专利摘要

本发明提供了一种劣质重油生产高密度燃料调和组分的方法，通过限定临氢催化裂解反应的温度，使得生产得到的劣质重油生产高密度燃料调和组分具有高的转化率；限定临氢催化裂解反应的催化剂可抑制原料油在反应过程中生焦，保证装置的长周期运转。本发明提供的方法原料适应性强，高密度燃料调和组分收率高，副产品均经过加氢精制，性质好，价值高，具有极大的推广应用前景。

权利要求

1.一种劣质重油生产高密度燃料调和组分的方法，其特征在于，包括以下步骤：

劣质重油经1号常压分馏塔切割成轻馏分和常压渣油；所述常压渣油由所述1号常压分馏塔底部流出，并与催化剂混合，得到混合料；

所述混合料再与新鲜氢混合，进入加热炉，经所述加热炉加热后从临氢催化裂解反应器底部进入所述临氢催化裂解反应器；所述临氢催化裂解反应器的顶部物料进入1号热高压分离罐；所述1号热高压分离罐底部物料和所述临氢催化裂解反应器底部物料一并进入1号热低压分离罐，所述1号热低压分离罐底部物料进入减压分馏塔；所述减压分馏塔侧线馏分油、所述1号热高压分离罐顶部轻馏分、所述1号常压分馏塔顶部和侧线物料一并进入固定床精制反应器；

所述固定床精制反应器底部产物进入2号热高压分离罐，所述2号热高压分离罐顶部闪蒸出的气体进入冷高压分离器，所述冷高压分离器底部冷凝油进入冷低压分离器，所述冷低压分离器底部冷凝油进入汽提塔；所述2号热高压分离罐底部物料进入2号热低压分离罐；所述汽提塔底部物料与所述2号热低压分离罐底部物料一并进入2号常压分馏塔；经所述2号常压分馏塔分馏后，侧线流出高密度燃料油调和组分；

所述催化剂为钼镍油溶性催化剂，所述钼镍油溶性催化剂中钼和镍的质量比为1:4～4:1；所述临氢催化裂解反应器为具有上下排料功能的具有导流筒的空筒反应器；所述临氢催化裂解反应器中反应压力10～23MPa，反应温度430～470℃，总进料体积空速0.3～1.5h-1，氢/油体积比为800～1200，所述催化剂的用量为所述新鲜氢的0.01％～0.05％；

所述固定床精制反应器中含有加氢改质催化剂；

所述加氢改质催化剂为Co、Mo、Ni、W金属中的2种或3种负载在Al2O3的催化剂，其金属总质量为催化剂质量的20～40％。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述劣质重油为煤焦油、乙烯焦油、催化油中的一种或多种。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述固定床精制反应器中反应压力低于所述临氢催化裂解反应器的出口压力，为10～20Mpa，反应温度为280～400℃，体积空速为0.6～2.0h-1，氢/油比为500～1200。

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述冷高压分离罐顶部气体脱硫处理后进入循环氢压缩机，从所述循环氢压缩机出来的循环氢与所述新鲜氢混合。

5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述1号热低压分离罐、所述冷低压分离罐、所述2号热低压分离罐顶部气体均去管网。

6.根据权利要求1所述的方法，其特征特在于，所述减压分馏塔底部物料为外甩尾油，所述外甩尾油为固体燃料。

7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述2号常压分馏塔塔顶部物料作为重整原料，侧线物料为除高密度燃料油调和组分外还有航空煤油，底部物料为催化裂化原料。

