一種重油加工組合工藝的製作方法

2023-09-24 12:48:40 3

專利名稱：一種重油加工組合工藝的製作方法
技術領域：
本發明涉及重油加工技術，主要提出一種重油加工組合工藝，即由溶劑脫瀝青工藝、催化裂化工藝、催化裂化油漿拔頭工藝、減粘裂化工藝和瀝青調合工藝五種加工工藝組成的一種重油加工組合工藝，用於更有效地處理重油。
背景技術：
重油(特別是減壓渣油)的二次加工一直是人們關注和研究的課題，其加工工藝的選擇對煉油企業的經濟效益有著重要的影響。目前，重油的二次加工手段主要有摻煉用作催化裂化原料；單獨作為焦化裝置或減粘裂化裝置的原料；經減壓深拔或半氧化生產瀝青。由於重油的殘炭、硫和重金屬含量普遍較高，作為催化裂化原料會造成催化劑中毒和產品分布惡化；進行焦化加工，其產品石油焦硫含量高、品質差，一般只用作鍋爐燃料；經減粘裂化工藝生產的商品燃料油硫含量高，產品附加值低；直接作為瀝青生產原料易造成蠟含量不合格，降低瀝青產品的品質。
為了避免單一裝置加工重油的缺點，人們往往利用不同工藝裝置的技術特點進行聯合加工，即採用組合加工工藝進行加工，以實現不同工藝間的優勢互補。在已有的重油加工組合工藝中，前蘇聯專利RU2265639將高含蠟原油在高真空度下蒸餾，獲得大於510-540℃的減壓渣油，將該渣油進行中度減粘，然後進行減壓蒸餾，分餾出氣體、汽油和柴油餾分，獲得沸點大於440-520℃的渣油作為道路瀝青。該技術可以拓展道路瀝青的生產原料，減壓渣油經中度減粘後雖可生產少量的輕質油，但其中許多易裂化的組分並未得到充分的利用，經濟效益較差。美國專利US3951781涉及常減壓-溶劑脫瀝青-催化裂化-氣體分餾組合工藝。減壓渣油是溶劑脫瀝青裝置的原料，減壓蠟油和脫瀝青油作為催化裂化裝置的原料；催化裂化裝置生產的輕烴經分餾後，混合C4作為溶劑脫瀝青裝置的抽提溶劑，脫油瀝青直接生產瀝青。該發明涉及到了有關裝置間的原料互供，但催化裂化裝置生產的催化油漿並未與溶脫裝置生產的脫油瀝青調合生產瀝青，而是通過降低脫油瀝青的軟化點直接生產瀝青，脫瀝青油收率低，不適合於加工石蠟基原油。中國專利CN98101649提出了一種緩和熱轉化-溶劑脫瀝青組合工藝，減壓渣油經過緩和熱轉化後，反應產物進行常壓蒸餾，分離出輕組分，轉化後的常壓渣油與催化裂化油漿進行溶劑脫瀝青，改質油收率可增加10個百分點左右。該工藝關注的是脫瀝青油的收率，而未提及溶脫油硬瀝青的利用問題。中國專利CN02112203是一種常減壓蒸餾-減粘聯合加工工藝， 是將減壓渣油經氧化後生產瀝青，或減粘後生產粘料油。由於減壓渣油中含有很多可供催化裂化裝置再加工的原料，這種組合工藝在經濟上是不合理的。中國專利CN02130792所述的渣油加工組合工藝，是將渣油進行溶劑脫瀝青後，脫瀝青經減粘裂化生產燃粘油。中國專利CN00123132是渣油加氫-催化裂化-溶劑脫瀝青組合工藝，不但使目前的渣油固定床加氫裝置處理原料油靈活，而且還增大了原料油處理量和/或相應降低了裝置操作苛刻度，延長了加氫催化劑的使用壽命，同時也提高了催化裂化裝置的處理能力和裝置的總液體收率，降低了焦炭和裂化氣產率，實現重、渣油原料的輕質化，並且還得到高質量瀝青的主要原料(或輔料)，實現了石油資源的合理利用。但是，渣油加氫工藝的一次性投入很高，且加氫過程需要大量的氫源，加工成本較高，不宜大面積推廣。

