一种催化裂解工艺方法 |
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| 申请号 | CN202010450653.5 | 申请日 | 2020-05-25 | 公开(公告)号 | CN111533633B | 公开(公告)日 | 2022-09-30 |
| 申请人 | 浙江科茂环境科技有限公司; 东营思冀科技服务有限公司; | 发明人 | 王柱祥; 洪伟; 商恩霞; 葛年春; 曹卫民; | ||||
| 摘要 | 本 发明 公开了一种新型催化裂解工艺方法，包括以下步骤：首先，以常规催化裂化的原料，进行选择性催化裂解反应，产物经过分离后得到干气、 液化 气、 汽油 、FGO等；其次，将FGO进行高压加氢后返回 流化床 反应器，最大量产出汽油和液化气；然后，将液化气和汽油中有效组份进行重组单元操作，将两者重组得到的产物单独进或与新鲜原料混合进流化床反应器；经以上反应和回炼、再反应，可最大化生产出丙烯，并同时副产出大量的BTX。本发明新型催化裂解工艺方法，具有丙烯收率为原料的40～60m％，芳 烃 收率为原料的15～30m％，干气和 焦炭 收率低等优点，同时系统所采用的设备与常规催化裂化的设备类似，可操作性强，投资小，操作 费用 低。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种催化裂解工艺方法，其特征在于，包括以下步骤： |
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| 说明书全文 | 一种催化裂解工艺方法技术领域[0001] 本发明属于催化裂解技术领域，具体涉及一种新型催化裂解工艺方法。 背景技术[0002] 随着炼油工业和化学工业的不断发展，市场对乙烯和丙烯，BTX(Benzene Toluene Xylene，即苯—甲苯—二甲苯混合物)等有机化工的基础原料的需求也在不断的增加，其中，丙烯作为重要的有机化工原料，是聚丙烯、丙烯腈等产品的合成单体，随着聚丙烯等衍生物需求的迅速增长，对丙烯的需求也在逐年俱增。然而在炼化一体化的发展进程中，炼油企业将面临以下问题：1)蒸汽裂解产品中丙烯和乙烯质量比(43m％左右)与市场所需(70m％)不匹配；2)设计建造大量的催化重整装置生产BTX，与蒸汽裂解抢夺石脑油资源；3)无论是蒸汽裂解，还是重整装置，其工艺复杂，设计和操作难度系数高，投资巨大。在炼化一体化进程中，最大化生产丙烯是本领域技术人员一直以来所不断追求的目标。 [0003] 生产丙烯的方法主要包括蒸汽裂解、催化裂化(FCC)和催化裂解(DCC)；其中蒸汽裂解以石脑油等轻质油为原料通过热裂解生产乙烯、丙烯，但丙烯的产率仅为15重％左右，而FCC则以减压蜡油(VGO)等重质油为原料。相对于常规催化裂化FCC工艺和蒸汽裂解工艺，DCC工艺较长的反应时间，对多产低碳烯烃有利，同时更有利于重油的进一步转化，所以DCC开辟了一条由重质原料制取低碳烯烃特别是丙烯的新途径，改变了常规催化裂化工艺一直以来以最大化生产汽、柴油为目的单一生产方案；与此同时，DCC高反应温度也造成了在原料转化率增加的同时，其干气和焦炭产率也明显的增加。 [0004] 增产丙烯的改进技术发展很快，但主要是以传统的燃料型催化裂化工艺为主，即在增产丙烯的同时，另一产物主要为汽油和柴油，比如中国专利CN200810246522.4，该专利文献在制取丙烯的同时，得到高辛烷值汽油产物；中国专利CN200810225607.4，该专利文献在制取丙烯的同时，得到轻质燃料油产物；CN200910177173.X、CN200910180372.6和CN200910180371.1，上述专利文献在制取丙烯的同时，多产柴油产物。 发明内容[0005] 鉴于以上现有技术的不足之处，本发明的主要目的在于提供一种新型催化裂解工艺方法，以解决渣油掺炼蜡油催化裂解过程中丙烯产率低，低价值副产物多的问题。 [0006] 为了实现上述目的，本发明采用以下技术方案： [0007] 一种新型催化裂解工艺方法，包括以下步骤： [0008] S1选择性催化裂解单元操作：将质量百分比浓度分别为60～80wt％蜡油和20～40wt％渣油原料输送至流化床反应器进行选择性催化裂解反应，反应产物经过分馏和吸收稳定等分离工艺操作后，得到干气、液化气、汽油和FGO；所述流化床反应器的反应条件：反‑1 应温度400～650℃，反应压力为常压，剂油重量比6～12，空速1～20h ；催化裂解反应产物在分馏塔内进行精馏操作使馏分重新分割，原油浆和柴油切割为一种馏分，统称为催化蜡油(FGO)；所述流化床反应器内装填的催化剂为添加了助剂的HY分子筛，助剂为改性ZSM分子筛；在上述反应条件下，将原料蜡油和渣油通入流化床反应器中与装填的催化剂接触，进行催化裂解反应，所述催化裂解反应单程转化率控制在60～70％合理范围内，原料的转化率和干气焦炭的收率之间存在一个平衡点，随着原料转化率的增加，干气产率和焦炭产率增加幅度较小；但是原料单程转化率低于60％时，催化裂解转化效率低，单位规模的原料产出的目标产物少，整体装置投入产出比不经济，提高了最大化生产丙烯的生产成本；而当原料单程转化率大于70％以上时，干气产率和焦炭产率随转化率增加而大幅提高，干气和焦炭属低价值产品，其产率越高，装置效益越差； [0009] S2 