CN114479937B - 一种重油转化为轻质油和乙炔的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明提供了一种重油转化为轻质油和乙炔的方法。该方法由悬浮床加氢和热等离子体裂解耦合得到，包括如下步骤：S1：重油在氢气、加氢催化剂和添加剂作用下，在反应器内进行催化加氢反应，加氢后的产物经分馏得到干气、馏分油和尾油；S2：将S1得到的尾油作为原料输送到热等离子体裂解反应器中，经过喷嘴雾化后通过2层以上联排方式排布的热等离子体炬，在热等离子体炬的反应段裂解得裂解产物；S3：所述裂解产物进入快速分离装置得到气相产物和固体残渣，所述气相产物包括乙炔、乙烯、乙烷、甲烷和氢气；所述气相产物不经淬冷直接由出口排出所述快速分离装置，然后与冷却介质换热降温，换热后所述气相产物分离出氢气和甲烷等气体。

Description

一种重油转化为轻质油和乙炔的方法
技术领域
本发明涉及重油加氢与热裂解技术领域，尤其涉及由悬浮床加氢和热等离子体裂解耦合得到的一种重油转化为轻质油和乙炔的方法。
背景技术
近年来，随着世界范围内石油资源的日益紧缺、原油重质劣质化趋势的日渐严重，市场对轻质燃料油需求的持续快速增长，促使重质劣质油的深加工技术成为炼油工业发展的重点与难点。悬浮床加氢工艺是实现重油轻质化的理想方法之一，其工艺过程一般为催化剂与原料油均匀混合形成浆料，而后浆料与高压氢气一同进入悬浮床反应器内，在临氢条件下进行催化加氢和裂解反应，最终制得石脑油、柴油等轻质油品。
中国专利文献CN1335366A公开了一种重、渣油加氢转化方法以减少生产出的轻质油中含有的大量氮、硫等杂质，三聚环保开发了一种利用悬浮床加氢工艺将重油转化为轻质油的方法CN108219840A。国外为改进悬浮床渣油加氢工艺，各大石油公司均开发了自己相应的专利技术。德国VEBA司开发的WCC工艺、委内瑞拉INTEVEP公司研究开发的HDH工艺、Exxon公司申请的US4067799专利、UOP公司的Aurabon工艺为使用固体催化剂的悬浮床加氢技术。
由于悬浮床进料相对劣质，通常情况下，该工艺的未转化油高达10％～20％。绝大部分原料中金属、反应过程中缩合产物和所有催化剂集中在未转化油中，所以其金属含量和残炭值很高，二次加工性能很差，很难得到利用，如果不与其他物料混合，难以直接作为燃料使用。这一难题限制了悬浮床加氢技术的广泛工业应用。早期的悬浮床加氢工艺多数会产生一部分含固体粉末的尾油，新开发的悬浮床加氢技术虽然侧重于重油的全面转化，但在实际过程中，仍然会外甩部分尾油。如何妥善处理和利用这部分尾油，是悬浮床加氢工艺进行工业化和避免环境污染的另一项技术难题和研究方向。
目前悬浮床加氢尾油主要采用焦化、制备水泥、调合沥青、从尾油中提取或回收金属等方法，采用悬浮床尾油循环流程或减压蜡油循环流程，可提高中间馏分油产量。
US2007138059专利将含高浓度催化剂尾油循环到第一反应器，为提高反应效果，在反应器之间将产物和氢气分离，允许尾油和催化剂继续进入后续反应。但由于尾油性质较差，实际上只是部分循环，更多的是蜡油循环。悬浮床加氢尾油的裂化转化率比渣油低，缩合转化率比渣油高，尾油中残留大量固体颗粒，循环势必会造成固体颗粒以及生焦的积累，给长周期运行带来隐患。
CN1448482专利将悬浮床加氢裂化、悬浮床缓和加氢处理后的尾油进入焦化装置生成干气、馏分油和低硫含量可再利用的焦炭。实际应用中发现加氢尾油的性质比较差，焦化总液收只有39％～44％，生成的焦炭收率却高达43％～48％，且此焦炭只能用作工业燃料。因此，加氢尾油的焦化适应性比较差，又将稠油常渣作为悬浮床加氢原料，其尾油直接作为焦化进料时，液体产物的氮含量较高，焦炭的硫、氮含量和灰分很高，焦炭中富集了焦化原料中39％～50％的硫和81％～85％的氮。因为悬浮床加氢催化剂本身的加氢程度明显不足，造成硫、氮等杂质难以脱除，因而加氢尾油不适于单独作为焦化进料。此外，未转化油主要由胶质和沥青质组成，残炭值较高，已经是经过高温高压缩合得到的产物，在焦化工艺高温条件下，缩合和脱氢是主要反应过程，可能会影响到焦化装置的操作周期、产品性质和分布。
