重油催化裂化方法和装置的制造方法
【技术领域】
[0001] 本发明涉及一种重油催化裂化方法和装置，尤其涉及一种将重油原料分级分区进 行催化裂化的方法和装置，属于石油加工技术领域。
【背景技术】
[0002] 随着炼油工业的不断发展进步，重油的催化裂化加工要求增加高附加值产品的产 量，同时尽可能降低干气、液化气及焦炭等低附加值产品产量。在未来炼厂中，催化装置将 不再是直接生产最终产品的装置。催化裂化所产的汽柴油必须通过后续产品精制来提升产 品质量，以满足最新的环保要求。尽管面临诸多挑战，但催化裂化技术仍在不断创新发展， 特别是与其他重油加工工艺采取组合工艺，将使催化装置在未来炼厂中继续发挥核心作 用。
[0003] 为此，一些新技术不断涌现，如从优化原料雾化、再生器内外取热、提升管出口快 速分离、重金属钝化及催化剂预提升等方面开发了一系列重油催化裂化成套技术。然而，现 有的重油催化裂化加工工艺大都是将各种重油原料作为一个"整体"来进料，没有充分考虑 宽沸程的重油原料中不同组分裂化性能存在较大的差异。
[0004] ZL200910242917.1、ZL200910242920.3、ZL200910242921.8、ZL200910242922.2、 ZL200910242918.6、ZL200910242919.0等专利和专利申请提出了多种重油分级分区催化裂 化的方法，将催化裂化原料按照反应特性的差异区分为优质催化原料和劣质催化原料，然 后使其分别进入催化裂化装置反应器系统的不同反应区内进行转化。但将高残炭值、高金 属含量的劣质原料部分进入单独的反应器后，生焦量较常规提升管反应器大，催化剂活性 下降幅度也加大，造成劣质料反应器后续反应活性很低，选择性很差，严重影响产品的收率 和转化率。
[0005] 大量研究表明，由于重油组成及结构非常复杂，分布范围很宽，如减压渣油组成就 从饱和分、芳香分到胶质及沥青质，组成结构差异极大。不同结构及组成的重油烃类或非烃 类分子转化适宜的最优操作条件也不相同。如果采用单一炼油技术，按照一套固定不变的 操作条件对原料的全馏分组成进行加工，往往顾此失彼，难以实现烃类的碳氢分配最佳化 和石油产品最大化。例如，对于大庆石蜡基重油催化裂化的研究表明，最佳转化率为70%左 右，此时的干气产率和焦炭产率增加幅度随转化率增加而增加较小，即干气和焦炭产率之 和与转化率之比处于最低，但此时存在较多重油未转化。当转化率增加并达到一定值后(如 75%以上），干气和焦炭产率随转化率增加而急剧增加，催化裂化选择性急剧下降。此外，相 关工业生产数据表明：以大庆减压渣油为主要原料(掺渣比85% )的催化裂化产品中，转化 率达到76 %时，烧焦产率达到了 11 %，干气、油浆和烧焦的总收率超过20 %，相比于焦化工 艺，高转化率的催化裂化技术在轻收上并无优势。
[0006] 综上，现有的重油催化裂化方法还存在待改进空间，如何提高重油原料转化率的 同时增加轻质油收率及液收率，同时尽可能降低干气、液化气及焦炭等低附加值产品产量 成为亟待解决的问题。
【发明内容】
[0007] 本发明提供一种重油催化裂化方法，针对重油催化裂化原料存在反应特性的差 异，将组成异常复杂的重质原料经多次转化反应生成各种不同类型的石油产品，以满足市 场需求，从而实现最大量地生产轻质油品和高附加值的化工原料，同时提高重油原料的利 用率。
[0008] 本发明还提供一种实现上述方法的重油催化裂化装置。
[0009] 为实现上述目的，一方面，本发明提供一种重油催化裂化方法，采用提升管底部串 联快速床作为反应器，所述方法包括以下步骤：
