一種超重原油改質處理的工藝方法
2023-10-10 02:51:09 1
專利名稱：一種超重原油改質處理的工藝方法
技術領域：
本發明涉及一種超重質原油改質處理的工藝方法，具體涉及一種稠油、渣油、重質原油的減粘、脫金屬、脫硫等改質處理的工藝方案與技術方法。
背景技術：
通常，劣質原油的指標範圍為符合API度小於27、硫含量大於1.5%、酸值大於1. 0mgK0H / g任何一項指標的原油，可稱為劣質原油。
重質油(即稠油)具有比重大(0.9以上)、粘度高(5(TC時達到1700mPa*S)、輕餾分低(一般只有4 %左右)、含蠟量少(低於5%)和凝固點不高(5 22"C)等特點。
目前成熟的重質原油加工技術主要有
1、 焦化
從美國近期重油深度加工能力發展看，美國由於中質、重質原油進口比例增加，其加工原油的平均API度從20世紀80年代的32 33降到目前的30.5 31。為應對原油日益變重的趨勢，美國加快發展了焦化，特別是在1987 2001年，焦化能力增長了 56%。
又據美國能源情報署(EIA)的報導，當研究一組4座煉油廠的原油API度從33. 1降到25. 7(API度降低了 7. 4)時，通過增加焦化能力，使其對一次加工能力的比例從7.5%提高到23. 1%，並適當增加加氫裂化等配套措施，輕質油品收率仍可達到84. 1%。
我國延遲焦化裝置發展很快，到2004年，建成投產的焦化裝置總加工能力已達3245萬噸/年，僅最近10年間我國延遲焦化裝置加工能力就增長了161%。目前在建的延遲焦化裝置能力估計有700萬噸。隨著加工含硫原油數量的增加，循環流化床(CFB)鍋爐處理高硫石油焦的應用，延遲焦化將得到進一步發展和推廣。
2、 渣油加氫處理/重油催化裂化聯合技術1) 渣油經加氫處理，進行脫硫、脫氮、脫金屬、脫殘炭，效果顯著，氫
含量增加，加氫後常渣可符合RFCC進料要求，可改善產品分布，將汽油質量提高到歐水平，並可有效控制催化裂化煙氣中排放的NOx、 S0x。組合工藝可最大限度提高輕質油收率，是提高原油資源利用率的最優化方案。
2) 有些重質渣油重金屬含量高，如塔河重質渣油重金屬含量超過300ppm，固定床加氫無法承受脫金屬能力，需採用LC-Fining或H-0il等沸騰床加氫工藝。但存在工藝技術和設備複雜，投資大，國內未掌握該技術，需要引進技術。
中國自行開發的200萬噸/年渣油加氫處理(S-RHT)裝置己在茂名石化公司投運。加氫處理VR用作RFCC進料可最大量提高輕質油品產率，這已成為加工含硫原油的又一重油加工路線。
3、 延遲焦化/循環流化床(CFB)鍋爐聯合技術
為解決高硫焦炭利用的困難問題，我國開發了循環流化床(CFB)鍋爐燃燒高硫焦炭技術。鎮海石化公司為解決焦化裝置加工含硫渣油時含硫焦炭的處理問題，選用了延遲焦化/循環流化床(CFB)鍋爐組合方案。該公司採用二臺220噸/時CFB鍋爐，配備二臺25麗發電機組。含硫石油焦和石灰石連續送入燃燒室，石灰石用量根據焦炭含硫量而定，以控制S02排放，脫硫率為90%。設計年耗高硫石油焦29. 7萬噸、年消耗石灰石13萬噸。
4、 溶劑脫瀝青+DA0蠟油加氫進催化裂化+DOA進化肥氣化爐方案