CN107880927A公开了一种重油等离子体加氢处理工艺和系统，包括：将富氢气体送入等离子体发生器中进行放电处理，得到等离子体射流；将一组或多组等离子体射流从加氢反应器的侧面、底部加入，与来自加氢反应器顶部的重油原料接触并在催化剂的作用下进行加氢反应，使含有低碳烷烃等烃类的富氢气体所产生的等离子体射流中的其它高能活性粒子(CH3·,CH2·,CH·等)加入至加氢反应器中发生自由基链式叠合反应，副产高附加值的低碳烯烃；加氢产物经分馏塔分离出的尾油返回至加氢反应器的重油原料入口，该技术中等离子体发生器是用于将低碳烷烃转化为高能活性粒子，产生的CH3·,CH2·,CH·加入至加氢反应器中参与自由基链式叠合反应，加氢产物中分离出的尾油作为重油原料返回加氢反应器。CN02117834.8中采用溶剂抽提处理悬浮床加氢未转化油，将悬浮床加氢工艺中常压塔出来的液相分成两部分，一部分作为循环尾油与新鲜原料混合进入悬浮床加氢反应器，剩余部分通过C4～C10低分子烃类溶剂脱抽提技术，对悬浮床加氢未转化油进行处理，脱除尾油中的金属和残炭，抽提后的脱油沥青进一步回收催化剂。以上两种方法均需要对尾油进行脱油处理，操作成本较高，工艺较为繁琐。造成了新的资源浪费。
如何能简单、高效地利用催化加氢尾油生产具有更高附加值的产品是急需解决的新问题。
发明内容
为了解决上述问题，本发明提供由悬浮床加氢和热等离子体裂解耦合得到一种重油转化为轻质油和乙炔的方法。
为此，本发明提供的重油转化为轻质油和乙炔的方法，该方法由悬浮床加氢和热等离子体裂解耦合得到，包括如下步骤：
S1：重油在氢气、加氢催化剂(优选可以添加添加剂，如结焦抑制剂)作用下，在反应器内进行催化加氢反应，加氢后的产物经分馏得到干气、馏分油和尾油；所述反应器包括至少一个悬浮床加氢反应器，所述尾油中包括无法分离的催化剂粉末和重油原料中无法转化为干气或馏分油的全部组分；
S2：将S1得到的尾油作为裂解原料输送到热等离子体裂解反应器中，经过喷嘴雾化后通过2层以上联排方式排布的热等离子体炬，在热等离子体裂解反应器的反应段裂解得裂解产物；所述热等离子体裂解反应器的功率与所述原料进入其中的速率相匹配，1kg/h的原料对应10～700kW的功率，优选350～500kW，所述热等离子体炬的工作气流量与所述原料进入所述热等离子体裂解反应器的速率相匹配，1kg/h的原料对应1～40Nm3/h的工作气流量，优选20～25Nm3/h；
S3：裂解产物在热等离子体裂解反应器的反应段出口的温度为1000～2000K，优选1000～1500K，所述裂解产物进入快速分离装置得到气相产物和固体残渣，所述气相产物包括乙炔、乙烯、乙烷、甲烷和氢气；所述气相产物不经淬冷直接由出口排出所述快速分离装置，然后与冷却介质换热降温，换热后所述气相产物分离出氢气和甲烷，所述氢气作为悬浮床加氢段的气体原料循环使用，所述甲烷作为悬浮床加氢段的气体原料循环使用和/或送到热等离子体反应器中继续反应，继续在所述气相产物中分离出乙炔、乙烯和乙烷作为气体产品。
本发明中，由于工艺的特点，所述热等离子体裂解反应器中的等离子体炬采用2以上的多层联排方式排布，以强化裂解效果。
本发明所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，步骤S1中，优选的是，所述分馏包括以下步骤：
(1)所述加氢后的产物进行热高压分离得到热高分气和热高分油；
(2)所述热高分油进行冷低压分离得到冷低分气和冷低分油；
(3)所述冷低分油进行常压分馏得到石脑油馏分、柴油馏分和剩余馏分；
(4)所述剩余馏分进行减压分馏得到蜡油和尾油；
其中，所述热高分气和所述冷低分气组成所述干气。
本发明所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，步骤S1中，优选的是，所述反应器还包括除悬浮床加氢反应器之外的其他加氢反应器。因此，本发明的催化加氢反应在悬浮床反应器中进行，或经过悬浮床加氢反应器与其他类型反应器组合使用，即所述重油原料可以经过一步或多步催化加氢。
