CN114517109A - 一种重油处理系统及方法及针状焦及汽柴油 - Google Patents
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Abstract
本申请公开了一种重油处理体系及方法及针状焦及汽柴油，涉及石油化工处理领域。所述的重油处理系统包括加氢转化单元和焦化单元。其中，加氢转化单元用于对重油进行加氢处理，使其转化成含有大量芳烃组分的蜡油，这些芳烃组分是焦化单元生产优质针状焦的原料，使得劣质重油经过加氢处理和焦化处理后，充分转化成针状焦、汽柴油等高附加值产品，实现降本增效和可持续发展。
Description
技术领域
本申请涉及石油化工处理领域，特别涉及到一种重油处理系统及方法及针状焦及汽柴油。
背景技术
世界原油质量的总体变化趋势是：低硫、轻质等优质原油接续资源量正在衰减，而重质、劣质原油供应量正在增加。在未来，加工劣质原油既是炼化企业保证原料供应的无奈选择，也是降本增效、实现可持续发展的必由之路，尤其是处理高硫、高残碳、高金属含量重油。随着我国在节能减排方面的重视程度逐渐加强，如何有效的处理此类重质油，将直接决定和影响着炼厂的产品结构和经济效益。
从碳氢平衡的角度来看，传统的重质油加工工艺分为加氢、脱碳两种技术路线。无论是加氢技术还是脱碳技术，目的都是改变重油中的碳氢比例，使碳氢重新组合，将重油加工成含氢量较高的轻质产品，其中加氢工艺包括重油加氢处理、加氢裂化等。现有的重质油加工工艺对原料的残炭值和金属含量有要求，具体提现在以下几个方面：延迟焦化工艺存在着焦炭产率高、液体产物收率低以及高硫石油焦的利用问题；溶剂脱沥青存在着能耗较高以及脱油沥青的有效利用问题；固定床加氢工艺技术成熟、精制深度高、脱硫率高、工艺和设备结构简单易操作，但在处理高金属、高沥青质和高胶质原料时，存在催化剂失活快、易结焦、床层压力升降快、装置运行周期短、原料适应范围窄等弊端；悬浮床重油加氢工艺既可处理高硫、高残碳、高金属含量重油，但是悬浮床重油加氢工艺的产物中也有蜡油这种低附加值产品，传统的处理方法是蜡油返回到原料中继续通过循环反应生成较轻的产物，但是这种方法会耗能更高，降低收益。
综上所述，采用传统的重质油加工工艺，都面临着不同的问题：有的处理深度不够，有的加工方法工艺较落后，有的分离和提纯难度较大，有的会产生大量污水、废渣，污染环境。目前来说，市面上缺少一种重油处理工艺，能够高效且环保地处理高硫、高残碳、高金属含量的劣质重油。因此，急需发展高效绿色的劣质油尤其是劣质高硫重油的新型炼制技术。
发明内容
本申请的目的是提供一种重油处理系统及方法，通过该重油处理系统生产针状焦及汽柴油，解决现有技术中无法高效且环保地处理高硫、高残碳、高金属含量的劣质重油的问题。
为实现上述目的，本申请实施例采用以下技术方案：一种重油处理系统，包括：加氢转化单元，所述加氢转化单元包括：加热炉一，所示加热炉一接收进料，所述进料包括重油、添加剂和氢气；悬浮床反应器，所示悬浮床反应器与加热炉一连接；热分离罐，所述热分离罐与所述悬浮床反应器的顶部连接；减压塔，所述减压塔和所述热分离罐的底部连接；管道二，所述管道二设置在所述热分离罐的顶部，所述管道二与所述热分离罐的中部连通；固定床反应器，所述固定床反应器设置在所述管道二的末端；冷分离罐，所述冷分离罐与所述固定床反应器的底部连通；汽提塔，所述汽提塔与所述冷分离罐的底部连接；分馏塔一，所述分馏塔一与所述汽提塔的底部连通；蜡油输送管道，所述蜡油输送管道设置在所述分馏塔一的底部，所述蜡油输送管道用于输送所述分馏塔一底部产生的蜡油；焦化单元，所述焦化单元包括：分馏塔二，所述分馏塔二的底部与所述蜡油输送管连接，所述分馏塔二用于接收来自加氢转化单元的蜡油，所述蜡油冷凝成焦化油；加热炉三，所述加热炉三与所述分馏塔二的底部连接；管道四，所述管道四设置在所述加热炉三的出口处；焦化塔，所述焦化塔的底部与所述管道四连接，所述焦化塔用于将焦化油转化为富气、汽油、柴油、蜡油和针状焦；所述焦化塔的顶部与所述分馏塔二的底部连通。
在上述技术方案中，本申请实施例通过设置加氢转化单元用于对重油进行加氢处理，使其转化成含有大量芳烃组分的蜡油，这些芳烃组分是焦化单元生产优质针状焦的原料，使得劣质重油经过加氢处理和焦化处理后，充分转化成针状焦、汽柴油等高附加值产品，实现降本增效和可持续发展。
进一步地，根据本申请实施例，其中，所述加热炉一前设置有进料管线，所述进料管线上设置有混合罐一和混合罐二。
进一步地，根据本申请实施例，其中，所述添加剂采用煤基活性炭，比表面积为300-400m2/g，粒径不大于4mm。
进一步地，根据本申请实施例，其中，所述悬浮床反应的反应温度为450-470℃。
进一步地，根据本申请实施例，其中，所述加氢转化单元还包括：新氢机，所述新氢机与所述加热炉一连通，所述新氢机用于向所述加氢转换单元输送氢气；循氢机，所述循氢机与所述冷分离罐连接；氢气循环管道，所述氢气循环管道连接所述循氢机和加热炉一。
进一步地，根据本申请实施例，其中，焦化塔的数量为多个。
进一步地，根据本申请实施例，其中，所述焦化塔的操作压力为0.5-0.8MPag。
进一步地，根据本申请实施例，其中，所述焦化单元还包括加热炉四，所述加热炉四与所述分馏塔二的中部连接，所述加热炉四与所述管道四连通。
进一步地，根据本申请实施例，其中，所述焦化单元还包括管道五，所述管道五设置在所述分馏塔二的侧部，所述管道五与所述管道二连通。
为了实现上述目的，本申请实施例还公开了一种重油处理方法，包括以下步骤：
加氢转化：进料的重油和添加剂充分混合后，与氢气一起加热送入悬浮床反应器进行加氢裂化反应，得到物料一；物料一进入热分离罐被分离成物料二和物料三，物料二包括气相的轻油和未反应的氢气，物料三包括添加剂和未反应的重油；物料三在减压塔中部分离出蜡油，蜡油与物料二混合进入固定床反应器进行加氢精制；经过加氢精制的产物依次送至冷分离罐和汽提塔，汽提塔的底部通入蒸汽汽提，在汽提塔的顶部分离出低碳烷烃C1-C4，汽提塔底部为净化后的液相汽柴油、蜡油产品，产品中的硫降至0.5wt％以下；将汽提塔的底部产物加热后输送至分馏塔一内进行油气分离，油气在分馏塔一中从下往上依次分馏出富含芳烃组分的蜡油、柴油、汽油；
焦化：来自加氢转化单元的蜡油在分馏塔二底部冷凝出焦化油，焦化油快速升温至500-520℃左右进入焦化塔底部；焦化油在焦化塔内由于高温并且长时间停留，反应生成富气、汽油、柴油、蜡油和针状焦；针状焦积聚在焦化塔内进行拉焦和清焦，富气、汽油、柴油、蜡油经急冷油急冷后，从焦化塔顶部排出至分馏塔二的底部，并与来自加氢裂化单元的蜡油进行换热，从下往上依次分馏出焦化蜡油、焦化柴油、焦化汽油和富气。
为了实现上述目的，本申请实施例还公开了一种重油处理系统，包括：萃取单元，所述萃取单元包括：进料缓冲罐，所述进料缓冲罐用于接收进料，所述进料包括重油；溶剂循环管道，所述溶剂循环管道与所述进料缓冲罐连通，使得所述溶剂循环管道内的溶剂和所述重油混合；分离塔一，所述分离塔一设置在所述溶剂循环管道的末端，所述分离塔一的顶部设置有管道六，所述管道六上设置有换热器；分离塔二，所述分离塔二设置在所述管道六的末端，所述分离塔二的顶部设置有溶剂回收管一，所述溶剂回收管一穿过所述换热器与所述溶剂循环管道连接；沥青汽提塔，所述沥青汽提塔与所述分离塔一的底部连接，所述沥青汽提塔的底部设置有沥青输送管道；脱沥青油汽提塔，所述脱沥青汽提塔与所述分离塔二的底部连接，所述沥青汽提塔的底部设置有脱沥青油输送管道；加氢转化单元，所述加氢转化单元包括：加热炉一，所示加热炉一与所述沥青输送管道连通，接收来自萃取单元的沥青，所述沥青进入所述加热炉一前与添加剂和氢气混合；悬浮床反应器，所示悬浮床反应器与加热炉一连接；热分离罐，所述热分离罐与所述悬浮床反应器的顶部连接；减压塔，所述减压塔和所述热分离罐的底部连接；冷分离罐，所述冷分离罐与所述热分离罐的顶部连通；分馏塔一，所述分馏塔一与所述冷分离罐的底部连通；蜡油输送管道，所述蜡油输送管道设置在所述分馏塔一的底部，所述蜡油输送管道与所述减压塔的中部连通，所述蜡油输送管道用于输送所述分馏塔一底部产生的蜡油和所述减压塔中部产生的蜡油；焦化单元，所述焦化单元包括：分馏塔二，所述分馏塔二的底部与所述蜡油输送管道和所述脱沥青油输送管连接，所述分馏塔二用于接收来自加氢转化单元的蜡油和来自所述萃取单元的脱沥青油，并冷凝成焦化油；加热炉三，所述加热炉三与所述分馏塔二的底部连接；管道四，所述管道四设置在所述加热炉三的出口处；焦化塔，所述焦化塔的底部与所述管道四连接，所述焦化塔用于将焦化油转化为富气、汽油、柴油、蜡油和针状焦；所述焦化塔的顶部与所述分馏塔二的底部连通。
