CN111286359B - 一种加工重质烃油原料的方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及烃油加工领域，公开了一种加工重质烃油原料的方法，包括：(1)将重质烃油原料与焦炭转移剂在含有第一反应器的反应单元中进行接触反应，并将接触反应后获得的产物油气与积炭的焦炭转移剂进行分离；(2)将所述积碳的焦炭转移剂引入至含有再生器和/或气化器的再生单元中进行再生，以获得再生剂；(3)将所述再生剂引入至粒度控制单元中进行分离，以分别获得大颗粒再生剂、中等粒度再生剂和小颗粒再生剂，(4)将所述中等粒度再生剂引入至步骤(1)的反应单元中作为焦炭转移剂进行循环。本发明提供的方法能够长周期稳定地加工重质烃油原料，特别地，能够加工高残炭、高金属含量的烃油原料。

Description

一种加工重质烃油原料的方法

技术领域

本发明涉及烃油加工领域，具体涉及一种加工重质烃油原料的方法。

背景技术

随着世界经济的发展，人类对轻质、洁净燃料油的需求也快速增长。然而，世界范围内原油重质化、劣质化程度加剧(主要表现为原油的密度大、粘度高、残炭高、重金属含量高和硫氮含量高等)，同时，世界各国的环保标准日趋严格，这些因素给炼油工业提出了许多新的难题。

目前，从机理上来说，重油加工主要分为脱碳和加氢两类。

加氢主要包括加氢精制和加氢裂化。加氢过程对于提高原油的加工深度、改善产品的质量以及提高轻质油品的收率具有重要意义；但是，重油加氢工艺不仅操作温度高，压力也高，而转化率却较低，通常为30～50重量％左右。同时，对原油进行加氢还需要大量的氢气，而氢气的来源则一直是困扰炼油行业的难题。

脱碳工艺是目前重油加工的主要方法，主要包括重油催化裂化、溶剂脱沥青和延迟焦化。重油催化裂化是一种催化过程，因此并不是所有原料不经预处理就可以直接进行催化裂化，国内进行重油催化裂化的原料油的残炭一般控制为4～6重量％，金属含量控制为不超过10μg/g。延迟焦化是转化深度最高的一种重油加工方法，现在国外60％以上的渣油都是采用这种方法，其缺点是液体产品收率较低；而且在采用延迟焦化工艺来加工含硫渣油时，焦炭的含硫量高，出路存在问题。

重质、劣质原料油的裂化-气化一体化工艺，兼顾炼油、造气制氢，在加工劣质重油、提高低品质炭质的高效利用方面具有明显的先进性。美国美孚公司开发的劣质油流化焦化工艺和灵活焦化工艺就是裂化-气化一体化工艺的开端。二者均以焦核作为流化介质，同时作为焦炭和热量的载体，但是，该方法存在焦炭颗粒的粒径分布不均匀，易产生较大团块和细焦粉等问题，影响流化效果。

恩格哈德公司的ART工艺、日本富士石油公司的FTC工艺、美国的3D和MSCC工艺，以及中国的ROP工艺都通过边反应边脱碳对渣油进行浅度处理，采用的热载体或催化剂携带沉积的焦炭通过燃烧放热供能，同时完成再生，但是均存在能量利用率不高、渣油转化率低等问题。

因此，开发新的重质、劣质原料油转化方法具有十分重要的现实意义。

CN1400159A公开了一种利用催化裂化再生烟气制氢的方法，该方法将催化裂化反应后积炭的催化剂送至第一再生器，与含氧气体在500～660℃的温度下接触后，所得再生烟气中的CO与水蒸汽进行变换反应，得到富氢气体。第一再生器得到的半再生剂进入第二再生器，与含氧气体接触，并在常规的催化裂化再生条件下进行再生，再生后的催化剂返回反应器循环使用。该方法加工处理的常规催化裂化原料，所用的也是常规催化裂化催化剂。

CN1504404A公开了一种炼油与气化相结合的工艺方法，该方法利用焦炭转移剂在提升管反应器里处理渣油，一方面进行浅度催化裂化或热裂化，生成以柴油或低碳烃类为主的轻质组分；另一方面就是同步脱碳，使焦炭与金属、硫氮等一起附着在焦炭转移剂上。然后，在气化炉内气化焦炭转移剂上的焦炭，产生合成气体，同时使焦炭转移剂再生。采用该方法处理较差的重质油时，由于其金属含量较高，接触剂上会沉积大量的金属等杂质，由于金属等杂质的增加，对反应过程的影响是，接触剂的活性下降，产品选择性变差，表现为干气、氢及焦炭产率增加。

另外，当石油烃的残炭和金属含量均较高时，石油烃中的大量炭质物质和金属沉积在焦炭转移剂上，导致焦炭转移剂的活性下降，选择性变差，进而使得产品中干气和焦炭的含量增加。尽管添加金属钝化剂可以在一定程度上抑制金属的副作用，但是效果有限。

