專利名稱:催化裂化-催化重油芳烴抽提聯(lián)合工藝的制作方法
本發(fā)明涉及石油煉制工藝方法的改進(jìn)，它包括催化裂化工藝和用雙溶劑抽提催化重油中的芳烴工藝相結(jié)合，其特點(diǎn)是能適應(yīng)催化裂化原料油的重質(zhì)化(其沸程范圍為300-530℃)，降低焦炭產(chǎn)率，提高催化裂化裝置處理能力。
目前大量的研究及設(shè)計(jì)工作是圍繞著催化裂化工藝的改進(jìn)或開發(fā)新型催化劑。一般對(duì)催化重油所采用的處理方法有兩種第一種方法是全回?zé)捄筒糠只責(zé)挘浠責(zé)挶葹?.3～0.7。第二種方法是將催化重油甩出裝置，即甩油漿，甩出量為原料油的5-12%。上述兩種方法均有其不足之處;第一種方法的缺點(diǎn)是重質(zhì)芳烴在催化裂化裝置中不斷地循環(huán)，從而產(chǎn)生大量的焦炭和干氣，僅生成少量的汽油和柴油，同時(shí)又不斷地增加新的重質(zhì)芳烴，這樣就降低了催化裂化裝置的生產(chǎn)能力。第二方案所用的全部甩出油漿，又損失了占整個(gè)甩出量40-60%的優(yōu)質(zhì)催化裂化原料油。在美國專利(3239456，3317423，4304660)中公開了采用雙溶劑抽提催化的輕質(zhì)油和重質(zhì)油，其目的是為了得到某種化工產(chǎn)品及其原料，例如制萘的原料，制炭黑的原料以及制取冷凍機(jī)潤滑油等。
本發(fā)明的目的在于解決上述現(xiàn)有技術(shù)中不足之處，從催化重油的化學(xué)組成分析著手，其中芳烴含量為30-60%(重量)，這是催化裂化裝置原料油中的非理想組份，還有40-70%(重量)的烷烴和環(huán)烷烴是理想組份。本發(fā)明采用雙溶劑抽提工藝，抽提工藝所用的溶劑有酚、亞砜、二甲基吡咯烷酮、干糠醛，5-8%水份的濕糠醛，以及芳烴含量≤5%(重量)的輕質(zhì)油，其沸程范圍在80-200℃之間，最佳餾分為90-120℃。本發(fā)明選用糠醛為第一溶劑，輕質(zhì)油作為第二溶劑，高選擇性地抽出催化重油中的重質(zhì)芳烴，既能提高催化裂化裝置的處理能力，降低焦炭和干氣的產(chǎn)率，提高汽油產(chǎn)率，并能得到高純度重質(zhì)石油芳烴。為此，本發(fā)明提出了催化裂化-催化重油芳烴抽提聯(lián)合工藝。
本發(fā)明的目的通過以下措施來達(dá)到;催化裂化原料油1進(jìn)入催化裂化裝置2，所得催化重油3進(jìn)入閃蒸塔(A)4，蒸閃塔塔頂?shù)酶牲c(diǎn)≥330℃的餾份5并入催化柴油28一起作為產(chǎn)品出裝置，閃蒸塔塔底為初餾點(diǎn)為≥330℃的拔頭催化重油6進(jìn)入雙溶劑抽提塔7。溶劑循環(huán)罐22，其分為糠醛，水和輕質(zhì)油三層。含水糠醛24進(jìn)入雙溶劑抽提塔上部，輕質(zhì)油23進(jìn)入雙溶劑抽提塔下部，在塔內(nèi)進(jìn)行雙溶劑抽提，抽提溫度是塔頂為60-100℃，塔中部為50-75℃，塔底為40℃左右。溶劑比即原料∶糠醛∶輕質(zhì)油(重量比)為1∶0.5～2.5∶0.2～1.0，最佳溶劑比是1∶0.5～1.0∶0.3～0.6。通過溶劑比的改變，可以控制催化重油的芳烴抽出率在50～95%范圍的變化。雙溶劑抽提塔7頂餾出的抽余液8進(jìn)入抽余液汽提塔10，溶劑11進(jìn)入溶劑罐22，抽余液汽提塔底所得抽余油12返回催化裂化裝置循環(huán)裂化。雙溶劑抽提塔底所得抽出液9進(jìn)入閃蒸塔(B)13，閃蒸塔頂餾出溶劑14進(jìn)入溶劑罐22，閃蒸塔底抽出液15進(jìn)入抽出液汽提塔16，汽提塔頂餾出溶劑17進(jìn)入溶劑罐22，汽提塔底能得到純度≥95%(重量)的重質(zhì)石油芳烴18作為產(chǎn)品出裝置。
采用了催化裂化-催化重油芳烴抽提聯(lián)合工藝焦炭產(chǎn)率下降了0.4～1.0%，催化裂化裝置處理能力提高了5-25%;總液收增加了3.2%;得到了純度≥95%(重量)的重質(zhì)石油芳烴;可降低裂化氣產(chǎn)率1～2%，提高汽油收率2.5～3.0%，柴油收率下降了2-6%。
