专利名称：从催化重油中分离芳基沥青、芳烃油和富饱和烃蜡油的方法
技术领域：
本发明属于石油炼制领域，涉及重油深度加工，尤其涉及对催化重油采用两步抽提的方法。
众所周知，催化重油的深度加工技术既能提高炼油厂经济效益，又能提高石油炼制技术水平，有关催化重油深度加工的专利也比较多。中国专利(87107146)中是将催化重油经双溶剂抽提，分离出优质蜡油和全馏分催化重质芳烃两个产品。优质蜡油返回催化裂化装置回炼，它的目的是通过催化抽提联合工艺，来提高催化裂化装置的经济效益，对于另一个产品，即全馏分催化重质芳烃，没有提出相应的解决办法。如果炼油厂需要对它进行综合利用，还需增加加工装置以便进一步加工。一个必不可少的加工过程，就是首先要将全馏分催化重质芳烃进行减压蒸馏，得到重芳烃油(＜500℃)和芳基沥青(＞500℃)以后，才能为它的进一步利用，提供基本的前提。由于催化装置芳烃的特殊性，它以密集的芳环(芳环数3～10以上)带有短侧链(C1～C3)为其结构特征，而且胶质、沥青含量高达10～15％(重)，所以它们在受热(如350℃以上)时，非常容易在炉管和换热器中结焦，并使塔盘或填料堵塞。所以对于常规的(炼厂中通用的)减压蒸馏装置来讲，无法维持长周期正常运转，需要采用膜式真空蒸馏和分子蒸馏设备，使得投资昂贵，就给万吨级以上的全馏分蒸馏催化装置芳烃进行蒸馏，带来了很大困难。这是在中国专利(87107146)中存在的第一个不足。
其次，在专利(87107146)实现工业化(1993年投产)以后，从开工到目前近4年的上业运转表明，抽出油中芳烃含量长期维持在85％(重)左右，难以达到原专利的技术标准≥95％。而且，抽出油收率为抽提进料的15～18％(重)，抽提进料中芳烃含量平均为55％(重)，芳烃抽出率太低，仅为20～30％(重)。也就表明有70～80％(重)的催化重质芳烃仍保留在抽余油(即蜡油)中。这是该专利(87107146)经实际工业运转后所反应出的第二个不足。第三，该专利没有涉及到催化裂解重油。众所周知，由于催化裂解在工艺上与催化裂化十分接近，但反应深度高于催化裂化，所以在催化裂解重油中(包括回炼油和外甩重油)，其芳烃含量远高于催化裂化重油，在80％(重)左右。从催化重质芳烃开发利用的角度来看，催化裂解重油较催化裂化重油，更有利用价值。
本发明的目的是提供一种从催化重油分离芳烃沥青、芳烃油和富饱和烃蜡油的方法，不仅能较好地解决上述现有专利技术中的不足，而且提高了催化重油的利用价值。
在本发明中，使用相同的溶剂和稀释剂(也即冲洗剂)进行两步抽提，在催化重油进行芳烃抽提之前，增加了一个在常温下进行冷分离的抽提过程，从中取得芳基沥青，它可以与减压渣油或通用沥青(如丙烷脱沥青)调合，较方便地生成出重交通沥青。脱芳基沥青后的催化重油再进行第二步芳烃抽提，分离出优质蜡油和重质芳烃油。前者作催化裂化或催化裂解的优质原料，后者可直接作为橡胶助剂(填充油或操作油)。由于第二步原料比未经脱芳基沥青的催化重油“干净”，所以经第一步所得脱芳基催化重油，比催化重油直接进行脱芳烃抽提更为有利，能够保证抽出油的芳烃纯度在95％以上，其芳烃抽出率(芳基沥青加重质芳烃油)在75～99％之间，可以根据要求进行调节。按本发明的工艺，炼油厂可以生产出三种可以直接使用的成品或半成品，并保证了成品的质量。例如，本发明所制取的重质芳烃油，由于石蜡烃含量＜3.0％(不是现有的10～15％)，就解决了它在秋、冬季节，由于石蜡的凝固所带来的运输不便及使用不便等问题。而且，本发明对催化裂化装置和催化裂解装置的重油都是适用的，催化重油包括催化裂化和催化裂解装置得到的回炼油及催化油浆，其沸程为300～450℃,330～500℃,350～540℃。通过附