在上述技术方案中，本申请实施例通过设置萃取单元，进料的重油先通过萃取单元分离成脱沥青油和沥青，脱沥青油可以直接进入焦化单元生产针状焦，沥青进入加氢转化单元转化成汽柴油、柴油和蜡油等油品，蜡油作为原料送至焦化单元生产针状焦，重油基本被完全变作具有经济价值的产品，实现了废油利用的经济效益最大化。本实施方式适用于处理如催化油浆、煤焦油及乙烯焦油等类似的劣质重油，硫含量在0.5wt％以下。
进一步地，根据本申请实施例，其中，所述萃取单元还包括回收罐，所述回收罐与所述溶剂循环管道连接，所述回收罐上设置有溶剂回收管二，所述溶剂回收管二与所述沥青汽提塔的顶部和所述脱沥青油汽提塔的顶部连接。
进一步地，根据本申请实施例，其中，所述进料与所述溶剂的质量比为1：4或1：6。
进一步地，根据本申请实施例，其中，所述溶剂采用异丁烷、正丁烷或者二者组合。
进一步地，根据本申请实施例，其中，所述分离塔一的操作压力高于溶剂的临界压力，温度低于溶剂的临界温度。
进一步地，根据本申请实施例，其中，所述分离塔二的操作温度高于溶剂的临界温度，压力高于溶剂的临界压力。
进一步地，根据本申请实施例，其中，所述添加剂采用煤基活性炭，比表面积为300-400m2/g，粒径不大于4mm。
进一步地，根据本申请实施例，其中，所述焦化塔的操作压力为0.5-0.8MPag。
进一步地，根据本申请实施例，其中，所述焦化单元还包括加热炉四，所述加热炉四与所述分馏塔二的中部连接，所述加热炉四与所述管道四连通。
为了实现上述目的，本申请实施例还公开了一种重油处理方法，包括以下步骤：
萃取：进料的重油进入进料缓冲罐中，与溶剂循环管道内的溶剂混合，共同输送至分离塔一内进行分离，分离塔一的塔顶产物为物料四，包括溶剂和脱沥青油，塔底产物为物料五，包括沥青和夹带的少量溶剂；对物料四进行加热升温，并将物料四输送至分离塔二内，将溶剂从脱沥青油中析出，获得物料六，物料六包括脱沥青油和少量溶剂；物料五经过加热后被输送至沥青汽提塔内，将物料五中的少量溶剂通过汽提提取出来，沥青被输送至加氢转化单元；物料六经过加热后被输送至脱沥青油汽提塔，将物料六中的少量溶剂通过汽提提取出来，脱沥青油被输送至焦化单元；回收的溶剂被送至前端与进料混合循环利用；
加氢转化：来自萃取单元的沥青与添加剂充分混合后，与氢气一起加热送入悬浮床反应器进行加氢裂化反应，反应产物进入热分离罐被分离成物料二和物料三，物料二包括气相的轻油和未反应的氢气，物料三包括添加剂和未反应的重油；物料三在减压塔中部分离出蜡油；物料二在在冷分离罐的顶部分离出循环氢，且将冷分离罐底部的产物送入分馏塔一内进行油气分离，大量油气在分馏塔一中从下往上依次分馏出蜡油、柴油、汽柴油和富气；
焦化：来自萃取单元的脱沥青油和来自加氢转化单元的蜡油混合后在分馏塔二底部冷凝出焦化油，焦化油快速升温至500-520℃左右进入焦化塔底部；焦化油在焦化塔内由于高温并且长时间停留，反应生成富气、汽油、柴油、蜡油和针状焦；针状焦积聚在焦化塔内进行拉焦和清焦，富气、汽油、柴油、蜡油经急冷油急冷后，从焦化塔顶部排出至分馏塔二的底部，并与来自加氢裂化单元的蜡油进行换热，从下往上依次分馏出焦化蜡油、焦化柴油、焦化汽油和富气。
为了实现上述目的，本申请实施例还公开了一种重油处理系统，包括：萃取单元，所述萃取单元包括：进料缓冲罐，所述进料缓冲罐用于接收进料，所述进料包括重油；溶剂循环管道，所述溶剂循环管道与所述进料缓冲罐连通，使得所述溶剂循环管道内的溶剂和所述重油混合；分离塔一，所述分离塔一设置在所述溶剂循环管道的末端，所述分离塔一的顶部设置有管道六，所述管道六上设置有换热器；分离塔二，所述分离塔二设置在所述管道六的末端，所述分离塔二的顶部设置有溶剂回收管一，所述溶剂回收管一穿过所述换热器与所述溶剂循环管道连接；沥青汽提塔，所述沥青汽提塔与所述分离塔一的底部连接，所述沥青汽提塔的底部设置有沥青输送管道；脱沥青油汽提塔，所述脱沥青汽提塔与所述分离塔二的底部连接，所述沥青汽提塔的底部设置有脱沥青油输送管道；加氢转化单元，所述加氢转化单元包括：加热炉一，所示加热炉一与所述沥青输送管道连通，接收来自萃取单元的沥青，所述沥青进入所述加热炉一前与添加剂和氢气混合；悬浮床反应器，所示悬浮床反应器与加热炉一连接；热分离罐，所述热分离罐与所述悬浮床反应器的顶部连接；减压塔，所述减压塔和所述热分离罐的底部连接；管道二，所述管道二设置在所述热分离罐的顶部，所述管道二与所述热分离罐的中部连通，管道二与所述脱沥青油汽提塔连接，接收来自萃取单元的脱沥青油；固定床反应器，所述固定床反应器设置在所述管道二的末端；冷分离罐，所述冷分离罐与所述固定床反应器的底部连通；汽提塔，所述汽提塔与所述冷分离罐的底部连接；分馏塔一，所述分馏塔一与所述汽提塔的底部连通；蜡油输送管道，所述蜡油输送管道设置在所述分馏塔一的底部，所述蜡油输送管道用于输送所述分馏塔一底部产生的蜡油和经过加氢精制的脱沥青油；焦化单元，所述焦化单元包括：分馏塔二，所述分馏塔二的底部与所述蜡油输送管连接，所述分馏塔二用于接收来自加氢转化单元的蜡油和经过加氢精制的脱沥青油，并冷凝成焦化油；加热炉三，所述加热炉三与所述分馏塔二的底部连接；管道四，所述管道四设置在所述加热炉三的出口处；焦化塔，所述焦化塔的底部与所述管道四连接，所述焦化塔用于将焦化油转化为富气、汽油、柴油、蜡油和针状焦；所述焦化塔的顶部与所述分馏塔二的底部连通。
在上述技术方案中，本申请实施例通过设置萃取单元，进料的重油先通过萃取单元分离成脱沥青油和沥青油，沥青通过加氢单元的悬浮床反应器进行加氢热裂解反应得到的馏分油产物，并与脱沥青油和焦化馏分油一起在固定床反应器中进行加氢精制转化成汽柴油、柴油和蜡油等油品，蜡油作为原料送至焦化单元生产针状焦，重油基本被完全变作具有经济价值的产品，实现了废油利用的经济效益最大化。本实施方式适用于处理高残碳、高金属含量重油尤其是含硫或高硫的劣质重油，例如催化油浆，乙烯焦油，煤焦油等。
进一步地，根据本申请实施例，其中，所述萃取单元还包括回收罐，所述回收罐与所述溶剂循环管道连接，所述回收罐上设置有溶剂回收管二，所述溶剂回收管二与所述沥青汽提塔的顶部和所述脱沥青油汽提塔的顶部连接。
进一步地，根据本申请实施例，其中，所述进料与所述溶剂的质量比为1：4或1：6。
进一步地，根据本申请实施例，其中，所述溶剂采用异丁烷、正丁烷或者二者组合。
进一步地，根据本申请实施例，其中，所述分离塔一的操作压力高于溶剂的临界压力，温度低于溶剂的临界温度。
进一步地，根据本申请实施例，其中，所述分离塔二的操作温度高于溶剂的临界温度，压力高于溶剂的临界压力。
进一步地，根据本申请实施例，其中，所述添加剂采用煤基活性炭，比表面积为300-400m2/g，粒径不大于4mm。
进一步地，根据本申请实施例，其中，所述焦化塔的操作压力为0.5-0.8MPag。
进一步地，根据本申请实施例，其中，所述焦化单元还包括加热炉四，所述加热炉四与所述分馏塔二的中部连接，所述加热炉四与所述管道四连通。
为了实现上述目的，本申请实施例还公开了一种重油处理方法，包括以下步骤：
萃取：进料的重油进入进料缓冲罐中，与溶剂循环管道内的溶剂混合，共同输送至分离塔一内进行分离，分离塔一的塔顶产物为物料四，包括溶剂和脱沥青油，塔底产物为物料五，包括沥青和夹带的少量溶剂；对物料四进行加热升温，并将物料四输送至分离塔二内，将溶剂从脱沥青油中析出，获得物料六，物料六包括脱沥青油和少量溶剂；物料五经过加热后被输送至沥青汽提塔内，将物料五中的少量溶剂通过汽提提取出来，沥青被输送至加氢转化单元；物料六经过加热后被输送至脱沥青油汽提塔，将物料六中的少量溶剂通过汽提提取出来，脱沥青油被输送至加氢转化单元；回收的溶剂被送至前端与进料混合循环利用；
