專(zhuān)利名稱(chēng)：一種從劣質(zhì)原料油制取優(yōu)質(zhì)燃料油的方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明屬于烴油的催化轉(zhuǎn)化組合方法，更具體地說(shuō)，是將劣質(zhì)原料油轉(zhuǎn)化為大 量的輕質(zhì)燃料油的方法。
背景技術(shù)：
原油品質(zhì)隨著原油開(kāi)采量的不斷增加而越來(lái)越差，主要表現(xiàn)在原油密度變大， 粘度變高，重金屬含量、硫含量、氮含量、膠質(zhì)和浙青質(zhì)含量及酸值變高。目前，劣 質(zhì)原油與優(yōu)質(zhì)原油的價(jià)格差別隨著石油資源的短缺也越來(lái)越大，導(dǎo)致價(jià)格低廉的劣質(zhì)原 油開(kāi)采和加工方法越來(lái)越受到關(guān)注，也就是說(shuō)，從劣質(zhì)原油中盡可能地提高輕質(zhì)油的收 率，這給傳統(tǒng)的原油的加工技術(shù)帶來(lái)了巨大的挑戰(zhàn)。傳統(tǒng)的重油加工分成三類(lèi)加工工藝，第一類(lèi)為加氫工藝，主要包括加氫處理和 加氫精制；第二類(lèi)為脫碳工藝，主要包括溶劑脫浙青、延遲焦化和重油催化裂化；第三 類(lèi)為芳烴抽提工藝。劣質(zhì)重油通過(guò)這三類(lèi)工藝技術(shù)可以提高氫碳比，將劣質(zhì)烴類(lèi)轉(zhuǎn)化為 低沸點(diǎn)的化合物。當(dāng)劣質(zhì)重油采用脫碳工藝處理時(shí)，劣質(zhì)重油中的硫、氮和重金屬含量 以及芳烴、膠質(zhì)和浙青質(zhì)含量對(duì)脫碳工藝的影響較大，脫碳工藝存在問(wèn)題是液體產(chǎn)品收 率低，產(chǎn)品性質(zhì)差，需要再處理。像延遲焦化工藝，雖然雜質(zhì)脫除率高，但生焦量是原 料油殘?zhí)恐档?.5倍以上，固體焦如何利用也是需要解決的問(wèn)題。加氫處理工藝可彌補(bǔ)脫 碳工藝的不足，劣質(zhì)重油通過(guò)加氫處理后，液體產(chǎn)品收率高，產(chǎn)品性質(zhì)好，但加氫處理 方式往往投資較大。而芳烴抽提工藝具有投資小，回報(bào)快的特點(diǎn)，不僅在重油處理方面 能夠達(dá)到良好的效果，并且副產(chǎn)重要的化工原料即芳烴。針對(duì)加氫工藝和脫碳工藝各自存在的優(yōu)勢(shì)和劣勢(shì)，CN1448483A公開(kāi)了一種加 氫工藝和脫碳工藝組合方法，該方法是將渣油進(jìn)料首先進(jìn)行緩和熱裂化，然后再與催化 裂化油漿一起進(jìn)行溶劑脫浙青，脫浙青油在加氫催化劑和氫氣存在的條件下進(jìn)行加氫處 理。該方法不僅降低了渣油加氫裝置的苛刻度，延長(zhǎng)了加氫催化劑的使用壽命，而且提 高了液體產(chǎn)品的收率和性質(zhì)，但脫油浙青難以利用。CN1844325A公開(kāi)了一種處理重油的脫碳工藝和加氫工藝有機(jī)組合的方法，該方 法是將劣質(zhì)重油通過(guò)溶劑脫浙青工藝和焦化工藝聯(lián)合處理，處理后的脫浙青油和焦化蠟 油作為重油加氫處理裝置的原料，從而改善重油加氫處理裝置進(jìn)料的性質(zhì)，緩和重油加 氫處理裝置的操作條件，延長(zhǎng)重油加氫處理裝置的操作周期，為下游的催化裂化等裝置 提供優(yōu)質(zhì)的原料油。但該方法工藝流程復(fù)雜，且液體收率低。CN1382776A公開(kāi)了一種渣油加氫處理與重油催化裂化聯(lián)合的方法，是渣油和 油漿蒸出物、催化裂化重循化油、任選的餾分油一起進(jìn)入加氫處理裝置，在氫氣和加氫 催化劑存在下進(jìn)行加氫反應(yīng)；反應(yīng)所得的生成油蒸出汽柴油后，加氫渣油與任選的減壓 瓦斯油一起進(jìn)入催化裂化裝置，在裂化催化劑存在下進(jìn)行裂化反應(yīng)，反應(yīng)所得重循環(huán)油 進(jìn)入渣油加氫裝置，蒸餾油漿得到蒸出物返回至加氫裝置。該方法能將油漿和重循環(huán)油 轉(zhuǎn)化為輕質(zhì)油品，提高了汽油和柴油的收率。盡管重油通過(guò)加氫處理工藝后，催化裂化工藝可以生產(chǎn)更多的液體產(chǎn)品，且產(chǎn)品的雜質(zhì)含量低，性質(zhì)有所改善，但當(dāng)重油的密 度大，粘度高、重金屬、膠質(zhì)和浙青質(zhì)含量高時(shí)，加氫處理裝置的操作條件十分苛刻， 操作壓力高，反應(yīng)溫度高，空速低，開(kāi)工周期短，操作費(fèi)用高，且裝置的一次性投資也 高。渣油加氫裝置從操作初期到末期所提供的催化裂化原料油性質(zhì)都在不斷地發(fā)生變 化，從而對(duì)催化裂化裝置操作產(chǎn)生不利的影響。渣油加氫技術(shù)所加工的原料油組成極其 復(fù)雜，原料油不僅含有硫、氮和金屬，而且含有烷烴、環(huán)烷烴和芳烴，而烷烴分子在加 氫處理過(guò)程中易發(fā)生裂化反應(yīng)，生成小分子烴類(lèi)，甚至干氣，從而造成重油資源未達(dá)到 有效利用，同時(shí)，加氫渣油進(jìn)入催化裂化裝置處理時(shí)，仍然生產(chǎn)出8 10重％的重油， 又造成重油資源的利用效率的降低，該重油可以返到渣油加氫裝置，但該重油與渣油性 質(zhì)相差較大，且氫含量低，即使經(jīng)加氫處理，該重油的性質(zhì)改善有限。 CN1746265A公開(kāi)一種劣質(zhì)油料的催化裂化加工工藝，該方法將劣質(zhì)油經(jīng)過(guò)催 化裂化得到的輕柴油餾分返回催化裂化裝置回?zé)?，得到的重油餾分進(jìn)行溶劑抽提，抽提 出的重芳烴作為產(chǎn)品，抽余油返回催化裂化裝置回?zé)?。該方法一定程度上解決了重油的 問(wèn)題，但該方法需控制輕柴油餾分的終餾點(diǎn)<30(TC，重柴油的終餾點(diǎn)幼50°C，其中輕 柴油餾分返回催化裂化裝置回?zé)?，重柴油進(jìn)入芳烴抽提裝置抽提，抽余油返回催化裂化 裝置，結(jié)果雖然油漿量有所降低，但仍然相對(duì)較高，并且沒(méi)有柴油產(chǎn)品，干氣產(chǎn)量也較 大。CN1766059A公開(kāi)了一種劣質(zhì)重油或渣油的處理方法，該方法首先將重油或渣油 原料進(jìn)入溶劑抽提裝置，所得的脫浙青油進(jìn)入固定床加氫處理裝置進(jìn)行加氫處理，所得 加氫尾油進(jìn)入催化裂化裝置，其中所得的部分或全部油漿與由溶劑抽提得到脫浙青油一 起進(jìn)入懸浮床加氫裝置，產(chǎn)物經(jīng)分離得到輕質(zhì)餾分和未轉(zhuǎn)化尾油，其中未轉(zhuǎn)化尾油循環(huán) 至溶劑抽提裝置。