鎮海煉化公司原有一套60萬噸/年溶劑脫瀝青裝置，由於脫瀝青油(DAO)密度大、硫含量和重金屬含量高，難以進重油催化裂化摻煉；脫油瀝青(DOA)沒有後續處理手段，只能調合生產市場受限的普通道路瀝青。這些因素使溶劑脫瀝青裝置難以正常生產。為此，對規劃方案進行調整優化，採用了 "溶劑脫瀝青+DAO蠟油加氫進催化裂化+DOA進化肥氣化爐"組合方案，即以劣質超重混油作為溶劑脫瀝青裝置原料，脫油瀝青(DOA)作化肥氣化爐原料，而脫瀝青油(DAO)則作為蠟油加氫裝置原料，精製後進催化裝置深加工。該組合工藝成為中石化擁有自主智慧財產權的工藝路線。該方案的實施，降低了化肥生產成本，並且從渣油中提煉出30萬噸/年的催化原料，使催化裂化裝置增加汽油12萬噸/年、丙烯0.6萬噸/年，經濟效益顯著。該組合工藝為相關石化企業在選擇重油加工路線時，提供了一條除"脫碳路線"和"加氫路線"之外的全新加工路線。
5、重油懸浮床加氫技術
中國石油天然氣集團公司出資研發的重油懸浮床加氫裂化技術，以新疆克拉瑪依常壓渣油為原料、年產5萬噸重油懸浮床加氫工業試驗裝置在撫順石化公司完成階段標定，正在進行長周期運行試驗。該工藝的開發可為解決我國目前幾千萬噸劣質稠油的加工開闢新的途徑。
近年來，石油技術的進步帶來了非常規石油產量的提高和開採成本的降低。非常規石油的加工技術也得到重視和發展。
CN1485412公開了一種渣油加工組合工藝方法，原料經預熱後進入溶劑脫瀝青抽提塔的上部，同時溶劑按預定的溶劑比進入抽提塔的下部，渣油和溶劑在抽提塔中進行逆流接觸抽提，含大量溶劑的脫瀝青油去回收溶劑，含有少量溶劑的脫油瀝青從抽提塔底部排出不經溶劑回收進入加熱爐加熱，然後進入上流式減粘裂化裝置反應器，在反應器內進行減粘裂化反應，經過減粘裂化反應過的物流進入上流式減粘裂化裝置分餾塔，分餾出減粘氣體、減粘汽油和減粘渣油。
CN1508220公開了一種新型的瀝青質減粘生產石油燃料的方法。
CN1803989公開了一種減粘裂解煉油的方法，是將渣油在減粘加熱爐中加熱，加熱後的渣油進入減粘反應塔內進行反應，反應後經減粘分餾塔分餾，得到合格油品，其特徵在於所述渣油在進入減粘加熱爐加熱前向渣油中注水並混合。
CN1847365公開了一種用重質油加工成輕質燃料油的釜式催化裂化工藝方法，該方法所用的生產裝置由蒸餾釜、催化裂化塔以及冷凝冷卻器組成，催化裂化塔安裝在蒸餾釜頂部；將重質油裝入蒸餾釜中加熱至氣化、焦化，其油氣直接進入蒸餾釜頂部的催化裂化塔內，通過其塔內的催化劑床層時，大分子的油被裂化成小分子，油氣再經冷凝冷卻器冷凝冷卻後即製成輕質燃料油。
CN86102643，日本東洋工程株式會社公開了 一種將重質渣油進行處理以生成高產率的有用油品的過程。本過程包括將重質渣油在比減粘裂化苛刻，但比延遲焦化緩和的條件下進行熱裂化，同時用水蒸氣氣提熱裂化渣油以分離及回收裂化氣及輕油蒸汽。從熱裂化階段得到的重質流體殘渣，在接近溶劑臨界點的溫度和壓力條件下，用溶劑進行抽提，以分離並回收含重金屬及瀝青質的部分及含輕金屬的油品。
超重原油則是指密度、粘度、硫含量、氮含量、膠質含量、殘炭、金屬(鎳+釩)含量、酸值等較常規原油高很多的原油。
委內瑞拉超重原油，性質數據如下密度(15°C)為1.00 1.02g/mL，API度為8.00 10.0，殘炭為10 20 wt%，硫含量為3 5wt%，酸值為2 4mgK0H/g。
加拿大油砂瀝青，性質數據如下密度為0.97 1.015g/cm3， API為8 14，室溫下粘度一般為10X104 100X 104mPa*s，殘炭為10 13. 6 wt%，硫含量為4. 8 5. 6 wt%，金屬(Ni+V)含量為220 400mg/L。
對於超重原油而言，除了粘度高外，硫含量、金屬含量、酸含量和氮含量等均較常規重質原油高出很多，以上加工技術和方法均不適用，因此，超重原油需要經特殊改質處理，轉換成傳統的煉廠能夠處理的更小分子。