加氢转化：来自萃取单元的沥青与添加剂充分混合后，与氢气一起加热送入悬浮床反应器进行加氢裂化反应，反应产物进入热分离罐被分离成物料二和物料三，物料二包括气相的轻油和未反应的氢气，物料三包括添加剂和未反应的重油；物料三在减压塔中部分离出蜡油，蜡油、来自萃取单元的脱沥青油和物料二混合进入固定床反应器进行加氢精制；经过加氢精制的产物依次送至冷分离罐和汽提塔，汽提塔的底部通入蒸汽汽提，在汽提塔的顶部分离出低碳烷烃C1-C4，汽提塔底部为净化后的液相汽柴油、蜡油产品，产品中的硫降至0.5wt％以下；将汽提塔的底部产物加热后输送至分馏塔一内进行油气分离，油气在分馏塔一中从下往上依次分馏出富含芳烃组分的蜡油和经过加氢精制的脱沥青油、柴油、汽油；
焦化：来自萃取单元的脱沥青油和来自加氢转化单元的蜡油混合后在分馏塔二底部冷凝出焦化油，焦化油快速升温至500-520℃左右进入焦化塔底部；焦化油在焦化塔内由于高温并且长时间停留，反应生成富气、汽油、柴油、蜡油和针状焦；针状焦积聚在焦化塔内进行拉焦和清焦，富气、汽油、柴油、蜡油经急冷油急冷后，从焦化塔顶部排出至分馏塔二的底部，并与来自加氢裂化单元的蜡油进行换热，从下往上依次分馏出焦化蜡油、焦化柴油、焦化汽油和富气。
为了实现上述目的，本申请实施例还公开了一种针状焦，由上述的重油处理系统制成，或者采用上述的重油处理方法制成。
为了实现上述目的，本申请实施例还公开了一种汽油，由上述的重油处理系统制成，或者采用上述的重油处理方法制成。
为了实现上述目的，本申请实施例还公开了一种柴油，由上述的重油处理系统制成，或者采用上述的重油处理方法制成。
与现有技术相比，本申请具有以下有益效果：
(1)本申请通过设置加氢转化单元用于对重油进行加氢处理，使其转化成含有大量芳烃组分的蜡油，这些芳烃组分是焦化单元生产优质针状焦的原料，使得劣质重油经过加氢处理和焦化处理后，充分转化成针状焦、汽柴油等高附加值产品，实现降本增效和可持续发展。
(2)本申请通过设置萃取单元，进料的重油先通过萃取单元分离成脱沥青油和沥青，脱沥青油可以直接进入焦化单元生产针状焦，沥青进入加氢转化单元转化成汽柴油、柴油和蜡油等油品，蜡油作为原料送至焦化单元生产针状焦，重油基本被完全变作具有经济价值的产品，实现了废油利用的经济效益最大化。本实施方式适用于处理如催化油浆、煤焦油及乙烯焦油等类似的劣质重油，硫含量在0.5wt％以下。
(3)本申请实施例通过设置萃取单元，进料的重油先通过萃取单元分离成脱沥青油和沥青油，沥青通过加氢单元的悬浮床反应器进行加氢热裂解反应得到的馏分油产物，并与脱沥青油和焦化馏分油一起在固定床反应器中进行加氢精制转化成汽柴油、柴油和蜡油等油品，蜡油作为原料送至焦化单元生产针状焦，重油基本被完全变作具有经济价值的产品，实现了废油利用的经济效益最大化。本实施方式适用于处理高残碳、高金属含量重油尤其是含硫或高硫的劣质重油，例如催化油浆，乙烯焦油，煤焦油等。
附图说明
下面结合附图和实施例对本申请进一步说明。
图1是本申请第一实施方式中的一种重油处理系统的结构示意图。
图2是本申请第二实施方式中的一种重油处理系统的结构示意图。
图3是本申请第三实施方式中的一种重油处理系统的结构示意图。
附图中
101、进料管线 102、混合罐一 103、混合罐二
104、新氢机 105、氢气循环管道 106、加热炉一
107、悬浮床反应器 108、管道一 109、热分离罐
110、减压塔 111、管道二 112、固定床反应器
113、管道三 114、冷分离罐 115、循氢机
116、汽提塔 117、加热炉二 118、分馏塔一
119、蜡油输送管道
201、分馏塔二 202、加热炉三 203、加热炉四
204、管道四 205、焦化塔 206、管道五
301、进料缓冲罐 302、进料泵 303、溶剂循环管道
304、溶剂泵 305、分离塔一 306、管道六
307、分离塔二 308、换热器 309、溶剂回收管一
310、沥青汽提塔 311、脱沥青油汽提塔 312、溶剂回收管二
313、回收罐 314、沥青输送管 315、脱沥青油输送管
具体实施方式
为了使本发明的目的、技术方案进行清楚、完整地描述，及优点更加清楚明白，以下结合附图对本发明实施例进行进一步详细说明。应当理解，此处所描述的具体实施例是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例，仅仅用以解释本发明实施例，并不用于限定本发明实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
在本发明的描述中，需要说明的是，术语“中心”、“中”、“上”、“下”、“左”、“右”、“内”、“外”、“顶”、“底”、“侧”、“竖直”、“水平”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。此外，术语“一”、“第一”、“第二”、“第三”、“第四”、“第五”、“第六”仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性。
在本发明的描述中，需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“安装”、“相连”、“连接”应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体地连接；可以是机械连接，也可以是电连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，可以是两个元件内部的连通。对于本领域的普通技术人员而言，可以具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。
出于简明和说明的目的，实施例的原理主要通过参考例子来描述。在以下描述中，很多具体细节被提出用以提供对实施例的彻底理解。然而明显的是，对于本领域普通技术人员，这些实施例在实践中可以不限于这些具体细节。在一些实例中，没有详细地描述公知方法和结构，以避免无必要地使这些实施例变得难以理解。另外，所有实施例可以互相结合使用。
【第一实施方式】
图1显示的是本申请第一实施方式中的重油处理系统的具体结构。如图1所示，所述的重油处理系统包括加氢转化单元和焦化单元。其中，加氢转化单元用于对重油进行加氢处理，使其转化成含有大量芳烃组分的蜡油，这些芳烃组分是焦化单元生产优质针状焦的原料，使得劣质重油经过加氢处理和焦化处理后，充分转化成针状焦、汽柴油等高附加值产品，实现降本增效和可持续发展。
进一步的，加氢转化单元包括进料管线101，进料管线101上设置有混合罐一102和混合罐二103，混合罐一102和混合罐二103用于保证进料的重油和添加剂充分混合。进料管线101的末端设置有加热炉一106，且在加热炉一106之前与新氢机104和氢气循环管道105连通，使得进料在进入加热炉一106之前与氢气混合。加热炉一106的出口与悬浮床反应器107的底部连通，进料与氢气在悬浮床反应器107内反应获得物料一。悬浮床反应器107的顶部与热分离罐109连通，物料一从悬浮床反应器107的顶部进入热分离罐109，分离出物料二和物料三，物料二包括气相的轻油和未反应的氢气，物料三包括添加剂和未反应的重油。热分离罐109的底部与减压塔110连通，物料三110从热分离罐109的底部排出并进入减压塔110，并在减压塔110的顶部分离出少部分轻油，在减压塔110的底部分离出残渣，在减压塔110的中部分离出蜡油。热分离罐109的顶部设置管道二111，物料二通过管道二111排出，管道二111上设置有换热器对物料二进行降温。管道二111的末端设置有固定床反应器112，且管道二111与减压塔110的中部连通，使得减压塔110中部产生的蜡油与物料二混合进入固定床反应器112进行加氢精制。固定床反应器112的底部与冷分离罐114连通，将经过加氢精制的产物送至冷分离罐114。在冷分离罐114的顶部分离出循环氢，循环氢主要包括氢气，夹杂反应生成的少量低碳烷烃，以及H2S、NH3等杂质。在冷分离罐114的底部与与汽提塔116连通，将冷分离罐114底部的产物送入汽提塔116，汽提塔116的底部通入蒸汽汽提，在汽提塔116的顶部分离出低碳烷烃C1-C4，汽提塔116底部为净化后的液相汽柴油、蜡油产品，产品中的硫降至0.5wt％以下。汽提塔116的底部与加热炉二117连通，加热炉二117与分馏塔一118连通，将汽提塔116的底部产物加热后输送至分馏塔一118内进行油气分离，油气在分馏塔一118中从下往上依次分馏出富含芳烃组分的蜡油、柴油、汽油。分馏塔一118底部设置有蜡油输送管道119，蜡油输送管道119连通至焦化单元，将富含芳烃组分的蜡油输送到焦化单元中作为生产优质针状焦的原料。
