一种将原油转化成石油化工产品的集成方法和集成装置 |
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| 申请号 | CN201911046178.9 | 申请日 | 2019-10-30 | 公开(公告)号 | CN112745915A | 公开(公告)日 | 2021-05-04 |
| 申请人 | 中国石油化工股份有限公司; 中国石油化工股份有限公司石油化工科学研究院; | 发明人 | 马文明; 朱根权; 杨超; 汪燮卿; 毛安国; | ||||
| 摘要 | 本 发明 提供一种将 原油 转 化成 石油化工产品的集成方法和集成装置。所述集成方法包括：对原油进行闪蒸分离，得到重质组分和轻质组分；将所述重质组分和所述轻质组分引入催化裂解装置中分别与裂解催化剂 接触 进行反应，得到油气混合物；将所述油气混合物引入油气分离塔进行分离，得到 裂解气 、轻石脑油、重石脑油、轻油和油浆；以及将所述裂解气、所述轻石脑油、所述轻油和所述油浆中的至少一种经处理后引入所述催化裂解装置。本发明的集成方法和集成装置能够节约能耗并提高乙烯、丙烯和苯、 甲苯 、二甲苯、乙苯与C9芳 烃 等轻芳烃的产率。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种将原油转化成石油化工产品的集成方法，其特征在于，包括： |
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| 说明书全文 | 一种将原油转化成石油化工产品的集成方法和集成装置技术领域[0001] 本发明涉及石油加工领域，具体涉及一种将原油转化成石油化工产品的集成方法和集成装置。 背景技术[0002] 原油是多种碳氢化合物的复杂混合物。目前，炼油厂主要将原油转化成汽油、煤油和柴油等燃料，同时副产乙烯、丙烯和BTX(苯、甲苯和二甲苯简称BTX)。随着新能源汽车的快速发展，例如各国对电动汽车的大力支持，车用燃料需求量的年增长率正在逐渐下降，汽油、煤油和柴油等燃料面临产能过剩的趋势，给炼油厂的扩能改建造成了一定的影响。而乙烯、丙烯和BTX等石油化工产品具有非常广泛的用途，且近年来需求量的年增长率一直大于产量的年增长率，在市场上出现了供不应求的状况。因此，需要在现有炼油装置的基础上开发出一套集成技术，以达到降低汽油、煤油和柴油等燃料产率，同时提高乙烯、丙烯和BTX等石油化工产品产率的目的。 [0003] US 3702292公开了一种用于生产燃料和化学产品的原油精炼集成布置，该方法中所述集成布置包括原油蒸馏装置、加氢裂化装置、重整装置、蒸汽热裂解装置、催化裂化装置、芳烃回收装置、丁二烯回收装置、烷基化装置和延迟焦化装置，使用此集成布置能够获得对原油50w％转化率的燃料和50w％转化率的石油化学产品。 [0004] CN 106029610公开了一种将原油转化成石油化学产品的集成方法和设施。该方法中所述集成方法包括原油蒸馏、加氢裂化、芳构化和烯烃合成，该方法中所述设施包括原油蒸馏单元、加氢裂化单元、芳构化单元和烯烃合成单元。该方法和设施具有改进的乙烯和BTX产率，同时能够维持原油至石油化学产品的转化方面的良好碳率。另外，使用此集成方法可以获得对进料重量32.3w％的乙烯和41.4w％的BTX。 [0005] 以上技术虽然能够将原油通过不同单元操作进行分离处理得到较高产率的石油化工产品，但集成方法比较复杂，涉及单元操作较多，并且均设置了原油蒸馏塔，需要消耗较多的能量。 [0006] 需注意的是，前述背景技术部分公开的信息仅用于加强对本发明的背景理解，因此它可以包括不构成对本领域普通技术人员已知的现有技术的信息。 发明内容[0007] 本发明的目的在于针对现有技术的不足之处，提供一种将原油转化成石油化工产品的集成方法，能够显著提高低碳烯烃和轻芳烃的产率。 [0008] 为了实现上述目的，本发明采用如下技术方案： [0009] 一种将原油转化成石油化工产品的集成方法，包括： [0010] 对原油进行闪蒸分离，得到重质组分和轻质组分； [0011] 将所述重质组分和所述轻质组分引入催化裂解装置中分别与裂解催化剂接触进行反应，得到油气混合物； [0012] 将所述油气混合物引入油气分离塔进行分离，得到裂解气、轻石脑油、重石脑油、轻油和油浆；以及 [0013] 将所述裂解气、所述轻石脑油、所述轻油和所述油浆中的至少一种经处理后引入所述催化裂解装置。 [0015] 将所述轻质组分引入所述第二提升管反应器中并与所述裂解催化剂接触进行反应得到第二油剂混合物；以及 [0016] 将所述第一油剂混合物和所述第二油剂混合物引入所述流化床反应器中进行反应，得到所述油气混合物。 [0017] 在一些实施例中，所述第一提升管反应器的反应温度为480～620℃，优选为520～600℃，剂油比为2～25，优选为3～20，反应时间为1～15秒，优选为2～10秒；所述第二提升管反应器的反应温度为560～720℃，优选为580～680℃，剂油比为3～40，优选为5～30，反应时间为0.5～10秒，优选为1～5秒；所述流化床反应器的反应温度为520～700℃，优选为-1 -1 580～650℃，重时空速为1～30小时 ，优选为5～20小时 ，反应器内压力为0.1～0.4MPa，优选为0.15～0.3MPa。 [0018] 在一些实施例中，所述裂解催化剂含有裂化活性组元、接触剂、粘土和粘结剂，所述裂化活性组元包括具有MFI结构的分子筛，所述接触剂选自SiO2、MgO、CaO、BaO和MnO2中的一种或多种，所述粘土选自高岭土、蒙脱土和膨润土中的一种或多种，所述粘结剂选自硅溶胶、铝溶胶和拟薄水铝石中的一种或多种，以所述裂解催化剂的干基重量为基准，所述裂化活性组元的含量为20～70wt％，优选为30～50wt％；接触剂的含量为5～30wt％，优选为5～20wt％；所述粘土的含量为15～60wt％，优选为30～50wt％；所述粘结剂的含量为20～ 35wt％，优选为20～30wt％。 [0019] 在一些实施例中，所述裂化活性组元包括可选的Y分子筛和可选的β分子筛，以裂化所述活性组元的总重量计，所述Y分子筛的含量为0～90重量％，优选为50～80重量％，所述具有MFI结构的分子筛的含量为1～50重量％，优选为10～40重量％，所述β分子筛的含量为0～50重量％，优选为10～40重量％。 [0020] 在一些实施例中，还包括将所述裂解气引入气体分离系统进行分离，得到燃料气、乙烯、丙烯、乙烷、丙烷和碳四烃。 [0021] 在一些实施例中，还包括将乙烷和丙烷引入裂解炉进行热裂解，并将热裂解后的产物引入所述油气分离塔，其中所述热裂解的反应条件包括：反应温度为750～900℃，优选780～880℃，反应压力为0～175kPa，优选50～150kPa，停留时间为0.05～1秒，优选0.1～ 0.5秒。 [0022] 在一些实施例中，还包括将部分的所述轻石脑油和/或所述碳四烃引入所述第二提升管反应器中。 [0023] 在一些实施例中，还包括将所述重石脑油引入抽提装置中进行芳烃抽提，其中所述芳烃抽提在抽提塔中进行，所述芳烃抽提的溶剂为环丁砜、N-甲基吡咯烷酮、二甲基亚砜和甲酰基吗啉中的一种或多种，优选环丁砜，所述溶剂中水的含量为0.5～2重量％，优选0.7～1.2重量％，所述溶剂与所述重石脑油的质量比为2～5，优选3～4；所述抽提塔的塔顶温度为80～100℃，优选85～95℃，塔底温度为170～190℃，优选175～185℃，压力为0.2～ 0.6MPa，优选0.4～0.55MPa。 [0024] 在一些实施例中，还包括对所述轻油进行加氢处理得到加氢裂解轻油，并将所述油浆和所述加氢裂解轻油引入所述第一提升管反应器或所述第二提升管反应器中，其中所述加氢处理的反应条件为：反应温度330～450℃，体积空速0.1～2.0小时-1、氢油体积比1000～2000Nm3/m3。 [0025] 在一些实施例中，所述原油包括石蜡基原油、中间基原油和环烷基原油中的一种或多种，优选石蜡基原油，更优选特性因数大于12.4的石蜡基原油。 [0026] 在一些实施例中，所述原油闪蒸在闪蒸罐中进行，所述闪蒸罐的温度为150～250℃，优选180～220℃，压力为0.1～0.3MPa，优选0.12～0.2MPa，所述轻质组分与所述重质组分的温度切割点为150～250℃，优选为180～220℃。 [0027] 在一些实施例中，对原油进行闪蒸分离之前还包括对所述原油进行电脱盐处理，所述电脱盐处理的温度为80～200℃，优选100～150℃，压力为0.1～0.5MPa，优选0.1～0.3MPa，注水量为1～10重量％，优选3～8重量％，电场强度为200～1000V/cm，优选400～ 800V/cm。 [0028] 另一方面，本发明提供一种将原油转化成石油化工产品的集成装置，包括： [0029] 闪蒸罐； [0030] 催化裂解装置；以及 [0031] 油气分离塔， [0032] 其中，所述闪蒸罐的出料端与所述催化裂解装置的进料端连通，所述催化裂解装置的出料端与所述油气分离塔的进料端连通，原油通过所述闪蒸罐后得到重质组分和轻质组分，所述重质组分和所述轻质组分分别进入所述催化裂解装置中进行裂解反应得到油气混合物，所述油气混合物在所述油气分离塔中进行分离。 [0033] 在一些实施例中，所述催化裂解装置包括第一提升管反应器、第二提升管反应器和流化床反应器，所述第一提升管反应器和所述第二提升管反应器分别与所述流化床反应器连通，所述流化床反应器的出料端与所述油气分离塔的进料端连通。 [0034] 在一些实施例中，所述第一提升管反应器和所述第二提升管反应器各自独立地选自等直径提升管反应器、等线速提升管反应器和变直径提升管反应器中的一种或多种；所述流化床反应器选自固定流化床反应器、散式流化床反应器、鼓泡床反应器、湍动床反应器、快速床反应器、输送床反应器和密相流化床反应器中的一种或多种。 [0035] 在一些实施例中，还包括电脱盐装置，所述电脱盐装置的出料端与所述闪蒸罐的进料端连通。 [0036] 在一些实施例中，还包括气体分离系统，所述气体分离系统的进料端与所述油气分离塔的出料端连通，用于接收并处理所述油气分离塔分离出的裂解气，所述第二提升管反应器的进料端与所述油气分离塔的出料端和/或所述气体分离系统的出料端连通，用于接收所述油气分离塔分离出的轻石脑油和/或所述气体分离系统分离出的碳四烃。 [0037] 在一些实施例中，还包括裂解炉，所述裂解炉的进料端与所述气体分离系统的出料端连通，用于接收并处理所述气体分离系统分离出的乙烷和丙烷。 [0038] 在一些实施例中，还包括抽提装置，所述抽提装置的进料端与所述油气分离塔的出料端连通，用于接收并处理所述油气分离塔分离出的重石脑油。 [0039] 在一些实施例中，还包括轻油加氢装置，所述轻油加氢装置的进料端与所述油气分离塔的出料端连通，用于接收并处理所述油气分离塔分离出的轻油，并且所述轻油加氢装置的出料端与所述第一提升管反应器的进料端或所述第二提升管反应器的进料端连通。 [0040] 在一些实施例中，还包括油气急冷器，设置在所述催化裂解装置与所述油气分离塔之间。 [0041] 在一些实施例中，所述气体分离系统包括脱乙烷塔、碳三碳四分离塔和丙烷丙烯分离塔。 [0042] 在一些实施例中，所述第一提升管反应器或所述第二提升管反应器接收所述油气分离塔分离出的所述油浆。 [0043] 在一些实施例中，所述油气分离塔选自筛板塔、浮阀塔和填料塔中的一种或多种，优选浮阀塔。 [0045] 图1为本发明的一个实施方式的集成方法的物料流向示意图； [0046] 图2为本发明的一个实施方式的集成装置的结构示意图； [0047] 图3为本发明的另一个实施方式的集成装置的结构示意图； [0048] 其中，附图标记说明如下： [0049] 01-原油 [0050] 1-脱盐罐 [0051] 11-脱盐后原油 [0052] 2-闪蒸罐 [0053] 21-重质组分 [0054] 22-轻质组分 [0055] 3-催化裂解装置 [0056] 301-第一提升管反应器 [0057] 302-第二提升管反应器 [0058] 303-流化床反应器 [0059] 304-沉降器 [0060] 305-再生器 [0061] 31-第一提升管反应器进料 [0062] 32-第二提升管反应器进料 [0063] 33-油气混合物 [0064] 34-烟道气 [0065] 35-再生空气 [0066] 36-轻油与油浆的混合物料 [0067] 4-油气急冷器 [0068] 41-急冷油气 [0069] 5-油气分离塔 [0070] 51-裂解气 [0071] 52-轻石脑油 [0072] 53-重石脑油 [0073] 54-轻油 [0074] 55-油浆 [0075] 6-裂解炉 [0076] 61-热裂解产物 [0077] 7-气体分离系统 [0078] 71-燃料气 [0079] 72-乙烯 [0080] 73-丙烯 [0081] 74-乙烷 [0082] 75-丙烷 [0083] 76-碳四烃 [0084] 8-抽提装置 [0085] 81-苯、甲苯、二甲苯、乙苯和C9芳烃 [0086] 82-抽余油 [0087] 9-轻油加氢装置 [0088] 91-加氢裂解轻油 具体实施方式[0089] 下面根据具体实施例对本发明的技术方案做进一步说明。本发明的保护范围不限于以下实施例，列举这些实例仅出于示例性目的而不以任何方式限制本发明。 [0090] 本发明中，除了明确说明的内容之外，未提到的任何事宜或事项均直接适用本领域已知的那些而无需进行任何改变。而且，本文描述的任何实施方式均可以与本文描述的一种或多种其他实施方式自由结合，由此形成的技术方案或技术思想均视为本发明原始公开或原始记载的一部分，而不应被视为是本文未曾披露或预期过的新内容，除非本领域技术人员认为该结合明显不合理。 [0091] 本发明所公开的所有特征可以任意组合，这些组合应被理解为本发明所公开或记载的内容，除非本领域技术人员认为该组合明显不合理。在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。 [0092] 本发明提供一种将原油转化成石油化工产品的集成方法和集成装置，图1为本发明的一个实施方式的集成方法的物料流向示意图，图2和图3分别为本发明的一个实施方式的集成装置的结构示意图，如图1至图3所示，将原油转化成石油化工产品的集成装置包括：闪蒸罐2；催化裂解装置3；以及油气分离塔5，原油01在闪蒸罐2中进行闪蒸分离，得到重质组分21和轻质组分22，之后重质组分21和轻质组分22进入催化裂解装置3中分别与裂解催化剂接触进行反应，得到油气混合物33，油气混合物33引入油气分离塔5进行分离，得到裂解气51、轻石脑油52、重石脑油53、轻油54和油浆55，其中裂解气51、轻石脑油52、轻油54和油浆55中的至少一种经处理后返回催化裂解装置3中继续进行反应。 [0093] 本发明的集成方法主要包括原油闪蒸、催化裂解和油气分离，还可进一步包括原油电脱盐、油气急冷、热裂解、气体分离、裂解轻油加氢和芳烃抽提等多个步骤。 [0094] 本发明所处理的原油01来自原油储罐或输油管线，其包括石蜡基原油、中间基原油和环烷基原油中的一种或多种，优选石蜡基原油，更优选特性因数(也称为UOP K值)大于12.4的石蜡基原油。 [0095] 对原油01进行闪蒸分离之前还可对其进行电脱盐处理得到脱后原油11，电脱盐装置设置在闪蒸罐2之前，其出料端与闪蒸罐2的进料端连通，电脱盐装置可为脱盐罐1。为了达到脱盐所需温度，可在原油01引入脱盐罐1之前将其预热至80～200℃。为了达到较好的脱盐效果，脱盐罐1中的温度为80～200℃，优选100～150℃，压力为0.1～0.5MPa，优选0.1～0.3MPa，注水量为1～10重量％，优选3～8重量％，电场强度为200～1000V/cm，优选400～800V/cm。脱盐罐1可以是一级脱盐罐或二级脱盐罐，优选一级脱盐罐。 [0096] 脱后原油11经预热后引入闪蒸罐2进行分离，重质组分21从闪蒸罐2的底部引出，轻质组分22从闪蒸罐2的顶部引出。为了达到闪蒸所需温度，可在脱后原油11引入闪蒸罐2之前将其预热至250～300℃。闪蒸罐2的温度为150～250℃，优选180～220℃，压力为0.1～0.3MPa，优选0.12～0.2MPa。轻质组分22与重质组分21的温度切割点为150～250℃，优选 180～220℃。 [0097] 闪蒸罐2的两个出料端分别与催化裂解装置3中不同的反应区连通，轻质组分22与重质组分21分别进入催化裂解装置3中与裂解催化剂接触进行反应，如图2和图3所示，催化裂解装置3包括第一提升管反应器301、第二提升管反应器302和流化床反应器303、沉降器304和再生器305，第一提升管反应器301和第二提升管反应器302分别与流化床反应器303连通，其中重质组分21作为第一提升管反应器进料31引入第一提升管反应器301中并与裂解催化剂接触进行反应得到第一油剂混合物，轻质组分22作为第二提升管反应器进料32引入第二提升管反应器302中并与裂解催化剂接触进行反应得到第二油剂混合物，第一油剂混合物和第二油剂混合物一起引入流化床反应器3中进行反应，反应后的油剂混合物引入沉降器304内，通过分离装置进行分离，分离出的积炭催化剂经汽提后通过输送管线导入再生器305再生后返回第一提升管反应器301和第二提升管反应器302循环使用，分离出来的油气混合物33进入油气分离塔5中。 [0098] 催化裂解装置3中，第一提升管反应器301选自等直径提升管反应器、等线速提升管反应器和变直径提升管反应器中的一种或多种，其反应温度为480～620℃，优选为520～600℃，剂油比为2～25，优选为3～20，反应时间为1～15秒，优选为2～10秒。 [0099] 催化裂解装置3中，第二提升管反应器302选自等直径提升管反应器、等线速提升管反应器和变直径提升管反应器中的一种或多种，其反应温度为560～720℃，优选为580～680℃，剂油比为3～40，优选为5～30，反应时间为0.5～10秒，优选为1～5秒。 [0100] 催化裂解装置3中，流化床反应器303选自固定流化床反应器、散式流化床反应器、鼓泡床反应器、湍动床反应器、快速床反应器、输送床反应器和密相流化床反应器中的一种或多种，其反应温度为520～700℃，优选为580～650℃，重时空速为1～30小时-1，优选为5～20小时-1，反应器内压力为0.1～0.4MPa(绝对压力)，优选为0.15～0.3MPa(绝对压力)。 [0101] 催化裂解装置3中的分离装置优选快分装置，用以将反应油气与积炭催化剂快速分离，通过快分装置将油气与反应后积炭催化剂迅速分离，可降低干气产率，抑制丙烯在生成之后再转化。 [0102] 催化裂解装置3中装载的裂解催化剂含有裂化活性组元、接触剂、粘土和粘结剂，其中以裂解催化剂的干基重量为基准，裂化活性组元的含量为20～70wt％，优选为30～50wt％；接触剂的含量为5～30wt％，优选为5～20wt％；粘土的含量为15～60wt％，优选为 30～50wt％；粘结剂的含量为20～35wt％，优选为20～30wt％。 [0103] 裂解催化剂中的裂化活性组元包括具有MFI结构的分子筛，以及可选的Y分子筛和可选的β分子筛，以裂化所述活性组元的总重量计，Y分子筛的含量为0～90重量％，优选为50～80重量％，具有MFI结构的分子筛的含量为1～50重量％，优选为10～40重量％，β分子筛的含量为0～50重量％，优选为10～40重量％。 [0104] 具有MFI结构的分子筛选自ZRP沸石、含磷的ZRP沸石(CN1194181A)、含稀土的ZRP沸石(CN1052290A)、含磷和稀土的ZRP沸石(CN1147420A)、含磷和碱土金属的ZRP沸石(CN1211470A)以及含磷和过渡金属的ZRP沸石(CN1465527A)中的一种或多种，优选含磷和稀土的ZRP沸石。 [0106] β分子筛是由磷和过渡金属M改性的β分子筛，其中，M选自Fe、Co、Ni、Cu、Mn、Zn和Sn中的一种或几种。由磷和过渡金属M改性的β分子筛可以采用各种方法进行制备，比如可以在合成β分子筛的过程中引入磷和过渡金属M，或者在合成β分子筛后采用铵交换、磷改性、过渡金属M改性及培烧处理等步骤来引入磷和过渡金属M。β分子筛的具体制备可参见CN1035668C和CN1041616C。 [0107] 裂解催化剂中，接触剂选自SiO2、MgO、CaO、BaO和MnO2等化合物中的一种或多种；粘土选自选自可作为催化剂组分的各种粘土，如高岭土、蒙脱土和膨润土中的一种或多种；粘结剂选自硅溶胶、铝溶胶和拟薄水铝石中的一种或多种，优选的粘结剂为铝溶胶和拟薄水铝石的双铝粘结剂。 [0108] 通过向再生器305中通入再生空气35并排出烟道气34，可使裂解催化剂在再生器305中进行再生，从而循环使用。 [0109] 油气急冷器4设置在催化裂解装置3与油气分离塔5之间。油气混合物33在进入油气分离塔5之前，可在油气急冷器4进行降温处理得到急冷油气41，使其降温至450～550℃，优选480～520℃。 [0110] 油气混合物33在油气分离塔5中分离得到裂解气51、轻石脑油52、重石脑油53、轻油54和油浆55。其中轻石脑油52为富含烯烃的轻石脑油，其烯烃含量为20～95重量％，优选35～90重量％，最好在50重量％以上，轻石脑油52的沸程为30～100℃，优选40～90℃。重石脑油53优选为富含芳烃的重石脑油，其芳烃含量为30～90重量％，优选40～80重量％，最好在50重量％以上，更优选为富含C6～C8芳烃的重石脑油，其C6～C8芳烃含量为10～50重量％，优选15～40重量％，最好在30重量％以上。重石脑油53的沸程为90～200℃，优选100～180℃。轻油54为通过蒸馏得到的沸程为180～350℃的馏分，优选沸程为200～340℃的馏分。油浆55为蒸馏得到的沸程为大于340℃的馏分，优选沸程为大于350℃的馏分。 [0111] 油气分离塔5选自筛板塔、浮阀塔和填料塔中的一种或多种，优选浮阀塔。 [0112] 裂解气51引入气体分离系统7进行分离，重石脑油53引入芳烃抽提装置8进行抽提，轻石脑油52、轻油54和油浆55中的一种或多种引入催化裂解装置3再次进行反应，具体而言，第二提升管反应器302的进料端与油气分离塔5的出料端连通，可将轻石脑油52引入到第二提升管反应器302中与轻质组分22一起进行反应，而部分的轻油54经处理后可部分的油浆55一起形成轻油与油浆的混合物料36并引入第一提升管反应器301和第二提升管反应器302的任意一者中。 [0113] 气体分离系统7包括脱乙烷塔、碳三碳四分离塔和丙烷丙烯分离塔，其进料端与油气分离塔5的出料端连通，裂解气51在气体分离系统7内分离得到燃料气71、乙烯72、丙烯73、乙烷74、丙烷75和碳四烃76。燃料气71为脱除乙烯、丙烯、乙烷、丙烷和碳四烃后的气体烃，主要为氢气和甲烷，其可用作燃料从而提供过程热；乙烯72和丙烯73可作为产物直接收集；碳四烃76包括碳四烷烃和碳四烯烃，第二提升管反应器302的进料端与气体分离系统7的出料端连通，可将碳四烃76引入催化裂解装置3的第二提升管反应器302中进行反应。 [0114] 裂解炉6的进料端与气体分离系统7的出料端连通，可将乙烷74和丙烷75引入裂解炉6中进行热裂解，同时裂解炉6的出料端与油气分离塔5的进料端连通，从而将热裂解后得到的油气产物再次引入油气分离塔5进行分离。热裂解的反应条件包括：反应温度为750～900℃，优选780～880℃，反应压力为0～175kPa(表压)，优选50～150kPa(表压)，停留时间为0.05～1秒，优选0.1～0.5秒。 [0115] 抽提装置8的进料端与油气分离塔5的出料端连通，重石脑油53引入抽提装置8中进行芳烃抽提，得到苯、甲苯、二甲苯、乙苯、C9芳烃81和抽余油82，芳烃抽提的原理为：重石脑油和溶剂在抽提塔内逆流接触，溶剂能对芳烃和非芳烃进行选择性溶解，芳烃组分溶解到溶剂中，而非芳烃组分溶解较少，因此形成组成不同和密度不同的两相，然后在塔内进行逆流接触并逐步分离，塔底得到富含芳烃的富溶剂再经过萃取精馏和减压汽提从而将混合芳烃与溶剂分离，得到纯净的混合芳烃。 [0116] 抽提装置8可为抽提塔，所用的溶剂为环丁砜、N-甲基吡咯烷酮、二甲基亚砜和甲酰基吗啉中的一种或多种，优选环丁砜，溶剂中水的含量为0.5～2重量％，优选0.7～1.2重量％，溶剂与重石脑油53的质量比为2～5，优选3～4；抽提塔的塔顶温度为80～100℃，优选85～95℃，塔底温度为170～190℃，优选175～185℃，压力为0.2～0.6MPa，优选0.4～ 0.55MPa。 [0117] 轻油加氢装置9的进料端与油气分离塔5的出料端连通，轻油54在轻油加氢装置9中进行加氢处理得到加氢裂解轻油91，并且轻油加氢装置9的出料端与述第一提升管反应器301的进料端或第二提升管反应器302的进料端连通，可将加氢裂解轻油91引入第一提升管反应器301或第二提升管反应器302中进行反应，其中加氢处理的反应条件为：反应温度330～450℃，体积空速0.1～2.0小时-1、氢油体积比1000～2000Nm3/m3。 [0118] 图2为本发明的一个实施方式的集成装置的结构示意图，如图2所示，轻油加氢装置9得到的加氢裂解轻油91和油气分离塔5得到的油浆55中的一种或多种与重质组分21引入催化裂解装置的第一提升管反应器301的底部，与来自再生器305的再生催化剂接触反应，反应后的油剂混合物引入与第一提升管反应器出口串联的流化床反应器303继续反应。油气分离塔5得到的轻石脑油52和气体分离系统得到的碳四76中的一种或多种与轻质组分 22一起引入催化裂化装置的第二提升管反应器302的底部，与来自再生器305的再生催化剂接触反应，反应后的油气混合物引入与第一提升管反应器301出口串联的流化床反应器303继续反应。反应后的油剂混合物引入分离装置进行分离，分离出来的油气混合物33引入油气急冷器4进行降温处理，积炭催化剂经汽提后通过输送管线导入再生器305再生后返回第一提升管反应器301和第二提升管反应器302循环使用。 [0119] 图3为本发明的另一个实施方式的集成装置的结构示意图，如图2所示，重质组分21引入催化裂解装置的第一提升管反应器301的底部，与来自再生器305的再生催化剂接触反应，反应后的油剂混合物引入分离装置进行分离，分离出来的油气33引入油气急冷器4进行降温处理，积炭催化剂经汽提后通过输送管线导入再生器305再生后返回第一提升管反应器301和第二提升管反应器302循环使用。轻质组分22引入催化裂解装置的第二提升管反应器302的中部，油气分离塔5得到的轻石脑油52、油浆55、裂解轻油加氢装置9得到的加氢裂解轻油91和气体分离系统得到的碳四76中的一种或多种引入催化裂解装置的第二提升管反应器302的底部，分别与来自再生器305的再生催化剂接触反应，反应后的油气混合物引入与第一提升管反应器301出口串联的流化床反应器303继续反应，反应后的油剂混合物引入分离装置进行分离，分离出来的油气混合物33引入油气急冷器4进行降温处理，积炭催化剂经汽提后通过输送管线导入再生器305再生后返回第一提升管反应器301和第二提升管反应器302循环使用。 [0120] 本发明的集成方法和集成装置中，原油闪蒸分离得到的轻质组分和重质组分直接引入催化裂解装置，没有设置原油常压塔和减压塔，从而能够大幅度节省能耗，同时催化裂解装置采用双提升管和流化床相结合的组合反应器型式，能够对不同反应区进行分区精准控制，此外还可将裂解气、轻石脑油、轻油和油浆中的至少一种经处理后返回催化裂解装置中继续进行反应，从而可提高乙烯、丙烯和轻芳烃的产率。 [0121] 以下结合实施例详细说明本发明，但并不因此限制本发明的范围。 [0122] 实施例 [0123] 本发明实施例和对比例中，气体产物采用石油化工分析方法RIPP 77-90方法进行测试，有机液体产物组成采用SH/T 0558-1993方法测定，汽油中轻质芳烃采用石油化工分析方法RIPP 82-90测定。 [0124] 实施例1 [0125] 原油电脱盐、原油闪蒸、催化裂解和热裂解试验在中型试验装置上进行。将原油A预热至120℃后引入电脱盐装置进行脱盐处理，电脱盐罐为一级脱盐罐，脱盐罐的温度为120℃，压力为0.2MPa，注水量为5重量％，电场强度为600V/cm。脱后原油预热至250℃后引入闪蒸罐进行分离，闪蒸罐的温度为250℃，压力为0.12MPa。 [0126] 闪蒸罐底部引出重质组分引入催化裂解装置的第一提升管反应器，与来自再生器的再生催化剂接触反应，反应后的油剂混合物引入与第一提升管反应器出口串联的流化床反应器继续反应；闪蒸罐顶部引出轻质组分引入催化裂解装置的第二提升管反应器，与来自再生器的再生催化剂接触反应，反应后的油剂混合物引入与第一提升管反应器出口串联的流化床反应器继续反应，反应后的油剂混合物通过分离装置分离，积炭催化剂再生后循环使用，反应油气引入油气分离塔。 [0127] 第一提升管反应器的反应温度为580℃，剂油比为10，反应时间为4秒；第二提升管反应器的反应温度为670℃，剂油比为10，反应时间为2秒；流化床反应器的反应温度为620℃，重时空速为10小时-1，反应器内压力为0.2MPa。催化裂解装置中使用催化剂的活性组元中含有Y型分子筛、β型分子筛和ZSM-5分子筛，接触剂为SiO2。 [0128] 催化裂解装置的产物引入油气分离塔进行分离，得到裂解气、轻石脑油、重石脑油、轻油和油浆。