該方法有機(jī)地將催化裂化工藝、抽提工藝和加氫工藝結(jié)合，并且在重 油處理上有一定效果，但該方法工藝流程復(fù)雜，且液體收率低。隨著采油技術(shù)的發(fā)展，大量高酸、高鈣原油被開(kāi)采出來(lái)。原油中的鈣污染物主 要是非卟啉有機(jī)鈣化合物，只溶于石油餾分，常規(guī)的脫鹽方法不能從原油中分離這些有 機(jī)鈣化合物，原油中的酸值超過(guò)0.5mgKOH/g時(shí)，就會(huì)造成設(shè)備腐蝕，常規(guī)的常減壓裝 置設(shè)備難以加工高酸原油。為此，CN1827744A公開(kāi)了一種加工高酸值原油的方法，該 方法是使預(yù)處理后的總酸值大于0.5mgKOH/g的原油經(jīng)預(yù)熱后注入流化催化裂化反應(yīng)器 中與催化劑接觸，并在催化裂化反應(yīng)條件下進(jìn)行反應(yīng)，分離反應(yīng)后的油氣和催化劑，反 應(yīng)油氣送至后續(xù)分離系統(tǒng)，而反應(yīng)后的催化劑經(jīng)汽提、再生后循環(huán)使用。該方法具有工 業(yè)實(shí)用性強(qiáng)、操作成本低和脫酸效果好等優(yōu)點(diǎn)，但是干氣和焦炭產(chǎn)率較高，造成石油資 源的利用效益降低。長(zhǎng)期以來(lái)，本領(lǐng)域普通技術(shù)人員認(rèn)為，重油催化裂化的轉(zhuǎn)化率越高越好。但發(fā) 明人經(jīng)過(guò)創(chuàng)造性地思考和反復(fù)實(shí)驗(yàn)發(fā)現(xiàn)，重油催化裂化的轉(zhuǎn)化率并非越高越好，當(dāng)轉(zhuǎn)化 率高到一定程度，目的產(chǎn)物增加很少，干氣和焦炭的產(chǎn)率卻大幅度增加。為了高效利用劣質(zhì)重油資源，滿(mǎn)足日益增長(zhǎng)的輕質(zhì)燃料油的需求，有必要開(kāi)發(fā) 一種將劣質(zhì)重油原料轉(zhuǎn)化為大量的輕質(zhì)且清潔燃料油的催化轉(zhuǎn)化方法。上述現(xiàn)有技術(shù)對(duì)烷烴分子裂化反應(yīng)設(shè)計(jì)仍存在不足，造成在增加丙烯產(chǎn)率情況 下，干氣產(chǎn)率大幅度增加，同時(shí)，現(xiàn)有技術(shù)對(duì)汽油辛烷值和柴油中的汽油潛含量未充分利用，造成丙烯產(chǎn)率偏低，同時(shí)汽油產(chǎn)率和質(zhì)量存在改善的余地。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明所要解決的技術(shù)問(wèn)題是將劣質(zhì)重油原料催化轉(zhuǎn)化為大量的清潔輕質(zhì)燃料 油。本發(fā)明的方法包括下列步驟 (1)預(yù)熱的劣質(zhì)原料油進(jìn)入催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器的第一反應(yīng)區(qū)與熱的催化轉(zhuǎn)化催化 劑接觸發(fā)生裂化反應(yīng)，生成的油氣和用過(guò)的催化劑任選與輕質(zhì)原料油和/或冷激介質(zhì)混 合后進(jìn)入催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器的第二反應(yīng)區(qū)，進(jìn)行裂化反應(yīng)、氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)和異構(gòu)化反應(yīng)，反 應(yīng)產(chǎn)物和反應(yīng)后帶炭的待生催化劑經(jīng)氣固分離后，反應(yīng)產(chǎn)物進(jìn)入分離系統(tǒng)分離為干氣、 液化氣、汽油、柴油和催化蠟油，待生催化劑經(jīng)水蒸氣汽提后輸送到再生器進(jìn)行燒焦再 生，熱的再生催化劑返回反應(yīng)器循環(huán)使用；其中所述的第一反應(yīng)區(qū)和第二反應(yīng)區(qū)反應(yīng)條 件其特征是足以使反應(yīng)得到包含占原料油12重％ 60重％，優(yōu)選20重％ 40重％的催 化蠟油產(chǎn)物；(2)所述催化蠟油進(jìn)入芳烴抽提裝置，分離得到抽余油和抽出油，其中抽余油返 回步驟(1)催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器的第一反應(yīng)區(qū)；(3)抽出油進(jìn)入加氫處理裝置，經(jīng)分離得到加氫抽出油；(4)所述加氫抽出油循環(huán)至步驟(1)催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器的第一反應(yīng)區(qū)或/和其它催 化轉(zhuǎn)化裝置進(jìn)一步反應(yīng)得到目的產(chǎn)物輕質(zhì)燃料油。本發(fā)明的技術(shù)方案是這樣具體實(shí)施的預(yù)熱的劣質(zhì)原料油在水蒸汽的提升作用下進(jìn)入催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器的第一反應(yīng)區(qū)與 熱的再生催化轉(zhuǎn)化催化劑接觸，在反應(yīng)溫度為510°C 650°C最好為520°C 600°C、反應(yīng) 時(shí)間為0.05秒 1.5秒，最好為0.1秒 0.5秒、催化劑與原料油的重量比(以下簡(jiǎn)稱(chēng)劑 油比)為3 15 1最好為4 12 1、水蒸汽與原料油的重量比(以下簡(jiǎn)稱(chēng)水油比) 為0.03 0.3 1最好為0.05 0.2 1、壓力為130kPa 450kPa的條件下發(fā)生大分子 裂化反應(yīng)，脫除劣質(zhì)原料油中金屬、硫、氮、環(huán)烷酸中至少一種雜質(zhì)；生成的油氣和用過(guò)的催化劑或與注入的輕質(zhì)原料油和/或冷激介質(zhì)混合后進(jìn)入 催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器的第二反應(yīng)區(qū)，在反應(yīng)溫度為420°C 