其中，混合罐一102连接添加剂管路，添加剂具体采用煤基活性炭，比表面积为300-400m2/g，粒径不大于4mm。
悬浮床反应器107由一系列反应器组成，其根据工艺需求可设置1-4个，本实施方式中为1个模式，并不限制本申请。在悬浮床反应器107内，重油、氢气和添加剂以向上运动的方式反混循环。线性表面气速必须足够高，以维持浆料相(重油和添加剂)在反应器中的反混流态化。反应器在大约450-470℃的温度下进行临氢热裂解反应，添加剂用来保证返混状态并吸附带走具有结焦倾向的未转化的重油。悬浮床反应器107具体为圆柱形，内部有锥形封头，由于加氢反应是一个高度放热的反应，其中的温度通过管道一108向悬浮床反应器107各层注入冷氢进行控制，管道108与氢气循环管道105连通。
固定床反应器112为加氢精制反应器，内置传统的加氢精制催化剂。固定床反应器112内设置有多个催化剂床层，各催化剂床层的温度通过管道三113注入冷氢进行控制，管道三113与氢气循环管道105连通。
冷分离罐114的顶部与循氢机115连通，循氢机115与氢气循环管道105连接，将循环氢输送至前端与进料混合。循环氢还可以通过胺吸收塔或者弛放气等方式去除掉H2S和NH3等杂质(附图未显示)，保证氢气纯度。
在加氢转化单元中，本申请提高了对重油原料的处理能力。现有的悬浮床裂化技术需要循环回收未转化的渣油，以达到目标转化率，在加工反应活性较低的原料时，很容易受到转化率或处理能力变化的影响，而本申请中的重油转化率极高，不存在这些困难。此外，通过本申请的加氢转化单元，为焦化单元提供优质产焦原料，且通过添加特殊添加剂用于产生含大量芳烃组分的油料，这些含量极高的芳烃组分作为下游生产优质针状焦的原料。通过加氢转化单元，本申请不受重油原料成分的限制，既可处理高残碳、高金属含量重油又可处理高硫重油；其中高残碳、高金属物质可以通过热分离罐109、减压塔110分离，高硫杂可以质通过固定床反应器112、冷分离器114、汽提塔116处置并分离。
进一步的，焦化单元包括分馏塔二201，分馏塔二201的底部与蜡油输送管道119连接，接收来自加氢转化单元的蜡油，在分馏塔二201底部冷凝出重馏分油，即为焦化油。分馏塔二201的底部与加热炉三202连接，加热炉三202通过管道四204与焦化塔205底部连通，使得焦化油快速升温至500-520℃左右进入焦化塔205底部。焦化油在焦化塔205内于高温并且长时间停留，产生裂解、缩合等一系列反应，最终生成富气、汽油、柴油、蜡油等产品和针状焦。针状焦积聚在焦化塔205内，其余产物经急冷油急冷后，从焦化塔205顶部排出。焦化塔205顶部与分馏塔二201的底部连通，将焦化塔205的顶部产物输送至分馏塔二201的底部，并与来自加氢裂化单元的蜡油进行换热，从下往上依次分馏出焦化蜡油、焦化柴油、焦化汽油和富气(C1-C4)。
其中，焦化塔205的数量可以为多个，且为并联设置，进行交替作业，优选为3-4个。例如。在本实施方式中，焦化塔205的数量为3个，一个焦化塔生焦，一个焦化塔拉焦，另一个焦化塔清焦，然后切换。焦化塔205的操作压力为0.5-0.8MPag，比石油焦的延迟焦化高0.4MPag。
加热炉三202设置有2-4个注蒸汽点，可以加速炉管内流速，减缓炉管内结焦。
分馏塔二201的中部设置与加热炉四203连接，加热炉四203与管道四204连通，将部分焦化柴油加热后送入焦化塔205进行拉焦。拉焦的过程是通过高温油气对焦化塔进行汽提，持续的油气通过会造成单向的多孔结构，同时带走包裹在焦炭内部的轻组分，这类轻组分的存在不利于针状焦的生成。高温汽提的作用，是为了抑制普通海绵胶的生成，促进针状焦的生成，保证了针状焦的品质。
分馏塔二201的侧部设置有管道五206，管道五206与管道二111连通，将分馏塔二201侧部生成的焦化蜡油、焦化柴油、焦化汽油送至加氢转化单元中，并在固定床反应器112中进行加氢精制反应，再同分馏塔一118分离出标准的汽柴油产品。
此外，基于上述重油处理系统，本实施方式还公开了一种重油处理工艺，包括以下步骤：
加氢转化：进料的重油和添加剂充分混合后，与氢气一起加热送入悬浮床反应器107进行加氢裂化反应，得到物料一；物料一进入热分离罐109被分离成物料二和物料三，物料二包括气相的轻油和未反应的氢气，物料三包括添加剂和未反应的重油；物料三在减压塔110中部分离出蜡油，蜡油与物料二混合进入固定床反应器112进行加氢精制；经过加氢精制的产物送至冷分离罐114分离出循环氢，在被送入汽提塔116，汽提塔116的底部通入蒸汽汽提，在汽提塔116的顶部分离出低碳烷烃C1-C4，汽提塔116底部为净化后的液相汽柴油、蜡油产品，产品中的硫降至0.5wt％以下；将汽提塔116的底部产物加热后输送至分馏塔一118内进行油气分离，油气在分馏塔一118中从下往上依次分馏出富含芳烃组分的蜡油、柴油、汽油；富含芳烃组分的蜡油被输送到焦化单元中作为生产优质针状焦的原料。
焦化：来自加氢转化单元的蜡油在分馏塔二201底部冷凝出焦化油，焦化油快速升温至500-520℃左右进入焦化塔205底部；焦化油在焦化塔205内于高温并且长时间停留，产生裂解、缩合等一系列反应，最终生成富气、汽油、柴油、蜡油等产品和针状焦；针状焦积聚在焦化塔205内进行拉焦和清焦，其余产物经急冷油急冷后，从焦化塔205顶部排出至分馏塔二201的底部，并与来自加氢裂化单元的蜡油进行换热，从下往上依次分馏出焦化蜡油、焦化柴油、焦化汽油和富气(C1-C4)；侧部生成的焦化蜡油、焦化柴油、焦化汽油送至加氢转化单元中，并在固定床反应器112中进行加氢精制反应，再同分馏塔一118分离出标准的汽柴油产品，其中的部分焦化柴油加热后送入焦化塔205进行拉焦。
最后，本申请通过列举实施例及对比例对本实施方式的技术效果进行进一步的说明，但本申请并不限于这是实施例。
首先，进料属性如表1所示。
表1
对上述进料进行加氢转化。其中，悬浮床反应器进行热裂解加氢反应，进料氢油比为800NM3(氢)/Ton(油)，氢纯：大于90mol％，氢耗：2.0-3.0wt％；催化剂选用Fe2O3，进料添加比里为0.5wt％。固定床反应器进行催化加氢精制反应，催化剂采用石科院加氢精制催化剂，氢耗：0.1-0.3wt％。
加氢转化后产生的蜡油物性如表2所示。
表2
由表2可知，不同原料成分的重油经过加氢转化后，得到的蜡油中S含量降低到0.5wt％以下，金属控制在10wpp以下，残碳都小于5wt％，芳烃含量大于25wt％，成为了生产优质针状焦的原料。
而后进行焦化，焦化进料及工艺参数如表3所示。
表3
由此获得的焦化产率如表4所示。
表4
在表3和表4中，由于实施例11-实施例14的进料为经过加氢转化后生成的蜡油，物性基本接近，所以采用同样的操作条件来进行焦化，焦化产率也基本一致。对比例1和对比例2的进料采用重油原料，没有通过加氢转化单元，直接进入焦化单元生产针状焦，导致气体收率降低，焦化蜡油产量增加，石油焦收率降低。
上述实施例及对比例获得的石油焦物性如表5所示。
表5
| 单位 | 实施例11 | 实施例12 | 实施例13 | 实施例14 | 对比例1 | 对比例2 | 对比例3 | |
| 真密度 | kg/dm<sup>3</sup> | 2.13 | 2.12 | 2.13 | 2.13 | 2.05 | 2.06 | 2.10 |
| 热膨胀系数 | 10<sup>-6</sup>/℃ | 0.24 | 0.25 | 0.25 | 0.25 | 0.52 | 0.60 | 0.31 |
| 挥发份 | wt％ | 0.21 | 0.25 | 0.26 | 0.29 | 0.41 | 0.40 | 0.25 |
| 硫含量 | wt％ | 0.31 | 0.38 | 0.40 | 0.42 | 0.57 | 2.77 | 0.40 |