發明內容
本發明的目的在於提出一種重油加工組合工藝，對溶劑脫瀝青工藝、催化裂化工藝、催化裂化油漿拔頭工藝、減粘裂化和瀝青調合工藝進行有機組合，以克服單一加工工藝的缺點，優化原料性質，實現原料互供，並提高產品的附加值及重油加工的整體效益。
本發明所提出的重油加工組合工藝為以減壓蒸餾裝置減壓塔底的重油即減壓渣油作為丁烷脫瀝青裝置的原料，經丁烷脫瀝青工藝處理後得到脫瀝青油和脫油硬瀝青兩個組分；脫瀝青油與其它催化裂化原料常壓渣油、減壓蠟油的一種或兩種混合後作為催化裂化裝置的原料，經催化裂化工藝生產高附加值的輕烴和汽柴油，剩餘的難以裂化的催化裂化油漿作為油漿拔頭即減壓分餾工藝的原料，經減壓分餾工藝處理後分離為輕油漿和拔頭重油漿兩個組分；輕油漿與溶劑脫瀝青裝置所產生的部分脫油硬瀝青混合，作為減粘裂化裝置的原料，生產7號商品燃料油；拔頭重油漿與溶劑脫瀝青裝置所產生的另一部分脫油硬瀝青進入瀝青在線調合裝置即靜態混合器，經充分混合生產高等級道路石油瀝青。
減壓蒸餾裝置減壓塔底的重油即減壓渣油進入溶劑脫瀝青裝置後，依次與來自膠質沉降器底部的丁烷與膠質混合物流、稀釋溶劑丁烷和主溶劑丁烷進行三次混合，經過三次混合的物流進入瀝青質抽提器使混合物流發生相分離，將仍溶解在丁烷溶劑中的飽和分和小分子芳香分從抽提器頂部引出，經閃蒸、汽提分離出溶劑丁烷後得到脫瀝青油，作為本發明的催化裂化工藝的原料；在抽提器的底部打入副溶劑丁烷與下降的重組份在塔盤上逆向接觸，進一步抽提其中所夾帶的飽和分，達到再次降低蠟含量的目的；經過二次抽提的重組分從抽提器底部引出，經閃蒸、汽提分離出溶劑丁烷後，得到高軟化點、低蠟的脫油硬瀝青，作為本發明的減粘裂化和瀝青調合工藝的原料。將沉積在膠質沉降器底部的膠質即含大量膠質成分的丁烷與膠質混合物流全部引出，再進入溶劑脫瀝青裝置，作為循環膠質使用。
脫瀝青油是減壓渣油中較輕的組分，富含飽和分和小分子芳烴，殘炭值小於6％，重金屬含量一般低於10μg/g，是良好的催化裂化原料。脫油硬瀝青是減壓渣油中較重的組分，濃縮了減壓渣油中的絕大部分的瀝青質、重金屬和大分子膠質，其軟化點可達110℃以上，針入度和延度幾乎為零。脫瀝青油與其它催化裂化原料如常壓渣油、減壓蠟油的一種或兩種混合後作為催化裂化裝置的原料，生產高附加值的輕烴和汽柴油，剩餘的難以裂化的組分稱為催化裂化油漿，作為本發明的催化裂化油漿拔頭工藝的原料。催化裂化油漿經拔頭處理即減壓分餾後，分離為輕油漿和拔頭重油漿兩個組分；輕油漿是催化裂化油漿中沸點較低的部分，其幹點不大於460℃，富含飽和分和小分子芳烴，作為本發明的減粘裂化工藝的原料之一；拔頭重油漿是催化裂化油漿中的高沸點組分，富含重芳烴和膠質，其密度大於1.0g/cm3，蠟含量小於3.0％(重量)，閃點(開口)大於230℃，作為本發明的瀝青調合工藝的原料之一。用油漿拔頭裝置所生產的輕油漿與溶劑脫瀝青裝置所產生的部分脫油硬瀝青混合，100℃時的運動粘度控制在2000mm2/s以下，作為減粘裂化裝置的原料，在400℃～450℃下進行減粘裂化反應，反應時間為40～50分鐘，減粘燃料油的100℃運動粘度控制在180mm2/s以下，生產可以滿足SH/T 055標準的7號商品燃料油；油漿拔頭裝置所生產的拔頭重油漿與溶劑脫瀝青裝置所生產的另一部分脫油硬瀝青按1.0∶0.8～1.2(重量)的比例進入在線瀝青調合裝置，經充分混合後，生產高等級道路石油瀝青。催化裂化工藝是提高原油加工深度，生產高辛烷值汽油、柴油和液化氣的最重要的一種重油輕質化工藝過程。該工藝所剩餘的重組分稱為催化裂化油漿，主要以芳香分和膠質為主，裂化性能很差，現通常作為燃料使用，產品附加值低。原料的組成和性質對催化裂化工藝的產品分布和質量有著重大的影響，該工藝理想的原料是低殘炭值、低金屬含量的蠟油，但其來源有限。20世紀90年代以來，以全常壓渣油或部分摻煉減壓渣油為原料的重油催化裂化工藝得到了較大的發展，該工藝可以加工殘炭值和金屬含量較高的原料，但其生產過程生焦率高，催化劑汙染嚴重，輕率收率低、產品分布和質量差，特別是隨著我國環保政策日趨嚴格，油品質量升級使得重油催化裂化工藝面臨很大的壓力。
溶劑脫瀝青工藝的目的是脫除重油中的重金屬以及殘炭值很高的膠質與瀝青質，為其它加工工藝(如催化裂化工藝、加氫裂化工藝等)提供更好的原料。以丁烷為溶劑的常規的溶劑脫瀝青工藝，是為了應對催化裂化原料不斷重質化和劣質化而產生的，它也是以減壓渣油為原料，一般獲得三種產品，即脫油瀝青、膠質和脫瀝青油；以脫瀝青油作為催化裂化裝置的原料，這一點與本發明是相同的；但是由於常規的丁烷脫瀝青工藝沒有專門用於降低脫油瀝青蠟含量的措施，在其系統一般沒有循環膠質，且抽提深度較低，故其所生產的膠質和脫油硬瀝青中往往夾帶有較多的飽和分，蠟含量較高，既影響了脫瀝青油的收率，又影響了膠質和脫油瀝青的質量。常規的丁烷脫瀝青工藝主要通過以下三種途徑來利用其所生產的膠質和脫油瀝青一是用部分脫油瀝青與膠質調合生產瀝青產品，由於膠質和瀝青質的蠟含量較高，而作為瀝青調合軟組分的膠質產量小，故脫油瀝青的用量有限，且通常只能調合出普通道路石油瀝青，特別是當丁烷脫瀝青的原料為中間-石蠟基或石蠟-中間基原油的減壓渣油時，用這常規的丁烷脫瀝青工藝生產的脫油瀝青和膠質很難調合出合格的道路石油瀝青產品；二是將脫油瀝青與催化裂化油漿和/或粗柴油調合生產商品燃料油，調合過程需要較多的附加值高輕質組分，而商品燃料油屬低附加值產品，因此用調合法生產商品燃料油在經濟上是不合理的。三是將脫油瀝青作為固體燃料或乳化後作為液體燃料，但因脫油瀝青難以粉碎，直接作為燃料使用在技術上存在較大的難度。以上三種途徑均未有效地解決常規丁烷脫瀝青工藝所產脫油瀝青的出路問題，所以，脫油瀝青的利用問題成為制約常規丁烷脫瀝青裝置開工的關鍵因素。
減粘裂化工藝是通過淺度熱裂化生產商品燃料油的一種工藝。常規的減粘裂化工藝以減壓渣油為原料，經過減粘裂化反應的減粘油，有時需要用高附加值的輕質油再次調合，才能達到商品燃料油的技術要求，少摻或不摻輕質油而直接生產合格的商品燃料油是減粘裂化工藝所追求的目標。由於減壓渣油中含有較多的可以用於生產高附加值產品的組分，如脫瀝青油，而商品燃料油屬低附加值產品，隨著原油加工手段不斷完善和加工深度不斷提高，以減壓渣油為原料的常規減粘裂化工藝，已被視為一種低效的加工工藝，開工率越來越低。
為了解決常規的催化裂化、溶劑脫瀝青和減粘裂化三種重油加工工藝各自的缺點，本發明以催化裂化油漿拔頭即減壓分解工藝為紐帶，將溶劑脫瀝青、催化裂化、減粘裂化和瀝青調合五種重油加工工藝組合起來，實現各工藝間的原料優化互供，提高重油加工深度及產品的附加值。
本發明的優點及實現途徑如下一是可以顯著地提高溶劑脫瀝青裝置的脫瀝青油收率，改善了脫瀝青油的質量，為催化裂化裝置提供更多的原料；同時可以降低脫油硬瀝青的蠟含量，改善脫油硬瀝青的品質，為生產高等級道路石油瀝青提供適宜的硬組分。
本發明所述的丁烷脫瀝青工藝是以減壓渣油為原料，為了提高脫瀝青油的收率，降低脫油硬瀝青的蠟含量，在減壓渣油與溶劑丁烷混合前，先與含大量膠質組分的丁烷與膠質混合物流即循環膠質進行一次混合，再加入稀釋溶劑丁烷進行二次混合，然後加入主溶劑丁烷進行第三次混合。在減壓渣油與溶劑丁烷混合之前，先與循環膠質進行混合，可以大大地改善傳質效果，促使減壓渣油中更多的飽和分脫離「超分子結構」的束縛，削弱了「超分子結構」的溶劑化層，使由瀝青質和大分子膠質組成的「超分子結構」少吸附飽和分，讓更多的飽和分進入脫瀝青油中，達到降低脫油硬瀝青蠟含量、脫瀝青油的殘炭值與重金屬含量，提高脫瀝青油收率的目的。經過三次混合的物流進入瀝青質抽提器發生相分離，將仍溶解在丁烷溶液中的飽和分和小分子的芳香分從抽提器頂部引出，在脫瀝青油脫溶劑處理單元中，經閃蒸、汽提出丁烷溶劑後得到脫瀝青油，作為原料送到催化裂化裝置。在抽提器的底部打入副溶劑丁烷與下降的重組分在塔盤上逆向接觸，進一步抽提其中所夾帶的飽和分，達到再次降低脫油硬瀝青蠟含量的目的。經過二次抽提的重組分從瀝青質抽提器底部引出，在脫油硬瀝青脫溶劑處理單元中，經閃蒸、汽提出丁烷溶劑後，得到高軟化點、低蠟的脫油硬瀝青，其溫度為280～330℃，軟化點控制在110℃～115℃，蠟含量小於3％(重量)，針入度和延度幾乎為零。由於這種脫油硬瀝青含有大量的大分子量的膠質、瀝青質和較低的蠟含量，根據「啞鈴調合」原理，以此作為調合道路瀝青的原料時，所缺乏的組分應是由小分子膠質、芳香分和少量的飽和分組成的油分，即軟組分，只要選擇合適的軟組分，就可以調合出質量優良的道路石油瀝青。將沉積在膠質沉降器底部的膠質即含大量膠質成分的丁烷與膠質混合物流全部引出，再進入丁烷脫瀝青裝置，作為循環膠質使用。
