專利名稱：一種加氫裂化方法
技術領域：
本發(fā)明屬于一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范圍內環(huán)保要求的日趨嚴格，作為原油二次加工、重油輕質化的主要手段之一的加氫裂化工藝，由于原料適用性強，生產(chǎn)方案靈活，液體產(chǎn)品收率高，產(chǎn)品質量好，在含硫和高硫原油深度加工生產(chǎn)清潔燃料過程中發(fā)揮著越來越重要的作用，其應用范圍也日益廣泛。近年來，市場對各類油品尤其對優(yōu)質中間餾分油產(chǎn)品需求量持續(xù)增長，煉廠生產(chǎn) 優(yōu)質中間餾分油產(chǎn)品的壓力也越來越大，因此中油型加氫裂化工藝在生產(chǎn)清潔燃料過程中發(fā)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工藝、單段串聯(lián)工藝和兩段工藝。采用無定形加氫裂化催化劑的單段工藝曾是最大量生產(chǎn)中間餾分油的主要工藝過程，但其不足是起始反應溫度較高，催化劑運行周期較短，并且難以加工較重的劣質原料。兩段工藝裝置雖然操作靈活性較大，原料適應性強，但流程相對復雜，基礎投資、催化劑投資及操作成本都相對較高。一段串聯(lián)工藝過程通常采用加氫精制、加氫裂化催化劑串聯(lián)操作的模式，在加氫裂化段通常采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。相對于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(tǒng)中的反序串聯(lián)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(chǎn)物在提純和冷卻段除去NH3和H2S并冷卻后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公開了一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，設置一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。該方法可在操作壓力下實現(xiàn)未轉化油循環(huán)，從而實現(xiàn)低單程轉化率下的經(jīng)濟運行，改善產(chǎn)品質量。CN1216967C公開了一種最大量生產(chǎn)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”的組合工藝路線。在“順序流”加氫裂化區(qū)段采用加氫處理和加氫裂化串聯(lián)，得到約50%的輕質產(chǎn)品，在“平行流”加氫裂化區(qū)段只采用無定形加氫裂化催化劑進行尾油的循環(huán)裂化。該方法可最大量生產(chǎn)中間餾分油，并可根據(jù)情況靈活調整生產(chǎn)方案，最大量生產(chǎn)柴油或噴氣燃料
發(fā)明內容
本發(fā)明的目的是在現(xiàn)有技術基礎上，提供一種加氫裂化方法，以解決現(xiàn)有技術加氫裂化方法，中間餾分油收率低的問題。本發(fā)明提供的方法包括(I)原料油與氫氣混合后，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經(jīng)熱高壓分離器、冷高壓分離器、熱低壓分離器、冷低壓分離器進行氣液分離，冷低壓分離器得到的液相物流和熱低壓分離器得到的液相物流一起進入分餾塔，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，在所述熱高壓分離器上部設置一段反應區(qū)，裝填加氫精制催化劑；(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。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，硫含量不大于50000 μ g/g，氮含量不大于5000 μ g/g。優(yōu)選所述原料油的硫含量不大于40000 μ g/g，氮含量不大于2000 μ g/g。現(xiàn)有技術通常采用加氫精制、加氫裂化催化劑串聯(lián)操作的模式。本發(fā)明的發(fā)明人發(fā)現(xiàn)，這種操作模式下，由于原料經(jīng)過加氫精制段進行了加氫預處理，在精制段進行脫硫、脫氮反應的同時，也會發(fā)生少量的輕質化反應，相對于原料油該裂化段進料中將含有部分(通常在109Γ209Ο的中間餾分，精制后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(fā)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(fā)明為了克服這一問題，精制段出口油在進入裂化反應器前首先經(jīng)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(fā)生二次裂化的可能。相對于現(xiàn)有技術的反序串聯(lián)加氫裂化方法，本發(fā)明同時提供了新鮮原料油同時進入加氫精制段和加氫裂化段的并流的技術方案；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(huán)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(fā)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(jié)約循環(huán)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，反應壓力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'所述加氫精制催化劑是負載在無定形氧化鋁或/和氧化硅上的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(yōu)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中的一種或幾種。加氫精制反應器的反應流出物進入熱高壓分離器進行氣液分離，熱高壓分離器頂部氣相物流進入冷高壓分離器，熱高壓分離器底部物流進入熱低壓分離器；冷高壓分離器頂部分離出氣體循環(huán)使用，冷高壓分離器底部物流進入冷低壓分離器。冷低壓分離器得到的液相物流和熱低壓分離器得到的液相物流一起進入分餾塔進行產(chǎn)品分離。由分餾塔分離得到輕石腦油餾分(小于65°C )、重石腦油餾分(65 145°C )、中間餾分油(145 370°C )和尾油餾分(大于370°C)。熱高壓分離器操作溫度在16(T320°C，優(yōu)選20(T280°C，操作壓カ為