| 灰分 | wt％ | 0.10 | 0.11 | 0.14 | 0.15 | 0.64 | 0.71 | 0.14 |
对比实施例11-14及对比例1-2可知，重油未经加氢转化直接生产石油焦，真密度明显偏小，热膨胀系数增大，硫含量、灰分、挥发份等物性增大，产出的石油焦无法达到针状焦品质。对比例3取消了焦化塔汽提工艺，生成的石油焦真密度偏低，热膨胀系数偏高，这两项指标略低于针状焦产品指标，而通过汽提工艺可提高针状焦产品的合格率。
【第二实施方式】
图2显示的是本申请第二实施方式中的重油处理系统的具体结构，如图2所示，与第一实施方式不同的是，本实施方式所述的重油处理系统还包括萃取单元，进料的重油先通过萃取单元分离成脱沥青油和沥青，脱沥青油可以直接进入焦化单元生产针状焦，沥青进入加氢转化单元转化成汽柴油、柴油和蜡油等油品，蜡油作为原料送至焦化单元生产针状焦，重油基本被完全变作具有经济价值的产品，实现了废油利用的经济效益最大化。本实施方式适用于处理如催化油浆、煤焦油及乙烯焦油等类似的劣质重油，硫含量在0.5wt％以下。
具体的，萃取单元包括进料缓冲罐301，进料缓冲罐301与进料泵302连接，进料泵302与溶剂循环管道303连通，溶剂循环管道303上设置有溶剂泵，溶剂循环管道303的末端与分离塔一305连接。进料的重油进入进料缓冲罐301中，经过进料泵302加压，与溶剂循环管道303内的溶剂混合，共同输送至分离塔一305内。分离塔一305的塔顶产物为物料四，包括溶剂和脱沥青油，塔底产物为物料五，包括沥青和夹带的少量溶剂。分离塔一305的顶端设置有管道六306，管道六306连接分离塔二307，将物料四输送至分离塔二307内。管道六306上依次设置有换热器308和加热器一，对物料四进行加热升温。物料四进入分离塔二307后，溶剂从脱沥青油中析出，剩余脱沥青油和少量溶剂组成的物料六从分离塔二307的塔底排出。分离塔二307的塔顶设置有溶剂回收管一309，将分离出来的溶剂排出。溶剂回收管一309穿过换热器309与溶剂循环管道303连接，溶剂回收管一309上设置有冷却器一，将回收的溶剂冷却后送至前端与进料混合循环利用。
分离塔一305的底部与沥青汽提塔310连接，分离塔一305与沥青汽提塔310之间设置有加热器二，物料五经过加热后被输送至沥青汽提塔310内，将物料五中的少量溶剂通过汽提提取出来。沥青汽提塔310的底部设置有沥青输送管314，用于将沥青汽提塔310底部的沥青输送至加氢转化单元。
分离塔二307的底部与脱沥青油汽提塔311连接，分离塔二307和脱沥青油汽提塔311之间设置有加热器三，物料六经过加热后被输送至脱沥青油汽提塔311，将物料六中的少量溶剂通过汽提提取出来。脱沥青油汽提塔311的底部设置有脱沥青油输送管315，用于将脱沥青油输送至焦化单元。
沥青汽提塔310和脱沥青油汽提塔311的塔顶与溶剂回收管二312连接，将塔顶产物汽提蒸汽和溶剂排出。溶剂回收管二312的末端设置有回收罐313，溶剂回收管二312上设置有冷却器二，沥青汽提塔310和脱沥青油汽提塔311的塔顶产物汇合后经过冷却，在回收罐313内分离水相和溶剂。回收罐313的底部与溶剂循环管道303连接，将回收的溶剂送至前端与进料混合循环利用。
其中，进料与溶剂一般采用质量比1：4或1：6。根据进料不同，选用不同的溶剂组合，可灵活生产芳烃富集程度不同的产品。具体的，溶剂一般采用异丁烷、正丁烷或者二者组合。
分离塔一305为满液操作，操作压力高于溶剂的临界压力，温度低于溶剂的临界温度，所以分离塔一305处于亚临界状态操作。分离塔一305中设置有进料分布器，以及传统萃取/聚结型内件，促进萃取分离效果。
分离塔二307也是满液操作，塔中设置有进料分布器，以及传统聚结型内件，促进分离效果。分离塔二307的操作温度高于溶剂的临界温度，压力高于溶剂的临界压力，属于超临界状态操作。与传统溶剂/油分离不同，分离塔二307为超临界状态，溶剂处于气液不分的状态，此状态下，不必通过相变气化溶剂来分离溶剂/油，可通过超临界状态下溶剂与油的密度差分离，从而节省大量能源。
沥青汽提塔310和脱沥青油汽提塔311均采用传统的板式塔，内设有塔板。
在萃取单元中中，本申请根据相似相溶的萃取原理，可进行多级分离，从而更精准的优化分离生产适合针状焦的原料油。产品分离塔/汽提塔可设计为2-4组，本实施方式中为2组模式。一般来说，两产品模式可适用于大多数油浆。如采用多级分离，例如三产品模式，可将脱沥青油再细分为轻脱沥青油和重脱沥青油。轻脱沥青油和重脱沥青油的比重、胶质含量、芳烃含量和硫含量等性质会有不同，可根据下游加氢脱硫和焦化进料性质要求按比例灵活混兑，实现灵活操作。并且对于不同品质的油浆，即使劣质油浆，也可以对脱沥青油进行多级分离，选取合适的脱沥青油产品进行针状焦生产。
进一步的，加氢转化单元包括混合罐一102和混合罐二103，来自萃取单元的沥青与添加剂在混合罐一102和混合罐二103内充分混合。混合罐二103与加热炉一106连接，且在加热炉一106之前与新氢机104和氢气循环管道105连通，使得沥青和添加剂在进入加热炉一106之前与氢气混合。加热炉一106的出口与悬浮床反应器107的底部连通，进料与氢气在悬浮床反应器107内进行加氢裂化反应。悬浮床反应器107的顶部与热分离罐109连通，物料一从悬浮床反应器107的顶部进入热分离罐109，分离出物料二和物料三，物料二包括气相的轻油和未反应的氢气，物料三包括添加剂和未反应的重油。热分离罐109的底部与减压塔110连通，物料三110从热分离罐109的底部排出并进入减压塔110，并在减压塔110的顶部分离出少部分轻油，在减压塔110的底部分离出残渣，在减压塔110的中部分离出蜡油。热分离罐109顶部与冷分离罐114连通，热分离罐109与冷分离罐114之间设置有空冷器，在空冷器的冷凝作用下将物料二中的气相的轻油重新冷凝为液相，但是未反应的氢气仍旧为气相，因而可以在冷分离罐114中完全分离开。冷分离罐114的底部与分馏塔一118连接，将被分离出的轻油输送至分馏塔一118内进行油气分离，大量油气在分馏塔一118中从下往上依次分馏出蜡油、柴油、汽柴油和富气(C1-C4)。分馏塔一118底部设置有蜡油输送管道119，减压塔110的底部与蜡油输送管道119连通，蜡油输送管道119用于将减压塔110中部产生的蜡油和分馏塔一118底部产生的蜡油输送至焦化单元，作为生产优质针状焦的原料。
冷分离罐114的顶部与循氢机115连通，循氢机115与氢气循环管道105连接，将循环氢输送至前端与进料混合。循环氢还可以通过胺吸收塔或者弛放气等方式去除掉H2S和NH3等杂质(附图未显示)，保证氢气纯度。
在本实施方式中，添加剂的种类、悬浮床反应器107具体设置与第一实施方式保持一致，且具有相同效果，在此不再赘述。
在加氢单元中，本申请不仅提高了对重油原料的处理能力，还在萃取单元不使用任何催化剂的情况下，保持沥青质的流动性，不循环回收未转化的物质，从而防止了惰性的重质多环芳烃的积聚。本申请获得的所有产品都来源于沥青原料的转化，工艺具有柴油自然选择性，进料灵活，氢耗较低。
进一步的，焦化单元包括分馏塔二201、加热炉三202、加热炉四203、管道四204、焦化塔205，这些结构和连接关系与第一实施方式保持一致，且具有相同效果，在此不在赘述。
此外，基于上述重油处理系统，本实施方式还公开了一种重油处理工艺，包括以下步骤：
萃取：进料的重油进入进料缓冲罐301中，经过进料泵302加压，与溶剂循环管道303内的溶剂混合，共同输送至分离塔一305内进行分离，分离塔一305的塔顶产物为物料四，包括溶剂和脱沥青油，塔底产物为物料五，包括沥青和夹带的少量溶剂；对物料四进行加热升温，并将物料四输送至分离塔二307内，将溶剂从脱沥青油中析出，获得物料六，物料六包括脱沥青油和少量溶剂；物料五经过加热后被输送至沥青汽提塔310内，将物料五中的少量溶剂通过汽提提取出来，沥青被输送至加氢转化单元；物料六经过加热后被输送至脱沥青油汽提塔311，将物料六中的少量溶剂通过汽提提取出来，脱沥青油被输送至焦化单元；回收的溶剂被送至前端与进料混合循环利用。