综上，开发一种新的方法以实现加工高残炭、高金属含量的重质烃油原料是一个亟待解决的技术问题。

发明内容

本发明的目的是为了克服现有技术存在的前述缺陷，在保证重质烃油原料加工工艺过程中的接触剂颗粒粒径的均匀性的前提下，提供一种能够长周期地加工高残炭、高金属含量的重质烃油原料的加工方法。

为了实现上述目的，本发明提供一种加工重质烃油原料的方法，该方法包括：

(1)将重质烃油原料与焦炭转移剂在含有第一反应器的反应单元中进行接触反应，并将接触反应后获得的产物油气与积炭的焦炭转移剂进行分离；

(2)将所述积碳的焦炭转移剂引入至含有再生器和/或气化器的再生单元中进行再生，以获得再生剂；

(3)将所述再生剂引入至粒度控制单元中进行分离，以分别获得大颗粒再生剂、中等粒度再生剂和小颗粒再生剂，其中，所述大颗粒再生剂与所述中等粒度再生剂的粒径区分点为80～100μm，以及所述中等粒度再生剂与所述小颗粒再生剂的粒径区分点为20～40μm；

(4)将所述中等粒度再生剂引入至步骤(1)的反应单元中作为焦炭转移剂进行循环。

本发明利用焦炭转移剂在反应单元处理重质烃油原料，焦炭及金属沉积在焦炭转移剂上；油剂分离后，经过汽提，油气产品进入分离系统，沉积了焦炭的焦炭转移剂进入再生单元进行再生；烧掉部分碳的焦炭转移剂(命名为再生剂)进入粒度控制单元进行分离，获得的大颗粒再生剂和小颗粒再生剂引出反应装置，而将中等粒度再生剂循环回反应单元中的技术方案能够保证重质烃油原料加工过程的反应单元中接触剂颗粒粒径的均匀性，同时实现长周期稳定地加工高残炭、高金属含量的烃油原料。

附图说明

图1是本发明所提供的加工重质烃油原料的方法流程示意图。

图2是本发明的固体颗粒粒度控制器的一种优选的具体实施方式的结构示意图。

附图标记说明

1、重质烃油原料 2、焦炭转移剂

3、产物油气 4、积炭的焦炭转移剂

5、含氧气体 6、第一气体

7、再生剂 8、第二气体

9、小颗粒再生剂 10、大颗粒再生剂

11、中等粒度再生剂

A、第一分离区 B、第二分离区

1a、进料口 2a、第一气体入口

3a、第二气体入口 4a、第三气体入口

5a、气固分离器 6a、第三出料口

7a、第二出料口 8a、第一出料口

9a、传输单元 10a、挡板

11a、分离单元

具体实施方式

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。

如前所述，本发明提供了一种加工重质烃油原料的方法，该方法包括：

(1)将重质烃油原料与焦炭转移剂在含有第一反应器的反应单元中进行接触反应，并将接触反应后获得的产物油气与积炭的焦炭转移剂进行分离；

(2)将所述积碳的焦炭转移剂引入至含有再生器和/或气化器的再生单元中进行再生，以获得再生剂；

(3)将所述再生剂引入至粒度控制单元中进行分离，以分别获得大颗粒再生剂、中等粒度再生剂和小颗粒再生剂，其中，所述大颗粒再生剂与所述中等粒度再生剂的粒径区分点为80～100μm，以及所述中等粒度再生剂与所述小颗粒再生剂的粒径区分点为20～40μm；

(4)将所述中等粒度再生剂引入至步骤(1)的反应单元中作为焦炭转移剂进行循环。

在本发明中，所述大颗粒再生剂与所述中等粒度再生剂的粒径区分点为80～100μm时，粒径相对更大的颗粒为大颗粒再生剂，而粒径相对更小的颗粒为中等粒度再生剂。

在本发明中，所述中等粒度再生剂与所述小颗粒再生剂的粒径区分点为20～40μm时，粒径相对更大的颗粒为中等粒度再生剂，而粒径相对更小的颗粒为小颗粒再生剂。

优选地，所述大颗粒再生剂为粒径大于80μm的再生剂颗粒，以及在所述大颗粒再生剂中，粒径大于100μm的颗粒占全部所述大颗粒再生剂的50～95重量％。更优选地，所述大颗粒再生剂为粒径大于80μm的再生剂颗粒，以及在所述大颗粒再生剂中，粒径大于100μm的颗粒占全部所述大颗粒再生剂的60～95重量％。

优选情况下，所述小颗粒再生剂为粒径小于20μm的再生剂颗粒，以及在所述小颗粒再生剂中，粒径小于10μm的颗粒占全部所述小颗粒再生剂的50～95重量％。更优选地，所述小颗粒再生剂为粒径小于20μm的再生剂颗粒，以及在所述小颗粒再生剂中，粒径小于10μm的颗粒占全部所述小颗粒再生剂的60～95重量％。

