CN114507545B - 一种热转化汽油的处理方法 - Google Patents

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Abstract

一种热转化汽油的处理方法，将热转化汽油原料切割得到轻汽油馏分和重汽油馏分，重汽油馏分送入催化裂化反应器的预提升段，与再生催化剂接触进行第一反应，第一反应的裂化物流和催化剂混合物进入反应器的第一反应区与重质原料油一起进行第二反应，第二反应的裂化物流和催化剂混合物进入反应器的第二反应区与轻汽油馏分一起进行第三反应；分离反应油气和待生催化剂，待生催化剂至再生器再生后循环使用，反应油气至分馏系统，得到包含清洁汽油的产物。该方法降低热转化汽油的硫含量和烯烃含量，提高热转化汽油的辛烷值。

Description

一种热转化汽油的处理方法
技术领域
本发明属于在不存在氢的情况下烃油的催化转化方法，更具体地说，是一种热转化汽油的处理方法。
背景技术
延迟焦化和灵活焦化是石油炼制中的重要热加工过程，焦化装置产生的焦化汽油是一种低品质汽油，富含烯烃，并且硫化物和二烯烃等杂质含量高，具有恶臭、稳定性差和辛烷值低等特点，必须经二次加工过程改善其使用性能才能得以使用。
常规的焦化汽油的处理方法是将焦化装置产生的焦化汽油和焦化柴油送入加氢处理装置，降低其硫含量和烯烃含量，再将其作为汽油调和组分或蒸汽裂解装置的原料；但是，加氢处理过的焦化汽油辛烷值较低，对汽油池的辛烷值调和非常不利。
美国专利US5685972公开了一种先对焦化汽油进行加氢脱硫处理，再用金属改性ZSM-5分子筛催化剂对焦化汽油进行芳构化改质来提高汽油辛烷值的方法。
中国专利CN1160746A披露了一种提高汽油辛烷值的催化转化方法。该方法是将直馏汽油、焦化汽油等低品质汽油注入提升管反应器下部，使其与再生催化剂接触并反应；反应温度600-700℃，重时空速1-180h-1，剂油比6-180。该方法可提高低品质汽油的辛烷值，并在一定程度上降低汽油烯烃含量。
综上所述，现有技术中已有一些处理热转化汽油例如焦化汽油的工艺方法，利用催化裂化装置处理焦化汽油并使其辛烷值大幅提升、硫含量和烯烃含量大幅降低同时实现的方法，还未见报道。
发明内容
本发明的目的是提供一种热转化汽油的处理方法，将低价值的热转化汽油处理为高辛烷值的清洁汽油。
本发明提供了一种热转化汽油的处理方法，包括下列步骤：
(1)将热转化汽油原料切割，得到轻汽油馏分和重汽油馏分；
(2)将所得重汽油馏分送入催化裂化反应器的预提升段，与再生催化剂接触进行第一反应，第一反应的裂化物流和催化剂混合物不分离，上行至催化裂化反应器的第一反应区；
(3)将重质原料油送入催化裂化反应器的第一反应区进行第二反应，第二反应的裂化物流和催化剂混合物不分离，上行至催化裂化反应器的第二反应区；
(4)将所得轻汽油馏分送入催化裂化反应器的第二反应区进行第三反应；
(5)分离反应油气和待生催化剂，反应油气至分馏系统，得到丙烯和清洁汽油等，待生催化剂至再生器再生后循环使用。
所述热转化汽油选自灵活焦化汽油、延迟焦化汽油、流化焦化汽油、热裂化汽油中的一种或一种以上的混合物。
所述重质原料油选自石油烃和/或其它矿物油，其中石油烃选自减压瓦斯油、常压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、减压渣油、常压渣油、加氢重油中的一种或两种以上的混合物，其它矿物油为煤液化油、油砂油、页岩油中的一种或两种以上的混合物。
所述轻汽油馏分和重汽油馏分之间的切割点为70～90℃。