曰本中部電力公司開發了 "超重油"應用技術，該公司通過使用超臨界水分解超重油，同時實現了降低粘度和脫硫的要求。使用該方法，不僅能夠使半固體狀的超重油具有流動性，而且還可以提煉成硫化物含量較低的高品質燃料。
上述專利技術主要在於將重質油減粘，可用於加工"超重油"，但操作難度大，設備投資多。
發明內容
本發明的目的是提出一種超重原油改質處理的工藝方法。本發明的工藝方法是將粘度為150 21000毫帕秒，API度為8 18，密度為0.92 1.05g/mL，重金屬(鎳+釩)含量為300 500ppm，殘炭為8 20 wt%，硫含量為3 6wt9&的超重原油與粘度為0.6mm7s(50°C) 0. 8mm7s(5(TC)， API度為40 70，密度為0. 65 0. 78g/mL的稀釋油摻混，摻混量為總進油量的10 30wt%，並預熱至250 35(TC，通入催化裂化反應器中，與溫度在670 76CTC的催化劑接觸，反應器出口溫度控制在500°C 540°C，本發明對反應壓力並沒有特別的限定，最好為0. 12 0. 27MPa，劑油比為5 15，本發明對水蒸汽加入量也沒有特別的限定， 一般流量為原料油的5 10%;停留時間0.5 5秒，最好小於2秒；積炭後的催化劑在再生區進行燒焦再生，再生後催化劑含炭小於0. 5%，最好小於0.2%;裂化氣、輕油蒸汽及水蒸汽在分離系統被分離，其餘催化裂化的流體殘渣(即塔底重組分，含油漿)和溶劑進入抽提塔進行溶劑脫瀝青，使其分離為一個富含重金屬及瀝青質部分的重質流體相，及含脫瀝青油及溶劑的輕質流體相，輕質流體相再進入超臨界塔進行溶劑超臨界回收；催化劑比表面積為20 200mVg，孔容0.2 0.4mL/g，粒度為10 200微米，微反活性在5 30%範圍內。
本發明中摻混稀釋油10 30wt%，過低混合油粘度高無法流動；過高不經濟。
本發明中催化劑為大比表面積、高孔容、低裂化活性的固體顆粒狀催化劑，如可以是常規催化裂化廢催化劑或平衡催化劑，或者是酸鹼處理的高嶺土微球、矽鋁微球等不含分子篩的酸性固體顆粒，只要比表面積為20 200m7g，孔容0. 2 0. 4mL/g，粒度為10 200微米，最好是40 80微米，其微反活性(MAT)採用ASTM-D3907方法測定，在5 30%範圍內即可，本發明並無特別要求，但其它類型如常規催化裂化催化劑，由於活性過高，積炭嚴重，改質效果不佳；另外，催化劑如果含分子篩，則不能抵抗高含量的重金屬汙染，也耐受不住高溫燒焦再生。酸鹼處理的高嶺土微球、矽鋁微球等不含分子篩的酸性固體顆粒也是常規方法獲得的，如在CN1861754A、CN1861755A公開的那樣。最常用的方法是以高嶺土為主要構成原料的噴霧微球經過90(TC 110(TC的高溫焙燒，再經過氫氧化鈉等強鹼抽提成孔道，最後負載磷和稀土製備而成的催化劑，該催化劑中可以不含有任何種類的沸石分子篩組分，氧化鈉低於0.6wt^，同時按質量百分比計，含有l 3.5wt^的磷、1 5wt^氧化稀土，比表面積為120 200m7g，孔容在0. 2 0. 4mL/g之間。
本發明中所使用的催化裂化工藝過程可以是通用的催化裂化工藝過程，最主要的是所使用催化劑不同，設備、工藝路線可以基本相同。
本發明中抽提塔所用的溶劑可以是丙垸、丁垸、戊烷、己烷或其混合物，抽提塔溫度120 14(TC，抽提塔壓力3 5MP，劑油體積比為5 13;溶劑超臨界回收，超臨界塔溫度230 250'C、超臨界塔壓力4 5MPa。