FGO高压加氢单元操作：将步骤S1中得到的FGO,经6#加热器预热后直接进高压加氢反应器，加氢后的产物经高分，低分和水洗后进精馏塔，塔顶产物为3#回炼产物；高压‑1加氢反应器反应条件：反应温度为300～550℃，反应压力为10.0～30.0Mpa，空速0.1～3h ； [0010] S3汽油重组单元操作：将步骤S1得到的汽油进行重组操作，即烯烃叠合反应和烯烃与芳烃分离等操作，得到2#回炼产物；所述烯烃叠合反应的反应条件：反应温度为30～‑1150℃，反应压力为1.0～6.0MPa，重时空速0.1～6h ； [0011] S4丁烯重组单元操作：将步骤S1得到的液化气先进行碱洗和水洗，然后经气分工艺分离得到丙烯，丙烷和C4；其中C4中丁烯经包括选择性叠合反应的重组单元操作，得到1#回炼产物；所述选择性叠合反应的反应条件：反应温度为30～150℃，反应压力为1.0～‑16.0MPa，重时空速0.1～6h ；其中C2～C6烷烃可由热裂解进一步产出乙烯和丙烯； [0012] S5最大化生产丙烯操作：将步骤S2、S3和S4分别得到的3#回炼产物、2#回炼产物和1#回炼产物循环输送至步骤S1的流化床反应器中，在流化床反应器中再次进行选择性催化裂解反应，并将裂解反应产物分离后继续按步骤S2、S3和S4进行各自单元操作； [0013] 以上操作将催化裂解的汽油、柴油和油浆等产物最终转化为干气、丙烯、丙烷、丁烷、BTX和焦炭，其中丙烯收率为原料的40～60m％，芳烃收率为原料的15～30m％，乙烯收率为原料的4～10m％，其余则主要为甲烷和焦炭。 [0014] 作为优选的技术方案，所述1#回炼产物、2#回炼产物和3#回炼产物的循环量与新鲜蜡油和渣油原料的总质量比分别为15～25：100、5～10：100和20～30：100。 [0015] 作为优选的技术方案，在所述步骤S1中，所述分离工艺操作包括以下步骤：首先，将催化裂解反应产物输送至分馏塔内，分馏塔塔顶的操作温度为80～120℃，塔中间段的操作温度为150～200℃，塔底的操作温度为250～330℃；所述分馏塔塔底抽出FGO，分馏塔塔顶出低沸点馏分；所述低沸点馏分冷却后进1#三相分离器，分离器顶部富气(主要为干气和液化气的混合物)气相物流经过压缩冷却后进入到2#三相分离器，所述2#三相分离器顶部不凝气进吸收塔底部，来自1#三相分离器的粗汽油则输送至吸收塔上部，粗汽油作为吸收剂将吸收C3‑C4等组份，使绝大部分C1‑C2的干气从C3‑C4气相中分离出；吸收塔塔底抽出的富含C3‑C4组份的粗汽油与所述2#三相分离器中抽出的液相经过输送泵输送至解吸塔塔顶，进行C2(部分C2被同时吸收下来)组分的解吸操作，解吸后的塔顶尾气再次汇入2#三相分离器前的冷却系统；解吸塔塔底物料经换热器预热后进入稳定塔中上部，稳定塔塔底得到汽油产物，塔顶得到液化气产物。 [0016] 作为优选的技术方案，在所述步骤S2中，所述FGO高压加氢单元操作具体包括以下步骤：首先，将FGO预热后送入高压加氢反应器中进行加氢操作，加氢产物经过冷却后通入高分器中，高分器顶部为未反应的氢气，所述未反应的氢气经过压缩后部分返回高压加氢反应器中，部分返回与步骤S1得到的FGO混合；而高分器底部产物依次经过低分器、碱洗器和水洗器进行底部产物的清洗操作后，经过升温后通入加氢产物精馏塔进行精馏操作，塔底产物返回至高压加氢反应器中，塔顶得到3#回炼产物。 [0017] 所述高分器和低分器的操作压力：0.1～20.0MPa； [0018] 所述碱洗器和水洗器的操作压力：0.1～0.5MPa； [0019] 所述加氢产物精馏塔的操作条件：压力0.1～0.2MPa；温度100～200℃。 [0020] 控制原料油的转化率小于70％，此时，焦炭和干气的产率小于1％；当转化率大于70％以上时，干气和焦炭产率同步大幅提高，影响最终高价值化工原料的产率； [0021] 作为优选的技术方案，在所述步骤S3中，所述汽油重组单元操作具体包括以下步骤：首先，将步骤S1得到的汽油通入2#叠合反应器中进行烯烃选择性叠合反应，反应产物部分回流至2#叠合反应器的入口，部分输送至2#叠合产物精馏塔进行反应产物的分离操作，塔顶产出BTX，塔底得到2#回炼产物。 [0022] 所述2#叠合反应器的反应条件：反应温度为30～150℃，反应压力为1.0～6.0MPa，‑1重时空速0.1～6h ；装填催化剂为：MCM类分子筛或ZSM类分子筛；选择性叠合反应后的物料由以C8以上为主的叠合物和未反应物料组成；所述未反应物料包括C5‑C12烷烃和BTX，低沸点的烷烃和BTX经过2#叠合产物精馏塔进行精馏操作，由2#叠合产物精馏塔塔顶分离出，高沸点的烷烃和以C8以上为主的叠合物物料则作为回炼产物输送至流化床反应器进行再次催化裂解反应。 [0023] 所述2#叠合产物精馏塔的操作条件：操作温度80～200℃，操作压力0.2MPa； [0024] 作为优选的技术方案，在所述步骤S4中，所述丁烯重组单元操作具体包括以下步骤：首先，将液化气输送至碱洗塔与碱液逆流接触脱除液化气中硫，然后流经水洗塔与工艺水进行逆流接触脱除液化气中的水溶性物质，接着输送至脱C3塔进行脱C3操作，塔底抽出C4产物；塔顶馏分输送至脱C2塔进行脱C2操作；脱C2塔塔顶馏分经过冷却分离后得到C1‑C2干气，塔底粗丙烯馏分输送至丙烯塔进行丙烯精制操作，丙烯塔塔顶含丙烯气体经过冷却后得到高纯度丙烯产品，塔底产物为丙烷； [0025] 脱C3塔塔底产物C4，进一步送至下游的叠合装置，进行所述丁烯的选择性叠合反应，其操作为：将丁烯通入1#叠合反应器中进行丁烯选择性叠合反应，反应产物部分回流至1#叠合反应器的入口，部分输送至1#叠合产物精馏塔进行反应产物的分离操作，塔顶产出丁烷，塔底得到1#回炼产物。 [0026] 所述1#叠合反应器的反应条件：反应温度为30～150℃，反应压力为1.0～6.0MPa，‑1重时空速0.1～6h ；装填催化剂为：MCM类分子筛或ZSM类分子筛；选择性叠合反应后的物料由C8以上为主的叠合物和未反应C4烷烃组成；低沸点的未反应C4烷烃经过1#叠合产物精馏塔进行精馏操作，由1#叠合产物精馏塔塔顶分离出，高沸点的C8以上为主的叠合物则作为回炼产物输送至流化床反应器进行再次催化裂解反应； [0027] 所述1#叠合产物精馏塔的操作条件：塔顶操作温度50～80℃，塔底操作温度180～250℃，操作压力0.5MPa； [0028] 本申请中丁烯和汽油组分重组含义：1)对C4‑C8等烯烃不再一如既往的直接回炼，而是先进行重组，然后再采取适当的催化裂化技术来加工；2)重组使碳链加长，重组产物反应活性显著增长，裂解反应苛刻度明显降低，单程转化率高，且干气和焦炭低，从而使高价值产品的收率最大化； [0029] 丁烯和汽油重组单元操作主要进行以下两个反应过程： [0030] 第一个反应过程为单体烯烃的重组： [0031] NCM＝→CK＝，其中N＝2,3或4；M＝4，或M＝5，6，7或8；K＝N*M； [0032] 第二个反应过程为单体烯烃间的重组： [0033] NCG＝+MCK＝→CL＝，其中N＝1,2或3；M＝1,2或3；N+M≤4；G＝4或5；K＝6,7或8；L＝N*G+M*K； [0034] 重组产物进固定床/流化床反应器，进行催化裂解反应；控制丁烯重组物的丙烯收率在80～90m％，汽油组分重组物的丙烯收率在70～80m％；丁烯和汽油重组反应过程中，C1‑C4烷烃的总收率小于5.4％。 [0035] 本申请的最大化生产丙烯工艺，在步骤S1流化床反应器中进行催化裂解反应不再追求重质油的高转化率，而是确定更好的选择性，其表现为重油一次转化率从80～85％降低至60～70％，此时干气和焦炭收率最小化；另外，通过步骤S1催化裂解反应的高选择性结合步骤S2的FGO高压加氢单元操作，实现了重油资源高效利用，催化料可延伸到中间基环烷基，其高选择性表现为多环芳烃转为单环芳烃，进而实现富产BTX高价值化工原料。 [0036] 本发明的有益效果： [0037] (1)本发明新型催化裂解工艺方法，以高比例的渣油掺炼蜡油为原料，结合具有高选择性的催化裂解工艺、丁烯重组工艺、汽油重组工艺、FGO高压加氢工艺及相应的分离提纯工艺，最大化生产丙烯，丙烯产率大于40m％。 [0038] (2)本发明新型催化裂解工艺方法，在最大化生产丙烯的同时，还富产丁烷、丙烷和BTX等化工原料，并且最大限度地控制干气和焦炭产生。 [0039] (3)本发明新型催化裂解工艺方法，相对于采用蒸汽裂解和丙烷脱氢制取丙烯工艺，达到同样规模的丙烯，本发明的系统投资小，运行成本低，效益高。 [0042] 图2为本发明实施例FGO高压加氢单元操作的工艺流程图； [0043] 图3为本发明实施例汽油重组单元操作的工艺流程图； [0044] 图4为本发明实施例丁烯重组单元操作的工艺流程图； [0045] 其中，流化床反应器1、分馏塔2、1#三相分离器3、1#压缩机4、2#三相分离器5、吸收塔6、解吸塔7、稳定塔8、3#三相分离器9、汽提塔10、碱洗塔11、水洗塔12、脱C3塔13、脱C2塔14、丙烯塔15、1#叠合反应器16、1#叠合产物精馏塔17、2#叠合反应器21、2#叠合产物精馏塔 22、加氢反应器26、高分器27、低分器28、碱洗器29、水洗器30、加氢产物精馏塔31、4#压缩机 32、液化气泵111、3#输送泵121、4#三相分离器130、1#回流泵131、4#冷却器132、5#三相分离器140、2#回流泵141、5#冷却器142、6#三相分离器150、3#回流泵151、6#冷却器152、5#循环泵161、柴油泵201、1#油浆泵202、轻质馏分泵203、1#加热器204、2#加热器205、3#加热器 206、1#冷却器207、2#循环泵211、6#加热器261、1#污水泵301、粗汽油泵302、4#循环泵311、 2#冷却器401、2#污水泵501、1#输送泵601、2#输送泵701、汽油泵801、5#加热器802、1#循环泵901、3#污水泵902、2#油浆泵1001、4#加热器1002、7#加热器3001。 