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一种渣油/中低温 煤焦油轻质化的组合工艺方法

阅读：897发布：2024-01-15

专利汇可以提供一种渣油/中低温煤焦油轻质化的组合工艺方法专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且本发明公开了一种渣油/中低温煤焦油轻质化的组合工艺方法，原料油和氢气混合后进入加氢处理单元，在加氢催化剂存在下进行加氢反应；加氢处理的所有产物不经分离全部进入延迟焦化单元，进行热裂化反应，制备优质焦；延迟焦化单元的焦炭塔得到的塔顶油气进入分馏系统进行分馏以分离出焦化干气、汽油、柴油、蜡油和重质馏分油；所述蜡油全部进入催化裂化单元进行催化裂化反应，催化裂化单元和延迟焦化单元共用一个分馏系统，催化裂化得到的油气进入所述分馏系统；所述焦化干气经脱硫后进入PSA提纯单元，得到的氢气返回所述加氢处理单元中循环利用。该方法可以最大量生产轻质油品，得到清洁成品油，生产优质焦；并且简化工艺流程，节省新氢用量，降低整体能耗。，下面是一种渣油/中低温煤焦油轻质化的组合工艺方法专利的具体信息内容。

权利要求

1.一种渣油/中低温煤焦油轻质化的组合工艺方法，其特征在于包括如下步骤：
（1）原料油和氢气混合后进入加氢处理单元，在加氢催化剂存在下进行加氢反应；所述加氢处理单元包括串联连接的加氢加热炉和加氢反应器；
（2）加氢处理的所有产物不经分离全部进入延迟焦化单元，进行热裂化反应，制备优质焦；所述延迟焦化单元包括串联连接的余热回收器、焦化加热炉、焦炭塔和分馏系统；
（3）延迟焦化单元的焦炭塔得到的塔顶油气进入所述分馏系统，分馏系统分离出塔顶气体、柴油、蜡油和重质馏分油；
（4）所述蜡油进入催化裂化单元进行催化裂化反应，催化裂化得到的油气进入所述延迟焦化单元的分馏系统；所述重质馏分油返回所述加氢处理单元循环利用；
（5）所述分馏系统分离出的塔顶气体经过油气分离得到汽油和干气，所述干气经脱硫后进入PSA提纯单元，得到的氢气返回所述加氢处理单元循环利用。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于所述原料油为减压渣油和/或中低温煤焦油。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于所述加氢催化剂采用含有贵金属活性组分或采用含有ⅥB族或Ⅷ族金属氧化物或硫化物组分的催化剂；所述ⅥB族或Ⅷ族金属选自W、Mo、Co或Ni中的一种或几种，所述贵金属选自Pt、Pd中的一种或几种；催化剂中进一步含有0.5%～4.0wt%的F、P、或B酸性助剂；更进一步含有活性氧化铝、活性炭、硅藻土、硅酸铝、硅酸镁、活性白土或分子筛载体。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于所述加氢处理单元包括一个加氢加热炉和两个加氢反应器，其中所述加氢加热炉和两个加氢反应器串联连接；原料油和氢气先进入加氢加热炉中，加热后再进入加氢反应器。
5.根据权利要求4所述的方法，其特征在于在原料油进入所述加氢加热炉过程中，其入炉温度为180～220℃、入炉压力为7.0～10.0MPa；其出炉温度为360～400℃、出炉压力为6.5～9.0MPa；加氢加热炉产生的烟气离炉温度为340～400℃；原料油和氢气进入加氢反应器内进行反应的条件为：温度350～400℃，氢分压10～25MPa，体积空速0.5～-1
2.0h ，氢油体积比500:1～1200:1。
6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于在步骤（2）中加氢处理的所有产物不经分离先进入所述余热回收器，与所述加氢加热炉和/或焦化加热炉产生的烟气换热后，进入所述焦化加热炉进行升温，再进入所述焦炭塔生成优质焦。
