一种蜡油加氢裂化反应改进的工艺系统及方法

技术领域

本发明属于蜡油加氢裂化反应领域，具体地说，是一种利用渣油加氢裂化柴油产品改变蜡油加氢裂化装置产品分布的工艺及方法。

背景技术

两段全循环流程的蜡油加氢裂化装置，二段裂化反应器催化剂活性高，二次副反应剧烈，液化气收率高达11.18％、较设计值高出了6.38％，为了改善装置的产品分布、提高装置的运行经济效益，提出一种利用渣油加氢裂化柴油产品改变蜡油加氢裂化装置产品分布的工艺及方法。

发明内容

根据上述现有技术存在的缺陷，本发明提供一种蜡油加氢裂化反应改进的工艺方法，向二段裂化反应器入口注入渣油加氢裂化装置所产的高氮柴油抑制二段裂化催化剂活性、改善催化剂的选择性，降低二次副反应发生，改变加氢裂化反应产品分布，提高产品C

为实现上述目的，本发明所采用的技术方案为：一种蜡油加氢裂化反应改进的工艺方法，一段原料油经一段进料泵升压后与氢气混合，加热至反应温度后进入一段精制反应器和一段裂化反应器反应，一段反应产物通过分馏系统进行气液分离，分馏后的过汽化油和未转化油作为二段反应器原料，与高氮柴油混合作为二段原料油，再经二段进料泵升压后与氢气混合，加热至反应温度后进入二段裂化反应器反应，二段反应产物通过分馏系统进行气液分离。

基于上述技术方案，一段精制反应器装填保护剂和精制催化剂，主要是原料油脱金属，脱硫、脱氮、脱氧、烯烃饱和等反应，一段裂化反应器装填裂化催化剂，主要是原料油大分子变小分子的裂化反应。二段裂化反应器装填少量的保护剂和精制剂主要是原料油脱金属，脱硫、脱氮、脱氧、烯烃饱和；大部分是裂化催化剂，主要是原料油大分子变小分子的裂化反应。

进一步地，所述一段原料油为常减压装置蜡油产品、渣油加氢裂化装置蜡油产品和溶剂脱沥青装置的脱沥青油产品；三者比例为42.11％:32.29％:25.6％。

进一步地，所述高氮柴油为渣油加氢裂化装置所产的高氮柴油，所述高氮柴油的成分为氮含量高达1000ppm以上的柴油馏分。

进一步地，所述分馏系统采用脱硫化氢汽提塔加常压分馏塔流程，脱硫化氢汽提塔将冷热低分油脱硫后塔底油经分馏加热炉加热进常压塔，常压塔塔顶分离出粗石脑油，常压塔附带轻质燃料油、白油、过汽化油三个侧线汽提塔，轻质燃料油和白油经侧线塔汽提后外送出装置，过汽化油和常压塔底未转化油作为二段反应器原料。

基于上述技术方案，脱硫化氢汽提塔在前，反应生成油经脱硫化氢汽提塔能将硫化氢气体以及部分轻烃从塔顶拔出；脱硫化氢汽提塔底油经加热炉加热后进入常压分馏塔，按馏程分离出粗石脑油、轻质燃料油、白油、过汽化油和未转化油。

进一步地，所述过汽化油、未转化油和高氮柴油，比例为37.75：37.75:1～14:14:1。

基于上述技术方案，作为二段反应器原料的过汽化油和未转化油是一段原料油经过反应器后，未发生转化的大于360℃以上的馏分的蜡油。二段原料油包括过汽化油、未转化油和高氮柴油。

进一步地，一段反应的反应温度为385-420℃，二段反应的反应温度为340-395℃。

一种蜡油加氢裂化反应改进的工艺系统，包括一段反应系统、二段反应系统和分馏系统；一段原料罐连接至一段反应系统入口，一段反应系统出口连接至热高压分离器入口，二段原料罐和高氮柴油罐连接至二段反应系统入口，二段反应系统出口连接至热高压分离器入口；热高压分离器出口连接至分馏系统，分馏系统的过汽化油侧线和未转化油出口管线连接至二段原料罐。

