專利名稱：一種渣油加氫處理、催化裂化重油加氫和催化裂化的組合方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明屬于一種烴油的加工方法，具體的說是一種在存在氫的情況下精制烴油的方法與一種在不存在氫的情況下裂解烴油的方法的組合。
背景技術(shù)：
隨著石油資源的日益匱乏以及原油呈變重變劣的趨勢，如何利用有限的資源最大量生產(chǎn)需求量大的輕質(zhì)產(chǎn)品成為煉油技術(shù)開發(fā)的熱點。在煉油廠的加工流程中，實現(xiàn)重油轉(zhuǎn)化的主要技術(shù)手段有催化裂化、加氫裂化以及焦化等技術(shù)。在我國，催化裂化由于操作靈活性好、汽油產(chǎn)率高、一次性投資低而得到更廣泛應(yīng)用。現(xiàn)有的催化裂化裝置為了增加催化裂化的轉(zhuǎn)化率和輕質(zhì)油收率，通常將催化裝置所產(chǎn)的重油(重循環(huán)油)在催化裂化裝置中自身循環(huán)，但由于催化裂化重油的氫含量低，多環(huán)芳烴含量高，其裂化效果并不理想。催化裂化重油的很大一部分轉(zhuǎn)化為焦炭，增加了再生器負(fù)荷，降低了催化裂化裝置的處理量以及汽柴油產(chǎn)品收率。針對這一問題，CN1382776A公開了一種渣油加氫處理與重油催化裂化聯(lián)合方法。 該方法將渣油、油漿蒸出物、催化裂化重循環(huán)油、任選的餾分油一起進入加氫處理裝置，在氫氣和加氫催化劑的存在下進行加氫反應(yīng)；反應(yīng)所得的生成油蒸出汽柴油后，加氫渣油與任選的減壓瓦斯油一起進入催化裂化裝置，在裂化催化劑存在下進行裂化反應(yīng)；反應(yīng)所得重循環(huán)油進入渣油加氫裝置。CN1262306A公開了一種渣油加氫處理與催化裂化聯(lián)合的方法。該方法將渣油和澄清油一起進入渣油加氫裝置，在氫氣和加氫催化劑存在下進行加氫反應(yīng)；反應(yīng)得的加氫渣油進入催化裂化裝置，在催化裂化催化劑存在下進行裂化反應(yīng)；反應(yīng)所得的油漿經(jīng)分離器分離得到澄清油，返回至渣油加氫裝置。該方法能將催化裂化油漿轉(zhuǎn)化為附加值更高的輕質(zhì)油品，提高汽油和柴油的收率。上述兩種方法將渣油加氫和催化裂化兩個裝置有機地聯(lián)合起來，能將重循環(huán)油和油漿轉(zhuǎn)化為輕質(zhì)油品，提高了汽油和柴油的收率。但由于渣油中含有大量的Ni、V等重金屬，殘?zhí)恐蹈摺⒄闱噘|(zhì)高，因此會嚴(yán)重影響重循環(huán)油和油漿蒸出物的加氫效果。CN140(^88A公開了一種渣油加氫、催化裂化與柴油加氫脫芳烴結(jié)合的方法。渣油、 重循環(huán)油、任選的油漿蒸出物進行渣油加氫反應(yīng)，反應(yīng)所得氣相物流和催化柴油、任選的加氫柴油進一步反應(yīng)，分離產(chǎn)物得到柴油產(chǎn)品，氣體經(jīng)凈化、升壓后返回渣油加氫反應(yīng)器，渣油加氫尾油和任選的減壓瓦斯油進行催化裂化反應(yīng)，催化柴油、重循環(huán)油分別循環(huán)至柴油、 渣油加氫反應(yīng)器，油漿可經(jīng)蒸餾后得到蒸出物返回至渣油加氫反應(yīng)器。該方法能改善渣油加氫裝置操作，降低柴油芳烴含量，提高柴油十六烷值。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明的目的是在現(xiàn)有技術(shù)的基礎(chǔ)上提供一種渣油加氫處理、催化裂化重油加氫和催化裂化相結(jié)合的方法，以使渣油最大限度轉(zhuǎn)化為輕油。