7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于加氢处理的所有产物以340～390℃的温度进入余热回收器，与烟气换热升温到400～460℃，再以1.5～3.0MPa的压力和80～
140m/s的流速进入焦化加热炉；焦化加热炉物料出炉温度为470～520℃、压力为1.0～
2.5MPa，焦化加热炉烟气离炉温度700～900℃；生焦过程中焦炭塔塔顶温度440～550℃，塔顶压力0.1～0.5MPa。
8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于在生焦过程中焦炭塔的塔顶油气进入分馏系统进行分馏处理，分馏系统分离出塔顶气体、柴油、蜡油和重质馏分油；分馏系统分离得到的蜡油进入催化裂化单元的反应-再生系统进行催化裂化反应；所述催化裂化单元只设置反应-再生系统，所述催化裂化单元与延迟焦化单元共用一个分馏系统，催化裂化单元得到的油气进入所述延迟焦化单元的分馏系统进行分离；所述分馏系统得到的重质馏分油与原料油混合后返回加氢加热炉循环利用；所述分馏系统分离出的塔顶气体进入油气分离器，分离得到汽油和干气；所述干气依次通入脱硫塔和PSA提纯单元，经过脱硫和提纯处理得到的氢气返回加氢处理单元循环利用，该氢气的体积纯度大于99.9%。
9.根据权利要求1所述的方法，其特征在于所述蜡油进行催化裂化反应的催化剂包括一种或多种分子筛和耐热无机氧化物，其进一步含有粘土；所述分子筛选自含或不含稀土元素的Y型沸石、含或不含稀土元素的超稳Y型沸石、ZSM-5沸石、ZRP沸石、β沸石、丝光沸石、Ω沸石中的一种或几种；所述耐热无机氧化物选自氧化铝、氧化硅、无定型硅铝、氧化锆、氧化钛、氧化硼和碱土金属氧化物中的一种或几种；所述粘土选自高岭土、多水高岭土、蒙脱土、硅藻土、埃洛石、皂石、累脱土、海泡石、凹凸棒石、水滑石和硼润土中的一种或几种；催化裂化的反应条件为：反应温度470～550℃，再生温度650～750℃，催化剂与原料油的质量比4:1～15:1，反应时间0.5～5s，压力0.1～0.5MPa。
10.一种应用于权利要求1所述方法的装置，其特征在于该装置包括加氢加热炉、加氢反应器、余热回收器、焦化加热炉、焦炭塔、分馏系统、油气分离器、脱硫塔、PSA提纯单元和催化裂化装置，所述加氢加热炉与两个加氢反应器串联连接，加氢加热炉的物料出口与第一个加氢反应器的物料入口相连，第二个加氢反应器的物料出口与所述余热回收器的物料入口相连，余热回收器的物料出口连接所述焦化加热炉的物料入口，所述加氢加热炉和焦化加热炉的顶部烟气出口通过管路连接至余热回收器的气体入口；焦化加热炉的物料出口与所述焦炭塔的物料入口相连，焦炭塔的顶部油气出口通过管路连接所述分馏系统的物料入口；所述分馏系统的蜡油出口连接所述催化裂化装置的入口，催化裂化装置的出口通过管路与所述分馏系统的入口相通；所述分馏系统的顶部气体出口连接所述油气分离器的入口，油气分离器的气体出口连接所述脱硫塔的入口，脱硫塔的出口连接所述PSA提纯单元的入口，PSA提纯单元的循环氢出口连接所述加氢加热炉的物料入口；所述分馏系统的重质馏分油出口通过管路与所述加氢加热炉的入口相连。

说明书全文

一种渣油/中低温煤焦油轻质化的组合工艺方法

技术领域

[0001] 本发明属于炼油、石油化工、煤化工领域，涉及一种渣油/中低温煤焦油轻质化的新工艺，更具体地说，是一种加氢处理、延迟焦化、催化裂化和PSA提纯四种工艺有机结合的将渣油/中低温煤焦油轻质化的工艺方法。

背景技术

[0002] 焦炭是一种黑色或暗灰色、具有金属光泽的多孔固体，主要成分是碳青质。近年来，由于优质焦在冶金、有色金属、国防、医疗、航天和原子能等方面的广泛使用，改变了焦炭作为延迟焦化副产品的地位；同时也对焦炭的质量提出了更高的要求。

