CN115537231B - 一种改变物料流向而实现减油增化的方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开的是种改变物料流向而实现减油增化的装置及方法，包括蜡油加氢处理系统、蜡油加氢裂化系统，将常减压装置的直馏重蜡油转化为加氢蜡油以作为蜡油加氢裂化系统的原料，蜡油加氢处理系统产出的加氢蜡油按设计送至蜡油催化裂化系统加工，主要生产稳定汽油，参与汽油调和，副产部分催化柴油和液化气，若加氢蜡油送至蜡油加氢裂化系统，则主要生产重石脑油，并产出航煤、柴油和加氢尾油，比生产汽油的效益好，且重石脑油和加氢尾油是化工生产装置急需的原料，大幅降低了成品油产量，增加了芳烃和乙烯裂解原料产量，有力提升该物料的经济效益。

Description

一种改变物料流向而实现减油增化的方法

技术领域

本发明涉及一种实现减油增化的方法，更具体一点说，涉及一种改变物料流向而实现减油增化的方法，属于石油化工领域。

背景技术

如图1所示为现有技术中将常减压装置产出的重蜡油产出催化汽油的工艺流程，常减压装置产出的重蜡油送至蜡油加氢处理，利用固定床蜡油加氢脱硫工艺技术，直馏重蜡油经过加氢反应器进行催化加氢反应，进行脱除硫、氮、金属等杂质，生成的加氢蜡油供蜡油催化裂化装置，蜡油催化裂化装置由反应、再生、分馏、吸收稳定、富气压缩机组、烟气能量回收机组及备用主风机组、烟气余热锅炉及烟气脱硫脱硝等部分组成，该装置产出的催化汽油是调和汽油的重要组分部分。

流程描述：

1）蜡油加氢处理（系统）：将常减压装置的直馏重蜡油经换热升温后通过自动反冲洗系统除去悬浮颗粒，离开热原料缓冲罐（原料罐）的原料通过高压泵升压到反应需要的压力，然后与反应器产物换热，其余所需热量由反应进料加热炉提供，原料经加热炉后进入加氢反应器，控制加热炉出口温度达到反应器需要温度要求，在加氢反应器床层之间引入冷循环急冷氢控制反应温升，反应器内发生：加氢脱硫反应、加氢脱金属反应、加氢脱氮反应、芳烃饱和反应、烯烃饱和反应和加氢裂化反应，反应器的反应产物与原料、汽提塔底油换热后送至脱硫化氢汽提塔，脱出硫化氢气体的塔底物料进入分馏塔，最终在分馏塔底产生的加氢蜡油送下游装置作原料；

2）蜡油催化裂化（系统）：加氢蜡油由油泵抽出送至原料罐，经原料预热炉加热到预定温度，进入提升管，与从再生斜管来的并由预提升蒸汽提升上来高温催化剂接触向上进行催化裂化反应，反应油气在反应沉降器内进行分离。油气通过集气管进入回收计量系统的反应油气管路。结焦的待生催化剂则流入汽提段，经汽提蒸汽汽提后通过待生立管和待生塞阀下流到再生器，在再生器内与由空气分布管进入的空气逆向接触烧去催化剂上的焦炭恢复其活性。烧焦所产生的烟气透过过滤器进入回收计量系统的再生烟气管路。再生催化剂通过再生斜管进入提升管底部再与原料接触循环使用。进入反应油气路的油气进入分馏塔下部，分馏塔顶部油气经空冷、水冷后进入塔顶油气分离器进行气、液、水分离。分离出的液（粗汽油）经提压后送入吸收塔，吸收塔顶排出干气，塔底的凝缩油经缓冲罐进入稳定塔，塔顶解析出液化气，塔底产生的粗汽油送出装置参与汽油调和。

发明内容

为了解决上述现有技术问题，本发明提供具有能够降低了成品油产量、优化了蜡油组分的流向、增产了芳烃和乙烯原料产量、经济效益佳等技术特点的一种改变物料流向而实现减油增化的方法。

