CN110760334B - 一种催化油浆的深加工方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种催化油浆的深加工方法，涉及石油化工技术领域。其包括如下步骤：将催化油浆与解吸气混合加热后在反应器中进行临氢裂化反应。该方法以廉价、丰富的催化油浆为原料，进行催化油浆的深加工，该方法无需脱除催化剂粉末，通过高温临氢裂化反应可以实现催化油浆的资源再利用，高温临氢裂化反应可以生产气体、汽油馏分、轻柴油馏分、轻蜡油馏分和重蜡油馏分，提高了催化油浆的综合利用效率。通过通入解吸气，既能够提高加热炉炉管流速，防止炉管结焦，也能够降低油气分压，使轻组分更易气化，还可以减少催化油浆的脱氢缩合反应，提高了轻馏分油的收率。解吸气价格低廉且热负荷小，既能节约能耗，还能减少污水排放。

Description

一种催化油浆的深加工方法
技术领域
本发明涉及石油化工技术领域，具体而言，涉及一种催化油浆的深加工方法。
背景技术
催化油浆是催化裂化装置的副产品，由饱和分、芳香分、胶质和少量的沥青质组成，其中饱和分含量一般小于20％，主要富含芳香分及胶质，而多环芳烃含量超过50％，此外，催化油浆中还含有少量的催化剂粉末。因此，催化油浆的处理是各炼油企业面临的主要难题。
炼油企业通常选择将催化油浆送至延迟焦化装置进行加工，催化油浆与减压渣油混合后经辐射泵进入加热炉，加热升温后送至焦炭塔进行焦化反应。但是，该加工方式会给延迟焦化装置带来一系列不利的影响，例如，催化油浆中含有的催化剂颗粒在焦化过程中易导致机泵冲刷磨损、加热炉炉管减薄、炉管结焦等，给延迟焦化装置的安全生产带来较大威胁。
目前，己有多套延迟焦化装置因为加工催化油浆出现非计划停工；甚至还有企业发生过加工催化油浆导致的泄露着火事故。此外，由于催化油浆的热裂化性能较低，经焦化反应后，大部分催化油浆作为焦化分馏塔底循环油重新返回焦化加热炉进料，使得催化油浆在焦化装置内不断循环，增加焦化装置的操作能耗。
鉴于此，特提出本发明。
发明内容
本发明的目的在于提供一种催化油浆的深加工方法以解决上述问题。
本发明是这样实现的：
一种催化油浆的深加工方法，其包括如下步骤：将催化油浆与解吸气混合加热后在反应器中进行临氢裂化反应。将催化油浆与解吸气混合加热，加热后的催化油浆与解吸气通入反应器中进行临氢裂化反应，通过高温临氢裂化反应生产气体、汽油馏分、轻柴油馏分、轻蜡油馏分和重蜡油馏分，提高了催化油浆的综合利用效率。该催化油浆的深加工方法无需脱除催化油浆中的催化剂粉末，无需焦化反应，实现了催化油浆的高效利用。通过通入解吸气，既能够提高后续加热炉炉管流速，防止炉管结焦，也能够降低油气分压，使轻组分更易气化，还可以减少催化油浆的脱氢缩合反应，提高了轻馏分油的收率。
反应器包括筒体、上封头和下封头，反应器的筒体上设置进料口，上下封头分别设置油气出口。进料口位于反应器筒体的中上部，距离反应器底部切线高度的3/5-4/5出。
在本发明应用较佳的实施例中，上述解吸气的进料量占催化油浆质量的0.5-2％；
优选的，解吸气为加氢装置的解吸气，解吸气中氢气的体积占比为30-50％。
设置上述进料量的解吸气可以减少催化油浆的脱氢缩合反应，进而提升产物中轻馏分油的收率。与加热炉管注水蒸汽相比，解吸气价格低廉且热负荷小，既能节约能耗，还能减少污水排放。
在本发明应用较佳的实施例中，上述催化油浆与解吸气混合加热是在加热炉中进行，加热炉内油气出口的温度为480-510℃。
通过加热炉加热，使得催化油浆达到反应温度，进而送至反应器中进行催化裂化反应。设置加热炉的油气出口温度为480-510℃，可以满足后续催化裂化的反应温度需求。
加热炉可以是箱式炉、立式炉、圆筒炉和大方型炉中的任意一种，加热炉的负荷和热效率可以根据具体工况进行设计。