[0003] 延迟焦化工艺流程简单，技术成熟，投资和操作费用较低，对各种渣油/中低温煤焦油作原料的适应性强，脱碳彻底，能够有效提高轻质油收率并且生产焦炭，因此被全世界公认为是各种重油加工方案的第一选择。通过延迟焦化，可将渣油/中低温煤焦油转化为气体、汽油、柴油、蜡油和焦炭等。因原油和煤炭中大部分的硫、氮、残炭和金属等杂质均富集浓缩于渣油和煤焦油中，常规延迟焦化分馏得到的油品质量都达不到国家标准，并且焦炭因硫和金属等杂质含量高，不能满足优质焦的要求。因此，改变延迟焦化的原料性能和操作条件，生产高质量油品和优质焦，已经成为延迟焦化技术的重要目标和任务。

[0004] 而渣油/中低温煤焦油加氢处理是加工和改善其质量的重要工艺手段。通过加氢处理，可脱除渣油/煤焦油中的硫、氮、金属等杂质，并改善产品分布，提高产品质量，优化操作条件。目前，全世界渣油加氢处理总的加工能力已近14000万吨/年，在诸多的渣油加氢处理工艺中，固定床加氢处理技术比较成熟可靠，占总加工能力的84%以上。我国已经形成了一个庞大的煤焦化、乙炔化、煤制燃料油、煤制烯烃、煤制天然气的煤化工体系，每年耗煤34亿吨，除生产出计划产品外，每年还副产出约2000万吨的煤焦油。对煤焦油轻质化、提高其使用价值，不仅经济效益高，同时对保护环境也有重要意义。

[0005] 催化裂化是重质油类在催化剂的作用下反应生产液化气、汽油和柴油等轻质油品的重要过程，在汽油和柴油生产中占有重要地位。它将大量的低价值的重质油转化为社会急需的轻质燃料和化工产品，尤其是对焦化蜡油进行轻质化，转化为汽柴油等轻质油品。

[0006] USP4,894,144提出了一种同时制备低硫焦和高硫焦的方法，该方法对直馏渣油进行加氢预处理，加氢后的渣油分两部分，分别经焦化后再煅烧制得针状焦和高硫石油焦，但是针状焦的产量低。

[0007] CN1309164A报道了一种将渣油和焦化瓦斯油、氢气一起混合，先进行加氢处理，经分离得到的加氢后渣油和其它生产针状焦的常规原料一起进行延迟焦化，生产针状焦的工艺方法。CN1325938A公开了一种用常压含硫渣油生产针状石油焦的方法，原料依次经过加氢精制、加氢脱金属、加氢脱硫后，经分馏塔分馏得到的重馏分进入延迟焦化装置，生产针状石油焦。这两种工艺将传统的渣油加氢和延迟焦化工艺简单组合起来，在操作条件和能量利用方面不够优化。

[0008] CN101434865A公开了一种加氢处理-催化裂化组合工艺方法。重质馏分油进入第一加氢反应区，生成油经高压分离得到气体和液体，气体脱硫后和液体一起进入第二加氢处理反应区，生成油经高压分离罐分离得到气体和液体，气体返回第一加氢处理反应区，重质油进入催化裂化装置得到轻质油和循环油，循环油返回催化裂化或者加氢处理装置。CN102041095A公开了一种组合工艺方法。渣油原料首先进行加氢反应，反应流出物气液分离，气相循环用于加氢反应，液相不经分馏直接进入催化裂化装置；催化裂化反应流出物分离出干气、液化气、汽油馏分、柴油馏分、回炼油和油浆，其中，柴油馏分返回催化裂化装置，回炼油和油浆返回渣油加氢装置。这两种加氢处理与催化裂化组合工艺存在汽油收率低，热能损耗大，设备投资高等不利因素。

发明内容

[0009] 本发明的目的是在现有技术基础上，提供一种利用渣油/中低温煤焦油加氢处理、延迟焦化、催化裂化和PSA提纯工艺有机结合的渣油/中低温煤焦油轻质化工艺方法。该方法可以最大量生产轻质油品，得到清洁成品油，生产优质焦；并且简化工艺流程，节省新氢用量，降低整体能耗。

[0010] 本发明的另一目的是提供一种应用于上述方法的装置。

[0011] 本发明的目的可以通过以下措施达到：

[0012] 一种渣油/中低温煤焦油轻质化的组合工艺方法，其包括如下步骤：

[0013] （1）原料油和氢气混合后进入加氢处理单元，在加氢催化剂存在下进行加氢反应；所述加氢处理单元包括串联连接的加氢加热炉和加氢反应器；

[0014] （2）加氢处理的所有产物不经分离全部进入延迟焦化单元，进行热裂化反应，制备优质焦；所述延迟焦化单元包括串联连接的余热回收器、焦化加热炉、焦炭塔和分馏系统；