为了实现上述目的，本发明是通过以下技术方案实现的：

本发明一种改变物料流向而实现减油增化的装置，包括蜡油加氢处理系统以及与括蜡油加氢处理系统连接的蜡油加氢裂化系统，所述蜡油加氢处理系统将常减压装置的直馏重蜡油转化为加氢蜡油以作为蜡油加氢裂化系统的原料；

所述蜡油加氢裂化系统包括原料罐，所述原料罐通过管路连接有反应进料加热炉，所述反应进料加热炉通过管路连接在精制反应器的上端，所述精制反应器的下端通过管路连接在加裂反应器的上端，所述加裂反应器的下端通过管路连接在汽提塔上，所述汽提塔下端通过管路依次连接有蜡加原料罐、分馏塔加热炉、分馏塔，所述汽提塔的上端连接有汽提塔排放管线，所述分馏塔上分设有多个物料排放管路；还包括新氢机，所述新氢机出口端分设有三个管线，三个管线分别连接在精制反应器的上端部、加裂反应器的上端部以及反应进料加热炉与精制反应器间的管路上。

优选的，所述物料排放管路包括一号排放管线、二号排放管线、三号排放管线、四号排放管线 ，所述分馏塔的上端和下端分别连接一号排放管线和二号排放管线，所述分馏塔中部独立连接有用于排放航煤的三号排放管线以及排放柴油的四号排放管线。

优选的，所述汽提塔排放管线分设有用于排放酸性气的五号排放管线以及用于排放重石的六号排放管线，所述一号排放管线与六号排放管线连接。

本发明一种改变物料流向而实现减油增化的方法，该方法包括如下步骤：

1）将蜡油加氢处理系统生产的加氢蜡油和常减压装置产出的直馏轻蜡油进行混合进料，并先与柴油换热后通过原料油自动反冲洗过滤器出去大于25μm的固体颗粒，再进入原料罐（原料油缓冲罐）；

2）将原料罐中混合料经反应进料泵升压后进入反应进料加热炉，升至反应温度优选363℃后依次进入精制反应器（加氢反应器）、加裂反应器分别进行加氢精制、加氢裂化反应，反应流出物与原料油、循环氢换热至温度优选282℃进入热高压分离器；

3）将热高压分离器内的反应流出物进一步送至汽提塔，汽提塔的塔底通入水蒸气汽提，汽提塔的上端脱出酸性气、油相，其中，酸性气去轻烃回收装置进一步回收液化气，塔顶的油相送至石脑油加氢精制装置，汽提塔的下端获得汽提塔底油，所述汽提塔底油进入蜡加原料罐以作为分馏塔进料；

4）汽提塔底油经与工艺物流换热，并通过分馏塔进料加热炉加热后进入分馏塔；

5）分馏塔的塔顶气相经冷凝冷却后进入回流罐，分馏塔的液相经塔顶回流泵升压后去轻烃回收装置，分馏塔设独立的侧线采出航煤、柴油分别进入产品罐，分馏塔的塔底排出加氢尾油，并经换热、冷却后作为乙烯原料送至裂解炉。

优选的，汽提塔塔顶气相经空冷器、后冷器冷却后进汽提塔顶回流罐进行油、气、水三相分离。

有益效果：本发明是充分利用现有蜡油加氢裂化装置的负荷余量，将加氢后的重蜡油组分由催化装置改至蜡油加氢裂化装置，大幅降低了成品油产量，增加了芳烃和乙烯裂解原料产量，有力提升该物料的经济效益。在繁杂的石油化工领域可同类铺开，应用前景广泛。

