一种汽油和低硫船用燃料的生产方法 |
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| 申请号 | CN201911362006.2 | 申请日 | 2019-12-26 | 公开(公告)号 | CN113046128B | 公开(公告)日 | 2023-07-04 |
| 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大连石油化工研究院; | 发明人 | 蒋立敬; 刘铁斌; 袁胜华; 金建辉; 韩坤鹏; | ||||
| 摘要 | 本 发明 公开了一种 汽油 和低硫船用 燃料 的生产方法，包括：（1）渣油原料在氢气和加氢处理催化剂存在下进行加氢反应；（2）加氢反应流出物气液分离，气相循环至步骤（1）的加氢反应，液相为混合加氢生成油，该混合加氢生成油不经 分馏 ，其中一部分外甩作为低硫船用燃料，余下部分进入催化裂化装置进行催化裂化反应；（3）催化裂化反应流出物分离出干气、 液化 气和催化裂化汽油后的催化裂化重馏分作为重循环油与步骤（1）中的渣油原料混合进行加氢反应。本发明组合工艺，可最大限度生产高 辛烷值 催化裂化汽油和低硫船用燃料产品。同时，降低加氢负荷，简化催化裂化分馏系统，降低设备投资和操作能耗。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种汽油和低硫船用燃料的生产方法，其特征在于，包括： |
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| 说明书全文 | 一种汽油和低硫船用燃料的生产方法技术领域[0001] 本发明涉及一种渣油轻质化方法，具体地说是以劣质高硫渣油为原料主要生产汽油和低硫船用燃料的工艺方法。 背景技术[0002] 随着全球环保法规日趋严格，在清洁汽柴油等轻质油品完成升级换代后，清洁的低硫船用燃料油将成为未来几年重点关注的油品之一。国际海事组织（International Maritime Organization，IMO）《国际防止船舶造成污染公约》规定，自2020年01月起在海上一般区域航行所用的船用燃料油的硫质量分数由现在的不超过3.5%降至不超过0.5%；在排放控制区域航行时，船用燃料的硫含量不应超过0.1%。在船用燃料油需求市场中，高硫残渣型船用燃料油以价格优势占整个市场约70%的份额，馏分型船用燃料油约占25%，其余为低硫燃料油（硫质量分数小于3.5%）和少量液化天然气。因此，新的环保法规将对现在以高硫燃料油为主的船用燃料市场产生重大影响，也将促使燃料油脱硫技术的开发。 [0003] 目前生产硫质量分数不超过0.5%的残渣型船用燃料油的主要途径包括：采用低硫的直馏渣油调和生产。但是由于低硫原油资源有限且价格较高，将会大幅度提高残渣型船用燃料油的生产成本，该路线不宜用于生产价值较低的残渣型船用燃料油；对高硫渣油通过渣油加氢脱硫处理生产低硫残渣型船用燃料技术是可行的，但是对于硫含量超过2.0%甚至3.0%以上的渣油直接进行脱硫处理直接生产硫质量分数低于0.5%的残渣型船用燃料油加工成本高，加氢苛刻度大，操作费用高，经济性差。 [0005] 现有固定床加氢技术原料在氢气和固定床渣油加氢催化剂的作用下进行加氢脱硫脱杂质反应，在高温和高苛刻条件下能够实现产品指标要求。通常包括保护剂，脱金属催化剂，脱硫催化剂及高活性脱氮脱残炭催化剂。该路线的不足之处是加氢过程中氢耗高加氢量大，通常在硫含量满足指标的情况下，其它指标如残炭大幅降低，粘度大幅减低，加工成本高。另外对原油的适应能力欠佳，固定床加氢处理的原料适应性差的问题并没有解决。 [0006] 催化裂化工艺通常是将原料进入催化裂化装置反应，产物为干气、液化气、汽油、柴油和焦炭。液化气和催化裂化汽油是理想组分，但是催化裂化柴油富含芳烃，加工难度大。 [0007] 现有渣油加氢处理与催化裂化组合工艺存在汽油收率低，柴油加工难度大，回炼油及油浆没能得到充分利用，经济效益差等问题。 发明内容[0008] 针对现有技术的不足，本发明提供一种汽油和低硫船用燃料的生产方法，以最大量生产汽油和低硫船用燃料产品，同时工艺过程简单，整体能耗降低。 [0009] 本发明提供一种汽油和低硫船用燃料的生产方法，包括： [0010] （1） 渣油原料在氢气和加氢处理催化剂存在下进行加氢反应； [0011] （2） 加氢反应流出物气液分离，气相循环至步骤（1）的加氢反应，液相为混合加氢生成油，该混合加氢生成油不经分馏，其中一部分外甩作为低硫船用燃料，余下部分进入催化裂化装置进行催化裂化反应； [0012] （3） 催化裂化反应流出物分离出干气、液化气和催化裂化汽油后的催化裂化重馏分作为重循环油与步骤（1）中的渣油原料混合进行加氢反应。 [0013] 本发明方法中，步骤（1）所述渣油原料包括常压渣油或减压渣油，也可以是其它来源的渣油原料，渣油原料中也可以同时含有部分焦化蜡油、脱沥青油、重质馏分油中的一种或者几中。原料中，以质量含量计，硫含量不高于5.0%，优选为1.5%～5.0%；康氏残炭不高于18%，优选为8％～18％；重金属镍和钒总含量不高于200μg/g，优选为50～200μg/g；总氮含量不高于0.80％，优选为0.20～0.80％。 [0014] 本发明方法中，步骤（1）中的加氢反应可以采用固定床渣油加氢处理技术、悬浮床渣油加氢处理技术、沸腾床渣油加氢处理技术、移动床渣油加氢处理技术等。 [0015] 优选采用固定床渣油加氢处理技术，采用至少一个加氢反应器。更优选串联设置多个加氢反应器，最优选设置三台至五台加氢反应器。每台反应器优选设置一个催化剂床层，易于新鲜催化剂装填和废旧催化剂的卸出。采用的渣油加氢处理催化剂是指具有渣油加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮和加氢裂化等功能的单一催化剂或组合催化剂。这些催化剂一般都是以多孔耐熔无机氧化物如氧化铝为载体，第VIB族和/或VIII族金属如W、Mo、Co、Ni等的氧化物为活性组分，选择性地加入其它各种助剂如P、Si、F、B等元素的催化剂。各个催化剂比例通常根据原料性质和产品需求进行确定。 [0016] 所述加氢处理催化剂包括渣油加氢保护催化剂，渣油加氢脱金属催化剂，渣油加氢脱硫催化剂以及渣油加氢脱氮、残炭转化催化剂。通常渣油加氢保护催化剂占总装填体积的5%～20%，优选10%～15%；渣油加氢脱金属催化剂占总装填体积的30%～60%，优选35%～50%；渣油加氢脱硫催化剂占总装填体积的20%～50%，优选25%～40%；渣油加氢脱氮催化剂、残炭转化催化剂占总装填体积的0%～20%，优选5%～15%。装填顺序一般是使原料油依次与渣油加氢保护催化剂、渣油加氢脱金属催化剂、渣油加氢脱硫催化剂、渣油加氢脱氮、残炭转化催化剂接触。当然也有将这几种催化剂混合装填的技术。 [0017] 本发明重烃原料的加氢处理方法中，优选设置四台加氢反应器，分别为一反、二反、三反和四反，其中一反通常装填渣油加氢保护催化剂和低活性渣油加氢脱金属催化剂，二反装填高活性渣油加氢脱金属催化剂，三反装填渣油加氢脱硫催化剂，四反装填高活性渣油加氢脱氮、残炭转化催化剂。也可根据不同原料的性质设计其中一反通常装填保护催化剂和低活性渣油加氢脱金属催化剂，二反装填高活性渣油加氢脱金属催化剂，三反装填部分高活性渣油加氢脱金属催化剂和低活性渣油加氢脱硫催化剂，四反装填高活性渣油加氢脱硫催化剂。 [0018] 本发明方法中，加氢反应的条件通常是在氢分压为5MPa～35MPa，优选是10MPa～20MPa、反应温度为300℃～500℃，优选是350℃～400℃。液时体积空速和氢分压是根据待处理物料的特性和要求的转化率及精制深度进行选择的。新鲜渣油原料液时体积空速一般‑1 ‑1 ‑1 ‑1 在0.1h ～5.0h ，优选为0.15h ～2.0h ，氢油体积比为100～5000，优选为300～3000。