优选情况下，所述中等粒度再生剂的平均粒径为20～100μm，更优选为40～80μm。

根据一种特别优选的具体实施方式，所述粒度控制单元中包含固体颗粒粒度控制器，该固体颗粒粒度控制器包括：

用于分离大颗粒再生剂和中等粒度再生剂的第一分离区，该第一分离区中含有分离单元和连接该分离单元的传输单元，所述分离单元的上部设置有进料口，所述分离单元的下部设置有第一气体入口，以及所述分离单元的底部设置有引出大颗粒再生剂的第一出料口；

用于分离中等粒度再生剂和小颗粒再生剂的第二分离区，所述第一分离区中的传输单元的一端嵌入所述第二分离区中，所述第二分离区的下部设置有第三气体入口和引出中等粒度再生剂的第二出料口；所述第二分离区中还设置有挡板以使得由所述传输单元的顶部引入所述第二分离区中的物流能够在接触所述挡板后向所述第二分离区的底部流动；所述第二分离区的顶部设置有气固分离器和引出小颗粒再生剂的第三出料口。

优选地，所述第一分离区中的传输单元中还设置有第二气体入口。

优选情况下，所述第一分离区中还设置有气体分布器，以使得由所述第一气体入口引入的气体能够在所述第一分离区中朝向所述传输单元而运动。

优选地，所述第二分离区中还设置有气体分布器，以使得由所述第三气体入口引入的气体能够在所述第二分离区中朝向所述气固分离器而运动。

优选地，所述第二气体入口的设置方向使得由所述第二气体入口引入的气体能够朝向所述第二分离区而运动。

优选情况下，所述第一分离区和所述第二分离区互为同轴。

根据一种优选的具体实施方式，所述第一分离区的长度占所述粒度控制器的总长度的10-50％，且所述第一分离区的长度为分离单元底部至传输单元顶部之间的距离。

根据一种优选的具体实施方式，所述第二分离区的长度占所述粒度控制器的总长度的50-90％，且所述第二分离区的长度为第二分离区底部至第二分离区顶部之间的距离。

本发明中，所述粒度控制器的总长度为分离单元底部至第二分离区顶部之间的距离。

优选地，所述分离单元为中间粗两头细的中空变径圆柱。

优选情况下，形成所述圆柱的三部分分别为靠近所述第一出料口的下部，圆台状中部和靠近所述传输单元的上部。

所述下部的内径可以在0.1-1m范围内，所述下部的高度可以在0.2-2m范围内。

优选地，所述圆台状中部的纵剖面为等腰梯形，且该等腰梯形的顶角为5-70°。

所述圆台状中部的内径可以在0.3-30m范围内。

优选地，所述圆台状中部与所述下部的内径比为(1-10)：1。

优选地，所述圆台状中部与所述上部的内径比为(1-8)：1。

根据一种更优选的具体实施方式，将所述再生剂引入至粒度控制单元中进行分离的步骤包括：

分别从第一气体入口和第三气体入口向所述固体颗粒粒度控制器中引入气体，并且将所述再生剂由进料口引入第一分离区的分离单元中，控制自第一气体入口引入所述固体颗粒粒度控制器中的气体的流速使得该再生剂中的大颗粒再生剂从第一出料口引出，以及使得含有中等粒度再生剂和小颗粒再生剂的物料自传输单元向上运动至第二分离区中，并且，控制气固分离器的分离条件以及控制自第三气体入口引入所述固体颗粒粒度控制器中的气体的流速使得所述含有中等粒度再生剂和小颗粒再生剂的物料在所述第二分离区中分离获得的中等粒度再生剂和小颗粒再生剂，将所述中等粒度再生剂自第二出料口引出以进入至步骤的反应单元中作为焦炭转移剂进行循环，以及将气体和所述小颗粒再生剂自第三出料口引出。

优选情况下，该方法还包括：从第二气体入口向所述固体颗粒粒度控制器中引入气体。

优选地，控制自所述第一气体入口引入所述固体颗粒粒度控制器中的气体的流速为0.01-0.8m/s，优选为0.05-0.5m/s。

优选地，控制自所述第二气体入口引入所述固体颗粒粒度控制器中的气体的流速为1-38m/s，优选为2-18m/s。

优选地，控制自所述第三气体入口引入所述固体颗粒粒度控制器中的气体的流速为0.01-0.8m/s，优选为0.05-0.5m/s。

根据一种优选的具体实施方式，在本发明的方法中，控制自所述第一气体入口引入所述固体颗粒粒度控制器中的气体的流速为0.01-0.8m/s，控制自所述第二气体入口引入所述固体颗粒粒度控制器中的气体的流速为1-38m/s，以及控制自所述第三气体入口引入所述固体颗粒粒度控制器中的气体的流速为0.01-0.8m/s。

根据另一种优选的具体实施方式，在本发明的方法中，控制自所述第一气体入口引入所述固体颗粒粒度控制器中的气体的流速为0.05-0.5m/s，控制自所述第二气体入口引入所述固体颗粒粒度控制器中的气体的流速为2-18m/s，以及控制自所述第三气体入口引入所述固体颗粒粒度控制器中的气体的流速为0.05-0.5m/s。