本發明的溶劑脫瀝青工藝採用常規的丁烷脫瀝青裝置，只將其膠質沉降器底部與一級混合器連通，即將膠質沉降器底部出來的膠質全部引出與減壓渣油混合。
丁烷脫瀝青工藝中所用的溶劑丁烷與減壓渣油的體積比為6～8∶1。
在丁烷脫瀝青工藝中，在減壓渣油與循環膠質進行一次混合後，與下列丁烷溶劑的混合比例及混合順序依次為在二次混合中所加入的稀釋溶劑丁烷佔總溶劑重量的8％～16％，優選10％～14％，與膠質和減壓渣油的混合物流在二級混合器中進行二次混合。
在第三次混合中所加入的主溶劑丁烷佔總溶劑重量的70％～80％，優選74％～76％，與二級混合器來的物流在三級混合器中進行第三次混合。
在瀝青質抽提器的底部打入的副溶劑丁烷佔總溶劑重量的8％～16％，優選10％～14％。
由於本發明的溶劑脫瀝青工藝採用了循環膠質以及適宜的工藝條件，提高了丁烷脫瀝青工藝的抽提深度，為本發明的瀝青調合工藝和催化裂化工藝提供了更好的原料，其脫瀝青油的收率可達原料即減壓渣油的65％～70％(重量)，殘炭不大於6％(重量)，對催化裂化催化劑有毒的重金屬鐵、鎳、釩含量均不大於10μg/g，是較理想的催化裂化原料。丁烷脫瀝青工藝獲得的脫瀝青油和其它的催化裂化原料如常壓渣油、減壓蠟油混合後進行催化裂化反應，生產高附加值的輕烴和汽、柴油。為了給本發明的催化裂化油漿拔頭和瀝青調合工藝提供更好的原料，要求催化裂化油漿的密度應不小於0.985g/cm3。
本發明的優點二是對低附加值的催化裂化油漿進行拔頭即減壓分餾處理，可以獲得輕油漿和拔頭重油漿兩種產品；將輕油漿與丁烷脫瀝青工藝所生產的部分脫油硬瀝青混合，作為減粘裂化裝置的原料，可以直接生產出合格的商品燃料油；將拔頭重油漿與溶劑脫瀝青工藝所生產的另一部分脫油硬瀝青調合，可生產出高等級道路石油瀝青，大大地提高催化裂化油漿的附加值。
本發明所述的催化裂化油漿拔頭即減壓分餾工藝為加熱到290℃～360℃的催化裂化油漿連續進入油漿拔頭塔，在0.5Kpa～5Kpa的操作壓力下，汽化後分為輕、重兩個組分，輕組分從位於精餾段和提餾段之間的輕油漿收集器中全部抽出，冷卻後一部分作為減粘裂化工藝的原料，另一部分經二級冷卻後作為塔頂冷回流；重組分在提餾段用過熱水蒸汽汽提後從塔底抽出，獲得拔頭重油漿，送到本發明的瀝青調合工藝與丁烷脫瀝青工藝所獲得的脫油硬瀝青進行在線調合，可生產出高等級道路石油瀝青。
本發明催化裂化油漿拔頭即減壓分餾工藝中，其油漿拔頭塔頂部設有三級高效抽空系統，可使塔頂殘壓達到0.5Kpa～5Kpa，以防止油漿在拔頭過程中發生熱裂解和縮合反應，影響拔頭重油漿的使用性能，油漿拔頭塔內設置了多層塔盤，如可為10層塔盤，精餾段為6層，提餾段為4層。其中位於進料口以上的塔盤構成精餾段、位於進料口以下的塔盤構成提餾段，在精餾段與提餾段之間設置了輕油漿收集器，以避免輕油漿從精餾段漏入提餾段，收集器由收集盤、升氣管和集油箱構成，集油箱中收集的輕油漿被全部抽出，經一級冷卻到140℃～160℃後分為兩路，一路送出該裝置，作為減粘裂化工藝原料，另一路經二級冷卻到70℃～100℃後，從精餾段的上部返回油漿拔頭塔作為塔頂冷回流，為了進一步降低塔底重油漿的輕組分和降低蠟含量，在提餾段的下部通入相當於催化裂化油漿進料重量1～3％的過熱水蒸汽，對塔盤上的重油漿進行汽提和攪拌，重油漿從油漿拔頭塔的底部抽出，過熱水蒸汽的溫度可為210℃～350℃，重油漿的溫度一般在270℃～320℃，冷卻到90℃～200℃、優選110℃～150℃後送到瀝青調合裝置。
本發明所述的減粘裂化工藝為將催化油漿拔頭裝置送出的溫度為140℃～160℃的輕油漿，與溶劑脫瀝青裝置所產的溫度為280～330℃的部分脫油硬瀝青按1.0∶1.0～1.5(重量)的比例用靜態混合器進行在線混合，其100℃運動粘度控制在2000mm2/s以下，送到減粘加熱爐中加熱到400℃～450℃，進入減粘反應塔中進行緩和熱裂化反應，反應時間為40～50分鐘；反應後減粘裂化油全部送入減粘分餾塔，在塔頂分離出輕組分；塔底得到減粘燃料油，其溫度為300℃～330℃，100℃運動粘度控制在180mm2/s以下，冷卻到80℃～110℃後，作為商品燃料油送到燃料油儲存罐中。
本發明的溶劑脫瀝青工藝得到的脫油硬瀝青的軟化點為110℃～115℃，殘炭值在25％左右，在150℃時仍為半固體，在熱裂化過程中極易生焦；而催化裂化油漿拔頭工藝所得到的輕油漿主要由飽和分和小分子的芳香分組成，粘度小，在熱裂化過程中的供氫能力好於全餾分的催化裂化油漿，具有較好的抑制生焦的能力；將其與溶劑脫瀝青工藝得到的脫油硬瀝青進行混合，不僅可以顯著地降低減粘裂化原料的初始粘度，而且可以在熱反應過程中向其它生焦前身物自由基供氫，抑制大分子自由基縮合生成焦炭，延緩減粘裂化裝置生焦、提高減粘裂化反應的液體收率和苛刻度。
催化裂化油漿的主要組分為芳香分和膠質，除此之外還含有一定量的飽和分、少量的瀝青質和微量的催化劑粉末。由於催化裂化油漿回煉會造成催化劑表面大量積炭，影響裝置的處理量，故其主要作為燃料油使用，附加值很低。本發明將催化裂化油漿進行拔頭處理即減壓分餾後，其拔頭重油漿中含有大量的膠質和芳香分，是調合道路瀝青的有效成分。本發明對拔頭重油漿的控制指標為密度不小於1.0g/cm3，蠟含量不大於3.0％(重量)，閃點(開口)不小於230℃。用此拔頭重油漿與溶劑脫瀝青工藝得到的脫油硬瀝青按1.0∶0.8～1.2(重量)的比例調合可生產出高等級的道路石油瀝青；而用其輕油漿與溶劑脫瀝青工藝生產的脫油硬瀝青按1.0∶1.0～1.5(重量)混合後進行減粘裂化，可以生產出滿足SH/T0356-1996標準的7號燃料油，完全可以不用調合輕質油，因此，本發明所述的組合工藝將大大地提高催化裂化油漿的附加值。
本發明第三個優點是可以用石蠟-中間基或中間-石蠟基原油生產出高等級道路石油瀝青，使得本發明溶劑脫瀝青工藝生產的脫油硬瀝青，可以與拔頭重油漿混合生產高等級道路瀝青，解決了長期制約溶劑脫瀝青開工率的技術難題，為道路瀝青的生產提供了一種新方法，明顯降低了瀝青生產對原油性質的依賴性。
道路瀝青的生產與原油的性質密切相關。一般來說，環烷基和中間基原油的蠟含量較低，採用傳統蒸餾、氧化、調合及其組合方法，可以生產出優質的高等級道路瀝青；而對於石蠟基原油而言，因其中含有大量的蠟，採用傳統的方法無法生產出合格的道路瀝青。
本發明所述的重油加工組合工藝，在溶劑脫瀝青工藝中採用丁烷作為抽提溶劑，對重油(減壓渣油)進行深度抽提，並在減壓渣油與溶劑丁烷混合前首先與含大量膠質成分的丁烷與膠質混合物流進行混合，從而實現多產催化裂化原料(即脫瀝青油)和降低脫油硬瀝青蠟含量的目的。通過降低抽提溫度、加大溶劑比等措施，提高丁烷脫瀝青工藝的抽提深度，無論是石蠟-中間基或中間-石蠟基原油的減壓渣油，均可獲得蠟含量較低的脫油硬瀝青，這正是高等級道路瀝青調合所需要的硬組分；用油漿拔頭裝置對催化裂化油漿進行拔頭即減壓分餾處理，可以蒸餾出油漿中所含的大部分飽和分，得到芳香分含量高、蠟含量低的拔頭重油漿，這也是高等級道路石油瀝青生產所需要的軟組分。溶劑脫瀝青裝置生產的脫油硬瀝青與催化裂化油漿拔頭裝置生產的拔頭重油漿，按0.8～1.2∶1.0(重量)的比例送到靜態混合器進行混合。為了提高混合效果，兩組分混合後的溫度應保持在200℃～230℃，這樣可以達到充分混合的目的。調合瀝青冷卻到120℃～140℃，送入瀝青儲罐作為高等級道路瀝青。從同時兼顧輕質油和高等級道路石油瀝青生產的角度來看，選擇石蠟-中間基或中間-石蠟基原油較為合適。在我國，這種性質的混合原油資源豐富，因此，採用本發明所述的組合工藝為瀝青生產提供了一種可行的生產方法，大大地降低瀝青生產對原油的依賴性。