[0015] （3）延迟焦化单元的焦炭塔得到的塔顶油气进入所述分馏系统，分馏系统分离出塔顶气体、柴油、蜡油和重质馏分油；

[0016] （4）所述蜡油进入催化裂化单元进行催化裂化反应，催化裂化得到的油气进入所述延迟焦化单元的分馏系统；所述重质馏分油返回所述加氢处理单元循环利用；

[0017] （5）所述分馏系统分离出的塔顶气体经过油气分离得到汽油和干气，所述干气经脱硫后进入PSA提纯单元，得到的氢气返回所述加氢处理单元循环利用。

[0018] 本发明中所述原料油为减压渣油和/或中低温煤焦油。原料油和氢气一般在进加热炉之前混合。

[0019] 本发明中的加氢处理单元一般设置多个反应器，加氢反应器的类型可以是固定床、移动床或沸腾床。优选加氢处理单元包括一个加氢加热炉和两个加氢反应器，其中所述加氢加热炉和两个加氢反应器串联连接；原料油和氢气先进入加氢加热炉中，加热后再进入加氢反应器。

[0020] 加氢反应的催化剂指具有加氢脱硫、加氢脱氮、加氢脱金属等功能的单一或组合催化剂。一般采用含有贵金属活性组分或采用含有ⅥB族或Ⅷ族金属氧化物或硫化物组分的催化剂；所述ⅥB族或Ⅷ族金属选自W、Mo、Co或Ni等中的一种或几种，所述贵金属选自Pt、Pd等中的一种或几种；催化剂中可以进一步含有0.5%～4.0wt%的F、P、或B等酸性助剂；催化剂更进一步含有载体，可选择的载体有中性载体活性氧化铝、活性炭、硅藻土等，或2
者酸性载体硅酸铝、硅酸镁、活性白土、分子筛等。催化剂的比表面积为150～500m/g，孔容为0.15～0.60ml/g。目前在固定床加氢技术中，经常是多种催化剂配套使用，原料油依次与保护剂、加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮催化剂接触；或者将这几种催化剂混装。

[0021] 原料油和氢气先进入加氢加热炉中，加热后再进入加氢反应器。具体地讲，原料油换热后进入加氢加热炉，入炉温度180～220℃、压力7.0～10.0MPa；出炉温度360～400℃、出炉压力6.5～9.0MPa，烟气离炉温度340～400℃。之后进入加氢反应器进行加-1
氢反应，反应条件为：温度350～400℃，氢分压10～25MPa，体积空速0.5～2.0h ，氢油体积比500:1～1200:1。原料油在加氢反应器内脱除硫、氮、金属等杂质，并进行芳烃饱和反应。

[0022] 加氢处理的所有产物不经分离直接进入延迟焦化单元，即先进入所述余热回收器，与所述加氢加热炉和/或焦化加热炉产生的烟气换热后，进入所述焦化加热炉进行升温，再进入所述焦炭塔生成优质焦。首先加氢处理后的原料油以340～390℃的温度进入余热回收器，与烟气换热升温到400～460℃后，再以1.5～3.0MPa的压力和以80～140m/s的流速进入焦化加热炉。焦化加热炉只设有辐射室，这样的结构能够缩短原料油在加热炉的停留时间，有利于快速升温。原料油入炉温度400～460℃、压力1.5～3.0MPa；出炉温度470～520℃、压力1.0～2.5MPa，烟气离炉温度700～900℃。之后原料油进入焦炭塔生焦，焦炭塔塔顶温度440～550℃，塔顶压力0.1～0.5MPa。得到的油气由焦炭塔顶部送入分馏系统。