待生催化劑進入汽提器，在汽提段底部(或同時在中部)送入蒸汽，使沉積有焦炭並吸附一定量油氣的催化劑與蒸汽接觸，除去催化劑所吸附和夾帶的油氣。蒸汽條件是本領域普通技術人員所熟知的，本發明對其沒有特別的限定。 一般汽提蒸汽流量為催化劑流量的3 3. 5%，汽提時間不小於5分鐘。
本發明中表面積炭的催化劑需要在再生器中燒焦再生，再生條件與現有技術同，再生溫度最好為670 78(TC，再生後的催化劑可循環使用；當催化劑表面沉積的金屬達到3 5wty。時可去回收金屬。
應用本發明得到的含脫瀝青油及溶劑的輕質流體相可以經溶劑分離塔(超臨界抽提工藝)將溶劑分出並循環使用。輕質流體相中的脫瀝青油(油收率為35 70%)和從分餾塔頂部取出的輕油蒸汽(即從管線13取出的輕油組分)(兩者統稱為改質油)可作為重油催化裂化、焦化等的原料，進一步加工成燃料油或化工原料。
本發明還提供了兩種的具體實施方法(本發明並不僅限於此)
原料組分及加入量為超重原油(90 70wt%):稀釋油(10 30wt%);
方法一，如圖1所示，包括將稀釋的超重原油預熱到約250 35(TC的溫度範圍內；將經預熱的重油與水蒸氣一起從底部引入提升管反應器，與溫度在670 760。C的催化劑混合，在500 540。C溫度範圍內，在0. 12 0. 27MPa
的壓力下進行催化裂化反應；油氣及水蒸汽從反應器的上部經管線進入分離系統，輕油蒸汽由分餾塔頂部出裝置(其中的部分產品，即餾程為200 320。C的餾分，可分餾出來作為稀釋油循環使用)，油漿自分餾塔低部抽出；出裝置的油漿再與抽提溶劑混合形成混合物，然後將其引入抽提塔；將混合物在抽提塔中維持較高的溫度(140 160°C)及壓力(3 5MPa)，劑油體積比為5 13，以使其分離為一個富含重金屬及瀝青質部分的重質流體相，及含輕油組分及溶劑的輕質流體相。輕質流體相再進入超臨界塔進行溶劑超臨界回收。超臨界塔操作條件是本領域技術人員所熟知的，本發明對其沒有特別的限定。其中溫度為230 250°C、超臨界塔壓力為4 5MPa。方法二，如圖2所示，包括將稀釋的超重原油預熱到約250 35(TC的
溫度範圍內；將經預熱的重油與水蒸氣一起從頂部引入反應器，與溫度在670 760。C的催化劑混合，在500 540。C溫度範圍內，在0. 12 0. 27MPa的壓力下進行催化裂化反應，油汽及催化劑以單向流動的狀態向下流動進入反應器，反應產生的油氣及催化劑通過反應器下部出口的管線19進入汽提器，再進入快速分離器；裂化氣、輕油蒸汽及水蒸汽從反應器的上部經管線進入分離系統，輕油蒸汽由分餾塔頂部出裝置(其中的部分產品，即餾程為200 32(TC的餾分，可分餾出來作為稀釋油循環使用)；油漿自分餾塔低部抽出，出裝置的油槳再與抽提溶劑混合形成混合物，然後將其引入抽提塔；將混合物在抽提塔中維持較高的溫度(140 160°C)及壓力(3 5MPa)，以使其分離為一個富含重金屬及瀝青質部分的重質流體相，及含輕油組分及溶劑的輕質流體相，輕質流體相再進入超臨界塔進行溶劑超臨界回收，超臨界塔溫度為230 250。C、超臨界塔壓力為4 5MPa、劑油體積比為5 13。
應用本發明超重質原油改質處理的工藝方法加工處理稠油、常壓渣油、減壓渣油等超重原油，可生產超重原油的稀釋油、催化裂化原料和焦化等原料。
附圖1為應用本發明方法的一種工藝流程的示意圖。
