一种生产优质化工原料的低能耗加氢裂化方法
【技术领域】
[0001] 本发明涉及一种加氢裂化方法，具体地说是一种同时使用不同类型加氢裂化催化 剂提高部分产品质量并集合正常操作无明火反应加热炉的加氢裂化方法。
【背景技术】
[0002] 20世纪90年代以来，世界炼油企业加工的原油明显变重，原油中硫和重金属含 量逐年上升，API度下降；各国政府公布的环保法规日趋严格，实现生产过程清洁化、生产 清洁燃料的要求越来越迫切；成品油市场中柴油需求增长速度远高于汽油，芳烃和乙烯原 料的需求增长仅仅依靠原油加工量的增长已不能满足需要。因此，加氢裂化工艺和技术受 到日益广泛的重视。
[0003] 在原油的二次加工技术中，加氢裂化工艺具有原料适应性强、生产操作和产品方 案灵活性大、产品质量好等特点，能够将各种重质、劣质进料直接转化为市场急需的优质喷 气燃料、柴油、润滑油基础料以及化工石脑油和蒸汽裂解制乙烯原料，在全厂生产流程中起 到产品结构和产品质量调节器的作用，是"油-化-纤"结合的核心，加氢裂化技术已经成 为现代炼油和石油化学工业中最重要的重油深度加工工艺。加氢裂化装置一次性投资比较 大，操作费用也比较高。因此，世界各国各大石油公司都在积极的为降低加氢裂化的投资和 操作费用进行大量的研究，并取得了很大的进展。在催化剂方面：世界各大专利商皆把催化 剂的更新换代作为自己技术发展的重点，近几年来，不断在催化剂新材料开发，提高催化剂 的活性、寿命、稳定性以及降低催化剂成本等方面做了大量的工作。在工艺方面：馏分油加 氢裂化技术已相当成熟，各大石油公司在进一步优化加氢裂化操作的同时，把创新点放在 与加氢裂化相关的组合工艺上，通过优化组合工艺来降低成本。
[0004] 加氢裂化属强放热反应，加氢裂化装置的热量是过剩的。所以反应加热炉设计负 荷的大小，往往取决于装置开工时催化剂预硫化所需要的供热负荷。加氢装置开工过程中， 需要将装置在常温下升到较高温度(一般为300°c以上)，通常加氢装置设置加热炉，为装置 开工和生产过程中提供热量。
[0005] 对于使用预硫化型加氢催化剂的加氢装置开工，最主要的方法是在低温时引入开 工活化油，通过加热并按照一定的升温速度进行升温，直到温度接近原料油的起始反应温 度时分步换进原料油，在开工过程中均需要使用加热炉来提供反应系统升温过程的热量， 开工过程能耗较大，对于没有加热炉的装置无法实现开工过程，另外使用加热炉会大幅度 增加系统的压力降而增大能量消耗。
[0006] 美国专利（US 4737167)公开了一种多重单段加氢裂化工艺，主要是第一段实现原 料的全部转化，然后将第一段生成的中间馏分油进入第二反应区进一步加氢裂化生产馏分 更低的产品。它将重质原料油全部转化为非常轻的产品，化学氢耗非常大，而且没有生产加 氢裂化尾油这一高质量的乙烯裂解原料。
[0007] 中国专利（CN 101173189)公开了一种生产化工原料的加氢裂化方法，其特点在于 重质原料油与氢气混合后进入一段加氢处理区，一段流出物分离得到的富氢气体直接进入 二段加氢裂化反应区，液体进入分馏塔进行分馏，得到气体、石脑油和尾油作为化工原料出 系统，中间馏分油单独或与其它劣质馏分油混合进入二段加氢处理区进行裂化。该方法虽 然能够同时转化两种以上劣质原料，但是增加了设备投资。
[0008] 中国专利CN1955260A公开了一种加氢裂化方法，该方法将重质馏分油和劣质催 化裂化柴油分别经加氢精制后，所得到物流混合后，进入加氢裂化反应器，所得的裂化产物 经气液分离后，经分馏得到轻、重石脑油、航煤、柴油和尾油。该方法可以同时生产高芳潜重 石脑油和优质尾油，但是工艺流程比常规加氢裂化工艺流程复杂，并且具有局限性，限定了 原料中劣质催化裂化柴油的密度在〇. 9g/mL以上，芳烃含量为60wt%以上，十六烷值〈30。
[0009] US6224747和US6296758都公开了普通的一段串联加氢裂化工艺，原料油经过加 氢裂化预处理反应区，加氢裂化反应区，依次进行加氢精制及加氢裂化反应，获得生成油经 分馏系统分馏获得相应产品，这些方法都没有合理利用加氢裂化反应热，从而减少工程投 资，降低能耗。
【发明内容】