3.0 20· OMPa,優(yōu)選 6. 0 18· OMPa0在所述熱高壓分離器上部設置一段反應區(qū)，裝填加氫精制催化劑，可進ー步改善熱高壓分離器頂部輕質產(chǎn)品的質量，即可在較低的反應操作壓カ下獲得高質量的中間餾分油。所述熱高壓分離器上部裝填的加氫精制催化劑為加氫精制反應器中加氫精制催化劑體積的5% 20%。所裝填的加氫精制催化劑與精制反應器中的催化劑可以相同，也可以不同。所述加氫精制催化劑是負載在無定形氧化鋁或/和氧化硅上的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(yōu)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。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)。所述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，該載體由無定形硅鋁和分子篩組成；所述無定形硅鋁選自氧化硅、氧化鋁、無定形硅酸鋁中的ー種或幾種。以加氫裂化催化劑整體為基準，以氧化物計，加氫裂化催化劑組成為氧化鋁30重量％ 72重量％，無定形硅酸鋁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沸石中的ー種或幾種。所述VIB族金屬和VIII族金屬組分選自Mo、W、Co、Ni中的ー種或幾種。本發(fā)明的優(yōu)點為I、本發(fā)明提供的方法能處理重質餾分油，最大量生產(chǎn)中間餾分油。與一段串聯(lián)加氫裂化方法相比，本發(fā)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。與反序串聯(lián)加氫裂化方法相比，本發(fā)明將新鮮原料油以“并流”的方式引入加氫裂化反應器后，其中的有機氮化合物及隨后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(tǒng)中無氨環(huán)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(xiàn)象的發(fā)生，從而有利于提高中間餾分油的收率。2、與現(xiàn)有技術的反序串聯(lián)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(tǒng)中的硫含量，提高H2S的分壓，可以有效保護硫化態(tài)加氫裂化催化劑的活性和選擇性。3、由于熱高壓分離器頂部裝填的加氫精制催化劑可改善輕質產(chǎn)品的質量，使得本發(fā)明裝置的反應壓カ可較常規(guī)的加氫裂化裝置降低，而中間餾分油的質量尤其是航煤餾分的質量不受影響。


附圖是本發(fā)明所提供的加氫裂化方法的流程示意圖。
具體實施方式
附圖是本發(fā)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。原料油經(jīng)管線27進入儲罐1，新氫經(jīng)管線10進入新氫壓縮機2增壓后與原料油混合，混合物經(jīng)管線11進入加熱爐12，加熱后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。在加氫精制反應器中原料油和氫氣在精制催化劑作用下發(fā)生脫硫、脫氮、烯烴飽和以及芳烴飽和反應。加氫精制反應器4的反應后物流經(jīng)管線15進入熱高壓分離器5進行氣液分離，熱高壓分離器的上部設置一反應區(qū)，裝填加氫精制催化劑。熱高壓分離器5頂部的氣相物流經(jīng)催化劑床層進ー步反應后由管線16進入冷高壓分離器7，冷高壓分離器7頂部富氫氣體進入循環(huán)氫壓縮機6，經(jīng)循環(huán)氫壓縮機增壓后分兩路沿管線18和管線27分別進入加氫精制反應器4和加氫裂化反應器3。冷高壓分離器7底部經(jīng)管線28排出酸性水，冷高壓分離器7下部液相物流經(jīng)管線19進入冷低壓分離器8，在此進行進ー步的氣液分離，分離出的氣體經(jīng)管線30放空或回收；底部經(jīng)管線29排出酸性水。冷低壓分離器8下部的液相物流經(jīng)管線31進入分餾塔25。熱高壓分離器5底部的油相物流經(jīng)管線17進入熱低壓分離器9，熱低壓分離器9頂部經(jīng)管線20排出 氣體，熱低壓分離器9底部的液相物流經(jīng)管線21進入分餾塔25。分餾塔25塔頂分出輕烴及輕石腦油餾分經(jīng)管線22抽出，重石腦油餾分經(jīng)上部側線23抽出，中間餾分油經(jīng)下部側線24抽出，塔底尾油餾分經(jīng)管線26抽出后循環(huán)至加氫裂化反應器3入口，與部分新鮮原料油一起在加氫裂化催化劑的作用下進行反應，加氫裂化反應器3底部的反應生成物進入加氫精制反應器4。下面的實施例將對本發(fā)明提供的方法，予以進一步的說明，但并不因此而限制本發(fā)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-I，加氫精制催化劑的商品牌號為RN-32V，熱高壓分離器上部裝填的加氫精制催化劑的商品牌號為RN-32V，加氫裂化反應器裝填加氫裂化催化劑的商品牌號為RHC-131。對比例中采用相同的催化劑及裝填方式。上述催化劑均有中國石化催化劑分公司生產(chǎn)。實施例I在反應壓カ為12. OMPa，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，熱高壓分離器操作溫度在280°C，操作壓カ為12. OMPa，裝填的加氫精制催化劑是加氫精制反應器中加氫精制催化劑體積的10%的反應條件下，以本發(fā)明提供的加氫裂化方法，采用原料A開展了試驗，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(huán)回加氫裂化反應器。加氫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(chǎn)品航煤、柴油收率分別為41. 15%和38. 24%，中間餾分油總收率為79. 