圖一為催化裂化-催化重油芳烴抽提聯(lián)合工藝流程圖。圖中1.催化裂化原料油2.催化裂化裝置3.催化重油4.閃蒸塔(A)5.柴油6.拔頭催化重油7.雙溶劑抽提塔8.抽余液9.抽出液10.抽余液汽提塔11.溶劑12.抽余油13.閃蒸塔(B)
14.溶劑15.抽出液16.抽出液汽提塔17.溶劑18.重質(zhì)石油芳烴19.脫水塔20.溶劑21.廢水22.溶劑罐23.第二溶劑(輕質(zhì)油)24.第一溶劑(含水糠醛)25.含醛水26.裂化氣27.汽油28.柴油29.焦炭30.蒸汽31.蒸汽實(shí)施例1在年處理量為100萬噸的催化裂化裝置上，配上年處理量為25～35萬噸的溶劑抽提裝置，以除去催化重油中的重質(zhì)芳烴組份，將富烷烴組份再返回催化裂化裝置進(jìn)行裂化，構(gòu)成本發(fā)明所提供的催化裂化-催化重油芳烴抽提聯(lián)合工藝。
催化裝置所用原料油，是中間基原油所得減壓蠟油，或摻煉一定數(shù)量的減壓渣油(5～25%)可用國內(nèi)的山東原油，和山東原油及中原原油混合原油(國內(nèi)稱為管輸原油)，所得的減壓蠟油作催化裂化的原料油。也可用管輸原油所得減壓蠟油摻煉同一原料油所得的減壓渣油共同作催化裂化的原料，采用聯(lián)合工藝后，均獲得很好的結(jié)果。
聯(lián)合工藝的流程簡圖，見圖1。
催化裂化所得催化重油經(jīng)3進(jìn)入閃蒸塔(A)4。入塔溫度360～375℃，以塔4頂閃蒸出重柴油組份，可作為催化柴油出裝置，也可作為催化裂化的輕循環(huán)油。塔底得到初餾點(diǎn)≥330℃的催化重油，作為抽提原料6。
6進(jìn)入雙溶劑抽提塔7，原料油從塔7中部進(jìn)入，塔7頂進(jìn)入第一溶劑24，在塔7的上半段內(nèi)，原料油6和第一溶劑24逆流接觸，以萃取出油6中的重質(zhì)芳烴。從塔7中部向下流動(dòng)的抽出液和從塔7底部進(jìn)入的第二溶劑23逆流接觸，用第二溶劑置換出抽出液中的高烷烴組份，達(dá)到提純重質(zhì)芳烴的目的。
塔7抽提溫度，塔頂為60～100℃，塔中為50～75℃，塔底40℃左右;溶劑比即催化重油第一溶劑∶第二溶劑＝1∶0.5～1.0∶0.3～0.6。全塔理論板數(shù)為7～10塊。
抽余液8進(jìn)入汽提塔10，以回收溶劑，入塔溫度為210～225℃，塔10頂溫度為100～135℃，塔10底溫度為210～225℃，汽提蒸汽量為入塔量的3～6%。
抽出液9進(jìn)入閃蒸塔(B)13，回收部份溶劑，入塔溫度180～200℃，塔頂100～160℃。塔底200℃左右。
從塔13底所得抽出液15進(jìn)入汽提塔16，將15中全部溶劑趕出。操作條件和塔10基本相同。塔16底得到高純度重質(zhì)芳烴。
從塔10，塔13，塔16頂所得的第一、第二溶劑經(jīng)冷凝后進(jìn)入循環(huán)罐22，在罐22中，分為三層第一溶劑層、含醛水層和含水醛層。
第一溶劑層經(jīng)23，第二溶劑層經(jīng)24，返入塔7循環(huán)使用。罐22溫度在30～40℃，以利分層。
含醛水經(jīng)過25進(jìn)入脫水塔19，塔19頂?shù)萌┧卜形锓祷毓?2，塔19底得脫除醛的污水出裝置。
經(jīng)聯(lián)合工藝以后，可降低裂化氣產(chǎn)率1～2%，提高汽油收率2.5～3.0%;柴油收率下降了2～6%;焦炭產(chǎn)率下降0.5～1.0%;處理量可提高5～25%。
實(shí)施例2對(duì)催化裂化摻煉渣油并外甩油漿的結(jié)果，和本聯(lián)合工藝進(jìn)行了對(duì)比。
催化原料中摻煉了25.4%的減壓渣油。催化原料殘?zhí)贾禐?.5%。
原催化裝置每小時(shí)進(jìn)料100噸/小時(shí)，(年處理量80萬噸)，采用聯(lián)合工藝后進(jìn)料提高到107.5噸/小時(shí)，與其配套的抽提裝置進(jìn)料36噸/小時(shí)。(年處理量30萬噸)溶劑比為1∶0.6∶0.3;即第一溶劑和第二溶劑進(jìn)料量為21.6噸/小時(shí)和10.8噸/小時(shí)。所得抽余油量為30噸/小時(shí)，返回催化裂化裝置裂化，此外，得到6噸/小時(shí)的重質(zhì)芳烴，其芳烴+膠質(zhì)含量為96.8%(重)。芳烴油抽出率為20%(重)。