在本发明应用较佳的实施例中，上述反应器中的温度为 460-490℃，临氢裂化反应的反应压力为0.05-0.5MPa，反应时间为 1-30min；
优选的，反应器中的温度为460℃、464℃或468℃，临氢裂化反应的反应压力为0.1MPa或0.15MPa，反应时间为5min、8min或 10min。
控制反应器在上述温度范围、反应压力和反应时间时，可以获得较高产率的重蜡油馏分、轻蜡油馏分、汽油馏分和轻柴油馏分。
在本发明应用较佳的实施例中，上述深加工方法还包括将反应器中临氢裂化反应的产物通入分馏塔中进行分馏；
优选的，将临氢裂化反应的轻组分从反应器的顶部通入分馏塔中进行分馏；
优选的，将临氢裂化反应的轻组分从反应器的顶部通入分馏塔的中上部。
根据临氢裂化反应产物各组分的沸点不同在分馏塔中实现分离。将轻组分从反应器的顶部通入分馏塔的中上部可以使轻组分能够快速从分馏塔的顶部分离，提升分馏塔的分离效率。
在本发明应用较佳的实施例中，上述深加工方法还包括将反应器底部的物料与来自分馏塔底部换热冷却的重馏分油混合后，通入分馏塔的下方；
优选的，反应器底部的物料与重馏分油混合冷却至380-410℃后通入分馏塔的下方；
更优选的，重馏分油的温度为120-300℃。
通过对反应器底物的物料进行混合冷却，有利于提升重油的分离效率。
在本发明应用较佳的实施例中，上述在分馏塔中进行分馏后，还包括从分馏塔的顶端收集物料，并对物料进一步细分馏分；
优选的，从分馏塔的顶端收集物料，并将物料依次通入空冷换热器和水冷换热器中进行冷却，然后将冷却后的馏分通入气液分离罐中分离获得塔顶气体组分和汽油馏分。
在本发明应用较佳的实施例中，上述在分馏塔中进行分馏后，还包括从分馏塔的中部自上而下分别抽出轻柴油馏分和轻蜡油馏分，再将轻柴油馏分和轻蜡油馏分分别与换热器换热冷却。
分馏塔侧线抽出的轻柴油馏分主要富含双环及三环芳烃，可作为生产大比重航空煤油的原料。将轻柴油馏分经加氢脱硫、脱氮处理，再进行缓和加氢处理使芳环部分饱和，从而得到大比重航空煤油，其大比重航空煤油的API度为26-32，芳烃含量在40％-55％。该大比重航空煤油具有较高的密度和体积热值，其作为航空燃料能提高飞机一次加油后的航程。
轻蜡油馏分主要含有3-5环芳烃，经过加氢脱硫或溶剂萃取后可以作为生产针状焦的原料，或生产碳纤维和多孔碳材料的原料。生产的轻蜡油馏分可作为沥青改性剂或橡胶填充油，也可经加氢处理后作为生产中间相沥青的原料。
在本发明应用较佳的实施例中，上述在分馏塔中进行分馏后，还包括从分馏塔的底部抽出重蜡油馏分，然后通入塔底重蜡油换热器进行冷却，冷却后的部分重蜡油用于反应器底部的物料混合。
重蜡油馏分可直接作为沥青调和原料，或经溶剂脱沥青后作为生产道路沥青的原料，也可作为延迟焦化装置的掺兑原料，还可以将塔底重蜡油馏分送入氧化处理装置进行氧化处理，通过高温裂化和氧化处理后，沥青中的蜡含量显著降低，进而生产出性能较好的沥青。
在本发明应用较佳的实施例中，上述在进行临氢裂化反应前还包括将催化油浆通入加热炉并在加热炉的对流段和辐射段加热，在加热炉的对流段、辐射段或对流段与辐射段之间注入解吸气。优选为对流段与辐射段之间注入解吸气。
本发明具有以下有益效果：
本发明提供了一种催化油浆的深加工方法，该方法以廉价、丰富的催化油浆为原料，进行催化油浆的深加工，该方法无需脱除催化剂粉末，通过高温临氢裂化反应可以实现催化油浆的资源再利用，高温临氢裂化反应可以生产气体、汽油馏分、轻柴油馏分、轻蜡油馏分和重蜡油馏分，提高了催化油浆的综合利用效率。通过通入解吸气，既能够提高加热炉炉管流速，防止炉管结焦，也能够降低油气分压，使轻组分更易气化，还可以减少催化油浆的脱氢缩合反应，提高了轻馏分油的收率。解吸气价格低廉且热负荷小，既能节约能耗，还能减少污水排放。