8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述汽提塔顶部物料为气态烃和液态烃。

说明书

技术领域：

本发明属于劣质重油工艺领域，尤其涉及劣质重油生产高密度燃料调和组分的方法。

背景技术：

目前，随着勘探开发技术和水平的提高，全球已发现的重质油资源预计有4700×108bb。这些劣质重油的共同特点是分子量大，金属含量高，残炭值高，胶质、沥青质和稠环芳烃含量较高，减压渣油收率均超过50％，这给石油加工带来了新的挑战，同时也带来了新的机遇。劣质重油的特点决定了其加工难度，较高的残炭值会使催化剂容易结焦，金属可以使催化剂迅速失活，同时可以使产品的选择性变差。劣质重油中的胶质、沥青质和稠环芳烃含量较高，这些分子化合物在固体酸催化剂的作用下易发生缩合反应，最后生成焦炭，而难于发生裂化反应。劣质重油的特点使其加工难度大，需要采用合理的石油加工技术进行加工。

目前劣质重油加工生产高密度燃料调和组分的方法主要有加氢和脱氮两种技术路线。加氢过程主要包括固定床加氢、移动床加氢、沸腾床加氢和悬浮床加氢等工艺；而脱碳过程主要包括减黏裂化、焦化、热裂化、重油催化裂化、溶剂脱沥青和溶剂萃取等工艺。但是上述两种技术路线难以解决高密度燃料调和组分收率低，副产品性质差的问题。

发明内容：

有鉴于此，本发明的目的是提供一种劣质重油生产高密度燃料调和组分的方法，能够解决高密度燃料调和组分收率低，副产品性质差的技术问题。

为了实现上述目的，本发明提供如下技术方案：

一种劣质重油生产高密度燃料调和组分的方法，包括以下步骤：

劣质重油经1号常压分馏塔切割成轻馏分和常压渣油；所述常压渣油由所述1号常压分馏塔底部流出，并与催化剂混合，得到混合料；

所述混合料再与新鲜氢和循环氢混合，进入加热炉，经所述加热炉加热后从临氢催化裂解反应器底部进入所述临氢催化裂解反应器；所述临氢催化裂解反应器的顶部物料进入1号热高压分离罐；所述1号热高压分离罐底部物料和所述临氢催化裂解反应器底部物料一并进入1号热低压分离罐，所述1号热低压分离罐底部物料进入减压分馏塔；所述减压分馏塔侧线馏分油、所述1号热高压分离罐顶部所述轻馏分、所述1号常压分馏塔顶部和测线物料一并进入固定床精制反应器；

所述固定床精制反应器底部产物进入2号热高压分离罐，所述2号热高压分离罐顶部闪蒸出的气体进入冷高压分离器，所述冷高压分离器底部冷凝油进入冷低压分离器，所述冷低压分离器底部冷凝油进入汽提塔；所述2号热高压分离罐底部物料进入2号热低压分离罐；所述汽提塔底部物料与所述2号热低压分离罐底部物料一并进入2号常压分馏塔；经所述2号常压分馏塔分馏后，侧线流出高密度燃料油调和组分；

所述催化剂为钼镍油溶性催化剂，所述钼镍油溶性催化剂中钼和镍的质量比为1:4～4:1；所述临氢催化裂解反应器为具有上下排料功能的具有导流筒的空筒反应器；所述临氢催化裂解反应器中反应压力10～23MPa，反应温度430～470℃，总进料体积空速0.3～1.5h-1，氢/油体积比为800～1200，所述催化剂的用量为所述新鲜氢的0.01％～0.05％；

优选地，所述劣质重油为煤焦油、乙烯焦油、催化油中的一种或多种。

优选地，所述固定床精制反应器中含有加氢改质催化剂。

优选地，所述加氢改质催化剂为Co、Mo、Ni、W金属中的2种或3种负载在Al2O3的专有催化剂，其金属总质量为催化剂质量的20～40％。

优选地，所述固定床精制反应器中反应压力略低于所述临氢催化裂解反应器的出口压力，为10～20Mpa，反应温度为280～400℃，体积空速为0.6～2.0h-1，氢/油比为500～1200。

