專利名稱：一種高硫蠟油的催化轉(zhuǎn)化方法
技術領域：
本發(fā)明屬于石油烴的催化轉(zhuǎn)化方法，更具體地說，涉及到一種高硫蠟油催化裂解與加氫處理的集成エ藝的催化轉(zhuǎn)化方法。
背景技術：
常規(guī)的催化裂化工藝加工高硫劣質(zhì)蠟油原料不但使催化裂化再生煙氣中的S0X_放不符合環(huán)保要求，而且汽油與柴油產(chǎn)品中的硫含量均不能符合產(chǎn)品規(guī)格要求。因此，通常這些高硫劣質(zhì)蠟油原料先經(jīng)加氫處理，除去硫、氮和金屬等雜質(zhì)，飽和原料中的多環(huán)芳烴，提高其催化裂化反應性能，然后再作為催化裂化的原料，生產(chǎn)低硫汽油和柴油。US3775290披露了ー種將脫鹽原油、催化重循環(huán)油和焦化蠟油等混合進行加氫處理，加氫尾油再進行催化裂化的組合エ藝方法。US4780193公開了ー種采用高壓、低溫加氫處理技術提高催化裂化原料質(zhì)量的方法，該加氫精制裝置的反應溫度低于390°C，反應壓カ至少在10. OMPa以上，最好在12. OMPa以上。在有利于芳烴飽和的エ藝條件下，通過加氫精制提高催化裂化裝置原料的裂化性能，從而提高催化裂化裝置的轉(zhuǎn)化率，生產(chǎn)出高辛烷值的汽油調(diào)和組分。CN101684417A公開了ー種優(yōu)化的加氫-催化裂化組合エ藝方法，蠟油原料在加氫處理反應區(qū)進行反應，得到的加氫蠟油作為催化裂化原料油，不經(jīng)分餾直接進入催化裂化単元，催化重循環(huán)油循環(huán)回加氫處理反應區(qū)，熱高壓分離器頂部氣相物流和催化輕循環(huán)與任選的粗柴油進入加氫改質(zhì)反應區(qū)，進行加氫改質(zhì)反應，反應生成物經(jīng)分餾后得到加氫石腦油和加氫柴油。加氫處理単元和加氫改質(zhì)単元公用氫氣系統(tǒng)，降低裝置設備投資和操作費用。產(chǎn)品方案靈活，可同時生產(chǎn)優(yōu)質(zhì)低硫汽油、優(yōu)質(zhì)柴油以及重整原料。EP0022883A1公開了ー種催化裂化和加氫處理工藝組合用于處理含硫原料生產(chǎn)高辛烷值汽油的方法。其首先是將含硫原料在第一裂化區(qū)反應生產(chǎn)得到催化汽油，催化汽油然后進入第二裂化反應區(qū)至少飽和部分烯烴，至少一部分再次裂化的產(chǎn)物被加氫處理以生產(chǎn)低硫含量的高辛烷值汽油或高辛烷值汽油調(diào)和組分。CN1667089A披露了ー種將重質(zhì)原料先加氫再催化裂化來最大限度地同時生產(chǎn)丙烯、こ烯和芳烴的化工型煉油方法，但該方法氫耗過高，同時由于原料先加氫過程中會不可避免地由于酸性裂化反應損失部分生產(chǎn)丙烯的原料。因此不難發(fā)現(xiàn)，當采用上述催化裂化和加氫處理工藝組合來加工劣質(zhì)或含硫原料時，其主要目的是生產(chǎn)低硫的高辛烷值汽油。這主要是因為劣質(zhì)蠟油原料經(jīng)加氫處理后污染物減少、芳烴得到不同程度地飽和，從而可以改善其催化裂化性能并多產(chǎn)高辛烷值汽油。但正如前面提到的一個不容忽視的問題是，原料先加氫處理過程中由于催化劑中酸的催化作用會發(fā)生裂化反應而產(chǎn)生部分柴油、石腦油和輕烴，因此得到的加氫處理尾油作為催化原料不利于多產(chǎn)重要的有機化工原料，低碳烯烴，如丙烯、こ烯、丁烯等。