附图说明
为了更清楚地说明本发明实施例的技术方案，下面将对实施例中所需要使用的附图作简单地介绍，应当理解，以下附图仅示出了本发明的某些实施例，因此不应被看作是对范围的限定，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他相关的附图。
图1为催化油浆的深加工工艺流程图。
1-原料罐；2-进料泵；3-加热炉；4-反应器；5-分馏塔；6-气液分离器；7-空冷换热器；8-水冷换热器；9-塔底重蜡油换热器；10-轻柴油与油浆换热器；11-轻蜡油与油浆换热器。
具体实施方式
为使本发明实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述。实施例中未注明具体条件者，按照常规条件或制造商建议的条件进行。所用试剂或仪器未注明生产厂商者，均为可以通过市售购买获得的常规产品。
以下结合实施例对本发明的特征和性能作进一步的详细描述。
实施例1
本实施例提供了一种催化油浆的深加工方法，具体包括如下步骤：
参照图1所示，原料罐1中的催化油浆用进料泵2输送至加热炉 3，进料泵2输送原料至加热炉3的进料量为90t/h，加热至油气的炉出口温度为490℃。催化油浆的主要性质参照表1所示。在加热炉3 的对流段转辐射段之间注入进料量占催化油浆质量的0.5％的PSA解吸气(氢气含量38.51％，其余气体体积占比分别为：氮气1.71％、氧气0.28％、甲烷18.19％、乙烷20.66％、丙烷11.82％、丙烯0.01％、正丁烷2.74％、异丁烷2.95％、异丁烯0.01％、顺丁烯0.01％、 C5+3.11％)，解吸气的流量为4000Nm3/h，加热后的催化油浆进入反应器4进行深度热裂化反应。反应器中，反应压力控制在0.1MPa，反应器内的温度控制在460℃，反应时间控制在10min。
反应后的轻组分从反应器4的顶部离开，进入分馏塔5上部，分馏塔5顶端的温度为120℃，反应器4底部的物料与来自分馏塔5塔底经换热冷却下来的重馏分油-即急冷油混合。
冷却至温度为400℃再进入分馏塔5的下部，分馏塔顶物料经分馏塔顶空冷换热器7和水冷换热器8冷却后进入气液分离器6，经气液分离器6分离后分别得到塔顶气体组分和汽油馏分。
分馏塔侧线自上而下分别抽出轻柴油馏分和轻蜡油馏分，轻柴油馏分经轻柴油与油浆换热器10换热后输出轻柴油。轻蜡油馏分经轻蜡油与油浆换热器11换热后输出轻蜡油。
分馏塔5塔底抽出的重蜡油馏分经塔底重蜡油换热器9换热冷却后，其中一部分作为分馏塔5进料的急冷油返回分馏塔5，而另外一部分作为产品送出装置。本实施例加工后获得的各产品的收率分布参照表2所示。气体收率占比2.5％，汽油(＜180℃)收率占比6.9％，轻柴油(180℃-300℃)收率占比9.5％，轻蜡油(300℃-450℃)收率占比28.5％，重蜡油(＞450℃)收率占比52.6％。
其中气体的组成成分参照表3所示，主要成分为甲烷(35.09％) 和乙烷(22.44％)。
汽油馏分的主要性质参照表4所示，轻柴油馏分的主要性质参照表5所示，轻蜡油馏分的主要性质参照表6所示，重蜡油馏分的主要性质参照表7所示。各馏分性质的主要分析方法参照表8所示的标准方法进行。
实施例2
本实施例提供了一种催化油浆的深加工方法，具体包括如下步骤：
参照图1所示，原料罐1中的催化油浆用进料泵2输送至加热炉 3，进料泵2输送原料至加热炉3的进料量为90t/h，加热至油气的炉出口温度为495℃。催化油浆的主要性质参照表1所示。在加热炉3 的对流段转辐射段之间注入进料量占催化油浆质量的1％的PSA解吸气(氢气含量42.21％)，解吸气的流量为8000Nm3/h，加热后的催化油浆进入反应器4进行深度热裂化反应。反应器中，反应压力控制在 0.1MPa，反应器内的温度控制在464℃，反应时间控制在8min。
