专利名称：一种烃类加氢裂化方法
技术领域：
本发明属于石油炼制领域，涉及一种烃类加氢裂化方法。
背景技术：
加氢裂化装置以其加工原料油范围广、产品结构灵活、产品质量好、液体收率高等特点日益成为平衡炼厂生产和市场需求的关键于段。目前加氢裂化装置多采用固定床反应器加工轻、重瓦斯油。一般，依其工艺流程可划分为单段加氢裂化和两段加氢裂化，在我国已投产的高压加氢裂化装置中，主要工艺流程多采用单段一次通过流程、未转化油部分循环流程或全循环流程。单段循环流程指当外部无利用未转化油需求时，所有未转化油升压循环回反应器，根据需要，可循环到第一反应器入口(加氢精制反应器，或装填有加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂的反应器)，也可循环到第二反应器(加氢裂化反应器)入口。单段部分循环流程指未转化油可部分排出装置，部分循环回反应器进一步转化。
加氢裂化工艺通常采用顺序反应流程，即原料先与加氢精制催化剂接触进行加氢精制反应，反应流出物再与加氢裂化催化剂接触进行加氢裂化反应。
中国专利CN02144960.0公开了一种一次通过“反式”加氢裂化工艺，主要用于处理重质石油烃原料，生产清洁中间馏分油以及用于下游装置进料的优质尾油，其主要技术特征是采用先裂化后精制的流程，将加氢裂化反应器置于加氢精制反应器前，新鲜原料先进行加氢裂化反应，再进行加氢精制反应。
中国专利CN02144957.0公开了一种“反式”循环裂解加氢裂化工艺方法，主要用于处理重质石油烃原料，生产优质中间馏分油，其主要技术特征是采用先裂化后精制的流程，将加氢裂化反应器置于加氢精制反应器前，未转化油循环到裂化反应器前，与新鲜原料一同先进行加氢裂化反应，再进行加氢精制反应。
上述“反式”加氢裂化流程，均存在新鲜进料未经精制过程而直接进行加氢裂化反应、使得加氢裂化催化剂易受原料中氮的毒害而失活的缺点，因此其所用加氢裂化催化剂需要使用特别的高抗氮型催化剂。
发明内容
为了克服现有“反式”加氢裂化工艺的不足，本发明提供了一种新型加氢裂化方法，具有对加氢裂化催化剂无特殊要求，同时氢耗低、能量利用合理等特点。
本发明采用的技术方案为
一种烃类加氢裂化方法，包括第一反应器和第二反应器，所述第一反应器为加氢精制反应器或加氢精制及加氢裂化反应器，第二反应器为加氢裂化反应器，其特征在于原料油、第二反应器流出物和混合氢气一起进入第一反应器，进行加氢精制反应，或进行加氢精制和加氢裂化反应；对第一反应器流出物进行分离，分离获得物包括循环氢气、目的产品和未转化油，未转化油全部或部分作为循环油与混合氢气一起进入第二反应器，进行加氢裂化反应，第二反应器流出物如上所述进入第一反应器，所述混合氢气为补充的新氢气与循环氢气的混合气体。
根据本发明，其进一步的特征在于对第一反应器流出物的分离采用热高压分离器流程，即第一反应器流出物进热高压分离器进行气、液分离，热高压分离器气相进入冷高压分离器进行气、液分离，冷高压分离器气相为富氢气体，经循环氢脱硫系统脱硫处理后，进循环氢压缩机升压，升压后的气体作为循环氢气，循环氢气与新氢气混合成为混合氢气，混合氢气进入第一反应器和第二反应器；热高压分离器液相减压后进入热低压分离器进行低压气、液分离，热低压分离器气相进冷低压分离器再次进行气、液分离，热低压分离器液相进分馏部分；冷高压分离器液相经减压后也进入冷低压分离器；冷低压分离器气相为富氢气体，可进氢回收装置回收氢气或作为燃料气送出装置，冷低压分离器液相进分馏部分。
根据本发明，可在第一反应器和第二反应器前设二合一加热炉，对第一反应器前反应进料(可以是混合氢气或原料油与混合氢气的混合物流)和第二反应器前的混合氢气进料进行加热。二合一加热炉可以采用共用辐射室和对流段的模式，也可以采用分别设辐射室、共用对流段的模式。
