CN113801691B - 一种渣油生产乙烯装置原料的方法及系统 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种渣油生产乙烯装置原料的方法及系统。该方法包括：渣油原料与氢气混合加热后，进入渣油加氢反应器进行加氢反应，渣油加氢生成油进入第一分离器得到气相I和液相I，气相I进入第三分离器，得到气相III和液相III，液相III进入第四分离器，得到气相IV和液相IV，液相I进入第二分离器，得到气相II和液相II，其中，气相II和液相IV进入加氢精制反应器进行加氢反应，加氢产物和液相II进入分馏塔，经分馏得到气体、石脑油、柴油、蜡油和未转化油，其中石脑油直接作为乙烯装置原料。该方法可以得到宽馏分石脑油馏分，而且能够满足乙烯装置原料的要求，无需后续加工，工艺流程简单，操控简便，成本低，能耗低。
Description
技术领域
本发明属于石油炼制领域，具体地涉及一种渣油生产乙烯装置原料的方法及系统。
背景技术
渣油加氢技术作为目前重油加工的重要手段之一，受到越来越多炼化企业的青睐。现阶段，为提高轻质油收率和品质，渣油加氢技术已获得广泛应用。渣油加氢工艺主要包括：固定床渣油加氢工艺、沸腾床加氢工艺、悬浮床加氢工艺和移动床加氢工艺等，其中采用固定床渣油加氢技术应用最为广泛，渣油原料转化率一般在10%~40%之间，加氢产品主要作为催化裂化装置的原料；沸腾床加氢工艺的渣油原料转化率可达到30%~80%。但渣油加氢转化得到的轻馏分中杂质含量比较高，必须进行后续加工处理才能作为最终产品或下游装置的合格进料。如渣油加氢的石脑油馏分由于杂质含量较高，需要进一步加氢精制，才能作为乙烯装置或重整装置的原料，这样就需要新建一套加氢装置，会大幅度提高炼化企业的投资、操作费用和人力成本。
目前，炼化企业大多将渣油加氢石脑油与其他石脑油馏分混合后，共同进行加氢处理，扩大了石脑油加氢装置建设的规模，大幅度提高了成本，如循环氢压缩机、分馏塔、进料泵等动静设备均需要增加采购成本。此外，随着中国车用燃料市场日趋饱和，车用汽柴油年需求量增幅逐年降低，炼油企业产能严重过剩，造成生产车用燃料的利润空间也越来越小，严重影响了渣油加氢装置的效益。而乙烯装置、重整装置和合成氨等生产化工原料的装置原料一直存在较大缺口，严重制约了中国化工行业的发展。这些装置主要以石脑油为原料。使渣油加氢装置生产的石脑油馏分若能直接满足化工装置原料的要求，可以降低炼化企业成本，提高经济效益。
CN1047188C公开了一种制取水蒸汽裂解以生产乙烯所用原料油的方法。该方法是用渣油经过焦化的热加工而得到的。渣油焦化后，大部分裂化成石脑油及轻柴油，但焦化石脑油及焦化轻柴油必须经过加氢精制后，才能用作水蒸汽裂解制乙烯的原料油。
CN103102964B公开了一种副产优质柴油的渣油加氢方法。该方法在加氢条件下，生物油脂与新氢混合通过第一段加氢反应区，加氢生成物流分离得到的富氢气体作为第二段补充氢使用，分离得到的液体与渣油混合进入第二段渣油加氢反应区，第二段加氢生成油分离得到的富氢气体在第二段循环使用，分离得到的液体产品分馏得到石脑油、优质柴油和加氢渣油。该方法未提及所得的石脑油的性质，而且需要加氢的生物油脂来掺炼渣油。
发明内容
针对现有技术的不足，本发明提供了一种渣油生产乙烯装置原料的方法及系统。该方法可以得到宽馏分石脑油馏分，而且能够满足乙烯装置原料的要求，无需后续加工，工艺流程简单，操控简便，成本低，能耗低。
本发明第一方面提供了一种渣油生产乙烯装置原料的方法，包括：渣油原料与氢气混合加热后，进入渣油加氢反应器进行加氢反应，渣油加氢生成油进入第一分离器得到气相I和液相I，气相I进入第三分离器，得到气相III和液相III，液相III进入第四分离器，得到气相IV和液相IV，液相I进入第二分离器，得到气相II和液相II，其中，气相II和液相IV进入加氢精制反应器进行加氢反应，加氢产物和液相II进入分馏塔，经分馏得到气体、石脑油、柴油、蜡油和未转化油，其中石脑油直接作为乙烯装置原料。
本发明方法中，所述的渣油原料包括常压渣油、减压渣油中的至少一种。所述的渣油原料中可以加入常规的轻质馏分，所述的轻质馏分可以为来自直馏、减压或二次加工而得的比渣油轻的轻质馏分，比如减压蜡油、焦化蜡油、催化裂化柴油、催化裂化回炼油、催化裂化循环油等中的至少一种。所述轻质馏分的加入量，本领域技术人员可以根据原料性质等来调整。
