一种重油接触裂化的工艺的制作方法

本发明涉及一种重油接触裂化的工艺。

背景技术：

常规的催化裂化工艺大多是以比重、残炭、重金属含量、氢含量、族组成满足催化裂化工艺需求的油品为原料，以具有较高平衡活性的分子筛催化剂为载体，对原料进行催化裂化反应，以获得汽油、柴油和液化气并副产干气、油浆与焦炭的重油轻质化工艺。当原料性质超出催化裂化要求时，大多采用催化原料预处理如渣油加氢工艺，对催化原料进行预精制，以降低残炭、重金属等，以满足催化裂化工艺的需求。对于更为重质、劣质的原料，炼油行业大多采用延迟焦化工艺加以处理，所产焦炭可以作为电厂锅炉、CFB锅炉或制氢等工艺的原料。随着石油资源的日益减少、石油价格的总体上升趋势，采用焦化工艺的经济效益日益受到严重影响，同时焦化工艺所面临的环境相对恶劣、环保压力增大等困难，使延迟焦化工艺的应用受到制约；而以渣油加氢为先导、重油催化裂化为主干的重油轻质化工艺，以及生产清洁燃料和化工原料的其它加氢工艺，又受到炼厂氢源紧张的制约。

中国石化石油化工科学研究院提出的渣油接触裂化-焦炭气化一体化技术思路可以有效地将催化裂化的重油轻质化裂化反应与生成的焦炭气化有机地结合起来，以类似于催化裂化反应-再生系统的工艺技术，将二者在一套装置上加以整合，有效地提高了石油资源的利用效率，在解决重油轻质化的同时，又解决了炼厂氢源的困境，同时也提升了环境保护的水平，是石油资源绿色利用的较好途径。

但由于渣油裂化反应所需的热量与所产焦炭在其附着的载体剂上原位 气化的热量存在不匹配的问题，主要体现在：重油接触裂化反应所需的载体剂温度不能太高，一般在680～710℃，过高则导致剂油比大幅度降低，使裂化部分油剂接触差、产品分布恶化；而焦炭气化部分则相反，较高的气化温度可以使气化反应向有利于生成高附加值的氢气和一氧化碳方向进行，温度降低，则气化后的氢浓度大幅度降低、二氧化碳浓度升高，经济效益变差，甚至无法得到满足后续制氢和其它合成气转化工艺的要求；单纯地通过冷却载体剂，虽然可以满足裂化反应部分的剂油比要求，但较低的待生剂温度，使焦炭气化放出的热量不足，难以维持较高的气化温度。

技术实现要素：

本发明的目的是提供一种重油接触裂化的工艺，该工艺能够解决焦炭气化器和裂化反应器的热平衡问题。

为了实现上述目的，本发明提供一种重油接触裂化的工艺，该工艺包括：a、将重油送入重油裂化反应器与来自热量耦合器的混合催化剂进行接触裂化后，得到反应产物和富含焦炭的待生催化剂；b、将步骤a中所得的待生催化剂送入热量耦合器与来自焦炭气化器的气化催化剂混合，并在流化介质的流化作用下进行热量交换后，得到混合催化剂；c、将步骤b中所得的部分混合催化剂送入所述重油裂化反应器进行所述接触裂化，将另一部分混合催化剂送入所述焦炭气化器与气化剂接触，使混合催化剂所含的焦炭与所述气化剂发生气化反应，得到富含氢气和一氧化碳的合成气以及气化催化剂；d、将步骤c中所得的气化催化剂送入所述热量耦合器中。

优选地，其中，所述催化剂为分子筛催化剂和/或不带分子筛的惰性载体剂。

优选地，其中，控制所述待生催化剂的含碳量为3-11重％，控制所述气化催化剂的含碳量为0-1重％，控制所述混合催化剂的含碳量为1-6重％。

优选地，其中，所述重油裂化反应器的操作条件为：接触裂化温度为490-560℃，绝对反应压力为0.15-0.4兆帕；所述焦炭气化器的操作条件为：气化温度为690-960℃，绝对气化压力为0.15-0.5兆帕；所述热量耦合器的操作条件为：温度为650-800℃，绝对压力为0.15-0.5兆帕。

优选地，其中，所述流化介质为选自水蒸气、氮气和燃料气中的至少一种，或选自空气与水蒸气的混合物以及氧气与水蒸气的混合物中的至少一种。

优选地，其中，当所述流化介质为选自水蒸气、氮气和燃料气中的至少一种时，将进行所述流化作用后的所述流化介质送入所述重油裂化反应器中；当所述流化介质为选自空气与水蒸气的混合物以及氧气与水蒸气的混合物中的至少一种时，将进行所述流化作用后的所述流化介质送入所述焦炭气化器中。