加氢转化：来自萃取单元的沥青与添加剂充分混合后，与氢气一起加热送入悬浮床反应器107进行加氢裂化反应，反应产物进入热分离罐109被分离成物料二和物料三，物料二包括气相的轻油和未反应的氢气，物料三包括添加剂和未反应的重油；物料三在减压塔110中部分离出蜡油；物料二在在冷分离罐114的顶部分离出循环氢，且将冷分离罐114底部的产物送入分馏塔一118内进行油气分离，大量油气在分馏塔一118中从下往上依次分馏出蜡油、柴油、汽柴油和富气(C1-C4)；减压塔110中部产生的蜡油和分馏塔一118底部产生的蜡油输送至焦化单元。
焦化：来自萃取单元的脱沥青油和来自加氢转化单元的蜡油混合后在分馏塔二201底部冷凝出焦化油，焦化油快速升温至500-520℃左右进入焦化塔205底部；焦化油在焦化塔205内于高温并且长时间停留，产生裂解、缩合等一系列反应，最终生成富气、汽油、柴油、蜡油等产品和针状焦；针状焦积聚在焦化塔205内进行拉焦和清焦，其余产物经急冷油急冷后，从焦化塔205顶部排出至分馏塔二201的底部，并与来自加氢裂化单元的蜡油进行换热，从下往上依次分馏出焦化蜡油、焦化柴油、焦化汽油和富气(C1-C4)；其中的部分焦化柴油加热后送入焦化塔205进行拉焦。
最后，本申请通过列举实施例及对比例对本实施方式的技术效果进行进一步的说明，但本申请并不限于这是实施例。
采用正丁烷作为溶剂对实施例1-3进行萃取，分离塔一和分离塔二的操作参数如表6所示。
表6
由此获得萃取产物的物性如表7所示。
表7
如表7所示，萃取单元获得的脱沥青油的硫含量控制在0.5wt％，残碳小于5.0wt％，镍+钒小于10wppm，可以达到理想中的针状焦焦化进料要求。而沥青还需要进行加氢转化，沥青经加氢转化后获得的蜡油的物性如表8所示。
表8
经过加氢转化后的沥青S含量降低到0.5wt％以下，金属控制在10wpp以下，残碳都小于5wt％，芳烃含量大于25wt％，成为了生产优质针状焦的原料。
而后进行焦化，焦化进料如表9所示。
表9
焦化工艺的操作参数如表10所示。
表10
由此获得的焦化产率如表11所示。
表11
在表10和表11中，实施例24和实施例26的进料的物性基本接近，采用同样的操作条件来进行焦化，焦化产率也基本一致。而对比例6的进料是为经加氢转化的沥青和脱沥青油混合，未将沥青转化为轻质蜡油，其效果等同于直接使用重油进行焦化的对比例7，具体表现为气体收率降低，焦化蜡油产量增加，石油焦收率降低。
上述实施例及对比例获得的石油焦物性如表12所示。
表12
对比实施例24-26和对比例6-7可知，重油未经萃取及加氢转化直接生产石油焦，真密度明显偏小，热膨胀系数增大，硫含量、灰分、挥发份等物性增大，产出的石油焦无法达到针状焦品质。对比例8-9取消了焦化塔汽提工艺，生成的石油焦真密度偏低，热膨胀系数偏高，这两项指标略低于针状焦产品指标，而通过汽提工艺可提高针状焦产品的合格率。
【第三实施方式】
图3显示的是本申请第三实施方式中的重油处理系统的具体结构。如图3所示，与第一实施方式不同的是，本实施方式所述的重油处理系统还包括萃取单元，进料的重油先通过萃取单元分离成脱沥青油和沥青油，沥青通过加氢单元的悬浮床反应器进行加氢热裂解反应得到的馏分油产物，并与脱沥青油和焦化馏分油一起在固定床反应器中进行加氢精制转化成汽柴油、柴油和蜡油等油品，蜡油作为原料送至焦化单元生产针状焦，重油基本被完全变作具有经济价值的产品，实现了废油利用的经济效益最大化。本实施方式适用于处理高残碳、高金属含量重油尤其是含硫或高硫的劣质重油，例如催化油浆，乙烯焦油，煤焦油等。
具体的，萃取单元包括进料缓冲罐301、进料泵302、溶剂循环管道303、溶剂泵304、分离塔一305、管道六306、分离塔二307、换热器308、溶剂回收管一309、沥青汽提塔310、脱沥青油汽提塔311、溶剂回收管二312、回收罐313、沥青输送管314和脱沥青油输送管315。其中，除了脱沥青输送管315与加氢转化单元的固定床反应器连通外，各装置的结构和连接关系与第二实施方式中的萃取单元保持一致，且具有相同效果，在此不再赘述。
加氢转换单元包括混合罐一102、混合罐二103、新氢机104、氢气循环管道105、加热炉一106、悬浮床反应器107、管道一108、热分离罐109、减压塔110、管道二111、固定床反应器112、管道三113、冷分离罐114、循氢机115、汽提塔116、热炉二117、分馏塔一118、蜡油输送管道119。其中，除了混合罐一102与沥青输送管314连接、脱沥青输送管315与管道二111连接外，分馏塔一118的底部产物除了蜡油，还包括经过加氢精制的脱沥青油，同样也富含芳烃组分，其余各装置的结构和连接关系与第一实施方式中的加氢转化单元保持一致，且具有相同效果，在此不再赘述。
焦化单元包括分馏塔二201、加热炉三202、加热炉四203、管道四204、焦化塔205和管道五206，各装置的结构和连接关系与第一实施方式中的焦化单元保持一致，且具有相同效果，在此不在赘述。
此外，基于上述重油处理系统，本实施方式还公开了一种重油处理工艺，包括以下步骤：
萃取：进料的重油进入进料缓冲罐301中，经过进料泵302加压，与溶剂循环管道303内的溶剂混合，共同输送至分离塔一305内进行分离，分离塔一305的塔顶产物为物料四，包括溶剂和脱沥青油，塔底产物为物料五，包括沥青和夹带的少量溶剂；对物料四进行加热升温，并将物料四输送至分离塔二307内，将溶剂从脱沥青油中析出，获得物料六，物料六包括脱沥青油和少量溶剂；物料五经过加热后被输送至沥青汽提塔310内，将物料五中的少量溶剂通过汽提提取出来，沥青被输送至加氢转化单元；物料六经过加热后被输送至脱沥青油汽提塔311，将物料六中的少量溶剂通过汽提提取出来，脱沥青油被输送至加氢转化单元；回收的溶剂被送至前端与进料混合循环利用。
加氢转化：来自萃取单元的沥青与添加剂充分混合后，与氢气一起加热送入悬浮床反应器107进行加氢裂化反应，反应产物进入热分离罐109被分离成物料二和物料三，物料二包括气相的轻油和未反应的氢气，物料三包括添加剂和未反应的重油；物料三在减压塔110中部分离出蜡油，蜡油、来自萃取单元的脱沥青油和物料二混合进入固定床反应器112进行加氢精制；经过加氢精制的产物送至冷分离罐114，汽提塔116，汽提塔116的底部通入蒸汽汽提，在汽提塔116的顶部分离出低碳烷烃C1-C4，汽提塔116底部为净化后的液相汽柴油、蜡油产品，产品中的硫降至0.5wt％以下；将汽提塔116的底部产物加热后输送至分馏塔一118内进行油气分离，油气在分馏塔一118中从下往上依次分馏出富含芳烃组分的蜡油和经过加氢精制的脱沥青油、柴油、汽油；富含芳烃组分的蜡油和经过加氢精制的脱沥青油被输送到焦化单元中作为生产优质针状焦的原料。
焦化：来自萃取单元的脱沥青油和来自加氢转化单元的蜡油混合后在分馏塔二201底部冷凝出焦化油，焦化油快速升温至500-520℃左右进入焦化塔205底部；焦化油在焦化塔205内于高温并且长时间停留，产生裂解、缩合等一系列反应，最终生成富气、汽油、柴油、蜡油等产品和针状焦；针状焦积聚在焦化塔205内进行拉焦和清焦，其余产物经急冷油急冷后，从焦化塔205顶部排出至分馏塔二201的底部，并与来自加氢裂化单元的蜡油进行换热，从下往上依次分馏出焦化蜡油、焦化柴油、焦化汽油和富气(C1-C4)；侧部生成的焦化蜡油、焦化柴油、焦化汽油送至加氢转化单元中，并在固定床反应器112中进行加氢精制反应，再同分馏塔一118分离出标准的汽柴油产品，其中的部分焦化柴油加热后送入焦化塔205进行拉焦。
最后，本申请通过列举实施例及对比例对本实施方式的技术效果进行进一步的说明，但本申请并不限于这是实施例。
首先，采用正丁烷作为溶剂对实施例4-6进行萃取，分离塔一和分离塔二的操作参数如表6所示。
由此获得的萃取产物物性如表13所示。
表13
如表13所示，高硫重油经过萃取后，获得的脱沥青油的S含量均大于0.5wt％，残碳控制在5wt％，金属Ni+V在40wppm以下，不能直接去用作针状焦进料，必须通过加氢处理将重金属含量降低至10wppm、硫含量降低至0.5wt％以下才可以。
故，将上述沥青及脱沥青油均输送至加氢转化单元进行加氢反应。由此获得的蜡油及脱沥青油属性如表14所示。
表14
经过加氢转化获得的蜡油和脱沥青油的S含量降低到0.5wt％以下，金属控制在10wpp以下，残碳都小于5wt％，芳烃含量大于25wt％，成为了生产优质针状焦的原料。
而后进行焦化，焦化进料如表15所示。