根据本发明，可在循环油进入第二反应器前设置低压保护系统。所述低压保护系统，可以是装填有脱铁保护催化剂的保护反应器，也可以是装填有吸附剂的吸附罐，还可以采用在上述保护反应器上游串联一台上述吸附罐。
根据本发明，还可在上述热高压分离器上部装填精制催化剂，利用热高压分离器的温度和压力条件使热高压分离器上部气相物流发生精制反应，对柴油等组分进行精制。
根据本发明，还可在热低压分离器上部装填精制催化剂，利用热低压分离器的温度和压力条件使热低压分离器上部气相物流发生精制反应，对汽油、煤油等组分进行精制。
根据本发明，还可在热高压分离器气相进冷高压分离器之间设置精制反应器，对热高压分离器气相进行精制。
本发明方法与现有技术相比具有如下有益效果首先，进入第二反应器的为循环油，而不是新鲜原料油，由于循环油中氮等对催化剂有毒害的物质大部分已脱除，因此对第二反应器的加氢裂化催化剂没有特殊的高抗氮要求，可采用常规加氢裂化催化剂。第二，能够最大限度的生产目的产品，由于第二反应器单独处理循环油，使得循环油加氢反应的空速相对较低，能够加大反应的深度，促进循环油深度裂化，增加轻油、中油等目的产品的收率，从而提高经济效益；第三，可以有效利用热量，根据催化剂的配比，第二反应器发生的裂化反应属于深度裂化，放出大量的热，该热量全部由第二反应器流出物带到第一反应器，同时第一反应器进行的反应为浅度裂化，反应放热少，加之第二反应器流出物全部进入第一反应器，物流量增加，温升相对减小，可降低控制第二反应器温升的冷氢用量，这样的结果是反应部分加热炉的负荷减小、循环氢压缩机的负荷降低，即有效降低了加热炉和压缩机等关键设备的一次投资，同时由于燃料气用量的减少和压缩机功率的降低，还使得操作费用同步减少；第四，氢气消耗相对降低，该反应流程即能实现最大限度的生产目的产品，同时也能有效地避免现有顺序和反序流程新鲜原料的二次裂化，从而降低化学氢耗、并提高了液体收率，达到提高经济效益的目的。
本发明进一步的效果还在于采用二合一炉解决了现有技术中采用一台反应炉的流程所存在的种种弊病，同时相对于两台反应炉的流程大大降低了装置一次投资。如果只设置一台用于加热第一反应器进料的加热炉，则第二反应器所需反应温位仅能通过换热获取，无法得到有效的保证，此外，在开工硫化阶段第二反应器催化剂的硫化升温没有直接手段，只能依赖第一反应器通过加热炉升温后，流出物经过高压分离、低压分离再经过分馏部分一系列的分离过程，最后通过尾油的温度实现升温的目的，不仅要多耗费大量的时间，损失硫化剂，腐蚀分馏部分设备、管线，而且硫化效果不能得到保证。采用两台加热炉分别加热两台反应器的进料，虽然可以解决上述的问题，但需增加大量的一次费用。在这种情况下，采用二合一加热炉，能较好的在投资和操作上取得兼顾和平衡。根据实际情况，二合一加热炉可以采用共用辐射室和对流段的模式，也可以采用单设辐射室、共用对流段等模式。
当针对第二反应器没置低压保护系统时，可以实现装置长周期运转。铁离子往往是造成催化剂床层堵塞的重要原因，循环油中不可避免的含有大量铁离子，极易在其返回的第二反应器顶部催化剂床层形成“铁饼”而造成装置被迫停工撇头，严重影响正常生产。在循环油升压前设置保护反应器，装填脱铁保护剂，能够比较理想的解决这个问题。设置装有吸附剂的吸收罐，针对循环油中稠环芳烃进行吸附，可以避免稠环芳烃在循环过程中的累积，也对装置长周期运转有着积极的意义。
当在高压分离器顶部设置精制催化剂床层时，可实现生产无硫汽油、无硫柴油的目的。随着社会对清洁油品需求的持续升级，以生产清洁油品著称的加氢装置也开始面临产品质量的问题。在常规加氢裂化装置上，仪通过催化剂的升级换代来达到满足产品要求的目的，变的越来越困难，成本也越来越高。在本发明热分流程中，反应流出物在热高压分离器中首次分离，氢气、轻烃、轻油甚至中油组分在一定的温度、压力下由热高压分离器顶部分出，通过在其顶部没置精制催化剂床层，就可以实现这部分油品的加氢精制。热高压分离器的温度和压力条件，不仅能实现石脑油、柴油深度脱硫的目的，同时在这样一种压力相对较高、温度相对较低的条件下，更有利于芳烃的饱和，从而满足高标准柴油的要求。