本發(fā)明提供的方法，包括(1)、渣油原料和氫氣進入渣油加氫反應(yīng)器，在渣油加氫催化劑的作用下進行反應(yīng)，反應(yīng)物流進入高壓分離器I分離為氣相物流和液相物流，其中液相物流經(jīng)分餾得到氣體、加氫汽油、加氫柴油和渣油加氫尾油；(2)、步驟(1)所得的渣油加氫尾油與步驟C3)所得的加氫催化裂化重油一起進入催化裂化裝置，在催化轉(zhuǎn)化催化劑存在下進行反應(yīng)，分離反應(yīng)產(chǎn)物得到干氣、液化氣、催化裂化汽油、催化裂化柴油和催化裂化重油；(3)、步驟(1)所得的氣相物流與步驟( 所得的催化裂化重油混合后進入催化裂化重油加氫反應(yīng)器，在催化裂化重油加氫催化劑的作用下進行反應(yīng)，反應(yīng)物流進入高壓分離器II分離為富氫氣體和加氫催化裂化重油，其中富氫氣體經(jīng)凈化、升壓后返回渣油加氫反應(yīng)器循環(huán)使用，加氫催化裂化重油循環(huán)回步驟( 催化裂化裝置。步驟(1)中所述的渣油為減壓渣油和/或常壓渣油。渣油加氫反應(yīng)器的反應(yīng)條件為氫分壓5. OMPa 22. OMPa、反應(yīng)溫度330450°C、體積空速0. ItT1 3. OtT1、氫氣與原料油的體積比(氫油體積比)350 2000。所述的催化劑可以是各種現(xiàn)有的渣油加氫催化劑，其活性金屬組分為鎳-鎢、鎳-鎢-鈷、鎳-鉬或鈷-鉬，載體為氧化鋁、二氧化硅或無定形硅鋁，其中氧化鋁為最常用載體。渣油加氫反應(yīng)器類型可以是固定床、移動床或沸騰床，渣油加氫裝置至少包括一個反應(yīng)器和一個分餾塔。步驟( 催化裂化裝置中預(yù)熱的渣油加氫尾油和加氫催化裂化重油在水蒸汽的提升作用下進入催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器的第一反應(yīng)區(qū)與熱的再生催化轉(zhuǎn)化催化劑接觸，在反應(yīng)溫度為510°C 650°C、反應(yīng)時間為0. 05秒 1. 0秒、催化劑與原料油的重量比(以下簡稱劑油比)為3 15 1、水蒸汽與原料油的重量比(以下簡稱水油比)為0.03 0.3 1、 壓力為130kPa 450kPa的條件下發(fā)生大分子裂化反應(yīng)，并脫除劣質(zhì)原料油中金屬、硫、氮中至少一種雜質(zhì)；生成的油氣和第一反應(yīng)區(qū)用過的催化劑進入催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器的第二反應(yīng)區(qū)，在反應(yīng)溫度為420°C 550°C、反應(yīng)時間為1. 5秒 20秒的條件下進行裂化反應(yīng)、氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)和異構(gòu)化反應(yīng)；分離反應(yīng)產(chǎn)物得到干氣、丙烯、丙烷、C4烴、催化裂化汽油、催化裂化柴油和催化裂化重油。步驟O)中所述的催化裂化汽油或催化裂化柴油的餾程按實際需要進行調(diào)整，不僅限于全餾程汽油或柴油。步驟O)中所述的催化轉(zhuǎn)化催化劑包括沸石、無機氧化物和任選的粘土，各組分分別占催化劑總重量沸石1重％ 50重％、無機氧化物5重％ 99重％、粘土 0重％ 70重％。其中沸石作為活性組分，選自中孔沸石和/或任選的大孔沸石，中孔沸石占沸石總重量的0重％ 100重％，優(yōu)選20重％ 80重％，大孔沸石占沸石總重量的0重％ 100 重％，優(yōu)選20重％ 80重％。中孔沸石選自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，也可對上述中孔沸石用磷等非金屬元素和/或鐵、鈷、鎳等過渡金屬元素進行改性。ZSM系列沸石選自 ZSM-5、ZSM-IU ZSM-12, ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48 和其它類似結(jié)構(gòu)的沸石之中的一種或一種以上的混合物，有關(guān)ZSM-5更為詳盡的描述參見US3，702，886。大孔沸石選自由稀土Y(REY)、稀土氫Y(REHY)、不同方法得到的超穩(wěn)Y、高硅Y構(gòu)成的這組沸石中的一種或一種以上的混合物。