本发明适用于常压和减压渣油加氢处理，尤其适用于重质烃类油的加氢转化。渣油加氢处理过程的具体条件可以根据原料的性质以及催化裂化装置进料的要求具体确定。 [0019] 本发明方法中，步骤（2）中气液分离包括在与加氢反应压力等级相同的条件下进行的高压分离。操作温度为300℃～400℃，优选是330℃～370℃。分离得到的气相主要为氢气，循环用于加氢反应前可选择的经过脱硫化氢处理。加氢反应过程同时需要补充新氢以补充反应过程的消耗。步骤（2）中加氢反应流出物气液分离后得到的液相混合加氢生成油进入低压分离器，从低压分离器分离产品部分作为低硫船用燃料产品，余下部分直接进入催化裂化装置，低压分离器可以闪蒸出少量轻质烃类如石脑油和溶解的硫化氢及氢气等。其中热低压分离器操作条件为，压力为1MPa～5MPa，优选是2MPa～3MPa；温度为300℃～400℃，优选是330℃～370℃。步骤（2）中外甩作为低硫船用燃料的量以满足低硫船用燃料的硫含量不大于0.5wt%为控制标准。 [0020] 步骤（2）中的催化裂化装置可以是一套或一套以上，每套装置至少应包括一个反应器、一个再生器。催化裂化装置设置分馏塔，可以每套催化裂化装置分别设定，也可以共用。催化裂化分馏塔将催化裂化反应流出物分馏为干气、液化气、催化裂化汽油和催化裂化重馏分，所述的催化裂化汽油和催化裂化重馏分分割温度为150℃～200℃。催化裂化分馏塔与常规催化裂化分馏塔相比可以简化设计，仅分馏出干气、液化气和催化裂化汽油，催化裂化重馏分包括催化裂化柴油、催化裂化重循环油和油浆。催化裂化重馏分循环回加氢处理装置之前先过滤出含有的微量催化裂化催化剂粉末。 [0021] 催化裂化重循环油富含芳烃，包括催化裂化柴油组分，催化裂化回炼油组分，直接在催化裂化条件下很难直接转化，而且容易缩合生焦，裂化得到的催化裂化柴油组分芳烃含量高进一步加工难度大。若将其进行加氢，尤其是在渣油加氢反应条件下，反应压力大，空速较低，可将其进一步加氢饱和。将三环以上芳烃转化为双环芳烃，高活性渣油加氢催化剂可将其加氢饱和，然后再进行裂化，可以得到高辛烷值汽油组分。 [0022] 催化裂化重循环油稠环芳烃含量高，对于催化裂化装置来说是非理想组分，在催化裂化装置内直接回炼，对增产汽油和液化气贡献有限。但是，若将它们循环到渣油加氢处理装置，则不仅可以作为低粘度稀释油，改善渣油加氢装置实际运行效果，而且部分加氢后的稠环芳烃可以起着供氢剂的作用，促进大分子的沥青质和胶质进行加氢转化反应。另外，在渣油加氢装置高温、高压运行条件下，催化裂化重循环油中的稠环芳烃具有很强的反应性，极易在加氢催化剂活性中心上发生加氢饱和反应，生成部分芳环加氢饱和的环烷并芳烃，成为理想的催化裂化装置进料。因此，利用渣油加氢装置对催化裂化柴油、回炼油和/或油浆进行加氢处理，使其所含的稠环芳烃进行加氢饱和，改善其裂解性能，是优化催化裂化装置操作，提高资源利用率的一个行之有效的手段。 [0023] 又进一步催化裂化重循环油循环到渣油加氢处理装置进行加氢处理，可以作为稀释油大幅降低渣油的加工苛刻度，渣油粘度降低。研究表明可采用催化裂化重循环油替代直馏蜡油作为稀释油与劣质渣油进行加氢反应。在满足低硫残炭产品指标条件下，渣油加氢条件可以控制缓和，降低反应温度，有利于装置长周期运行和催化剂性能发挥。或者提高单位时间加工量，提高装置处理量，具有更高的经济效益。 [0024] 通过渣油加氢与催化裂化两套装置深度组合，可以实现渣油深度转化，生产更多的高价值汽油和液化气产品，取得更好的经济效益。 [0025] 催化裂化装置操作条件：反应温度为450～600℃，优选为480～520℃；再生温度为600～800℃，优选为650～750℃，剂油重量比为2～30，优选为4～10；与催化剂接触时间0.1～15秒，优选为0.5～5秒；压力为0.1～0.5MPa。