悬浮床渣油加氢裂化与催化裂化组合工艺方法 【技术领域】
本发明涉及一种由劣质渣油生产轻质馏分油的工艺方法，特别是将悬浮床加氢裂化和催化裂化工艺有机结合生产轻质馏分油的组合工艺方法。
背景技术
随着全球经济的快速发展，轻质、清洁燃料油需求的快速增长及原油品质越来越差，重组分含量越来越高，如何有效利用不可再生的石油资源，实现渣油最大限度的轻质化，生产高价值石油产品是当前面临的重要课题。
渣油加工技术主要包括加氢和脱碳两种工艺过程，其中脱碳工艺主要包括溶剂脱沥青、焦化、重油催化裂化等，加氢工艺主要包括加氢处理，加氢精制等。脱碳工艺设备投资低，但液体产品收率低，性质差。加氢工艺产品质量较好，液体收率高，但由于使用高压反应设备造成投资较高。目前比较成熟的渣油加氢技术为固定床渣油加氢，但该工艺受到原料性质的制约，对原料的金属，残碳等指标要求比较严格。而悬浮床渣油加氢工艺原料适应性广，越来越受到人们的关注。面临质量越来越差的渣油原料，如何将脱碳工艺及加氢过程有机结合，实现渣油最大转化和资本投入最低是目前急需的技术。现有的加氢与脱碳组合工艺，如固定床加氢或悬浮床加氢与催化裂化、溶剂脱沥青或焦化组合工艺通常是将加氢尾油送入脱碳工艺过程，经催化裂化或高温焦化裂解生产轻质油品，该组合工艺只是根据装置进料要求进行物料和工艺的合理匹配，未能充分发挥两种技术的优势。
CN1609176公开了一种使用悬浮床加氢裂解与固定床加氢处理相组合生产优质重油催化裂化原料的工艺方法。重、渣油先经悬浮床缓和加氢裂解，使绝大部分或全部金属杂质从胶质和沥青质中游离出来；该加氢产物通过可切换操作或可在线置换添料的金属吸附反应器，吸附脱除悬浮床加氢裂解油中游离的金属杂质；吸附脱金属后的产物送入渣油固定床加氢处理装置深度加氢脱除其它杂质，生产优质重油催化裂化原料。
CN1769389公开了一种重、劣质渣油的处理方法。该方法是将固定床加氢处理、悬浮床加氢处理、溶剂脱沥青和催化裂化组合进行原料分级处理的工艺过程。具体为：性质较好的原料与来自溶剂脱沥青装置的脱沥青油一同进入固定床渣油加氢装置进行加氢反应；同时将性质较差的原料与来自催化裂化的催化油浆混合后进入悬浮床装置进行加氢处理，然后将悬浮床加氢蒸馏得到的减压渣油通入溶剂脱沥青装置获得脱沥青油和脱油沥青，固定床加氢渣油与悬浮床加氢后得到的减压馏分油和部分脱沥青油一同进入催化裂化装置进行裂化反应。该组合工艺过程只是根据装置的进料要求和反应后的物流性质进行加工手段的合理匹配，未将各组合工艺技术的特点充分发挥出来。
【发明内容】
本发明的目的在于克服现有技术的不足，提供一种处理渣油原料的组合工艺，充分发挥各个工艺的技术特点，使其成为一个有机的整体，能够加工各种劣质原料，最大量提高轻质油品的收率和质量，同时降低总投资成本。
本发明悬浮床渣油加氢裂化与催化裂化组合工艺方法包括如下步骤：
a、渣油原料与催化裂化再生后的高温催化剂接触换热，然后经分离装置进行油剂分离；
b、分离出的热渣油原料与分散型催化剂混合后与氢气一起进入悬浮床加氢裂化装置，在悬浮床加氢裂化反应条件下进行加氢裂化反应；反应流出物经分离装置得到轻质馏分油和加氢尾油；
c、步骤b得到的部分或全部加氢尾油进入催化裂化反应器进行催化裂化反应；
d、催化裂化反应器排出的待再生催化剂进入再生装置，部分再生后的催化剂循环回催化裂化反应器进行裂化反应，部分再生后的催化剂与悬浮床装置进料混合，预热悬浮床装置原料；
e、步骤c得到的催化裂化反应产物和悬浮床的轻质馏分油经蒸馏装置得到汽油、柴油馏分。
步骤a中涉及的渣油原料包括原油蒸馏得到的残渣油，特别是原料中金属含量至少为150μg/g，残炭至少为15wt％的劣质渣油。所述的分离装置可以为离心分离装置或过滤装置等，分离出的固体催化剂可以全部或部分循环回催化裂化再生器。所述的渣油原料进料温度为200～360℃。渣油原料可以采用常规加热或换热的方式达到上述进料温度。为了抑制原料油在固体物质上的过度结焦，可以在渣油原料中混合适量的氢气。其中混入氢气的体积占渣油原料体积的0.1～100v％，优选为10～60v％。高温再生催化剂与渣油原料的重量比为2～20，优选为5～15，控制预热后的悬浮床装置进料温度为320～550℃，优选为420～480℃，换热过程可以在接近常压的状态下进行，通常为：0～0.5MPa。