所述步驟( 所得催化裂化重油的餾程為260°C 550°C，以催化裂化新鮮原料為基準(zhǔn)，催化裂化重油所占的重量百分比為12% 60%。優(yōu)選15% 40%。步驟(3)的烴油原料是步驟⑵所得的催化裂化重油，步驟⑶的加氫氫源為步驟⑴中得到的富含氫氣、高壓高溫的氣相物流。所述步驟(3)中催化裂化重油加氫催化劑，按照反應(yīng)物流的流向依次包括加氫保護劑、加氫脫浙青質(zhì)劑和加氫精制劑；以整體催化裂化重油加氫催化劑體積為基準(zhǔn)，所述的加氫保護劑、加氫脫浙青質(zhì)劑和加氫精制劑的裝填體積百分?jǐn)?shù)分別為2% 30%，5% 50%禾口 5% 93%。所述的加氫保護劑為拉西環(huán)狀，含有一種氧化鋁載體和負(fù)載在該氧化鋁載體上的鉬和/或鎢，以及鎳和/或鈷，以加氫保護劑的總重量為基準(zhǔn)，并以氧化物計，鉬和/或鎢的含量為1 10重量％，鎳和/或鈷的含量為0.5 3重量所述的氧化鋁為Y-氧化鋁； 所述加氫保護劑孔容不小于0. 50ml/g，優(yōu)選不小于0. 60ml/g。該加氫保護劑具有低的積炭量、低的孔容下降率、好的活性穩(wěn)定性和高的強度。本發(fā)明在反應(yīng)器的上部裝填空隙率較大的加氫保護劑，可以進一步脫除原料中夾帶的細小的催化裂化催化劑粉末，同時能有效脫除原料中易生焦的結(jié)垢物，達到保護主催化劑的目的，保證加氫處理裝置長期運行。所述的加氫脫浙青質(zhì)劑為蝶型，含有一種載體和負(fù)載在該載體上的鉬和/或鎢， 以及鎳和/或鈷，以加氫脫浙青質(zhì)劑的總重量為基準(zhǔn)，并以氧化物計，鉬和/或鎢的含量為 0. 5 18重量％，鎳和/或鈷的含量為0. 3 10重量％，載體為氧化鋁和任選的氧化硅； 所述加氫脫浙青質(zhì)劑孔容不小于0. 60ml/g,優(yōu)選不小于0. 70ml/g。常規(guī)蠟油加氫裝置設(shè)計進料的浙青質(zhì)含量一般應(yīng)小于500 μ g/g，而催化裂化重油中的浙青質(zhì)含量在3000μ g/g左右，遠高于常規(guī)蠟油加氫裝置設(shè)計進料要求。但是，浙青質(zhì)是催化裂化重油中最重的組分， 是催化裂化重油中主要的生焦前驅(qū)物，分子尺寸往往達到十幾個納米以上，容易造成常規(guī)加氫精制催化劑結(jié)焦失活，影響加氫精制催化劑活性穩(wěn)定性和縮短加氫精制催化劑的使用壽命。因此在加氫保護劑后面要裝填大孔容的加氫脫浙青質(zhì)劑，使催化裂化重油中的浙青質(zhì)可以得到部分脫除，以達到保護后部加氫精制劑的目的。所述的加氫精制劑為蝶型，含有一種載體和負(fù)載在該載體上的鉬和/或鶴，以及鎳和/或鈷，以加氫精制劑的總重量為基準(zhǔn)，并以氧化物計，鉬和/或鎢的含量為10 40 重量％，鎳和/或鈷的含量為0. 3 7重量％，載體為氧化鋁和任選的氧化硅；所述加氫精制劑孔容不小于0. 25ml/g，優(yōu)選不小于0. 30ml/g。在加氫脫浙青質(zhì)催化劑后面裝填加氫精制催化劑，該催化劑具有高的多環(huán)芳烴飽和活性，同時具有高的脫硫和脫氮活性。所述步驟(3)催化裂化重油加氫反應(yīng)器反應(yīng)條件反應(yīng)溫度330°C 410°C、總壓 5. OMPa 21. OMPa、氫分壓 5. OMPa 19. OMPa、體積空速 0. 31Γ1 1. 51Γ1。本發(fā)明的優(yōu)點在于1、本發(fā)明將渣油加氫、催化裂化重油加氫和催化裂化裝置有機地聯(lián)合起來，能將渣油最大限度地轉(zhuǎn)化為輕質(zhì)油品，提高了汽油和柴油的收率。2、本發(fā)明充分利用了現(xiàn)有渣油加氫裝置的氫源和氫氣系統(tǒng)，由于催化裂化重油加氫無需單獨的氫源和循環(huán)氫壓縮機，所以無論投資還是操作費用都遠小于單獨新建一套催化裂化重油加氫裝置。3、本發(fā)明通過催化裂化重油單獨的加氫精制，避免了渣油中Ni、V等重金屬，殘?zhí)恐岛驼闱噘|(zhì)的影響，可以使催化裂化重油中的多環(huán)芳烴大部分飽和，改善其裂解性能，顯著提高了催化裂化裝置液體收率，實現(xiàn)石油資源的高效利用。