圖1中，原料油2與水蒸氣1 一起從底部進入提升管3，與來自再生斜管18的高溫再生催化劑接觸，立即汽化並進行反應，反應產生油氣攜帶催化劑通過提升管出口 19的快速分離器6進一步分離，分離出來的油氣經管線9進入分離系統，去分餾塔10;回收下來的絕大部分催化劑落入沉降器7後再流入汽提段4。分餾塔10的頂部出來的油汽經過冷凝器11冷凝後進入分離罐12進行油、水、氣的分離，輕油組分由管線13流出；分餾塔10的下部14排出催化裂化的塔底重組分(含油漿)。催化裂化塔底重組分再與抽提溶劑混合形成混合物，然後將其引入抽提塔20進行溶劑脫瀝青，脫瀝青油和溶劑經管線21進入超臨界塔23進行溶劑回收，回收的部分溶劑可經管線24循環使用。脫油瀝青等殘渣由管線22排出。待生催化劑進入汽提器4，經來自管線5的水蒸汽汽提後，由待生斜管8進入再生器16。待生催化劑在空氣中燒焦再生，空氣經管線15進入再生器16,煙氣經管線17出再生器，再生催化劑經管線18返回提升管底部循環使用。
附圖2為應用本發明方法二的工藝流程示意圖。
圖2中，原料油2及霧化水蒸氣1從頂部進入，與來自再生斜管18的高溫再生催化劑接觸，立即汽化並進行反應，油氣及催化劑以單向流動的狀態向下流動進入反應器3，反應產生的油氣及催化劑通過反應器出口的管線19進入快速分離器6，分離出來的油氣及水蒸汽從上部經管線9進入分離系統，去分餾塔10;回收下來的絕大部分催化劑落入沉降器7後再流入汽提段4。分餾塔10的頂部出來的油汽經過冷凝器11冷凝後進入分離罐12進行油、水、氣的分離，輕油組分由管線13流出；分餾塔10的下部14排出催化裂化的塔底重組分(含油漿)。催化裂化塔底重組分再與抽提溶劑混合形成混合物，然後將其引入抽提塔20進行溶劑脫瀝青，脫瀝青油和溶劑經管線21進入超臨界塔23進行溶劑回收，回收的部分溶劑可經管線24循環使用。脫油瀝青等殘渣由管線22排出。待生催化劑進入汽提器4，經來自管線5的水蒸汽汽提後，由待生斜管8進入再生器16，待生催化劑在空氣中燒焦再生，空氣經管線15進入再生器16，煙氣經管線17排出再生器，再生催化劑經管線18返回反應器3的上部循環使用。
採用本發明超重質原油改質處理的工藝方法，設備投資少、操作方法簡單，而且該技術方法具有一步減粘、脫金屬、脫硫、脫碳的作用，使得到的改質油(指脫瀝青油和從管線13取出的輕油組分)穩定性好，流動性滿足運輸要求，為催化裂化、焦化等工藝提供低硫、低金屬、低殘碳的"優質"原料。
具體實施例方式
以下通過實施例進一步說明本發明的方案和效果，但並不限制本發明的範圍。
原料及評價方法、標準
委內瑞拉超重原油密度(15°C)為1.0102g/mL， API為8. 60，運動粘度(6(TC)為11006mm2/s，殘炭為14.8wt%，硫含量為4.08wt%，酸值為3.00mgK0H/g，金屬(鎳+釩)含量為482.9ppm。加拿大油砂瀝青密度為1.015g/mL， API為8. 6，殘炭為13.6wt。/。，硫含量為4.8wt9&，粘度(25。C)為110000毫帕秒，金屬(Ni+V)含量為400 ppm。稀釋油
可以是石腦油、FCC輕循環油或FCC重循環油，最好是重循環油，粘度為5mm7s(50。C) 20 mm7s (50°C) ， API度為20 60，密度為0. 70 0, 89g/mL，餾程為200 320°C。
評價方法及標準
粘度 一般是動力粘度的簡稱，(動力)粘度符號是U ，單位是帕斯卡秒
(Pa"s)或毫帕秒(mPa's)。評價方法及標準為GB/T265 -1988石油產品運動粘
度測定法和動力粘度計算法。
運動粘度符號是u。運動粘度是在工程計算中，物質的動力粘度與其密度之比，u = u/p， p—密度，其單位為kg/m3， P—動力粘度，其單位為Pa*s， -運動粘度，其單位為mVs。評價方法及標準為GB/T265-1988石油產品運動粘度測定法和動力粘度計算法。