[0023] 本发明在生焦过程中焦炭塔的塔顶油气进入分馏系统进行分馏处理，分馏系统分离出塔顶气体、柴油、蜡油和重质馏分油；所述分馏系统得到的蜡油进入催化裂化单元的反应-再生系统进行催化裂化反应；催化裂化单元只设置反应-再生系统，催化裂化单元和延迟焦化单元共用一个分馏系统，催化裂化得到的油气进入所述延迟焦化单元的分馏系统；所述重质馏分油与原料油混合后返回加氢加热炉循环利用；所述分馏系统分离出的塔顶气体进入油气分离器，分离得到汽油和干气；所述干气依次通入脱硫塔和PSA提纯单元，经过脱硫和提纯处理得到的氢气返回加氢处理单元中循环利用。在一种优选方案中，生产优质焦新工艺共设2座加热炉，2座加热炉共用一个烟气余热回收器；其中加氢加热炉既是加氢反应器的进料加热炉，又为延迟焦化阶段提供热量。

[0024] 在本发明中，经分馏系统分离得到蜡油全部进入催化裂化单元，催化裂化单元只设置反应-再生系统。催化裂化反应采用的催化剂组成为本领域技术人员所熟知，通常包括一种或多种分子筛和耐热无机氧化物，可选择性的含有粘土。分子筛可选自含或不含稀土元素的Y型沸石、含或不含稀土元素的超稳Y型沸石、ZSM-5沸石、ZRP沸石、β沸石、丝光沸石、Ω沸石中的一种或几种；耐热无机氧化物可选自氧化铝、氧化硅、无定型硅铝、氧化锆、氧化钛、氧化硼和碱土金属氧化物中的一种或几种；粘土可选自高岭土、多水高岭土、蒙脱土、硅藻土、埃洛石、皂石、累脱土、海泡石、凹凸棒石、水滑石和硼润土中的一种或几种。其中分子筛裂化催化剂的活性高，生焦量少，汽油产率高、转化率高。催化裂化的反应条件为：反应温度470～550℃（原料进行的催化裂化反应），再生温度650～750℃（催化剂的再生），催化剂与原料油的质量比4:1～15:1，反应时间0.5～5s，压力0.1～0.5MPa。

[0025] 催化裂化单元和延迟焦化单元共用一个分馏系统。反应-再生系统的得到的油气和焦炭塔出来的油气一起进入分馏系统。本发明通过分馏系统依次得到塔顶气体、柴油、蜡油和重质馏分油，再进一步得到干气和汽油。得到的汽油和柴油均为成品油，得到的蜡油进入催化裂化装置，得到的重质馏分油循环回加氢处理装置。

[0026] 分馏得到的干气（包括延迟焦化干气和催化裂化干气）进入脱硫塔，脱出H2S后进入PSA提纯单元，PSA提纯单元采用10-2-4流程（10个吸附床，2床进气，4次均压），在吸附床内将干气中的CO2、CO等杂质吸收掉，分别得到氢气和释放气。得到氢气的体积纯度大于99.9%，返回加氢单元作为原料，释放气送至加氢加热炉和焦化加热炉作为燃料。

[0027] 本发明还公开了一种应用于上述方法的装置，该装置包括加氢加热炉、加氢反应器、余热回收器、焦化加热炉、焦炭塔、分馏系统、油气分离器、脱硫塔、PSA提纯单元和催化裂化装置，所述加氢加热炉与两个加氢反应器串联连接，加氢加热炉的的物料出口与第一个加氢反应器的物料入口相连，第二个加氢反应器的物料出口与所述余热回收器的物料入口相连，余热回收器的物料出口连接所述焦化加热炉的物料入口，所述加氢加热炉和焦化加热炉的顶部烟气出口通过管路连接至余热回收器的气体入口；焦化加热炉的物料出口与所述焦炭塔的物料入口相连，焦炭塔的顶部油气出口通过管路连接所述分馏系统的物料入口，分馏系统的顶部气体出口连接所述油气分离器的入口，油气分离器的气体出口连接所述脱硫塔的入口，脱硫塔的出口连接所述PSA提纯单元的入口，PSA提纯单元的循环氢出口连接所述加氢加热炉的物料入口；所述分馏系统的蜡油出口连接所述催化裂化装置的入口，催化裂化装置的出口通过管路与所述分馏系统的入口相通；所述分馏系统的重质馏分油出口通过管路与所述加氢加热炉的入口相连。

[0028] 本发明的有益效果：

[0029] （1）将加氢处理、延迟焦化、催化裂化、PSA提纯工艺有机结合起来，能将重质油最大限度转化为优质的轻质油品，提高汽油和柴油的收率并生产优质焦，本工艺中原料利用率达100%。