因此有必要開發(fā)ー種針對高硫劣質(zhì)蠟油生產(chǎn)低碳烯烴和高辛烷值汽油的方法。此外，隨著環(huán)保法規(guī)對催化裂化生產(chǎn)過程以及產(chǎn)品質(zhì)量要求日益嚴格，劣質(zhì)高硫蠟油先經(jīng)加氫處理再催化裂化仍存在不少問題，催化裂化再生煙氣中的SOx排放也難以符合環(huán)保要求，仍然需要增加再生煙氣處理裝置。當再生煙氣處理裝置處理較低含量的30)(煙氣時，其處理效率將有所降低。另外，即使加氫蠟油催化裂化生產(chǎn)汽油硫含量較低，但仍然難以將汽油中的硫含量降低到10微克/克以下，汽油仍然需要后處理。當采用S-Zorb技術處理硫含量較低的汽油時，S-Zorb因汽油中的硫含量過低，難以維持其平衡操作，需從外界補充其他的硫化物，造成S-Zorb裝置使用效益降低。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明的目的是提供一種高硫劣質(zhì)蠟油催化裂解與加氫處理的集成工藝的催化 轉(zhuǎn)化方法，主要用于生產(chǎn)低碳烯烴特別是乙烯、丙烯同時兼顧高辛烷值汽油的方法。本發(fā)明提供的催化轉(zhuǎn)化方法包括以下步驟(I)高硫蠟油與熱再生催化劑在催化裂解反應器的下部接觸并發(fā)生催化裂解反應，生成的油氣和含炭的催化劑上行，在一定的反應環(huán)境下進一步選擇性地發(fā)生二次裂化反應和異構(gòu)化反應，分離反應油氣得到包括乙烯、丙烯、丙烷、丁烷、輕汽油、重汽油、柴油和催化蠟油的反應產(chǎn)物，待生催化劑經(jīng)汽提、再生后循環(huán)使用；(2)來自步驟(I)的催化蠟油和任選的其它二次加工蠟油混合，作為加氫處理裝置的原料油，進入加氫處理單元進行多環(huán)芳烴選擇性加氫；(3)加氫后的蠟油返回到催化裂解反應器，作為催化裂解的原料油。本發(fā)明優(yōu)選步驟(I)的反應產(chǎn)物包括丙烷、丁烷和輕汽油的一種或幾種返回催化裂解反應器；步驟(I)的重汽油進入汽油脫硫裝置，柴油進入柴油脫硫裝置；步驟(I)的再生煙氣進入煙氣處理裝置進行處理，處理后的煙氣排放。本發(fā)明提供的催化轉(zhuǎn)化方法是這樣具體實施的(I)、催化裂解單元(a)、預熱的高硫原料油進入催化裂解反應器第一反應區(qū)與熱再生催化劑接觸并發(fā)生裂化反應，反應溫度為580°C 780°C，最好為600°C 750°C，反應時間為I秒 10秒，催化劑與所述原料油的重量比(以下簡稱劑油比)為10 40，水蒸汽與所述原料油的重量比(以下簡稱水油比)為O. I 1.0，壓力(絕對壓力)0· 15 0.4MPa ;(b)、生成的油氣和用過的催化劑上行進入催化裂解反應器第二反應區(qū)，在一定的反應環(huán)境下發(fā)生二次裂化反應和異構(gòu)化反應，反應溫度比第一反應區(qū)催化裂解反應溫度高20 150°C，優(yōu)選高25 120°C，重時空速O. 5 201^，該反應區(qū)內(nèi)催化劑循環(huán)量與第一和第二反應區(qū)的總進料的重量比為10 50，水油比為O. I I. 0，壓力(絕對壓力)0· 15