本发明所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，其中优选的是，所述悬浮床反应器内进行加氢裂化反应时，其反应条件为：反应温度300～500℃，优选375～425℃；反应压力5～25MPa，优选15～18MPa；体积空速0.1～5h-1，优选1～2h-1。
本发明所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，其中优选的是，所述尾油由减压分馏塔底排出后，保温输送至热等离子体裂解反应器。所述尾油优选为馏程大于550℃的渣油。
本发明所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，其中优选的是，所述尾油由减压分馏塔底排出后，与重油调和后再作为热等离子体裂解反应器的原料，尾油占原料的40～90％；优选60～80％，以调整各产物分布或降低尾油输送难度。
本发明所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，其中优选的是，所述热等离子体裂解反应器的工作气为以下所列的任意一种：
(1)氢气、氮气、氧气和水蒸气中的任意一种；
(2)氢气、氮气和水蒸气中的任意两种组合；
(3)氧气、氮气和水蒸气中的任意两种组合；
(4)氢气、氮气和水蒸气组合；
(5)氧气、氮气和水蒸气组合。
本发明所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，其中优选的是，所述尾油在热等离子体裂解反应器中的反应包括以下步骤：
(1)等离子体经热等离子体发生器进入裂解反应腔，与雾化后的尾油发生裂解反应，裂解反应腔内的反应温度为2000～4000K，反应产物经裂解反应腔出口排出，该反应产物为气固混合物，该气固混合物的温度为1000～2000K，优选1000～1500K；
(2)上述气固混合物经热等离子体裂解反应器中的气固快速分离器实现气固两相的分离得到固相产物和气相产物，所述固相产物作为固体残渣排出，所述气相产物不经过淬冷直接经裂解气出口排出。
本发明所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，步骤S2中，优选的是，所述尾油在80～200℃温度下进入所述热等离子体裂解反应器，所述喷嘴设有防堵塞装置。
本发明所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，步骤S3中，优选的是，所述热等离子体裂解反应器排出的所述气相产物的温度为1000～2000K；所述冷却介质为本方法中需要加热的物料，优选悬浮床加氢反应器加氢过程补充加入的新鲜氢气，换热后所述气相产物中的氢气和甲烷通过变压吸附分离后作为气体原料进入所述悬浮床加氢反应器。
其中，所述气相产物可作为换热介质与悬浮床加氢段的进料加热器、氢气加热器、悬浮床反应器、固定床反应器、常压分馏塔和减压分馏塔中的一个或多个装置通过气液换热器或气气换热器进行换热，向上述装置中提供一部分热量。换热后气相产物中的氢气和甲烷通过变压吸附分离后作为悬浮床加氢段的气体原料进入悬浮床加氢反应器，甲烷也可进入热等离子体反应器循环裂解。
本发明所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，步骤S3中，优选的是，所述气相产物采用气冷方式降温，上述冷却介质为悬浮床加氢过程补充加入的新鲜氢气，新鲜氢气由此获得加热。
本发明所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，其中优选的是，所述热等离子体裂解反应器的主体采用水冷方式降低壁面温度。
本发明所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，其中优选的是，所述重油为重质原油、常压渣油、减压渣油。