圖1是本發(fā)明提供的渣油加氫、催化裂化重油加氫和催化裂化組合方法的工藝流程示意圖。圖2是現(xiàn)有技術(shù)中渣油加氫和催化裂化組合方法的工藝流程示意圖。
具體實施例方式下面通過附圖對本發(fā)明的方法予以進一步說明，但并不因此而限制本發(fā)明。如圖 1所示，本發(fā)明所提供的方法工藝流程如下來自管線1的渣油原料和來自管線27的氫氣混合后進入渣油加氫反應(yīng)器2，在渣油加氫催化劑的作用下進行反應(yīng)，反應(yīng)物流經(jīng)管線3進入高壓分離器I (4)進行氣液分離， 所得的氣相物流和液相物流分別經(jīng)管線17和管線5抽出，其中液相物流經(jīng)管線5進入分餾塔6進行分餾，所得氣體、加氫汽油、加氫柴油、渣油加氫尾油分別經(jīng)管線7、8、9、10抽出。來自管線10的渣油加氫尾油與來自管線沈的加氫催化裂化重油一起進入催化裂化裝置11，在催化轉(zhuǎn)化催化劑存在下進行反應(yīng)，分離反應(yīng)產(chǎn)物，得到的干氣、液化氣、催化裂化汽油、催化裂化柴油和催化裂化重油分別經(jīng)管線12、13、14、15和16抽出。來自管線17的氣相物流與來自管線16的催化裂化重油混合后經(jīng)管線18進入催化裂化重油加氫反應(yīng)器19，在催化裂化重油加氫催化劑的作用下進行反應(yīng)，反應(yīng)物流經(jīng)管線20進入高壓分離器II (21)進行氣液分離，分離得到的富氫氣體脫除后經(jīng)管線22進入循環(huán)氫壓縮機23，升壓后經(jīng)管線M與來自管線25的新氫混合，混合氫氣經(jīng)管線沈與來自管線1的渣油混合進入渣油加氫反應(yīng)器2。高壓分離器II 分離所得的液相物流經(jīng)管線沈與來自管線10的渣油加氫尾油混合進入催化裂化裝置11。圖2是現(xiàn)有技術(shù)中渣油加氫和催化裂化組合方法的工藝流程示意圖。如圖2所示， 現(xiàn)有技術(shù)的方法工藝流程如下來自管線1的渣油原料、來自管線23的催化裂化重油和來自管線M的氫氣混合后進入渣油加氫反應(yīng)器2，在渣油加氫催化劑的作用下進行反應(yīng)，反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)管線3進入熱高壓分離器4進行氣液分離。分離得到氣相物流經(jīng)管線5進入冷高壓分離器6進行進一步氣液分離，冷高壓分離器6分離得到的富氫氣體脫除H2S后經(jīng)管線7進入循環(huán)氫壓縮機8， 升壓后經(jīng)管線10與來自管線9的新氫混合，混合氫氣經(jīng)管線M與原料混合。來自管線12 的熱高壓分離器4所得液相物流和來自管線11的冷高壓分離器6所得液相物流進入分餾塔13，分離得到氣體、加氫汽油、加氫柴油和渣油加氫尾油，其中氣體、加氫汽油和加氫柴油分別由管線14、15和16出裝置。渣油加氫尾油經(jīng)管線17進入催化裂化裝置18，在催化轉(zhuǎn)化催化劑存在的條件下進行反應(yīng)，得到干氣、液化氣、催化裂化汽油、催化裂化柴油和催化裂化重油分別經(jīng)管線19、20、21、22和23抽出。其中催化裂化重油經(jīng)管線23循環(huán)回渣油加氫反應(yīng)器2。下面的實施例將對本發(fā)明予以進一步的說明，但并不因此限制本發(fā)明。實施例和對比例中采用的渣油原料A和B，性質(zhì)見表1。