O.4MPa ；(C)、分離反應產(chǎn)物得到乙烯、丙烯、丙烷、丁烷、輕汽油、重汽油、柴油、催化蠟油及其它產(chǎn)品，待生催化劑經(jīng)汽提進入再生器，經(jīng)燒焦再生后循環(huán)使用，再生煙氣進入煙氣處理裝置進行處理，處理后的煙氣排放。(d)、催化蠟油直接或/和除去少量的催化劑顆粒后進入加氫處理裝置。催化蠟油可經(jīng)過濾裝置或/和蒸餾裝置除去少量的催化劑顆粒。催化裂解單元所用的反應器可以是包含有第一和第二反應區(qū)的雙反應區(qū)的變徑提升管反應器，該變徑提升管反應器的詳細描述見ZL99105903.4;也可以是由提升管和流化床構(gòu)成的復合反應器、由提升管與下行式輸送線構(gòu)成的復合反應器、由兩個以上的提升管構(gòu)成的復合反應器、由兩個的流化床構(gòu)成的復合反應器、由兩個以上的下行式輸送線構(gòu)成的復合反應器或由兩個以上的移動床構(gòu)成的復合反應器。在本發(fā)明方法中復合反應器的第一反應器稱為第一反應區(qū)，第二反應器及其后的反應器稱為第二反應區(qū)。本發(fā)明方法優(yōu)選的反應器為變徑提升管反應器。無論采用復合反應器或變徑提升管反應器，第二反應區(qū)溫度要高于第一反應區(qū)溫度。此外在第二反應區(qū)與第一反應區(qū)的結(jié)合部位需要進ー步注入介質(zhì)，以實現(xiàn)進ー步增產(chǎn)こ烯、丙烯目的。介質(zhì)包括熱介質(zhì)和各種烴循環(huán)物。熱介質(zhì)是選自高溫再生催化劑和高溫半再生催化劑中的ー種或幾種，為提高丙烯的高選擇性優(yōu)選高溫半再生催化劑。烴循環(huán)物是經(jīng)過產(chǎn)品分離后得到的丙烷、丁烷和輕汽油中的ー種或幾種。再生催化劑碳含量為O. I重％以下，最好為O. 05重％以下；半再生催化劑碳含量為O. I重％ 0.9重％，最好碳含量為O. 15重％ O. 5重％。本發(fā)明方法中再生催化劑的MAT活性要求為30% 70%，優(yōu)選35% 65%。半再生催化劑的MAT活性要求為20 % 60 %，優(yōu)選30 % 50 %。輕汽油是指采用ASTM D86方法時餾程干點小于80°C的汽油餾分。為控制第二反應區(qū)的反應溫度，對補充進入第二反應區(qū)的熱介質(zhì)可以根據(jù)需要預冷卻至所需要的溫度。該方法適用的高硫蠟油選自常壓塔頂油、常壓塔抽出的餾分油、直餾減壓蠟油、淺度加氫蠟油、焦化蠟油(CGO)、脫浙青油(DAO)及其混合物，其特征為硫含量應大于O. 5重％,最好大于I. O重％。步驟(2)所述其它二次加工蠟油選自CGO、DAO及其混合物。該方法所采用的催化劑包括粘土、中孔硅鋁材料、無機氧化物、沸石，各組分的含量分別為7 70%粘土、3 70%的中孔硅鋁材料、5 80%的無機氧化物和5 60%的具有MFI結(jié)構(gòu)的沸石。粘土作為基質(zhì)(載體)，選自高嶺土和/或多水高嶺土。無機氧化物作為粘接劑，選自ニ氧化硅(SiO2)和/或三氧化鋁(Al2O3)。MFI結(jié)構(gòu)沸石包括ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，也可以對上述中孔沸石用磷等非金屬元素和/或鐵、鈷、鎳等過渡金屬元素進行改性，無水化學表達式以氧化物的重量計為(0-0. 3)Na20· (O. 3-7)Al2O3 · (1.0-10)P2O5 · (O. 7-15) MxOy · (O-IO)RE2O3 · (70-98) SiO2，優(yōu)選(0-0. 