图1对本发明进一步阐述催化重油(1)和稀释剂(2)经静态混合器(19)强力混合均匀后，经管道(3)进入冷分离塔(20)下部入塔，稀释比为催化重油∶稀释剂=1.0∶1.0～6.0(重量)，稀释剂为70～120℃、120～140℃及140～160℃的轻质油，主溶剂为糠醛，经(4)从冷分离塔(20)上部入塔，它是与稀释剂、水三相共存的平衡溶剂，糠醛纯度为70～85％的湿糠醛。溶剂比为催化重油∶主溶剂=1.0∶0.3～3.0(重量)。萃取温度塔顶为40～45℃，塔底为30～40℃。塔底抽出液经(5)到(31)(溶剂回收-2)回收溶剂后，得芳基沥青(6)。芳基沥青的收率，随原料中胶质、沥青质的含量加以调整。操作有很好的灵活性，调整手段有1、更换稀释剂，2、调节稀释比，调节主溶剂的溶剂比。由于本发明在抽提过程中增加`温度小于45℃并在常温下进行的冷分离过程，在(31)中(溶剂回收-2)的最高温度小于215℃，从而避免了芳基沥青在较高温度下(350℃以上)的受热结焦，毋需使用昂贵的特殊蒸馏设备，如膜式蒸馏和分子蒸馏，并且不受处理量的限制。和减压蒸馏相比，即使对常规的减压蒸馏而言，本发明的冷分离过程，从投资到操作成本，均远低于前者，通过冷分离就可以直接从催化重油中获得芳基沥青，为炼油厂生产重交通沥青提供了一个新的途径。从冷分离塔(20)顶部排出的抽余液(7)，经(29)(溶剂回收-1)回收溶剂后，所得脱芳基沥青催化重油，经(8)进入抽提塔(21)的中部。主溶剂经(9)进入塔(21)上部，所用主溶剂与冷分离塔(20)相同，冲洗剂(也是稀释剂)经(10)进入塔(21)下部，溶剂比为脱沥青催化重油∶主溶剂∶冲洗剂=1∶1.0～2.5∶0.3～0.6(重)，塔(21)的抽提温度塔顶为45～80℃，塔底为30～55℃，塔(21)顶所得抽余液经(11)到(30)(溶剂回收-3)回收溶剂后，得优质蜡油(12)。炼油厂返回催化裂化或催化裂解装置作裂化原料。塔(21)底所得抽出液经(13)到(32)(溶剂回收-4)回收溶剂后，的催化重质芳烃油(14)，炼油厂可直接作为橡胶助剂出厂。所以本发明解决了原专利(87107146)多方面的不足，它不仅为炼油厂从它们的催化重油中取得优质蜡油，还同时为炼油厂直接取得了两种可用的石油化工成品，即芳基沥青和重质芳烃油。
本发明可达到的效果是为催化重油深度加工提供了一种方法。该方法不仅从催化重油中制取到优质蜡油，还同时制得了芳基沥青和重质芳烃油，极大地提高了炼油厂的经济效益。
附图及其说明附图1是本发明的工艺流程示意图，图中1、催化重油(可以是催化裂化装置也可以是催化裂解装置的回炼油或油浆)
2、稀释剂(也是冲洗剂)3、1和2的混和油(即稀释后的催化重油)管道4、主溶剂管道5、塔20的抽出液(含芳基沥青)6、芳基沥青(产品1)7、塔20的抽余液(含脱芳基沥青后的催化重油)8、脱芳基沥青后的催化重油9、主溶剂管道10、冲洗剂(也是稀释剂)11、塔21的抽余液(含富饱和烃油)12、富饱和烃油(蜡油，产品2)13、塔21的抽出液(含重质芳烃油)14、重质芳烃油(产品3)15、含醛水16、水17、醛水共沸物18、冷却器19、静态混合器20、芳基沥青冷分离抽提塔21、重质芳烃抽提塔22、汽提蒸汽23、脱水塔24、溶剂循环罐25、塔20抽余液溶液回收系统所得混合溶剂(含水)26、塔20抽出液溶液回收系统所得混合溶剂(含水)27、塔21抽余液溶液回收系统所得混合溶剂(含水)28、塔20抽出液溶液回收系统所得混合溶剂(含水)29、塔20抽余液溶液回收系统(溶剂回收-1)30、塔21抽余液溶液回收系统(溶剂回收-2)31、塔20抽出液溶液回收系统(溶剂回收-3)32、塔21抽出液溶液回收系统(溶剂回收-4)
实施例1本例中所用原料为催化裂解回炼油。第一次冷分离的稀释比及溶剂比为催化裂解回炼油∶稀释剂∶主溶剂=1∶5.8∶2.2，抽提温度为上/下=33/30℃，第二次芳烃抽提条件，溶剂比为脱芳基沥青油∶主溶剂∶冲洗剂=1∶1.9∶0.48，抽提温度为上/下=42/30℃。所用冲洗剂(也是稀释剂)为70～120℃的轻质油，所得收率及理化性质见表1。