39%，總液體產(chǎn)品收率為96. 83%。實施例2在反應壓カ為12. OMPa，加氫精制段反應溫度385°C，加氫裂化段反應溫度385°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，熱高壓分離器的操作溫度為240°C，操作壓カ為12. OMPa，裝填的加氫精制催化劑是加氫精制反應器中加氫精制催化劑體積的15%的反應條件下，以本發(fā)明提供的加氫裂化方法，采用原料A開展了試驗，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(huán)回加氫裂化反應器。加氫裂化反應器反應氣氛中H2S分壓為O. 03MPa,NHs分壓為O. 006MPa。試驗結果如表3所示，以新鮮原料100%計，產(chǎn)品航煤、柴油收率分別為42. 03%和38. 85%，中間餾分油總收率為80. 88%，總液體產(chǎn)品收率為97. 12%。對比例在反應壓カ為12. OMPa，加氫精制段反應溫度380°C，加氫裂化段反應溫度356°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(lián)加氫裂化方法，采用原料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，カロ氫精制反應器的反應產(chǎn)物分離和分餾后，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(huán)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(chǎn)品航煤、柴油收率分別為39. 11%和36. 68%，中間餾分油總收率為75. 79%，總液體產(chǎn)品收率為96. 02%。在反應壓カ12. OMPa條件下，常規(guī)一段串聯(lián)加氫裂化條件下，產(chǎn)品航煤的煙點較低，僅為20mm。表I原料油性質
權利要求
1.一種加氫裂化方法，包括 (O原料油與氫氣混合后，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經(jīng)熱高壓分離器、冷高壓分離器、熱低壓分離器、冷低壓分離器進行氣液分離，冷低壓分離器得到的液相物流和熱低壓分離器得到的液相物流一起進入分餾塔，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；在所述熱高壓分離器上部設置一段反應區(qū)，裝填加氫精制催化劑； (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。
2.按照權利要求I所述的方法，其特征在于，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，硫含量不大于50000 μ g/g，氮含量不大于 5000 μ g/g。
3.按照權利要求I所述的方法，其特征在于，所述原料油的硫含量不大于40000μ g/g，氮含量不大于2000 μ g/g。
4.按照權利要求I所述的方法，其特征在于，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。
5.按照權利要求I所述的方法，其特征在于，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。
6.按照權利要求I所述的方法，其特征在于，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. 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'
7.按照權利要求I所述的方法，其特征在于，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. O 25. OMPa，氫油體積比300 2000，體積空速為O. 5 8. Oh 1O
8.按照權利要求I所述的方法，其特征在于，所述加氫精制催化劑是負載在無定形氧化鋁或/和氧化硅上的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，其特征在于，所述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，該載體由無定形硅鋁和分子篩組成；所述無定形硅鋁選自氧化硅、氧化鋁、無定形硅酸鋁中的一種或幾種。
10.按照權利要求9所述的方法，其特征在于，以加氫裂化催化劑整體為基準，以氧化物計，加氫裂化催化劑組成為氧化鋁30重量％ 72重量％，無定形硅酸鋁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％。
11.按照權利要求9或10所述的方法，其特征在于，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。
12.按照權利要求I所述的方法，其特征在于，所述熱高壓分離器上部裝填的加氫精制催化劑為加氫精制反應器中加氫精制催化劑體積的5% 20%。
13.按照權利要求I所述的方法，其特征在于，所述熱高壓分離器的操作溫度為16(T320°C，操作壓力為 3. 0 20· OMPa0
14.按照權利要求13所述的方法，其特征在于，所述熱高壓分離器的操作溫度為200^280°C ;操作壓力為 6· (Tl8· OMPa?！?br> 全文摘要
一種加氫裂化方法，將新鮮原料油以并流的方式同時引入加氫精制反應器和加氫裂化反應器；加氫精制反應器的反應流出物經(jīng)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；在熱高壓分離器上部設置一段反應區(qū)，裝填加氫精制催化劑；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(fā)明提供的方法能處理重質餾分油，最大量生產(chǎn)中間餾分油，熱高壓分離器頂部裝填的加氫精制催化劑可改善輕質產(chǎn)品的質量。
文檔編號C10G67/00GK102839018SQ20121017136
公開日2012年12月26日 申請日期2012年5月29日 優(yōu)先權日2011年6月23日
發(fā)明者胡志海, 董建偉, 陳元君, 董松濤, 趙陽, 王子文, 龍湘云, 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