表15
由此获得的焦化产率如表16所示。
表16
在表15和表16中，由于实施例30-实施例32的进料为经过加氢转化后生成的蜡油及脱沥青油，物性基本接近，所以采用同样的操作条件来进行焦化，焦化产率也基本一致。对比例9和对比例10的进料采用重油原料，没有通过加氢转化单元，直接进入焦化单元生产针状焦，导致气体收率降低，焦化蜡油产量增加，石油焦收率降低。
上述实施例及对比例获得的石油焦物性如表17所示。
表17
对比实施例24-26及对比例6-7可知，重油未经加氢转化直接生产石油焦，真密度明显偏小，热膨胀系数增大，硫含量、灰分、挥发份等物性增大，产出的石油焦无法达到针状焦品质。对比例8取消了焦化塔汽提工艺，生成的石油焦真密度偏低，热膨胀系数偏高，这两项指标略低于针状焦产品指标，而通过汽提工艺可提高针状焦产品的合格率。
尽管上面对本申请说明性的具体实施方式进行了描述，以便于本技术领域的技术人员能够理解本申请，但是本申请不仅限于具体实施方式的范围，对本技术领域的普通技术人员而言，只要各种变化只要在所附的权利要求限定和确定的本申请精神和范围内，一切利用本申请构思的申请创造均在保护之列。
Claims (33)
1.一种重油处理系统，其特征在于，包括：
加氢转化单元，所述加氢转化单元包括：
加热炉一，所示加热炉一接收进料，所述进料包括重油、添加剂和氢气；
悬浮床反应器，所示悬浮床反应器与加热炉一连接；
热分离罐，所述热分离罐与所述悬浮床反应器的顶部连接；
减压塔，所述减压塔和所述热分离罐的底部连接；
管道二，所述管道二设置在所述热分离罐的顶部，所述管道二与所述热分离罐的中部连通；
固定床反应器，所述固定床反应器设置在所述管道二的末端；
冷分离罐，所述冷分离罐与所述固定床反应器的底部连通；
汽提塔，所述汽提塔与所述冷分离罐的底部连接；
分馏塔一，所述分馏塔一与所述汽提塔的底部连通；
蜡油输送管道，所述蜡油输送管道设置在所述分馏塔一的底部，所述蜡油输送管道用于输送所述分馏塔一底部产生的蜡油；
焦化单元，所述焦化单元包括：
分馏塔二，所述分馏塔二的底部与所述蜡油输送管连接，所述分馏塔二用于接收来自加氢转化单元的蜡油，所述蜡油冷凝成焦化油；
加热炉三，所述加热炉三与所述分馏塔二的底部连接；
管道四，所述管道四设置在所述加热炉三的出口处；
焦化塔，所述焦化塔的底部与所述管道四连接，所述焦化塔用于将焦化油转化为富气、汽油、柴油、蜡油和针状焦；所述焦化塔的顶部与所述分馏塔二的底部连通。
2.根据权利要求1所述的一种重油处理系统，其特征在于，所述加热炉一前设置有进料管线，所述进料管线上设置有混合罐一和混合罐二。
3.根据权利要求1所述的一种重油处理系统，其特征在于，所述添加剂采用煤基活性炭，比表面积为300-400m2/g，粒径不大于4mm。
4.根据权利要求1所述的一种重油处理系统，其特征在于，所述悬浮床反应的反应温度为450-470℃。
5.根据权利要求1所述的一种重油处理系统，其特征在于，所述加氢转化单元还包括：
新氢机，所述新氢机与所述加热炉一连通，所述新氢机用于向所述加氢转换单元输送氢气；
循氢机，所述循氢机与所述冷分离罐连接；
氢气循环管道，所述氢气循环管道连接所述循氢机和加热炉一。
6.根据权利要求1所述的一种重油处理系统，其特征在于，所述焦化塔的数量为多个。
7.根据权利要求1所述的一种重油处理系统，其特征在于，所述焦化塔的操作压力为0.5-0.8MPag。
8.根据权利要求1所述的一种重油处理系统，其特征在于，所述焦化单元还包括加热炉四，所述加热炉四与所述分馏塔二的中部连接，所述加热炉四与所述管道四连通。
9.根据权利要求1所述的一种重油处理系统，其特征在于，所述焦化单元还包括管道五，所述管道五设置在所述分馏塔二的侧部，所述管道五与所述管道二连通。
10.一种重油处理方法，其特征在于，包括以下步骤：
加氢转化：
进料的重油和添加剂充分混合后，与氢气一起加热送入悬浮床反应器进行加氢裂化反应，得到物料一；
物料一进入热分离罐被分离成物料二和物料三，物料二包括气相的轻油和未反应的氢气，物料三包括添加剂和未反应的重油；
物料三在减压塔中部分离出蜡油，蜡油与物料二混合进入固定床反应器进行加氢精制；
经过加氢精制的产物依次送至冷分离罐和汽提塔，汽提塔的底部通入蒸汽汽提，在汽提塔的顶部分离出低碳烷烃C1-C4，汽提塔底部为净化后的液相汽柴油、蜡油产品，产品中的硫降至0.5wt％以下；
将汽提塔的底部产物加热后输送至分馏塔一内进行油气分离，油气在分馏塔一中从下往上依次分馏出富含芳烃组分的蜡油、柴油、汽油；
焦化：
来自加氢转化单元的蜡油在分馏塔二底部冷凝出焦化油，焦化油快速升温至500-520℃左右进入焦化塔底部；焦化油在焦化塔内由于高温并且长时间停留，反应生成富气、汽油、柴油、蜡油和针状焦；
针状焦积聚在焦化塔内进行拉焦和清焦，富气、汽油、柴油、蜡油经急冷油急冷后，从焦化塔顶部排出至分馏塔二的底部，并与来自加氢裂化单元的蜡油进行换热，从下往上依次分馏出焦化蜡油、焦化柴油、焦化汽油和富气。
11.一种重油处理系统，其特征在于，包括：
萃取单元，所述萃取单元包括：
进料缓冲罐，所述进料缓冲罐用于接收进料，所述进料包括重油；
溶剂循环管道，所述溶剂循环管道与所述进料缓冲罐连通，使得所述溶剂循环管道内的溶剂和所述重油混合；
分离塔一，所述分离塔一设置在所述溶剂循环管道的末端，所述分离塔一的顶部设置有管道六，所述管道六上设置有换热器；
分离塔二，所述分离塔二设置在所述管道六的末端，所述分离塔二的顶部设置有溶剂回收管一，所述溶剂回收管一穿过所述换热器与所述溶剂循环管道连接；
沥青汽提塔，所述沥青汽提塔与所述分离塔一的底部连接，所述沥青汽提塔的底部设置有沥青输送管道；
脱沥青油汽提塔，所述脱沥青汽提塔与所述分离塔二的底部连接，所述沥青汽提塔的底部设置有脱沥青油输送管道；
加氢转化单元，所述加氢转化单元包括：
加热炉一，所示加热炉一与所述沥青输送管道连通，接收来自萃取单元的沥青，所述沥青进入所述加热炉一前与添加剂和氢气混合；
悬浮床反应器，所示悬浮床反应器与加热炉一连接；
热分离罐，所述热分离罐与所述悬浮床反应器的顶部连接；
减压塔，所述减压塔和所述热分离罐的底部连接；
冷分离罐，所述冷分离罐与所述热分离罐的顶部连通；
分馏塔一，所述分馏塔一与所述冷分离罐的底部连通；
蜡油输送管道，所述蜡油输送管道设置在所述分馏塔一的底部，所述蜡油输送管道与所述减压塔的中部连通，所述蜡油输送管道用于输送所述分馏塔一底部产生的蜡油和所述减压塔中部产生的蜡油；
焦化单元，所述焦化单元包括：
分馏塔二，所述分馏塔二的底部与所述蜡油输送管道和所述脱沥青油输送管连接，所述分馏塔二用于接收来自加氢转化单元的蜡油和来自所述萃取单元的脱沥青油，并冷凝成焦化油；
加热炉三，所述加热炉三与所述分馏塔二的底部连接；
管道四，所述管道四设置在所述加热炉三的出口处；
焦化塔，所述焦化塔的底部与所述管道四连接，所述焦化塔用于将焦化油转化为富气、汽油、柴油、蜡油和针状焦；所述焦化塔的顶部与所述分馏塔二的底部连通。
12.根据权利要求11所述的一种重油处理系统，其特征在于，所述萃取单元还包括回收罐，所述回收罐与所述溶剂循环管道连接，所述回收罐上设置有溶剂回收管二，所述溶剂回收管二与所述沥青汽提塔的顶部和所述脱沥青油汽提塔的顶部连接。
13.根据权利要求11所述的一种重油处理系统，其特征在于，所述进料与所述溶剂的质量比为1：4或1：6。
14.根据权利要求11所述的一种重油处理系统，其特征在于，所述溶剂采用异丁烷、正丁烷或者二者组合。
15.根据权利要求11所述的一种重油处理系统，其特征在于，所述分离塔一的操作压力高于溶剂的临界压力，温度低于溶剂的临界温度。
16.根据权利要求11所述的一种重油处理系统，其特征在于，所述分离塔二的操作温度高于溶剂的临界温度，压力高于溶剂的临界压力。
17.根据权利要求11所述的一种重油处理系统，其特征在于，所述添加剂采用煤基活性炭，比表面积为300-400m2/g，粒径不大于4mm。
18.根据权利要求11所述的一种重油处理系统，其特征在于，所述焦化塔的操作压力为0.5-0.8MPag。
19.根据权利要求11所述的一种重油处理系统，其特征在于，所述焦化单元还包括加热炉四，所述加热炉四与所述分馏塔二的中部连接，所述加热炉四与所述管道四连通。