渣油加氫試驗在雙管反應(yīng)器中進行，在第一反應(yīng)器(簡稱一反)中裝填加氫保護劑和加氫脫金屬催化劑，在第二反應(yīng)器(簡稱二反)中裝填加氫脫硫催化劑，三者比例為5 45 50，其中加氫保護劑、加氫脫金屬催化劑、加氫脫硫催化劑的商品牌號分別為RG-10A、RDM-2B、RMS-1B，均由中國石化催化劑分公司長嶺催化劑廠生產(chǎn)。催化裂化試驗所使用的催化轉(zhuǎn)化催化劑由中石化催化劑分公司齊魯催化劑廠生產(chǎn)，商品牌號為MLC-500。催化裂化重油加氫試驗所采用的加氫保護劑、加氫脫浙青質(zhì)劑和加氫精制劑比例為5 15 80，其中加氫保護劑的商品牌號分別為 RG-10B,由中國石化催化劑分公司長嶺催化劑廠生產(chǎn)。加氫脫浙青質(zhì)劑和加氫精制劑由實驗室制備，物化性質(zhì)見表2。實施例1加熱后的渣油A和氫氣進入渣油加氫反應(yīng)器，在渣油加氫催化劑的作用下進行反應(yīng)，渣油加氫單元的試驗條件見表3，反應(yīng)物流進入熱高壓分離器I分離為氣相物流和液相物流，其中液相物流經(jīng)常壓分餾得到氣體、加氫汽油、加氫柴油和渣油加氫尾油，渣油加氫尾油作為催化裂化的原料。渣油加氫尾油與加氫催化裂化重油一起進入催化裂化裝置，催化裂化單元的試驗條件見表3，在催化轉(zhuǎn)化催化劑存在下進行反應(yīng)，分離反應(yīng)產(chǎn)物得到干氣、液化氣、汽油、柴油和催化裂化重油，其中催化裂化重油占催化原料的20重％。渣油加氫單元高壓分離器的氣相物流與催化裂化重油混合后，進入催化裂化重油加氫反應(yīng)器，在催化裂化重油催化劑的作用下進行反應(yīng)，反應(yīng)條件見表3。反應(yīng)物流進入高壓分離器II，分離為氣體和加氫催化裂化重油，其中氣體經(jīng)凈化、升壓后返回渣油加氫反應(yīng)器循環(huán)使用，加氫后的催化裂化重油循環(huán)回催化裂化裝置。最終產(chǎn)品(兩個裝置產(chǎn)品之和) 的分布見表3。對比例1本對比例采用如圖2所示的現(xiàn)有技術(shù)工藝流程。渣油原料A與氫氣進入渣油加氫反應(yīng)器，在渣油加氫催化劑的作用下進行反應(yīng)，反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)分離得到氣相產(chǎn)物和液相產(chǎn)物， 氣相產(chǎn)物循環(huán)使用，液相產(chǎn)物分餾得到氣體、加氫汽油、加氫柴油和渣油加氫尾油。渣油加氫尾油進入催化裂化裝置，在催化轉(zhuǎn)化催化劑存在的條件下進行反應(yīng)，得到干氣、液化氣、 催化裂化汽油、催化裂化柴油和催化裂化重油，其中催化裂化重油占催化原料的20重％。 催化裂化重油循環(huán)回渣油加氫裝置與渣油原料一起作為渣油加氫單元的進料。渣油加氫單元和催化裂化單元的操作條件及最終產(chǎn)品(兩個裝置產(chǎn)品之和)的分布見表3。由表3可見，實施例1的總液體收率(液體收率=液化氣+汽油+柴油)為 91. 03%，比對比例1高5. 14個百分點。說明實施例1通過催化裂化重油單獨的加氫精制， 避免了渣油中Ni、V等重金屬，殘?zhí)恐岛驼闱噘|(zhì)的影響，使催化裂化重油中的多環(huán)芳烴大部分飽和，改善其裂解性能，顯著提高了催化裂化裝置液體收率，從而實現(xiàn)石油資源的高效利用。實施例2實施例2采用渣油原料B。工藝流程與實施例1相同。與實施例1不同的是，所得的催化裂化重油占催化原料的30重％。渣油加氫單元、催化裂化單元和催化裂化重油加氫單元操作條件及最終產(chǎn)品(兩個裝置產(chǎn)品之和)的分布見表4。對比例2對比例2采用渣油原料B。工藝流程與對比例1相同。與對比例1不同的是，所得的催化裂化重油占催化原料的30重％。渣油加氫單元和催化裂化單元操作條件及最終產(chǎn)品(兩個裝置產(chǎn)品之和)的分布見表4。由表4可見，實施例2的總液體收率為86. 43%，比對比例2高4. 61個百分點。說明實施例2通過催化裂化重油單獨的加氫精制，提高了催化裂化裝置液體收率，實現(xiàn)了石油資源的高效利用。表 1