[0010] 使重油原料从下部进入所述提升管，催化裂化催化剂从下部进入所述快速床，所 述催化裂化催化剂上行进入提升管与重油原料接触并共同上行，同时发生第一催化裂化反 应；
[0011] 将来自提升管的反应油气分馏，获得裂化气、汽油、柴油、回炼油和油浆；
[0012] 使用芳烃抽提溶剂对所述回炼油进行脱芳烃处理，获得芳烃抽出油和芳烃抽余 油，抽提温度为40-120°C，所述芳烃抽提溶剂与所述回炼油体积比为1.0-8.0;
[0013]将所述芳烃抽出油进行催化加氢反应，反应条件为反应温度340_380°C，体积空速 0.5-2.01Γ1，氢油体积比300-800，反应压力7-12MPa，将所述催化加氢反应生成的油气分馏， 获得裂化气、汽油、柴油和催化加氢重油；
[0014] 将所述芳烃抽余油和所述催化加氢重油引回所述快速床进行第二催化裂化反应， 生成的反应油气进入提升管，进行所述第一催化裂化反应。
[0015] 进一步地，所述第一催化裂化反应的条件为:反应温度460-520°C，剂油比7-11，反 应时间1.5-2.5s。
[0016] 进一步地，所述第二催化裂化反应的条件为：反应温度540-600°C，剂油比10-20， 反应时间0.1-0.5s，所述催化加氢重油在200-400°C进入快速床，水油比为0.03-0.30，压力 为130-450kPa。
[0017] 进一步地，所述芳烃抽出油催化加氢反应使用的催化加氢转化催化剂由添加剂、 VIII族金属、VIB族金属与氧化铝和/或无定型硅铝载体组成，其中所述添加剂选自F、P、Fe 和Pt中的一种或多种，所述VIB族金属选自Mo和W中的一种或两种、所述VIII族金属选自Co 和Ni中一种或两种。
[0018] 进一步地，所述催化加氢转化催化剂由5-15wt %添加剂、5-20wt %的VIII族金属、 15-50wt%VIB族金属与余量的氧化错和/或无定型娃错载体组成。
[0019] 进一步地，所述方法还包括使用溶剂萃取法脱除所述油浆中的沥青质获得脱沥青 油，并将所述脱沥青油与所述芳烃抽出油混合进行催化加氢反应。
[0020] 进一步地，所述溶剂萃取法使用的萃取溶剂选自C3-C6的烷烃或其混合馏分。
[0021] 另一方面，本发明还提供一种实施上述方法的催化裂化装置，该装置至少包括：
[0022] 提升管，所述提升管底部设置重油入口以及提升管入口，顶部设置提升管出口；
[0023] 快速床，所述快速床顶部设有快速床出口，底部设置催化剂入口和催化加氢重油 入口；
[0024] 油气分离系统，所述油气分离系统设置油气和催化剂混合物料入口、油气出口和 催化剂出口；
[0025] 主分馏塔，所述主分馏塔设置主分馏塔入口，上部设有多个轻组分出口，下部则设 有回炼油出口和油浆出口；
[0026] 芳烃抽提塔，所述芳烃抽提塔具有入口、芳烃抽余油出口和芳烃抽出油出口，
[0027] 催化加氢转化装置，催化加氢转化装置设置催化加氢转化装置入口和催化加氢转 化装置出口；
[0028] 副分馏塔，所述副分馏塔设置副分馏塔入口、催化加氢重油出口以及多个轻组分 出口；
[0029 ]所述快速床出口连通所述提升管入口使二者串联导通，所述提升管出口连通所述 油气分离系统的油气和催化剂混合物料入口，所述油气分离系统的催化剂出口连通所述快 速床的催化剂入口，油气出口连通所述主分馏塔入口，所述主分馏塔的回炼油出口连通所 述芳烃抽提塔的入口，所述芳烃抽提塔的芳烃抽出油出口连通所述催化加氢转化装置入 口，所述芳烃抽余油出口连通所述快速床的催