附圖1為本發明的原則工藝流程圖。
附圖2為本發明的溶劑脫瀝青工藝的原則流程圖。
附圖3為本發明催化裂化油漿拔頭工藝的原則流程圖。
附圖4為本發明的催化裂化油漿拔頭塔結構示意圖。
附圖5為本發明的溶劑脫瀝青工藝、催化裂化油漿拔頭工藝和瀝青調合工藝組合後的原則工藝流程圖。
附圖6為本發明的減粘裂化工藝的原則流程圖。
圖中，4、油漿拔頭塔，5a、一級冷卻器，5b、二級冷卻器，6、輕油漿泵，7、重油漿泵，8、重油漿冷卻器，27、升氣管，28、收集盤，29、集油箱，30、三級高效抽空系統，31、一級混合器，32、二級混合器，33、三級混合器，34、瀝青質抽提器，35、膠質沉降器，36、脫油硬瀝青脫溶劑處理單元，37、脫瀝青油脫溶劑處理單元，38、脫油硬瀝青泵，39、靜態混合器，40、瀝青冷卻器41、瀝青儲罐，42、靜態混合器，43、減粘加熱爐，44、減粘反應塔，45、減粘分餾塔，46、減粘油泵，47、減粘油冷卻器，48、商品燃料油罐圖中的物流為I、原料油漿，II、汽提蒸汽，III、中段抽出輕油漿，IV、塔頂冷回流輕油漿，V、塔頂混合氣，VIII、輕油漿，IX、重油漿，A、減壓渣油，B、循環膠質，C、稀釋溶劑，D、主溶劑，E、抽提器進料，F、脫瀝青油，G、副溶劑，H、脫油硬瀝青，J、調合瀝青，K、減粘原料，L、減粘裂化油，M、減粘輕組分，N、減粘燃料油。
具體實施例方式
下面結合實施例對本發明作進一步說明溶劑脫瀝青工藝摻煉比例為45∶55(重量)的中原原油(石蠟基)和阿曼原油(中間基)的混合減壓渣油A，先與來自膠質沉降器底部的循環膠質B在一級混合器31中混合，再與佔總溶劑重量12％的稀釋溶劑丁烷C在二級混合器32中混合，然後與佔總溶劑重量76％的主溶劑D在三級混合器33中混合後，進入瀝青質抽提器34中進行液相抽提、沉降分離，利用溫控閥使溫度控制在110℃～115℃，該實施例為110℃；從抽提器頂部引出的物流進入脫瀝青油脫溶劑處理單元37，經閃蒸、汽提分離出溶劑丁烷後得到脫瀝青油F。為使抽提進行得更徹底，又從瀝青質抽提器34的下部打入佔總溶劑重量12％的副溶劑丁烷G，與不斷下沉的瀝青相在塔盤上作進一步抽提，以降低瀝青相的蠟含量。整個抽提過程中丁烷溶劑(稀釋溶劑+主溶劑+副溶劑)與減壓渣油的體積比為7∶1。從抽提器34底部抽出的瀝青溶液進入脫油硬瀝青脫溶劑處理單元36，經閃蒸、汽提分離出溶劑丁烷後，得到溫度為280～330℃的脫油硬瀝青H，該實施例為330℃，用脫油硬瀝青泵38送至靜態混合器39前。在本實施例中，脫瀝青油和膠油硬瀝青的收率分別為69％和31％(重量)。所得到的脫油硬瀝青的軟化點保持在100℃～130℃，優選110℃～115℃，本實施例為117℃，蠟含量小於3％(重量)，閃點(開口)大於230℃。膠質沉降器底部出來的含有大量膠質成分的丁烷與膠質混合物流B再引入溶劑脫瀝青裝置的一級混合器31，與減壓渣油A混合。
中原與阿曼混合原油的減壓渣油的性質如表1所示。在本實施例所述的溶劑脫瀝青工藝條件下，得到的脫瀝青油和脫油硬瀝青的性質分別見表2和表3。
表1