其中裂解气引入气体分离系统进行分离，得到燃料气、乙烯、丙烯、乙烷、丙烷和碳四烃；重石脑油引入芳烃抽提装置，得到苯、甲苯、二甲苯、乙苯(统称为BTXE)和C9芳烃等轻芳烃。 [0129] 气体分离系统得到的乙烷和丙烷引入裂解炉进行热裂解反应，热裂解过程中裂解炉的条件为：盘管出口温度850℃，蒸汽/油比为0.4，反应压力为100kPa，停留时间为0.3秒，得到的油气产物引入油气分离塔。 [0130] 油气分离塔、气体分离系统和芳烃抽提系统的物料组成均通过Aspen Plus中的流程建模获得。反应结果见表1。 [0131] 实施例2 [0132] 按照实施例1的方法，不同的是将油气分离塔得到的部分轻油和部分油浆引入第一提升管反应器，将油气分离塔得到的部分轻石脑油和气体分离系统得到的部分碳四烃均引入催化裂解装置的第二提升管反应器。反应结果见表1。 [0133] 实施例3 [0134] 按照实施例1的方法，不同的是将闪蒸罐底部引出重质组分引入催化裂解装置的第一提升管反应器，与来自再生器的再生催化剂接触反应，反应后的油剂混合物通过分离装置分离；闪蒸罐顶部引出轻质组分引入催化裂解装置的第二提升管反应器，与来自再生器的再生催化剂接触反应，反应后的油剂混合物引入与第二提升管反应器出口串联的流化床反应器继续反应，反应后的油剂混合物通过分离装置分离。反应结果见表1。 [0135] 实施例4 [0136] 按照实施例3的方法，不同的是将分离系统得到的部分轻油引入裂解轻油加氢装置，分离系统得到的油浆和裂解轻油加氢装置得到的加氢裂解轻油引入催化裂解装置的第二提升管反应器的底部，将油气分离塔得到的部分轻石脑油和气体分离系统得到的部分碳四烃均引入催化裂解装置的第二提升管反应器的中部。反应结果见表1。 [0137] 对比例1 [0138] 原油电脱盐和催化裂解在中型试验装置上进行，原油常压蒸馏、油气分离塔、气体分离系统和芳烃抽提的物料组成均通过Aspen Plus中的流程建模获得。 [0139] 将原油A预热至120℃后引入电脱盐装置进行脱盐处理，电脱盐罐为一级脱盐罐，脱盐罐的温度为120℃，压力为0.2MPa，注水量为5重量％，电场强度为600V/cm。脱后原油引入常压分馏塔进行分离，得到燃料气、石脑油、轻油和塔底油。 [0140] 塔底油引入催化裂解装置的提升管反应器，与来自再生器的再生催化剂接触反应，反应后的油剂混合物引入流化床反应器继续反应，反应后的油剂混合物通过分离装置分离，积炭催化剂再生后循环使用，反应油气引入油气分离塔。 [0141] 提升管反应器的反应温度为580℃，剂油比为10，反应时间为4秒；流化床反应器的反应温度为560℃，重时空速为8小时-1，反应器内压力为0.2MPa。催化裂解装置中使用催化剂的活性组元中含有Y型分子筛、β型分子筛和ZSM-5分子筛。 [0142] 催化裂解装置的产物引入油气分离塔进行分离，得到裂解气、轻石脑油、重石脑油、轻油和油浆。其中裂解气引入气体分离系统进行分离，得到燃料气、乙烯、乙烷、丙烯、丙烷和碳四烃；重石脑油引入芳烃抽提装置，得到苯、甲苯、二甲苯、乙苯和C9芳烃等轻芳烃。反应结果见表2。 [0143] 对比例2 [0144] 按照对比例1的方法，不同的是将气体分离系统得到的乙烷和丙烷引入热裂解装置，热裂解过程中裂解炉的条件为：盘管出口温度850℃，蒸汽/油比为0.4，反应压力为100kPa，停留时间为0.3秒。裂解炉的反应油气引入油气分离塔进行分离。反应结果见表2。 [0145] 对比例3 [0146] 按照对比例1的方法，不同的是将原油蒸馏得到的石脑油引入催化裂解装置的流化床反应器。反应结果见表2。 [0147] 对比例4 [0148] 按照对比例1的方法，不同的是将原油蒸馏得到的石脑油和油气分离塔得到的部分轻石脑油均引入催化裂解装置的流化床反应器。反应结果见表2。 [0149] 表1实施例1至4的反应结果 [0150] [0151] [0152] 表2对比例1至4的反应结果 [0153] [0154] 由表1和表2可知，和对比例相比，采用本发明提供的集成方法和集成装置可以获得更高的乙烯和丙烯等低碳烯烃和苯、甲苯、二甲苯、乙苯和C9芳烃等轻芳烃的产率。 |
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