2) Na2O · (O. 9-7) Al2O3 · (I. 5-7)P2O5 · (O. 9-10)MxOy · (O. 5-10)RE2O3 · (82-92) SiO2，其中，M 選自 Fe、Co、Ni、Cu、Zn、Mo 或 Mn中的一種或兩種過渡金屬，優(yōu)選Fe、Co或Ni中的ー種或兩種，更優(yōu)選的是Fe和/或Ni。RE代表稀土，X為氧的化合價，y為過渡金屬的化合價，其中若過渡態(tài)的化合價為偶數(shù)吋，為1，為過渡金屬化合價除以2。中孔硅鋁材料具有擬薄水鋁石的物相結(jié)構(gòu)，以氧化物的重量計，其無水化學表達式為(0-0. 3) Na2O · (40-90) Al2O3 · (10-60) SiO2,比表面積為 200_400m2/g，孔容為O. 5-2. 0ml/g,優(yōu)選為I. 0-2. 0ml/g,平均孔徑為8_20nm，優(yōu)選10-20，最可幾孔徑為 5_15nm,優(yōu)選 10_15nm。(2)加氫處理單元催化蠟油先和任選的其他二次加工的蠟油混合，然后加熱并與氫氣混合，進入裝填加氫催化劑的加氫處理反應區(qū)，在8. O 16. OMPa壓カ下進行多環(huán)芳烴選擇性加氫飽和，反應生成油進入帶分離功能的熱高分，熱高壓分離器頂部留出的氣相物流是富氫氣體和加氫處理反應生成的輕烴，而熱高壓分離器底部留出的液相物流是加氫蠟油。熱高壓分離器底部液相物流經(jīng)熱低壓分離器進一步分離出溶解的氣體后不經(jīng)分餾直接作為催化裂解單元的原料或其他單元的原料。所述的加氫處理裝置的反應系統(tǒng)通常為固定床反應器，加氫處理反應條件為反應壓力8. O 16. 010^，優(yōu)選11· OMPa 15. OMPa ;反應溫度300 430°C，優(yōu)選310 380°C;體積空速O. 2 5· 01Γ1，優(yōu)選O. 4 3. OtT1 ;氫油體積比300 IOOONmVm3。所述的加氫處理固定床反應器內(nèi)的催化劑裝填方式依次裝填加氫保護劑、加氫脫金屬脫硫劑和加氫處理催化劑。以整體催化劑體積為基準，加氫保護劑、加氫脫金屬脫硫劑和加氫處理催化劑的裝填體積百分數(shù)分別為2 20體積％，0 20體積％，60 98體積％。所述的加氫保護劑的組成為O. 5 5. O重％氧化鎳、2. O 10. O重％氧化鑰、余量
為氧化鋁載體。 所述的加氫脫金屬脫硫劑組成為2. O 7. O重％氧化鈷、10. O 30. O重％氧化鑰、余量為氧化鋁載體。所述的加氫處理催化劑是負載在無定型氧化鋁或/和硅鋁載體上的VIB族或/和VIII族非貴金屬催化劑，其中所述VIB族非貴金屬為鑰或/和鎢，VIII族非貴金屬為鎳、鈷、鐵中的一種或多種。所述的催化蠟油(FGO)為初餾點不小于260°C的餾分，氫含量不低于10. 5重％。在更優(yōu)選的實施方案中，所述催化蠟油為初餾點不小于330°C的餾分，氫含量不低于10. 8重％。所述的二次加工的蠟油為焦化蠟油(CGO)、脫浙青油(DAO)及其混合原料油。(3)其他輔助單元催化裂解單元的汽油送到汽油加氫脫硫或汽油吸附脫硫裝置進行汽油脫硫，分別詳見專利CN101314734A或CN1658965A，催化裂解單元的柴油進入柴油脫硫裝置進行柴油脫硫；催化裂解單元的再生煙氣進入煙氣處理裝置，進行煙氣處理，處理后的煙氣排放。本發(fā)明的優(yōu)點在于I、提高不同煉油技術使用效益，強化煉油技術更加合理的集成，為煉油生產(chǎn)過程清潔化和煉油產(chǎn)品清潔化提供了一條新的途徑。2、提高了原料中的氫利用率，同時又提高加氫處理的氫的利用率，從而可以節(jié)約石油資源。3、可以直接從高硫劣質(zhì)蠟油通過先催化后加氫的集成手段來最大限度地生產(chǎn)丙烯等低碳烯烴同時兼顧高辛烷值汽油生產(chǎn)。


