一種最大量生產中間餾分油的加氫裂化方法
2023-10-11 11:57:34
專利名稱：一種最大量生產中間餾分油的加氫裂化方法
技術領域：
本發明屬於ー種在存在氫的情況下獲得低沸點懼分烴油的加氫裂化方法。
背景技術：
隨著原油質量的逐年變差和世界範圍內環保要求的日趨嚴格，作為原油二次加エ、重油輕質化的主要手段之一的加氫裂化工藝，由於原料適用性強，生產方案靈活，液體產品收率高，產品質量好，在含硫和高硫原油深度加工生產清潔燃料過程中發揮著越來越重要的作用，其應用範圍也日益廣泛。
近年來，市場對各類油品尤其對優質中間餾分油產品需求量持續增長，煉廠生產優質中間餾分油產品的壓カ也越來越大，因此中油型加氫裂化工藝在生產清潔燃料過程中發揮著越來越重要的作用。加氫裂化工藝一般可以分為單劑單段エ藝、單段串聯エ藝和兩段エ藝。採用無定形加氫裂化催化劑的單段エ藝曾是最大量生產中間餾分油的主要エ藝過程，但其不足是起始反應溫度較高，催化劑運行周期較短，並且難以加工較重的劣質原料。兩段エ藝裝置雖然操作靈活性較大，原料適應性強，但流程相對複雜，基礎投資、催化劑投資及操作成本都相對較高。一段串聯エ藝過程通常採用加氫精制、加氫裂化催化劑串聯操作的模式，在加氫裂化段通常採用活性較高的分子篩型催化劑，為了避免原料中有機氮化物對加氫裂化催化劑活性的不利影響，需要先對原料進行加氫精制預處理，將原料中的氮雜質含量降至足夠低的水平。相對於無定形加氫裂化催化劑，分子篩型加氫裂化催化劑活性高，起始反應溫度低，但中間餾分油收率相對較低。W097/38066公開了一種加氫操作反應器系統中的反序串聯方法。該方法將新鮮原料與加氫裂化反應段的流出物一起送至加氫精制段，加氫精制段的反應產物在提純和冷卻段除去NH3和H2S並冷卻後得到富氫氣體和液相物流，富氫氣體返回加氫裂化反應段，液相物流進入分餾段得到的未轉化油和其他輕餾分，所得未轉化油返回加氫裂化反應段。該方法可進一步提聞加氫!裂化廣品質量。US6296758公開了ー種提高中間餾分油收率的加氫裂化方法。該方法在W097/38066方法的基礎上，設置ー個特殊的反應分離器，上部為氣相加氫精制反應段，下部為氣提分離段。該方法可在操作壓カ下實現未轉化油循環，從而實現低單程轉化率下的經濟運行，改善產品質量。CN1216967C公開了ー種最大量生產中間懼分油的兩段加氫裂化工藝。該方法米用「順序流」和「平行流」的組合エ藝路線。在「順序流」加氫裂化區段採用加氫處理和加氫裂化串聯，得到約50%的輕質產品，在「平行流」加氫裂化區段只採用無定形加氫裂化催化劑進行尾油的循環裂化。該方法可最大量生產中間餾分油，並可根據情況靈活調整生產方案，最大量生產柴油或噴氣燃料
發明內容
本發明的目的是在現有技術基礎上，提供ー種最大量生產中間餾分油的加氫裂化方法。本發明提供的方法包括(I)原料油與氫氣混合後，按ー定比例同時進入加氫精制反應器和加氫裂化反應器；(2)加氫精制反應器的反應流出物依次進入高壓分離器、低壓分離器、分餾塔，由分餾塔分離得到輕石腦油餾分、重石腦油餾分、中間餾分油和尾油餾分；(3)全部或部分尾油餾分進入加氫裂化反應器，加氫裂化反應器的反應流出物與部分原料油一起進入加氫精制反應器。