本发明所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，其中，所述添加剂为现有技术中的通用助剂，优选的是，所述添加剂为结焦抑制剂。
本发明所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，其中优选的是，所述热等离子体裂解反应器为直流电弧激发的直流电弧等离子体或高频等离子体或微波等离子体中的一种或几种有机结合形成多段等离子体反应器，所述热等离子体裂解反应器为低温热局域热力学平衡等离子体装置，通常温度范围为1×103～2×104K。
本发明的固相产物中含有部分催化加氢催化剂颗粒，可以从中回收贵金属，如US8815184B2提供了分离和回收金属的方法。可以回收利用第ⅥB族金属和第Ⅷ族金属。经过脱油后，废催化剂经氨浸出液处理充分溶解第ⅥB族金属和第Ⅷ族金属，形成浸浆。固液分离后回收浸出液，化学沉淀法和固态浆得到含硫酸铵废液(硫酸铵)、氨基磺酸铵、第ⅤB，第ⅥB族和第Ⅶ族金属的流体。硫化后，第Ⅷ族金属完全回收，第ⅤB和第Ⅵ族金属部分回收。然后经氧化水解和铁沉淀，在预先选择的pH值下加入足够的三价铁离子形成带有第ⅤB，ⅥB族金属的不溶性复合物，它在液固分离产生的硫酸铵废液含有质量分数小于10μg/g的第ⅤB，ⅥB族金属。本发明的处理后剩余的少量固体残渣含有重金属，按照危险废弃物处理。
本发明的热等离子体裂解反应器裂解后得到的气相产物的主要成分为乙炔、氢气、乙烯、甲烷、乙烷，所述气相产物的总质量收率相对热等离子体裂解反应器进料的尾油通常为30％～70％。
本发明中热等离子体裂解反应器主体采用水冷方式降低壁面温度，而气体产物采用气冷方式换热降温，所用冷却气体介质为悬浮床加氢过程补充加入的新鲜氢气，利用气体产物的温度加热补充加入的新鲜氢气。
本发明采用热等离子体技术处理常规方法难以处理的悬浮床催化加氢尾油，能够简单、高效地将常规方法难以处理的悬浮床催化加氢尾油转化为乙炔为主的具有高附加值的气体产品，达到提高催化裂化油浆利用价值的目的，为应对悬浮床加氢尾油粘度大雾化效果差、重组分含量高难裂解的难点，将热等离子体裂解装置中普遍采用的单层等离子体炬设计为2层以上联排方式排布，以强化裂解效果，提高悬浮床加氢尾油的裂解深度，提高气体产物的收率，减少固体残渣的产量。
进一步地，悬浮床加氢尾油可以作为热等离子体裂解的原料，同时裂解产生的氢气和甲烷可以为悬浮床加氢供气，热等离子体裂解气相产物能量品位高，可以为悬浮床加氢装置供热，悬浮床加氢新鲜氢气可以用于热等离子体裂解反应器降温，工艺中的物质流和能量流相互耦合，综合利用，实现劣质原料的高值化，减少环境污染和能源消耗，降低处理成本，较好的解决了上述问题。
本发明技术方案具有如下优点：
1.本发明利用热等离子体裂解处理悬浮床加氢产生的较多的、经济价值低、难以利用的尾油，得到了以乙炔为主要产品的气体产品，提高了重油产品的附加值，进一步吃干榨净，提高了资源利用率，可以显著提高整体的经济收益。
2.本发明实现了悬浮床加氢尾油的就地处理，尾油中含有重金属等污染物，运输及处置过程中面对诸多限制，成本较高，直接作为热等离子体裂解原料可以实现减量化、无害化处理，环境效益具有明显优势。
3.本发明解决了悬浮床加氢尾油粘度大雾化效果差、重组分含量高难裂解的问题，将热等离子体裂解装置中普遍采用的单层等离子体炬设计改为2层以上联排方式排布，强化了裂解效果，提高了悬浮床加氢尾油的裂解深度，提高了气体产物的收率，减少了固体残渣的产量。
4.本发明悬浮床加氢尾油可以作为热等离子体裂解的原料，同时裂解产生的氢气和甲烷可以为悬浮床加氢供气，利用两个物料循环，实现了物质流的耦合，可以减少氢气的整体消耗，降低成本，节能减排。
5.本发明方法实施过程中利用反应产物冷却过程放热、原料加热过程吸热的工艺特性，通过工艺过程热量的耦合，实现了系统内部热量充分应用。热等离子体裂解气相产物能量品位高，可以为悬浮床加氢装置供热，悬浮床加氢新鲜氢气可以用于热等离子体裂解反应器降温，进一步降低生产成本，节约能源。