同样，在热低压分离器上部设置精制催化剂床层时，利用热低压分离器的温度和压力条件，也可起到对汽油、煤油等组分进行精制的目的。
当炼厂中有其他中油或轻油需要精制时，也可利用热高压分离器或热低压分离器中设置的精制催化剂床层来实现联合精制。如将装置外的柴油馏分引入热高压分离器，在较高的压力和适当的空速下发生精制反应，生产高品质柴油；将装置外的汽油、煤油馏分引入热低压分离器，在较低的压力和适当的空速下发生精制反应，生产高品质汽油和煤油。这种联合精制的方法与分设轻油或中油精制装置相比，具有明显的优势，不仅大幅削减了装置投资，而且大幅降低了操作费用，同时大幅降低装置占地。根据实际情况，还可选择在热高压分离器气相出口单独设置柴油精制反应器，满足更高的加工要求。
图1本发明的第一种典型流程图；图2本发明的第二种典型流程图；图3本发明的第三种典型流程图；图4本发明的第四种典型流程图；图5本发明的第五种典型流程图；图6本发明的第六种典型流程图。
图中1-第一反应器、2-第二反应揣、3-第二氢气加热炉、4-热高压分离器、5-冷高压分离器、6-热低压分离器、7-冷低压分离器、8-分馏部分、9-第一氢气加热炉、10-循环氢脱硫系统、11-循环氢压缩机、12-循环油泵、13-原料油、14-新氢气、15-混合氢气、16-二合一加热炉、17-低压保护反应器、18-第二反应器流出物、19-第一反应器流出物、20-热高压分离器气相、21-冷高压分离器气相、22-循环氢气、23-热高压分离器液相、24-热低压分离器气相、25-热低压分离器液相、26-冷低压分离器液相、27-冷高压分离器液相、28-未转化油、29-吸附罐、30-循环油、31-液化气、32-石脑油、33-航煤、34-柴油、35-冷低压分离器气相、36-需精制柴油、37-需精制轻油馏分、38-柴油精制反应器。
具体实施例方式
以下结合附图对本发明技术方案作详细说明，附图只是为了说明本发明的基本内容而绘制的，并不限定本发明的范围。
如图1所示，原料油13进入装置，经与第一反应器流出物19换热后，与下述混合氢气15及第二反应器流出物18混合进入第一反应器1，第一反应器1通常在压力14.0～18.0MPa、温度350～450℃的条件下操作，第一反应器1装填加氢精制催化剂或上部装填加氢精制催化剂下部装填加氢裂化催化剂。循环油30经与第一反应器流出物19换热后与下述混合氢气15混合进入第二反应器2，第二反应器2通常在压力14.0～18.0MPa、温度350～450℃的条件下操作，第二反应器2装填加氢裂化催化剂。混合氢气15先后与热高压分离器气相20和第一反应器流出物19换热后分为两路，一路经第一氢气加热炉9加热后与原料油13和第二反应器流出物18混合进第一反应器1，另一路经第二氢气加热炉3加热后与循环油30混合进第二反应器2。原料油13也可以在第一氢气加热炉9前先与混合氢气15混合后经第一氢气加热炉9加热后再与第二反应器流出物18混合进第一反应器1。