进一步地，所述一段反应系统包括一段精制反应器和一段裂化反应器，所述的一段精制反应器和一段裂化反应器串联连接，一段原料罐通过管线依次连接一段进料泵、一段原料/反应生成物换热器、一段加热炉、一段精制反应器和一段裂化反应器，一段裂化反应器的出口物料经一段原料/反应生成物换热器换热后连接至热高压分离器中。

进一步地，所述二段反应系统包括二段裂化反应器，高氮柴油罐经往复泵连接至二段进料泵入口，二段原料罐内物料与高氮柴油经二段进料泵、二段原料/反应生成物换热器、二段加热炉连接至二段裂化反应器，二段裂化反应器的出口物料经二段原料/反应生成物换热器换热后连接至热高压分离器中。

进一步地，所述一段精制反应器设置四个精制床层，一段裂化反应器设置一个精制床层、两个裂化床层；所述二段裂化反应器设有三个裂化床层。

进一步地，所述分馏系统包括脱硫化氢汽提塔和常压分馏塔，热高压分离器出口连接至脱硫化氢汽提塔，脱硫化氢汽提塔塔底出口经塔底泵、塔底换热器、分馏加热炉连接至常压分馏塔入口，常压分馏塔塔底出口通过未转化油出口管线经出口泵加压后连接至未转化油出装置，未转化油出口管线在出口泵后通过循环管线连接至二段原料罐。

进一步地，所述常压分馏塔塔顶分离粗石脑油并依次连接石脑油稳定塔和石脑油分离塔，石脑油分离塔分别连接有轻石脑油出装置和重石脑油出装置；常压分馏塔设置有轻质燃料油侧线、白油侧线和过汽化油侧线，轻质燃料油侧线连接至轻质燃料油出装置，白油侧线连接至白油出装置，过汽化油侧线通过循环管线连接至二段原料罐。

进一步地，系统还包括循环氢压缩机，所述循环氢压缩机通过循环氢线连接至一段反应系统和二段反应系统。

本发明的有益效果为：本发明是在两段全循环蜡油加氢裂化装置的二段原料中少量掺炼渣油加氢裂化装置所产高氮柴油，利用高氮柴油钝化二段裂化催化剂的活性，改善催化剂的选择性，减少液化气收率，提高产品的C

附图说明

图1为本发明蜡油加氢裂化反应工艺系统流程图；

图2为低分气和液化气收率趋势图；

图3为轻重石脑油收率趋势图；

图4为轻质燃料油收率趋势图；

图5为C

图6为一段裂化床层入口温度图；

图7为一段裂化催化剂床层温升图；

图8为一段裂化催化剂床层WABT温度图；

图9为二段裂化催化剂床层温升图；

图10为二段裂化床层入口温度图；

图11为二段裂化催化剂床层WABT温度图；

图中：1、一段精制反应器，2、一段裂化反应器，3、二段裂化反应器，4、一段原料罐，5、二段原料罐，6、高氮柴油罐，7、一段进料泵，8、一段原料/反应生成物换热器，9、一段加热炉，10、往复泵，11、二段进料泵，12、二段原料/反应生成物换热器，13、二段加热炉，14、脱硫化氢汽提塔，15、常压分馏塔，16、塔底泵，17、塔底换热器,18、分馏加热炉，19、未转化油出口管线，20、出口泵，21、循环管线，22、脑油稳定塔，23、石脑油分离塔，24、轻质燃料油侧线，25、白油侧线，26、过汽化油侧线，27、循环氢压缩机，28、循环氢线，29、热高压分离器，30、热低压分离器；A、轻质燃料油出装置，B、白油出装置，C、未转化油出装置，D、轻石脑油出装置，E、重石脑油出装置，F、液化气去轻烃回收，G、一段原料。