本发明一方面，以重油渣油等劣质油品为原料，通过悬浮床催化加氢反应使得反应原料油中胶质、沥青质等大分子物质通过热裂化、加氢裂化转化成为干气和石脑油、柴油、蜡油等馏分油及含有催化剂和添加剂粉末、贵金属含量较高、环境危害较大、处置成本较高的尾油；另一方面，减压分馏得到的高温尾油直接雾化后进入热等离子体裂解装置中裂解，热等离子体裂解装置中的等离子体炬采用2层以上联排方式排布强化裂解效果，得到以乙炔、氢气等为主要产物的气相产物和少量固体残渣。工艺中悬浮床加氢段和热等离子体裂解段的物质流和能量流相互耦合，综合利用，实现劣质原料的高值化，减少环境污染和能源消耗，降低处理成本。
附图说明
图1为本发明的重油转化为轻质油和乙炔的方法的流程示意图。
图中标注①的部分相互之间进行热交换，标注②的部分相互之间进行热交换。
具体实施方式
以下对本发明的实施例作详细说明：本实施例在以本发明技术方案为前提下进行实施，给出了详细的实施方式和过程，但本发明的保护范围不限于下述的实施例，下列实施例中未注明具体条件的实验方法，通常按照常规条件。
本发明选用一种典型常压渣油作为本发明全部实施例的原料，经常规脱水、除机械杂质预处理后的常压渣油原料的性质如表1。
表1常压渣油原料的性质
本发明中全部实例所用的加氢裂解催化剂均为一种钼铁复合型悬浮床加氢催化剂，所用催化剂包括高活性金属组分钼、低活性金属组分铁和载体γ-A12O3，其中高活性金属钼与低活性金属铁的重量比为1:500，催化剂水含量低于0.5wt％，粒子直径为小于1um或/和1～100μm粉状颗粒。该催化剂铁含量为58wt％。
实施例1
结合图1，本实施例的工艺流程为：
重油(即上述常压渣油)经预热(减粘增强流动性)后进入悬浮床加氢反应器，与氢气在加氢催化剂下发生催化剂加氢反应。反应产物经分馏后得到干气、馏分油和尾油，尾油中包括无法分离的催化剂粉末和重油原料中无法转化为干气或馏分油的全部组分。干气作为气体产物和后续热等离子裂解之后的气体混合，馏分油(汽油、柴油、蜡油)馏出；
尾油作为裂解原料进入热等离子体裂解反应器。经过喷嘴雾化后通过2层以上联排方式排布的热等离子体炬，在热等离子体裂解反应器的反应段裂解得裂解产物；所述热等离子体裂解反应器的功率与所述原料进入其中的速率相匹配，1kg/h的原料对应360kW的功率，所述热等离子体炬的工作气流量与所述原料进入所述热等离子体裂解反应器的速率相匹配，1kg/h的原料对应25Nm3/h的工作气流量；
裂解产物在热等离子体裂解反应器的反应段出口的温度约为1600k，裂解产物进入快速分离装置得到气体产物和固体残渣，气体产物不经淬冷直接由出口排出所述快速分离装置，然后与分馏部分得到的气体混合送入气体分离单元(即变压吸附单元)，通过与冷却介质换热降温，换热后所述气相产物分离出氢气和甲烷，所述氢气作为悬浮床加氢段的气体原料循环使用，所述甲烷作为悬浮床加氢段的气体原料循环使用和/或送到热等离子体反应器中继续反应，所述气相产物继续在变压吸附单元中分离出乙炔、乙烯和乙烷(图1未标出)作为气体产品。固体残渣送去分离其中的贵金属。
其中，热等离子体裂解反应器设计为三层联排方式排布等离子体炬，且热等离子体裂解反应器内安装有防堵塞耐高温的雾化喷头。
实施例1中悬浮床加氢反应器的反应条件如表2所示。实施例1悬浮床加氢尾油性质如表3所示。实施例1中热等离子体反应器反应条件如表4所示。实施例1部分产物产率见表5。实施例1部分产物性质见表6。
表2
表3
分析项目 悬浮床加氢尾油
密度(20℃)，Kg/m3 999.3
粘度，mm2/s，100℃ 204.3
残炭，w％ 17.2
总酸值，mgKOH/g 0.22
凝点，℃ +24
分子量，g/mol 761
灰分，％ 0.042
四组分，％
饱和烃 28.3
芳烃 43.3
胶质 20.9
沥青质 7.2
元素分析，％
C 85.63
H 10.739
N 0.01
S 1.971
金属，mg/kg