原料油編號AB密度(20°C )，千克/米3930. 9980. 0運動粘度(locrc)，毫米2/秒87. 4181. 3殘?zhí)?，重?. 213. 95氮，重％0. 331. 02硫？重％0. 211. 39碳，重％86. 9185. 35氫，重％12. 5511. 14四組分，重％飽和烴32. 220. 5芳烴41. 551. 1膠質(zhì)22. 321. 6浙青質(zhì)(C7不溶物)4. 06. 8金屬含量，ppm鎳8. 864. 0釩0. 15. 3鐵1. 81. 5鈣1. 01. 2鈉3. 02. 3表2
催化劑加氫脫浙青質(zhì)劑加氫精制劑化學(xué)組成，重量％氧化鎳1. 12. 8氧化鉬6. 2/氧化鎢/26. 2物理性質(zhì)比表面積，m2/g120170孔容，ml/g0. 710. 33壓碎強度，N/mm1118形狀蝶型蝶型表權(quán)利要求
1.一種渣油加氫、催化裂化重油加氫和催化裂化的組合方法，包括(1)、渣油原料和氫氣進入渣油加氫反應(yīng)器，在渣油加氫催化劑的作用下進行反應(yīng)，反應(yīng)物流進入高壓分離器I分離為氣相物流和液相物流，其中液相物流經(jīng)分餾得到氣體、加氫汽油、加氫柴油和渣油加氫尾油；O)、步驟(1)所得的渣油加氫尾油與步驟C3)所得的加氫催化裂化重油一起進入催化裂化裝置，在催化轉(zhuǎn)化催化劑存在下進行反應(yīng)，分離反應(yīng)產(chǎn)物得到干氣、液化氣、催化裂化汽油、催化裂化柴油和催化裂化重油；(3)、步驟(1)所得的氣相物流與步驟( 所得的催化裂化重油混合后進入催化裂化重油加氫反應(yīng)器，在催化裂化重油加氫催化劑的作用下進行反應(yīng)，反應(yīng)物流進入高壓分離器 II分離為富氫氣體和加氫催化裂化重油，其中富氫氣體經(jīng)凈化、升壓后返回渣油加氫反應(yīng)器循環(huán)使用，加氫催化裂化重油循環(huán)回步驟( 催化裂化裝置。
2.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，所述步驟(1)中渣油加氫反應(yīng)器的反應(yīng)條件為氫分壓5. OMPa 22. OMPa、反應(yīng)溫度330450°C、體積空速0. ItT1 3. 01Γ1、氫油體積比350 2000。
3.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，所述步驟( 催化裂化裝置中預(yù)熱的渣油加氫尾油和加氫催化裂化重油在水蒸汽的提升作用下進入催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器的第一反應(yīng)區(qū)與熱的再生催化轉(zhuǎn)化催化劑接觸，在反應(yīng)溫度為510°C 650°C、反應(yīng)時間為0. 05 秒 1.0秒、催化劑與原料油的重量比為3 15 1、水蒸汽與原料油的重量比為0.03 0.3 1、壓力為 450kPa的條件下發(fā)生大分子裂化反應(yīng)；生成的油氣和第一反應(yīng)區(qū)用過的催化轉(zhuǎn)化催化劑進入催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器的第二反應(yīng)區(qū)，在反應(yīng)溫度為420°C 550°C、反應(yīng)時間為1. 5秒 20秒的條件下進行裂化反應(yīng)、氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)和異構(gòu)化反應(yīng)。
4.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，所述步驟O)中催化轉(zhuǎn)化催化劑包括沸石、無機氧化物和任選的粘土，各組分分別占催化劑總重量沸石1重％ 50重％、無機氧化物5重％ 99重％、粘土 0重％ 70重％。
