CN87107146A

CN87107146A - 催化裂化-催化重油芳烃抽提联合工艺

Info

Publication number: CN87107146A
Application number: CN87107146.0A
Authority: CN
Inventors: 王赣父
Original assignee: Sinopec Luoyang Petrochemical Engineering Corp; China Petrochemical Corp
Current assignee: China Petrochemical Corp; Sinopec Luoyang Guangzhou Engineering Co Ltd
Priority date: 1987-10-30
Filing date: 1987-10-30
Publication date: 1988-04-13
Also published as: CN1003601B

Abstract

催化裂化—催化重油芳烃抽提联合工艺是将催化裂化工艺和双溶剂抽提芳烃工艺相结合，为适应催化裂化原料油的重质化的工艺，采用本工艺可降低焦炭产率，提高催化裂化装置处理能力，并能得到高纯度的重质石油芳烃。

Description

本发明涉及石油炼制工艺方法的改进，它包括催化裂化工艺和用双溶剂抽提催化重油中的芳烃工艺相结合，其特点是能适应催化裂化原料油的重质化（其沸程范围为300-530℃），降低焦炭产率，提高催化裂化装置处理能力。

目前大量的研究及设计工作是围绕着催化裂化工艺的改进或开发新型催化剂。一般对催化重油所采用的处理方法有两种：第一种方法是全回炼和部分回炼，其回炼比为0.3～0.7。第二种方法是将催化重油甩出装置，即甩油浆，甩出量为原料油的5-12%。上述两种方法均有其不足之处;第一种方法的缺点是重质芳烃在催化裂化装置中不断地循环，从而产生大量的焦炭和干气，仅生成少量的汽油和柴油，同时又不断地增加新的重质芳烃，这样就降低了催化裂化装置的生产能力。第二方案所用的全部甩出油浆，又损失了占整个甩出量40-60%的优质催化裂化原料油。在美国专利（3239456，3317423，4304660）中公开了采用双溶剂抽提催化的轻质油和重质油，其目的是为了得到某种化工产品及其原料，例如制萘的原料，制炭黑的原料以及制取冷冻机润滑油等。

本发明的目的在于解决上述现有技术中不足之处，从催化重油的化学组成分析着手，其中芳烃含量为30-60%（重量），这是催化裂化装置原料油中的非理想组份，还有40-70%（重量）的烷烃和环烷烃是理想组份。本发明采用双溶剂抽提工艺，抽提工艺所用的溶剂有酚、亚砜、二甲基吡咯烷酮、干糠醛，5-8%水份的湿糠醛，以及芳烃含量≤5%（重量）的轻质油，其沸程范围在80-200℃之间，最佳馏分为90-120℃。本发明选用糠醛为第一溶剂，轻质油作为第二溶剂，高选择性地抽出催化重油中的重质芳烃，既能提高催化裂化装置的处理能力，降低焦炭和干气的产率，提高汽油产率，并能得到高纯度重质石油芳烃。为此，本发明提出了催化裂化-催化重油芳烃抽提联合工艺。

本发明的目的通过以下措施来达到;催化裂化原料油1进入催化裂化装置2，所得催化重油3进入闪蒸塔（A）4，蒸闪塔塔顶得干点≥330℃的馏份5并入催化柴油28一起作为产品出装置，闪蒸塔塔底为初馏点为≥330℃的拔头催化重油6进入双溶剂抽提塔7。溶剂循环罐22，其分为糠醛，水和轻质油三层。含水糠醛24进入双溶剂抽提塔上部，轻质油23进入双溶剂抽提塔下部，在塔内进行双溶剂抽提，抽提温度是塔顶为60-100℃，塔中部为50-75℃，塔底为40℃左右。溶剂比即原料∶糠醛∶轻质油（重量比）为1∶0.5～2.5∶0.2～1.0，最佳溶剂比是1∶0.5～1.0∶0.3～0.6。通过溶剂比的改变，可以控制催化重油的芳烃抽出率在50～95%范围的变化。双溶剂抽提塔7顶馏出的抽余液8进入抽余液汽提塔10，溶剂11进入溶剂罐22，抽余液汽提塔底所得抽余油12返回催化裂化装置循环裂化。双溶剂抽提塔底所得抽出液9进入闪蒸塔（B）13，闪蒸塔顶馏出溶剂14进入溶剂罐22，闪蒸塔底抽出液15进入抽出液汽提塔16，汽提塔顶馏出溶剂17进入溶剂罐22，汽提塔底能得到纯度≥95%（重量）的重质石油芳烃18作为产品出装置。