表2

表3

催化裂化工藝用表2中的脫瀝青油F、該混合原油的減壓蠟油和常壓渣油按25∶20∶55(重量)的比例混合，作為本發明的催化裂化工藝(以下簡稱組合催化)的原料；與在相同原油比例下，全部以常壓渣油作為原料的重油催化裂化工藝(以下簡稱重油催化)相比，其重金屬、硫含量和殘炭均有了明顯的降低，改善了催化裂化裝置的進料；兩種工藝的原料的性質對比見表4。在反應溫度為515℃，催化劑活性為63，反應壓力為0.15MPa的工藝條件下，進行組合催化與重油催化的對比試驗，其產品分布如表5所示。
表4

表5

從表5可以看出，組合催化與重油催化相比，其幹氣產率降低了0.38個百分點；液化氣產率增加了1.54個百分點；生焦率下降了3.06個百分點；輕油收率增加了5.86個百分點；輕液收即輕質油與液化氣的收率增加了7.39個百分點。說明組合催化明顯改善了產品分布，增加了液化氫、汽油等高附加值產品的收率，提高了催化裂化工藝的經濟效益。
本實施例中組合催化的油漿收率佔催化裂化總進料的2.40％(重量)，密度為0.9921g/cm3，作為催化裂化油漿拔頭工藝的原料。
催化裂化油漿拔頭即減壓分餾工藝將上述的催化裂化油漿I加熱到320℃，進入油漿拔頭塔4，在2KPa的壓力下進行精餾分離。精餾段因傳熱傳質作用冷凝下來的輕油漿，由輕油漿收集盤28的降液管流入集油箱29，並從集油箱底部全部抽出，其溫度一般為220～270℃左右，經一級冷卻器5a冷卻到140℃後分為兩路一路輕油漿VIII送出該裝置，作為減粘裂化工藝的原料；另一路IV經二級冷卻器5b冷卻到70～100℃，該實施例中冷卻95℃，從精餾段的上部返回油漿拔頭塔作為塔頂冷回流。為了進一步降低重油漿中的輕組分和蠟含量，在提餾段的下部引入過熱蒸汽，其用量為催化裂化油漿進料總重量的1％～3％，如1.8％，其溫度可為210～350℃，如為280℃，作為汽提蒸汽II。塔底重油漿IX用重油漿泵7抽出，其溫度一般在270～320℃，經重油漿冷卻器8冷卻到90℃左右後，送至靜態混合器39前。
該實施例所用的催化裂化油漿原料、油漿拔頭裝置所產的輕油漿及拔頭重油漿的性質如表6所示。
表6

從表6可以看出，催化裂化油漿原料經過拔頭處理之後，所得到的輕油漿飽和分明顯增加，粘度顯著降低，適合作為本發明減粘裂化工藝的原料；所得到的拔頭重油漿的密度大於1.0/cm3，蠟含量小於3.0％(重量)，閃點(開口)大於230℃，符合本發明對拔頭重油漿的質量要求。
減粘裂化工藝將催化油漿拔頭裝置送出的溫度為140℃～160℃的輕油漿VIII(其性質見表6)，該實施例為140℃；與溶劑脫瀝青裝置生產的溫度為280～330℃的部分脫油硬瀝青H(其性質見表3)，該實施例為330℃；按1.0∶1.0～1.5(重量)的比例在靜態混合器42中進行在線混合，該實施例的比例為1.0∶1.5(重量)，作為減粘裂化裝置的原料K，其溫度為250℃左右，100℃運動粘度為1620mm2/s。將減粘原料K送到減粘加熱爐43中加熱到400℃～450℃，該實施例445℃，進入減粘反應塔44中進行緩和熱裂化反應，反應時間可為40～50分鐘，該實施例為50分鐘；反應完成後得到的減粘裂化油L全部送入減粘分餾塔45中進行分餾，在塔頂分離出輕組分M；塔底得到減粘燃料油N，其100℃運動粘度為155mm2/s；將N用減粘油泵46送到減粘油冷卻器47中冷卻到80℃～110℃，該實施例為110℃，作為商品燃料油送到燃料油儲存罐48中。
表7為該實施例所得到商品燃料油的性質。從表7中可以看出，該實施例所得到的減粘燃料油能夠滿足SH/T 0356-1996標準中7號燃料油的質量要求。
表7