步骤b中涉及的悬浮床加氢裂化过程使用的分散型催化剂可以是水溶性催化剂，也可以是油溶性催化剂，也可以是固体粉末催化剂，悬浮床分散型加氢裂化催化剂可以采用本领域现有地催化剂。水溶性催化剂可以是元素周期表第VIB、VIIB和第VIII族金属中的两种或几种金属的杂多酸盐水溶液，如磷钼酸镍、磷钨酸镍等；所述的油溶性催化剂可以是元素周期表第VIB、VIIB和第VIII族金属中的两种或几种金属的油溶性有机化合物，如钼、镍、钴的多羰基化合物、环烷酸盐化合物及卟啉类螯合物；固体粉末催化剂可以是含有活性金属组分的各种固体粉末。以金属重量计，上述分散型催化剂在原料中的含量为50～3000μg/g，优选为100～2000μg/g。
悬浮床加氢过程的操作条件一般为：反应压力8～25MPa，反应温度400～490℃，液时体积空速0.1～5.0h-1，氢油体积比(标准条件下)200～2000。优选为反应压力15～20MPa，反应温度420～470℃，液时体积空速0.5～2.0h-1；氢油体积比(标准条件下)400～1000。所述的反应产物分离装置可以为高压分离器或闪蒸塔，轻质馏分油和加氢尾油的分割温度为350℃，轻质馏分油包括汽油馏分和柴油馏分。
步骤c中所述的催化裂化装置至少包括一个反应器、一个再生器和一个分馏塔。催化裂化工艺操作条件可以与现有操作条件相同，反应条件一般为：反应温度470～570℃、反应时间1～5秒、剂油重量比3～10、再生温度650～750℃。所采用的催化裂化催化剂包括常规的催化裂化催化剂，如硅铝催化剂、硅镁催化剂、酸处理的白土及分子筛裂化催化剂，最好是分子筛裂化催化剂，其中分子筛可选自含或不含稀土的Y或HY分子筛、含或不含稀土的超稳Y型分子筛、ZSM-5系列分子筛、具有五元环结构的高硅分子筛、β分子筛或其混合物。采用分子筛裂化催化剂活性高，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。工艺流程一般为：催化裂化原料油从提升管反应器底部注入，和来自再生器的新鲜再生高温催化剂接触，裂化反应生成的油气和催化剂的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。
步骤d中所述的用于待再生催化裂化催化剂的再生装置最好为两段再生器。通过控制每段再生装置的主风机鼓风量来控制该段的再生温度。待再生催化剂经一段再生装置烧碳后可以部分卸出用于预热悬浮床装置原料，部分进入二段再生装置继续烧碳为催化裂化装置提供再生催化剂，其中一段再生温度为500～700℃，二段再生温度为700～800℃。用于预热悬浮床装置原料的再生催化剂量根据悬浮床装置原料的量及温度等条件可以简单计算得到。
步骤e中所述的悬浮床加氢尾油经催化裂化后可生产汽油馏分和柴油馏分，其中汽油馏分是高辛烷值汽油的理想调合组分；柴油馏分可作为产品调合组分，或进一步加氢改质。催化油浆可以循环到悬浮床反应器进行裂化反应，也可以进行其它处理。
本发明的优点是：
1、采用催化裂化再生后的高温催化剂预热悬浮床装置进料，可以减轻加热炉热负荷，保证提供悬浮床加氢裂化所需的热量供应，更重要的是避免了重质原料在加热炉中的结焦问题。
2、采用高温催化裂化再生催化剂与悬浮床劣质原料接触预热，可以同时对渣油原料进行预处理，脱除部分沥青质和金属等杂质，改善了悬浮床进料性质。
3、将悬浮床加氢和催化裂化工艺组合，将加氢工艺和脱碳工艺有机结合在一起，可以实现渣油的最大限度轻质化，并且能生产高质量的轻质产品。
4、该组合工艺同时具备了脱碳和加氢工艺的技术优点，既保证了产品质量又能降低总投资成本。
5、有效利用催化裂化系统的过剩热量，减少能量消耗。
【具体实施方式】
下面对本发明所提供的方法进一步说明。
