原油蒸馏和催化裂化联合加工原油的装置及方法 |
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| 申请号 | CN202211171712.0 | 申请日 | 2022-09-26 | 公开(公告)号 | CN117821111A | 公开(公告)日 | 2024-04-05 |
| 申请人 | 上海纳科助剂有限公司; 上海仙佳化工有限公司; | 发明人 | 陆明全; 陆善祥; 董小东; 万志保; 付学春; 李明晖; | ||||
| 摘要 | 本 发明 涉及 原油 蒸馏和催化裂化联合加工原油的装置及方法。所述原油蒸馏和催化裂化联合加工原油的装置包括：原油常压蒸馏塔，常压渣油 汽提 塔，催化裂化反应器以及催化裂化 分馏 塔，其中，汽提塔底渣油进入催化裂化 分馏塔 塔底洗涤来自催化裂化反应器的反应油气中催化剂粉末，然后，包含催化剂粉末的分馏塔底渣油、汽提塔馏出物与未进入汽提塔的常压蒸馏渣油一起或两两或单独进入催化裂化反应器进行催化裂化反应。本发明中，采用汽提塔底渣油洗脱催化裂化反应油气中催化剂粉末，既使分馏塔抽出的高芳 烃 油料中灰分极低，又保证此高芳烃油料的高芳香度从而满足作为针状焦、 碳 纤维 等产品的原料的要求。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种原油蒸馏和催化裂化联合加工原油的装置，所述装置包括： |
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| 说明书全文 | 原油蒸馏和催化裂化联合加工原油的装置及方法技术领域[0001] 本发明涉及原油加工领域，具体涉及一种原油蒸馏和催化裂化联合加工原油的装置及方法。 背景技术[0002] 原油蒸馏和催化裂化联合加工原油是传统的最普遍的石油炼制工艺。最早期的工艺是原油常减压蒸馏后的减压蒸馏馏分油进入催化裂化装置裂化生成柴油、汽油、液化气和干气。随着原油的重质化和资源的减少，减压蒸馏渣油也已作为催化裂化原料，从而发展成为减压蒸馏馏分油掺渣催化裂化工艺。考虑到减压蒸馏后馏分油和减压渣油再混合后进入催化裂化工艺的技术经济的不合理，又发展了原油常压蒸馏渣油直接进入催化裂化的工艺，这是目前最流行的一种原油加工工艺。 [0003] 就目前工业上的加工工艺而言，催化裂化产出的产品为柴油、汽油、液化气、干气和低价值的油浆，油浆含大量的催化剂粉末等固体物(2‑6g/L)。若脱除油浆中催化剂粉末等固体物，这些高芳烃油料可用做生产碳质材料如针状焦、碳纤维和炭黑，精细化工产品如橡胶软化剂和填充剂、石油芳烃增塑剂、导热油和石油磺酸盐表面活性剂等以及燃料油调和组分的原材料，但要求其固体含量＜500μg/g，甚至要求＜20μg/g(陈俊武等主编《催化裂化工艺与工程》(第三版)，2015年:679，北京:中国石化出版社)。若油浆不脱固只能作为低价值的焦化原料和低档燃料油处理或出售。增建催化油浆脱固净化单元，诸如沉降、过滤、萃取、蒸馏、离心、静电分离等，则投资和运行成本均很高，效果并不理想，且有新的危险废物—带废催化裂化催化剂粉末的油污或油料产生。陈俊武等得出结论:对于催化裂化油浆净化，“沉降分离法可以将油浆的固体杂质脱除，但效率最高80％左右，并且沉降时间较长；静电分离法有较高的分离效率，但油浆性质和操作条件对分离效果影响很大；蒸馏法可以完全地脱除杂质，但是澄清液的收率较低，而且蒸馏温度过高会加速油浆结焦影响装置运转周期，同时残渣利用途径仍待开发；过滤分离法可将油浆中的固体杂质95％以上脱除，且收率达82％以上，但投资较高，操作复杂。”