550°C最好為460°C 530°C、反應(yīng) 時(shí)間為1.5秒 20秒，最好為2秒 10秒的條件下進(jìn)行裂化反應(yīng)、氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)和異構(gòu)化 反應(yīng)；分離反應(yīng)產(chǎn)物得到干氣、液化氣(包括丙烯、丙烷和C4烴)、汽油、柴油和催化 蠟油，其中丙烷、C4烴、柴油也可以作為所述第二反應(yīng)區(qū)的輕質(zhì)原料油；所述催化蠟油單獨(dú)或與柴油和/或其它重油混合后，采用現(xiàn)有的芳烴抽提工藝 進(jìn)行處理，抽余油循環(huán)至催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器的第一反應(yīng)區(qū)或/和其它催化轉(zhuǎn)化裝置進(jìn)一步 反應(yīng)得到目的產(chǎn)物丙烯和輕質(zhì)燃料油，抽出油進(jìn)入加氫處理反應(yīng)器，加氫后的生成油經(jīng) 汽提除去輕烴分子，汽提后的加氫抽出油循環(huán)至催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器的第一反應(yīng)區(qū)或/和其 它催化轉(zhuǎn)化裝置進(jìn)一步反應(yīng)得到目的產(chǎn)物丙烯和輕質(zhì)燃料油。其它催化轉(zhuǎn)化裝置為常規(guī)的催化裂化裝置及其各種改進(jìn)的裝置，優(yōu)選的裝置更 為詳細(xì)的描述參見(jiàn)專(zhuān)利CN1232069A和CN1232070A。所述的劣質(zhì)原料油為重質(zhì)石油烴和/或其它礦物油，其中重質(zhì)石油烴選自減壓渣油(VR)、劣質(zhì)的常壓渣油(AR)、劣質(zhì)的加氫渣油、焦化瓦斯油、脫浙青油、高酸值 原油、高金屬原油中的一種或一種以上的任意比例的混合物；其它礦物油為煤液化油、 油砂油、頁(yè)巖油中的一種或幾種。所述劣質(zhì)原料油的性質(zhì)至少滿(mǎn)足下列指標(biāo)中的一種 密度為900 1000千克/米3，最好為930 960千克/米3 ；殘?zhí)繛? 15 重％，最好為6 12重％;金屬含量為15 600ppm，最好為15 IOOppm ；酸值為 0.5 20.0mgK()H/g，最好為 0.5 lO.OmgKOH/g。所述輕質(zhì)原料油選自液化氣、汽油、柴油中的一種或幾種，所述液化氣選自本 方法所得的液化氣和/或其它方法所得的液化氣；所述汽油選自本方法所得汽油和/或其 它方法所得的汽油；所述柴油是選自本方法所得柴油和/或其它方法所得的柴油。所述催化蠟油是本裝置或外來(lái)裝置如常規(guī)催化裂化所生產(chǎn)的催化蠟油。所述催 化蠟油為切割點(diǎn)不低于250°C，氫含量不低于10.5重％，更優(yōu)選的切割點(diǎn)不低于300°C， 更優(yōu)選不低于330°C，氫含量不低于10.8重％。所述抽余油是本裝置或本裝置與外來(lái)裝置如常規(guī)催化裂化所生產(chǎn)的催化蠟油經(jīng) 芳烴抽提所得到。抽余油作為常規(guī)催化裂化裝置的原料油。所述冷激介質(zhì)是選自冷激劑、冷卻的再生催化劑、冷卻的半再生催化劑、待生 催化劑和新鮮催化劑中的一種或更多種的任意比例的混合物，其中冷激劑是選自液化 氣、粗汽油、穩(wěn)定汽油、柴油、重柴油或水中的一種或更多種的任意比例的混合物；冷 卻的再生催化劑和冷卻的半再生催化劑是待生催化劑分別經(jīng)兩段再生和一段再生后冷卻 得到的，再生催化劑碳含量為0.1重％以下，最好為0.05重％以下，半再生催化劑碳含量 為0.1重％ 0.9重％，最好碳含量為0.15重％ 0.7重％;待生催化劑碳含量為0.9重％ 以上，最好碳含量為0.9重％ 1.2重％。所述汽油或柴油餾程按實(shí)際需要進(jìn)行調(diào)整，不僅限于全流程汽油或柴油。所述的催化轉(zhuǎn)化催化劑包括沸石、無(wú)機(jī)氧化物和任選的粘土，各組分分別占催 化劑總重量沸石1重％ 50重％、無(wú)機(jī)氧化物5重％ 99重％、粘土 0重％ 70 重％。其中沸石作為活性組分，選自中孔沸石和/或任選的大孔沸石，中孔沸石占沸石 總重量的0重％ 100重％，優(yōu)選20重％ 80重％，大孔沸石占沸石總重量的0重％ 100重％，優(yōu)選20重％ 80重％。中孔沸石選自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，也可 對(duì)上述中孔沸石用磷等非金屬元素和/或鐵、鈷、鎳等過(guò)渡金屬元素進(jìn)行改性，有關(guān)ZRP 更為詳盡的描述參見(jiàn)US5,232,675，ZSM系列沸石選自ZSM-5、ZSM-IU ZSM-12、 ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它類(lèi)似結(jié)構(gòu)的沸石之中的一種或一種以上的 混合物，有關(guān)ZSM-5更為詳盡的描述參見(jiàn)US3,702,886。大孔沸石選自由稀土 Y(REY)、 稀土氫Y(REHY)、不同方法得到的超穩(wěn)Y、高硅Y構(gòu)成的這組沸石中的一種或一種以上 的混合物。無(wú)機(jī)氧化物作為粘接劑，選自二氧化硅(SiO2)和/或三氧化二鋁(Al2O3)。粘土作為基質(zhì)(即載體)，選自高嶺土和/或多水高嶺土。所述的催化劑也可以是常規(guī)催化裂化裝置所使用的廢平衡催化劑。該方法中的催化裂化兩個(gè)反應(yīng)區(qū)可以適用同一類(lèi)型的催化劑，也可以適用不同 類(lèi)型催化劑，不同類(lèi)型催化劑可以是顆粒大小不同的催化劑和/或表觀堆積密度不同的催化劑。顆粒大小不同的催化劑和/或表觀堆積密度不同的催化劑上活性組分也可以分 別選用不同類(lèi)型沸石。大小不同顆粒的催化劑和/或高低表觀堆積密度的催化劑可以分 別進(jìn)入不同的反應(yīng)區(qū)，例如，含有超穩(wěn)Y型沸石的大顆粒的催化劑進(jìn)入第一反應(yīng)區(qū)，增 加裂化反應(yīng)，含有稀土 Y型沸石的小顆粒的催化劑進(jìn)入第二反應(yīng)區(qū)，增加氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)， 顆粒大小不同的催化劑在同一汽提器汽提和同一再生器再生，然后分離出大顆粒和小顆 粒催化劑，小顆粒催化劑經(jīng)冷卻進(jìn)入第二反應(yīng)區(qū)。