20.一种重油处理方法，其特征在于，包括以下步骤：
萃取：
进料的重油进入进料缓冲罐中，与溶剂循环管道内的溶剂混合，共同输送至分离塔一内进行分离，分离塔一的塔顶产物为物料四，包括溶剂和脱沥青油，塔底产物为物料五，包括沥青和夹带的少量溶剂；
对物料四进行加热升温，并将物料四输送至分离塔二内，将溶剂从脱沥青油中析出，获得物料六，物料六包括脱沥青油和少量溶剂；
物料五经过加热后被输送至沥青汽提塔内，将物料五中的少量溶剂通过汽提提取出来，沥青被输送至加氢转化单元；
物料六经过加热后被输送至脱沥青油汽提塔，将物料六中的少量溶剂通过汽提提取出来，脱沥青油被输送至焦化单元；
回收的溶剂被送至前端与进料混合循环利用；
加氢转化：
来自萃取单元的沥青与添加剂充分混合后，与氢气一起加热送入悬浮床反应器进行加氢裂化反应，反应产物进入热分离罐被分离成物料二和物料三，物料二包括气相的轻油和未反应的氢气，物料三包括添加剂和未反应的重油；
物料三在减压塔中部分离出蜡油；
物料二在在冷分离罐的顶部分离出循环氢，且将冷分离罐底部的产物送入分馏塔一内进行油气分离，大量油气在分馏塔一中从下往上依次分馏出蜡油、柴油、汽柴油和富气；
焦化：
来自萃取单元的脱沥青油和来自加氢转化单元的蜡油混合后在分馏塔二底部冷凝出焦化油，焦化油快速升温至500-520℃左右进入焦化塔底部；
焦化油在焦化塔内由于高温并且长时间停留，反应生成富气、汽油、柴油、蜡油和针状焦；
针状焦积聚在焦化塔内进行拉焦和清焦，富气、汽油、柴油、蜡油经急冷油急冷后，从焦化塔顶部排出至分馏塔二的底部，并与来自加氢裂化单元的蜡油进行换热，从下往上依次分馏出焦化蜡油、焦化柴油、焦化汽油和富气。
21.一种重油处理系统，其特征在于，包括：
萃取单元，所述萃取单元包括：
进料缓冲罐，所述进料缓冲罐用于接收进料，所述进料包括重油；
溶剂循环管道，所述溶剂循环管道与所述进料缓冲罐连通，使得所述溶剂循环管道内的溶剂和所述重油混合；
分离塔一，所述分离塔一设置在所述溶剂循环管道的末端，所述分离塔一的顶部设置有管道六，所述管道六上设置有换热器；
分离塔二，所述分离塔二设置在所述管道六的末端，所述分离塔二的顶部设置有溶剂回收管一，所述溶剂回收管一穿过所述换热器与所述溶剂循环管道连接；
沥青汽提塔，所述沥青汽提塔与所述分离塔一的底部连接，所述沥青汽提塔的底部设置有沥青输送管道；
脱沥青油汽提塔，所述脱沥青汽提塔与所述分离塔二的底部连接，所述沥青汽提塔的底部设置有脱沥青油输送管道；
加氢转化单元，所述加氢转化单元包括：
加热炉一，所示加热炉一与所述沥青输送管道连通，接收来自萃取单元的沥青，所述沥青进入所述加热炉一前与添加剂和氢气混合；
悬浮床反应器，所示悬浮床反应器与加热炉一连接；
热分离罐，所述热分离罐与所述悬浮床反应器的顶部连接；
减压塔，所述减压塔和所述热分离罐的底部连接；
管道二，所述管道二设置在所述热分离罐的顶部，所述管道二与所述热分离罐的中部连通，管道二与所述脱沥青油汽提塔连接，接收来自萃取单元的脱沥青油；
固定床反应器，所述固定床反应器设置在所述管道二的末端；
冷分离罐，所述冷分离罐与所述固定床反应器的底部连通；
汽提塔，所述汽提塔与所述冷分离罐的底部连接；
分馏塔一，所述分馏塔一与所述汽提塔的底部连通；
蜡油输送管道，所述蜡油输送管道设置在所述分馏塔一的底部，所述蜡油输送管道用于输送所述分馏塔一底部产生的蜡油和经过加氢精制的脱沥青油；
焦化单元，所述焦化单元包括：
分馏塔二，所述分馏塔二的底部与所述蜡油输送管连接，所述分馏塔二用于接收来自加氢转化单元的蜡油和经过加氢精制的脱沥青油，并冷凝成焦化油；
加热炉三，所述加热炉三与所述分馏塔二的底部连接；
管道四，所述管道四设置在所述加热炉三的出口处；
焦化塔，所述焦化塔的底部与所述管道四连接，所述焦化塔用于将焦化油转化为富气、汽油、柴油、蜡油和针状焦；所述焦化塔的顶部与所述分馏塔二的底部连通。
22.根据权利要求21所述的一种重油处理系统，其特征在于，所述萃取单元还包括回收罐，所述回收罐与所述溶剂循环管道连接，所述回收罐上设置有溶剂回收管二，所述溶剂回收管二与所述沥青汽提塔的顶部和所述脱沥青油汽提塔的顶部连接。
23.根据权利要求21所述的一种重油处理系统，其特征在于，所述进料与所述溶剂的质量比为1：4或1：6。
24.根据权利要求21所述的一种重油处理系统，其特征在于，所述溶剂采用异丁烷、正丁烷或者二者组合。
25.根据权利要求21所述的一种重油处理系统，其特征在于，所述分离塔一的操作压力高于溶剂的临界压力，温度低于溶剂的临界温度。
26.根据权利要求21所述的一种重油处理系统，其特征在于，所述分离塔二的操作温度高于溶剂的临界温度，压力高于溶剂的临界压力。
27.根据权利要求21所述的一种重油处理系统，其特征在于，所述添加剂采用煤基活性炭，比表面积为300-400m2/g，粒径不大于4mm。
28.根据权利要求21所述的一种重油处理系统，其特征在于，所述焦化塔的操作压力为0.5-0.8MPag。
29.根据权利要求21所述的一种重油处理系统，其特征在于，所述焦化单元还包括加热炉四，所述加热炉四与所述分馏塔二的中部连接，所述加热炉四与所述管道四连通。
30.一种重油处理方法，其特征在于，包括以下步骤：
萃取：
进料的重油进入进料缓冲罐中，与溶剂循环管道内的溶剂混合，共同输送至分离塔一内进行分离，分离塔一的塔顶产物为物料四，包括溶剂和脱沥青油，塔底产物为物料五，包括沥青和夹带的少量溶剂；
对物料四进行加热升温，并将物料四输送至分离塔二内，将溶剂从脱沥青油中析出，获得物料六，物料六包括脱沥青油和少量溶剂；
物料五经过加热后被输送至沥青汽提塔内，将物料五中的少量溶剂通过汽提提取出来，沥青被输送至加氢转化单元；
物料六经过加热后被输送至脱沥青油汽提塔，将物料六中的少量溶剂通过汽提提取出来，脱沥青油被输送至加氢转化单元；
回收的溶剂被送至前端与进料混合循环利用；
加氢转化：
来自萃取单元的沥青与添加剂充分混合后，与氢气一起加热送入悬浮床反应器进行加氢裂化反应，反应产物进入热分离罐被分离成物料二和物料三，物料二包括气相的轻油和未反应的氢气，物料三包括添加剂和未反应的重油；
物料三在减压塔中部分离出蜡油，蜡油、来自萃取单元的脱沥青油和物料二混合进入固定床反应器进行加氢精制；
经过加氢精制的产物依次送至冷分离罐和汽提塔，汽提塔的底部通入蒸汽汽提，在汽提塔的顶部分离出低碳烷烃C1-C4，汽提塔底部为净化后的液相汽柴油、蜡油产品，产品中的硫降至0.5wt％以下；
将汽提塔的底部产物加热后输送至分馏塔一内进行油气分离，油气在分馏塔一中从下往上依次分馏出富含芳烃组分的蜡油和经过加氢精制的脱沥青油、柴油、汽油；
焦化：
来自萃取单元的脱沥青油和来自加氢转化单元的蜡油混合后在分馏塔二底部冷凝出焦化油，焦化油快速升温至500-520℃左右进入焦化塔底部；
焦化油在焦化塔内由于高温并且长时间停留，反应生成富气、汽油、柴油、蜡油和针状焦；
针状焦积聚在焦化塔内进行拉焦和清焦，富气、汽油、柴油、蜡油经急冷油急冷后，从焦化塔顶部排出至分馏塔二的底部，并与来自加氢裂化单元的蜡油进行换热，从下往上依次分馏出焦化蜡油、焦化柴油、焦化汽油和富气。
31.一种针状焦，其特征在于，所述针状焦由权利要求1-9或11-19或21-29中的任一项所述的重油处理系统制成，或者采用权利要求10、20或30中的任一项所述的重油处理方法制成。
32.一种汽油，其特征在于，所述汽油由权利要求1-9或11-19或21-29中的任一项所述的重油处理系统制成，或者采用权利要求10、20或30中的任一项所述的重油处理方法制成。
33.一种柴油，其特征在于，所述汽油由权利要求1-9或11-19或21-29中的任一项所述的重油处理系统制成，或者采用权利要求10、20或30中的任一项所述的重油处理方法制成。
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2022
- 2022-03-07 CN CN202210215870.5A patent/CN114517109A/zh active Pending
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