[0010] 针对现有技术的不足，本发明提供一种生产优质化工原料的低能耗加氢裂化方 法。该方法将高温高压逆流传热技术与加氢裂化催化剂级配有机结合，综合利用加氢裂化 反应热，从而实现装置在正常生产中不开反应加热炉，只设反应开工炉，降低工程投资及操 作能耗。该方法通过两种不同类型加氢裂化催化剂在反应器中的分层装填，以充分发挥两 种不同类型加氢裂化催化剂的特点，在保持催化剂选择性的同时，提高目的产品质量。
[0011] 本发明的一种生产优质化工原料的低能耗加氢裂化方法，包括以下内容： 原料油与氢气混合后，依次经过热高分气/冷混合进料换热器、反应流出物/热混合 进料换热器，两次换热升温，再经过或不经反应加热炉后升至反应温度，依次通过加氢预精 制反应区和加氢裂化反应区，反应流出物经分离和分馏得到各种产品；其中加氢裂化反应 区包括至少两种加氢裂化催化剂，按照与反应物料的接触顺序，加氢裂化反应区的上游床 层装填加氢裂化催化剂I，下游的床层装填加氢裂化催化剂II;所述加氢裂化催化剂I以 VI B族和/或VDI族金属为活性组分，催化剂中含有改性Y分子筛30?70wt%，优选为45? 60wt%，所述加氢裂化催化剂II同样以VI B族和/或VDI族金属为活性组分，催化剂中含有改 性Y分子筛15?50wt%，优选为优先为30?40wt%，催化剂I中的改性Y分子筛含量较催 化剂II中的改性Y分子筛含量高出10?30个百分数。
[0012] 上面所述的加氢裂化催化剂I和II均以改性Y分子筛和氧化铝为载体，或以改性 Y分子筛、无定形硅铝和氧化铝为载体，或以无定形硅铝和氧化铝为载体，以VI B族(如钨、 钥）和/或VDI族(如镍、钴）金属为活性组分，同时可加一些助剂如磷、钛、锆等。一般工业上 普遍使用的是含分子筛和/或无定型加氢裂化催化剂。以催化剂的重量为基准，加氢裂化 催化剂中VI B族和/或VDI族金属活性组分的含量一般为15?35 wt%。
[0013] 根据本发明披露的方法，在某些【具体实施方式】中，加氢裂化催化剂I中改性Y分 子筛的晶胞常数一般为2. 437?2. 450nm ;加氢裂化催化剂II中改性Y分子筛的晶胞常数 一般为 2. 430 ?2. 437nm，优选为 2. 430 至小于 2. 437nm (2. 430 ?〈2. 437nm)。
[0014] 在更优选的实施方式中，加氢裂化催化剂I中改性Y分子筛的SiO2Al2O 3摩尔比 为一般5. 0?25. 0,其相对结晶度一般为80?130% ;加氢裂化催化剂II中改性Y分子筛的 SiO2Al2O3摩尔比一般为5. O?70. 0,相对结晶度一般为90?130%。
[0015] 符合要求的加氢裂化催化剂I和加氢裂化催化剂II可以选择本领域中的商业催 化剂，也可以根据需要，按照本领域熟知方法自行制备符合要求的加氢裂化催化剂I和加 氢裂化催化剂II。
[0016] 根据本发明披露的方法，所述加氢裂化反应区应包括至少2个催化剂床层，通常 包括3?5个催化剂床层。其中所述的2个或多个催化剂床层可以设置于一个反应器内， 或者可以分别设置于两个或多个反应器内。其中加氢裂化催化剂I与加氢裂化催化剂II的 装填体积比一般为1:5?5:1，优选1:3?3:1。
[0017] 本发明的加氢裂化方法中，所述加氢裂化反应区的操作条件一般为，反应氢分压 5?20MPa，平均反应温度280?427°C，体积空速0. 1?101T1，氢油体积比300?3000。通 常加氢裂化催化剂II床层的平均反应温度较加氢裂化催化剂I的平均反应温度要高3? 20°C，优选 5 ?15°C。
[0018] 本发明方法中所述的换热器，为高温高压逆流传热缠绕管换热器，可以选取市 场现有的各种相关专利技术，如，镇海石化建安工程有限公司开发的缠绕管换热器CN 202902937U。所述的高温高压逆流传热缠绕管换热器可以实现高温高压全逆流传热，具有 传热效率高(冷热端换热温差小，一般为:TC?8°C)、换热面积大、使用台数少、制造费用低 和占地面积小等特点。
[0019] 本发明方法中所述的反应加热炉只用于满足装置开工升温过程低温区的升温要 求，正常操作时反应加热炉只点长明灯，设计负荷远低于同类装置相同处理量的常规反应 加热炉，一般为同类装置同类处理量的20%?60%，工程投资和操作能耗大大降低。<