瀝青調合工藝將溶劑脫瀝青工藝得到的脫油硬瀝青H(其性質見表3)與催化裂化油漿拔頭工藝得到的拔頭重油漿IX(其性質見表6)，按0.8～1.2∶1.0(重量)的比例，該實施例為0.85∶1(重量比)，在靜態混合器39中充分混合，混合溫度為210℃，其混合物即為高等級道路瀝青J，經瀝青冷卻器40冷卻到140℃左右進入瀝青儲罐41。
表8為該實施例所得到的調合瀝青的性質。由表8可以看出，用表3中的脫油硬瀝青和表6中的拔頭重油漿，經充分混合後可以生產出滿足GB/T15180-2000標準的高等級道路瀝青。
表8

實施例2溶劑脫瀝青工藝摻煉比例為30∶70(重量)的中原原油(石蠟基)和阿曼原油(中間基)的混合減壓渣油A，先與來自膠質沉降器底部的循環膠質B在一級混合器31中混合，再與佔總溶劑重量16％的稀釋溶劑丁烷C在二級混合器32中混合，然後與佔總溶劑重量70％的主溶劑D在三級混合器33中混合後，進入瀝青質抽提器34中進行液相抽提、沉降分離，利用溫控閥使溫度控制在115℃；從抽提器頂部引出的物流進入脫瀝青油脫溶劑處理單元37，經閃蒸、汽提分離出溶劑丁烷後得到脫瀝青油F。為使抽提進行得更徹底，又從瀝青質抽提器34的下部打入佔總溶劑重量14％的副溶劑丁烷G，與不斷下沉的瀝青相在塔盤上作進一步抽提，以降低瀝青相的蠟含量。整個抽提過程中丁烷溶劑(稀釋溶劑+主溶劑+副溶劑)與減壓渣油的體積比為8∶1。從抽提器34底部抽出的瀝青溶液進入脫油硬瀝青脫溶劑處理單元36，經閃蒸、汽提分離出溶劑丁烷後，得到溫度為280℃的脫油硬瀝青H，用脫油硬瀝青泵38送至靜態混合器39前。在本實施例中，脫瀝青油和膠油硬瀝青的收率分別為65％和35％(重量)。所得到的脫油硬瀝青的軟化點為107℃，蠟含量小於3％(重量)，閃點(開口)大於230℃。膠質沉降器底部出來的含有大量膠質成分的丁烷與膠質混合物流B再引入溶劑脫瀝青裝置的一級混合器31，與減壓渣油A混合。
在本實施例所得到的脫瀝青油和脫油硬瀝青的性質分別見表9和表10。
表9

表10

催化裂化工藝用表9中的脫瀝青油F、該混合原油的減壓蠟油和常壓渣油按20∶22∶58(重量)的比例混合，作為本發明的催化裂化工藝(以下簡稱組合催化)的原料；與在相同原油比例下，全部以常壓渣油作為原料的重油催化裂化工藝(以下簡稱重油催化)進行催化裂化性能比較；在反應溫度為512℃，催化劑活性為65，反應壓力為0.14MPa的工藝條件下，其產品分布如表11所示。
表11

從表11可以看出，組合催化與重油催化相比，其幹氣產率降低了0.43個百分點；液化氣產率增加了1.66個百分點；生焦率下降了3.41個百分點；輕油收率增加了6.32個百分點；輕液收即輕質油與液化氣的收率增加了7.89個百分點。說明組合催化明顯改善了產品分布，增加了液化氫、汽油等高附加值產品的收率，提高了催化裂化工藝的經濟效益。
本實施例中組合催化的油漿收率佔催化裂化總進料的2.75％(重量)，密度為0.9958g/cm3，作為催化裂化油漿拔頭工藝的原料。
催化裂化油漿拔頭即減壓分餾工藝將上述的催化裂化油漿I加熱到350℃，進入油漿拔頭塔4，在0.5KPa的壓力下進行精餾分離。精餾段因傳熱傳質作用冷凝下來的輕油漿，由輕油漿收集盤28的降液管流入集油箱29，並從集油箱底部全部抽出，其溫度一般為220～270℃左右，經一級冷卻器5a冷卻到160℃後分為兩路一路輕油漿VIII送出該裝置，作為減粘裂化工藝的原料；另一路IV經二級冷卻器5b冷卻到70℃，從精餾段的上部返回油漿拔頭塔作為塔頂冷回流。為了進一步降低重油漿中的輕組分和蠟含量，在提餾段的下部引入佔催化裂化油漿進料總重量3％的過熱蒸汽，其溫度為220℃，作為汽提蒸汽II。塔底重油漿IX用重油漿泵7抽出，經重油漿冷卻器8冷卻到170℃左右，送至靜態混合器39前。
該實施例所用的催化裂化油漿原料、油漿拔頭裝置所產的輕油漿及拔頭重油漿的性質如表12所示。
表12

從表12可以看出，催化裂化油漿原料經過拔頭處理之後，所得到的輕油漿飽和分明顯增加，粘度顯著降低，適合作為本發明減粘裂化工藝的原料；所得到的拔頭重油漿的密度大於1.0g/cm3，蠟含量小於3.0％(重量)，閃點(開口)大於230℃，符合本發明對拔頭重油漿的質量要求。
減粘裂化工藝將催化油漿拔頭裝置送出的溫度為160℃的輕油漿VIII(其性質見表12)，與溶劑脫瀝青裝置生產的溫度為280℃的部分脫油硬瀝青H(其性質見表10)，按1.0∶1.3(重量)的比例在靜態混合器42中進行在線混合，作為減粘裂化裝置的原料K，其溫度為230℃左右，100℃運動粘度為1072mm2/s。將減粘原料K送到減粘加熱爐43中加熱到420℃，進入減粘反應塔44中進行緩和熱裂化反應，反應時間可為40分鐘；反應完成後得到的減粘裂化油L全部送入減粘分餾塔45中進行分餾，在塔頂分離出輕組分M；塔底得到減粘燃料油N，其100℃運動粘度為142mm2/s；將N用減粘油泵46送到減粘油冷卻器47中冷卻到100℃，作為商品燃料油送到燃料油儲存罐48中。
表13為該實施例所得到商品燃料油的性質。從表13中可以看出，該實施例所得到的減粘燃料油能夠滿足SH/T 0356-1996標準中7號燃料油的質量要求。
-18-表13

瀝青調合工藝將溶劑脫瀝青工藝得到的脫油硬瀝青H(其性質見表10)與催化裂化油漿拔頭工藝得到的拔頭重油漿IX(其性質見表12)，按1.15∶1.0(重量)的比例在靜態混合器39中充分混合，混合溫度為230℃，其混合物即為高等級道路瀝青J，經瀝青冷卻器40冷卻到120℃左右進入瀝青儲罐41。
表14為該實施例所得到的調合瀝青的性質。由表14可以看出，用表10中的脫油硬瀝青和表12中的拔頭重油漿，經充分混合後可以生產出滿足GB/T15180-2000標準的高等級道路瀝青。
表14

