油浆高效利用的方法和系统

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN109486521A true CN109486521A (zh) 2019-03-19
CN109486521B CN109486521B (zh) 2021-05-14

Family

ID=65687721

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201710813371.5A Active CN109486521B (zh) 2017-09-11 2017-09-11 一种催化裂化油浆高效利用的方法和系统

Country Status (1)

Country Link
CN (1) CN109486521B (zh)

Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102821852A (zh) * 2010-04-13 2012-12-12 Ifp新能源公司 利用浆料技术加氢转化油原料以采用萃取步骤从催化剂和原料中回收金属的工艺
CN102834490A (zh) * 2010-04-13 2012-12-19 Ifp新能源公司 利用浆料技术加氢转化油原料使得可采用浸提步骤从催化剂和原料中回收金属的工艺

Patent Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102821852A (zh) * 2010-04-13 2012-12-12 Ifp新能源公司 利用浆料技术加氢转化油原料以采用萃取步骤从催化剂和原料中回收金属的工艺
CN102834490A (zh) * 2010-04-13 2012-12-19 Ifp新能源公司 利用浆料技术加氢转化油原料使得可采用浸提步骤从催化剂和原料中回收金属的工艺

Also Published As

Publication number Publication date
CN109486521B (zh) 2021-05-14

Similar Documents

Publication Publication Date Title
AU2005266712B2 (en) A process for direct liquefaction of coal
RU2759287C2 (ru) Способ и система для повышения качества низкокачественной нефти
RU2634721C2 (ru) Объединение в один процесс стадий деасфальтизации и гидрообработки смолы и замедленного коксования
CN108884395A (zh) 通过回收和处理重质裂化器残余物来增加烯烃产量的整合方法
RU2005117790A (ru) Способ переработки тяжелого сырья, такого как тяжелая сырая нефть и кубовые остатки
CN107541290A (zh) 采用芳族化合物与树脂的萃取并在下游单元升级加氢转化萃取液与萃余液的深度加氢转化法
CN106753551B (zh) 一种利用催化裂化柴油生产高辛烷值汽油的方法
CN102796559A (zh) 加氢裂化生产燃料油的方法及装置
JP2015508831A (ja) 原油の直接処理のための溶剤脱歴、水素処理および蒸気熱分解統合プロセス
EP3710563A1 (en) Process and apparatus for recycling slurry hydrocracked product
JP2014521785A (ja) 選択的２段階水素化処理システムおよび方法
CN102863988B (zh) 一种煤焦油组合加工方法
US10041011B2 (en) Processes for recovering hydrocarbons from a drag stream from a slurry hydrocracker
CN109486518A (zh) 一种低品质油的改质方法和系统
WO2009014303A1 (en) Method for producing feedstocks of high quality lube base oil from coking gas oil
CN109486519B (zh) 一种由低品质油生产高辛烷值汽油的改质方法和系统
JP6038143B2 (ja) 選択的２段階水素化処理システムおよび方法
CN112391197B (zh) 一种悬浮床渣油加氢裂化系统及方法
CN109486517A (zh) 一种实现金属回用的低品质油改质方法和系统
CN109486521A (zh) 一种催化裂化油浆高效利用的方法和系统
CN107557065B (zh) 煤焦油加氢生产清洁柴油的方法及用于该方法的系统
CN111349459A (zh) 混合芳烃及其制备方法和装置
CN109486515A (zh) 一种劣质油高效改质的方法和系统
CN109504421A (zh) 自含重油的烃物流中深度汽化提取蒸馏油的方法
CN114058405B (zh) 一种劣质油临氢转化反应方法和系统

Legal Events

Date Code Title Description
PB01 Publication
PB01 Publication
SE01 Entry into force of request for substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
GR01 Patent grant
GR01 Patent grant