具体实施方式

为了使本发明的结构和功能更加清晰，下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述。

两段全循环流程的蜡油加氢裂化装置，二段裂化反应器催化剂活性高，二次副反应剧烈，液化气收率高达11.18％、较设计值高出了6.38％，为了改善装置的产品分布、提高装置的运行经济效益，向二段裂化反应器入口注入渣油加氢裂化装置所产的高氮柴油抑制二段裂化催化剂活性、改善催化剂的选择性，降低二次副反应发生，改变加氢裂化反应产品分布，提高产品C

目前，蜡油加氢裂化装置通过掺炼焦化裂化柴油或催化裂化柴油的目的主要是降低炼油厂柴汽比，提高催化裂化柴油的附加值。并没有利用高氮含量的柴油大幅度改善装置产品分布的两段式加氢裂化装置。

本发明是在两段全循环蜡油加氢裂化装置的二段原料中少量掺炼渣油加氢裂化装置所产高氮柴油，利用高氮柴油钝化二段裂化催化剂的活性，改善催化剂的选择性，减少液化气收率，提高产品的C

具体工艺参见附图1，一种蜡油加氢裂化反应改进的工艺系统，包括一段反应系统、二段反应系统和分馏系统；一段原料罐4连接至一段反应系统入口，一段反应系统出口连接至热高压分离器入口，二段原料罐5和高氮柴油罐6连接至二段反应系统入口，二段反应系统出口连接至热高压分离器入口；热高压分离器出口连接至分馏系统，分馏系统的过汽化油侧线和未转化油出口管线连接至二段原料罐，还包括循环氢压缩机27，所述循环氢压缩机27通过循环氢线28连接至一段反应系统和二段反应系统。

进一步地，所述一段反应系统包括一段精制反应器1和一段裂化反应器2，所述的一段精制反应器1和一段裂化反应器2串联连接，一段原料罐4通过管线依次连接一段进料泵7、一段原料/反应生成物换热器8、一段加热炉9、一段精制反应器和1一段裂化反应器2，一段裂化反应器2的出口物料经一段原料/反应生成物换热器8换热后连接至热高压分离器中；所述二段反应系统包括二段裂化反应器3，高氮柴油罐6经往复泵10连接至二段进料泵入口，二段原料罐5内物料与高氮柴油经二段进料泵11、二段原料/反应生成物换热器12、二段加热炉13连接至二段裂化反应器3，二段裂化反应器3的出口物料经二段原料/反应生成物换热器12换热后连接至热高压分离器中；所述一段精制反应器1设置四个精制床层，一段裂化反应器2设置一个精制床层、两个裂化床层；所述二段裂化反应器3设有三个裂化床层。

基于上述技术方案，一段精制反应器装填保护剂和精制催化剂，主要是原料油脱金属，脱硫、脱氮、脱氧、烯烃饱和等反应，一段裂化反应器装填裂化催化剂，主要是原料油大分子变小分子的裂化反应。二段裂化反应器装填少量的保护剂和精制剂主要是原料油脱金属，脱硫、脱氮、脱氧、烯烃饱和；大部分是裂化催化剂，主要是原料油大分子变小分子的裂化反应。

进一步地，所述分馏系统包括脱硫化氢汽提塔14和常压分馏塔15，热高压分离器出口连接至脱硫化氢汽提塔14，脱硫化氢汽提塔14塔底出口经塔底泵16、塔底换热器17、分馏加热炉18连接至常压分馏塔15入口，常压分馏塔15塔底出口通过未转化油出口管线19经出口泵20加压后连接至未转化油出装置，未转化油出口管线19在出口泵20后通过循环管线21连接至二段原料罐5；所述常压分馏塔15塔顶分离粗石脑油并依次连接石脑油稳定塔22和石脑油分离塔23，石脑油分离塔23分别连接有轻石脑油出装置和重石脑油出装置；常压分馏塔15设置有轻质燃料油侧线24、白油侧线25和过汽化油侧线26，轻质燃料油侧线24连接至轻质燃料油出装置，白油侧线25连接至白油出装置，过汽化油侧线26通过循环管线21连接至二段原料罐5。