所采用的催化裂化催化剂包括通常用于催化裂化的催化剂，如硅铝催化剂、硅镁催化剂、酸处理的白土及X型、Y型、ZSM‑5、M型、层柱等分子筛裂化催化剂，最好是分子筛裂化催化剂，这是因为分子筛裂化催化剂的活性高，生焦少，汽油产率高，转化率高。所述的催化裂化装置的反应器可以是各种型式的催化裂化反应器，最好是提升管反应器或提升管加床层反应器。工艺流程一般为：原料油从提升管反应器底部注入，与来自再生器的高温再生催化剂接触，裂化反应生成的油气和沉积焦炭的催化剂混合物沿提升管反应器向上移动，完成整个原料油的催化裂化反应。 [0026] 本发明的优点在于： [0027] 1、在整个组合工艺中，主要产品是高辛烷值催化裂化汽油和低硫船用燃料产品。催化裂化分馏系统可以大大简化，降低设备投资和操作能耗。 [0028] 2、从整个组合工艺来看，可以最大化生产汽油产品和燃料油船用燃料，经济效益显著。 [0029] 3、催化裂化重馏分对新鲜渣油原料起到稀释作用，油品性质得到改善，降低了渣油加氢处理混合进料的加氢反应难度和加工苛刻度；另外，催化裂化重馏分可降低原料的粘度，改善原料在反应系统中的物流分布以及传质，减小扩散在渣油加氢处理过程中的影响，改善镍、钒等有害金属在催化反应系统中的沉积分布，延长催化剂的使用寿命；同时，粘度的降低使混合原料油的输送和过滤更加容易。 [0030] 4、催化裂化柴油馏分及以上重馏分可在渣油加氢工艺过程中脱除杂质，芳烃饱和，成为更好的催化裂化原料经过裂解成为高附加值汽油产品提高了催化裂化高附加值产品收率。 [0031] 采用渣油加氢处理和催化裂化组合工艺中，生产汽油和低硫船用燃料的方法，同时具有装置能耗低，渣油加氢装置运行周期长，经济效益好的优点。 [0032] 固定床渣油加氢技术是生产硫质量分数不超过0.5%的残渣型船用燃料油的有效技术手段，为了满足硫含量0.5%或者更低的指标要求，需要不同催化剂级配体系。但是通常在硫含量降低的同时，其它指标大幅降低，例如残炭降低6%以下，粘度降低100以下，性质大幅改善加工成本增加，生产和调和燃料油经济性降低。本方法利用固定床渣油加氢技术，采用保护剂、脱金属催化剂、脱硫催化剂。少量采用或者不采用高活性脱氮脱残炭催化剂就能够满足设计要求。本发明通过采用优化设计的催化剂级配体系后用于以劣质渣油原料生产低硫船用燃料油的加氢工艺路线，提高了催化剂体系的容金属能力增强了原料的适应性和加工灵活度，又可降低低硫船用燃料油的生产成本，同时具有良好的经济效益和社会效益。附图说明 [0033] 图1是本发明汽油和低硫船用燃料的生产方法一种具体实施方式的工艺流程示意图。 具体实施方式[0034] 下面结合附图对本发明所提供的方法进行进一步的说明，但不因此而限制本发明。 [0035] 工艺流程详细描述如下： [0036] 如图1所示渣油原料1和过滤后的催化裂化重馏分17混合，升压后与循环氢2混合进入加氢处理反应器3，通过与加氢处理催化剂床层接触，脱除原料油中的金属、硫、氮等杂质，同时降低原料的残炭来满足下游催化裂化装置的进料要求。加氢处理反应器3出口反应流出物4进入高压分离器5进行气液分离，分离出的气相物流进行脱硫化氢等处理后进循环压缩机8升压后循环到加氢处理反应器入口，补充的新氢也可以在循环压缩机8之后引入，分离出的液相物流再到低压分离器6进一步分离，从低压分离器分离产品部分作为低硫船用燃料产品18，部分通过管线7进入催化裂化装置的反应系统9。 [0037] 来自管线7的加氢生成油进入催化裂化装置的反应系统9，与高温再生催化裂化催化剂接触并进行反应，反应后的油气物流10进入催化装置的分馏塔13，分离出气体11和催化裂化汽油12，气体11和催化裂化汽油12排出装置，分馏塔剩余的催化裂化重馏分14进入分离器15，过滤出的催化剂粉末、机械杂质及固体颗粒16，过滤后的催化裂化重馏分17循环到加氢处理装置。 [0038] 下面的实施例将对本发明提供的方法进一步说明，但并不因此而限制本发明。反应是在小型提升管式催化裂化装置和中试渣油加氢处理装置上进行。实施例中所用的原料油为沙中常渣，其性质列于表1。