API度指比重指數，評價方法及標準為GB/T13377-1992原油和液體或
固體石油產品密度或相對密度測定法(毛細管塞比重瓶和帶刻度雙毛細管比
重瓶法)，API度愈大，相對密度愈小。
酸值評價方法及標準為GB/T264-1983石油產品酸值測定法。
殘炭評價方法及標準為GB/T268-1987石油產品殘炭測定法(康氏法)。
催化裂化平衡催化劑l:
LRC-99，平衡催化劑微反活性(MAT)為25%,採用ASTM-D3907方法測定。比表面積為85m7g，孔容0.21mL/g，粒度為40 80微米。催化裂化平衡催化劑2:
矽鋁微球催化劑牌號LWC-ll，平衡催化劑微反活性(MAT)為8%，比表面積為40m7g，孔容0.25mL/g，粒度為40 80微米。催化劑3
採用CN1861754A中實施例2的方法獲得，微反活性(MAT)為30%，比表面積為120m7g，孔容0.25mL/g，粒度為40 80微米。
溶劑l: 丁烷溶劑2:戊垸實施例l:委內瑞拉超重原油改質
按照附圖l工藝流程，將委內瑞拉超重原油與稀釋油按85: 15混合，並
預熱到26(TC的溫度範圍內，與水蒸氣一起從反應器底部引入提升管反應器3，與高溫再生、溫度在750'C的催化劑(催化劑l，活性為25%)混合，維持提升管出口溫度約50(TC，壓力約0. 14MPa下進行催化裂化反應，劑油比為14，再生後催化劑含炭小於0. 2%;從反應器的上部取出裂化氣、輕油蒸汽及水蒸汽經管線9進入分離系統，輕油蒸汽由分餾塔10的頂部出來，而塔底重組份(含油漿)經管線14由分餾塔低部出裝置，塔底重組份再與抽提溶劑1 (丁烷)混合形成混合物，然後將其引入抽提塔20;將混合物在抽提塔中維持較高的溫度125'C及壓力3. 2 MPa，劑油比為5.3，以使其分離為一個含重金屬及瀝青質部分的重質流體相，及含脫瀝青油及溶劑的輕質流體相。然後將含輕油組分及溶劑的輕質流體相經溶劑分離塔(超臨界抽提工藝)將溶劑丁烷分出循環使用。待生催化劑進入汽提器4，經來自管線5的水蒸汽汽提後，由待生斜管8進入再生器16;待生催化劑在空氣中76(TC燒焦再生，空氣經管線15進入再生器16,煙氣經管線17出再生器，再生催化劑經管線18返回提升管底部循環使用。其實驗數據如下
改質油指脫瀝青油和從管線13取出的輕油組分。塔底重組份(含油漿)收率為總進料的68. 6%，脫瀝青油收率為塔底重組份的50%，脫瀝青油的性質:密度(20°C )為0. 914g/mL，運動粘度(80°C)為35腿Vs，硫含量為0. 36wt%，金屬(鎳+釩)含量為32ppm,殘炭為2.6wt9L
裂化氣與輕油組分收率為21. 5%。
實施例2:委內瑞拉超重原油改質
按照附圖2工藝流程，將委內瑞拉超重原油與稀釋油按85: 15混合，並預熱到26(TC的溫度範圍內，與水蒸氣一起從反應器頂部引入，與高溫再生、溫度在76(TC的催化劑(催化劑3，活性為30%)混合，維持反應器出口溫度約500'C，壓力約O. 14MPa下進行催化裂化反應，劑油比為ll，再生後催化劑含炭小於O. 2%;從反應器的上部取出裂化氣、輕油蒸汽及水蒸汽經管線9進入分離系統，輕油蒸汽由分餾塔10的頂部出來，而塔底重組份(含油漿)經管線14由分餾塔低部出裝置，油漿再與抽提溶劑2 (戊垸)混合形成混合物，然後將其引入抽提塔20;將混合物在抽提塔中維持較高的溫度125'C及壓力3. 2 MPa，劑油比為5.3，以使其分離為一個含重金屬及瀝青質部分的重質流體相，及含脫瀝青油及溶劑的輕質流體相。然後將含脫瀝青油及溶劑的輕質流體相經溶劑分離塔(超臨界抽提工藝)將溶劑戊烷分出循環使用。待生催化劑進入汽提器4，經來自管線5的水蒸汽汽提後，由待生斜管8進入再生器16;待生催化劑在空氣中760'C燒焦再生，空氣經管線15進入再生器16,煙氣經管線17出再生器，再生催化劑經管線18返回反應器頂部循環使用。其實驗數據如下