本发明的发明人在研究中发现，控制本发明的方法在前述两种优选的具体实施方式范围内时，由本发明的方法分离再生剂时获得的分离效果更好，从而使得本发明的加工重质烃油原料方法能够在更长的周期下稳定运转。

优选地，控制自各气体入口引入的气体的流速以及气固分离器的分离条件，使得自所述第一出料口引出的所述大颗粒再生剂的粒径大于80μm，其中大于100μm的颗粒占自所述第一出料口引出的全部所述大颗粒再生剂的50-95重量％；更优选地，占自所述第一出料口引出的全部所述大颗粒再生剂的60-95重量％。

优选地，控制自各气体入口引入的气体的流速以及气固分离器的分离条件，使得自所述第三出料口引出的所述小颗粒再生剂的粒径小于20μm，其中小于10μm的颗粒占自所述第三出料口引出的全部所述小颗粒再生剂的50-95重量％；更优选地，占自所述第三出料口引出的全部所述小颗粒再生剂的60-95重量％。

优选地，控制自各气体入口引入的气体的流速以及气固分离器的分离条件，使得自所述第二出料口引出中等粒度再生剂的平均粒径为20-100μm。

优选地，所述固体颗粒粒度控制器中的条件包括：温度为350-900℃，压力为0.13-4MPa。

优选地，在步骤(1)中，所述焦炭转移剂的粒径范围为20～200μm，且所述焦炭转移剂的平均粒径为50～95μm。

本发明的所述焦炭转移剂中可以含有硅铝材料，微反活性在5～50之间(按标准ASTM D3907-87测定)。本发明的所述焦炭转移剂中可以含有或不含有分子筛组元，所述焦炭转移剂的活性可以根据加工对象和加工目的而灵活地调整。优选情况下，所述焦炭转移剂是一种水热稳定性好，具有一定催化裂化活性的球形颗粒，可通过喷雾干燥或团聚方法制备。本发明所述的焦炭转移剂主要有三个作用：一是裂化重油，二是炭质残余物载体，三是热能载体。因为焦炭转移剂上的积炭能起到的一定的保护作用，因此，所述焦炭转移剂的水热稳定性高于常规的FCC催化剂。

优选地，所述焦炭转移剂为分子筛、无定型硅铝、白土、高岭土、蒙脱石、累托石、伊利石、绿泥石、氧化铝、石英砂、莫来石和硅溶胶中的至少一种。

优选地，在步骤(1)中，控制所述接触反应的条件，使得由步骤(1)获得的所述积炭的焦炭转移剂中的焦炭含量为0.8～25重量％。

优选地，在步骤(1)中，所述接触反应的条件包括：反应温度为300～700℃；反应时间为0.1～180s；焦炭转移剂与重质烃油原料的重量比为(3～20)：1，水蒸汽与重质烃油原料的重量比为(0.02～0.5)：1，反应压力为0～1MPa(表压)。

更优选地，在步骤(1)中，所述接触反应的条件包括：反应温度为450～650℃，优选为480～580℃；反应时间为0.5～60s；焦炭转移剂与重质烃油原料的重量比为(5～15)：1，水蒸汽与重质烃油原料的重量比为(0.03～0.3)：1，反应压力为0～0.7MPa(表压)。

优选地，在步骤(1)中，所述第一反应器为流化床反应器和/或提升管反应器。

优选地，在步骤(2)中，所述再生器和所述气化器选自提升管气化器、流化床气化器或移动床气化器，或者为它们中两种以上组合而成的气化器。优选地，所述再生器和所述气化器为流化床气化器，所述气化器沿垂直方向从下至上依次为预流化段、燃烧段、气化段、出口段。

优选地，在步骤(2)中，控制所述进行再生的条件，使得所述再生剂上焦炭的含量为0.1～1.0重量％。

优选地，在步骤(2)中的气化器中，控制所述进行再生的条件，使得气化形成的有效气体(CO+H₂)含量大于50体积％(干基)。

优选地，在步骤(2)中，进行所述再生的步骤包括：将所述积碳的焦炭转移剂与含氧气体在600～1000℃、空床气速0.05～1.5m/s的条件下接触反应0.5～600s后使气固两相分离。

本发明中，采用气化器时，所述积碳的焦炭转移剂与含氧气体一起进入气化器后，在燃烧段采用湍流床或提升管输送的操作方式，所述积碳的焦炭转移剂在较短的停留时间内进行富氧燃烧，产生的热量能快速提升所述积碳的焦炭转移剂到很高的温度，并消耗掉大部分的氧气，产生相当数量的CO₂气体。燃烧段的物流上升进入气化段，所述气化器能将焦炭的快速燃烧反应与其缓慢气化反应耦合，能够通过对所述积碳的焦炭转移剂上焦炭的燃烧、气化、产物的二次反应进行优化控制，实现系统的自热平衡，并获得高产率的富含合成气的气体物流。所述的富含合成气的气体物流经脱硫、除尘后送至后续水蒸汽变换过程中制氢或制备碳一化学合成气，还能够部分返回步骤(1)的反应单元中用于焦炭抑制气体。所述的变换反应是在两段或两段以上的固定催化剂床层中进行的，床层高度由变换炉进气组成和催化剂操作温度决定。所采用的变换催化剂选自：铁-铬系中温变换催化剂、铜-锌系低温变换催化剂以及钴-钼系耐硫变换催化剂中的一种或两种以上。变换炉操作压力优选为100～800kPa。