实施例中所用的渣油加氢处理催化剂的类型和体积完全相同，均是中国石油化工股份有限公司催化剂分公司生产的CEN、FZC、ZTN、ZTS系列渣油加氢催化剂，具体包括保护剂，脱金属催化剂，脱硫催化剂，脱氮催化剂等，装填顺序是使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，当然也可以将这几种催化剂混合装填。实施例中所用的催化裂化催化剂相同，均为工业平衡催化剂。其新鲜剂组成为：95wt%LBO‑16降烯烃催化剂+5wt%LBO‑A提高辛烷值助剂。 [0039] 实施例1 [0040] 该实施例采用本发明提供的汽油和低硫船用燃料的生产方法，采用劣质渣油原料A，可以看出渣油硫含量高达4.15wt%，残炭13.48wt%，金属（Ni+V）92µg/g，总氮含量为0.30％属于高硫类劣质渣油。 [0041] 装置采用四台串联的固定床反应器，其中一反装填三种渣油加氢保护剂，装填体积分别为FZC‑12B催化剂18mL，FZC‑103D催化剂20mL，FZC‑103E催化剂22mL；二反装填二种渣油加氢脱金属催化剂，装填体积分别为FZC‑28A催化剂85mL，FZC‑204催化剂为140mL；三反装填一种渣油加氢脱硫催化剂FZC‑34A，装填体积为165mL；四反装填一种渣油加氢脱氮脱残炭催化剂FZC‑41A，装填体积为50mL，具体催化剂性质请参见表2。经过进一步加氢处理得到固定床加氢反应生成油。主要工艺条件详见表3，反应所得产物的性质见表5。 [0042] 原料A和催化裂化重馏分混合后经过加氢处理后经过气液分离得到气相产物和液相产物，其中液相产物的35.2%作为180船用燃料油，剩余液相产物直接进入催化裂化装置，其催化剂组成为：95wt%LBO‑16降烯烃催化剂+5wt%LBO‑A提高辛烷值助剂。催化裂化反应流出物分馏系统简化设计，分馏出干气、液化气和汽油馏分，剩余馏分作为催化裂化重馏分经过滤出固体杂质后循环至加氢处理装置中进行加氢处理反应。渣油原料性质见表1。表3、表4、表5和表6分别为工艺条件、分离条件和产品分布、和主要产品性质。表7为船用燃料油产品性质。 [0043] 实施例2 [0044] 实施例2采用本发明提供的汽油和低硫船用燃料的生产方法，采用劣质渣油原料B，渣油原料性质见表1。可以看出渣油硫含量1.65wt%，氮含量5200µg/g，康氏残炭10.56wt%，金属（Ni+V）50µg/g属于低硫高氮类劣质渣油。 [0045] 加氢装置采用四台串联的固定床反应器，其中一反装填三种渣油加氢保护剂，装填体积分别为FZC‑12B催化剂12mL，FZC‑103D催化剂18mL，FZC‑103E催化剂30mL；二反装填二种渣油加氢装填脱金属，装填体积分别为FZC‑28A催化剂74mL，FZC‑204催化剂为132mL；三反装填一种渣油加氢脱硫催化剂FZC‑34A，装填体积为161mL；四反装填一种渣油加氢脱氮脱残炭催化剂FZC‑41A，装填体积为73mL，具体催化剂性质请参见表2。催化裂化催化剂性质同实施例1。 [0046] 原料B和催化裂化重馏分混合后经过加氢处理后经过气液分离得到气相产物和液相产物，其中液相产物的47.5%作为180船用燃料油，剩余液相产物直接进入催化裂化装置，催化裂化反应流出物分馏系统简化设计，分馏出干气、液化气和汽油馏分，剩余馏分作为催化裂化重馏分经过滤出固体杂质后循环至加氢处理装置中进行加氢处理反应。表3、表4、表5和表6分别为工艺条件、分离条件和产品分布、和主要产品性质。表7为船用燃料油产品性质。 [0047] 实施例3 [0048] 同实施例1，区别在于加氢装置中催化剂的装填方式为：其中一反装填二种渣油加氢保护剂，装填体积分别为FZC‑12B催化剂8mL，FZC‑103E催化剂17mL；二反装填二种渣油加氢脱金属催化剂，装填体积分别为FZC‑28A催化剂150mL，FZC‑204催化剂为125mL；三反装填一种渣油加氢脱硫催化剂FZC‑34A，装填体积为200mL。 [0049] 实施例4 [0050] 同实施例1，区别在于加氢装置中催化剂的装填方式为：其中一反装填三种渣油加氢保护剂，装填体积分别为FZC‑12B催化剂20mL，FZC‑103D催化剂50mL，FZC‑103E催化剂30mL；二反装填一种渣油加氢脱金属催化剂，装填体积为FZC‑28A催化剂175mL；三反装填一种渣油加氢脱硫催化剂FZC‑34A，装填体积为150mL，四反装填一种渣油加氢脱氮脱残炭催化剂FZC‑41A，装填体积为75mL。 [0051] 表1 渣油原料性质 [0052]项目 原料A 原料B S，wt% 4.15 1.65 N，μg/g 3020 5200 康氏残炭(CCR)，wt% 13.48 10.56 3 密度 (20℃)，kg/m 978.6 973.8 2 粘度(100℃)，mm/s 108.0 83 Ni+V，µg/g 92 50 [0053] 表2 加氢催化剂的性质 [0054] 催化剂牌号 FZC‑12B FZC‑103D FZC‑103E FZC‑28A FZC‑204 FZC‑34A FZC‑41A功能 保护剂 保护剂 保护剂 脱金属催化剂 脱金属催化剂 脱硫催化剂 脱氮催化剂颗粒形状 3~10四叶轮 3~10四叶轮 3~10条形 2‑8mm条形 2‑8mm条形 2‑8mm条形 2‑8mm条形颗粒外径，mm 3.7 2.8 2.4 1.40 1.38 1.20 1.3强度，N.mm‑1 6 10 10 16 18 20 26 比表面积，m2/g 100 82 88 133 169 182 228 金属 组成 Mo‑Ni Mo‑Ni Mo‑Ni Mo‑Ni Mo‑Ni Mo‑Ni Mo‑Ni 载体 Al2O3 Al2O3 Al2O3 Al2O3 Al2O3 Al2O3 Al2O3 [0055] 表3 加氢反应和催化裂化反应工艺条件 [0056]加氢反应工艺条件 实施例1 实施例2 实施例3 实施例4 原料 原料A 原料B 原料A 原料A 氢分压，MPa 16.0 14.6 12 18 反应温度，℃ 380 373 390 400 ‑1 液时体积空速，h 0.18 0.24 0.28 0.42 氢油体积比 800 630 500 1000 化学氢耗，% 1.62 1.38 1.46 1.52 催化裂化工艺条件 实施例1 实施例2 实施例3 实施例4 反应温度，℃ 500 504 480 520 剂油比 7.4 7.4 10 5 接触时间，s 1.2 1.3 5 3 压力，MPa 0.20 0.20 0.4 0.3 再生温度，℃ 685 685 685 685 汽油产品分馏温度，℃ 160 175 180 190 [0057] 表4 加氢反应部分分离条件 [0058] 项目 实施例1 实施例2 实施例3 实施例4热高分操作条件 压力，MPa 16.8 15.3 16.8 16.8 温度，℃ 370 350 330 360 热低分操作条件 压力，MPa 2.50 2.85 2.10 2.90 温度，℃ 370 350 330 360 热低分分离出船用燃料油，wt% 35.2 47.5 28.6 40.0 [0059] 表5 加氢反应和催化裂化反应产品分布 [0060]项目 实施例1 实施例2 实施例3 实施例4 加氢反应部分 液相产品收率，wt% 98.4 98.6 98.5 98.3 低硫船燃收率，wt% 35.2 47.5 28.6 40.0 加氢生成油进入催化，wt% 63.2 51.1 69.9 58.3 催化裂化部分 酸性气，wt% 0.52 0.36 0.55 0.42 干气，wt% 2.12 1.85 2.35 2.05 液化气，wt% 13.3 15.3 14.3 15.8 汽油，wt% 45.8 44.6 44.9 46.2 重馏分（重循环油），wt% 32.77 32.55 32.18 29.43 焦炭，wt% 5.49 5.34 5.72 