改質油指脫瀝青油和從管線13取出的輕油組分。油漿收率為總進料的67. 1%,脫瀝青油收率為油漿的66%，脫瀝青油的性質為密度(20"C)為0. 932g/mL，運動粘度(8(TC)為56腿7s，硫含量為1.06wt。/。，金屬(鎳+釩)含量為59ppm，殘炭為1.7wty。。裂化氣、輕油組分收率為23.2%。
實施例3:加拿大油砂瀝青改質
實驗裝置同實施例l。將加拿大油砂瀝青與稀釋油按80: 20混合。並預熱到38(TC的溫度範圍內，與水蒸氣一起從反應器底部引入提升管反應器3，與高溫再生、溫度在740'C的催化劑(催化劑2，活性為8%)混合，維持提升管出口溫度約540°C，壓力約0. 25MPa下進行催化裂化反應，劑油比為6，再生後催化劑含炭小於0. 2%;從反應器的上部取出裂化氣、輕油蒸汽及水蒸汽經管線9進入分離系統，輕油蒸汽由分餾塔10的頂部出來，而油漿經管線14由分餾塔低部出裝置，油漿再與抽提溶劑l (丁烷)混合形成混合物，然後將其引入抽提塔20;將混合物在抽提塔中維持較高的溫度155'C及壓力4.2MPa，以使其分離為一個含重金屬及瀝青質部分的重質流體相，及含脫瀝青油及溶劑的輕質流體相。然後將含脫瀝青油及溶劑的輕質流體相經溶劑分離塔(超臨界抽提工藝)將溶劑丁烷分出循環使用。待生催化劑進入汽提器4，經來自管線5的水蒸汽汽提後，由待生斜管8進入再生器16;待生催化劑在空氣中70(TC燒焦再生，空氣經管線15進入再生器16,煙氣經管線17出再生器，再生催化劑經管線18返回提升管底部循環使用。其實驗數據如下
油漿收率為總進料的65. 2%，脫瀝青油收率為油槳的70%，脫瀝青油的性質密度(20°C)為0.914g/mL，運動粘度(80。C)為45mm7s，硫含量為0.36wt%，金屬(鎳+釩)含量為29ppm，殘炭為2.4wt%。裂化氣、輕油組分收率為24. 5%。
溶劑脫瀝青能使油漿中的瀝青質、金屬等濃縮於瀝青中，所得到的脫瀝青油具有雜質含量低，裂化性能好等特點。
權利要求
1.一種超重質原油改質處理的工藝方法，其特徵在於將粘度為150～21000毫帕秒，API度為8～18，密度為0.92～1.05g/mL，重金屬鎳和釩總含量為300～500ppm，殘炭為8～20wt％，硫含量為3～6wt％的超重原油與粘度為0.6mm2/s(50℃)～0.8mm2/s(50℃)，API度為40～70，密度為0.65～0.78g/mL的稀釋油摻混，摻混量為總進油量的10～30wt％，並預熱至250～350℃，通入催化裂化反應器中，與溫度在670～760℃的催化劑接觸，反應器出口溫度控制在500℃～540℃，劑油比為5～15，水蒸汽加入量為原料油的5～10％；停留時間0.5～5秒；積炭後的催化劑在再生區進行燒焦再生，再生後催化劑含炭小於0.5wt％；裂化氣、輕油蒸汽及水蒸汽在分離系統被分離，其餘催化裂化的流體殘渣即塔底重組分和溶劑進入抽提塔進行溶劑脫瀝青，使其分離為一個富含重金屬及瀝青質部分的重質流體相，及含脫瀝青油及溶劑的輕質流體相，輕質流體相再進入超臨界塔進行溶劑超臨界回收；催化劑比表面積為20～200m2/g，孔容0.2～0.4mL/g，粒度為10～200微米，微反活性在5～30％範圍內。