5.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，所述步驟(2)所得催化裂化重油的餾程為260°C 550°C，以催化裂化新鮮原料為基準(zhǔn)，催化裂化重油所占的重量百分比為12% 60%。
6.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，所述步驟(3)中催化裂化重油加氫催化劑，按照反應(yīng)物流的流向依次包括加氫保護劑、加氫脫浙青質(zhì)劑和加氫精制劑；以整體催化裂化重油加氫催化劑體積為基準(zhǔn)，所述的加氫保護劑、加氫脫浙青質(zhì)劑和加氫精制劑的裝填體積百分?jǐn)?shù)分別為2% 30%，5% 50%和5% 93%。
7.按照權(quán)利要求6所述的方法，其特征在于，所述的加氫保護劑為拉西環(huán)狀，含有一種氧化鋁載體和負(fù)載在該氧化鋁載體上的鉬和/或鎢，以及鎳和/或鈷，以加氫保護劑的總重量為基準(zhǔn)，并以氧化物計，鉬和/或鎢的含量為1 10重量％，鎳和/或鈷的含量為0. 5 3重量％ ；所述的氧化鋁為Y-氧化鋁；所述加氫保護劑孔容不小于0.50ml/g。
8.按照權(quán)利要求6所述的方法，其特征在于，所述的加氫脫浙青質(zhì)劑為蝶型，含有一種載體和負(fù)載在該載體上的鉬和/或鎢，以及鎳和/或鈷，以加氫脫浙青質(zhì)劑的總重量為基準(zhǔn)，并以氧化物計，鉬和/或鎢的含量為0. 5 18重量％，鎳和/或鈷的含量為0. 3 10 重量％，載體為氧化鋁和任選的氧化硅；所述加氫脫浙青質(zhì)劑孔容不小于0. 60ml/g。
9.按照權(quán)利要求6所述的方法，其特征在于，所述的加氫精制劑為蝶型，含有一種載體和負(fù)載在該載體上的鉬和/或鶴，以及鎳和/或鈷，以加氫精制劑的總重量為基準(zhǔn)，并以氧化物計，鉬和/或鎢的含量為10 40重量％，鎳和/或鈷的含量為0. 3 7重量％，載體為氧化鋁和任選的氧化硅；所述加氫精制劑孔容不小于0. 25ml/g。
10.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，所述步驟(3)催化裂化重油加氫反應(yīng)器反應(yīng)條件反應(yīng)溫度330°C 410°C、總壓5. OMPa 21. OMPa、氫分壓5. OMPa 19. OMPa、體積空速 0. 31Γ1 1. 51Γ1。
全文摘要
一種渣油加氫處理、催化裂化重油加氫和催化裂化的組合方法。渣油加氫反應(yīng)器所得的反應(yīng)產(chǎn)物分離為氣相物流和液相物流，其中液相物流分餾得到的渣油加氫尾油作為催化裂化的原料進入催化裂化裝置，催化裂化產(chǎn)物中的催化裂化重油與渣油加氫反應(yīng)產(chǎn)物的氣相物流混合進入催化裂化重油加氫反應(yīng)器，加氫后的催化裂化重油循環(huán)回催化裂化裝置。本發(fā)明將渣油加氫和催化裂化兩個裝置有機地聯(lián)合起來，能將渣油最大限度地轉(zhuǎn)化為輕質(zhì)油品，提高了汽油和柴油的收率。并且，充分利用了現(xiàn)有渣油加氫裝置的氫源和氫氣系統(tǒng)，催化裂化重油加氫無需單獨的氫源和循環(huán)氫壓縮機，大大節(jié)省了投資費用和操作費用。
文檔編號C10G69/00GK102344829SQ20101024584
公開日2012年2月8日 申請日期2010年8月5日 優(yōu)先權(quán)日2010年8月5日
發(fā)明者劉學(xué)芬, 劉濤, 戴立順, 楊清河, 牛傳峰, 許友好, 邵志才 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司石油化工科學(xué)研究院