优选地，其中，所述气化剂为空气和/或氧气与水蒸气的混合物。

优选地，其中，所述氧气与水蒸气的混合物中，氧气与水蒸气的体积比例为(10:90)-(40:60)。

优选地，其中，以体积计，控制所述合成气中所述氢气的含量为10-40体％，所述一氧化碳的含量为10-60体％。

优选地，其中，将所述焦炭气化器内的部分催化剂进行外取热，然后将该外取热后的催化剂返回所述焦炭气化器中。

与现有技术相比，本发明的工艺将高温的气化催化剂的热量通过热量耦合器与较低温度的待生催化剂进行充分的混合，不仅降低了进入裂化反应器的催化剂的温度，而且提高了进入焦炭气化器的待生催化剂的温度，满足了焦炭气化器的起始温度需求，使焦炭气化放出的热量可以维持焦炭气化器较高的气化温度，可以较好地解决焦炭气化器和裂化反应器的热平衡问题。

本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：

图1是常规重油催化裂化装置的反应再生系统的示意图；

图2是本发明提供的重油接触裂化工艺的一种具体实施方式所采用的重油接触裂化系统的示意图。

附图标记说明

1重油裂化反应器 2焦炭气化器 3热量耦合器

4焦炭气化器外取热器 5待生滑阀 6再生滑阀

7气化后滑阀 8待气化滑阀 9外取热器下滑阀

具体实施方式

以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

本发明提供一种重油接触裂化的工艺，该工艺包括：a、将重油送入重油裂化反应器与来自热量耦合器的混合催化剂进行接触裂化后，得到反应产物和富含焦炭的待生催化剂；b、将步骤a中所得的待生催化剂送入热量耦合器与来自焦炭气化器的气化催化剂混合，并在流化介质的流化作用下进行热量交换后，得到混合催化剂；c、将步骤b中所得的部分混合催化剂送入所述重油裂化反应器进行所述接触裂化，将另一部分混合催化剂送入所述焦炭气化器与气化剂接触，使混合催化剂所含的焦炭与所述气化剂发生气化反 应，得到富含氢气和一氧化碳的合成气以及气化催化剂；d、将步骤c中所得的气化催化剂送入所述热量耦合器中。

根据本发明，所述催化剂是本领域技术人员所熟知的，所述催化剂可以为分子筛催化剂和/或不带分子筛的惰性载体剂。其中，可以控制所述待生催化剂的含碳量为3-11重％，可以控制所述气化催化剂的含碳量为0-1重％，可以控制所述混合催化剂的含碳量为1-6重％。

根据本发明，所述重油裂化反应器是本领域技术人员所熟知的，其操作条件可以为：接触裂化温度为490-560℃，绝对反应压力为0.15-0.4兆帕；所述焦炭气化器的操作条件可以为：气化温度为690-960℃，绝对气化压力为0.15-0.5兆帕；所述热量耦合器的操作条件可以为：温度为650-800℃，绝对压力为0.15-0.5兆帕。

根据本发明，所述流化介质是本领域技术人员所熟知的，例如，可以为选自水蒸气、氮气和燃料气中的至少一种，或可以为选自空气与水蒸气的混合物以及氧气与水蒸气的混合物中的至少一种。当所述流化介质为选自水蒸气、氮气和燃料气中的至少一种时，可以将进行所述流化作用后的所述流化介质送入所述重油裂化反应器中；当所述流化介质为选自空气与水蒸气的混合物以及氧气与水蒸气的混合物中的至少一种时，可以将进行所述流化作用后的所述流化介质送入所述焦炭气化器中。

根据本发明，所述气化剂是本领域技术人员所熟知的，例如，可以为空气和/或氧气与水蒸气的混合物。其中，所述氧气与水蒸气的混合物中，氧气与水蒸气的体积比例可以为(10:90)-(40:60)。

根据本发明，以体积计，可以根据需要，控制所述合成气中所述氢气的含量为10-40体％，所述一氧化碳的含量为10-60体％。

根据本发明，可以将所述焦炭气化器内的部分催化剂进行外取热，然后将该外取热后的催化剂返回所述焦炭气化器中。所述外取热是本领域技术人 员所熟知的，本发明不再赘述。

下面将通过实施例来进一步说明本发明，但是本发明并不因此而受到任何限制。

如图2所示，本发明的装置原料正常操作时由装置外送至原料油缓冲罐，然后用提升管进料泵抽出，经过换热升温到200～280℃，进入到重油裂化反应器的提升管下部进料喷嘴。原料油与雾化蒸汽在原料喷嘴混合后，经过原料喷嘴喷出与热量耦合器来的带有一定炭含量的再生载体剂(650～740℃)接触，立即在反应器的提升管反应区汽化，在适宜的反应温度和剂油比的条件下，裂化成轻质产品(干气、液化气、汽油和轻柴油)和副产品油浆与焦炭。反应油气携带催化剂经过反应器内的分离设施，分离出的催化剂流入汽提段，分离出来的油气去往后部分馏塔(图中未标出)。反应生成的焦炭附着在待生载体剂上，待生载体剂经汽提后从汽提段下部通过待生斜管、待生滑阀进入热量耦合器进行热量交换与焦炭均匀化。

从热量耦合器中出来的混合载体剂，带炭量1～6w％，分为两个部分，一部分返回重油裂化反应器参与反应，另一部分经过待气化滑阀进入焦炭气化器进行焦炭气化。焦炭气化器出来的载体剂带炭量0～1w％，经再生滑阀进入热量耦合器参与热量交换与焦炭均匀化，并实现载体剂的连续循环。