附圖為本發(fā)明提供的高硫蠟油的催化轉(zhuǎn)化方法原則流程示意圖。
具體實施例方式下面結(jié)合附圖進一步說明本發(fā)明所提供的方法，但本發(fā)明并不因此而受到任何限制。附圖是本發(fā)明的優(yōu)選實施方式的流程示意圖，由變徑提升管反應器的催化裂解和固定床反應器的加氫處理集成，設備和管線的形狀、尺寸不受附圖的限制，而是根據(jù)具體情況確定。附圖中各編號說明如下1、3、4、6、11、13、17、18、31、32、33、34、36、37、60 均代表管線；2 為提升管反應器的預提升段；5、7分別為提升管反應器的第一反應區(qū)、第二反應區(qū)；8為提升管的出ロ區(qū)；9為沉降器，10為旋風分離器，12為汽提段，14為待生斜管，15為再生器，16為再生斜管，20為分餾塔，30為固定床加氫處理裝置，35為高壓分離器。預提升蒸汽經(jīng)管線I從提升管預提升段2進入，熱的再生催化劑經(jīng)再生斜管16進入提升管預提升段由預提升蒸汽進行提升。預熱后的原料油經(jīng)管線4與來自管線3的霧化蒸汽按一定比例從提升管預提升段進入，與熱催化劑混合后進入第一反應區(qū)5內(nèi)，在一定的條件下進行裂化反應。反應物流與來自管線6的烴循環(huán)物和熱介質(zhì)60混合進入第二反應區(qū)7，進行二次反應，反應后的物流進入出ロ區(qū)8，該反應區(qū)提高物流的線速，使反應物流快速進入氣固分離系統(tǒng)中的沉降器9、旋風分離器10，反應產(chǎn)物經(jīng)管線11去分離系統(tǒng)20。反應后帶炭的待生催化劑進入汽提器12，經(jīng)來自管線13的水蒸汽汽提后由待生斜管14進入再生器15，待生催化劑在來自管線17的空氣中燒焦再生，再生煙氣經(jīng)管線18出再生器，進入煙氣處理裝置進行處理，處理后的煙氣排放(圖中未示出)，熱的再生催化劑經(jīng)再生斜管16返回提升管底部循環(huán)使用。在分離系統(tǒng)20中，分離出干氣、液化氣、輕汽油、重汽油、柴油和催化蠟油，催化蠟油經(jīng)管線31送到加氫處理單元30。其中干氣進ー步分離為目的產(chǎn)物之一こ烯，液化氣進ー步分離為目的產(chǎn)物之ー丙烯及丙烷、丁烷，丙烷、丁烷和輕汽油返回提升管反應器的第二反應區(qū)，重汽油進入汽油脫硫裝置，柴油進入柴油脫硫裝置(圖中未示出)。來自管線31的催化蠟油與來自管線32的新氫和管線33的循環(huán)氫混合后，進入加氫處理単元30進行多環(huán)芳烴飽和反應，得到的反應生成油經(jīng)管線34進入高壓分離器35進行分離，高壓分離器35頂部氣相物流經(jīng)管線36抽出，而底部液相物流是加氫蠟油經(jīng)管線37抽出，送到催化裂解単元經(jīng)管線4與高硫蠟油混合進行提升管反應器。實施例下面的實施例將對本發(fā)明予以進ー步說明，但并不因此而限制本發(fā)明。實施例、對比例中所使用的原料油性質(zhì)列于表1，加氫處理固定床反應區(qū)內(nèi)裝填的催化劑商業(yè)牌號分別為RG-10A/RG-10B/RMS-1/RN-32V，裝填體積比例為4 4 15 77，以上催化劑均由中國石化催化劑分公司生產(chǎn)。