(4)加氫精制反應器依次裝填加氫精制催化劑和無定形加氫裂化催化劑，加氫精制催化劑和無定形加氫裂化催化劑的裝填體積比例為4 : I I : 2，加氫裂化反應器裝填分子篩加氫裂化催化劑。所述原料油選自直餾減壓瓦斯油、焦化蠟油、脫浙青油中的ー種或幾種，餾程為260-700°C，硫含量不大於50000 μ g/g，氮含量不大於5000 μ g/g。優選所述原料油的硫含量不大於40000 μ g/g，氮含量不大於2000 μ g/g。現有技術通常採用加氫精制、加氫裂化催化劑串聯操作的模式。本發明的發明人發現，這種操作模式下，由於原料經過加氫精制段進行了加氫預處理，在精製段進行脫硫、脫氮反應的同時，也會發生少量的輕質化反應，相對於原料油該裂化段進料中將含有部分(通常在109Γ209Ο的中間餾分，精製後的原料油直接接觸裂化活性很高的加氫裂化催化劑，中間餾分容易發生較多的二次裂化反應，從而降低了中間餾分油的收率。本發明為了克服這ー問題，精製段出口油在進入裂化反應器前首先經分餾塔進行分離，將中間餾分分離出來，避免了在加氫裂化催化劑上發生二次裂化的可能。相對於現有技術的反序串聯加氫裂化方法，本發明提供了新鮮原料油同時進入加氫精制段和加氫裂化段的並流的技術方案；在加氫裂化段直接引入部分新鮮原料，通過新鮮原料中有機氮化合物來抑制加氫裂化催化劑的裂化活性，防止加氫裂化反應段在無氨環境下裂化活性過強，造成較多中間餾分油的二次裂化，從而進一步提高了中間餾分油的收率。另外，，這種部分新鮮原料油進入加氫裂化段的技術方案，可防止加氫裂化反應段過低的硫化氫濃度導致加氫裂化催化劑在高氫分壓條件下發生還原，使加氫裂化催化劑的活性、選擇性等性能下降的問題。此外，加氫裂化反應器的富氫流出物再進入到加氫精制反應器，可節約循環氫用量。所述原料油進入加氫精制反應器與加氫裂化反應器的比例為20 : I I : I。所述加氫裂化反應器的氣氛中H2S 分壓為 O. 01 O. 30MPa、NH3 分壓為 O. 001 O. 05MPa。所述加氫精制反應器的進料是部分新鮮原料油和全部加氫裂化反應器的反應流出物。所述加氫精制反應器中反應條件 反應溫度300 450°C，反應壓カ3. O 20. OMPa,氫油體積比300 2000，對新鮮原料油的體積空速為O. I 5. Oh^10此外，加氫精制反應器下部裝填部分無定形加氫裂化催化劑，相對於分子篩型加氫裂化催化劑，無定形加氫裂化催化劑的特點是具有高的中間餾分油選擇性，通過在精製段使原料油進行一定程度的高選擇性轉化，並在進入加氫裂化反應器前通過將加氫精制段產物的中間餾分油進行分離，可進ー步提高中間餾分油的收率。所述加氫精制催化劑是負載在無定形氧化鋁或/和氧化矽上的VIB族非貴金屬或VIII族非貴金屬或其組合的負載型催化劑。優選的加氫精制催化劑以Y-Al2O3為載體，催化劑活性組分選自VIB族和VIII族金屬組分的Mo、W、Co、Ni中的ー種或幾種。無定形加氫裂化催化劑由無定形矽酸鋁或/和氧化鋁及負載在其上的非貴金屬組成。無定形矽酸鋁與氧化鋁/氧化矽機械混合物的區別在於前者矽和鋁之間形成化學鍵。優選的無定形加氫裂化催化劑以無定形加氫裂化催化劑整體為基準，以氧化物計，無定形加氫裂化催化劑組成為氧化鋁10重量％ 45重量％，無定形矽酸鋁55重量％ 73重量％，第VIB族金屬15重量％ 35重量％，第VIII族金屬2重量％ 8重量％。所述第VIB族金屬、第VIII族金屬選自Mo、W、Ni、Co中的ー種或幾種。加氫精制反應器的反應流出物依次經分餾和分離，得到輕石腦油餾分(小於650C )、重石腦油餾分(65 145°C )、中間餾分油(145 370°C )和尾油餾分(大於370°C )。
所述加氫裂化反應器的進料是全部或部分的尾油，以及部分新鮮原料油。所述加氫裂化反應器中反應條件反應溫度為300 450°C，反應壓カ3. O 25. OMPa，氫油體積比300 2000，體積空速為O. 5 8. OtT1 (針對加氫裂化反應器內所有進料)。加氫裂化反應器裝填分子篩加氫裂化催化劑。所述分子篩加氫裂化催化劑由ー種載體和負載在該載體上的非貴金屬組成，該載體由無定形矽鋁和分子篩組成；所述無定形矽鋁選自氧化矽、氧化鋁、無定形矽酸鋁中的ー種或幾種。優選的分子篩加氫裂化催化劑以分子篩加氫裂化催化劑整體為基準，以氧化物