Fe 134
Ni 23.4
V 19.9
Cu 0.4
Na 11.4
Ca 9.6
表4
表5
产物
石脑油产率，wt％ 32.2
柴油产率，wt％ 48.1
甲烷产率，wt％ 0.76
乙烯产率，wt％ 0.93
乙炔产率，wt％ 12.75
固体残渣产率，wt％ 2.54
表6
产物 石脑油 柴油
密度，kg/m3,20℃ 775.5 842.1
S含量，ppm 30.11 19.22
N含量，ppm <10 <10
十六烷值 40.2
实施例2
我国是多煤少油的国家，是世界上最大的煤炭消费国和生产国，石油资源供需矛盾在我国显得尤为突出。可将煤和重质油混合经过悬浮床反应后产生优质的液态产品，可缓解我国石油资源的供需矛盾，降低企业生产成本。煤直接液化工艺对煤种有一定的要求，选择低龄的烟煤、褐煤，要求其挥发分＞35％，氢含量＞5％、碳含量在82％～85％之间、氢/碳原子比愈高愈好，同时希望氧含量愈低愈好；芳香度小于0.7；干燥基灰分小于10％，矿物质中最好富含硫铁矿。因此选择的煤性质见表7。
表7
项目 煤
灰分wt％ 4.5
水分wt％ 6.5
挥发分wt％ 35.0
固定碳wt％ 53.3
碳wt％ 72.0
氢wt％ 4.50
氮wt％ 0.90
硫wt％ 0.40
氯wt％ 10.9
砷ug/g 1.0
钒ug/g 41.0
铬Ug/g 3.90
铅Ug/g 4.60
工艺流程与实施例1不同之处在于：重油(即上述常压渣油)经预热后与煤预混，进入悬浮床加氢反应器，与氢气发生加氢反应。反应产物中干气作为气体产物和热等离子裂解之后的气体混合，反应产物经分馏后，干气作为气体产物，汽油、柴油、蜡油部分馏出，剩余尾油部分进入热等离子体裂解反应器。经热等离子体裂解后，气体产物与分馏部分得到的气体混合物送入气体分离单元，气体混合物经换热、变压吸附后得到的氢气和甲烷送入悬浮床加氢反应器部分进行循环，后续的乙炔、乙烯和乙烷等气体采出。固体残渣送去分离其中的贵金属。
实施例2加氢裂化反应的反应条件如表8所示。实施例2热等离子体反应器反应条件如表9所示。实施例2悬浮床加氢尾油性质如表10所示。实施例2部分产物产率见表11。实施例2部分产物性质见表12。
表8
表9
原料进料速率 1.2kg/h
反应功率 480kW
工作气种类 H2
工作气流量 26Nm3/h
裂解产物温度 1515K
表10
/>
表11
/>
表12
实施例3
回收固体残渣中的贵金属应减少其中碳含量，上述实施例1与实施例2中的热等离子体裂解工作气为纯氢气，可以提高乙炔产量，若用水蒸气作为热等离子体裂解工作气可以去除固体残渣中的碳元素，产生大量一氧化碳，相应乙炔产量降低。
工艺流程与实施例1不同之处在于：重油(即上述常压渣油)经预热后与煤预混，进入悬浮床加氢反应器，与氢气发生加氢反应。反应产物中干气作为气体产物和热等离子裂解之后的气体混合，反应产物经分馏后，干气作为气体产物，汽油、柴油、蜡油部分馏出，剩余尾油部分进入热等离子体裂解反应器。经热等离子体裂解后，气体产物与分馏部分得到的气体混合送入气体分离单元，固体残渣送去分离其中的贵金属。气体经变压吸附后得到的氢气和甲烷送入悬浮床加氢反应器部分进行循环，乙炔、乙烯等气体采出。
实施例3加氢裂化反应的反应条件如表13所示。实施例3热等离子体反应器反应条件如表14所示。实施例3悬浮床加氢尾油性质如表15所示。
实施例3部分产物产率见表16。实施例3部分产物性质见表17。
表13
表14
原料进料速率 0.9kg/h
反应功率 440kW
工作气种类 水蒸气
工作气流量 21Nm3/h
裂解产物温度 1530K
表15
/>
表16
产物
石脑油产率，wt％ 32.1
柴油产率，wt％ 43.2
乙炔产率，wt％ 4.2
一氧化碳产率，wt％ 16.78
固体残渣产率，wt％ 0.25
表17
/>
对比例1