5.10 合计 100.00 100.00 100.00 100.00 [0061] 表6 加氢反应和催化裂化反应主要产品性质 [0062]项目 实施例1 实施例2 实施例3 实施例4 加氢产品 加氢生成油 加氢生成油 加氢生成油 加氢生成油 3 密度(20℃)，g/cm 0.938 0.936 0.937 0.937 S，µg/g 4513 3820 4932 4750 N，µg/g 1910 2480 2010 2182 残炭，wt% 5.65 4.27 5.73 6.07 Ni+V，µg/g 14 8 13 18 [0063] 续表6 [0064] 项目 实施例1 实施例1 实施例2 实施例2 实施例3 实施例3 实施例4 实施例4催化裂化产品 汽油 重循环油 汽油 重循环油 汽油 重循环油 汽油 重循环油密度(20℃)，g/cm3 0.754 0.983 0.750 0.967 0.756 0.968 0.753 0.969S，µg/g 42 8600 38 5430 40 7830 42 8830 N，µg/g 20 2370 28 3534 22 2426 23 2513 残炭，wt% / 4.64 / 2.78 / 3.26 / 4.32 Ni+V，µg/g / 3 / 1 / 2 / 1 RON 90.60 / 91.40 / 90.80 / 91.20 / [0065] 表7船用燃料主要产品性质 [0066] 项目 实施例1 实施例2 实施例3 实施例43 密度(20℃)，g/cm 0.938 0.936 0.938 0.937 2 粘度(50℃)，mm/s 172 143 165 173 S，µg/g 4513 3820 4850 4620 残炭，wt% 5.65 4.27 6.23 5.27 酸值(以KOH计)，mg/g 0.02 0.03 0.02 0.03 灰分，wt% 0.02 0.05 0.02 0.02 碳芳香指数CCAI 852 852 859 846 Ni+V，µg/g 12 12 13 14 [0067] 结果表明，将催化裂化重馏分油与新鲜渣油原料混合加氢处理后，加氢渣油硫、氮和残炭等杂质含量大幅降低，实施例1和实施例2硫含量均可降低至小于0.5%。其他指标可能够满足燃料油性质要求。对于催化裂化单元，实施例1和实施例2催化裂化汽油收率高达45.8%和44.6%，催化裂化汽油硫含量低，辛烷值高。本发明方法得到的加氢渣油是理想的低硫船用燃料产品，同时可以很好地满足希望增产汽油的企业。 [0068] 对比例1 [0069] 该对比例采用常规的渣油加氢处理－催化裂化方法，即渣油在加氢处理装置进行加氢反应，加氢处理所有液相产物不经分馏直接进入催化裂化装置进行裂化反应，得到干气、液化气、汽油馏分、催化裂化柴油和催化油浆，催化循环油在催化裂化装置内循环处理。 [0070] 加氢装置采用四台串联的固定床反应器，其中一反装填三种渣油加氢保护剂，装填体积分别为FZC‑12B催化剂8mL，FZC‑103D催化剂15mL，FZC‑103E催化剂27mL；二反装填二种渣油加氢装填脱金属，装填体积分别为FZC‑28A催化剂50mL，FZC‑204催化剂为150mL；三反装填一种渣油加氢脱硫催化剂FZC‑34A，装填体积为200mL；四反装填一种渣油加氢脱氮脱残炭催化剂FZC‑41A，装填体积为200mL。催化裂化催化剂性质同实施例1。 [0071] 表8为原料性质，表9、表10、表11分别为工艺条件、产品分布和主要产品性质。 [0072] 实施例5 [0073] 该实施例采用本发明提供的工艺方法，采用与对比例1相同的进料。加氢处理所有液相产物不经分馏直接进入催化裂化装置，不同的是催化裂化反应流出物分馏系统简化设计，仅分馏出干气、液化气和汽油馏分，而催化裂化柴油、催化循环油和催化油浆不进行分馏直接作为催化裂化重馏分，催化裂化重馏分经过滤出固体杂质后循环至加氢处理装置中进一步加工。 [0074] 加氢装置所用催化剂及装填方式同对比例1，催化裂化催化剂性质同对比例1。 [0075] 表9、表10、表11、表12、表13分别为工艺条件、产品分布、主要产品性质和低硫船燃主要产品性质。 [0076] 表8 原料油性质 [0077]项目 数据 S, 质量% 3.36 N, μg/g 3210 残炭(CCR), 质量% 11.40 3 密度 (20℃), kg/m 978.5 2 粘度(100℃), mm/s 85.5 Ni+V,µg/g 82 [0078] 表9 加氢处理和催化裂化工艺条件 [0079]名称 对比例1 实施例5 加氢处理工艺条件 原料 新鲜原料 新鲜原料+催化裂化重馏分 氢分压，MPa 15.5 15.5 反应温度，℃ 381.6 383.7 ● ‑1 体积空速 ，h 0.200 0.233 氢油比 650 650 催化裂化工艺条件 原料 加氢常渣 混合油加氢生成油 反应温度，℃ 503 501 剂油比 7.0 7.2 接触时间，s 1.2 1.2 压力，MPa 0.20 0.20 再生温度，℃ 683 685 [0080] ●以装置进料量计算。实施例中新鲜原料的进料量与对比例相同。 [0081] 表10 产品分布 [0082] 项目 对比例1 实施例5加氢反应部分 液相产品收率，wt% 98.20 98.45 低硫船燃收率，wt% ‑‑ 36.30 混合加氢生成油进入催化收率，wt% 98.20 62.15 催化裂化部分 酸性气，wt% 0.52 0.34 干气，wt% 2.26 1.94 液化气，wt% 14.45 15.30 汽油，wt% 43.27 45.60 柴油，wt% 26.14 ‑‑ 重馏分（重循环油），wt% ‑‑ 31.80 油浆，wt% 7.32 ‑‑ 焦炭，wt% 6.04 5.02 合计 100.00 100.00 [0083] 表11 对比例1加氢处理－催化裂化主要产品性质 [0084] 项目 渣油加氢处理部分 渣油加氢处理部分 催化裂化部分 催化裂化部分产品 石脑油 加氢尾油 汽油 柴油3 密度(20℃)，g/cm 0.735 0.948 0.753 0.944 S,µg/g 38 5730 55.2 2055 N,µg/g 60 2280 28.2 653 残炭，质量% / 6.28 / / 凝点，℃ / 23 / ‑26 十六烷值 / / / 22.8 RON 90.2 / 90.5 / [0085] 表12 实施例5加氢处理－催化裂化主要产品性质 [0086] 项目 渣油加氢处理部分 渣油加氢处理部分 催化裂化部分 催化裂化部分产品 石脑油 加氢尾油 汽油 重循环油3 密度(20℃)，g/cm 0.733 0.946 0.754 0.9930 S,µg/g 35 4430 32.1 8600 N,µg/g 58 2012 28.2 2570 残炭，质量% / 5.22 / 2.78 凝点，℃ / 23 / 15 RON 90.6 / 91.6 / [0087] 表13 实施例5低硫船燃主要产品性质 [0088] 项目 数据3 密度(20℃)，g/cm 0.946 2 粘度(50℃)，mm/s 148 S,µg/g 4430 N,µg/g 2012 残炭，质量% 5.22 碳芳香指数CCAI 850 Ni+V,µg/g 13 [0089] 对比结果表明，将催化裂化重馏分油与新鲜渣油原料混合加氢处理后，采用本工艺方法，加氢渣油具有更优的性质，硫、氮和残炭等杂质含量大幅降低，其中实施例5加氢生成油硫含量为4430µg/g，对比例1为5730µg/g。对于催化裂化单元，催化裂化汽油收率增加2.33个百分点，液化气产率增加了0.85百分点，干气收率略有降低。焦炭产率降低0.91个百分点，本发明方法得到的加氢渣油是理想的低硫船燃组分，同时可以很好地满足希望增产汽油的企业。 |
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