优选地，所述冷高压分离罐顶部气体脱硫处理后进入循环氢压缩机，从所述循环氢压缩机出来的循环氢与所述新鲜氢混合。

优选地，所述1号热低压分馏罐、所述冷低压分离罐、所述2号热低压分离罐顶部气体均去管网。

优选地，所述减压分馏塔底部物料为外甩尾油，所述外甩尾油为固体燃料。

优选地，所述2号常压分馏塔塔顶部物料作为重整原料，侧线物料为除高密度燃料油调和组分还有航空煤油，底部物料为催化裂化原料。

优选地，所述汽提塔顶部物料为气态烃和液态烃。

本发明提供的一种劣质重油生产高密度燃料调和组分的方法，通过限定临氢催化裂解反应的温度，使得生产得到的劣质重油生产高密度燃料调和组分具有高的转化率；限定临氢催化裂解反应的催化剂可抑制原料油在反应过程中生焦，保证装置的长周期运转。本发明提供的方法原料适应性强，高密度燃料调和组分收率高，副产品均经过加氢精制，性质好，价值高，具有极大的推广应用前景。

附图说明：

图1为本发明劣质重油生产高密度燃料调和组分的方法的工艺流程图。

具体实施方式：

本发明公开了一种劣质重油生产高密度燃料调和组分的方法，本领域技术人员可以借鉴本文内容，适当改进工艺参数实现。特别需要指出的是，所述类似的替换和改动对本领域技术人员来说是显而易见的，它们都被视为包括在本发明。本发明的方法及引用已经通过较佳实施例进行了描述，相关人员明显能在不脱离本发明内容、精神和范围内对本文所述的方法和应用进行改动或适当变更与组合，来实现和应用本发明技术。

结合图1，本发明提供的一种劣质重油生产高密度燃料调和组分的方法，包括以下步骤：

劣质重油经1号常压分馏塔切割成轻馏分和常压渣油；常压渣油由1号常压分馏塔底部流出，并与催化剂混合，得到混合料；

混合料再与新鲜氢和循环氢混合，进入加热炉，经加热炉加热后从临氢催化裂解反应器底部进入临氢催化裂解反应器；临氢催化裂解反应器的顶部物料进入1号热高压分离罐；1号热高压分离罐底部物料和临氢催化裂解反应器底部物料一并进入1号热低压分离罐，1号热低压分离罐底部物料进入减压分馏塔；减压分馏塔侧线馏分油、1号热高压分离罐顶部轻馏分、1号常压分馏塔顶部和测线物料一并进入固定床精制反应器；

固定床精制反应器底部产物进入2号热高压分离罐，2号热高压分离罐顶部闪蒸出的气体进入冷高压分离器，冷高压分离器底部冷凝油进入冷低压分离器，冷低压分离器底部冷凝油进入汽提塔；2号热高压分离罐底部物料进入2号热低压分离罐；汽提塔底部物料与2号热低压分离罐底部物料一并进入2号常压分馏塔；经2号常压分馏塔分馏后，侧线流出高密度燃料油调和组分；

催化剂为钼镍油溶性催化剂，钼镍油溶性催化剂中钼和镍的质量比为1:4～4:1；临氢催化裂解反应器为具有上下排料功能的具有导流筒的空筒反应器；临氢催化裂解反应器中反应压力10～23MPa，反应温度430～470℃，总进料体积空速0.3～1.5h-1，氢/油体积比为800～1200，催化剂的用量为新鲜氢的0.01％～0.05％。

上述技术方案中，通过限定临氢催化裂解反应的温度，使得生产得到的劣质重油生产高密度燃料调和组分具有高的转化率；限定临氢催化裂解反应的催化剂可抑制原料油在反应过程中生焦，保证装置的长周期运转。本发明提供的方法原料适应性强，高密度燃料调和组分收率高，副产品均经过加氢精制，性质好，价值高，具有极大的推广应用前景。

在本发明中，催化剂为钼镍油溶性催化剂；其中钼镍油溶性催化剂中钼和镍的质量比为1:4～4:1；在本发明的实施例中，钼镍油溶性催化剂中钼和镍的质量比为1:2～2:1。