基于上述技术方案，脱硫化氢汽提塔在前，反应生成油经脱硫化氢汽提塔能将硫化氢气体以及部分轻烃从塔顶拔出；脱硫化氢汽提塔底油经加热炉加热后进入常压分馏塔，按馏程分离出粗石脑油、轻质燃料油、白油、过汽化油和未转化油。

进一步地，二段反应器反应产物经二段原料/反应生成物换热器E107和E109换热后进入热高压分离器29，在热高压分离器29进行气液分离后，热高分油进入热低压分离器30，热低压分离器30再次进行气液分离后，热低分油进入脱硫化氢汽提塔14。

本系统的工作过程如下：

1、本装置采用二段全循环加氢裂化流程，一段原料经一段进料泵7升压后与氢气混合，经一段原料/反应生成物换热器8换热，再经一段加热炉9加热至反应所需温度进入一段精制反应器1和一段裂化反应器2，反应生成物与进料换热降温后进入热高压分离器中。

2、二段原料自分离系统的过汽化油和未转化油混合进二段原料油罐5，经二段进料泵11升压后与氢气混合，经二段原料/反应生成物换热器12换热，再经二段加热炉13加热至反应所需温度进入二段裂化反应器3，反应生成物与二段进料换热降温后进入热高压分离器中。

3、沸腾床渣油加氢裂化装置所产高氮柴油经往复泵10升压后进入二段进料泵11入口与二段原料油混合进入二段裂化反应器3反应。

本发明的工艺过程仍如下：一段原料油经一段进料泵升压后与氢气混合，加热至反应温度后进入一段精制反应器和一段裂化反应器反应，一段反应产物通过分馏系统进行气液分离，分馏后的过汽化油和未转化油作为二段反应器原料，与高氮柴油混合作为二段原料油，再经二段进料泵升压后与氢气混合，加热至反应温度后进入二段裂化反应器反应，二段反应产物通过分馏系统进行气液分离。

进一步地，所述一段原料油为常减压装置蜡油产品、渣油加氢裂化装置蜡油产品和溶剂脱沥青装置的脱沥青油产品；三者比例为42.11％:32.29％:25.6％。

进一步地，所述高氮柴油为渣油加氢裂化装置所产的高氮柴油，所述高氮柴油的成分为氮含量高达1000ppm以上的柴油馏分。

进一步地，所述分馏系统采用脱硫化氢汽提塔加常压分馏塔流程，脱硫化氢汽提塔将冷热低分油脱硫后塔底油经分馏加热炉加热进常压塔，常压塔塔顶分离出粗石脑油，常压塔附带轻质燃料油、白油、过汽化油三个侧线汽提塔，轻质燃料油和白油经侧线塔汽提后外送出装置，过汽化油和常压塔底未转化油作为二段反应器原料。

进一步地，所述过汽化油、未转化油和高氮柴油的比例为37.75：37.75:1～14:14:1。

基于上述技术方案，作为二段反应器原料的过汽化油和未转化油是一段原料油经过反应器后，未发生转化的大于360℃以上的馏分的蜡油。二段原料油包括过汽化油、未转化油和高氮柴油。