本发明方法中，渣油加氢反应器可以是固定床加氢反应器、沸腾床加氢反应器或悬浮床加氢反应器，优选沸腾床加氢反应器。渣油加氢反应器可以采用一个反应器或采用多个串联的反应器，用于装填渣油加氢催化剂，可以包括加氢保护催化剂、加氢脱金属催化剂、加氢脱硫催化剂和加氢脱氮催化剂（或称为加氢转化催化剂），具体催化剂可以采用现有技术中具有相同功能的催化剂。所述的加氢催化剂一般包括载体组分和加氢活性金属组分，其中所述加氢活性金属组分包括第VIB族金属元素和/或第VIII族金属元素，其中第VIB族金属元素优选为Mo和/或W，第VIII族金属元素优选为Ni和/或Co。其中，以催化剂的重量为基准计，第VIB族金属以氧化物计的含量为2.0%～20.0%，优选为4.0%～15.0%，第VIII族金属以氧化物计的含量为1.0%～10.0%，优选为2.0%～7.0%。所述载体组分一般是氧化铝基载体。所述的加氢催化剂还可以包括常规的助剂组分，比如磷、硼、硅等中的至少一种。加氢催化剂例如可以采用中国石化抚顺石油化工研究院开发的FZC系列商业催化剂。催化剂级配方法可以根据常规方法进行，本发明中没有特别限定。
本发明方法中，所述的渣油加氢操作条件如下：反应压力5~25MPa，反应温度300~430℃，液时体积空速0.05~5.0h-1，氢油体积比150：1~1000：1。
本发明方法中，所述的渣油原料的转化率可以为10%~80%，优选为30wt%~70wt%。
本发明方法中，所述的第一分离器的操作条件如下：操作压力15.0MPa~18.0MPa，操作温度300~420℃。
本发明方法中，所述的第二分离器的操作条件如下：操作压力2.0MPa~4.0MPa，操作温度300~420℃。
本发明方法中，所述的第三分离器的操作条件如下：操作压力15.0MPa~18.0MPa，操作温度30~50℃。
本发明方法中，所述的第四分离器的操作条件如下：操作压力2.0MPa~4.0MPa，操作温度30~50℃。
本发明方法中，所述的加氢精制反应器装填加氢精制催化剂，可以采用氧化态催化剂，也可以采用硫化态催化剂，优选硫化态催化剂，硫化态催化剂选自钼镍、钨镍或钨钼镍为活性组分的硫化态加氢精制催化剂，优选钨钼镍为活性组分的硫化态加氢精制催化剂。加氢精制催化剂一般以氧化铝为载体，以催化剂的重量为基准，活性组分以氧化物计的含量不小于16%，一般为16%～30%。催化剂的比表面积为200~400m2/g，孔容为0.30~0.55mL/g。硫化态加氢精制催化剂可以是商品加氢精制催化剂，如抚顺石油化工研究院研制生产的FH-40C加氢精制催化剂。
本发明方法中，所述的加氢精制反应器的操作条件如下：反应压力为2.0MPa~4.0MPa，与第四分离器操作压力一致；反应温度为150℃~350℃，优选为200℃~300℃；液时体积空速为0.5h-1~8.0h-1，优选为2.0 h-1~5.0 h-1。
本发明方法中，所述加氢精制反应器的进料气相II和液相IV中携带有一定量的氢气，能够满足加氢精制反应器的需要，不需要额外补充氢气，因此，本发明中虽新增加氢精制反应器，但无需额外增加氢源和供氢设备。
本发明方法中，液相II与液相IV换热后，液相IV进入加氢精制反应器，液相II进入分馏塔，充分利用液相II的热量，一方面满足加氢精制反应器的反应温度的要求，另一方面还能够为分馏塔提供部分热源，降低了分馏塔操作的能耗。
本发明方法中，液相II进分馏塔的位置低于加氢产物进分馏塔的位置，分馏塔采用这种分段进料的方式，可以降低分馏塔的操作能耗，提高分馏精度。
本发明方法中，气相III经处理后，可作为循环氢使用，用于渣油加氢反应器的原料。气相IV通过排放量大小来控制第四分离器的压力（也就是加氢精制反应器的压力），同时第四分离器可起到原料油缓冲的作用，防止加氢进料量大幅度波动。
本发明方法中，分馏塔分馏得到的未转化油循环到渣油加氢反应器。
本发明方法中，所得的石脑油的终馏点为230~250℃，硫含量为80μg/g以上，可以为80~320μg/g，烯烃含量为1.0wt%以下。
本发明第二方面提供了一种渣油加氢生产乙烯装置原料的系统，包括：
渣油加氢反应器，设置原料入口和渣油加氢生成油出口；