反应后的轻组分从反应器4的顶部离开，进入分馏塔5上部，分馏塔5顶端的温度为120℃，反应器4底部的物料与来自分馏塔5塔底经换热冷却下来的重馏分油-即急冷油混合，
冷却至温度为400℃再进入分馏塔5的下部，分馏塔顶物料经分馏塔顶空冷换热器7和水冷换热器8冷却后进入气液分离器6，经气液分离器6分离后分别得到塔顶气体组分和汽油馏分。
分馏塔侧线自上而下分别抽出轻柴油馏分和轻蜡油馏分，轻柴油馏分经轻柴油与油浆换热器10换热后输出轻柴油。轻蜡油馏分经轻蜡油与油浆换热器11换热后输出轻蜡油。
分馏塔5塔底抽出的重蜡油馏分经塔底重蜡油换热器9换热冷却后，其中一部分作为分馏塔5进料的急冷油返回分馏塔5，而另外一部分作为产品送出装置。本实施例加工后获得的各产品的收率分布参照表2所示。气体收率占比3.6％，汽油(＜180℃)收率占比7.5％，轻柴油(180℃-300℃)收率占比11.8％，轻蜡油(300℃-450℃)收率占比27.1％，重蜡油(＞450℃)收率占比50％。
其中气体的组成成分参照表3所示，主要成分为甲烷(33.95％) 和乙烷(22.63％)。
汽油馏分的主要性质参照表4所示，轻柴油馏分的主要性质参照表5所示，轻蜡油馏分的主要性质参照表6所示，重蜡油馏分的主要性质参照表7所示。各馏分性质的主要分析方法参照表8所示的标准方法进行。
实施例3
本实施例提供了一种催化油浆的深加工方法，具体包括如下步骤：
参照图1所示，原料罐1中的催化油浆用进料泵2输送至加热炉 3，进料泵2输送原料至加热炉3的进料量为90t/h，加热至油气的炉出口温度为500℃。催化油浆的主要性质参照表1所示。在加热炉3 的对流段转辐射段之间注入进料量占催化油浆质量的2％的PSA解吸气(氢气含量45％)，解吸气的流量为16000Nm3/h，加热后的催化油浆进入反应器4进行深度热裂化反应。反应器中，反应压力控制在 0.15MPa，反应器内的温度控制在468℃，反应时间控制在5min。
反应后的轻组分从反应器4的顶部离开，进入分馏塔5上部，分馏塔5顶端的温度为120℃，反应器4底部的物料与来自分馏塔5塔底经换热冷却下来的重馏分油-即急冷油混合，
冷却至温度为400℃再进入分馏塔5的下部，分馏塔顶物料经分馏塔顶空冷换热器7和水冷换热器8冷却后进入气液分离器6，经气液分离器6分离后分别得到塔顶气体组分和汽油馏分。
分馏塔侧线自上而下分别抽出轻柴油馏分和轻蜡油馏分，轻柴油馏分经轻柴油与油浆换热器10换热后输出轻柴油。轻蜡油馏分经轻蜡油与油浆换热器11换热后输出轻蜡油。
分馏塔5塔底抽出的重蜡油馏分经塔底重蜡油换热器9换热冷却后，其中一部分作为分馏塔5进料的急冷油返回分馏塔5，而另外一部分作为产品送出装置。本实施例加工后获得的各产品的收率分布参照表2所示。气体收率占比4.1％，汽油(＜180℃)收率占比8.8％，轻柴油(180℃-300℃)收率占比12.2％，轻蜡油(300℃-450℃)收率占比26.5％，重蜡油(＞450℃)收率占比48.4％。
其中气体的组成成分参照表3所示，主要成分为甲烷(33.66％) 和乙烷(22.46％)。
汽油馏分的主要性质参照表4所示，轻柴油馏分的主要性质参照表5所示，轻蜡油馏分的主要性质参照表6所示，重蜡油馏分的主要性质参照表7所示。各馏分性质的主要分析方法参照表8所示的标准方法进行。
表1催化油浆的主要性质
Figure BDA0002269090350000101
表2主要操作参数及产品分布
Figure BDA0002269090350000102
Figure BDA0002269090350000111