第一反应器流出物19经换热后进热高压分离器4进行气、液分离，热高压分离器4通常在压力12.0～16.0MPa、温度200～350℃的条件下操作。热高压分离器气相20离开热高压分离器4，经换热和冷却后进入冷高压分离器5进行气、液分离，冷高压分离器5通常在压力12.0～16.0MPa、温度40～60℃的条件下操作。冷高压分离器气相21为富氢气体，经循环氢脱硫系统10脱硫处理后，进循环氢压缩机11升压，升压后的气体作为循环氢气22与新氢气14混合成为混合氢气15，混合氢气15如上所述进入反应系统。热高压分离器液相23减压后进入热低压分离器6进行低压气、液分离，热低压分离器6通常在压力2.0～4.0MPa、温度200～350℃的条件下操作。热低压分离器气相24经换热、冷却后进冷低压分离器7再次进行气、液分离，热低压分离器液相25进分馏部分8。冷高压分离器液相27经减压后也进入冷低压分离器7，冷低压分离器7通常在压力2.0～4.0MPa、温度40～60℃的条件下操作。冷低压分离器气相35为富氢气体，可进氢回收装置回收氢气或作为燃料气送出装置，冷低压分离器液相26进分馏部分8。
分馏部分8根据不同的产品要求进行流程的设置，一般情况下，分馏部分8的产品包括液化气31、石脑油32、航煤33、柴油34和未转化油28。根据产品要求，未转化油28可全部或部分作为循环油30经循环油泵12升压后，如上文所述与混合氢气15混合进入第二反应器2进行裂化反应。图1中所示为未转化油28全部作为循环油30的情况。
图1所示本发明对第一反应器流出物19的分离方法是本发明推荐的流程，为本领域成熟的热高分流程。当然，本领域技术人员可根据需要选择其它常用分离方法，如冷高分流程等，对此本发明不加限制。
本发明加氢裂化方法，所处理的原料油为现有加氢裂化装置常用原料油，如馏程为200-600℃的重质石油烃物料，可以是瓦斯油、减压馏分油、脱沥青油、催化裂化循环油、页岩油、煤焦油等。未转化油的切割点可以控制在350℃左右或更高，单程转化率可以控制在40-80重量％。
本发明方法的操作条件与常规加氢裂化工艺相同，技术人员可根据原料性质的差异，在工艺设计时对本发明各设备的操作条件进行优化，这是本领域常采用的手段。并可以在实验或模拟的基础上，根据原料性质、产品要求等进行调整。
本发明涉及的加氢精制催化剂，可采用普通非贵金属催化剂，即金属组分为VIB族金属(主要包括钨或钼)以及VIII族金属(主要包括钴和镍)。加氢裂化催化剂，可采用分子筛型加氢裂化催化剂，也可以是无定形掺分子筛型加氢裂化催化剂，或是无定形型催化剂。第一反应器1和第二反应器2中加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂的装填配比，可根据原料和目的产品的性质来决定，这也是本领域的公知技术，本发明对此不加限制。
如图1所示，进入第二反应器2(加氢裂化反应器)的为循环油30，而不是如现有技术中的新鲜原料油，由于循环油已经过了加氢精制反应并脱除了大部分对催化剂有毒害的物质，如氮、重金属等，因此对第二反应器2中的加氢裂化催化剂就没有特殊的高抗氮要求，可采用常规加氢裂化催化剂。
如图1所示，由于第二反应器2单独处理循环油30，循环油30的量相对现有技术中第二反应器2要处理的原料油量要小很多，这使得第二反应器2中加氢反应的空速相对较低，能够加大反应的深度，促进循环油30深度裂化，增加轻油、中油等目的产品的收率，从而提高经济效益。另一方面，第二反应器2发生的裂化反应属于深度裂化，放出大量的热，该热量全部由第二反应器流出物18带到第一反应器1，同时第一反应器1进行的反应为浅度裂化，反应放热少，加之第二反应器流出物18全部进入第一反应器1，物流量增加，这使得第二反应器2温升相对减小，可降低控制第二反应器温升的冷氢用量，这样一方面可减小反应部分加热炉的负荷，另一方面可降低循环氢压缩机的负荷，即有效降低了加热炉和压缩机等关键设备的一次投资，同时由于燃料气用量的减少和压缩机功率的降低，还使得操作费用同步减少。
如图1所示，本发明原料油只经第一反应器1处理，与现有顺序和反序流程相比，能有效地避免原料油的二次裂化，从而降低化学氢耗、并提高液体收率。