顆粒大小不同的催化劑是以30 40 微米之間分界，表觀堆積密度不同的催化劑是以0.6 0.7g/cm3之間分界。所述反應(yīng)器選自提升管、等線速的流化床、等直徑的流化床、上行式輸送線、 下行式輸送線中的一種或更多種的組合，或同一種反應(yīng)器兩個(gè)或更多個(gè)的組合，所述組 合包括串聯(lián)或/和并聯(lián)，其中提升管是常規(guī)的等直徑的提升管或者各種形式變徑的提升 管。其中流化床的氣速為0.1米/秒 2米/秒，提升管的氣速為2米/秒 30米/秒 (不計(jì)催化劑)。 本發(fā)明的最佳實(shí)施方式是在一種變徑提升管反應(yīng)器中進(jìn)行，關(guān)于該反應(yīng)器更為 詳細(xì)的描述參見(jiàn)CN1237477A。該方法芳烴抽提單元適用現(xiàn)有的芳烴抽提裝置。所述芳烴抽提的溶劑選自糠 醛、二甲亞砜、二甲基甲酰胺、單乙醇胺、乙二醇、1，2-丙二醇中的一種或更多種， 所述溶劑可以回收，抽提溫度為40 120°C，溶劑與催化蠟油的體積比為0.5 1 5.0 1。該方法加氫處理單元是在氫氣存在情況下，與加氫處理催化劑接觸，在氫分壓 3.0 20.0MPa、反應(yīng)溫度300°C 450°C、氫油體積比300 2000v/v、體積空速0.1 3.01Γ1的反應(yīng)條件下進(jìn)行加氫處理。所述加氫處理催化劑是負(fù)載在無(wú)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族非貴金屬為鉬或/和 鎢，VIII族非貴金屬為鎳、鈷、鐵中的一種或多種。該技術(shù)方案將催化裂化、芳烴抽提、加氫處理和常規(guī)催化裂化等工藝有機(jī)結(jié) 合，從劣質(zhì)原料油最大限度地生產(chǎn)丙烯和輕質(zhì)燃料油，尤其是高辛烷值汽油，從而實(shí)現(xiàn) 石油資源高效利用。本發(fā)明與現(xiàn)有技術(shù)相比具有下列技術(shù)效果1、劣質(zhì)催化蠟油先經(jīng)催化裂化，然后芳烴抽提和加氫處理，從而芳烴抽提和加 氫處理裝置的原料性質(zhì)明顯地改善；2、由于芳烴抽提和加氫處理裝置所加工的原料油性質(zhì)得到改善，從而加氫處理 裝置和芳烴抽提裝置操作周期得到明顯地提高；3、劣質(zhì)重油經(jīng)催化裂化后，所得到的催化蠟油含有較多的多環(huán)烷烴、鏈烷烴和 芳烴；催化蠟油經(jīng)抽提，抽出油中富含雙環(huán)芳烴，進(jìn)一步進(jìn)行加氫處理；抽余油富含鏈 烷和環(huán)烷烴，非常適合進(jìn)行催化轉(zhuǎn)化。4、抽提裝置或/和加氫處理裝置從操作初期到末期所提供的催化裂化原料油性 質(zhì)較穩(wěn)定，從而有利于催化裂化裝置操作；5、加氫抽出油性質(zhì)得到了改善，從而輕質(zhì)油收率明顯地增加，油漿產(chǎn)率明顯地 降低，實(shí)現(xiàn)了石油資源高效利用。


圖1為本發(fā)明的第一實(shí)施方式的工藝流程示意圖。圖2為本發(fā)明的第二實(shí)施方式的工藝流程示意圖。
具體實(shí)施方式
下面結(jié)合附圖對(duì)本發(fā)明所提供的方法進(jìn)行進(jìn)一步的說(shuō)明，但并不因此限制本發(fā) 明。圖1為本發(fā)明的第一實(shí)施方式的工藝流程示意圖，在該實(shí)施方式中，加氫抽余 油循環(huán)至本方法所述催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器的第一反應(yīng)區(qū)。其工藝流程如下預(yù)提升介質(zhì)經(jīng)管線1由提升管反應(yīng)器2下部進(jìn)入，來(lái)自管線16的再生催化轉(zhuǎn)化催 化劑在預(yù)提升介質(zhì)的提升作用下沿提升管向上運(yùn)動(dòng)，劣質(zhì)的原料油經(jīng)管線3與來(lái)自管線4的 霧化蒸汽一起注入提升管2反應(yīng)區(qū)I的下部，與提升管反應(yīng)器已有的物流混合，劣質(zhì)原料 在熱的催化劑上發(fā)生裂化反應(yīng)，并向上運(yùn)動(dòng)。輕質(zhì)原料油經(jīng)管線5與來(lái)自管線6的霧化蒸 汽一起注入提升管2反應(yīng)區(qū)II的下部，與提升管反應(yīng)器已有的物流混合，輕質(zhì)原料油在積 炭量較低的催化劑上發(fā)生裂化反應(yīng)，并向上運(yùn)動(dòng)，生成的油氣和失活的待生催化劑經(jīng)管線 7進(jìn)入沉降器8中的旋風(fēng)分離器，實(shí)現(xiàn)待生催化劑與油氣的分離，油氣進(jìn)入集氣室9，催化 劑細(xì)粉由料腿返回沉降器。沉降器中待生催化劑流向汽提段10，與來(lái)自管線11的蒸汽接 觸。從待生催化劑中汽提出的油氣經(jīng)旋風(fēng)分離器后進(jìn)入集氣室9。汽提后的待生催化劑經(jīng) 斜管12進(jìn)入再生器13，主風(fēng)經(jīng)管線14進(jìn)入再生器，燒去待生催化劑上的焦炭，使失活的 待生催化劑再生，煙氣經(jīng)管線15進(jìn)入煙機(jī)。再生后的催化劑經(jīng)斜管16進(jìn)入提升管。集氣室9中的油氣經(jīng)過(guò)大油氣管線17，進(jìn)入后續(xù)的分離系統(tǒng)18，分離得到的丙 烯經(jīng)管線20引出，分離得到的丙烷經(jīng)管線21引出，而C4烴經(jīng)管線22引出，丙烷和C4 烴可以作為部分輕質(zhì)原料油分別經(jīng)管線30和29循環(huán)至上述催化轉(zhuǎn)化裝置的提升管2反應(yīng) 區(qū)II，催化裂化干氣經(jīng)管線19引出，汽油餾分經(jīng)管線23引出，柴油餾分經(jīng)管線24引出， 柴油餾分可以作為部分輕質(zhì)原料油經(jīng)管線28循環(huán)至上述催化轉(zhuǎn)化裝置的提升管2反應(yīng)區(qū) II，催化蠟油餾分經(jīng)管線25輸送到芳烴抽提單元32，分離出的抽余油經(jīng)管線26引出，循 環(huán)至上述催化轉(zhuǎn)化裝置的提升管2反應(yīng)區(qū)I，進(jìn)一步生產(chǎn)低烯烴高辛烷值汽油、丙烯和柴 油。