在本发明中，临氢催化裂解反应器中反应压力10～23MPa；在本发明的实施例中，临氢催化裂解反应器中反应压力14～20MPa。

在本发明中，临氢催化裂解反应器中反应温度为430～470℃；在本发明的实施例中，临氢催化裂解反应器中反应温度为440～460℃；在其他实施例中，临氢催化裂解反应器中反应温度为445～455℃。

在本发明中，临氢催化裂解反应器中总进料体积空速为0.3～1.5h-1；在本发明的实施例中，临氢催化裂解反应器中总进料体积空速为0.6～1.2h-1。

在本发明中，临氢催化裂解反应器中氢/油体积比为800～1200：1；在本发明的实施例中，临氢催化裂解反应器中氢/油体积比为900～1100:1。

在本发明中，临氢催化裂解反应器中催化剂的用量为新鲜氢的0.01％～0.05％；在本发明的实施例中，临氢催化裂解反应器中催化剂的用量为新鲜氢的0.02％～0.04％。

在本发明的实施例中，从临氢催化裂解反应器顶部流出的反应产物温度达430～460℃，为了防止流动过程结焦，在临氢催化裂解反应器顶部管线注入轻循环油急冷至400℃后进入1号热高压分离罐。

在本发明的实施例中，固定床精制反应器中含有加氢改质催化剂，加氢改质催化剂能够促进不小于370℃的馏分发生裂化反应，减少小于370℃馏分发生裂化反应。另外，加氢改质催化剂与临氢催化裂解反应器中的催化剂，组合使用，能够保证高密度燃料油调和组分的收率，且副产品性质好。在其他实施例中，加氢改质催化剂为Co、Mo、Ni、W金属中的2种或3种负载在Al2O3的专有催化剂，其金属总质量为催化剂质量的20～40％。

在本发明的实施中，固定床精制反应器中反应压力略低于临氢催化裂解反应器的出口压力，为10～20Mpa，反应温度为280～400℃，体积空速为0.6～2.0h-1，氢/油比为500～1200。

在本发明的实施例中，固定床精制反应器中反应压力为10～20MPa；在其他实施例中，固定床精制反应器中反应压力为13～17MPa。

在本发明的实施中，固定床精制反应器中反应温度为280～400℃；在其他实施例中，固定床精制反应器中反应温度为300～360℃。

在本发明的实施例中，固定床精制反应器中体积空速为0.6～2.0h-1；在其他实施例中，固定床精制反应器中体积空速为0.8～1.5h-1。

在本发明的实施例中，固定床精制反应器中氢/油比为500～1200:1；在其他实施例中，固定床精制反应器中氢/油比为700～1000:1。

在本发明的实施例中，冷高压分离罐顶部气体脱硫处理后进入循环氢压缩机，从循环氢压缩机出来的氢气与新鲜氢混合，该循环氢能够抑制生焦反应，保护临氢催化裂解反应器中的催化剂。

在本发明的实施例中，1号热低压分馏罐、冷低压分离罐、2号热低压分离罐顶部气体均去管网。

在本发明的实施例中，减压分馏塔底部物料为外甩尾油，所述外甩尾油为固体燃料。

在本发明的实施例中，2号常压分馏塔塔顶部物料作为重整原料，侧线物料为除高密度燃料油调和组分还有航空煤油，底部物料为催化裂化原料。

其中，外甩尾油、重整原料、航空煤油和催化裂化原料这些副产品性质好，能够在其他领域应用。

在本发明的实施例中，汽提塔顶部物料为气态烃和液态烃。

在本发明的实施例中，劣质重油为煤焦油、乙烯焦油、催化油中的一种或多种；在其他实施例中，劣质重油为煤焦油、乙烯焦油或催化油。

为了进一步说明本发明，下面结合实施例对本发明提供的劣质重油生产高密度燃料调和组分的方法进行详细描述。

以下实施例1～6使用的劣质重油来自内蒙的煤焦油、乙烯焦油和催化油浆，原料性质如表1所示。

表1原料性质

项目煤焦油乙烯焦油催化油浆-3]]>1.21501.05001.08002·s^-1]]>115.044.2127.0S含量，w％0.330.400.70N含量，w％0.930.071.20C含量，w％88.3691.6491.20H含量，w％5.927.476.90残炭，w％20.5012.009.60灰分，w％0.120.00050.21<350℃42.0166.5010.20>350℃57.9933.5089.80饱和分25.0317.2427.60芳香分28.4253.2566.20胶质18.0110.825.60沥青质28.5418.690.60