計，分子篩加氫裂化催化劑組成為氧化鋁30重量％ 72重量％，無定形矽酸鋁10重量％ 52重量％，分子篩I重量％ 15重量％，第VIB族金屬15重量％ 35重量％。第VIII族
金屬2重量％ 8重量％。所述分子篩選自八面沸石、絲光沸石、L型沸石、Ω沸石、Beta沸石中的一種或幾種。所述非貴金屬組分為選自元素周期表中VIB族和VIII族金屬組分的Mo、W、Co、Ni的ー種或幾種。本發明的優點為I、本發明提供的方法能處理重質餾分油，最大量生產中間餾分油。與常規一段串聯加氫裂化方法相比，本發明僅有尾油餾分進入加氫裂化段，提高了中間餾分油的選擇性。與現有技術的反序串聯加氫裂化方法相比，本發明將新鮮原料油以「並流」的方式引入加氫裂化反應器後，其中的有機氮化合物及隨後反應生成的氨可部分抑制加氫裂化催化劑的裂化活性，防止加氫裂化反應器系統中無氨環境下加氫裂化催化劑的裂化活性過強，造成較多中間餾分油二次裂化現象的發生，從而有利於提高中間餾分油的收率。2、與現有技術的反序串聯加氫裂化方法相比，新鮮原料油的弓I入增加了加氫裂化反應系統中的硫含量，提高H2S的分壓，可以有效保護硫化態加氫裂化催化劑的活性和選擇性。3、加氫精制反應器裝填加氫精制催化劑和具有高中間餾分油選擇性的無定形加氫裂化催化劑，精製反應產物的轉化深度提高。在加氫精制反應產物進入加氫裂化反應器前，通過分餾系統將其中的中間餾分分離出來，提高了中間餾分油的收率。
附圖是本發明所提供的生產中間餾分油加氫裂化方法的流程示意圖。
具體實施例方式附圖是本發明提供方法的流程示意圖，圖中省略了許多設備，如泵、換熱器、壓縮機等，但對本領域技術人員來說，是公知的。下面結合附圖，對本發明所提供的方法，予以進ー步說明，但並不因此而限制本發明。如附圖所示，原料油經管線9進入儲罐1，新氫經管線10進入新氫壓縮機2增壓後與原料油混合，混合物經管線11進入加熱爐12，加熱後的混合物分為兩路一路由管線13進入加氫精制反應器4，另一路由管線14進入加氫裂化反應器3。在加氫精制反應器4中原料油和氫氣在加氫精制催化劑和無定形加氫裂化催化劑和作用下發生脫硫、脫氮、烯烴飽和、芳烴飽和反應和部分裂化反應，反應流出物流經換熱、冷卻後經管線28進入高壓分離器5進行氣液分離，高壓分離器5頂部的富氫氣流由管線15進入循環氫壓縮機6，經循環氫壓縮機增壓後分兩路沿管線18和管線29分別進入加氫精制反應器4和加氫裂化反應器3。高 壓分離器5底部的酸性水經管線17排出，高壓分離器5下部液相物流經管線16進入低壓分離器7，在此進行進ー步的氣液分離。抵押分離器7分離出的氣體經管線19抽出；低壓分離器7底部的酸性水經管線21排出；低壓分離器7下部的液相物流經管線20進入分餾塔。分餾塔8塔頂分出輕烴及輕石腦油餾分經管線22抽出，重石腦油餾分經上部側線23抽出，中間餾分油經下部側線24抽出，塔底尾油餾分經管線25抽出，後分為兩路。全部或部分尾油餾分經管線27後循環至加氫裂化反應器3入口，與部分新鮮原料油一起在分子篩加氫裂化催化劑的作用下進行反應，底部的反應生成物進入加氫精制反應器4。可選地將部分尾油餾分經管線26抽出裝置。下面的實施例將對本發明提供的方法，予以進一步的說明，但並不因此而限制本發明。實施例中所用的原料油A為ー種VG0，其主要性質如表I所示。實施例中加氫精制反應器裝填加氫保護催化劑的商品牌號為RG-1，上部裝填的加氫精制催化劑的商品牌號為RN-32V，下部裝填無定形加氫裂化催化劑，其商品牌號RHC-140，加氫裂化反應器裝填分子篩加氫裂化催化劑，其商品牌號為RHC-131。