抽出油經(jīng)管線27輸送到加氫處理單元33，分離出輕組分管線35引出，加氫抽出油 經(jīng)管線31循環(huán)至上述催化轉(zhuǎn)化裝置的提升管2反應(yīng)區(qū)I，進(jìn)一步生產(chǎn)低烯烴高辛烷值汽 油、丙烯和柴油。圖2為本發(fā)明的第二實(shí)施方式的工藝流程示意圖，在該實(shí)施方式中，抽余油循 環(huán)至其它催化轉(zhuǎn)化裝置。該實(shí)施方式的工藝流程與第一實(shí)施方式的基本相同，唯一的區(qū) 別是加氫抽出油經(jīng)管線31進(jìn)入另一套催化轉(zhuǎn)化裝置34，進(jìn)一步生產(chǎn)低烯烴高辛烷值汽 油、丙烯、和柴油(圖中未示出)。下面的實(shí)施例將對(duì)本方法予以進(jìn)一步的說(shuō)明，但并不因此限制本方法。實(shí)施例中所用的原料為減壓渣油、劣質(zhì)常壓渣油、劣質(zhì)加氫渣油和含酸原油， 其性質(zhì)如表1所示。實(shí)施例中所用的催化裂化催化劑GZ-I制備方法簡(jiǎn)述如下
1)、將20gNH4Cl溶于IOOOg水中，向此溶液中加入IOOg(干基)晶化產(chǎn)品ZRP-1
沸石(齊魯石化公司催化劑廠生產(chǎn)，Si02/Al203 = 30，稀土含量RE2O3 = 2.0重％ )，在 90°C交換0.5h后，過(guò)濾得濾餅；加入IOgH3PO4 (濃度85%)與4.5gFe (NO3) 3溶于90g水 中，與濾餅混合浸漬烘干；接著在550°C溫度下焙燒處理2小時(shí)得到含磷和鐵的MFI結(jié)構(gòu) 中孔沸石，其元素分析化學(xué)組成為0.INa2O · 5.IAl2O3 · 2.4P205 · 1.5Fe203 · 3.8RE203 · 88.ISiO20
2)、用250kg脫陽(yáng)離子水將75.4kg多水高嶺土(蘇州瓷土公司工業(yè)產(chǎn)品，固含量 71.6重％)打漿，再加入54.8kg擬薄水鋁石(山東鋁廠工業(yè)產(chǎn)品，固含量63重％)，用 鹽酸將其pH調(diào)至2-4，攪拌均勻，在60-70°C下靜置老化1小時(shí)，保持pH為2_4，將溫 度降至60°C以下，加入41.5Kg鋁溶膠(齊魯石化公司催化劑廠產(chǎn)品，Al2O3含量為21.7 重％)，攪拌40分鐘，得到混合漿液。3)、將步驟1)制備的含磷和鐵的MFI結(jié)構(gòu)中孔沸石(干基為2kg)以及DASY 沸石(齊魯石化公司催化劑廠工業(yè)產(chǎn)品，晶胞常數(shù)為2.445-2.448nm，干基為22.5kg)加入 到步驟2)得到的混合漿液中，攪拌均勻，噴霧干燥成型，用磷酸二氫銨溶液(磷含量為 1重％)洗滌，洗去游離Na+，干燥即得催化裂解催化劑樣品，該催化劑的組成為2重％ 含磷和鐵的MFI結(jié)構(gòu)中孔沸石、18重％ DASY沸石、32重％擬薄水鋁石、7重％鋁溶膠 和余量高嶺土。實(shí)施例中所用的加氫處理催化劑制備方法簡(jiǎn)述如下稱(chēng)取偏鎢酸銨 ((NH4)2W4O13 · ISH2O,化學(xué)純)和硝酸鎳(Ni(NO3)2 · ISH2O,化學(xué)純)，用水配成 200mL溶液。將溶液加入到氧化鋁載體50克中，在室溫下浸漬3小時(shí)，在浸漬過(guò)程中使 用超聲波處理浸漬液30分鐘，冷卻，過(guò)濾，放到微波爐中干燥約15分鐘。該催化劑的 組成為30.0重％ WO3> 3.1重％ NiO和余量氧化鋁。常規(guī)的催化裂化催化劑分別為MLC-500和CGP_1，其性質(zhì)列于表2。實(shí)施例1該實(shí)施例按照?qǐng)D1的流程進(jìn)行試驗(yàn)，減壓渣油原料油A作為催化裂化的原料， 在提升管反應(yīng)器的中型裝置上進(jìn)行試驗(yàn)，劣質(zhì)原料進(jìn)入反應(yīng)區(qū)I下部，與催化劑GZ-I接 觸并發(fā)生反應(yīng)，在反應(yīng)區(qū)I下部，劣質(zhì)的原料在反應(yīng)溫度600°C、反應(yīng)時(shí)間0.4秒，催化 劑與原料的重量比6，水蒸汽與原料的重量比為0.05條件下進(jìn)行裂化反應(yīng)；在反應(yīng)區(qū)II， 油氣與循環(huán)的丙烷和C4烴、柴油混合后在反應(yīng)溫度500°C、反應(yīng)時(shí)間5秒，水蒸汽與原 料的重量比為0.05條件下進(jìn)行裂化反應(yīng)，油氣和帶炭的催化劑在沉降器分離，產(chǎn)品在分 離系統(tǒng)按餾程進(jìn)行切割，從而得到干氣、液化氣(包括丙烯、丙烷和C4烴，下同)、汽 油、柴油和切割點(diǎn)大于330°C的催化蠟油，該催化蠟油占原料油重量的24.48%，然后催 化蠟油經(jīng)芳烴抽提，催化蠟油與糠醛比為2，抽提段溫度為75°C，抽余油循環(huán)回上述中 型催化裂化裝置。抽出油經(jīng)加氫處理，在氫分壓18.0MPa、反應(yīng)溫度350°C、氫油體積比 1500、體積空速1.51Γ1的反應(yīng)條件下進(jìn)行加氫處理，加氫后的抽出油循環(huán)回上述中型催化 裂化裝置。操作條件和產(chǎn)品分布列于表3。從表3可以看出，總液體收率高達(dá)83.02重％，其中汽油產(chǎn)率高達(dá)48.19重％， 丙烯產(chǎn)率高達(dá)5.06重％，而干氣產(chǎn)率僅為2.28重％，油漿產(chǎn)率僅為0.94重％，另外獲得 7.39重％的富含芳烴的化工原料。
對(duì)比例1該對(duì)比例是以減壓渣油原料A直接作為催化裂化的原料，在中型提升管反應(yīng)器 裝置上進(jìn)行試驗(yàn)，在反應(yīng)溫度500°C、反應(yīng)時(shí)間為2.5秒，催化劑與原料的重量比6，水 蒸汽與原料的重量比為0.05條件下進(jìn)行裂化反應(yīng)；油氣和帶炭的催化劑在沉降器分離， 產(chǎn)品在分離系統(tǒng)按餾程進(jìn)行切割，從而得到干氣、液化氣、汽油、柴油、油漿。操作條 件和產(chǎn)品分布列于表3。從表3可以看出，總液體收率僅為77.44重％，其中汽油產(chǎn)率僅為43.76重％， 丙烯產(chǎn)率僅為4.21重％，而干氣產(chǎn)率高達(dá)3.49重％，油漿產(chǎn)率高達(dá)9.18重％。與實(shí)施例 1相比，對(duì)比例總液體收率大幅度降低，造成石油資源利用效率的降低。