現(xiàn)將原催化裝置和催化裂化-催化重油芳烴抽提聯(lián)合工藝，兩者所得的產(chǎn)品收率及產(chǎn)量，列于下表。
原催化裂化 聯(lián)合工藝聯(lián)合工藝 產(chǎn)量% 噸/小時(shí) 噸/小時(shí)處理量 噸/小時(shí) 100 - 107.5 -催化氣 8.9 8.9 7.8 8.4汽油 46.7 46.7 49.6 53.3柴油 30.1 30.1 28.0 30.1外甩油漿 4.9 4.9 0 0重質(zhì)芳烴 0 0 5.6 6.0焦碳 9.4 9.4 9.0 9.7兩者的催化裂化條件相同，反應(yīng)溫度482℃，劑油比5.0，反應(yīng)時(shí)間2.79秒。
聯(lián)合工藝和外甩油漿對(duì)比，汽油收率增加2.9%，裂化氣降低了1.1%;焦碳降低了0.4%;柴油收率降低了2.1%;原外甩4.9%油漿，成為外甩重質(zhì)芳烴5.6%。
汽、柴油的實(shí)際產(chǎn)量(輕油產(chǎn)量)增加了6.6噸/小時(shí)。處理量提高了7.5%。
權(quán)利要求
1.催化裂化-催化重油的芳烴抽提聯(lián)合工藝是以催化裂化裝置的重油包括回?zé)捰?，回?zé)捰蜐{或外甩油漿，其沸程范圍為300-530℃，進(jìn)行雙溶劑抽提，其特征是催化裂化原料油1進(jìn)入催化裂化裝置2，所得催化重油3進(jìn)入閃蒸塔(A)4，閃蒸塔頂餾出干點(diǎn)≥330℃的餾份5并入催化柴油28一起作為產(chǎn)品出裝置，閃蒸塔底餾出初餾點(diǎn)為≥330℃的拔頭催化重油6進(jìn)入雙溶劑抽提塔7。溶劑循環(huán)罐22，其分為第一溶劑，水和第二溶劑三層，第一溶劑24進(jìn)入雙溶劑抽提塔上部，第二溶劑23進(jìn)入雙溶劑抽提塔下部，含溶劑的水25進(jìn)入脫水塔19回收溶劑，溶劑循環(huán)使用。雙溶劑抽提塔7頂餾出的抽余液8進(jìn)入抽余液汽提塔10，溶劑11進(jìn)入溶劑罐22，抽余液汽提塔底所得抽余油12返回催化裂化裝置循環(huán)裂化。雙溶劑抽提塔底所得抽出液9進(jìn)入閃蒸塔(B)13，閃蒸塔頂餾出溶劑14，進(jìn)入溶劑罐22，閃蒸塔底餾出的抽出液15進(jìn)入抽出液油提塔16，汽提塔頂餾出溶劑17進(jìn)入溶劑罐22，汽提塔底得重質(zhì)石油芳烴18作為產(chǎn)品出裝置。
2.根據(jù)權(quán)利1所述的催化裂化-催化重油的芳烴抽提聯(lián)合工藝，其特征是抽提裝置所用的溶劑有糠醛、酚、亞砜、二甲基吡咯烷酮以及輕質(zhì)油。
3.根據(jù)權(quán)利1或2所述的催化裂化-催化重油的芳烴抽提聯(lián)合工藝，其特征是抽提裝置采用干糠醛，或含有5-8%水份的濕糠醛作為第一溶劑，采用芳烴含量≤5%(重量)，沸程范圍最佳在90-120℃的輕質(zhì)油作為第二溶劑。
4.根據(jù)權(quán)利1所述的催化裂化-催化重油的芳烴抽提聯(lián)合工藝，其特征是抽提裝置所得抽出液脫溶劑后能得到純度≥95%的重質(zhì)石油芳烴。
5.根據(jù)權(quán)利1所述的催化裂化-催化重油的芳烴抽提聯(lián)合工藝，其特征是雙溶劑抽提塔抽提溫度，塔頂溫度60-100℃，塔中部溫度為50-75℃，塔底溫度40～。溶劑比即原料∶糠醛∶輕質(zhì)油(重量比)為1∶0.5～1.0∶0.3～0.6。
專利摘要
催化裂化—催化重油芳烴抽提聯(lián)合工藝是將催化裂化工藝和雙溶劑抽提芳烴工藝相結(jié)合，為適應(yīng)催化裂化原料油的重質(zhì)化的工藝，采用本工藝可降低焦炭產(chǎn)率，提高催化裂化裝置處理能力，并能得到高純度的重質(zhì)石油芳烴。
文檔編號(hào)C10G55/00GK87107146SQ87107146
公開日1988年4月13日 申請(qǐng)日期1987年10月30日
發(fā)明者王贛父 申請(qǐng)人:中國石油化工總公司, 中國石油化工總公司洛陽石油化工工程公司導(dǎo)出引文BiBTeX, EndNote, RefMan