實施例中所用催化裂解催化劑的制備方法如下I)將20g NH4Cl溶于IOOOg水中，然后加入IOOg(干基)晶化產(chǎn)品ZRP-I沸石(中國石化催化劑分公司生產(chǎn)，SiO2Al2O3 = 30，RE2O3 = 2. 0% )，90°C交換O. 5h，過濾得濾餅。加入4.2g Η3Ρ04(濃度85% )與4.8g Fe (NO3)3溶于90g水中，與濾餅混合浸潰烘干。隨后在550°C下焙燒處理2h，其無水化學表達式以氧化物的重量計為O. INa2O ·5. OAl2O3 ·2. 4Ρ205 I. 5Fe203 · I. 9RE2O3 · 89. lSi02。2)取100ml Al2(SO4)3溶液(90g A1203/L)置于燒杯中，在攪拌條件下將氨水逐漸加入，直至體系PH = 8，成膠溫度55°C;在攪拌條件下加入50ml水玻璃(60g Si02/L)，升溫至80°C老化4小時；用溶液在60°C下進行離子交換以便除去硅鋁沉淀物中的鈉離子，重復兩次，然后水洗過濾；在120°C下烘干15小時；最后在600°C下焙燒處理3h，其無水化學表達式以氧化物的重量計為O. 12Na20 · 73. 7Α1203 · 26. 2Si02。3)用20kg脫陽離子水將11. 9kg擬薄水鋁石(山東鋁廠工業(yè)產(chǎn)品，固含量63% )打漿，用鹽酸將其PH調(diào)至2-4。用72. 6kg脫陽離子水將38. 7kg多水高嶺土(蘇州瓷土公司生產(chǎn)，固含量72. 3% )和步驟2)制備的中孔硅鋁材料(干基2. 5kg)打漿。將上述兩種漿液混合，攪拌均勻，在60-70°C下靜置老 化lh，保持PH至2-4，將溫度降至60°C以下，加入
13.8kg鋁溶膠(中國石化催化劑分公司生產(chǎn)，Al2O3含量為21. 7% )，攪拌40分鐘，再加入步驟I)制備的含磷和鐵的MFI中孔沸石(干基9kg)漿液32. Ikgo攪拌均勻，噴霧干燥成型，用磷酸二氫銨溶液(磷含量為1% )洗滌，干燥得到催化劑樣品。實施例I本實施例說明采用本發(fā)明提供的方法，原料A經(jīng)中型催化裂解裝置和中型加氫處理裝置處理后的產(chǎn)物分布和產(chǎn)品性質(zhì)的情況。中型催化裂解裝置采用變徑提升管反應器。反應器的預提升段、第一反應區(qū)、第二反應區(qū)、出口區(qū)總高度為15米，預提升段直徑為O. 025米，其高度為I. 5米；第一反應區(qū)直徑為O. 025米，其高度為4米；第二反應區(qū)直徑為O. I米，其高度為6. 5米；出口區(qū)的直徑為O. 025米，其高度為3米；第一、二反應區(qū)結(jié)合部位的縱剖面等腰梯形的頂角為45° ;第二反應區(qū)與出口區(qū)結(jié)合部位的縱剖面等腰梯形的底角為60°。預熱的原料A先在中型催化裂解裝置進行加工，表I所列的原料A進入該反應器內(nèi)，在水蒸汽存在下，與熱的催化劑接觸并發(fā)生熱裂解和催化裂解反應，分離反應產(chǎn)物得到酸性氣、干氣、液化氣、催化輕汽油(干點80°C )、催化重汽油、催化柴油、催化蠟油和焦炭并可以計算其產(chǎn)物分布，待生催化劑經(jīng)汽提進入再生器，再生催化劑經(jīng)燒焦后循環(huán)使用。在一定的試驗時間內(nèi)，得到一定數(shù)量的催化蠟油，為中型加氫處理裝置提供原料。