实施例1-3中热等离子体裂解反应器设计为三层联排方式排布等离子体炬，以强化裂解效果，提高悬浮床加氢尾油的裂解深度，提高气体产物的收率，减少固体残渣的产量，对比例1为热等离子体裂解装置普遍采用的单层等离子体炬的裂解结果，其余条件均与实施例1相同。固体残渣含量大大增加，且有部分悬浮床加氢尾油没有彻底裂解与固体残渣混合在一起难以分离，乙炔产量明显降低。
对比例1加氢裂化反应的反应条件如表18所示。对比例1悬浮床加氢尾油性质如表19所示。对比例1部分产物产率见表20。
表18
表19
分析项目 悬浮床加氢尾油
密度(20℃)，Kg/m3 999.3
粘度，mm2/s，100℃ 204.3
残炭，w％ 17.2
总酸值，mgKOH/g 0.22
凝点，℃ +24
分子量，g/mol 761
灰分，％ 0.042
四组分，％
饱和烃 28.3
芳烃 43.3
胶质 20.9
沥青质 7.2
元素分析，％
C 85.63
H 10.739
N 0.01
S 1.971
金属，mg/kg
Fe 134
Ni 23.4
V 19.9
Cu 0.4
Na 11.4
Ca 9.6
表20
产物
石脑油产率，wt％ 32.2
柴油产率，wt％ 48.1
甲烷产率，wt％ 2.17
乙烯产率，wt％ 0.49
乙炔产率，wt％ 3.28
固体残渣产率，wt％ 7.54
对比例2
实施例1-3的热等离子体裂解反应器内安装有防堵塞耐高温的雾化喷头，可以有效减小悬浮床加氢尾油的液滴直径，强化裂解效果，对比例2中使用普通的喷嘴，导致悬浮床加氢尾油无法分散为小液滴，影响裂解效果。
对比例2加氢裂化反应的反应条件如表21所示。对比例2悬浮床加氢尾油性质如表22所示。对比例2部分产物产率见表23。
表21
表22
表23
/>
当然，本发明还可有其它多种实施例，在不背离本发明精神及其实质的情况下，熟悉本领域的技术人员可根据本发明作出各种相应的改变和变形，但这些相应的改变和变形都应属于本发明的保护范围。

Claims (13)

1.一种重油转化为轻质油和乙炔的方法，其特征在于，该方法由悬浮床加氢和热等离子体裂解耦合得到，包括如下步骤：
S1：重油在氢气、加氢催化剂作用下，在反应器内进行催化加氢反应，加氢后的产物经分馏得到干气、馏分油和尾油；所述反应器包括至少一个悬浮床加氢反应器，所述尾油中包括无法分离的催化剂粉末和重油原料中无法转化为干气或馏分油的全部组分；所述催化加氢反应为加氢裂化反应，在悬浮床反应器内进行加氢裂化反应的反应条件为：反应温度300～500℃，反应压力5～25MPa，体积空速0.1～5h-1；
S2：将S1得到的尾油作为裂解原料输送到热等离子体裂解反应器中，经过喷嘴雾化后通过2层以上联排方式排布的热等离子体炬，在热等离子体裂解反应器的反应段裂解得裂解产物，裂解反应腔内的反应温度为2000～4000K；所述热等离子体裂解反应器的功率与所述原料进入其中的速率相匹配，1kg/h的原料对应10～700kW的功率，所述热等离子体炬的工作气流量与所述原料进入所述热等离子体裂解反应器的速率相匹配，1kg/h的原料对应1～40Nm3/h的工作气流量；
S3：裂解产物在热等离子体裂解反应器的反应段出口的温度为1000～2000K，所述裂解产物进入快速分离装置得到气相产物和固体残渣，所述气相产物包括乙炔、乙烯、乙烷、甲烷和氢气；所述气相产物不经淬冷直接由出口排出所述快速分离装置，然后与冷却介质换热降温，换热后所述气相产物分离出氢气和甲烷，所述氢气作为悬浮床加氢段的气体原料循环使用，所述甲烷作为悬浮床加氢段的气体原料循环使用和/或送到热等离子体反应器中继续反应，然后继续在剩余的所述气相产物中分离出乙炔、乙烯和乙烷作为气体产品。
2.根据权利要求1所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，其特征在于，步骤S2中所述热等离子体裂解反应器的功率与所述原料进入其中的速率相匹配，1kg/h的原料对应350～500kW的功率；所述热等离子体炬的工作气流量与所述原料进入所述热等离子体裂解反应器的速率相匹配，1kg/h的原料对应20～25Nm3/h的工作气流量；
步骤S3中裂解产物在热等离子体裂解反应器的反应段出口的温度为1000～1500K。