[0030] （2）渣油/中低温煤焦油加氢处理可脱除原料中大部分硫、氮和重金属等杂质，同时可使部分大分子稠环芳烃饱和为三环或四环芳烃，显著改善原料的裂化性能，优化操作条件；使得轻质油收率提高，得到的汽油和柴油均为成品油，蜡油是催化裂化的优质原料，并且生成优质焦。

[0031] （3）原料油在加氢加热炉内被迅速加热到加氢反应所需温度，并完成了裂化反应；接着在余热回收器中完成了需要慢速升温的缩合反应；之后进入焦化加热炉快速加热升温到焦化所需温度。这三个阶段不仅满足了原料油三个阶段（裂化、缩合、过热反应）“两高一低”的升温要求，有利于提高焦炭质量；同时用延迟焦化单元燃料耗量，满足了两个单元（原料油加氢处理单元、延迟焦化单元）的用热，在节能方面具有显著优势。

[0032] （4）催化裂化单元只设置反应-再生系统，催化裂化单元和延迟焦化单元共用一个分馏系统，产生的干气进入PSA提纯单元，大大简化了工艺流程，降低了设备投资和操作成本。

[0033] （5）把原料油加氢处理单元用氢与干气利用相结合，既充分利用了延迟焦化干气和催化裂化干气，又简化了原料油加氢处理单元工艺流程（取消了高压分离器、低压分离器、分馏塔、空冷器和循环氢压缩机），使得原料油加氢处理单元建设投资减少50～70%；最大程度利用了体系内部产品，得到的氢气返回加氢处理单元，得到的释放气送至加热炉作为燃料，新氢用量节省了30～60%，能耗降低40～60%。同时，由于加氢处理单元工艺流程的简化，使得原料油流经的设备减少，压降减小，到达焦炭塔还保持较高的压力，有利于生产优质焦。

[0034] （6）本发明采用PSA提纯单元处理干气，提纯得到的氢气纯度高达99.9%（v）以上，具有以下优势：对于加氢处理单元，当氢分压一定时，较高的氢气纯度可以降低操作压力，使得基建投资显著降低；高纯度的氢气使得催化剂有较长的使用周期；较高的氢分压可显著促进加氢脱氮、加氢脱硫及芳烃饱和等反应的进行，有利于生产高品质的产品；同时减少了对环境的污染。

[0035] （7）本工艺方法生产的优质焦相对普通焦炭具有结晶度高、杂质含量少、真密度大、结构致密、机械强度高、导电率高等特性，在工业、国防、医疗、航天和原子能等方面有广泛的用途，是生产核反应堆用石墨套管的原料，尤其适合制造电炉炼钢用超高功率电极，是一种对国民经济和科学技术发展有重要影响的材料。渣油/中低温煤焦油轻质化的组合工艺提高了焦炭的质量，对满足我国经济和科学技术发展有着重要意义。同时，因轻质油收率和产品质量提高，对提高生产单位经济效益也有着重要意义。

[0036] （8）由于延迟焦化和催化裂化原料中硫、氮等杂质降低，改善了工厂生态环境；同时，因产品中硫、氮等杂质降低，对全国环境保护有着重要意义。附图说明

[0037] 图1是本发明的一种组合工艺方法的工艺流程示意图。

[0038] 图中，1-原料油，2-新氢，3-加氢加热炉，4、5-加氢反应器，6-加氢加热炉烟气，7-余热回收器，8-焦化加热炉，9-焦化加热炉烟气，10-焦炭塔，11-优质焦，12-分馏系统，
13-焦化蜡油，14-催化裂化装置，15-催化裂化油气，16-油气分离器，17-脱硫塔，18-PSA提纯单元，19-释放气，20-循环氢，21-汽油，22-柴油，23-重质馏分油。