附图说明

图1 是本发明现有技术中将常减压装置产出的重蜡油产出催化汽油的工艺流程图。

图2 是本发明工艺流程图。

图3是本发明原料中残炭对比图。

图4 是本发明原料中硫含量对比图。

图5是本发明原料初馏点对比图。

图6 是本发明原料98%点对比图。

图7 是本发明原料密度对比图。

图8 是本发明原料氮含量对比图。

图9 是本发明掺炼前后重石脑油和航煤收率对比图。

图10 是本发明掺炼前后尾油98%分馏点和BMCI值对比图。

图11 是本发明掺炼前后反应温度变化图。

实施方式

以下结合说明书附图，对本发明作进一步说明，但本发明并不局限于以下实施例。

本发明中蜡油加氢处理系统（装置）产出的加氢蜡油按设计送至蜡油催化裂化系统加工，主要生产稳定汽油，参与汽油调和；副产部分催化柴油和液化气。若加氢蜡油送至蜡油加氢裂化系统（装置），则主要生产重石脑油，并产出航煤、柴油和加氢尾油，以上四种产品均比生产汽油的效益好，且重石脑油和加氢尾油是化工生产装置亟需的原料。

目前成品油已呈现过剩现象，未来还有新的大型一体化炼厂投产，加之新能源汽车的推广，成品油市场受到限制；而乙烯、丙烯、丁二烯、苯、甲苯、二甲苯等基本有机化工原料还有结构性供应不足，从目前的发展趋势看，化工品的发展有一定空间。为了实现效益最大化的目标，开发一种方法，根据物料的物理、化学性质，经充分评估后，将蜡油加氢处理装置生产的加氢蜡油改至蜡油加氢裂化装置，采用单段串联一次通过工艺流程，经反应部分（包括新氢压缩机部分、高压分离部分、循环氢脱硫部分）、分馏部分（包括H₂S的汽提塔部分、分馏塔部分、重石脑油侧线汽提部分、航煤侧线汽提部分、柴油侧线汽提塔和脱丁烷塔部分）、公用工程等部分，将加氢蜡油分馏为重石脑油、航煤、柴油方案。其中重石脑油占比37%，用于生产高效产品PX；高效产品航煤占比27%；作为乙烯裂解原料的液化气、轻石脑油、柴油总和加氢尾油的总收率为34%；以上流程调整减少了汽油产量，增加了化工品的收率，大幅提升了加氢蜡油的经济效益。

如图2所示为一种改变物料流向而实现减油增化的装置的具体实施例，该实施例一种改变物料流向而实现减油增化的装置，包括蜡油加氢处理系统（与现有技术相同）以及与括蜡油加氢处理系统连接的蜡油加氢裂化系统，所述蜡油加氢处理系统将常减压装置的直馏重蜡油转化为加氢蜡油以作为蜡油加氢裂化系统的原料；所述蜡油加氢裂化系统包括原料罐，所述原料罐通过管路连接有反应进料加热炉，所述反应进料加热炉通过管路连接在精制反应器的上端，所述精制反应器的下端通过管路连接在加裂反应器的上端，所述加裂反应器的下端通过管路连接在汽提塔上，所述汽提塔下端通过管路依次连接有蜡加原料罐、分馏塔加热炉、分馏塔，所述汽提塔的上端连接有汽提塔排放管线，所述分馏塔上分设有多个物料排放管路；还包括新氢机，所述新氢机出口端分设有三个管线，三个管线分别连接在精制反应器的上端部、加裂反应器的上端部以及反应进料加热炉通与精制反应器间的管路上。

优选的实施例方式，所述物料排放管路包括一号排放管线、二号排放管线、三号排放管线、四号排放管线 ，所述分馏塔的上端和下端分别连接一号排放管线和二号排放管线，所述分馏塔中部独立连接有用于排放航煤的三号排放管线以及排放柴油的四号排放管线。

优选的实施例方式，所述汽提塔排放管线分设有用于排放酸性气的五号排放管线以及用于排放重石的六号排放管线，所述一号排放管线与六号排放管线连接。

如图2所示，本发明一种改变物料流向而实现减油增化的方法，该方法包括如下步骤：

1）将蜡油加氢处理系统生产的加氢蜡油和常减压装置产出的直馏轻蜡油进行混合进料，并先与柴油换热后通过原料油自动反冲洗过滤器出去大于25μm的固体颗粒，再进入原料罐（原料油缓冲罐）；