所述第一反应的条件为：反应温度为650～700℃，反应时间0.1-2.0秒，再生催化剂与重汽油馏分的重量比为20～200。
所述第二反应的条件为：反应温度500～650℃，反应时间1.0-2.0秒，催化剂与重质原料油的重量比4～20。
所述第三反应的条件为：反应温度为500～550℃，反应时间2.0-6.0秒，催化剂与轻汽油馏分的重量比为20～400。
其中，所述催化裂化反应器为如下a～f的选择中的一个：
a、等直径提升管；b、等线速提升管；c、变直径提升管；d、密相流化床；e、等直径提升管与密相流化床构成的复合反应器；f、a～d中同一种反应器的两个或两个以上的组合。
所述催化裂化反应器优选自变直径提升管，且包括自下而上依次连接的预提升段、第一反应区、扩径段、第二反应区、收径段和出口区；所述第一反应区的直径、所述第二反应区的直径和所述出口区的直径的比值为1：(1.6～3.5)：(0.8～1.4)；
并且，在所述第一反应区的末端、所述扩径段或所述第二反应区的起始端加入冷激剂和/或催化剂，其中，催化剂为待生催化剂、再生催化剂和半再生催化剂中的至少一种。
所述催化剂包括沸石、无机氧化物和任选的粘土，各组分分别占催化剂总重量：沸石1～50重％、无机氧化物5～99重％、粘土0～70重％。其中，所述沸石为大孔沸石和任选的中孔沸石，其中，大孔沸石占沸石总重量的51～100重％，优选70～100重％，中孔沸石占沸石总重量的0～49重％，优选0～30重％。中孔沸石优选ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，大孔沸石优选Y系列沸石，也可以对上述沸石用磷等非金属元素和/或铁、钴、镍等过渡金属元素进行改性。
在更优选的实施方案中，所述方法还包括将反应产物和催化剂进行分离，催化剂经汽提、烧焦再生后返回反应器，分离后的反应产物包括丙烯、汽油等。
本发明与现有技术相比具有下列技术效果：
本发明的方法无需增加新装置，在正常处理重质原料油的同时，降低热转化汽油的硫含量和烯烃含量，提高热转化汽油的辛烷值。
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。
图1是本发明提供的热转化汽油的处理方法的流程示意图。图1编号说明如下：3、4、5、6、11、14、15、17、19、20、21、22、23、25、26均代表物流管线；1为预提升段，2为提升管反应器，7为沉降器，8为提升管反应器第一反应区，9为提升管反应器第二反应区，10为汽提段，12为待生斜管，13为再生器，16为再生斜管，18为分馏系统，24为轻重汽油分馏塔。
具体实施方式
以下实施方式为本发明的一种具体实施方式，但并不限制本发明内容。
下面结合附图对本发明所提供的一种实施方式予以说明。
由管线25来的热转化汽油进入轻重汽油分馏塔24，从24底部引出的重汽油馏分经管线26由提升管反应器2底部进入预提升段1，与来自管线16的再生催化剂接触反应并沿提升管向上加速运动，重质原料油经管线3与来自管线4的雾化蒸汽一起注入提升管反应器2的反应器第一反应区8的底部，与提升管反应器已有的物流混合，原料油在热的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动进入反应器第二反应区9继续反应，从轻重汽油分馏塔24顶部来的轻汽油馏分经管线5与来自管线6的雾化蒸汽一起进入第二反应区，生成的油气和失活的待生催化剂进入沉降器7中的旋风分离器，实现待生催化剂与油气的分离，反应油气进入大油气管线17，催化剂细粉由旋风分离器料腿返回沉降器。沉降器中待生催化剂流向汽提段10，与来自管线11的汽提蒸汽接触。从待生催化剂中汽提出的油气经旋风分离器后进入大油气管线17。汽提后的待生催化剂经待生斜管12进入再生器13，主风经管线14进入再生器，烧去待生催化剂上的焦炭，使失活的待生催化剂再生，烟气经管线15引出。再生后的催化剂经再生斜管16进入提升管反应器2循环使用。