對比例中採用相同的催化劑及裝填方式。上述催化劑均由中國石化催化劑分公司生產。實施例I在反應壓カ為14. 5MPa，加氫精制段反應溫度380°C，加氫裂化段反應溫度370°C，加氫精制段體積空速(對新鮮原料)為I. Sh—1，加氫裂化段體積空速(對加氫裂化段全部進料)為I. 31Γ1的反應條件下，以本發明提供的加氫裂化方法，採用原料A開展了試驗，加氫精制反應器裝填的RN-32V與RHC-140催化劑比例為3:1。新鮮原料油進入加氫精制反應器和加氫裂化反應器的比例為9 1，尾油餾分全部循環回加氫裂化反應器。裂化反應器反應氣氛中H2S分壓為O. 015MPa,NH3分壓為O. 003MPa。試驗結果如表2所示，以新鮮原料100%計，產品航煤、柴油收率分別為42. 33%和39. 47%，中間餾分油總收率為81. 80%，總液體產品收率為97. 42%ο實施例2在反應壓カ為14. 5MPa，加氫精制段反應溫度380°C，加氫裂化段反應溫度380°C，加氫精制段體積空速(對新鮮原料)為I. Sh—1，加氫裂化段體積空速(對加氫裂化段全部進料)為I. 31Γ1的反應條件下，以本發明提供的加氫裂化方法，採用原料A開展了試驗，加氫精制反應器裝填的RN-32V與RHC-140催化劑比例為1:1。新鮮原料油進入加氫精制反應器和加氫裂化反應器的比例為4 1，尾油餾分全部循環回加氫裂化反應器。裂化反應器反應氣氛中H2S分壓為O. 03MPa, NH3分壓為O. 006MPa。試驗結果如表3所示，以新鮮原料100%計，產品航煤、柴油收率分別為42. 68%和40. 32%，中間餾分油總收率為83. 00%,總液體產品收率為98. 03%。對比例在反應壓カ為14. 5MPa，加氫精制段反應溫度380°C，加氫裂化段反應溫度350°C，加氫精制段體積空速(對新鮮原料)為I. Sh—1，加氫裂化段體積空速(對加氫裂化段全部進料)I. 31Γ1的反應條件下，以反序串聯加氫裂化方法，採用原料A開展試驗，新鮮原料油全部進入加氫精制反應器，與加氫裂化反應器的流出物一起在加氫精制反應器內進行反應，カロ氫精製反應器的反應產物分離和分餾後，得到富氫氣體返回加氫裂化反應器，分餾得到的尾油餾分全部循環回加氫裂化反應器。加氫裂化反應器反應氣氛中H2S分壓、NH3分壓均為 O。試驗結果如表4所示，以新鮮原料100%計，產品航煤、柴油收率分別為39. 49%和37. 06%,中間餾分油總收率為76. 55%，總液體產品收率為96. 30%。表I原料油性質
原料油編號
密度(20°C)バg/cm3)O. 9035
S含量/%I. 3
N 含量/ (μ g/g)1300
凝點/°C33
折光率 / 7°1.4861
餾程(D-1160)/°C初餾點277
10%388
50%426
90%466
終餾點532表權利要求
1.一種最大量生產中間餾分油的加氫裂化方法，包括 (1)原料油與氫氣混合後，按一定比例同時進入加氫精制反應器和加氫裂化反應器； (2)加氫精制反應器的反應流出物依次進入高壓分離器、低壓分離器、分餾塔，由分餾塔分離得到輕石腦油餾分、重石腦油餾分、中間餾分油和尾油餾分； (3)全部或部分尾油餾分進入加氫裂化反應器，加氫裂化反應器的反應流出物與部分原料油一起進入加氫精制反應器； (4)加氫精制反應器依次裝填加氫精制催化劑和無定形加氫裂化催化劑，加氫精制催化劑和無定形加氫裂化催化劑的裝填體積比例為4:1 1:2，加氫裂化反應器裝填分子篩加氫裂化催化劑。
2.按照權利要求I所述的方法，其特徵在於，所述原料油選自直餾減壓瓦斯油、焦化蠟油、脫浙青油中的一種或幾種，餾程為260-700°C，硫含量不大於50000ii g/g，氮含量不大於 5000u g/go