實(shí)施例2該實(shí)施例按照?qǐng)D2的流程進(jìn)行試驗(yàn)，劣質(zhì)加氫渣油原料C作為催化裂化的原料， 在提升管反應(yīng)器的中型裝置上進(jìn)行試驗(yàn)，劣質(zhì)原料進(jìn)入反應(yīng)區(qū)I下部，與催化劑GZ-I 接觸并發(fā)生反應(yīng)，在反應(yīng)區(qū)I下部，劣質(zhì)的原料在反應(yīng)溫度600°C、反應(yīng)時(shí)間0.4秒，催 化劑與原料的重量比6，水蒸汽與原料的重量比為0.05條件下進(jìn)行裂化反應(yīng)；在反應(yīng)區(qū) II，油氣與作為冷激介質(zhì)的冷卻再生催化劑混合后在反應(yīng)溫度500°C、反應(yīng)時(shí)間5秒，水 蒸汽與原料的重量比為0.05條件下進(jìn)行裂化反應(yīng)，油氣和帶炭的催化劑在沉降器分離， 產(chǎn)品在分離系統(tǒng)按餾程進(jìn)行切割，從而得到干氣、包括丙烯的液化氣、汽油，柴油和切 割點(diǎn)大于330°C的催化蠟油，該催化蠟油占原料油重量的38.57%，然后催化蠟油經(jīng)芳烴 抽提，催化蠟油與糠醛比為2，抽提段溫度為75°C，抽余油循環(huán)回上述中型催化裂化裝 置。抽出油經(jīng)加氫處理，在氫分壓18.0MPa、反應(yīng)溫度350°C、氫油體積比1500、體積 空速1.51Γ1的反應(yīng)條件下進(jìn)行加氫處理，加氫后的抽出油進(jìn)入另一套常規(guī)的中型催化裂化 裝置，采用催化劑CGP-1，在反應(yīng)區(qū)I，反應(yīng)溫度600°C、反應(yīng)時(shí)間0.4秒，催化裂解催化 劑與原料的重量比6，水蒸汽/原料的重量比0.10，在反應(yīng)區(qū)II，反應(yīng)溫度500°C、反應(yīng) 時(shí)間6秒，催化裂解催化劑與原料的重量比6，分離出干氣、液化氣、汽油、柴油和催化 蠟油，催化蠟油返到芳烴抽提裝置。操作條件和產(chǎn)品分布列于表4。從表4可以看出，總液體收率高達(dá)81.69重％，其中汽油產(chǎn)率高達(dá)38.03重％， 丙烯產(chǎn)率高達(dá)7.84重％，而干氣產(chǎn)率僅為2.31重％，油漿產(chǎn)率僅為1.03重％，另外獲得 6.85重％的富含芳烴的化工原料。對(duì)比例2該對(duì)比例是以劣質(zhì)加氫渣油原料C直接作為催化裂化的原料，在中型提升管反 應(yīng)器裝置上進(jìn)行試驗(yàn)，采用催化劑CGP-1，在反應(yīng)溫度500°C、反應(yīng)時(shí)間為2.5秒，催化 劑與原料的重量比6，水蒸汽與原料的重量比為0.10條件下進(jìn)行裂化反應(yīng)；油氣和帶炭 的催化劑在沉降器分離，產(chǎn)品在分離系統(tǒng)按餾程進(jìn)行切割，從而得到干氣、液化氣、汽 油、柴油、油漿。操作條件和產(chǎn)品分布列于表4。從表4可以看出，總液體收率僅為77.29重％，其中汽油產(chǎn)率僅為33.04重％， 丙烯產(chǎn)率僅為7.06重％，而干氣產(chǎn)率高達(dá)3.63重％，油漿產(chǎn)率高達(dá)9.77重％。與實(shí)施例 7相比，對(duì)比例總液體收率大幅度降低，造成石油資源利用效率的降低。實(shí)施例3 該實(shí)施例是按照?qǐng)D2的流程進(jìn)行試驗(yàn)，高酸原油原料E作為催化裂化的原料，在提升管反應(yīng)器的中型裝置上進(jìn)行試驗(yàn)，劣質(zhì)原料進(jìn)入反應(yīng)區(qū)I下部，與催化劑GZ-I接觸并發(fā)生反應(yīng)，在反應(yīng)區(qū)I下部，劣質(zhì)的原料在反應(yīng)溫度600°C、反應(yīng)時(shí)間0.4秒，催化 劑與原料的重量比6，水蒸汽與原料的重量比為0.05條件下進(jìn)行裂化反應(yīng)；在反應(yīng)區(qū)II， 油氣在反應(yīng)溫度500°C、反應(yīng)時(shí)間5秒，水蒸汽與原料的重量比為0.05條件下進(jìn)行裂化 反應(yīng)，油氣和帶炭的催化劑在沉降器分離，產(chǎn)品在分離系統(tǒng)按餾程進(jìn)行切割，從而得到 干氣、包括丙烯的液化氣、汽油，柴油和切割點(diǎn)大于330°C的催化蠟油，該催化蠟油占原 料油重量的18.03%，然后催化蠟油經(jīng)芳烴抽提，催化蠟油與糠醛比為2，抽提段溫度為 75°C,抽余油循環(huán)回上述中型催化裂化裝置。抽出油經(jīng)加氫處理，在氫分壓18.0MPa、 反應(yīng)溫度350°C、氫油體積比1500、體積空速1.51Γ1的反應(yīng)條件下進(jìn)行加氫處理，加氫后 的抽出油進(jìn)入另一套常規(guī)的中型催化裂化裝置，采用催化劑CGP-1，在反應(yīng)區(qū)I，反應(yīng)溫 度600°C、反應(yīng)時(shí)間0.4秒，催化裂解催化劑與原料的重量比6，水蒸汽/原料的重量比 0.10，在反應(yīng)區(qū)II，反應(yīng)溫度500°C、反應(yīng)時(shí)間6秒，催化裂解催化劑與原料的重量比6， 分離出干氣、液化氣、汽油、柴油和催化蠟油，催化蠟油返到芳烴抽提裝置。操作條件 和產(chǎn)品分布列于表5。從表5可以看出，總液體收率高達(dá)81.92重％，其中汽油產(chǎn)率高達(dá)37.43重％， 丙烯產(chǎn)率高達(dá)7.32重％，而干氣產(chǎn)率僅為2.89重％，另外獲得7.08重％的富含芳烴的化 工原料。對(duì)比例3該對(duì)比例是以高酸原油原料E直接作為催化裂化的原料，在中型提升管反應(yīng)器 裝置上進(jìn)行試驗(yàn)，采用催化劑CGP-1，在反應(yīng)溫度500°C、反應(yīng)時(shí)間為2.5秒，催化劑與 原料的重量比6，水蒸汽與原料的重量比為0.10條件下進(jìn)行裂化反應(yīng)；油氣和帶炭的催 化劑在沉降器分離，產(chǎn)品在分離系統(tǒng)按餾程進(jìn)行切割，從而得到干氣、液化氣、汽油、 柴油、油漿。操作條件和產(chǎn)品分布列于表5。從表5可以看出，總液體收率僅為77.29重％，其中汽油產(chǎn)率僅為35.43重％， 丙烯產(chǎn)率僅為6.52重％，而干氣產(chǎn)率高達(dá)5.51重％，油漿產(chǎn)率高達(dá)6.22重％。與實(shí)施例 8相比，對(duì)比例總液體收率大幅度降低，造成石油資源利用效率的降低。