反应油气经过大油气管线17，进入后续的分离系统18，分离得到的干气经管线19引出；液化气经管线20引出；汽油经管线21引出；轻循环油经管线22引出，油浆由管线23引出。其中各馏分馏程及加工流程方案根据炼厂实际需要可以进行调节。
下面的实施例将对本发明予以进一步说明，但并不因此而限制本发明。实施例和对比例所使用的重质原料油和热转化汽油分别列于表1和表2，催化剂性质列于表3。
实施例1
在具有两个反应区的催化裂化提升管中型装置上进行试验，按照图1的流程，原料油为灵活焦化汽油和重质原料油，灵活焦化汽油首先进入蒸馏装置，切割为轻汽油馏分和重汽油馏分，其中重汽油馏分进入预提升段反应，预热的重质原料油进入提升管反应器第一反应区与来自下方的物料混合继续进行催化裂化反应，反应物流和待生催化剂不分离，轻汽油馏分进入第二反应区，第一反应区与第二反应区的高度之比为1.1:1，第二反应区与第一反应区的内径之比为3.0:1，反应产物和待生催化剂分离，反应产物至分离系统得到汽油等产品，待生催化剂至再生器再生后循环使用。操作条件、反应结果和汽油性质见表4。
对比例1
重质原料油在具有两个反应区的催化裂化提升管中型装置上进行试验，此装置同实施例1，反应得到汽油等产品。操作条件、反应结果和汽油性质见表4。
对比例2
与实施例1不同的是，灵活焦化汽油不进入催化裂化装置处理，而是进入另一套加氢处理装置进行处理。操作条件、反应结果和和汽油性质见表4。
从表4可以看出，虽然对比例2的汽油产品硫含量大幅降低，但是辛烷值反而损失10个单位，不利于下一步的汽油调和。根据实施例1和对比例1的试验数据，可以计算得到，灵活焦化汽油经过图1所示流程处理后，辛烷值增加18个单位，烯烃含量和硫含量降低一半以上。
表1
重质原料油名称 加氢重油
20℃密度/(g·cm-3) 0.937
残炭/％ 5.50
元素质量分数/％
氢 12.15
硫 0.50
氮 0.18
馏程(ASTM D1160)/℃
初馏点 336
10％ 396
30％ 461
50％ 535
70％ 625
表2
热转化汽油名称 灵活焦化汽油
密度(20℃)/(g/cm3) 0.739
硫含量/％ 0.36
氮含量/(μg/g) 90
馏程(ASTM D86)/℃
初馏点 46
10％ 74
30％ 103
50％ 129
70％ 154
90％ 182
终馏点 209
研究法辛烷值(RON) 71
烷烃/％ 22.6
烯烃/％ 53.6
环烷烃/％ 10.8
芳烃/％ 13.0
表3
催化剂牌号 CGP
化学组成/％
Al2O3 50.1
Na2O 0.054
物理性质
比表面积/(m2·g-1) 121
堆密度/(g·cm-3) 0.79
磨损指数/(％·h-1) 2.0
筛分质量组成/％
0～40μm 9.8
0～80μm 85.8
0～105μm 93.5
表4
实施例1 对比例1 对比例2
操作条件
催化裂化第一反应
反应温度，℃ 670 / /
反应时间，秒 1.0 / /
催化剂与重汽油馏分的重量比 100 / /
焦化重汽油质量流量，kg/h 1.5 / /
催化裂化第二反应
反应温度，℃ 530 530 /
反应时间，秒 1.35 1.35 /
催化剂与重质原料油的重量比 7.5 7.5 /
重质原料油质量流量，kg/h 20.0 20.0 /
催化裂化第三反应
反应温度，℃ 520 520 /