图2所示本发明方法与图1所示本发明方法的不同点仅在于将第一氢气加热炉9和第二氢气加热炉3合并形成二合一加热炉16。如图2所示，混合氢气15先后与热高压分离器气相20和第一反应器流出物19换热后分为两路，一路经二合一加热炉16加热后与原料油13和第二反应器流出物18混合进第一反应器1，另一路经二合一加热炉16加热后与循环油30混合进第二反应器2。当然，原料油13也可以在二合一加热炉16前先与混合氢气15混合后经二合一加热炉16加热后再与第二反应器流出物18混合进第一反应器1。根据情况，二合一加热炉16可以采用共用辐射室和对流段的模式，也可以采用单设辐射室、共用对流段等模式。
图3所示本发明方法与图2所示本发明方法的不同点仅在于在循环油泵12前设置低压保护反应器17作为低压保护系统。如图2所示，未转化油28全部作为循环油30首先进入低压保护反应器17，再经循环油泵12升压后，与混合氢气15混合进入第二反应器2进行裂化反应。保护反应器17可装填脱铁催化剂，如工业上常用的FZC系列保护剂等。
图4所示本发明方法与图3所示本发明方法大部分相同，不同点在于在热高压分离器4上部装填精制催化剂，在循环油泵12前设置吸附罐29作为低压保护系统。如图4所示，第一反应器流出物19经换热后进热高压分离器4进行气、液分离，热高压分离器气相20为氢气和小分子烃类与轻油的混合物，由下至上的通过设置在热高压分离器顶部的精制催化剂床层，进行深度脱硫和脱芳反应，反应后离开热高压分离器4。如图4所示，还可以在热高压分离器4上游引入装置外来的需精制柴油36与第一反应器流出物19一道进入热高压分离器4，进行深度脱硫和脱芳反应，达到对柴油精制的目的。根据需要，所述热高压分离器4上部装填精制催化剂可为常规精制催化剂或超深度脱硫精制催化剂等。
图4中，低压保护系统为吸附罐29，吸附罐29可装填常规的多孔吸附材料作为吸附剂，如瓷球、树酯、椰壳等。
图5所示本发明方法与图4所示本发明方法大部分相同，不同点在于在热低压分离器6上部装填精制催化剂，在循环油泵12前同时设置低压保护反应器17和吸附罐29作为低压保护系统。
如图5所示，在热低压分离器6上部装填精制催化剂，热高压分离器液相23进入热低压分离器6进行气、液分离，热低压分离器气相24为氢气和小分子烃类与轻油的混合物，由下至上的通过设置在热低压分离器顶部的精制催化剂床层，进行脱硫和脱芳反应，反应后离开热低压分离器6。如图5所示，还可以在热低压分离器6上游引入装置外来的需精制轻油馏分37，如汽油、煤油馏，与热高压分离器液相23一同进入热低压分离器6，进行脱硫和脱芳反应，达到生产精制产品的目的。所述热低压分离器6上部装填精制催化剂可为常规精制催化剂或超深度脱硫精制催化剂等。
图6所示本发明方法与图5所示本发明方法大部分相同，不同点在于不在热高压分离器4上部设置精制催化剂床，而在热高压分离器气相20出口单独设置柴油精制反应器38。如图6所示，第一反应器流出物19经换热后进热高压分离器4进行气、液分离，装置外引入的需精制柴油36与热高压分离器气相20一同由上至下的通过精制反应器38，进行深度脱硫和脱芳反应，反应后的物流20离开精制反应器38，经换热和冷却后进入冷高压分离器5。单独设置柴油精制反应器38可在不影响热高压分离器4结构和操作条件下达到对柴油更高的精制要求。
权利要求
1.一种烃类加氢裂化方法，包括第一反应器(1)和第二反应器(2)，第一反应器(1)为加氢精制反应器或加氢精制及加氢裂化反应器，第二反应器(2)为加氢裂化反应器，其特征在于原料油(13)、第二反应器流出物(18)和混合氢气(15)一起进入第一反应器(1)，进行加氢精制反应，或进行加氢精制和加氢裂化反应；对第一反应器流出物(19)进行分离，分离获得物包括循环氢气(22)、目的产品和未转化油(28)，未转化油(28)全部或部分作为循环油(30)与混合氢气(15)一起进入第二反应器(2)，进行加氢裂化反应，第二反应器流出物(18)如上所述进入第一反应器(1)，所述混合氢气(15)为补充的新氢气(14)与循环氢气(22)的混合气体。