进一步地，一段反应的反应温度为385-420℃，二段反应的反应温度为340-395℃

本发明的混合蜡油加氢裂化装置以常减压装置蜡油产品、渣油加氢裂化装置蜡油产品、溶剂脱沥青装置的脱沥青油产品为原料，设计加工比例为42.11％:32.29％:25.6％。反应部分采用两段全循环流程，一段反应设双反应器串联，一段精制反应器设置四个精制床层，一段精制/裂化反应器设置一个精制床层、两个裂化床层。二段裂化反应器设有三个裂化床层。分馏系统采用主汽提塔加常压塔流程，主汽提塔将冷热低分油脱硫后塔底油经分馏加热炉加热进常压塔，常压塔塔顶分离出粗石脑油，常压塔附带轻质燃料油、白油、过汽化油三个侧线汽提塔，轻质燃料油和白油经侧线塔汽提后外送出装置，过汽化油和常压塔底未转化油作为二段反应器原料。

本发明是探索改变蜡油加氢裂化装置产品分布，提高装置的C

以下通过具体的试验过程对本发明的流程及有益效果进行说明：

2023年2月13日16:40开始向二段裂化反应器进料中加注渣油加氢裂化装置所产的高氮柴油4t/h，2月17日12:00停止加注。

一段原料油性质如下表：

二段原料油性质如下表：

反应条件如下表：

渣油加氢裂化所产高氮柴油性质如下表

加入高氮柴油后的混合进料氮含量计算如下：

在一段裂化反应器保持转化率不变的情况下，向二段裂化反应器掺炼沸腾床渣油加氢裂化所产的高氮柴油，能够改善产品的分布，提高C

(1)低分气收率下降0.07％，液化气收率降低2.26％；参见图2低分气和液化气收率趋势图。

(2)轻石脑油收率上涨0.59％，重石脑油收率上涨1.14％；参见图3轻重石脑油收率趋势图。

(3)轻质燃料油收率上涨0.63％；参见图4轻质燃料油收率趋势图。

(4)C

根据试验数据，液化气收率降低2.26％，产量每小时降低10吨，重石脑油收率增加1.14％，产量每小时增加7吨，根据市场价格，液化气按4000元/吨，重石脑油按7000元/吨，装置100％加工负荷运行，每年能为公司创收约7884万元。

一、本发明的试验条件：

(1)一段进料量480t/h，二段进料290t/h维持不变。

(2)一段精制催化剂和裂化催化剂反应温度维持不变。

(3)维持反应总转化率不变的条件，调整二段裂化反应器温度。

(4)高氮柴油的加注量维持4t/h不变，通过往复泵可以精确计量流量。

(5)高氮柴油加注时间2023年2月13日16:40至2023年2月17日12:00。

二、反应器温度控制

(1)控制一段裂化催化剂一床层入口温度395.3℃、温升13.8℃、WABT温度

402.2℃；二床层入口温度390.1℃、温升17.0℃、WABT温度398.6℃不变，目的是排除一段裂化催化剂温度变化对产品分布的影响，参见图6一段裂化床层入口温度图、图7一段裂化催化剂床层温升图、图8一段裂化催化剂床层WABT温度图。

(2)高氮柴油的掺炼，对二段裂化催化剂活性有抑制作用，二段裂化催化剂床层温升明显下降，二段裂化一床层温升下降3.52℃，二段裂化二床层温升下降1.88℃，二段裂化三床层温升下降1.53℃，参见图9二段裂化催化剂床层温升图。

(3)为了控制反应总转化率不变，需要提高二段裂化催化剂床层入口温度来提高各床层的质量平均温度。二段裂化一床层入口温度提高3.52℃、WABT温度提高3.39℃；二段裂化二床层入口温度提高1.41℃、WABT温度提高

1.91℃；二段裂化三床层入口温度提高0.91℃、WABT温度提高1.05℃，参见图10二段裂化床层入口温度图和图11二段裂化催化剂床层WABT温度图。

需要说明的是，本发明未详述部分为现有技术。

以上列举的仅是本发明的最佳实施例。显然，本发明不限于以上实施例，还可以有许多变形。本领域的普通技术人员能从本发明公开的内容直接导出或联想到的所有变形，均应认为是本发明的保护范围。