反应时间，秒 4.5 4.5 /
催化剂与轻汽油馏分的重量比 214 / /
焦化轻汽油质量流量，kg/h 0.7 / /
加氢脱硫反应
反应压力，MPa / / 2.1
反应温度，℃ / / 320
体积空速，h-1 / / 2.5
焦化汽油质量流量，kg/h / / 2.2
反应结果
汽油质量流量，kg/h 9.8 7.9 2.2
汽油辛烷值(RON) 92.7 93.5 61
汽油硫含量，ppm 498 350 50
汽油烯烃含量，v％ 24.5 25.0 36.6

Claims (8)

1.一种热转化汽油的处理方法，包括下列步骤：
（1）将热转化汽油原料切割，得到轻汽油馏分和重汽油馏分，所述热转化汽油选自灵活焦化汽油、延迟焦化汽油、流化焦化汽油、热裂化汽油中的一种或一种以上的混合物，所述轻汽油馏分和重汽油馏分之间的切割点为70~90℃；
（2）将所得重汽油馏分送入催化裂化反应器的预提升段，与再生催化剂接触进行第一反应，第一反应的裂化物流和催化剂混合物不分离，上行至催化裂化反应器的第一反应区，所述催化剂包括沸石、无机氧化物和任选的粘土，各组分分别占催化剂总重量：沸石1~50重%、无机氧化物5~99 重%、粘土0~70重%，其中，所述沸石为大孔沸石和任选的中孔沸石，其中，大孔沸石占沸石总重量的51~100重%，中孔沸石占沸石总重量的0~49重%；
（3）将重质原料油送入催化裂化反应器的第一反应区进行第二反应，第二反应的裂化物流和催化剂混合物不分离，上行至催化裂化反应器的第二反应区；
（4）将所得轻汽油馏分送入催化裂化反应器的第二反应区进行第三反应；
（5）分离反应油气和待生催化剂，反应油气至分馏系统，得到丙烯和清洁汽油，待生催化剂至再生器再生后循环使用。
2.根据权利要求1的方法，其特征在于所述重质原料油选自石油烃和/或其它矿物油，其中石油烃选自减压瓦斯油、常压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、减压渣油、常压渣油、加氢重油中的一种或两种以上的混合物，其它矿物油为煤液化油、油砂油、页岩油中的一种或两种以上的混合物。
3.根据权利要求1的方法，其特征在于所述第一反应的条件为：反应温度为650~700℃，反应时间0.1-2.0秒，再生催化剂与重汽油馏分的重量比为20~200。
4.根据权利要求1的方法，其特征在于所述第二反应的条件为：反应温度500~650℃，反应时间1.0-2.0秒，催化剂与重质原料油的重量比4~20。
5.根据权利要求1的方法，其特征在于所述第三反应的条件为：反应温度为500~550℃，反应时间2.0-6.0秒，催化剂与轻汽油馏分的重量比为20~400。
6.根据权利要求1的方法，其特征在于所述反应器为如下a~f的选择中的一个：a、等直径提升管；b、等线速提升管；c、变直径提升管；d、密相流化床；e、等直径提升管与密相流化床构成的复合反应器；f、a~d中同一种反应器的两个或两个以上的组合。
7.根据权利要求1或6的方法，其特征在于所述催化裂化反应器为变直径提升管，且包括自下而上依次连接的预提升段、第一反应区、扩径段、第二反应区、收径段和出口区；所述第一反应区的直径、所述第二反应区的直径和所述出口区的直径的比值为1：（1.6~3.5）：（0.8~1.4）。
8.根据权利要求7的方法，其特征在于在所述第一反应区的末端、所述扩径段或所述第二反应区的起始端加入冷激剂和/或催化剂，其中，催化剂为待生催化剂、再生催化剂和半再生催化剂中的至少一种。
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