3.按照權利要求I所述的方法，其特徵在於，所述原料油的硫含量不大於40000yg/g，氮含量不大於2000 yg/g。
4.按照權利要求I所述的方法，其特徵在於，所述原料油進入加氫精制反應器與加氫裂化反應器的比例為20:1 I : I。
5.按照權利要求I所述的方法，其特徵在於，所述加氫裂化反應器的氣氛中H2S分壓為0.01 0. 30MPa、NH3 分壓為 0. 001 0. 05MPa。
6.按照權利要求I所述的方法，其特徵在於，所述加氫精制反應器中反應條件反應溫度300 450°C，反應壓力3. 0 20. OMPa,氫油體積比300 2000，對新鮮原料油的體積空速為0. I 5. Oh'
7.按照權利要求I所述的方法，其特徵在於，所述加氫裂化反應器中反應條件反應溫度為300 450°C，反應壓力3. 0 25. OMPa，氫油體積比300 2000，體積空速為0. 5 8. Oh 1O
8.按照權利要求I所述的方法，其特徵在於，所述加氫精制催化劑是負載在無定形氧化鋁或/和氧化矽上的VIB族非貴金屬或VIII族非貴金屬或其組合的負載型催化劑。
9.按照權利要求I所述的方法，其特徵在於，所述的無定形加氫裂化催化劑由無定形矽酸鋁或/和氧化鋁及負載在其上的非貴金屬組成。
10.按照權利要求9所述的方法，其特徵在於，以無定形加氫裂化催化劑整體為基準，以氧化物計，無定形加氫裂化催化劑組成為氧化鋁10重量％ 45重量％，無定形矽酸鋁55重量％ 73重量％，第VIB族金屬15重量％ 35重量％，第VIII族金屬2重量％ 8重量％。
11.按照權利要求10所述的方法，其特徵在於，所述第VIB族金屬、第VIII族金屬選自Mo、W、Ni、Co中的一種或幾種。
12.按照權利要求I所述的方法，其特徵在於，所述分子篩加氫裂化催化劑由一種載體和負載在該載體上的非貴金屬組成，該載體由無定形矽鋁和分子篩組成；所述無定形矽鋁選自氧化矽、氧化鋁、無定形矽酸鋁中的一種或幾種。
13.按照權利要求12所述的方法，其特徵在於，以分子篩加氫裂化催化劑整體為基準，以氧化物計，分子篩加氫裂化催化劑組成為氧化鋁30重量％ 72重量％，無定形矽酸鋁10重量％ 52重量％，分子篩I重量％ 15重量％，第VIB族金屬15重量％ 35重量％。第VIII族金屬2重量％ 8重量％。
14.按照權利要求12或13所述的方法，其特徵在於，所述分子篩選自八面沸石、絲光沸石、L型沸石、Q沸石、Beta沸石中的一種或幾種。
全文摘要
一種最大量生產中間餾分油的加氫裂化方法，將新鮮原料油以並流的方式同時引入加氫精制反應器和加氫裂化反應器；加氫精制反應器依次裝填加氫精制催化劑和無定形加氫裂化催化劑；加氫裂化反應器裝填分子篩加氫裂化催化劑；加氫精制反應器的反應流出物經分離得到輕餾分和尾油餾分；全部或部分尾油餾分進入加氫裂化反應器，加氫裂化反應器的反應流出物與部分原料油一起進入加氫精制反應器。本發明提供的方法能處理重質餾分油，最大量生產中間餾分油。部分原料油進入加氫裂化反應器，防止了加氫裂化反應器系統中無氨環境下加氫裂化催化劑的裂化活性過強，較多中間餾分油的二次裂化現象的發生，從而有效提高中間餾分油的收率。
文檔編號C10G67/00GK102807897SQ20121017184
公開日2012年12月5日 申請日期2012年5月29日 優先權日2011年5月31日
發明者董建偉, 胡志海, 陳元君, 董松濤, 趙陽, 王子文, 龍湘雲, 聶紅 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研究院