《( 催化裂化工艺与工程》(第三版)，2015年:680‑ 681，北京:中国石化出版社) [0004] CN113755208A公开了一种高芳烃油料及其制备方法和应用。所述方法包括:(1)使<99重量％FCC原料油进行催化裂化/裂解反应，产生油气；(2)将所述油气引入分馏塔的洗涤脱过热段的下方，与>1重量％的剩余FCC原料油进行逆流接触，以洗脱催化剂粉末；(3)洗脱后的油气沿所述分馏塔上升，进入精馏塔板段，与回流液逆流接触；(4)从侧线抽出高芳烃油料，和(5)包含有催化剂粉末的洗涤原料油和(1)中的FCC原料油一起进行催化裂化/裂解反应，产生油气；(6)重复步骤(2)‑(5)，形成循环。其中，97重量％的所述油气进入所述高芳烃油料抽出板。所述≥1重量％的剩余的催化裂化/裂解原料油优选自直馏常压渣油、直馏减压渣油、加氢常压渣油、加氢减压渣油、脱沥青油、重质原油中的一种或多种的组合。但CN113755208A没有披露最适合的原料组分，导致作为催化裂化反应油气洗涤油的原料中部分较低沸点的组分进入高芳烃油料馏分，既损失了部分适合催化裂化的组分，又使高芳烃油料馏分芳香度不够高，难以作为需高芳香度原料生产的产品如针状焦、碳纤维等的原料。 [0005] 因此，需要一种新颖的原油蒸馏和催化裂化联合加工原油的装置及方法。 发明内容[0006] 本发明的目的在于解决现有技术中存在的上述和其它的不足，具体来说，本发明提供一种原油蒸馏和催化裂化联合加工原油的装置及方法，将低价值的催化油浆高收率的变成高附加价值的具有高芳香度的高芳烃油料。 [0007] 一方面，本发明提供一种原油蒸馏和催化裂化联合加工原油的装置，所述装置包括： [0008] (1)常压蒸馏塔，用于对原油进行常压蒸馏，提供常压蒸馏渣油； [0010] (3)与常压蒸馏塔、汽提塔以及催化裂化分馏塔连通的催化裂化反应器，用于接收常压蒸馏渣油、汽提塔的馏出物以及来自催化裂化分馏塔的包含催化剂粉末的分馏塔底渣油进行催化裂化反应，提供包含催化剂粉末的反应油气；和 [0011] (4)与汽提塔和催化裂化反应器连通的催化裂化分馏塔，用于使所述汽提塔底渣油在催化裂化分馏塔的塔底洗涤来自催化裂化反应器的反应油气中的催化剂粉末并分离反应油气，提供高芳烃油料、柴油以及用于后续生产汽油、液化气和干气的混合气体。 [0012] 另一方面，本发明提供一种原油蒸馏和催化裂化联合加工原油的方法，所述方法包括： [0013] (1)将原油进料到常压蒸馏塔蒸馏，提供常压蒸馏渣油； [0014] (2)将1～100％的常压蒸馏渣油进料到汽提塔进行汽提蒸馏，提供汽提塔馏出物和汽提塔底渣油； [0015] (3)将汽提塔底渣油进料到催化裂化分馏塔的塔底，洗涤来自催化裂化反应器的反应油气中催化剂粉末； [0016] (4)将包含催化剂粉末的分馏塔底渣油与汽提塔馏出物、0～99％常压蒸馏渣油一起或两两或单独进料到催化裂化反应器进行催化裂化反应； [0017] 其中，洗脱催化剂粉末之后的反应油气进行分馏，提供高芳烃油料、柴油以及用于后续生产汽油、液化气和干气的混合气体。 [0018] 在本发明的实施方式中，步骤(2)包括：将1～50％的常压蒸馏渣油进料到汽提塔汽提蒸馏，提供汽提塔馏出物和汽提塔底渣油； [0019] 步骤(4)包括：将包含催化剂粉末的分馏塔底渣油与汽提塔馏出物、50～99％常压蒸馏渣油一起或两两或单独进料到催化裂化反应器进行催化裂化反应。 [0020] 在本发明的实施方式中，步骤(2)包括：将3～30％的常压蒸馏渣油进料到汽提塔汽提蒸馏，提供汽提塔馏出物和汽提塔底渣油； [0021] 步骤(4)包括：将包含催化剂粉末的分馏塔底渣油与汽提塔馏出物、70～97％常压蒸馏渣油一起或两两或单独进料到催化裂化反应器进行催化裂化反应。 [0022] 在本发明的实施方式中，通过调节汽提塔的温度和汽提气量，使得汽提塔底渣油在催化裂化分馏塔塔底的操作条件下进入高芳烃油料的比例＜10质量％。优选地，进入高芳烃油料的比例＜1质量％。 [0023] 在本发明的实施方式中，所述汽提塔的馏出物先冷凝为液体，然后进料到催化裂化反应器进行催化裂化反应。 [0024] 在本发明的实施方式中，所述汽提塔的馏出物通过蒸汽夹带以气相进料到催化裂化反应器进行催化裂化反应。 [0025] 与现有技术相比，本发明具有明显的优点： [0026] (1)本发明中，采用汽提塔制备特定的催化裂化原料重质馏分代替催化裂化油浆或常压/减压蒸馏渣油洗脱催化裂化反应油气中催化剂粉末，既使高芳烃油料中灰分极低，又保证高芳烃油料的高芳香度从而满足作为针状焦、碳纤维等产品的原料的要求。带催化剂粉末的催化油浆售价一般在3000元左右，合格的针状焦原料售价在7000‑9000元。以抽出5％高芳烃油料计，100万吨/年的催化裂化装置每年利税在2亿元以上。 [0027] (2)本发明中，对于炼厂现行工艺流程而言，只需增加汽提塔，投资少，操作成本低。 [0028] (3)相比于采用减压蒸馏塔而言，汽提塔投资少，操作费用低，而且可以通过调节汽提塔温度和汽提气量得到更高沸点的汽提塔底渣油，从而保证反应油气洗涤油的馏分基本上不会进入高芳烃油料馏分降低高芳烃油料的芳香度。附图说明 [0029] 图1是本发明原油蒸馏和催化裂化联合加工原油的装置示意图。 [0030] 其中： [0031] 1—原油常压蒸馏塔；2—催化裂化反应器；3—汽提塔；4—催化裂化分馏塔；5—催化原料雾化喷嘴；6—气液分离器；7—原油进料线；8—常压渣油抽出线；9—直馏柴油抽出线；10—石脑油抽出线；11—常压塔塔顶抽出线；12—催化裂化反应油气出口线；13—汽提塔汽提蒸汽线；14—汽提塔顶馏出线；15—汽提渣油抽出线；16—洗涤原料油进反应器线；17—高芳烃油料抽出线；18—重柴油抽出线；19—轻柴油抽出线。 具体实施方式[0032] 下面结合附图和实施例对本发明的装置和方法进行详细说明，但不因此对本发明造成限制。 [0033] 如图1所示，本发明原油蒸馏和催化裂化联合加工原油的装置包括常压蒸馏塔1、催化裂化反应器2和再生器(未显示)、汽提塔3和催化裂化分馏塔4，其中，原油由原油进料线7经常压蒸馏塔1分离，由抽出线9、10、11抽出直馏柴油、石脑油和塔顶馏出物，塔底抽出线8(8a、8b)抽出常压渣油，所述常压蒸馏塔底渣油一部分通过管线8a进入汽提塔3，汽提蒸汽由汽提塔汽提蒸汽线13进入汽提塔3，汽提塔3的塔底抽出线15抽出的渣油进入催化裂化分馏塔4的塔底洗涤来自催化裂化反应器2的反应油气中催化剂粉末，然后经洗涤原料油进反应器线16与另一部分来自管线8b的常压蒸馏渣油一起或单独(图中未显示)经由原料雾化喷嘴5进入催化裂化反应器2进行催化裂化反应，汽提塔3的馏出物经汽提塔顶馏出线14单独(图中未显示)或与上述其它原料一起进入催化裂化反应器2进行催化裂化反应，反应油气经催化裂化反应油气出口线12进入催化裂化分馏塔4被洗除催化剂粉末后经侧线抽出线17、18、19分别抽出高芳烃油料、重柴油、轻柴油，剩余混合气体在气液分离器6分离出汽油后再在气体分离塔(未显示)分离出液化气和干气。