具体实施方式

[0039] 下面结合附图对本发明所提供的方法进行进一步说明。

[0040] 工艺流程及装置结构如图1所示，该装置包括加氢加热炉3、加氢反应器4，5、余热回收器7、焦化加热炉8、焦炭塔10、分馏系统12、油气分离器16、脱硫塔17、PSA提纯单元18和催化裂化装置14，所述加氢加热炉3的物料出口与两个加氢反应器串联连接，第二个加氢反应器5的物料出口与所述余热回收器7的物料入口相连，余热回收器7的物料出口连接所述焦化加热炉8的物料入口，所述加氢加热炉3和焦化加热炉8的顶部烟气出口通过管路连接至余热回收器7的气体入口；焦化加热炉8的物料出口与所述焦炭塔10的物料入口相连，焦炭塔10的顶部油气出口通过管路连接所述分馏系统12的物料入口，分馏系统
12的顶部气体出口连接所述油气分离器16的入口，油气分离器16的气体出口连接所述脱硫塔17的入口，脱硫塔17的出口连接所述PSA提纯单元18的入口，PSA提纯单元18的循环氢出口连接所述加氢加热炉3的物料入口，PSA提纯单元18的释放气出口连接加氢加热炉3和焦化加热炉8的燃料气入口。分馏系统12的蜡油出口连接所述催化裂化装置14的入口，催化裂化装置14的出口通过管路与所述分馏系统的入口相通。分馏系统的重质馏分油出口通过管路与所述加氢加热炉的入口相连。

[0041] 分别来自管线1、2、20、23的原料油、新鲜氢气、循环氢和重质馏分油混合后进入加氢加热炉3，升温后依次进入加氢反应器4、5；加氢后的原料油进入余热回收器7，和来自管线6、9的加氢加热炉烟气和焦化加热炉烟气换热；换热后的原料油进入焦化加热炉8，迅速加热升温到所需温度，进入焦炭塔10，生成优质焦11，焦炭塔10塔顶油气进入分馏系统12；分馏系统12中下部分离得到的蜡油13全部进入催化裂化装置14，在反应-再生系统内完成催化裂化反应，反应得到的油气15进入分馏系统12，和焦炭塔10塔顶油气共同进行分馏；分馏塔12塔顶分离得到的气体进入油气分离器16，分离得到的气体进入脱硫塔17脱出H2S，之后进入PSA提纯单元18，分别得到释放气19和循环氢20；得到的释放气19进入加热炉3、8作为燃料，得到的循环氢20作为加氢反应的原料；油气分离器16底部采出成品汽油沿管线21出装置；分馏系统12采出的成品柴油沿管线22出装置，塔底采出的重质馏分油23循环回加氢处理单元。

[0042] 下面通过具体实施例对本发明提供的方法做进一步的说明，但并不因此而限制本发明。实施例和对比例所用的原料性质如表1所示，采用的催化剂性质如表2所示。

[0043] 比较例1：

[0044] 本比较例采用减压渣油A为原料，采用常规的渣油加氢、延迟焦化和催化裂化组合的工艺方法。即减压渣油在加氢处理单元进行加氢反应，经分馏塔分离反应产物得到气体、加氢汽油、加氢柴油和加氢尾油。所得加氢尾油进入延迟焦化单元，得到焦化干气、焦化汽油、焦化柴油、焦化蜡油。其中焦化蜡油进入催化裂化单元，依次经过反应-再生系统、分馏系统和吸收-稳定系统，得到催化裂化干气、催化裂化汽油、催化裂化柴油和重质馏分油。操作条件、产品分布和焦炭性质分别见表3、4、5。

[0045] 实施例1：

[0046] 本实施例采用减压渣油A为原料，采用渣油加氢处理-延迟焦化-催化裂化-PSA提纯四个单元有机结合的方法进行操作。减压渣油经过加氢处理单元后，加氢处理所有产物不经分离直接进入延迟焦化单元。在延迟焦化单元，加氢后的渣油首先进入余热回收器和来自加热炉的烟气换热，换热后再依次进入焦化加热炉、焦炭塔和分馏系统。分馏系统得到的蜡油全部进入催化裂化装置，催化裂化装置只有反应-再生系统，反应得到的油气进入分馏系统，和来自焦炭塔的油气一起进行分馏。

[0047] 分馏系统得到的干气经过脱硫塔脱除H2S后进入PSA提纯单元，PSA提纯单元采用10-2-4流程（10个吸附床，2床进气，4次均压）；得到的氢气返回加氢单元作为原料，释放气送至加热炉作为主燃料。分馏系统采出成品汽油和柴油，塔底得到的重质馏分油返回加氢处理单元。操作条件、产品分布和焦炭性质分别见表3、4、5。