催化蠟油在中型加氫處理裝置上進行加氫處理，處理后分離反應產(chǎn)物得到酸性氣、少量干氣和液化氣和加氫催化蠟油。在一定的試驗時間內(nèi)，得到一定數(shù)量的加氫催化蠟油。加氫催化蠟油作為原料再次在中型催化裂解裝置上進行反應，加工原料A得到的催化輕汽油也引入中型催化裂解裝置的第二反應區(qū)，進行熱裂解和催化裂解反應，加工的操作條件和催化劑完全與加工原料A時相同。反應同樣得到干氣、液化氣、催化汽油、催化柴油、重油和焦炭。三次試驗的總產(chǎn)物分布按規(guī)定的比例對三套產(chǎn)物分布進行加和處理，催化汽油性質(zhì)和催化柴油性質(zhì)按規(guī)定的比例對兩次中型催化裂解所得到的汽油和柴油進行混兌，然后送樣分析所得。試驗的操作條件和產(chǎn)品分布列于表2，產(chǎn)品的性質(zhì)列于表3。對比例I中型試驗裝置和催化劑與實施例I完全相同。只是原料先在中型加氫處理裝置上進行加氫處理，處理后分離反應產(chǎn)物得到酸性氣、少量干氣、少量的液化氣、石腦油、加氫柴油和加氫催化蠟油。在一定的試驗時間內(nèi)，得到一定數(shù)量的加氫催化蠟油，加氫催化蠟油隨后進入中型催化裂解裝置進行反應。將兩套中型試驗裝置的產(chǎn)物分布按規(guī)定的比例進行加和計算，得到兩次試驗總的產(chǎn)物分布，其操作條件和產(chǎn)物分布列于表2。催化汽油、催化柴油性質(zhì)是經(jīng)送樣分析所得到的。其性質(zhì)列于表3。
從表2和表3可以看出，相對于對比例，本發(fā)明加工的氫耗為O. 25重％，降低了77. 27重％，こ烯產(chǎn)率從18. 07%増加至22. 02%，丙烯產(chǎn)率從19. 25%増加至20. 81%，汽油烯烴含量由15. 3體％上升到16. 8體％。表I
權利要求
1.一種高硫蠟油的催化轉(zhuǎn)化方法，其特征是該方法包括以下步驟 (1)高硫蠟油與熱再生催化劑在催化裂解反應器的下部接觸并發(fā)生催化裂解反應，生成的油氣和含炭的催化劑上行，在一定的反應環(huán)境下進一步選擇性地發(fā)生二次裂化反應和異構(gòu)化反應，分離反應油氣得到包括乙烯、丙烯、丙烷、丁烷、輕汽油、重汽油、柴油和催化蠟油的反應產(chǎn)物，待生催化劑經(jīng)汽提、再生后循環(huán)使用； (2)來自步驟(I)的催化蠟油和任選的其它二次加工蠟油混合，作為加氫處理裝置的原料油，進入加氫處理單元進行多環(huán)芳烴選擇性加氫； (3)加氫后的蠟油返回到催化裂解反應器，作為催化裂解的原料油。
2.按照權利要求I的方法，其特征在于步驟(I)的反應產(chǎn)物包括丙烷、丁烷和輕汽油的一種或幾種返回催化裂解反應器。
3.按照權利要求I的方法，其特征在于步驟(I)的重汽油進入汽油脫硫裝置，柴油進入柴油脫硫裝置。
4.按照權利要求I的方法，其特征在于步驟(I)的再生煙氣進入煙氣處理裝置進行處理，處理后的煙氣排放。
5.按照權利要求I的方法，其特征在于所述高硫蠟油的硫含量大于O.5重％。
6.按照權利要求5的方法，其特征在于所述高硫蠟油的硫含量大于I.O重％。
7.按照權利要求I的方法，其特征在于所述高硫蠟油選自常壓塔頂油、常壓塔抽出的餾分油、直餾減壓蠟油、淺度加氫蠟油、焦化蠟油、脫浙青油及其混合物。
8.按照權利要求I的方法，其特征在于所述其它二次加工蠟油選自焦化蠟油、脫浙青油及其混合物。