实施例1

参见图1，劣质重油生产高密度燃料调和组分的方法的工艺流程，如下：

劣质重油经1号常压分馏塔切割成轻馏分和常压渣油，其中常压渣油和催化剂混合；混合料再与新鲜氢和循环氢混合进入加热炉，经加热炉加热至430～470℃后从加热炉底部进入临氢催化裂解反应器，在反应压力10～23MPa，反应温度430～470℃条件下进行临氢催化裂解反应。

临氢催化裂解反应器顶部进入1号热高压分离罐，从1号热高压分离罐顶部闪蒸出的物料与1号常压分馏塔顶部石脑油馏分、1号常压分馏塔测线柴油馏分、减压分馏塔测线蜡油馏分一并进入固定床精制反应器顶部。

从临氢催化裂解反应器底部物料与1号热高压分离罐底部物料一并进入1号热低压分离罐，1号热低压分离罐顶部不凝气进入去管网，1号热低压分离罐底部的生成油进入减压分馏塔，减压分馏塔测线蜡油馏分与1号常压分馏塔顶部石脑油馏分与1号常压分馏塔测线柴油馏分、1号热高压分离罐顶部物料一并进入固定床精制反应器顶部，减压分馏塔底部物料作为固体燃料。

固定床精制反应器底部产物进入2号热高压分离罐，2号热高压分离罐顶部闪蒸出的气体进入冷高压分离罐，冷高压分离罐顶部气体脱硫处理后经循环氢压缩机进入循环氢系统，冷高压分离罐底部冷凝油进入冷低压分离罐，冷低压分离罐顶部气体进入管网，冷低压分离罐底部冷凝油进入汽提塔，汽提塔顶部为气体和液态烃产品，汽提塔底部物料与2号热低压分离罐底部物料一并进入2号常压分馏塔；2号热高压分离罐底部物料进入2号热低压分离罐，2号热低压分离罐顶部气体进入管网，2号热低压分离罐底部物料与汽提塔底部物料一并进入2号常压分馏塔，经2号常压分馏塔分馏后，塔顶为石脑油馏分作为重整原料，塔侧线流出馏分为航煤和高密度燃料油调和组分，塔底流出减压馏分油作为催化裂化装置的原料油。

实施例2

下面是按实施例1的工艺流程对煤焦油进行中试：

煤焦油在30吨/年临氢热裂解和加氢处理中试装置上的反应条件为：临氢催化裂解反应温度430℃，反应压力10.0MPa，氢油比1000:1，新鲜氢空速0.3h-1，催化剂为钼镍油溶性催化剂，用量为新鲜氢的0.015％，钼镍油溶性催化剂中钼和镍的质量比为1:4；固定床加氢改质平均反应温度280℃，反应器出口总压10.0MPa，氢油比500:1，进料空速1.0h-1，催化剂为Mo-Ni/Al2O3加氢改质催化剂，活性金属用量为催化剂的25％。

实施例3

乙烯焦油在30吨/年临氢热裂解和加氢处理中试装置上的反应条件为：临氢催化裂解反应温度445℃，反应压力16.0MPa，氢油比800:1，新鲜氢空速1.0h-1，催化剂为钼镍油溶性催化剂，用量为新鲜氢的0.02％，钼镍油溶性催化剂中钼和镍的质量比为1:1；固定床加氢改质平均反应温度330℃，反应器出口总压15.0MPa，氢油比800:1，进料空速0.6h-1，催化剂为Co-Ni/Al2O3加氢改质催化剂，活性金属用量为催化剂的30％。