重柴油可以抽出为产品，或用于回炼。也可以不抽出重柴油。 [0034] 本发明中，各组成装置(例如，常压蒸馏塔、催化裂化反应器和再生器、汽提塔和催化裂化分馏塔等)之间的连接和操作条件可以参照本领域普通技术人员掌握的常规知识(例如，CN113755208中公开的内容)。 [0035] 在本发明中，汽提塔是采用水蒸汽和/或石油馏分小分子气体来汽提蒸馏常压渣油的装置，可以通过调节汽提塔温度和汽提气量来深拔馏分油使渣油的沸点更高，这是石油炼制行业中常规的技术。 [0036] 本发明提供一种原油蒸馏和催化裂化联合加工原油的方法，所述方法包括： [0037] 原油经原油进料线7进入常压蒸馏塔1蒸馏，侧线及塔顶抽出线9、10、11抽出直馏柴油和不同流程的石脑油，从塔底渣油抽出线8抽出1～100％常压蒸馏渣油经8a管线进入汽提塔3汽提蒸馏，汽提塔底渣油经抽出线15进入催化裂化分馏塔4的塔下部人字形挡板上方和/下方，洗涤来自催化裂化反应器2的反应油气中催化剂粉末，然后从塔底抽出，经洗涤原料油进反应器线16与来自8b管线的0～99％常压蒸馏渣油一起或单独经催化裂化原料雾化喷嘴5进入催化裂化反应器2进行催化裂化反应，汽提塔馏出物经塔顶馏出线14单独或与上述其它原料一起进入催化裂化反应器进行催化裂化反应，反应油气经出口线12进入催化裂化分馏塔4被洗除催化剂粉末后经抽出线17、18、19分馏为高芳烃油料、重柴油、轻柴油以及塔顶抽出线后气液分离器6分离出汽油和后续气体分离塔(未显示)分离出液化气和干气。重柴油可作为产品或用于回催化裂化反应器2回炼(未显示)或不抽出。催化裂化分馏塔4塔底抽出的带催化剂粉末的洗涤原料油先期用作塔底循环洗涤油，当循环量足够时抽出，经洗涤原料油进反应器线16与来自管线8b的常压蒸馏渣油一起进催化裂化反应器2进行催化裂化反应。 [0038] 本发明所述方法的一个优选方案是：原油经原油进料线7进入常压蒸馏塔1蒸馏，侧线及塔顶抽出线9、10、11抽出柴油和不同流程的石脑油，从塔底渣油抽出线8抽出1～50％常压蒸馏渣油，更优选3～30％常压蒸馏渣油经8a管线进入汽提塔3汽提蒸馏，汽提塔底渣油经抽出线15进入催化裂化分馏塔4的塔下部人字形挡板上方和/下方，洗涤来自催化裂化反应器2的反应油气中催化剂粉末，然后从塔底抽出，经洗涤原料油进反应器线16与来自8b管线的50～99％常压蒸馏渣油，更优选70～97％常压蒸馏渣油一起或单独经催化裂化原料雾化喷嘴5进入催化裂化反应器2进行催化裂化反应，汽提塔馏出物经塔顶馏出线14单独或与上述其它原料一起进入催化裂化反应器进行催化裂化反应，反应油气经出口线12进入催化裂化分馏塔4被洗除催化剂粉末后经抽出线17、18、19分馏为高芳烃油料、重柴油、轻柴油以及塔顶抽出线后气液分离器6分离出汽油和后续气体分离塔(未显示)分离出液化气和干气。重柴油可用于回催化裂化反应器2回炼(未显示)或不抽出。催化裂化分馏塔4塔底抽出的带催化剂粉末的洗涤原料油先期用作塔底循环洗涤油，当循环量足够时抽出，经洗涤原料油进反应器线16与来自管线8b的常压蒸馏渣油一起进催化裂化反应器2进行催化裂化反应。 [0039] 由于催化裂化分馏塔塔底反应油气的洗涤油的沸点原则上应该大于反应油气的沸点，才能保证将反应油气中催化剂粉末洗涤下来，且在洗涤段的上部抽出的高芳烃油料的理想组分基本不含洗涤油组分，因为洗涤原料油的芳香度较低，不适合作为高芳香度针状焦、碳纤维等的原料。本发明所述汽提塔的温度和汽提气量以满足汽提塔底渣油在催化分馏塔底的操作条件下进入高芳烃油料馏分的比例＜10％(质量)，优选＜1％(质量)为度。 [0040] 在本发明的一个实施方案中，所述汽提塔的馏出物可以冷凝为液体后单独或与其它原料一起进入催化裂化反应器。 [0041] 在本发明的另一个优选实施方案中，所述汽提塔的馏出物可由蒸汽夹带以气相单独或与其它原料一起进入催化裂化反应器。 [0042] 实施例 [0043] 以下本发明将结合具体实施例做进一步的详细说明，使本发明的优点更为明显。应该理解，其中的内容只是用作说明，而绝非对本发明的保护范围构成限制。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，或按照制造厂商所建议的条件进行。 [0044] 在实施例中，所述原油: [0045] 大庆原油:取自大庆石化公司炼油厂； [0046] 实施例中使用的催化裂化催化剂： [0047] 半合成催化剂：LC‑6(购自兰州催化剂厂)； [0048] 原位晶化催化剂：FCA‑100D取自上海纳科助剂有限公司。 [0049] 实施例1 [0050] 如图1所示，大庆原油经常压蒸馏塔1分离为石脑油、直馏柴油和常压渣油，其80％(质量)的常压渣油进入催化裂化反应器2进行催化裂化反应，反应油气引入催化裂化分馏塔4人字形挡板下方；20％(质量)的常压渣油经加热后进入汽提塔3水蒸汽汽提蒸馏，包含水蒸汽的气相馏出物直接与催化裂化其它进料混合进入催化裂化反应器2，汽提塔底渣油进入催化裂化分馏塔4的下部人字形挡板上方和下方，并从分馏塔4的塔底抽出，循环到人字形挡板的上方，将反应油气中的催化剂粉末洗涤下来，洗涤后的反应油气沿分馏塔4由下至上上升，顺序从侧线抽出高芳烃油料、轻柴油，并在后续分离系统中分离出汽油、液化气和干气。当分馏塔4的下部的洗涤循环油达到预设量之后，带催化剂粉末的洗涤原料油抽出，并与其它催化裂化原料混合后进入催化裂化反应器2进行催化裂化反应，进入平稳操作状态。上述各单元的平稳操作条件和产品分布及高芳烃油料的性质见表1。 [0051] 实施例2～3 [0052] 按照表1所述的条件，以类似于实施例1所述步骤进行原油蒸馏和催化裂化联合加工原油以生产高芳烃油料及其它产品。实施例2‑3的产品分布及高芳烃油料的性质可见表1。 [0053] 对比例1 [0054] 按照下表1所述的条件，以类似于实施例1的方式进行催化裂化反应以及后续的分馏操作。不同之处在于以炼厂常减压蒸馏装置的减压渣油作为催化裂化反应油气的洗涤原料油。其产品分布及高芳烃油料的性质可见表1。 [0055] 对比例2 [0056] 按照下表1所述的条件，以类似于实施例1的方式进行催化裂化反应以及后续的分馏操作。不同之处在于直接以常压渣油作为催化裂化反应油气的洗涤原料油。其产品分布及高芳烃油料的性质可见表1。 [0057] 表1* [0058] [0059] [0060] [0061] [0062] *：m％代表质量百分比 [0063] 应用例1 [0064] 对比表1和表2可知，采用本发明生产的高芳烃油料满足用于制备针状焦的原料的要求。 [0065] 表2针状焦对原料性质的要求 |
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