采用了催化裂化-催化重油芳烃抽提联合工艺焦炭产率下降了0.4～1.0%，催化裂化装置处理能力提高了5-25%;总液收增加了3.2%;得到了纯度≥95%（重量）的重质石油芳烃;可降低裂化气产率1～2%，提高汽油收率2.5～3.0%，柴油收率下降了2-6%。

附图说明：

图一为催化裂化-催化重油芳烃抽提联合工艺流程图。图中：

1.催化裂化原料油

2.催化裂化装置

3.催化重油

4.闪蒸塔（A）

5.柴油

6.拔头催化重油

7.双溶剂抽提塔

8.抽余液

9.抽出液

10.抽余液汽提塔

11.溶剂

12.抽余油

13.闪蒸塔（B）

14.溶剂

15.抽出液

16.抽出液汽提塔

17.溶剂

18.重质石油芳烃

19.脱水塔

20.溶剂

21.废水

22.溶剂罐

23.第二溶剂（轻质油）

24.第一溶剂（含水糠醛）

25.含醛水

26.裂化气

27.汽油

28.柴油

29.焦炭

30.蒸汽

31.蒸汽

实施例1

在年处理量为100万吨的催化裂化装置上，配上年处理量为25～35万吨的溶剂抽提装置，以除去催化重油中的重质芳烃组份，将富烷烃组份再返回催化裂化装置进行裂化，构成本发明所提供的催化裂化-催化重油芳烃抽提联合工艺。

催化装置所用原料油，是中间基原油所得减压蜡油，或掺炼一定数量的减压渣油（5～25%）可用国内的山东原油，和山东原油及中原原油混合原油（国内称为管输原油），所得的减压蜡油作催化裂化的原料油。也可用管输原油所得减压蜡油掺炼同一原料油所得的减压渣油共同作催化裂化的原料，采用联合工艺后，均获得很好的结果。

联合工艺的流程简图，见图1。

催化裂化所得催化重油经3进入闪蒸塔（A）4。入塔温度360～375℃，以塔4顶闪蒸出重柴油组份，可作为催化柴油出装置，也可作为催化裂化的轻循环油。塔底得到初馏点≥330℃的催化重油，作为抽提原料6。

6进入双溶剂抽提塔7，原料油从塔7中部进入，塔7顶进入第一溶剂24，在塔7的上半段内，原料油6和第一溶剂24逆流接触，以萃取出油6中的重质芳烃。从塔7中部向下流动的抽出液和从塔7底部进入的第二溶剂23逆流接触，用第二溶剂置换出抽出液中的高烷烃组份，达到提纯重质芳烃的目的。

塔7抽提温度，塔顶为60～100℃，塔中为50～75℃，塔底40℃左右;溶剂比即催化重油：第一溶剂∶第二溶剂＝1∶0.5～1.0∶0.3～0.6。全塔理论板数为7～10块。