渣油原料经换热或加热炉预热到200～360℃后，与来自催化裂化的高温再生催化剂接触换热至320～550℃，优选为420～480℃，然后进入常规的分离装置，如离心分离器或过滤器等，分离出渣油中的固体催化裂化催化剂，换热后的渣油原料与悬浮床分散型催化剂混合均匀后，与氢气混合进入悬浮床反应器进行加氢裂化反应，反应物流经分离装置，得到＜350℃的轻质馏分油和＞350℃的加氢尾油，其中加氢尾油全或或部分进入催化裂化反应器进行裂化反应，催化裂化反应后的待再生催化剂进入再生装置，它最好为两段再生器。通过控制各段再生装置的主风机鼓风量来控制该段的再生温度。待再生催化剂经一段再生装置烧碳后或在烧碳过程中部分卸出用于预热悬浮床装置进料，部分进入二段再生装置继续烧碳为催化裂化装置提供再生催化剂，其中一段再生温度为500～700℃，二段再生温度为700～800℃。催化裂化反应后的液体产品物流与悬浮床加氢后经分离装置得到的＜350℃的轻质馏分油混合进入分馏装置，得到汽油馏分和柴油馏分。催化裂化装置出来的催化油浆循环至悬浮床反应器。
为进一步说明本发明诸要点，列举以下实施例，但并不因此而限制本发明。
试验使用典型的劣质渣油，其原料性质见表1。由表1可知沙中减渣具有金属含量高、残炭值高和硫含量高的特点，其中金属镍和钒的含量为187μg/g，沥青质含量超过8wt％，残炭含量为20.7wt％，是常规固定床渣油加氢工艺难以直接处理的劣质渣油。
实施例
本实施例为采用悬浮床加氢裂化和两段再生的催化裂化组合工艺进行渣油加氢的反应过程。首先将加热炉加热到340℃的渣油原料与来自催化裂化一段再生器烧炭过程中排出的550℃再生催化剂接触换热至450℃，二者重量比例为1∶3.8，然后固液混合物流进入离心分离器分离出渣油中的固体催化剂，换热后的渣油原料与悬浮床分散型催化剂在静态混合器中均匀混合，再与氢气混合进入悬浮床反应器进行加氢裂化反应，反应物流经高压高温分离器，得到＜350℃的轻质馏分油和＞350℃的加氢尾油，其中加氢尾油进入催化裂化反应器进行裂化反应，催化裂化反应后的待再生催化剂进入两段再生器，经一段再生装置烧碳过程中取出的部分催化剂从装置卸出用于预热悬浮床装置进料，其余部分经一段烧炭结束后，再生温度达到650℃后排出，进入二段再生装置继续烧碳为催化裂化装置提供再生催化剂，其中二段再生温度为750℃。催化裂化反应后的产品物流与悬浮床加氢裂化后经高温高压分离器得到的＜350℃的轻质馏分油混合进入常压蒸馏装置，得到汽油馏分和柴油馏分。催化裂化装置出来的催化油浆全部循环至悬浮床反应器。
悬浮床加氢试验所用催化剂为水溶性分散型催化剂，即磷钼酸镍杂多酸盐水溶液，催化剂组成为：Mo 8.0wt％、Ni 0.5wt％、P 0.23wt％。
催化裂化试验在提升管催化裂化装置上进行，采用循环反应-再生工作模式。催化裂化催化剂为长岭炼油化工有限责任公司催化剂厂生产的CHV-1催化剂。
表1原料性质
项目 沙中减渣 密度(20℃)，kg·m-3 1024.8 残炭值，wt％ 20.7 金属元素 Ni，μg·g-1 43.4 V，μg·g-1 143.6 四组分分析，wt％ 饱和烃 9.9
项目 沙中减渣 芳香烃 52.2 胶质 29.5 沥青质 8.4 馏程，％ 350～520℃ 10 ＞520℃ 90
表2组合工艺试验条件
项目 数据 悬浮床加氢反应条件 反应总压，MPa 18 体积空速，h-1 1.2 反应温度，℃ 450 催化剂加入量，μg·g-1 700 氢油比，v/v 800 催化裂化反应条件 反应温度，℃ 500 反应时间，秒 2.5 剂油重量比 1.7
表3试验结果
项目 数据 反应产品分布(以总进料重量为计算基准)，％ 干气 9.2 液化气 13.2 汽油 40.0 柴油 31.0 焦炭 3.0 外甩油浆 3.6 汽油馏分性质： 硫，μg·g-1 150 氮，μg·g-1 41 辛烷值(RON) 89 柴油馏分性质： 硫，μg·g-1 230 氮，μg·g-1 98 十六烷值 40