具体实施方式[0046] 以下描述用于揭示本发明以使本领域技术人员能够实现本发明。以下描述中的优选实施例只作为举例，本领域技术人员可以想到其他显而易见的变型。 [0047] 实施例1 [0048] 如图1至图4所示，本实施例的新型催化裂解工艺方法，包括以下步骤： [0049] S1选择性催化裂解单元操作：将质量百分比浓度分别为70wt％蜡油和30wt％渣油原料输送至流化床反应器1进行选择性催化裂解反应，反应产物经过分馏和吸收稳定等分离工艺操作后，得到干气、液化气、汽油和FGO；所述催化剂为添加助剂的HY分子筛，助剂为改性ZSM分子筛，流化床反应器1的反应条件：反应温度550℃，反应压力为常压，剂油重量比‑19，空速10h ；催化裂解反应产物在分馏塔2内进行精馏操作使馏分重新分割，原油浆和柴油切割为一种馏分，统称为催化蜡油(FGO)；所述分离工艺操作包括以下步骤：首先，将催化裂解反应产物输送至分馏塔2内，分馏塔2塔顶的操作温度为100℃，塔中间段的操作温度为 180℃，塔底的操作温度为290℃，在所述分馏塔2的塔底、塔中间段和塔顶分别设置柴油泵 201、1#油浆泵202和轻质馏分泵203进行相应馏分抽出，并分别经过1#加热器204、2#加热器 205和3#加热器206加热后返回至分馏塔2内，使各馏分始终保持在设定温度进行分离操作，在塔中间段抽出油浆，经过汽提塔10汽提后，通过2#油浆泵1002的输送和4#加热器1002的加热，输送至加氢反应器26，塔底得到的柴油部分输送至加氢反应器26进行高压加氢操作； 所述分馏塔2塔底抽出FGO，分馏塔2塔顶出低沸点馏分；所述低沸点馏分经1#冷却器207冷却后进1#三相分离器3，1#三相分离器3底部得到的污水经1#污水泵301排出，顶部富气(主要为干气和液化气的混合物)气相物流经过1#压缩机4压缩后进入到2#三相分离器5，所述 2#三相分离器5顶部不凝气进吸收塔6底部，来自1#三相分离器3的粗汽油则经过粗汽油泵 302输送至吸收塔6上部，粗汽油作为吸收剂将吸收C3‑C4等组份，使绝大部分C1‑C2的干气从C3‑C4气相中分离出；吸收塔6塔底抽出的富含C3‑C4组份的粗汽油与所述2#三相分离器5中抽出的解吸液相经过2#输送泵207输送至解吸塔7塔顶，进行C2(部分C2被同时吸收下来)组分的操作，解吸后的塔顶尾气再次汇入2#三相分离器5前的冷却系统，经过2#冷却器401冷却后返回至2#三相分离器5，2#三相分离器5底部得到的污水经2#污水泵501排出；解吸塔7塔底物料经换热器预热后进入稳定塔8中上部，稳定塔8塔底得到汽油产物，所述汽油经过汽油泵801和5#加热器802加热后，输送至2#叠合反应器21，塔顶得到液化气产物，然后进入 3#三相分离器9进行分离，油相物质经1#循环泵901返回至稳定塔8，水相物质经3#污水泵 902排出，液化气输送至丁烯重组单元； [0050] S2 FGO高压加氢单元操作：将步骤S1中得到的FGO,经6#加热器261预热后直接进高压加氢反应器26，加氢后的产物经高分，低分和水洗后进精馏塔，塔顶产物为3#回炼产‑1物；高压加氢反应器26反应条件：反应温度为450℃，反应压力为20.0Mpa，空速1.5h ；控制原料油的转化率小于70％，此时，焦炭和干气的产率小于1％；当转化率大于70％以上时，干气和焦炭产率同步大幅提高，影响最终高价值化工原料的产率；所述FGO高压加氢单元操作具体包括以下步骤：首先，将FGO预热后送入高压加氢反应器26中进行加氢操作，加氢产物经过冷却后通入高分器27中，高分器27顶部为未反应的氢气，所述未反应的氢气经过压缩后部分返回高压加氢反应器26中，部分返回与步骤S1得到的FGO混合；而高分器27底部产物依次经过低分器28、碱洗器29和水洗器30进行底部产物的清洗操作后，经过7#加热器3001升温后通入加氢产物精馏塔31进行精馏操作，塔底产物经4#循环泵311返回至高压加氢反应器26中，塔顶得到3#回炼产物； [0051] 所述高分器27和低分器28的操作压力：10.0MPa； [0052] 所述碱洗器29和水洗器30的操作压力：0.2MPa； [0053] 所述加氢产物精馏塔31的操作条件：压力0.15MPa；温度150℃； [0054] S3汽油重组单元操作：将步骤S1得到的汽油进行重组操作，即烯烃叠合反应和烯烃与芳烃分离等操作，得到2#回炼产物；所述烯烃叠合反应催化剂为MCM41分子筛，反应条‑1件：反应温度为100℃，反应压力为3.0MPa，重时空速3h ；所述汽油重组单元操作具体包括以下步骤：首先，将步骤S1得到的汽油通入2#叠合反应器21中进行烯烃选择性叠合反应，反应产物部分经过2#循环泵211回流至2#叠合反应器21的入口，部分输送至2#叠合产物精馏塔22进行反应产物的分离操作，塔顶产出BTX，塔底得到2#回炼产物； [0055] 