抽余液8进入汽提塔10，以回收溶剂，入塔温度为210～225℃，塔10顶温度为100～135℃，塔10底温度为210～225℃，汽提蒸汽量为入塔量的3～6%。

抽出液9进入闪蒸塔（B）13，回收部份溶剂，入塔温度180～200℃，塔顶100～160℃。塔底200℃左右。

从塔13底所得抽出液15进入汽提塔16，将15中全部溶剂赶出。操作条件和塔10基本相同。塔16底得到高纯度重质芳烃。

从塔10，塔13，塔16顶所得的第一、第二溶剂经冷凝后进入循环罐22，在罐22中，分为三层：第一溶剂层、含醛水层和含水醛层。

第一溶剂层经23，第二溶剂层经24，返入塔7循环使用。罐22温度在30～40℃，以利分层。

含醛水经过25进入脱水塔19，塔19顶得醛水共沸物返回罐22，塔19底得脱除醛的污水出装置。

经联合工艺以后，可降低裂化气产率1～2%，提高汽油收率2.5～3.0%;柴油收率下降了2～6%;焦炭产率下降0.5～1.0%;处理量可提高5～25%。

实施例2

对催化裂化掺炼渣油并外甩油浆的结果，和本联合工艺进行了对比。

催化原料中掺炼了25.4%的减压渣油。催化原料残碳值为4.5%。

原催化装置每小时进料100吨/小时，（年处理量80万吨），采用联合工艺后进料提高到107.5吨/小时，与其配套的抽提装置进料36吨/小时。（年处理量30万吨）溶剂比为1∶0.6∶0.3;即第一溶剂和第二溶剂进料量为21.6吨/小时和10.8吨/小时。所得抽余油量为30吨/小时，返回催化裂化装置裂化，此外，得到6吨/小时的重质芳烃，其芳烃+胶质含量为96.8%（重）。芳烃油抽出率为20%（重）。

现将原催化装置和催化裂化-催化重油芳烃抽提联合工艺，两者所得的产品收率及产量，列于下表。

原催化裂化联合工艺

联合工艺产量

% 吨/小时吨/小时

处理量吨/小时 100 - 107.5 -

催化气 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

外甩油浆 4.9 4.9 0 0

重质芳烃 0 0 5.6 6.0

焦碳 9.4 9.4 9.0 9.7

两者的催化裂化条件相同，反应温度：482℃，剂油比：5.0，反应时间：2.79秒。

联合工艺和外甩油浆对比，汽油收率增加2.9%，裂化气降低了1.1%;焦碳降低了0.4%;柴油收率降低了2.1%;原外甩4.9%油浆，成为外甩重质芳烃5.6%。

汽、柴油的实际产量（轻油产量）增加了6.6吨/小时。处理量提高了7.5%。

Claims

1、催化裂化-催化重油的芳烃抽提联合工艺是以催化裂化装置的重油包括回炼油，回炼油浆或外甩油浆，其沸程范围为300-530℃，进行双溶剂抽提，其特征是催化裂化原料油1进入催化裂化装置2，所得催化重油3进入闪蒸塔(A)4，闪蒸塔顶馏出干点≥330℃的馏份5并入催化柴油28一起作为产品出装置，闪蒸塔底馏出初馏点为≥330℃的拔头催化重油6进入双溶剂抽提塔7。溶剂循环罐22，其分为第一溶剂，水和第二溶剂三层，第一溶剂24进入双溶剂抽提塔上部，第二溶剂23进入双溶剂抽提塔下部，含溶剂的水25进入脱水塔19回收溶剂，溶剂循环使用。双溶剂抽提塔7顶馏出的抽余液8进入抽余液汽提塔10，溶剂11进入溶剂罐22，抽余液汽提塔底所得抽余油12返回催化裂化装置循环裂化。双溶剂抽提塔底所得抽出液9进入闪蒸塔(B)13，闪蒸塔顶馏出溶剂14，进入溶剂罐22，闪蒸塔底馏出的抽出液15进入抽出液油提塔16，汽提塔顶馏出溶剂17进入溶剂罐22，汽提塔底得重质石油芳烃18作为产品出装置。

2、根据权利1所述的催化裂化-催化重油的芳烃抽提联合工艺，其特征是抽提装置所用的溶剂有糠醛、酚、亚砜、二甲基吡咯烷酮以及轻质油。

3、根据权利1或2所述的催化裂化-催化重油的芳烃抽提联合工艺，其特征是抽提装置采用干糠醛，或含有5-8%水份的湿糠醛作为第一溶剂，采用芳烃含量≤5%（重量），沸程范围最佳在90-120℃的轻质油作为第二溶剂。

4、根据权利1所述的催化裂化-催化重油的芳烃抽提联合工艺，其特征是抽提装置所得抽出液脱溶剂后能得到纯度≥95%的重质石油芳烃。

5、根据权利1所述的催化裂化-催化重油的芳烃抽提联合工艺，其特征是双溶剂抽提塔抽提温度，塔顶温度60-100℃，塔中部温度为50-75℃，塔底温度40～。溶剂比即原料∶糠醛∶轻质油（重量比）为1∶0.5～1.0∶0.3～0.6。