實施例3溶劑脫瀝青工藝摻煉比例為40∶60(重量)的中原原油(石蠟基)和阿曼原油(中間基)的混合減壓渣油A，先與來自膠質沉降器底部的循環膠質B在一級混合器31中混合，再與佔總溶劑重量8％的稀釋溶劑丁烷C在二級混合器32中混合，然後與佔總溶劑重量80％的主溶劑D在三級混合器33中混合後，進入瀝青質抽提器34中進行液相抽提、沉降分離，利用溫控閥使溫度控制在112℃；從抽提器頂部引出的物流進入脫瀝青油脫溶劑處理單元37，經閃蒸、汽提分離出溶劑丁烷後得到脫瀝青油F。為使抽提進行得更徹底，又從瀝青質抽提器34的下部打入佔總溶劑重量12％的副溶劑丁烷G，與不斷下沉的瀝青相在塔盤上作進一步抽提，以降低瀝青相的蠟含量。整個抽提過程中丁烷溶劑(稀釋溶劑+主溶劑+副溶劑)與減壓渣油的體積比為6∶1。從抽提器34底部抽出的瀝青溶液進入脫油硬瀝青脫溶劑處理單元36，經閃蒸、汽提分離出溶劑丁烷後，得到溫度為300℃的脫油硬瀝青H，用脫油硬瀝青泵38送至靜態混合器39前。在本實施例中，脫瀝青油和膠油硬瀝青的收率分別為67％和33％(重量)。所得到的脫油硬瀝青的軟化點為110℃，蠟含量小於3％(重量)，閃點(開口)大於230℃。膠質沉降器底部出來的含有大量膠質成分的丁烷與膠質混合物流B再引入溶劑脫瀝青裝置的一級混合器31，與減壓渣油A混合。
在本實施例所得到的脫瀝青油和脫油硬瀝青的性質分別見表15和表16。
表15

表16

催化裂化工藝用表15中的脫瀝青油F和常壓渣油按30∶70(重量)的比例混合，作為本發明的催化裂化工藝(以下簡稱組合催化)的原料；與在相同原油比例下，全部以常壓渣油作為原料的重油催化裂化工藝(以下簡稱重油催化)進行催化裂化性能比較；在反應溫度為512℃，催化劑活性為65，反應壓力為0.16MPa的工藝條件下，其產品分布如表17所示。
表17

從表17可以看出，組合催化與重油催化相比，其幹氣產率降低了0.18個百分點；液化氣產率增加了0.67個百分點；生焦率下降了1.54個百分點；輕油收率增加了2.05個百分點；輕液收即輕質油與液化氣的收率增加了2.71個百分點。說明組合催化明顯改善了產品分布，增加了液化氫、汽油等高附加值產品的收率，提高了催化裂化工藝的經濟效益。
本實施例中組合催化的油漿收率佔催化裂化總進料的4.26％(重量)，密度為0.9983g/cm3，作為催化裂化油漿拔頭工藝的原料。
催化裂化油漿拔頭即減壓分餾工藝將上述的催化裂化油漿I加熱到290℃，進入油漿拔頭塔4，在3KPa的壓力下進行精餾分離。精餾段因傳熱傳質作用冷凝下來的輕油漿，由輕油漿收集盤28的降液管流入集油箱29，並從集油箱底部全部抽出，其溫度一般為220～270℃左右，經一級冷卻器5a冷卻到150℃後分為兩路一路輕油漿VIII送出該裝置，作為減粘裂化工藝的原料；另一路IV經二級冷卻器5b冷卻到100℃，從精餾段的上部返回油漿拔頭塔作為塔頂冷回流。為了進一步降低重油漿中的輕組分和蠟含量，在提餾段的下部引入佔催化裂化油漿進料總重量1％的過熱蒸汽，其溫度為330℃，作為汽提蒸汽II。塔底重油漿IX用重油漿泵7抽出，經重油漿冷卻器8冷卻到150℃左右，送至靜態混合器39前。
該實施例所用的催化裂化油漿原料、油漿拔頭裝置所產的輕油漿及拔頭重油漿的性質如表18所示。
表18

從表18可以看出，催化裂化油漿原料經過拔頭處理之後，所得到的輕油漿飽和分明顯增加，粘度顯著降低，適合作為本發明減粘裂化工藝的原料；所得到的拔頭重油漿的密度大於1.0g/cm3，蠟含量小於3.0％(重量)，閃點(開口)大於230℃，符合本發明對拔頭重油漿的質量要求。
減粘裂化工藝將催化油漿拔頭裝置送出的溫度為150℃的輕油漿VIII(其性質見表18)，與溶劑脫瀝青裝置生產的溫度為300℃的部分脫油硬瀝青H(其性質見表16)，按1.0∶1.0(重量)的比例在靜態混合器42中進行在線混合，作為減粘裂化裝置的原料K，其溫度為220℃左右，100℃運動粘度為680mm2/s。將減粘原料K送到減粘加熱爐43中加熱到400℃，進入減粘反應塔44中進行緩和熱裂化反應，反應時間可為45分鐘；反應完成後得到的減粘裂化油L全部送入減粘分餾塔45中進行分餾，在塔頂分離出輕組分M；塔底得到減粘燃料油N，其100℃運動粘度為107mm2/s；將N用減粘油泵46送到減粘油冷卻器47中冷卻到100℃，作為商品燃料油送到燃料油儲存罐48中。
表19為該實施例所得到商品燃料油的性質。從表19中可以看出，該實施例所得到的減粘燃料油能夠滿足SH/T 0356-1996標準中7號燃料油的質量要求。
表19

瀝青調合工藝將溶劑脫瀝青工藝得到的脫油硬瀝青H(其性質見表16)與催化裂化油漿拔頭工藝得到的拔頭重油漿IX(其性質見表18)，按1.0∶1.0(重量)的比例在靜態混合器39中充分混合，混合溫度為220℃，其混合物即為高等級道路瀝青J，經瀝青冷卻器40冷卻到130℃左右進入瀝青儲罐41。
表20為該實施例所得到的調合瀝青的性質。由表20可以看出，用表16中的脫油硬瀝青和表18中的拔頭重油漿，經充分混合後可以生產出滿足GB/T15180-2000標準的高等級道路瀝青。
表20

