一种降低焦炭产率的催化转化方法
专利汇可以提供一种降低焦炭产率的催化转化方法专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且一种降低 焦炭 产率的催化转化方法，包括劣重质原料经 溶剂 抽提得到 抽余油 和抽出油，其中抽余油进入催化裂化单元的等直径提升管反应器的下部，作为催化裂化的原料油之一，抽出油进入加氢处理单元进行多环芳 烃 选择性加氢，经加氢后的抽出油进入所述等直径提升管反应器的中下部，作为催化裂化的原料油之二，催化裂化单元得到的催化裂化产物分离成各种产品，催化裂化催化剂循环再生使用。该方法针对劣重质催化原料的烃组成，通过更加合理地集成炼油工艺技术，提高了氢的利用率，增加总的液体产品产率，节约石油资源；降低焦炭等副产物的产率，为实现降低 碳 排放的炼油生产过程清洁化提供了一条新的途径。，下面是一种降低焦炭产率的催化转化方法专利的具体信息内容。
1.一种降低焦炭产率的催化转化方法，其特征在于该方法包括下列步骤：
(1)劣重质原料经溶剂抽提得到抽余油和抽出油；
(2)来自步骤(1)的抽余油进入催化裂化单元的等直径提升管反应器的下部，作为催化裂化的原料油之一；
(3)来自步骤(1)的抽出油进入加氢处理单元进行多环芳烃选择性加氢；
(4)来自步骤(3)的经加氢后的抽出油，进入步骤(2)所述等直径提升管反应器的中下部，作为催化裂化的原料油之二；
(5)催化裂化单元得到的催化裂化产物分离成各种产品，催化裂化催化剂循环再生使用。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于所述劣重质原料选自减压蜡油、常压蜡油、
3
常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、脱沥青油中的一种或几种，其密度大于910千克/米 ，非饱和烃含量大于30重％。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于所述溶剂选自糠醛、轻质油、二甲亚砜、环丁砜、N-甲基吡咯烷酮、二甲基甲酰胺、单乙醇胺、乙二醇、1，2-丙二醇中的一种或几种。
4.根据权利要求3所述的方法，其特征在于所述溶剂为糠醛。
5.根据权利要求3所述的方法，其特征在于所述溶剂为糠醛与轻质油的混合物，糠醛占所述混合物的5-80重量％，
6.根据权利要求3、4或5中之一所述的方法，其特征在于所述糠醛中的水含量为0-10重量％。
7.根据权利要求3或5所述的方法，其特征在于所述轻质油选自直馏石脑油、加氢石脑油、催化汽油、焦化汽油、热裂化汽油中的一种或几种，其沸点范围为70-210℃，芳烃含量≤5重量％。
8.根据权利要求3所述的方法，其特征在于所述抽提温度为20-120℃，溶剂与劣重质原料的重量比为0.2-5。
9.根据权利要求1所述的方法，其特征在于来自溶剂抽提单元的抽出油和任选的其他二次加工蜡油混合，然后加热并与氢气混合，进入装填加氢催化剂的加氢处理反应区，进行多环芳烃选择性加氢饱和，反应生成油进入热高分压分离器，热高压分离器顶部留出的气相物流是富氢气体和加氢处理反应生成的轻烃，而热高压分离器底部液相物流经热低压分离器进一步分离出溶解的气体后得到的加氢抽出油，不经分馏直接通过加氢抽出油喷嘴进入催化裂化单元。
10.根据权利要求9所述的方法，其特征在于所述其他二次加工蜡油选自焦化蜡油或/和脱沥青油。
11.根据权利要求9所述的方法，其特征在于加氢处理反应器为固定床，加氢处理反-1
应条件为：反应压力8.0-16.0MPa，反应温度300-430℃，体积空速0.2-5.0h ，氢油体积比