第一分离器，设置进料入口I及气相I出口和液相I出口，而且所述的进料入口I与渣油加氢生成油出口相连通；
第二分离器，设置进料入口II及气相II出口和液相II出口，而且所述的进料入口II与液相I出口相连通；
第三分离器，设置进料入口III及气相III出口和液相III出口，而且所述的进料入口III与气相I出口相连通；
第四分离器，设置进料入口IV及气相IV出口和液相IV出口，而且所述的进料入口IV与液相III出口相连通；
加氢精制反应器，设置进料入口V及加氢产物出口，而且所述的进料入口V与气相II出口及液相IV出口相连通；
分馏塔，设置进料入口VI及分馏产物出口，而且所述的进料入口VI与液相II出口及加氢产物出口相连通。
本发明系统中，在液相II出口与分馏塔进料入口之间设置换热器，用于液相II与液相IV进行换热。
本发明系统中，在渣油加氢反应器之前，通常设置有原料油缓冲罐、进料泵和加热炉以及氢气进料管线。
本发明系统中，分馏塔底部设置未转化油循环管线，用于未转化油循环回渣油加氢反应器。
本发明系统中，气相III可以作为循环氢使用，作为循环氢之前设置气相III的处理装置，以脱除其中的杂质，比如硫化氢等。气相IV不能作为循环氢，通常去轻烃回收装置或脱硫后作为燃料气。
与现有技术相比，本发明系统和方法具有如下优点：
1、与常规渣油加氢工艺相比，本发明只增加一台加氢精制反应器的情况下，就可以生产宽石脑油馏分直接作为乙烯装置原料。而常规渣油加氢工艺所得各馏分产品均需进行进一步加工才能作为合格产品或下游装置进料。而且加氢精制反应器采用与第四分离器同等的压力，不需要额外调控操作压力，氢气来源于液相IV和气相II，不需要额外补充氢气，反应温度通过液相II与液相IV换热补充部分热量就能满足加氢精制反应器的反应温度要求，因此，本发明只新增一台加氢精制反应器，并不需要增加其他辅助设备。
2、本发明方法中，加氢精制反应器采用特定催化剂，操作条件缓和，而且将液相IV和气相II作为进料，经加氢反应，不但能够除去液相IV和气相II中的不饱和烯烃，而且还能够避免过度进行脱硫反应，精制后作为乙烯装置原料的馏分，在不影响乙烯装置产品质量和收率的情况下，所得石脑油馏分的终馏点可比常规石脑油重40~50℃，因此可以大幅度增产乙烯装置原料。此外，烯烃加氢等反应是放热反应，由此得到热量随加氢产物进入分馏塔，能够为分馏塔提供部分热源，降低了分馏塔操作的能耗。经分馏后所得的石脑油中，烷烃含量高，烯烃含量低，硫含量适中，可以直接作为优质乙烯装置原料。
3、本发明方法中，第四分离器可以同时作为加氢精制反应器的原料油缓冲罐，有效避免进料量出现波动。加氢精制反应器压力与第四分离器操作压力保持一致，无需增压设备，如加氢混合物料中氢气过量，可由第四分离器顶部排放气控制阀调控，同时可以避免过量气体对分馏塔操作的冲击。
4、本发明方法中，能够充分利用热量，加氢精制反应器不需要额外补充热量，而且还能将分离器和加氢反应产生的额外热量用于分馏塔，简化了流程，降低了装置投资，提高了装置热效率，降低了分馏塔操作的能耗。
附图说明
图1为本发明方法一种具体流程示意图。其中：1-渣油原料，2-原料油缓冲罐，3-进料泵，4-原料加热炉，5-渣油加氢反应器，6-第一分离器，7-第三分离器，8-第二分离器，9-第四分离器，10-换热器，11-加氢精制反应器，12-分馏塔，13-石脑油，14-柴油，15-蜡油，16-未转化油，17-补充氢，18-循环氢压缩机，19-气相IV流量控制阀。
具体实施方式
下面结合附图和具体实施例对本发明方法进行详细的描述。
如图1所示，本发明的渣油加氢生产乙烯装置原料的一种实现方式：渣油原料1经过原料缓冲罐2和进料泵3，与氢气（补充氢17）混合后在加热炉4加热后，进入渣油加氢反应器5（进料位置仅为示意，根据实际采用的装置来确定实际的进料位置），渣油加氢生成油经第一分离器6，得到气相I和液相I，气相I进入第三分离器7，液相I进入第二分离器8分离得到气相II和液相II，经第三分离器7分离得到气相III（处理后经循环压缩机18循环使用）和液相III，液相III进入第四分离器9经分离得到气相IV和液相IV，液相II与液相IV经换热器10换热后进入分馏塔12进行分馏，液相IV换热后与气相II混合，进入加氢精制反应器11，加氢产物进入分馏塔12，其中液相II进分馏塔的位置低于加氢产物进分馏塔的位置，经分馏塔12分馏得到石脑油13、柴油14和蜡油15，塔底未转化油16返回原料缓冲罐2，石脑油13作为合格的乙烯装置原料。加氢精制反应器所需氢气由液相IV和气相II携带的氢气提供，无需额外氢源和供氢设备，如携带的氢气过量，可由第四分离器9顶部气相IV流量控制阀19调节，可以避免过量氢气对分馏塔操作的冲击。需加氢的物料可通过换热或自身热量满足反应需要，因此加氢精制反应器前可以不设置加热炉或开工炉。