2）将原料罐中混合料经反应进料泵升压后进入反应进料加热炉，升至反应温度后依次进入精制反应器（加氢反应器）、加裂反应器分别进行加氢精制、加氢裂化反应，反应流出物与原料油、循环氢换热至适宜温度进入热高压分离器；

3）将热高压分离器内的反应流出物进一步送至汽提塔，汽提塔的塔底通入水蒸气汽提，汽提塔的上端脱出酸性气、油相，其中，酸性气（H₂S）去轻烃回收装置进一步回收液化气，塔顶的油相送至石脑油加氢精制装置，汽提塔的下端获得汽提塔底油，所述汽提塔底油进入蜡加原料罐以作为分馏塔进料；汽提塔的塔顶气相经空冷器、后冷器冷却后进汽提塔顶回流罐进行油、气、水三相分离；

4）汽提塔底油经与工艺物流换热，并通过分馏塔进料加热炉加热后进入分馏塔；

5）分馏塔的塔顶气相经冷凝冷却后进入回流罐，分馏塔的液相经塔顶回流泵升压后去轻烃回收装置，分馏塔设独立的侧线采出航煤、柴油分别进入产品罐，分馏塔的塔底排出加氢尾油，并经换热、冷却后作为乙烯原料送至裂解炉。

本发明中蜡油加氢裂化装置掺炼加氢蜡油的最大比例：

由于蜡油加氢装置（系统）掺炼了部分浆态床蜡油，浆态床蜡油中含有较多的多环芳烃，而多环芳烃需要经历逐环饱和——开环的过程，在加氢裂化段转化难度较高。因此，蜡油加氢裂化装置原料中加氢蜡油的掺炼比例≯10%，即满负荷条件下，加氢蜡油加工量不大于 47.6t/h。本发明中掺炼后蜡油加氢裂化装置产品分布的数量、质量变化：掺炼 10%精制蜡油后，在相同重石脑油收率条件下，预计加氢尾油收率略增加 1-2 个百分点（尾油馏分中芳烃含量增加会导致 BMCI值升高，但长链烃具有更低的 BMCI 值），航煤和柴油收率相应降低（馏分影响较小），重石脑油馏分硫、氮含量仍可满足重整装置＜0.5μg/g 的要求，芳烃潜含量略增加本发明生产操作中改善性的注意事项：由于精制蜡油在蜡油加氢装置中已经过一次加氢精制，易饱和的烃类已参与反应，因此进入加氢裂化精制段后，需要对其中难反应的芳烃和氮化物进一步饱和并深度脱氮。掺炼精制蜡油后，加氢精制段温升会有所降低，但反应温度需要进一步提高。由于精制蜡油分子量变大，多环芳烃增加，导致加氢裂化段扩散速率降低，转化难度增加，加氢裂化段在得到相同重石脑油收率的情况下，也需要更高的反应温度。对于蜡油加氢裂化装置（系统），加氢精制和加氢裂化反应器平均温度预计提高 3-5℃。为保持装置运行平稳并保护加氢裂化催化剂，建议当精制蜡油掺炼比例或蜡油加氢装置浆态床蜡油比例有明显变化时，及时对蜡油加氢裂化装置加氢精制油进行分析，确保精制油氮质量分数≯10μg/g。本发明具体实施过程的数据分析：混合原料分析

残炭：掺炼加氢蜡油后混合原料残炭值变化不大，均在设计范围内（＜0.2%质量分数），主要原因加氢蜡油已经过加氢脱残炭处理（参见图3所示料中残炭对比）。

硫含量：掺炼加氢蜡油后混合原料硫含量较掺炼前有所下降，平均下降0.27%，均在设计范围内（＜2.6%质量分数）主要原因加氢蜡油已经过加氢脱硫处理（参见图4原料中硫含量对比%）。