优选地，所述重质烃油原料中的残炭含量为10～45重量％，金属含量为25～1000μg/g。

优选地，所述重质烃油原料为常压渣油、减压蜡油、减压渣油、减粘裂化渣油、加氢裂化尾油、脱沥青油、重质原油、含酸原油和罐底油中的至少一种烃油。本发明的所述重质烃油原料还可以为页岩油、焦化蜡油、加氢裂化尾油、煤焦油、煤液化残渣油或其它二次加工馏分油中的一种或几种。

所述重质烃油原料在反应单元中与焦炭转移剂接触反应，能够实现较大深度的轻质化，并脱碳、脱金属。所得的产物油气经分馏能够得到气体、汽油馏分、柴油馏分和蜡油馏分。所得的蜡油馏分能够作为催化裂化或加氢裂化的原料，也能够在本发明的反应单元内循环利用。

优选地，本发明的方法还包括：在进行所述接触反应之前，先将步骤(1)中的所述重质烃油原料预热至120～400℃。

更优选地，本发明的方法还包括：在进行所述接触反应之前，先将步骤(1)中的所述重质烃油原料预热至运动粘度为1～500mm²/s。

在本发明中，产物油气分离过程、汽提过程、产物油气分馏过程均与常规催化裂化(FCC)中的分离过程、汽提过程、产物油气分馏过程类似，本发明在此不再赘述。

以下结合图1提供本发明的加工重质烃油原料的方法的一种优选的具体实施方式：

重质烃油原料1与焦炭转移剂2在反应单元内接触并反应。反应得到的产物油气3经管线引出反应单元与载有焦炭的积炭的焦炭转移剂4进行分离；积炭的焦炭转移剂4进入再生单元中，与含氧气体5进行反应，反应后获得的第一气体6(例如合成气)经管线引出再生单元，第二气体8(第二气体可以为任意能够使得所述粒度控制单元流态化的流化气体，例如可以为水蒸气)和经再生后获得的再生剂7经管线进入粒度控制单元中进行分离，以分别获得大颗粒再生剂10、中等粒度再生剂11和小颗粒再生剂9，小颗粒再生剂9和大颗粒再生剂10分别经管线引出反应系统，而中等粒度再生剂11引入至反应单元中作为焦炭转移剂进行循环。

以下结合图2提供将所述再生剂引入至粒度控制单元中进行分离的步骤的优选的具体实施方式：

分别从第一气体入口2a和第三气体入口4a向所述固体颗粒粒度控制器中引入气体，并且将再生剂由进料口1a引入第一分离区A的分离单元11a中，控制自第一气体入口2a引入所述固体颗粒粒度控制器中的气体的流速使得该再生剂中的大颗粒再生剂从第一出料口8a引出，以及使得含有中等粒度再生剂和小颗粒再生剂的物料自传输单元9a向上运动至第二分离区B中，并且，控制气固分离器5a的分离条件以及控制自第三气体入口4a引入所述固体颗粒粒度控制器中的气体的流速使得所述含有中等粒度再生剂和小颗粒再生剂的物料在所述第二分离区B中分离获得的中等粒度再生剂和小颗粒再生剂，将所述中等粒度再生剂自第二出料口7a引出，以及将气体和所述小颗粒再生剂自第三出料口6a引出。

图2中的挡板10a的设置使得由所述传输单元9a的顶部引入所述第二分离区B中的物流能够在接触所述挡板后向所述第二分离区B的底部流动。

优选地，该方法还包括：从第二气体入口3a向所述固体颗粒粒度控制器中引入气体。

与现有技术相比，本发明的有益效果主要体现在以下几方面：

(1)本发明所提供的方法能够集成劣质重油深加工和过剩炭质残余物合理利用两个方面，以劣质烃油为原料，最大化生产轻油的前提下，将富余焦炭在气化炉内气化生成合成气体，合理利用重油加工的残余物，生产高经济价值的产品。

(2)本发明的焦炭转移剂有两个重要的作用，一是有一定的裂化作用，另一个是脱碳作用，其设计中强调焦炭转移剂的高温水热作用。

(3)本发明利用焦炭转移剂在反应单元中处理重质烃油原料，一方面进行浅度催化裂化或热裂化，生成以柴油或低碳烃类为主的轻质组分；另一方面就是同步脱碳，使焦炭与金属、硫和氮等一起附着在焦炭转移剂上。