下面的实施例将对本发明作进一步说明。
本发明实施例和对比例中使用抚顺石油化工研究院开发和生产的FZC系列加氢催化剂，包括加氢保护剂、加氢脱金属催化剂、加氢脱硫催化剂和加氢脱氮催化剂（或加氢转化催化剂），进行固定床渣油加氢试验。渣油加氢反应条件为：反应温度为426℃、反应压力为16.8MPa、液时体积空速为0.15h-1，氢油体积为800：1，渣油原料转化率为33wt%。
本发明实施例和对比例中使用沸腾床加氢催化剂为Mo-Ni/Al2O3（氧化钼含量为12wt%，氧化镍含量为5wt%），微球形0.5mm，孔容为0.75mL/g，比表面积为145m2/g。渣油加氢反应条件为：反应温度为431℃、反应压力为17.2MPa、液时体积空速为0.18h-1，氢油体积为800：1，渣油原料转化率为45wt%。
本发明实施例和对比例中使用的加氢精制催化剂为抚顺石油化工研究院研制生产的硫化态FH-40C加氢精制催化剂，其理化性质见表1。
实施例1
按照图1采用固定床渣油加氢工艺流程，以渣油原料A为原料油（性质见表2）。其中，第一分离器的操作条件如下：操作压力15.6MPa，操作温度380℃；第二分离器的操作条件如下：操作压力3.0MPa，操作温度370℃；第三分离器的操作条件如下：操作压力15.4MPa，操作温度42℃；第四分离器的操作条件如下：操作压力2.8MPa，操作温度40℃。
第四分离器液相IV与第二分离器气相II物料混合后，温度为268℃，进入加氢精制反应器，反应条件为：反应压力2.8MPa﹑液相体积空速3.5h-1、反应器入口温度268℃，反应器出口温度296℃。产品性质列于表3。
实施例2
按照图1采用沸腾床渣油加氢工艺流程，以渣油原料B（性质见表2）为原料油。其中，第一分离器的操作条件如下：操作压力17.5MPa，操作温度370℃；第二分离器的操作条件如下：操作压力3.2MPa，操作温度360℃；第三分离器的操作条件如下：操作压力17.0MPa，操作温度48℃；第四分离器的操作条件如下：操作压力3.0MPa，操作温度40℃。
第四分离器液相IV与第二分离器气相II混合后，温度为272℃，进入加氢精制反应器，反应条件为：反应压力3.0MPa﹑液时体积空速3.2h-1、反应器入口温度272℃，反应器出口温度305℃。产品性质列于表3。
对比例1
与实施例1相比，区别仅在于：采用常规固定床加氢工艺，即渣油加氢生成油经分离和分馏过程，得到石脑油馏分。
对比例2
与实施例2相比，区别仅在于：采用常规沸腾床加氢工艺，即渣油加氢生成油经分离和分馏过程，得到石脑油馏分。
表1 加氢精制催化剂的理化性质
| 催化剂编号 | FH-40C |
| 金属组成 | W-Mo-Ni |
| 物理性质 | |
| 孔容，mL/g | 0.46 |
| 比表面积，m2/g | 270 |
| 耐压强度，N/cm | 187 |
| 形状 | 三叶草条形 |
表2 原料油性质
| 项目 | 渣油原料A | 渣油原料B |
| 密度（20℃），kg/m3 | 0.9853 | 1.012 |
| 残炭，wt% | 12.26 | 18.97 |
| S，wt% | 2.87 | 3.45 |
| Ni+V，μg/g | 67 | 163 |
表3 实施例和对比例所得产品性质
| 项目 | 实施例1 | 实施例2 | 对比例1 | 对比例2 |
| 油品性质 | 石脑油 | 石脑油 | 石脑油 | 石脑油 |
| 馏程范围，℃ | 35~240 | 38~245 | 35~195 | 37~186 |
| 烯烃，wt% | 0.85 | 0.76 | 6.7% | 9.5% |
| 硫含量，μg/g | 186 | 205 | 365 | 450 |