3.根据权利要求1所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，其特征在于，步骤S1中，所述分馏包括以下步骤：
(1)所述加氢后的产物进行热高压分离得到热高分气和热高分油；
(2)所述热高分油进行冷低压分离得到冷低分气和冷低分油；
(3)所述冷低分油进行常压分馏得到石脑油馏分、柴油馏分和剩余馏分；
(4)所述剩余馏分进行减压分馏得到蜡油和尾油；
其中，所述热高分气和所述冷低分气组成所述干气。
4.根据权利要求1所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，其特征在于，步骤S1中，所述反应器还包括除悬浮床加氢反应器之外的其他加氢反应器。
5.根据权利要求1所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，其特征在于，所述悬浮床反应器内进行加氢裂化反应时，其反应条件为：反应温度375～425℃；反应压力15～18MPa；体积空速1～2h-1。
6.根据权利要求2所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，其特征在于，所述尾油由减压分馏塔底排出后，保温输送至热等离子体裂解反应器。
7.根据权利要求3所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，其特征在于，所述尾油由减压分馏塔底排出后，与重油调和后再作为热等离子体裂解反应器的原料，尾油占原料的40～90％。
8.根据权利要求7所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，其特征在于，所述尾油由减压分馏塔底排出后，与重油调和后再作为热等离子体裂解反应器的原料，尾油占原料的60～80％
9.根据权利要求1所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，其特征在于，所述热等离子体裂解反应器的工作气为以下所列的任意一种：
(1)氢气、氮气、氧气和水蒸气中的任意一种；
(2)氢气、氮气和水蒸气中的任意两种组合；
(3)氧气、氮气和水蒸气中的任意两种组合；
(4)氢气、氮气和水蒸气组合；
(5)氧气、氮气和水蒸气组合。
10.根据权利要求1所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，其特征在于，所述尾油在热等离子体裂解反应器中的反应包括以下步骤：
(1)等离子体经热等离子体发生器进入裂解反应腔，与雾化后的尾油发生裂解反应，裂解反应腔内的反应温度为2000～4000K，反应产物经裂解反应腔出口排出，该反应产物为气固混合物，该气固混合物的温度为1000～2000K；
(2)上述气固混合物经热等离子体裂解反应器中的气固快速分离器实现气固两相的分离得到固相产物和气相产物，所述固相产物作为固体残渣排出，所述气相产物不经过淬冷直接经裂解气出口排出。
11.根据权利要求1所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，其特征在于，步骤S3中，所述热等离子体裂解反应器排出的所述气相产物的温度为1000～2000K；所述冷却介质为本方法中需要加热的物料。
12.根据权利要求11所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，其特征在于，步骤S3中，所述冷却介质为悬浮床加氢反应器加氢过程补充加入的新鲜氢气，换热后所述气相产物中的氢气和甲烷通过变压吸附分离后作为气体原料进入所述悬浮床加氢反应器。
13.根据权利要求1所述的重油转化为轻质油和乙炔的方法，其特征在于，所述热等离子体裂解反应器的主体采用水冷方式降低壁面温度。
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