2. 根據權利要求1所述的工藝方法，其特徵在於將稀釋的超重原油預熱 到約250 35(TC的溫度範圍內；將經預熱的重油與水蒸氣一起從底部 引入提升管反應器，與溫度在670 760。C的催化劑混合，在500 540 'C溫度範圍內，在0. 12 0. 27MPa的壓力下進行催化裂化反應；油氣 及水蒸汽從反應器的上部經管線進入分離系統，輕油蒸汽由分餾塔頂 部出裝置，油漿自分餾塔低部抽出；出裝置的油漿再與抽提溶劑混合 形成混合物，然後將其引入抽提塔，使其分離為一個富含重金屬及瀝 青質部分的重質流體相，及含脫瀝青油及溶劑的輕質流體相；輕質流 體相再進入超臨界塔進行溶劑超臨界回收。
3. 根據權利要求1所述的工藝方法，其特徵在於將稀釋的超重原油預熱 到約250 350。C的溫度範圍內；將經預熱的重油與水蒸氣一起從頂部引入反應器，與溫度在670 760。C的催化劑混合，在500 540。C溫度 範圍內，在0. 12 0. 27MPa的壓力下進行催化裂化反應，油汽及催化 劑以單向流動的狀態向下流動進入反應器，反應產生的油氣及催化劑 通過反應器下部出口的管線進入快速分離器，裂化氣、輕油蒸汽及水 蒸汽從上部經管線進入分離系統；輕油蒸汽由分餾塔頂部出裝置，油 槳自分餾塔低部抽出；出裝置的油槳再與抽提溶劑混合形成混合物， 然後將其引入抽提塔，使其分離為一個富含重金屬及瀝青質部分的重 質流體相，及含脫瀝青油及溶劑的輕質流體相，輕質流體相再進入超 臨界塔進行溶劑超臨界回收。
4. 根據權利要求1或2或3所述的工藝方法，其特徵在於反應壓力為 0. 12 0. 27MPa。
5. 根據權利要求1或2或3所述的工藝方法，其特徵在於原料油在催化 裂化反應器中停留時間為0. 5 2秒。
6. 根據權利要求1或2或3所述的工藝方法，其特徵在於再生後催化劑 含炭小於0. 2 wt%。
7. 根據權利要求1或2或3所述的工藝方法，其特徵在於抽提塔所用的 溶劑為丙垸、丁烷、戊垸、己烷或其混合物。
8. 根據權利要求1或2或3所述的工藝方法,其特徵在於抽提塔溫度120 140°C，抽提塔壓力3 5MPa，劑油體積比為5 13。
9. 根據權利要求1或2或3所述的工藝方法，其特徵在於超臨界塔溫度 230 250°C、超臨界塔壓力4 5MPa。
10. 根據權利要求1或2或3所述的工藝方法，其特徵在於按質量百分比 計，催化劑中氧化鈉低於0.6wtX，含有1 3. 5wt^的磷、l 5wt% 氧化稀土，比表面積為120 200m7g，孔容在0.2 0.4mL/g之間。
全文摘要
本發明涉及一種超重原油改質處理方法，將超重原油與稀釋油摻混，並預熱至250～350℃，通入催化裂化反應器中與溫度在670～760℃的催化劑接觸反應；裂化氣、輕油蒸汽及水蒸汽在分離系統被分離，其餘催化裂化的流體殘渣即塔底重組分和溶劑進入抽提塔進行溶劑脫瀝青，使其分離為一個富含重金屬及瀝青質部分的重質流體相，及含脫瀝青油及溶劑的輕質流體相，輕質流體相再進入超臨界塔進行溶劑超臨界回收。該技術方法具有一步減粘、脫金屬、脫硫、脫碳的作用，使得到的改質油穩定性好，流動性滿足運輸要求，為催化裂化、焦化等工藝提供低硫、低金屬、低殘碳的「優質」原料。
文檔編號C10G11/20GK101597511SQ200810114380
公開日2009年12月9日 申請日期2008年6月4日 優先權日2008年6月4日
發明者付興國, 劉顯法, 龐新梅, 李振昊, 高雄厚 申請人:中國石油天然氣股份有限公司