表1 催化裂解回炼油的分离结果
实施例2本例中所用原料为催化裂化回炼油。第一次冷分离的稀释比及溶剂比为催化裂化回炼油∶稀释剂∶主溶剂=1∶5.1∶2.5，抽提温度为上/下=41/35℃，第二次芳烃抽提条件，溶剂比为脱芳基沥青油∶主溶剂∶冲洗剂=1∶2.1∶0.43，抽提温度为上/下=70/41℃。所用冲洗剂(也是稀释剂)为70～120℃的轻质油，所得收率及理化性质见表2。
表2 催化裂化回炼油的分离结果
实施例3本例中所用原料为重油催化裂化(掺炼减渣28％)所得外甩油浆。第一次冷分离的稀释比、溶剂比为催化裂化油浆∶稀释剂∶主溶剂=1∶2.0∶0.49，抽提温度为上/下=38/33℃，第二次芳烃抽提条件，溶剂比为脱芳基沥青油∶主溶剂∶冲洗剂=1∶1.44∶0.6，抽提温度为上/下=60/40℃。所用稀释剂冲洗剂(也是冲洗剂)为140～165℃的轻质油，所得收率及理化性质见表3。
表3 掺炼28％减渣重油催化裂化外甩油浆的分离结果
所得芳基沥青的软化点为54℃，针入度为11(/10-1mm)，外观为黑色性脆(玻璃状)的坚硬固体。
实例说明∶1、沸点用模拟蒸馏气相色谱分析法得出。
2、芳烃含量用薄层色谱四组份分析方法得出，总芳烃为芳烃加胶质、沥青质的总量。
3、芳烃抽出率=(芳基沥青收率×芳基沥青中总芳％+重质芳烃油收率×重芳烃油中总芳％)/原料中总芳量％。
权利要求
1一种从催化重油中分离芳基沥青、芳烃油和富饱和烃蜡油的方法，其特征在于第一步为冷分离，即催化重油(1)和来自循环罐(24)的稀释剂(2)，经静态混合器(19)充分混合后，经管道(3)进入冷分离塔(20)下部，来自循环罐(24)的主溶剂经管道(4)进入冷分离塔(20)的上部，塔(20)底部的抽出液含有芳烃沥青经(5)至(31)回收溶剂后，第一步冷分离所得的产品是芳基沥青(6)；塔(20)顶部流出物经(7)到(29)回收溶剂后，得到脱芳基沥青催化重油(8)；第二步分离是将(8)引进抽提塔(21)的中部，来自循环罐(24)的冲洗剂经(10)进入塔(21)的下部，塔(21)的底部抽出液经(13)至(32)回收溶剂后，第二部分离所得产品是重质芳烃油(14)和塔(21)顶部流出的抽余液经(11)到(30)回收溶剂后，得到富饱和烃的优质蜡油(12)；分离工艺条件如下两步分离所用的溶剂相同，主溶剂是纯度为70～85％的湿糠醛，稀释剂也是冲洗剂是含5～16％糠醛的轻质油，第一步冷分离是先用稀释剂将原料稀释，其稀释比为原料∶稀释剂=1.0∶1.0～6.0(重量)，然后再用主溶剂分离出芳烃沥青，其溶剂比为原料∶溶剂=1.0∶0.3～3.0(重量)，第一步分离温度在30～45℃范围内；第二步分离的溶剂比为脱芳基沥青油∶主溶剂∶冲洗剂=1∶1.0～2.5∶0.3～6.0(重量)，塔顶温度为45～80℃，塔底温度为30～55℃。
2根据权利要求1所述的方法，其特征在于催化重油包括催化裂化和催化裂解装置得到的回炼油及催化油浆，其沸程为300～450℃；330～500℃；350～540℃。
全文摘要
本发明是一种从催化重油中分离芳基沥青、芳烃油和富饱和烃蜡油的方法,其特征在于:第一步为冷分离所得的产品是芳基沥青,第二步分离从抽出液中得到重质芳烃,而从抽余液中得到富饱和烃的优质蜡油,两步分离所用的溶剂相同,均为含5～16%糖醛的轻质油作冲洗剂和稀释剂,主溶剂是纯度为70～85%的湿糠醛,两步分离工艺条件相似,工艺流程简单,能较大地提高炼油厂的经济效益,采用本发明为炼油厂提供三种直接应用的石油化工产品。
文档编号C10G53/02GK1226593SQ9812529
公开日1999年8月25日 申请日期1998年12月21日 优先权日1998年12月21日
发明者王赣父, 桑培毅, 韩天保, 高子涵 申请人:安庆市科环石油化工科技公司