(4)本发明通过粒度控制单元控制循环的焦炭转移剂的粒度，实现良好的流化，能够保证焦炭转移剂在系统内稳定运转。

(5)本发明中的积碳的焦炭转移剂上焦炭含量较高，能够抑制金属的脱氢生焦作用。

以下将通过实例对本发明进行详细描述。以下均为示例性说明本发明和现有技术的方案的效果的实验室水平试验。

在没有特别说明的情况下，以下实施例采用如图1所示的工艺路线进行。

以下应用的新鲜焦炭转移剂的组成为：Al₂O₃为60.1重量％，SiO₂为35.2重量％，其他物质4.7重量％，粒径范围为20～100μm，平均粒径为66μm。

以下应用的重质烃油原料的性质如表1中所示。

实施例1

将表1中的重质烃油原料预热至运动粘度为5mm²/s，然后将预热后的重质烃油原料与焦炭转移剂在反应单元内接触并反应。反应得到的产物油气经管线引出反应单元以与载有焦炭的积炭的焦炭转移剂(其中的焦炭含量为3重量％)进行分离；积炭的焦炭转移剂进入再生单元的气化器中，与含氧气体进行反应，反应后获得的合成气(有效气体(CO+H₂)含量大于60体积％(干基))经管线引出再生单元，第二气体(具体为水蒸气)和经再生后获得的再生剂经管线进入粒度控制单元的固体颗粒粒度控制器中进行分离，以分别获得大颗粒再生剂(粒径大于80μm，且粒径大于100μm的颗粒占全部所述大颗粒再生剂的80重量％)、中等粒度再生剂(平均粒径为63μm)和小颗粒再生剂(粒径小于20μm，且粒径小于10μm的颗粒占全部所述小颗粒再生剂的75重量％)，小颗粒再生剂和大颗粒再生剂分别经管线引出反应系统，而中等粒度再生剂引入至反应单元中作为焦炭转移剂进行循环，其中，所述颗粒粒度控制器中的条件包括：温度为510℃，压力为0.13MPa。

本实施例中涉及的反应的参数列于表2中。

并且，第一气体入口、第二气体入口和第三气体入口引入的气体流速分别列于表3中。

效果：重油流态化加工过程中的反应单元内的接触剂中，20-80μm的颗粒占反应单元内总颗粒的90重量％以上，且重油流态化加工的稳定运行周期为1000h以上。

实施例2

本实施例采用与实施例1相似的方法进行，所不同的是，将积炭的焦炭转移剂引入至再生单元的再生器中进行反应，并且，本实施例中的反应单元以及再生单元中的反应条件如表2中所示，并且控制如下参数条件，而其余参数条件均与实施例1中相同：

大颗粒再生剂：粒径大于80μm，且粒径大于100μm的颗粒占全部所述大颗粒再生剂的85重量％；

中等粒度再生剂：平均粒径为62μm；

小颗粒再生剂：粒径小于20μm，且粒径小于10μm的颗粒占全部所述小颗粒再生剂的85重量％。

颗粒粒度控制器中的条件包括：温度为495℃，压力为0.2MPa。

第一气体入口、第二气体入口和第三气体入口引入的气体流速分别列于表3中。

效果：重油流态化加工过程中的反应单元内的接触剂中，20-80μm的颗粒占反应单元内总颗粒的93重量％以上，且重油流态化加工的稳定运行周期为1000h以上。

实施例3

本实施例采用与实施例1相似的方法进行，所不同的是，将积炭的焦炭转移剂引入至再生单元的再生器中进行反应，并且，本实施例中的反应单元以及再生单元中的反应条件如表2中所示，并且控制如下参数条件，而其余参数条件均与实施例1中相同：

大颗粒再生剂：粒径大于90μm，且粒径大于100μm的颗粒占全部所述大颗粒再生剂的70重量％；

中等粒度再生剂：平均粒径为65μm；

小颗粒再生剂：粒径小于20μm，且粒径小于10μm的颗粒占全部所述小颗粒再生剂的70重量％。

颗粒粒度控制器中的条件包括：温度为550℃，压力为0.3MPa。

第一气体入口、第二气体入口和第三气体入口引入的气体流速分别列于表3中。

效果：重油流态化加工过程中的反应单元内的接触剂中，20-90μm的颗粒占反应单元内总颗粒的94重量％以上，且重油流态化加工的稳定运行周期为1000h以上。

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，控制如下参数条件，而其余参数条件均与实施例1中相同：

大颗粒再生剂：粒径大于80μm，且粒径大于100μm的颗粒占全部所述大颗粒再生剂的52重量％；

中等粒度再生剂：平均粒径为51μm；

小颗粒再生剂：粒径小于20μm，且粒径小于10μm的颗粒占全部所述小颗粒再生剂的72重量％。

第一气体入口、第二气体入口和第三气体入口引入的气体流速分别列于表3中。

效果：重油流态化加工过程中的反应单元内的接触剂中，20-80μm的颗粒占反应单元内总颗粒的84重量％以上，且重油流态化加工的稳定运行周期为1000h以上。

对比例1

本对比例采用与实施例1相似的方法进行重油流态化加工过程，不同的是，本对比例中不应用固体颗粒粒度控制器分离重油流态化加工过程中的再生剂，仅是直接将重油流态化加工过程中的再生剂中的80重量％循环回反应单元中作为焦炭转移剂。