| 收率，wt% | 40 | 54 | 30 | 41 |
Claims (15)
1.一种渣油生产乙烯装置原料的方法，包括：渣油原料与氢气混合加热后，进入渣油加氢反应器进行加氢反应，渣油加氢生成油进入第一分离器得到气相I和液相I，气相I进入第三分离器，得到气相III和液相III，液相III进入第四分离器，得到气相IV和液相IV，液相I进入第二分离器，得到气相II和液相II，其中，液相II与液相IV换热后，液相IV和气相II进入加氢精制反应器进行加氢反应，加氢产物和液相II进入分馏塔，经分馏得到气体、石脑油、柴油、蜡油和未转化油，其中石脑油直接作为乙烯装置原料，所述石脑油的终馏点为230~250℃，硫含量为80~320μg/g，烯烃含量为1.0wt%以下，所述的加氢精制反应器装填加氢精制催化剂，加氢精制催化剂为选自钼镍、钨镍或钨钼镍为活性组分的硫化态加氢精制催化剂，所述的加氢精制反应器的反应压力与第四分离器操作压力一致。
2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：所述的渣油原料包括常压渣油、减压渣油中的至少一种。
3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：所述的渣油加氢反应器是固定床加氢反应器、沸腾床加氢反应器或悬浮床加氢反应器。
4.按照权利要求3所述的方法，其特征在于：所述的渣油加氢反应器是沸腾床加氢反应器。
5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：所述的渣油加氢操作条件如下：反应压力5~25MPa，反应温度300~430℃，液时体积空速0.05~5.0h-1，氢油体积比150：1~1000：1。
6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：所述的渣油原料的转化率为30wt%~70wt%。
7.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：所述的第一分离器的操作条件如下：操作压力15.0MPa~18.0MPa，操作温度300~420℃；所述的第二分离器的操作条件如下：操作压力2.0MPa~4.0MPa，操作温度300~420℃；所述的第三分离器的操作条件如下：操作压力15.0MPa~18.0MPa，操作温度30~50℃；所述的第四分离器的操作条件如下：操作压力2.0MPa~4.0MPa，操作温度30~50℃。
8.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：加氢精制催化剂选自钨钼镍为活性组分的硫化态加氢精制催化剂。
9.按照权利要求8所述的方法，其特征在于：所述的加氢精制催化剂以氧化铝为载体，以催化剂的重量为基准，活性组分以氧化物计的含量为16%～30%；催化剂的比表面积为200~400m2/g，孔容为0.30~0.55mL/g。
10.按照权利要求8所述的方法，其特征在于：所述的加氢精制反应器的操作条件如下：反应压力为2.0MPa~4.0MPa，反应温度为150℃~350℃，液时体积空速为0.5h-1~8.0h-1。
11.按照权利要求10所述的方法，其特征在于：所述的加氢精制反应器的操作条件如下：反应温度为200℃~300℃，液时体积空速为2.0 h-1~5.0 h-1。
12.按照权利要求1、8或10所述的方法，其特征在于：所述加氢精制反应器无需额外补氢。
13.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：液相II进入分馏塔的位置低于加氢反应产物进入分馏塔的位置。
14.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：气相III经处理后，作为循环氢使用；气相IV通过排放量大小来控制第四分离器的压力。
15.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：分馏塔分馏得到的未转化油循环到渣油加氢反应器。
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