[0048] 比较例2：

[0049] 本比较例采用减压渣油B为原料，采用的工艺方法和比较例1相同，操作条件、产品分布和焦炭性质分别见表3、4、5。

[0050] 实施例2：

[0051] 本实施例采用减压渣油B为原料，采用的工艺方法和实施例1相同，操作条件、产品分布和焦炭性质分别见表3、4、5。

[0052] 对比发明结果可知，采用渣油加氢处理-延迟焦化-催化裂化-PSA提纯四个单元有机结合的方法，原料油最大程度的转化为成品汽柴油和优质焦，原料利用率100%；本发明工艺相对常规渣油加氢-延迟焦化-催化裂化工艺节能40%，节省新氢用量50%，节省设备投资40%。

[0053] 表1减压渣油性质

[0054]原料油编号减压渣油A 减压渣油B
密度20℃，g/cm3 1.06 0.98
S含量，m% 6.01 1.39
N含量，m% 0.78 1.02
残炭，m% 24.74 13.95
金属（Ni+V），μg/g 487 69.3
饱和分，m％ 7.80 20.5
芳香分，m％ 41.52 51.1
胶质，m％ 32.60 21.6
沥青质，m％ 18.09 6.8

[0055] 表2催化剂的物性

[0056]加氢反应催化剂催化裂化催化剂
活性金属铂-钯 REY型
助剂 P ZSM-5分子筛
载体分子筛 SiO2-Al2O3
形状圆柱形微球状
尺寸（Φ×L）/mm (1.4～1.6)×(3～8)
尺寸（D）/mm 0.02～0.1
孔容，ml/g 0.40～0.60 0.25～0.50
比表面积，m2/g 180～500 135～500
堆积密度，g/cm3 0.60～0.70 0.50～0.80

[0057] 表3操作条件

[0058]对比例1 实施例1 对比例2 实施例2
加氢加热炉
入炉温度，℃ 200 200 210 210
入炉压力，MPa 8.5 8.5 9.0 9.0
出炉温度，℃ 380 380 395 395
出炉压力，MPa 8.0 8.0 8.5 8.5
烟气离炉温度，℃ -- 360 -- 375
加氢反应器
反应温度，℃ 380 380 387 387
氢分压，MPa 15 15 20 20
空速，h-1 1.2 1.2 1.5 1.5
氢油比，V 800:1 800:1 1100:1 1100:1
余热回收器
原料油进口温度，℃ -- 370 -- 376
原料油出口温度，℃ -- 420 -- 435
焦化加热炉
入炉温度，℃ 370 420 368 435
入炉压力，MPa 2.2 2.8 2.1 2.9
出炉温度，℃ 500 504 495 505
出炉压力，MPa 1.5 2.2 1.4 2.4
烟气离炉温度，℃ -- 800 -- 845
渣油流速，m/s 60 100 60 110
焦炭塔
塔顶温度，℃ 470 480 468 483
压力，MPa 0.16 0.3 0.15 0.38
循环比 0.1 0 0.1 0
催化裂化装置
反应温度，℃ 505 505 520 520
再生温度，℃ 720 720 700 700
反应时间，s 2 1.5 2 1.5
剂油比 8:1 8:1 7:1 7:1
分馏系统
温度，℃ 143 143 143 143
压力，MPa 0.27 0.27 0.27 0.27
油气分离器
温度，℃ 40 40 40 40
压力，MPa 0.20 0.20 0.20 0.20
PSA提纯单元
吸附剂 -- 分子筛 -- 分子筛
吸附压力，MPa -- 2.0 -- 2.0

[0059] 表4产品分布

[0060]产品分布对比例1，重% 实施例1，重% 对比例2，重% 实施例2，重%
气体 18.2 8.6 16.9 6.5
汽油 24.6 38.8 22.3 36.8
柴油 30.8 34.9 36.1 41.6
焦炭 26.4 17.7 24.7 15.1

[0061] 表5焦炭性质

[0062]焦炭部分性质对比例1 实施例1 对比例2 实施例2
真密度，g/cm3 2.01 2.12 2.06 2.12
S含量，m% 2.47 0.42 2.05 0.36
灰分，m% 0.85 0.04 0.52 0.05
挥发分，m% 5.6 0.45 4.5 0.36

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