實(shí)施例4 5該實(shí)施例是按照?qǐng)D2的流程進(jìn)行試驗(yàn)，常壓渣油B和高酸值原油D分別作為催 化裂化的原料，在提升管反應(yīng)器的中型裝置上進(jìn)行試驗(yàn)，劣質(zhì)原料進(jìn)入反應(yīng)區(qū)I下部， 與催化劑GZ-I接觸并發(fā)生反應(yīng)，在反應(yīng)區(qū)I下部，劣質(zhì)的原料在反應(yīng)溫度60(TC、反應(yīng) 時(shí)間0.4秒，催化劑與原料的重量比6，水蒸汽與原料的重量比為0.05條件下進(jìn)行裂化反 應(yīng)；在反應(yīng)區(qū)II，油氣在反應(yīng)溫度500°C、反應(yīng)時(shí)間5秒，水蒸汽與原料的重量比為0.05 條件下進(jìn)行裂化反應(yīng)，油氣和帶炭的催化劑在沉降器分離，產(chǎn)品在分離系統(tǒng)按餾程進(jìn)行 切割，從而得到干氣、包括丙烯的液化氣、汽油，柴油和切割點(diǎn)大于330°C的催化蠟油， 該催化蠟油分別占原料油重量的41.90%和34.13%，催化蠟油經(jīng)芳烴抽提，催化蠟油與 糠醛比為2，抽提段溫度為75°C，抽余油循環(huán)回上述中型催化裂化裝置。抽出油經(jīng)加氫 處理，在氫分壓18.0MPa、反應(yīng)溫度350°C、氫油體積比1500、體積空速1.51Γ1的反應(yīng)條 件下進(jìn)行加氫處理，加氫后的抽出油進(jìn)入另一套常規(guī)的中型催化裂化裝置，采用催化劑 MLC-500,在反應(yīng)區(qū)I，反應(yīng)溫度600°C、反應(yīng)時(shí)間0.4秒，催化劑與原料的重量比6，水蒸汽/原料的重量比0.05，在反應(yīng)區(qū)II，反應(yīng)溫度500°C、反應(yīng)時(shí)間6秒，催化劑與原 料的重量比6，分離出干氣、液化氣、汽油，柴油和催化蠟油，催化蠟油返到芳烴抽提裝 置。操作條件和產(chǎn)品分布列于表6。從表6可以看出，總液體收率分別高達(dá)79.70重％和79.27重％，其中汽油產(chǎn)率 分別高達(dá)39.37重％和43.35重％，丙烯產(chǎn)率分別高達(dá)4.92重％和4.16重％，而干氣產(chǎn)率 分別僅為2.43重％和2.55重％，油漿產(chǎn)率分別僅為2.01重％和1.97重％，另外分別獲得 8.01重％和8.17重％的富含芳烴的化工原料。表 權(quán)利要求
1.一種從劣質(zhì)原料油制取優(yōu)質(zhì)燃料油的方法，其特征在于該方法包括下列步驟(1)預(yù)熱的劣質(zhì)原料油進(jìn)入催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器的第一反應(yīng)區(qū)與熱的催化轉(zhuǎn)化催化劑接 觸發(fā)生裂化反應(yīng)，生成的油氣和用過(guò)的催化劑任選與輕質(zhì)原料油和/或冷激介質(zhì)混合后 進(jìn)入催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器的第二反應(yīng)區(qū)，進(jìn)行裂化反應(yīng)、氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)和異構(gòu)化反應(yīng)，反應(yīng)產(chǎn) 物和反應(yīng)后帶炭的待生催化劑經(jīng)氣固分離后，反應(yīng)產(chǎn)物進(jìn)入分離系統(tǒng)分離為干氣、液化 氣、汽油、柴油和催化蠟油，待生催化劑經(jīng)水蒸汽汽提后輸送到再生器進(jìn)行燒焦再生， 熱的再生催化劑返回反應(yīng)器循環(huán)使用；其中所述的第一反應(yīng)區(qū)和第二反應(yīng)區(qū)反應(yīng)條件足 以使反應(yīng)得到包含占原料油12重％ 60重％的催化蠟油產(chǎn)物；(2)所述催化蠟油進(jìn)入芳烴抽提裝置，分離得到抽余油和抽出油，其中抽余油返回步 驟(1)催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器的第一反應(yīng)區(qū)；(3)抽出油進(jìn)入加氫處理裝置，經(jīng)分離得到加氫抽出油；(4)所述加氫抽出油循環(huán)至步驟(1)催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器的第一反應(yīng)區(qū)或/和其它催化轉(zhuǎn) 化裝置進(jìn)一步反應(yīng)得到目的產(chǎn)物輕質(zhì)燃料油。
2.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述劣質(zhì)原料油為重質(zhì)石油烴和/或其它礦物 油，其中重質(zhì)石油烴選自減壓渣油、劣質(zhì)的常壓渣油、劣質(zhì)的加氫渣油、焦化瓦斯油、 脫浙青油、高酸值原油、高金屬原油中的一種或一種以上的任意比例的混合物；其它礦 物油為煤液化油、油砂油、頁(yè)巖油中的一種或幾種。
3.按照權(quán)利要求1或2的方法，其特征在于所述劣質(zhì)原料油的性質(zhì)至少滿(mǎn)足下列指 標(biāo)中的一種密度為900 1000千克/米3，殘?zhí)繛? 15重％，金屬含量為15 600ppm,酸值為 0.5 20mgKOH/g。
4.按照權(quán)利要求3的方法，其特征在于所述劣質(zhì)原料油的性質(zhì)滿(mǎn)足下列指標(biāo)中的至少 一種密度為930 960千克/米3，殘?zhí)繛? 12重％，金屬含量為15 lOOppm，和 酸值為 0.5 lOmgKOH/g。
5.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述的第一反應(yīng)區(qū)和第二反應(yīng)區(qū)反應(yīng)條件是足 以使反應(yīng)得到包含占原料油20重％ 40重％的催化蠟油產(chǎn)物。
6.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述輕質(zhì)原料油選自液化氣、汽油、柴油中的 一種或更多種。