初馏点：掺炼加氢蜡油后混合原料初馏点较掺炼前基本稳定，控制范围在160-168℃之间（参见图5原料初馏点对比℃）。

98%馏份：掺炼加氢蜡油后混合原料98%点较掺炼前平均上涨15℃，最高21℃，原料性质变重，主要原因加氢蜡油较轻蜡油馏程偏重，另外在掺炼加氢蜡油的同时降低了催焦柴的掺炼量致使混合原料98%上升（参见图6原料98%点对比℃）。

密度：掺炼加氢蜡油后混合原料密度较掺炼前基本稳定，略有下降，均在910kg/m³以上（参见图7原料密度对比g/cm³）。

氮含量：加氢蜡油氮含量平均值774mg/kg在设计原料指标内，控制指标≯2000ppm，但由于加氢蜡油已经过加氢精制脱氮，剩余的氮已不容易脱除，需要更高的精制温度进步一摸索脱除（参见图8原料氮含量对比mg/kg）。

本发明产品结构分析：

重石脑油油收率较掺炼前降低2.3%，航煤收率基本稳定变化较小，柴油、尾油收率在掺炼量达到110t/h后较掺炼前变化较大，柴油收率受终馏点限制下降5.8%，尾油收率较掺炼初期上升7.2%，尾油流程明显变重，98%点较掺炼前上升50℃，BMCI值最高10.5，主要原因为原料性质变重，催焦柴退出，反应深度偏低，分馏塔上部馏分油减少，尾油组分增加。如图9掺炼前后重石脑油和航煤收率对比，图10掺炼前后尾油98%分馏点和BMCI值对比。

由于掺炼加氢蜡油已经过加氢精制反应器，掺炼后装置精制反应放热少，反应温度缓慢下降，精制床层温升下降较多，总温升下降27-30℃。为保证足够的转化率及产品收率，裂化反应温度逐渐提高，较掺炼前提高7℃至377.8℃（图11掺炼前后反应温度变化）

本发明具体实施总结：

装置掺炼加氢蜡油至110t/h以后，出现以下问题：

8月16日（结合附图10体现日期），蜡油加裂运行出现明显变化，装置技术人员将精制总温升控制在50℃以上，逐渐提高精制反应温度，控制氮含量≯10ppm，经化验分析精制油氮含量达到17ppm，目前装置精制反应温度较掺炼前提高11℃至374℃，总温升52℃，裂化反应温度较掺炼前提高7℃至377.8℃，已加样进一步监控精制油氮含量，根据分析结果进一步调整反应温度。

由于原料重组分增多，各侧线抽出产品馏程变重，柴油受终馏点指标限制（≯365℃）柴油收率下降，期间出现柴油终馏点超标现象。尾油组分增加较多，反应转化率偏低尾油收率上升较多，装置根据原料性质及产品收率逐渐提高反应转化率。

建议上游装置蜡油处理提高反应温度，进一步提高脱氮效率，尽可能控制加氢蜡油氮含量在600ppm以下。

本发明具体实施影响评估：

精制蜡油密度和氮含量与蜡油加氢裂化装置混合原料相当，但馏程明显偏重，90%点和终馏点高 50℃左右。蜡油原料可在不同精制深度下得到硫质量 1360-4500μg/g，氮质量710-920μg/g 的精制蜡油，蜡油原料经蜡油加氢装置后硫、氮含量有大幅度的降低，但总芳烃含量变化较小，同时三环及三环以上的芳烃仍有相当比例的保留。这说明在蜡油加氢的操作条件下，芳烃饱和程度较低，多环芳烃仍有较大部分未反应。而在加氢裂化条件下，加氢精制段的精制油氮含量一般＜20μg/g，而芳烃饱和率可达 50%左右，同时绝大部分的多环芳烃都已除去，这也是精制油在加氢裂化段能够得到充分转化的必要条件。因此，蜡油加氢装置的精制蜡油虽然硫、氮含量低，但具有难脱氮化合物的比例高、分子尺寸大、芳烃含量高、多环芳烃多的特点，进入加氢裂化装置后，需要增加反应苛刻度以保持相当的转化率，同时其中的多环芳烃也并对产品质量产生一定的影响。现有技术（原方案）与本发明效益对比：针对4000万吨/年的大型炼化一体化装置，该发明效果明显，月度增效约1.38亿元。