重油流态化加工过程中的其余参数与实施例1中相同。

结果：重油流态化加工过程中的反应单元内的接触剂中，20-80μm的颗粒占反应单元内总颗粒的70重量％，且重油流态化加工的稳定运行周期仅为24h。

表1

项目	减压渣油
		密度(20℃)/(g/cm<sup>3</sup>)	1.0387
运动粘度/(mm<sup>2</sup>/s)
		80℃	2900
100℃	584
		残炭/重量％	26.8
四组分/重量％
		饱和烃	13.5
芳香烃	38.2
		胶质	27.5
沥青质	20.8
		元素组成，重量％
C	85.33
		H	9.91
S	3.10
		N	0.50
金属含量/(μg/g)
		Ni	55
V	384

表2

表3

由上述结果可以看出，本发明的重油流态化加工过程，能够实现良好的流化，保证反应单元内的接触剂颗粒粒径的均匀性以及保证渣油流态化加工装置的长周期稳定运转。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。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，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。

Claims (33)

1.一种加工重质烃油原料的方法，该方法包括：

（1）将重质烃油原料与焦炭转移剂在含有第一反应器的反应单元中进行接触反应，并将接触反应后获得的产物油气与积碳的焦炭转移剂进行分离；

（2）将所述积碳的焦炭转移剂引入至含有再生器和/或气化器的再生单元中进行再生，以获得再生剂；

（3）将所述再生剂引入至粒度控制单元中进行分离，以分别获得大颗粒再生剂、中等粒度再生剂和小颗粒再生剂，其中，所述大颗粒再生剂与所述中等粒度再生剂的粒径区分点为80~100μm，以及所述中等粒度再生剂与所述小颗粒再生剂的粒径区分点为20~40μm；

（4）将所述中等粒度再生剂引入至步骤（1）的反应单元中作为焦炭转移剂进行循环。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述大颗粒再生剂为粒径大于80μm的再生剂颗粒，以及在所述大颗粒再生剂中，粒径大于100μm的颗粒占全部所述大颗粒再生剂的50~95重量%。

3.根据权利要求2所述的方法，其中，在所述大颗粒再生剂中，粒径大于100μm的颗粒占全部所述大颗粒再生剂的60~95重量%。

4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述小颗粒再生剂为粒径小于20μm的再生剂颗粒，以及在所述小颗粒再生剂中，粒径小于10μm的颗粒占全部所述小颗粒再生剂的50~95重量%。

5.根据权利要求4所述的方法，其中，在所述小颗粒再生剂中，粒径小于10μm的颗粒占全部所述小颗粒再生剂的60~95重量%。

6.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，所述中等粒度再生剂的平均粒径为20~100μm。

7.根据权利要求6所述的方法，其中，所述中等粒度再生剂的平均粒径为40~80μm。

8.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，所述粒度控制单元中包含固体颗粒粒度控制器，该固体颗粒粒度控制器包括：

用于分离大颗粒再生剂和中等粒度再生剂的第一分离区（A），该第一分离区中含有分离单元（11a）和连接该分离单元（11a）的传输单元（9a），所述分离单元的上部设置有进料口（1a），所述分离单元的下部设置有第一气体入口（2a），以及所述分离单元的底部设置有引出大颗粒再生剂的第一出料口（8a）；

用于分离中等粒度再生剂和小颗粒再生剂的第二分离区（B），所述第一分离区（A）中的传输单元（9a）的一端嵌入所述第二分离区（B）中，所述第二分离区（B）的下部设置有第三气体入口（4a）和引出中等粒度再生剂的第二出料口（7a）；所述第二分离区（B）中还设置有挡板（10a）以使得由所述传输单元（9a）的顶部引入所述第二分离区（B）中的物流能够在接触所述挡板后向所述第二分离区（B）的底部流动；所述第二分离区（B）的顶部设置有气固分离器（5a）和引出小颗粒再生剂的第三出料口（6a）。

9.根据权利要求8所述的方法，其中，所述第一分离区（A）中的传输单元（9a）中还设置有第二气体入口（3a）。

10.根据权利要求8所述的方法，其中，将所述再生剂引入至粒度控制单元中进行分离的步骤包括：

分别从第一气体入口（2a）和第三气体入口（4a）向所述固体颗粒粒度控制器中引入气体，并且将所述再生剂由进料口（1a）引入第一分离区（A）的分离单元（11a）中，控制自第一气体入口（2a）引入所述固体颗粒粒度控制器中的气体的流速使得该再生剂中的大颗粒再生剂从第一出料口（8a）引出，以及使得含有中等粒度再生剂和小颗粒再生剂的物料自传输单元（9a）向上运动至第二分离区（B）中，并且，控制气固分离器（5a）的分离条件以及控制自第三气体入口（4a）引入所述固体颗粒粒度控制器中的气体的流速使得所述含有中等粒度再生剂和小颗粒再生剂的物料在所述第二分离区（B）中分离获得的中等粒度再生剂和小颗粒再生剂，将所述中等粒度再生剂自第二出料口（7a）引出以进入至步骤（1）的反应单元中作为焦炭转移剂进行循环，以及将气体和所述小颗粒再生剂自第三出料口（6a）引出。