表3气体组成
Figure DEST_PATH_IMAGE001
表4汽油馏分的主要性质
Figure BDA0002269090350000113
表5轻柴油馏分的主要性质
Figure BDA0002269090350000114
Figure BDA0002269090350000121
表6轻蜡油馏分的主要性质
Figure BDA0002269090350000122
表7重蜡油馏分的主要性质
Figure BDA0002269090350000123
表8主要分析方法一览表
Figure BDA0002269090350000131
以上所述仅为本发明的优选实施例而已，并不用于限制本发明，对于本领域的技术人员来说，本发明可以有各种更改和变化。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。

Claims (12)

1.一种催化油浆的深加工方法，其特征在于，其包括如下步骤：将催化油浆与解吸气混合加热后在反应器中进行临氢裂化反应；所述解吸气的进料量占所述催化油浆质量的0.5-2％；
所述解吸气为加氢装置的解吸气，所述解吸气中氢气的体积占比为30-50％；所述催化油浆与解吸气混合加热是在加热炉中进行，所述加热炉内油气出口的温度为480-510℃；
所述反应器中的温度为460-490℃，所述临氢裂化反应的反应压力为0.05-0.5MPa，反应时间为1-30min；
在进行临氢裂化反应前还包括将催化油浆通入加热炉并在加热炉的对流段和辐射段加热，在加热炉的对流段、辐射段或对流段与辐射段之间注入解吸气。
2.根据权利要求1所述的深加工方法，其特征在于，所述反应器中的温度为460℃、464℃或468℃，所述临氢裂化反应的反应压力为0.1MPa或0.15MPa，反应时间为5min、8min或10min。
3.根据权利要求1所述的深加工方法，其特征在于，所述深加工方法还包括将所述反应器中所述临氢裂化反应的产物通入分馏塔中进行分馏。
4.根据权利要求3所述的深加工方法，其特征在于，将所述临氢裂化反应的轻组分从所述反应器的顶部通入所述分馏塔中进行分馏。
5.根据权利要求3所述的深加工方法，其特征在于，将所述临氢裂化反应的轻组分从所述反应器的顶部通入所述分馏塔的中上部。
6.根据权利要求3所述的深加工方法，其特征在于，所述深加工方法还包括将所述反应器底部的物料与来自所述分馏塔底部换热冷却的重馏分油混合后，通入所述分馏塔的下方。
7.根据权利要求6所述的深加工方法，其特征在于，所述反应器底部的物料与所述重馏分油混合冷却至380-410℃后通入所述分馏塔的下方。
8.根据权利要求7所述的深加工方法，其特征在于，所述重馏分油的温度为120-300℃。
9.根据权利要求3所述的深加工方法，其特征在于，在所述分馏塔中进行分馏后，还包括从所述分馏塔的顶端收集物料，并对物料进一步细分馏分。
10.根据权利要求9所述的深加工方法，其特征在于，从所述分馏塔的顶端收集物料，并将物料依次通入空冷换热器和水冷换热器中进行冷却，然后将冷却后的馏分通入气液分离罐中分离获得塔顶气体组分和汽油馏分。
11.根据权利要求3所述的深加工方法，其特征在于，在所述分馏塔中进行分馏后，还包括从所述分馏塔的中部自上而下分别抽出轻柴油馏分和轻蜡油馏分，再将轻柴油馏分和轻蜡油馏分分别与换热器换热冷却。
12.根据权利要求3所述的深加工方法，其特征在于，在所述分馏塔中进行分馏后，还包括从所述分馏塔的底部抽出重蜡油馏分，然后通入塔底重蜡油换热器进行冷却，冷却后的部分重蜡油用于反应器底部的物料混合。
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