所述2#叠合反应器21的反应条件：反应温度为100℃，反应压力为3.0MPa，空速3h‑1；装填催化剂为：MCM41分子筛；选择性叠合反应后的物料由以C8以上为主的叠合物和未反应物料组成；所述未反应物料包括C5‑C12烷烃和BTX，低沸点的烷烃和BTX经过2#叠合产物精馏塔22进行精馏操作，由2#叠合产物精馏塔22塔顶分离出，高沸点的烷烃和以C8以上为主的叠合物物料则则作为回炼产物输送至流化床反应器1进行再次催化裂解反应； [0056] 所述2#叠合产物精馏塔22的操作条件：塔顶操作温度80℃，塔釜操作温度200℃，操作压力0.2MPa； [0057] S4丁烯重组单元操作：将步骤S1得到的液化气先进行碱洗和水洗，然后经气分工艺分离得到丙烯，丙烷和C4；其中C4中丁烯经包括选择性叠合反应的重组单元操作，得到1#回炼产物；所述叠合反应的催化剂为ZSM分子筛，选择性叠合反应的反应条件：反应温度为‑1100℃，反应压力为3.0MPa，重时空速3h ；其中C2‑C6烷烃可由热裂解进一步产出乙烯和丙烯；所述丁烯重组单元操作具体包括以下步骤：首先，将液化气经液化气泵111输送至碱洗塔11与碱液逆流接触脱除液化气中硫，然后流经水洗塔12与工艺水进行逆流接触脱除液化气中的水溶性物质，接着经3#输送泵121输送至脱C3塔进行脱C3操作，塔底抽出C4产物；塔顶馏分经过4#冷却器132冷却后进入4#三相分离器130分离，气相物质经1#回流泵131部分返回至脱C3塔，部分输送至脱C2塔进行脱C2操作；脱C2塔塔顶馏分经过5#冷却器142冷却后进入5#三相分离器140分离，气相物质C1‑C2干气经2#回流泵141部分返回至脱C2塔，部分引出，塔底粗丙烯馏分输送至丙烯塔15进行丙烯精制操作，丙烯塔15塔顶含丙烯气体经过6#冷却器152冷却后进入6#三相分离器150，气相物质经3#回流泵151部分返回至丙烯塔15，部分引出得到高纯度丙烯产品，塔底产物为丙烷； [0058] 脱C3塔塔底产物C4，进一步送至下游的叠合装置，进行所述丁烯的选择性叠合反应，其操作为：将丁烯通入1#叠合反应器16中进行丁烯选择性叠合反应，反应产物部分经5#循环泵161回流至1#叠合反应器16的入口，部分输送至1#叠合产物精馏塔17进行反应产物的分离操作，塔顶产出丁烷，塔底得到1#回炼产物； [0059] 所述1#叠合反应器16的反应条件：反应温度为100℃，反应压力为3.0MPa，空速3h‑1；装填催化剂为：ZSM分子筛；选择性叠合反应后的物料由C8以上为主的叠合物和未反应C4烷烃组成；低沸点的未反应C4烷烃经过1#叠合产物精馏塔17进行精馏操作，由1#叠合产物精馏塔17塔顶分离出，高沸点的C8以上为主的叠合物则作为回炼产物输送至流化床反应器 1进行再次催化裂解反应； [0060] 所述1#叠合产物精馏塔17的操作条件：塔顶操作温度60℃，塔底操作温度220℃，操作压力0.5MPa； [0061] S5最大化生产丙烯操作：将步骤S2、S3和S4分别得到的3#回炼产物、2#回炼产物和1#回炼产物循环输送至步骤S1的流化床反应器1中，在流化床反应器1中再次进行选择性催化裂解反应，并将裂解反应产物分离后继续按步骤S2、S3和S4进行各自单元操作； [0062] 以上操作将催化裂解的汽油、柴油和油浆等产物最终转化为干气、丙烯、丙烷、丁烷、BTX和焦炭，其中丙烯收率为原料的52m％，芳烃收率为原料的23m％，乙烯收率为原料的6m％，其余则主要为甲烷和焦炭。 [0063] 所述1#回炼产物、2#回炼产物和3#回炼产物的循环量与新鲜蜡油和渣油原料的总质量比分别为20：100、7：100和25：100。 [0064] 步骤S2中，FGO高压加氢单元操作前后的组分如表1所示： [0065] 表1 [0066] FGO 加氢前 加氢后H％ 10.84 13.26 质谱组成/％ 链烷烃 17.6 26.6 总芳烃 50.6 11.4 双环芳烃 20.1 1.9 胶质 4.6 0 总质量 100 100 [0067] 由表1可以看出，总芳烃从50.6％降低到11.4％；链烷烃从17.6％增加到26.6％；由此说明：芳烃大部分转为饱和烷烃，催化蜡油FGO的氢含量从10.84％增加到13.26％，为催化蜡油FGO二次催化裂化提供丰富的氢源。FGO加氢前后组成变化使催化裂解工艺反应条件趋向缓和，缓和的条件实现了干气和焦炭收率最小化。 [0068] 本工艺方法中所采用各设备，包括反应器和分离设备，其设备的结构形式可采用本领域技术人员所知晓的设备结构进行选型设计。 [0069] 实施例2 [0070] 本实施例的新型催化裂解工艺方法，包括以下步骤： [0071] S1选择性催化裂解单元操作：将质量百分比浓度分别为60wt％蜡油和40wt％渣油原料输送至流化床反应器1进行选择性催化裂解反应，反应产物经过分馏和吸收稳定等分离工艺操作后，得到干气、液化气、汽油和FGO；所述催化剂为添加助剂的HY分子筛，助剂为改性ZSM分子筛，流化床反应器1的反应条件：反应温度400℃，反应压力为常压，剂油重量比‑112，空速1h ；所述分离工艺操作包括以下步骤：首先，将催化裂解反应产物输送至分馏塔2内，分馏塔2塔顶的操作温度为80℃，塔中间段的操作温度为150℃，塔底的操作温度为250℃，在所述分馏塔2的塔底、塔中间段和塔顶分别设置柴油泵201、1#油浆泵202和轻质馏分泵203进行相应馏分抽出，并分别经过1#加热器204、2#加热器205和3#加热器206加热后返回至分馏塔2内，使各馏分始终保持在设定温度进行分离操作，在塔中间段抽出油浆，经过汽提塔10汽提后，通过2#油浆泵1002的输送和4#加热器1002的加热，输送至加氢反应器26，塔底得到的柴油部分输送至加氢反应器26进行高压加氢操作；所述分馏塔2塔底抽出FGO，分馏塔2塔顶出低沸点馏分；所述低沸点馏分经1#冷却器207冷却后进1#三相分离器3，1#三相分离器3底部得到的污水经1#污水泵301排出，顶部富气(主要为干气和液化气的混合物)气相物流经过1#压缩机4压缩后进入到2#三相分离器5，所述2#三相分离器5顶部不凝气进吸收塔6底部，来自1#三相分离器3的粗汽油则经过粗汽油泵302输送至吸收塔6上部，粗汽油作为吸收剂将吸收C3‑C4等组份，使绝大部分C1‑C2的干气从C3‑C4气相中分离出；吸收塔6塔底抽出的富含C3‑C4组份的粗汽油与所述2#三相分离器5中抽出的解吸液相经过2#输送泵 207输送至解吸塔7塔顶，进行C2(部分C2被同时吸收下来)组分的操作，解吸后的塔顶尾气再次汇入2#三相分离器5前的冷却系统，经过2#冷却器401冷却后返回至2#三相分离器5，2#三相分离器5底部得到的污水经2#污水泵501排出；解吸塔7塔底物料经换热器预热后进入稳定塔8中上部，稳定塔8塔底得到汽油产物，所述汽油经过汽油泵801和5#加热器802加热后，输送至2#叠合反应器21，塔顶得到液化气产物，然后进入3#三相分离器9进行分离，油相物质经1#循环泵901返回至稳定塔8，水相物质经3#污水泵902排出，液化气输送至丁烯重组单元； [0072] S2 FGO高压加氢单元操作：将步骤S1中得到的FGO,经6#加热器261预热后直接进高压加氢反应器26，加氢后的产物经高分，低分和水洗后进精馏塔，塔顶产物为3#回炼产‑1物；高压加氢反应器26反应条件：反应温度为300℃，反应压力为30.0Mpa，空速0.5h ；控制原料油的转化率小于70％，此时，焦炭和干气的产率小于1％；当转化率大于70％以上时，干气和焦炭产率同步大幅提高，影响最终高价值化工原料的产率；所述FGO高压加氢单元操作具体包括以下步骤：首先，将FGO预热后送入高压加氢反应器26中进行加氢操作，加氢产物经过冷却后通入高分器27中，高分器27顶部为未反应的氢气，所述未反应的氢气经过压缩后部分返回高压加氢反应器26中，部分返回与步骤S1得到的FGO混合；而高分器27底部产物依次经过低分器28、碱洗器29和水洗器30进行底部产物的清洗操作后，经过7#加热器3001升温后通入加氢产物精馏塔31进行精馏操作，塔底产物经4#循环泵311返回至高压加氢反应器26中，塔顶得到3#回炼产物； [0073] 所述高分器27和低分器28的操作压力：0.1MPa； [0074] 所述碱洗器29和水洗器30的操作压力：0.1MPa； [0075] 所述加氢产物精馏塔31的操作条件：压力0.1MPa；塔顶操作温度100℃，塔釜操作温度200℃； [0076] S3汽油重组单元操作：将步骤S1得到的汽油进行重组操作，即烯烃叠合反应和烯烃与芳烃分离等操作，得到2#回炼产物；所述烯烃叠合反应催化剂为MCM41分子筛，反应条‑1件：反应温度为30℃，反应压力为6.0MPa，重时空速0.1h ；所述汽油重组单元操作具体包括以下步骤：首先，将步骤S1得到的汽油通入2#叠合反应器21中进行烯烃选择性叠合反应，反应产物部分经过2#循环泵211回流至2#叠合反应器21的入口，部分输送至2#叠合产物精馏塔22进行反应产物的分离操作，塔顶产出BTX，塔底得到2#回炼产物。 [0077] 所述2#叠合反应器21的反应条件：反应温度为30℃，反应压力为6.0MPa，空速‑10.1h ；装填催化剂为：MCM41分子筛； [0078] 所述2#叠合产物精馏塔22的操作条件：塔顶操作温度80℃，塔釜操作温度200℃，操作压力0.2MPa； [0079] S4丁烯重组单元操作：将步骤S1得到的液化气先进行碱洗和水洗，然后经气分工艺分离得到丙烯，丙烷和C4；其中C4中丁烯经包括选择性叠合反应的重组单元操作，得到1#回炼产物；所述叠合反应的催化剂为ZSM分子筛，选择性叠合反应的反应条件：反应温度为‑130℃，反应压力为6.0MPa，重时空速0.1h ；其中C2‑C6烷烃可由热裂解进一步产出乙烯和丙烯；所述丁烯重组单元操作具体包括以下步骤：首先，将液化气经液化气泵111输送至碱洗塔11与碱液逆流接触脱除液化气中硫，然后流经水洗塔12与工艺水进行逆流接触脱除液化气中的水溶性物质，接着经3#输送泵121输送至脱C3塔进行脱C3操作，塔底抽出C4产物；塔顶馏分经过4#冷却器132冷却后进入4#三相分离器130分离，气相物质经1#回流泵131部分返回至脱C3塔，部分输送至脱C2塔进行脱C2操作；脱C2塔塔顶馏分经过5#冷却器142冷却后进入5#三相分离器140分离，气相物质C1‑C2干气经2#回流泵141部分返回至脱C2塔，部分引出，塔底粗丙烯馏分输送至丙烯塔15进行丙烯精制操作，丙烯塔15塔顶含丙烯气体经过6#冷却器152冷却后进入6#三相分离器150，气相物质经3#回流泵151部分返回至丙烯塔15，部分引出得到高纯度丙烯产品，塔底产物为丙烷； [0080] 脱C3塔塔底产物C4，进一步送至下游的叠合装置，进行所述丁烯的选择性叠合反应，其操作为：将丁烯通入1#叠合反应器16中进行丁烯选择性叠合反应，反应产物部分经5#循环泵161回流至1#叠合反应器16的入口，部分输送至1#叠合产物精馏塔17进行反应产物的分离操作，塔顶产出丁烷，塔底得到1#回炼产物； [0081] 所述1#叠合反应器16的反应条件：反应温度为30℃，反应压力为6.0MPa，空速‑10.1h ；装填催化剂为：ZSM分子筛； [0082] 所述1#叠合产物精馏塔17的操作条件：塔顶操作温度50℃，塔底操作温度180℃，操作压力0.5MPa； [0083] S5最大化生产丙烯操作：将步骤S2、S3和S4分别得到的3#回炼产物、2#回炼产物和1#回炼产物循环输送至步骤S1的流化床反应器1中，在流化床反应器1中再次进行选择性催化裂解反应，并将裂解反应产物分离后继续按步骤S2、S3和S4进行各自单元操作； [0084] 以上操作将催化裂解的汽油、柴油和油浆等产物最终转化为干气、丙烯、丙烷、丁烷、BTX和焦炭，其中丙烯收率为原料的43m％，芳烃收率为原料的21m％，乙烯收率为原料的5m％，其余则主要为甲烷和焦炭。 [0085] 所述1#回炼产物、2#回炼产物和3#回炼产物的循环量与新鲜蜡油和渣油原料的总质量比分别为15：100、5：100和20：100。 [0086] 实施例3 [0087] 本实施例的新型催化裂解工艺方法，包括以下步骤： [0088] S1选择性催化裂解单元操作：将质量百分比浓度分别为80wt％蜡油和20wt％渣油原料输送至流化床反应器1进行选择性催化裂解反应，反应产物经过分馏和吸收稳定等分离工艺操作后，得到干气、液化气、汽油和FGO；所述催化剂为添加助剂的HY分子筛，助剂为改性ZSM分子筛，流化床反应器1的反应条件：反应温度650℃，反应压力为常压，剂油重量比‑16，空速20h ；所述分离工艺操作包括以下步骤：首先，将催化裂解反应产物输送至分馏塔2内，分馏塔2塔顶的操作温度为120℃，塔中间段的操作温度为200℃，塔底的操作温度为330℃，在所述分馏塔2的塔底、塔中间段和塔顶分别设置柴油泵201、1#油浆泵202和轻质馏分泵203进行相应馏分抽出，并分别经过1#加热器204、2#加热器205和3#加热器206加热后返回至分馏塔2内，使各馏分始终保持在设定温度进行分离操作，在塔中间段抽出油浆，经过汽提塔10汽提后，通过2#油浆泵1002的输送和4#加热器1002的加热，输送至加氢反应器26，塔底得到的柴油部分输送至加氢反应器26进行高压加氢操作；所述分馏塔2塔底抽出FGO，分馏塔2塔顶出低沸点馏分；所述低沸点馏分经1#冷却器207冷却后进1#三相分离器3，1#三相分离器3底部得到的污水经1#污水泵301排出，顶部富气(主要为干气和液化气的混合物)气相物流经过1#压缩机4压缩后进入到2#三相分离器5，所述2#三相分离器5顶部不凝气进吸收塔6底部，来自1#三相分离器3的粗汽油则经过粗汽油泵302输送至吸收塔6上部，粗汽油作为吸收剂将吸收C3‑C4等组份，使绝大部分C1‑C2的干气从C3‑C4气相中分离出；吸收塔6塔底抽出的富含C3‑C4组份的粗汽油与所述2#三相分离器5中抽出的解吸液相经过2#输送泵 207输送至解吸塔7塔顶，进行C2(部分C2被同时吸收下来)组分的操作，解吸后的塔顶尾气再次汇入2#三相分离器5前的冷却系统，经过2#冷却器401冷却后返回至2#三相分离器5，2#三相分离器5底部得到的污水经2#污水泵501排出；解吸塔7塔底物料经换热器预热后进入稳定塔8中上部，稳定塔8塔底得到汽油产物，所述汽油经过汽油泵801和5#加热器802加热后，输送至2#叠合反应器21，塔顶得到液化气产物，然后进入3#三相分离器9进行分离，油相物质经1#循环泵901返回至稳定塔8，水相物质经3#污水泵902排出，液化气输送至丁烯重组单元； [0089] S2 FGO高压加氢单元操作：将步骤S1中得到的FGO,经6#加热器261预热后直接进高压加氢反应器26，加氢后的产物经高分，低分和水洗后进精馏塔，塔顶产物为3#回炼产‑1物；高压加氢反应器26反应条件：反应温度为550℃，反应压力为10.0Mpa，空速3h ；控制原料油的转化率小于70％，此时，焦炭和干气的产率小于1％；当转化率大于70％以上时，干气和焦炭产率同步大幅提高，影响最终高价值化工原料的产率；所述FGO高压加氢单元操作具体包括以下步骤：首先，将FGO预热后送入高压加氢反应器26中进行加氢操作，加氢产物经过冷却后通入高分器27中，高分器27顶部为未反应的氢气，所述未反应的氢气经过压缩后部分返回高压加氢反应器26中，部分返回与步骤S1得到的FGO混合；而高分器27底部产物依次经过低分器28、碱洗器29和水洗器30进行底部产物的清洗操作后，经过7#加热器3001升温后通入加氢产物精馏塔31进行精馏操作，塔底产物经4#循环泵311返回至高压加氢反应器26中，塔顶得到3#回炼产物； [0090] 所述高分器27和低分器28的操作压力：20.0MPa； [0091] 所述碱洗器29和水洗器30的操作压力：0.5MPa； [0092] 所述加氢产物精馏塔31的操作条件：压力0.2MPa；温度200℃。 [0093] S3汽油重组单元操作：将步骤S1得到的汽油进行重组操作，即烯烃叠合反应和烯烃与芳烃分离等操作，得到2#回炼产物；所述烯烃叠合反应催化剂为MCM41分子筛，反应条‑1件：反应温度为150℃，反应压力为1.0MPa，重时空速6h ；所述汽油重组单元操作具体包括以下步骤：首先，将步骤S1得到的汽油通入2#叠合反应器21中进行烯烃选择性叠合反应，反应产物部分经过2#循环泵211回流至2#叠合反应器21的入口，部分输送至2#叠合产物精馏塔22进行反应产物的分离操作，塔顶产出BTX，塔底得到1#回炼产物。 [0094] 所述2#叠合反应器21的反应条件：反应温度为150℃，反应压力为1.0MPa，空速6h‑1；装填催化剂为：MCM41分子筛； [0095] 所述2#叠合产物精馏塔22的操作条件：塔顶操作温度80℃，塔釜操作温度200℃，操作压力0.2MPa； [0096] S4丁烯重组单元操作：将步骤S1得到的液化气先进行碱洗和水洗，然后经气分工艺分离得到丙烯，丙烷和C4；其中C4中丁烯经包括选择性叠合反应的重组单元操作，得到1#回炼产物；所述叠合反应的催化剂为ZSM分子筛，选择性叠合反应的反应条件：反应温度为‑1150℃，反应压力为6.0MPa，重时空速6h ；其中C2‑C6烷烃可由热裂解进一步产出乙烯和丙烯；所述丁烯重组单元操作具体包括以下步骤：首先，将液化气经液化气泵111输送至碱洗塔11与碱液逆流接触脱除液化气中硫，然后流经水洗塔12与工艺水进行逆流接触脱除液化气中的水溶性物质，接着经3#输送泵121输送至脱C3塔进行脱C3操作，塔底抽出C4产物；塔顶馏分经过4#冷却器132冷却后进入4#三相分离器130分离，气相物质经1#回流泵131部分返回至脱C3塔，部分输送至脱C2塔进行脱C2操作；脱C2塔塔顶馏分经过5#冷却器142冷却后进入5#三相分离器140分离，气相物质C1‑C2干气经2#回流泵141部分返回至脱C2塔，部分引出，塔底粗丙烯馏分输送至丙烯塔15进行丙烯精制操作，丙烯塔15塔顶含丙烯气体经过6#冷却器152冷却后进入6#三相分离器150，气相物质经3#回流泵151部分返回至丙烯塔15，部分引出得到高纯度丙烯产品，塔底产物为丙烷； [0097] 脱C3塔塔底产物C4，进一步送至下游的叠合装置，进行所述丁烯的选择性叠合反应，其操作为：将丁烯通入1#叠合反应器16中进行丁烯选择性叠合反应，反应产物部分经5#循环泵161回流至1#叠合反应器16的入口，部分输送至1#叠合产物精馏塔17进行反应产物的分离操作，塔顶产出丁烷，塔底得到1#回炼产物。 [0098] 所述1#叠合反应器16的反应条件：反应温度为150℃，反应压力为1.0MPa，空速6h‑1；装填催化剂为：ZSM分子筛； [0099] 所述1#叠合产物精馏塔17的操作条件：塔顶操作温度80℃，塔底操作温度250℃，操作压力0.5MPa； [0100] S5最大化生产丙烯操作：将步骤S2、S3和S4分别得到的3#回炼产物、2#回炼产物和1#回炼产物循环输送至步骤S1的流化床反应器1中，在流化床反应器1中再次进行选择性催化裂解反应，并将裂解反应产物分离后继续按步骤S2、S3和S4进行各自单元操作； [0101] 以上操作将催化裂解的汽油、柴油和油浆等产物最终转化为干气、丙烯、丙烷、丁烷、BTX和焦炭，其中丙烯收率为原料的60m％，芳烃收率为原料的29m％，乙烯收率为原料的8m％，其余则主要为甲烷和焦炭。 [0102] 所述1#回炼产物、2#回炼产物和3#回炼产物的循环量与新鲜蜡油和渣油原料的总质量比分别为25：100、10：100和30：100。 [0103] 以上显示和描述了本发明的基本原理、主要特征和本发明的优点。本行业的技术人员应该了解，本发明不受上述实施例的限制，上述实施例和说明书中描述的只是本发明的原理，在不脱离本发明精神和范围的前提下本发明还会有各种变化和改进，这些变化和改进都落入要求保护的本发明的范围内。本发明要求的保护范围由所附的权利要求书及其等同物界定。 |
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