3 3
300-1000Nm/m。
12.根据权利要求11所述的方法，其特征在于加氢处理反应压力为11.0MPa-15.0MPa，-1
反应温度为310-380℃，体积空速为0.4-3.0h 。
13.根据权利要求9所述的方法，其特征在于加氢处理固定床反应器内的催化剂装填方式依次装填加氢保护剂、加氢脱金属脱硫剂和加氢处理催化剂，以整体催化剂体积为基准，加氢保护剂、任选的加氢脱金属脱硫剂、加氢处理催化剂的装填体积百分数分别为2-20体积％、0-20体积％、60-98体积％。
14.根据权利要求13所述的方法，其特征在于所述加氢保护剂包括0.5-5.0重％氧化镍、2.0-10.0重％氧化钼与余量的氧化铝载体；所述加氢脱金属脱硫剂包括2.0-7.0重％氧化钴、10.0-30.0重％氧化钼与余量的氧化铝载体；所述加氢处理催化剂是负载在无定型氧化铝或/和硅铝载体上的VIB族或/和VIII族非贵金属催化剂，其中所述VIB族非贵金属为钼或/和钨，VIII族非贵金属为镍、钴、铁中的一种或多种。
15.根据权利要求1所述的方法，其特征在于所述等直径提升管反应器底部为预提升段，提升管反应器从下往上依次设置抽余油进料喷嘴和加氢后的抽出油进料喷嘴，加氢后的抽出油进料喷嘴设置在抽余油进料喷嘴之上，距离抽余油进料喷嘴0.1-1.0秒的停留时间的位置处。
16.根据权利要求15所述的方法，其特征在于所述加氢后的抽出油进料喷嘴设置在距离抽余油进料喷嘴0.2-0.8秒的停留时间的位置处。
17.根据权利要求1所述的方法，其特征在于提升管反应器的工艺条件为：提升管出口温度450-650℃，压力0.15-0.4MPa，抽余油的停留时间1-6秒，加氢抽出油的停留时间
1-4秒，催化裂化催化剂与抽余油的重量比3-40，催化裂化催化剂与加氢抽出油的重量比
2-30，水蒸汽分别与抽余油、加氢抽出油的重量比均为0.05-0.6。
18.根据权利要求17所述的方法，其特征在于提升管出口温度为470-530℃，抽余油的停留时间为1-4秒，加氢抽出油的停留时间为1-2秒；催化裂化催化剂与抽余油的重量比为
4-30，催化裂化催化剂与加氢抽出油的重量比为4-20。
19.根据权利要求17或18所述的方法，其特征在于所述催化裂化催化剂包括沸石、无机氧化物和任选的粘土，各组分的含量分别为：沸石10-50重％、无机氧化物5-90重％、粘土0-70重％。
20.根据权利要求19所述的方法，其特征在于所述沸石选自大孔沸石和/或中孔沸石。
一种降低焦炭产率的催化转化方法
技术领域
背景技术
排放的重要来源之一，尤其对于劣重质原料而言。因此迫切需要降低催化裂化过程中的碳
排放。
高催化裂化装置原料的裂化性能。CN101684417公开了一种优化的加氢-催化裂化组合工
艺方法，蜡油原料在加氢处理反应区进行反应，得到的加氢蜡油作为催化裂化原料油，不经分馏直接进入催化裂化单元，催化重循环油循环回加氢处理反应区，热高压分离器顶部气
相物流和催化轻循环与任选的粗柴油进入加氢改质反应区，进行加氢改质反应，反应生成
物经分馏后得到加氢石脑油和加氢柴油。产品方案灵活，可同时生产优质低硫汽油、优质柴油以及重整原料。
处理，催化裂化过程焦炭燃烧放热所产生的蒸汽用于制氢，产生的氢气用于加氢处理工艺。
由于催化原料中一般均至少含有链烷烃，而至少部分链烷烃在加氢过程中会不可避免地由
于发生酸性裂化反应而损失。
烃)，而这种氢化芳烃和原料中其它含有的链烷烃、环烷烃的裂化性能是不同的，其极易发生转化，如果其和链烷烃、环烷烃同时在相同的苛刻操作条件下进行催化裂化，会由于过度裂化而导致焦炭和干气产率过高。