權利要求
1.一種重油加工組合工藝，其特徵是以減壓蒸餾裝置減壓塔底的重油即減壓渣油作為丁烷脫瀝青裝置的原料，經丁烷脫瀝青工藝處理後得到脫瀝青油和脫油硬瀝青兩個組分；脫瀝青油與其它催化裂化原料常壓渣油、減壓蠟油的一種或兩種混合後作為催化裂化裝置的原料，經催化裂化工藝生產高附加值的輕烴和汽柴油，剩餘的難以裂化的催化裂化油漿作為油漿拔頭即減壓分餾工藝的原料，經減壓分餾工藝處理後分離為輕油漿和拔頭重油漿兩個組分；輕油漿與溶劑脫瀝青裝置所產生的部分脫油硬瀝青混合，作為減粘裂化裝置的原料，生產7號商品燃料油；拔頭重油漿與溶劑脫瀝青裝置所產生的另一部分脫油硬瀝青進入瀝青在線調合裝置即靜態混合器，經充分混合生產高等級道路石油瀝青。
2.根據權利要求1所述的一種重油加工組合工藝，其特徵是丁烷脫瀝青工藝中減壓渣油在與溶劑丁烷混合前，先與含大量膠質成分的丁烷與膠質混合物流進行混合，再加入稀釋溶劑丁烷進行二次混合，然後加入主溶劑丁烷進行第三次混合；經過三次混合的物流進入瀝青質抽提器使混合物流發生相分離，從抽提器頂部得到的脫瀝青油作為原料送到催化裂化裝置進行催化裂化，在抽提器的底部打入副溶劑丁烷進一步抽提，經過二次抽提的重組分從瀝青質抽提器的底部引出經閃蒸、汽提分離出溶劑丁烷後得到脫油硬瀝青，將膠質沉降器底部的膠質即含大量膠質成分的丁烷與膠質混合物流全部引出，再進入丁烷脫瀝青裝置，與減壓渣油混合，作為循環膠質使用。
3.根據權利要求1所述的一種重油加工組合工藝，其特徵是所述的催化裂化油漿拔頭即減壓分餾工藝是將加熱到290℃～360℃的催化裂化油漿連續進入油漿拔頭塔，在0.5Kpa～5Kpa的操作壓力下，汽化後分離為輕、重兩個組分，輕組分從位於精餾段和提餾段之間的輕油漿收集器中全部抽出，經一級冷卻後一部分送出該裝置，與溶劑脫瀝青裝置所產生的部分脫油硬瀝青混合均勻後作為減粘裂化的原料，另一部分經二級冷卻返回拔頭塔作為塔頂冷回流；重組分在提餾段用過熱水蒸汽汽提後從塔底抽出，獲得的拔頭重油漿送到靜態混合器與丁烷脫瀝青裝置所獲得的另一部分脫油硬瀝青混合獲得高等級道路瀝青。
4.根據權利要求1所述的一種重油加工組合工藝，其特徵是丁烷脫瀝青工藝獲得的脫油硬瀝青與催化裂化油漿拔頭即減壓分餾工藝獲得的輕油漿按1.0～1.5∶1.0的重量比在線混合後，進入減粘反應塔進行減粘裂化反應，反應後減粘裂化油全部進入減粘分餾塔進行分餾，在減粘分餾塔頂獲得減粘輕組分，在減粘分餾塔底獲得減粘燃料油，經冷卻後生產7號商品燃料油。
5.根據權利要求1所述的一種重油加工組合工藝，其特徵是丁烷脫瀝青工藝所獲得的脫油硬瀝青與催化裂化拔頭即減壓分餾工藝所獲得的拔頭重油漿按0.8～1.2∶1.0的重量比在靜態混合器混合，混合後的溫度為200℃～230℃，經冷卻後獲得高等級道路瀝青。
6.根據權利要求2所述的一種重油加工組合工藝，其特徵是在丁烷脫瀝青工藝中稀釋溶劑丁烷、主溶劑丁烷、副溶劑丁烷的總和與減壓渣油的體積比為6～8∶1。
7.根據權利要求2所述的一種重油加工組合工藝，其特徵是在丁烷脫瀝青工藝中稀釋溶劑丁烷佔總溶劑重量的8％～16％，主溶劑丁烷佔總溶劑重量的70％～80％，副溶劑丁烷佔總溶劑重量的8％～16％。
8.根據權利要求2所述的一種重油加工組合工藝，其特徵是在丁烷脫瀝青工藝中所加入的稀釋溶劑丁烷佔總溶劑重量的10％～14％，主溶劑丁烷佔總溶劑重量的74％～76％，副溶劑丁烷佔總溶劑重量的10％～14％。
9.根據權利要求3所述的一種重油加工組合工藝，其特徵是催化裂化油漿拔頭即減壓分餾工藝中其油漿拔頭塔頂部設有三級高效抽空系統，使塔頂殘壓達到0.5Kpa～5Kpa，油漿拔頭塔內具有多層塔盤即多層精餾段和提餾段，位於進料口以上的塔盤構成精餾段，進料口以下的塔盤構成提餾段，在精餾段與提餾段之間設置了輕油漿收集器，所獲得的返回油漿拔頭塔作為塔頂冷回流的部分輕油漿其冷卻溫度為70℃～100℃，在提餾段的下部通入的過熱水蒸汽為催化裂化油漿進料重量的1～3％，重油漿冷卻到90℃～200℃後送到靜態混合器。
10.根據權利要求4所述的一種重油加工組合工藝，其特徵是丁烷脫瀝青工藝獲得的脫油硬瀝青與催化裂化油漿拔頭即減壓分餾工藝獲得的輕油漿混合後100℃運動粘度控制在2000mm2/s以下；減粘裂化工藝的反應溫度為400℃～450℃，反應時間為40～50分鐘。
全文摘要
本發明涉及重油加工技術。提出的一種重油加工組合工藝為減壓渣油經丁烷脫瀝青工藝處理後得到脫瀝青油和脫油硬瀝青兩個組分；脫瀝青油與其它催化裂化原料常壓渣油、減壓蠟油的一種或兩種混合後作為催化裂化裝置的原料，經催化裂化工藝生產高附加值的輕烴和汽柴油，剩餘的難以裂化的催化裂化油漿作為油漿拔頭即減壓分餾工藝的原料，經減壓分餾工藝處理後分離為輕油漿和拔頭重油漿兩個組分；輕油漿與溶劑脫瀝青裝置所產生的部分脫油硬瀝青混合，作為減粘裂化裝置的原料，生產7號商品燃料油；拔頭重油漿與溶劑脫瀝青裝置所產生的另一部分脫油硬瀝青進入瀝青在線調合裝置即靜態混合器，經充分混合生產高等級道路石油瀝青。
文檔編號C10C1/00GK101050383SQ20071005435
公開日2007年10月10日 申請日期2007年4月30日 優先權日2007年4月30日
發明者趙振輝, 柴志傑, 任滿年, 李中新, 楊書顯, 楊志強, 黃建林 申請人:中國石油化工股份有限公司