2.根据权利要求1所述的烃类加氢裂化方法，其特征在于对所述第一反应器流出物(19)的分离方法为第一反应器流出物(19)进热高压分离器(4)进行气、液分离，热高压分离器气相(20)进入冷高压分离器(5)进行气、液分离，冷高压分离器气相(21)为富氢气体，经循环氢脱硫系统(10)脱硫处理后，进循环氢压缩机升(11)压，升压后的气体作为循环氢气(22)，循环氢气(22)与新氢气(14)混合成为混合氢气(15)，混合氢气(15)进入第一反应器(1)和第二反应器(2)；热高压分离器液相(23)减压后进入热低压分离器(6)进行低压气、液分离，热低压分离器气相(24)进冷低压分离器(7)再次进行气、液分离，热低压分离器液相(25)进分馏部分(8)；冷高压分离器液相(27)经减压后也进入冷低压分离器(7)；冷低压分离器气相(35)为富氢气体，可进氢回收装置回收氢气或作为燃料气送出装置，冷低压分离器液相(26)进分馏部分(8)。
3.根据权利要求1或2所述的烃类加氢裂化方法，其特征在于在所述第一反应器(1)和第二反应器(2)前设二合一加热炉(16)，所述二合一加热炉(16)对第一反应器(1)前混合氢气(15)或原料油(13)与混合氢气(15)的混合物和第二反应器(2)前的混合氢气(15)进行加热。
4.根据权利要求1或2所述的烃类加氢裂化方法，其特征在于在所述循环油(30)进入第二反应器(2)前设置低压保护反应器(17)和/或吸附罐(29)。
5.根据权利要求3所述的烃类加氢裂化方法，其特征在于在所述循环油(30)进入第二反应器(2)前设置低压保护反应器(17)和/或吸附罐(29)。
6.根据权利要求2所述的烃类加氢裂化方法，其特征在于在所述热高压分离器(4)上部装填精制催化剂。
7.根据权利要求2所述的烃类加氢裂化方法，其特征在于在所述热高压分离器(4)气相20出口设置柴油精制反应器(38)。
8.根据权利要求2所述的烃类加氢裂化方法，其特征在于在所述热低压分离器(6)上部装填精制催化剂。
9.根据权利要求6或7所述的烃类加氢裂化方法，其特征在于在所述热低压分离器(6)上部装填精制催化剂。
10.根据权利要求9所述的烃类加氢裂化方法，其特征在于在所述第一反应器(1)和第二反应器(2)前设二合一加热炉(16)，所述二合一加热炉(16)对第一反应器(1)前混合氢气(15)或原料油(13)与混合氢气(15)的混合物和第二反应器(2)前的混合氢气(15)进行加热，在所述循环油(30)进入第二反应器(2)前设置低压保护反应器(17)和/或吸附罐(29)。
全文摘要
本发明公开了一种烃类加氢裂化方法。其具体方法是包括第一反应器和第二反应器，所述第一反应器为加氢精制反应器或加氢精制及加氢裂化反应器，第二反应器为加氢裂化反应器、原料油、第二反应器流出物和混合氢气一起进入第一反应器，进行加氢精制反应，或进行加氢精制和加氢裂化反应；对第一反应器流出物进行分离，分离获得物包括循环氢气、目的产品和未转化油，未转化油全部或部分作为循环油与混合氢气一起进入第二反应器，进行加氢裂化反应，第二反应器流出物如上所述进入第一反应器，所述混合氢气为补充的新氢气与循环氢气的混合气体。使用本发明方法，具有对加氢裂化催化剂无特殊要求，同时氢耗低、能量利用合理等特点。
文档编号C10G65/12GK1923972SQ20061010699
公开日2007年3月7日 申请日期2006年9月6日 优先权日2006年9月6日
发明者李立权, 师敬伟 申请人:中国石油化工集团公司, 中国石化集团洛阳石油化工工程公司