发明内容
醛、轻质油、二甲亚砜、环丁砜、N-甲基吡咯烷酮、二甲基甲酰胺、单乙醇胺、乙二醇、1，2-丙二醇中的一种或几种，优选糠醛或糠醛与轻质油的混合物，糠醛占所述混合物的5-80重
量％，其中糠醛中的水含量为0-10重量％，当水含量为0时为干糠醛，当水含量＞0且小
于10重量％时为湿糠醛；轻质油选自直馏石脑油、加氢石脑油、催化汽油、焦化汽油、热裂化汽油中的一种或几种，其沸点范围(沸程)为70-210℃优选90-130℃，芳烃含量≤5重
量％。抽提温度为20-120℃，溶剂与劣重质原料的重量比为0.2-5。
3
密度(20℃)大于910千克/米 ，非饱和烃含量大于30重％。
的第一溶剂、水和第二溶剂。抽余液汽提塔塔底所得的抽余油通过抽余油进料喷嘴进入催
化裂化单元。双溶剂抽提塔塔底馏出的抽出液进入闪蒸塔，闪蒸塔塔顶馏出溶剂进入溶剂
罐，闪蒸塔塔底馏出的抽出液进入抽出液汽提塔，汽提塔塔顶馏出溶剂进入溶剂罐，汽提塔底部得到的抽出油(重质石油芳烃)进入加氢处理单元进行多环芳烃选择性加氢饱和。其
中抽出油中主要含有纯度大于90％的石油芳烃。
0.5-1.0∶0.3-0.6∶1。
的轻烃，而热高压分离器底部液相物流经热低压分离器进一步分离出溶解的气体后得到的
加氢抽出油，不经分馏直接通过加氢抽出油喷嘴进入催化裂化单元。
油则是加氢处理原料的必要组分。换句话说，加氢处理的原料可以是单独的抽出油，也可以是抽出油与所述其他二次加工的蜡油的混合物。
速0.2-5.0h ，优选0.4-3.0h ；氢油体积比300-1000Nm/m。
属脱硫剂、加氢处理催化剂的装填体积百分数分别为2-20体积％、0-20体积％、60-98体
积％。
进料喷嘴设置位置为常规催化裂化进料喷嘴位置；而加氢后的抽出油进料喷嘴设置在抽余
油进料喷嘴之上，距离抽余油进料喷嘴大约0.1-1.0秒的停留时间的位置处，优选0.2-0.8
秒的停留时间的位置处。此处停留时间计算以抽余油进料量为基础。
1-4秒优选1-2秒；催化裂化催化剂与抽余油的重量比(剂油比)为3-40优选4-30；催化
裂化催化剂与加氢抽出油的重量比(剂油比)为2-30优选4-20；水蒸汽分别与抽余油、加
氢抽出油的重量比(水油比)均为0.05-0.6。
组分，选自大孔沸石和/或中孔沸石，其中大孔沸石选自稀土Y(REY)、稀土氢Y(REY)、不同方法得到的超稳Y、高硅Y中的一种或几种；中孔沸石选自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，
也可以对上述中孔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。有
关ZRP沸石更为详尽的描述参见US5232675；ZSM系列沸石选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、
ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它类似结构的沸石之中的一种或一种以上的混合物，有关ZSM-5更为详尽的描述参见US3702886。无机氧化物作为粘接剂，选自二氧化硅(SiO2)
和/或三氧化铝(Al2O3)。粘土作为基质(载体)，选自高岭土和/或多水高岭土。
剂罐。
具体实施方式
抽提塔2的下部，劣重质原料在塔内进行双溶剂抽提。从双溶剂抽提塔2顶部馏出的抽余
液经管线3进入抽余液汽提塔5，从抽余液汽提塔5顶部馏出的溶剂经管线6进入溶剂罐
37，抽余液汽提塔5底部所得抽余油经管线7进入催化裂化单元。从双溶剂抽提塔2底部