实施例4

催化油浆在30吨/年临氢热裂解和加氢处理中试装置上的反应条件为：临氢催化裂解反应温度470℃，反应压力23.0MPa，氢油比1200:1，新鲜氢空速1.5h-1，催化剂为钼镍油溶性催化剂，用量为新鲜氢的0.04％，钼镍油溶性催化剂中钼和镍的质量比为4:1；固定床加氢改质平均反应温度400℃，反应器出口总压20.0MPa，氢油比1200:1，进料空速2.0h-1，催化剂为Co-W/Al2O3加氢改质催化剂，活性金属用量为催化剂的40％。

实施例5

催化油浆在30吨/年临氢热裂解和加氢处理中试装置上的反应条件为：临氢催化裂解反应温度440℃，反应压力14.0MPa，氢油比1100:1，新鲜氢空速0.6h-1，催化剂为钼镍油溶性催化剂，用量为新鲜氢的0.035％，钼镍油溶性催化剂中钼和镍的质量比为2:1；固定床加氢改质平均反应温度300℃，反应器出口总压13.0MPa，氢油比1000:1，进料空速0.8h-1，催化剂为Co-Ni-W/Al2O3加氢改质催化剂，活性金属用量为催化剂的23％。

实施例6

乙烯焦油浆在30吨/年临氢热裂解和加氢处理中试装置上的反应条件为：临氢催化裂解反应温度460℃，反应压力20.0MPa，氢油比900:1，新鲜氢空速1.2h-1，催化剂为钼镍油溶性催化剂，用量为新鲜氢的0.05％，钼镍油溶性催化剂中钼和镍的质量比为1:2；固定床加氢改质平均反应温度360℃，反应器出口总压17.0MPa，氢油比700:1，进料空速1.5h-1，催化剂为Mo-Ni-W/Al2O3加氢改质催化剂，活性金属用量为催化剂的20％。

实施例2～6的物料衡算结果见表2，制得的高密度燃料油调和组分的性质见表3。

表2物料衡算结果

表3高密度燃料油调和组分性质

序号项目指标13]]>0.96以上2S、N含量ppm不大于103总酸值mg/(KOH)/g不大于0.0154残炭w％不大于0.155铜片腐蚀(50℃，3h)级不大于1级6多环芳烃w％不大于772/s]]>不大于8.08凝点℃不高于-409闪点℃不小于6010机械杂质无11水分痕迹12灰分w％不大于0.0113馏程℃170～37014色度/号不大于3.515热氧化安定性JFTOT试验温度℃360(试验小时5.0)

对所公开的实施例的上述说明，使本领域专业技术人员能够实现或使用本对所公开的实施例的上述说明，使本领域专业技术人员能够实现或使用本发明。对这些实施例的多种修改对本领域的专业技术人员来说将是显而易见的，本文中所定义的一般原理可以在不脱离本发明的精神或范围的情况下，在其它实施例中实现。因此，本发明将不会被限制于本文所示的这些实施例，而是要符合与本文所公开的原理和新颖性特点相一致的最宽的范围。

劣质重油生产高密度燃料调和组分的方法专利购买费用说明

Q：办理专利转让的流程及所需资料

A：专利权人变更需要办理著录项目变更手续，有代理机构的，变更手续应当由代理机构办理。

1：专利变更应当使用专利局统一制作的“著录项目变更申报书”提出。

2：按规定缴纳著录项目变更手续费。

3：同时提交相关证明文件原件。

4：专利权转移的，变更后的专利权人委托新专利代理机构的，应当提交变更后的全体专利申请人签字或者盖章的委托书。

Q:专利著录项目变更费用如何缴交

A：（1）直接到国家知识产权局受理大厅收费窗口缴纳,（2）通过代办处缴纳，（3）通过邮局或者银行汇款,更多缴纳方式

Q：专利转让变更，多久能出结果

A：著录项目变更请求书递交后，一般1-2个月左右就会收到通知，国家知识产权局会下达《转让手续合格通知书》。