11.根据权利要求10所述的方法，其中，该方法还包括：从第二气体入口（3a）向所述固体颗粒粒度控制器中引入气体。

12.根据权利要求10所述的方法，其中，控制自所述第一气体入口（2a）引入所述固体颗粒粒度控制器中的气体的流速为0.01-0.8m/s。

13.根据权利要求12所述的方法，其中，控制自所述第一气体入口（2a）引入所述固体颗粒粒度控制器中的气体的流速为0.05-0.5m/s。

14.根据权利要求11所述的方法，其中，控制自所述第二气体入口（3a）引入所述固体颗粒粒度控制器中的气体的流速为1-38m/s。

15.根据权利要求14所述的方法，其中，控制自所述第二气体入口（3a）引入所述固体颗粒粒度控制器中的气体的流速为2-18m/s。

16.根据权利要求10所述的方法，其中，控制自所述第三气体入口（4a）引入所述固体颗粒粒度控制器中的气体的流速为0.01-0.8m/s。

17.根据权利要求16所述的方法，其中，控制自所述第三气体入口（4a）引入所述固体颗粒粒度控制器中的气体的流速为0.05-0.5m/s。

18.根据权利要求10所述的方法，其中，控制自各气体入口引入的气体的流速以及气固分离器（5a）的分离条件，使得自所述第一出料口（8a）引出的所述大颗粒再生剂的粒径大于80μm，其中大于100μm的颗粒占自所述第一出料口（8a）引出的全部所述大颗粒再生剂的50-95重量%。

19.根据权利要求18所述的方法，其中，大于100μm的颗粒占自所述第一出料口（8a）引出的全部所述大颗粒再生剂的60-95重量%。

20.根据权利要求10所述的方法，其中，控制自各气体入口引入的气体的流速以及气固分离器（5a）的分离条件，使得自所述第三出料口（6a）引出的所述小颗粒再生剂的粒径小于20μm，其中小于10μm的颗粒占自所述第三出料口（6a）引出的全部所述小颗粒再生剂的50-95重量%。

21.根据权利要求20所述的方法，其中，小于10μm的颗粒占自所述第三出料口（6a）引出的全部所述小颗粒再生剂的60-95重量%。

22.根据权利要求10所述的方法，其中，控制自各气体入口引入的气体的流速以及气固分离器（5a）的分离条件，使得自所述第二出料口（7a）引出中等粒度再生剂的平均粒径为20-100μm。

23.根据权利要求10所述的方法，其中，所述固体颗粒粒度控制器中的条件包括：温度为350-900℃，压力为0.13-4MPa。

24.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，在步骤（1）中，所述焦炭转移剂的粒径范围为20~200μm，且所述焦炭转移剂的平均粒径为50~95μm。

25.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，所述焦炭转移剂为分子筛、无定型硅铝、白土、高岭土、蒙脱石、累托石、伊利石、绿泥石、氧化铝、石英砂和莫来石中的至少一种。

26.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，在步骤（1）中，控制所述接触反应的条件，使得由步骤（1）获得的所述积碳的焦炭转移剂中的焦炭含量为0.8~25重量%。

27.根据权利要求1所述的方法，其中，在步骤（1）中，所述接触反应的条件包括：反应温度为300~700℃；反应时间为0.1~180s；焦炭转移剂与重质烃油原料的重量比为（3~20）：1，水蒸汽与重质烃油原料的重量比为（0.02~0.5）：1，反应压力为0~1MPa。

28.根据权利要求1所述的方法，其中，在步骤（1）中，所述第一反应器为流化床反应器和/或提升管反应器。

29.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，在步骤（2）中，进行所述再生的步骤包括：将所述积碳的焦炭转移剂与含氧气体在600～1000℃、空床气速0.05～1.5m/s的条件下接触反应0.5～600s后使气固两相分离。

30.根据权利要求1所述的方法，其中，所述重质烃油原料中的残炭含量为10~45重量%，金属含量为25~1000μg/g。

31.根据权利要求30所述的方法，其中，所述重质烃油原料为常压渣油、减压蜡油、减压渣油、减粘裂化渣油、加氢裂化尾油、脱沥青油、重质原油、含酸原油和罐底油中的至少一种烃油。

32.根据权利要求1所述的方法，其中，该方法还包括：在进行所述接触反应之前，先将步骤（1）中的所述重质烃油原料预热至120~400℃。

33.根据权利要求1所述的方法，其中，该方法还包括：在进行所述接触反应之前，先将步骤（1）中的所述重质烃油原料预热至运动粘度为1~500mm²/s。

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