9.按照權利要求I的方法，其特征在于所述催化裂解反應條件如下反應溫度為580°C 780°C，反應時間為I秒 10秒，催化劑與高硫蠟油的重量比為10 40。
10.按照權利要求9的方法，其特征在于所述催化裂解反應條件如下反應溫度為600。。 750。。。
11.按照權利要求I的方法，其特征在于所述二次裂化反應和異構(gòu)化反應條件如下反應溫度比第一反應區(qū)催化裂解反應溫度高20 150°C，重時空速O. 5 201Γ1。
12.按照權利要求11的方法，其特征在于所述二次裂化反應和異構(gòu)化反應溫度比第一反應區(qū)催化裂解反應溫度高25 120°C。
13.按照權利要求I的方法，其特征在于步驟(I)所用的反應器選自包含雙反應區(qū)的變徑提升管反應器、由提升管和流化床構(gòu)成的復合反應器、由提升管與下行式輸送線構(gòu)成的復合反應器、由兩個以上的提升管構(gòu)成的復合反應器、由兩個的流化床構(gòu)成的復合反應器、由兩個以上的下行式輸送線構(gòu)成的復合反應器或由兩個以上的移動床構(gòu)成的復合反應器。
14.按照權利要求13的方法，其特征在于所述復合反應器的第一反應器為第一反應區(qū)，第二反應器及其后的反應器為第二反應區(qū)。
15.按照權利要求13或14的方法，其特征是在第二反應區(qū)與第一反應區(qū)的結(jié)合部位注入介質(zhì)，所述介質(zhì)包括熱介質(zhì)和各種烴循環(huán)物，其中熱介質(zhì)是選自高溫再生催化劑和高溫半再生催化劑中的一種或幾種，烴循環(huán)物是經(jīng)過產(chǎn)品分離后得到的丙烷、丁烷和輕汽油中的一種或幾種。
16.按照權利要求I的方法，其特征在于步驟(I)所用的催化劑包括7 70%粘土、3 70%的中孔硅鋁材料、5 80%的無機氧化物和5 60%的具有MFI結(jié)構(gòu)的沸石。
17.按照權利要求I的方法，其特征在于步驟(2)所述加氫處理反應條件為反應壓カ8.O 16. OMPa,反應溫度300 430°C，體積空速O. 2 5. Oh—1，氫油體積比300 IOOONm3/m3。
18.按照權利要求17的方法，其特征在于步驟(2)所述加氫處理反應條件為反應壓力11. OMPa 15. OMPa，反應溫度310 380°C，體積空速O. 4 3. Oh'
全文摘要
一種高硫蠟油的催化轉(zhuǎn)化方法，高硫蠟油與熱再生催化劑在催化裂解反應器的下部接觸并發(fā)生催化裂解反應，生成的油氣和含炭的催化劑上行在一定的反應環(huán)境下發(fā)生二次裂化反應和異構(gòu)化反應，分離反應油氣得到包含液化氣、汽油和催化蠟油的反應產(chǎn)物，待生催化劑經(jīng)汽提、再生后循環(huán)使用，其中催化蠟油和任選的其它二次加工蠟油進入芳烴分離單元進行加氫處理，加氫蠟油返回到催化裂解單元。該方法最大限度地生產(chǎn)乙烯、丙烯等低碳烯烴同時兼顧高辛烷值汽油生產(chǎn)，為煉油生產(chǎn)過程清潔化和煉油產(chǎn)品清潔化提供了一條新的途徑。
文檔編號C10G69/04GK102911731SQ20111022206
公開日2013年2月6日 申請日期2011年8月4日 優(yōu)先權日2011年8月4日
發(fā)明者龔劍洪, 龍軍 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