7.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述冷激介質(zhì)是選自冷激劑、冷卻的再生催化 劑、冷卻的半再生催化劑、待生催化劑和新鮮催化劑中的一種或更多種的任意比例的混 合物，其中冷激劑是選自液化氣、粗汽油、穩(wěn)定汽油、柴油、重柴油或水中的一種或更 多種的任意比例的混合物；冷卻的再生催化劑和冷卻的半再生催化劑是待生催化劑分別 經(jīng)兩段再生和一段再生后冷卻得到。
8.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述催化轉(zhuǎn)化催化劑包括沸石、無(wú)機(jī)氧化物和 任選的粘土，各組分分別占催化劑總重量沸石1重％ 50重％、無(wú)機(jī)氧化物5重％ 99重％、粘土 0重％ 70重％，其中沸石作為活性組分，為中孔沸石和/或任選的大孔 沸石，中孔沸石選自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，大孔沸石選自由稀土 Y、稀土氫 Y、超穩(wěn)Y、和高硅Y構(gòu)成的這組沸石中的一種或更多種的混合物。
9.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于第一反應(yīng)區(qū)的條件包括反應(yīng)溫度為510°C 650反應(yīng)時(shí)間為0.05秒 1.0秒、催化劑與原料油的重量比為3 15 1、水蒸汽與原料油的重量比為0.03 0.3 1、壓力為130kPa 450kPa。
10.按照權(quán)利要求9的方法，其特征在于第一反應(yīng)區(qū)的條件包括反應(yīng)溫度為 520°C 600°C、反應(yīng)時(shí)間為0.1秒 0.5秒、催化劑與原料油的重量比為4 12 1、水 蒸汽與原料油的重量比為0.05 0.2 1、壓力為130kPa 450kPa。
11.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于第二反應(yīng)區(qū)的條件包括反應(yīng)溫度為 420°C 550°C、反應(yīng)時(shí)間為1.5秒 20秒。
12.按照權(quán)利要求11的方法，其特征在于第二反應(yīng)區(qū)的條件包括反應(yīng)溫度為 460°C 530°C、反應(yīng)時(shí)間為2秒 10秒。
13.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述液化氣中的丙烷和C4烴，以及柴油中的 至少一種作為輕質(zhì)原料油進(jìn)入所述第二反應(yīng)區(qū)。
14.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述芳烴抽提的溶劑選自糠醛、二甲亞 砜、二甲基甲酰胺、單乙醇胺、乙二醇、1，2-丙二醇中的一種或更多種，所述溶劑可以 回收，抽提溫度為40 120°C，溶劑與催化蠟油的體積比為0.5 1 5.0 1。
15.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于加氫處理的工藝條件為氫分壓3.0 20.0MPa、反應(yīng)溫度300°C 450°C、氫油體積比300 2000v/v、體積空速0.1 3.01Γ1。
16.按照權(quán)利要求15的方法，其特征在于所述加氫處理催化劑是負(fù)載在無(wú)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 鉬或/和鎢，VIII族非貴金屬為鎳、鈷、鐵中的一種或多種。
17.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述催化蠟油切割溫度不低于250°C，氫含 量不低于10.5重％。
18.按照權(quán)利要17的方法、其特征在于所述催化蠟油的切割溫度不低于330°C，氫含 量不低于10.8重％。
19.按照權(quán)利要求8的方法，其特征在于所述中孔沸石占沸石總重量的0重％ 50重％ ο
20.按照權(quán)利要求19的方法，其特征在于所述的中孔沸石占沸石總重量的0重％ 20重％ ο
21.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述反應(yīng)器選自提升管、等線速的流化床、 等直徑的流化床、上行式輸送線、下行式輸送線中的一種或更多種的組合，或同一種反 應(yīng)器兩個(gè)或更多個(gè)的組合，所述組合包括串聯(lián)或/和并聯(lián)，其中提升管是常規(guī)的等直徑 的提升管或者各種形式變徑的提升管。
22.按照權(quán)利要求21的方法，其特征在于所述提升管是變徑提升管反應(yīng)器。
全文摘要
一種從劣質(zhì)原料油制取輕質(zhì)燃料油的方法，劣質(zhì)原料油依次進(jìn)入催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器的第一、二反應(yīng)區(qū)與催化轉(zhuǎn)化催化劑接觸分別發(fā)生一次反應(yīng)、二次反應(yīng)，反應(yīng)產(chǎn)物和待生催化劑經(jīng)氣固分離后，待生催化劑依次經(jīng)汽提、燒焦再后返回反應(yīng)器循環(huán)使用；反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)分離得到丙烯、輕質(zhì)燃料油、催化蠟油及其它產(chǎn)品，其中所述催化蠟油經(jīng)抽提后，所得抽出油進(jìn)行加氫處理，所得加氫抽出油循環(huán)至催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器的第一反應(yīng)區(qū)或/和其它催化轉(zhuǎn)化裝置進(jìn)一步反應(yīng)得到目的產(chǎn)物輕質(zhì)燃料油。該方法將催化裂化、加氫處理、芳烴抽提和常規(guī)催化裂化等工藝有機(jī)結(jié)合，從劣質(zhì)原料油最大限度地生產(chǎn)輕質(zhì)燃料油和丙烯，從而實(shí)現(xiàn)石油資源高效利用。
文檔編號(hào)C10G67/04GK102021031SQ20091017648
公開(kāi)日2011年4月20日 申請(qǐng)日期2009年9月17日 優(yōu)先權(quán)日2009年9月17日
發(fā)明者崔守業(yè), 張執(zhí)剛, 戴立順, 王子軍, 魏曉麗, 龍軍 申請(qǐng)人:中國(guó)石油化工股份有限公司, 中國(guó)石油化工股份有限公司石油化工科學(xué)研究院