本发明实现：消减成品油产量，理顺蜡油组分的后路，为上游装置提负荷创造条件。增产了芳烃和乙烯原料，带来巨大的效益。优化了蜡油组分的流向，可供同类企业参考。

最后，需要注意的是，本发明不限于以上实施例，还可以有很多变形。本领域的普通技术人员能从本发明公开的内容中直接导出或联想到的所有变形，均应认为是本发明的保护范围。

Claims (2)

1.一种改变物料流向而实现减油增化的方法，其特征在于包括如下步骤：

1）将蜡油加氢处理系统生产的加氢蜡油和常减压装置产出的直馏轻蜡油进行混合进料，并先与柴油换热后通过原料油自动反冲洗过滤器除去大于25μm的固体颗粒，再进入原料罐；

2）将原料罐中混合料经反应进料泵升压后进入反应进料加热炉，升至反应温度后依次进入精制反应器、加裂反应器分别进行加氢精制、加氢裂化反应，反应流出物与原料油、循环氢换热至适宜温度进入热高压分离器；

3）将热高压分离器内的反应流出物进一步送至汽提塔，汽提塔的塔底通入水蒸气汽提，汽提塔的上端脱出酸性气、油相，其中，酸性气去轻烃回收装置进一步回收液化气，塔顶的油相送至石脑油加氢精制装置，汽提塔的下端获得汽提塔底油，所述汽提塔底油进入蜡加原料罐以作为分馏塔进料；

4）汽提塔底油经与工艺物流换热，并通过分馏塔进料加热炉加热后进入分馏塔；

5）分馏塔的塔顶气相经冷凝冷却后进入回流罐，分馏塔的液相经塔顶回流泵升压后去轻烃回收装置，分馏塔设独立的侧线采出航煤、柴油分别进入产品罐，分馏塔的塔底排出加氢尾油，并经换热、冷却后作为乙烯原料送至裂解炉；

油加氢裂化装置原料中加氢蜡油的掺炼比例不大于10%，满负荷条件下，加氢蜡油加工量不大于 47.6t/h，精制油氮质量分数不大于10μg/g；

该方法在如下装置下运行，该装置包括蜡油加氢处理系统以及与蜡油加氢处理系统连接的蜡油加氢裂化系统，所述蜡油加氢处理系统将常减压装置的直馏重蜡油转化为加氢蜡油以作为蜡油加氢裂化系统的原料；

所述蜡油加氢裂化系统包括原料罐，所述原料罐通过管路连接有反应进料加热炉，所述反应进料加热炉通过管路连接在精制反应器的上端，所述精制反应器的下端通过管路连接在加裂反应器的上端，所述加裂反应器的下端通过管路连接在汽提塔上，所述汽提塔下端通过管路依次连接有蜡加原料罐、分馏塔加热炉、分馏塔，所述汽提塔的上端连接有汽提塔排放管线，所述分馏塔上分设有多个物料排放管路；还包括新氢机，所述新氢机出口端分设有三个管线，三个管线分别连接在精制反应器的上端部、加裂反应器的上端部以及反应进料加热炉与精制反应器间的管路上；

所述物料排放管路包括一号排放管线、二号排放管线、三号排放管线、四号排放管线 ，所述分馏塔的上端和下端分别连接一号排放管线和二号排放管线，所述分馏塔中部独立连接有用于排放航煤的三号排放管线以及排放柴油的四号排放管线；

所述汽提塔排放管线分设有用于排放酸性气的五号排放管线以及用于排放重石脑油的六号排放管线，所述一号排放管线与六号排放管线连接。

2.根据权利要求1所述的一种改变物料流向而实现减油增化的方法，其特征在于：汽提塔塔顶气相经空冷器、后冷器冷却后进汽提塔顶回流罐进行油、气、水三相分离。