馏出的抽出液经管线4进入闪蒸塔8，从闪蒸塔8顶部馏出的溶剂经管线9进入溶剂罐37，
闪蒸塔8底部的抽出液经管线10进入抽出液汽提塔11，从抽出液汽提塔11顶部馏出的溶
剂经管线12进入溶剂罐37，从抽出液汽提塔11底部馏出的抽出液经管线13进入加氢处理
单元。
混合后，进入固定床加氢装置16与加氢催化剂接触进行多环芳烃饱和反应，得到的反应生
成油经管线17进入分离系统18进行分离，分离系统18顶部的气相物流经管线19抽出，而
底部液相物流即加氢抽出油经管线20抽出送至催化裂化单元。
单元的抽余油经管线7与来自管线22的雾化蒸汽按一定比例混合后从抽余油进料喷嘴24
进入提升管反应器25的下部，与热催化剂混合后反应、上行。来自加氢处理单元的加氢抽
出油经管线20与来自管线21的雾化蒸汽按一定比例混合后从加氢抽出油进料喷嘴23进
入提升管反应器25的中下部，与催化剂进一步接触、反应、上行。反应后的油剂混合物快速进入气固分离系统中的沉降器27、旋风分离器28，反应产物经管线31去分离系统分离得到
各种催化产品。反应后带炭的待生催化剂进入汽提器29，经来自管线30的水蒸汽汽提后由
待生斜管33进入再生器32，待生催化剂在来自管线35的空气中烧焦再生，烟气经管线34
出再生器，热的再生催化剂经再生斜管36返回提升管底部循环使用。
由中国石化催化剂分公司生产。催化单元的催化剂商业牌号为MLC-500，由中国石化催化剂分公司生产。
醛、直馏石脑油、劣重质原料的重量之比为2∶0.8∶1，抽提塔顶温为90℃，塔中部温度
65℃，塔底部温度42℃。抽余液和抽出液的汽提塔的操作条件基本相同，入塔温度215℃，塔顶温度为120℃，塔底部温度220℃，汽提蒸汽量为入塔量的5重量％。抽出液闪蒸塔的
操作条件为：入塔温度185℃，塔顶温度为140℃，塔底部温度200℃。溶剂罐操作温度为
35℃。
停留时间位置。催化单元的主要操作条件列于表2。
随后从实施例中的抽余油进料喷嘴进入中型催化裂化提升管反应器进行反应，而在该对比
例中加氢抽出油进料喷嘴停止进料。该对比例中的操作条件和产物分布分别列于表2和表
3。
不同的是，加氢得到的加氢抽出油和来自芳烃处理单元的抽余油不是同时通过各自分开的
进料喷嘴进入提升管反应器，而是混合后一起从提升管反应器下部的抽余油进料喷嘴进入
提升管反应器进行反应。在该对比例中加氢抽出油进料喷嘴停止进料。该对比例中的操作
条件和产物分布分别列于表2和表3。
加了1.23个单位。
对比例2降低了1.22个单位，下降幅度为12.55％；干气产率降低了0.69个单位，下降幅
度为21.23％，总液收增加了1.71个单位。
密度(20℃)，千克/米3 932.7
残炭，重％ 5.6
碳，重％ 86.69
氢，重％ 12.11
馏程，℃
初馏点 252
10％ 433
50％ 552
烃族组成，重％
饱和烃 46
芳烃 44.6
胶质+沥青质 9.4
催化单元
反应温度，℃ 510 510 510
停留时间，秒 2.4
抽余油 2.4 2.4
加氢抽出油 1.9 2.4
剂油比 7.5 7.5
催化剂/抽余油 14.5
催化剂/加氢抽出油 15.5
水油比 0.08 0.08
水蒸汽/抽余油 0.08
水蒸汽/加氢抽出油 0.08
加氢单元
氢分压，MPa 12.0 8.0 12.0
反应温度，℃ 360 370 360
总体积空速，h-1 1.0 1.5 1.0
氢油体积比，Nm3/m3 650 500 650
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