劣质原料加氢裂化方法
【技术领域】
[0001] 本发明公开了一种加氢裂化方法，特别是一种加工含氮劣质原料的加氢裂化方 法。
【背景技术】
[0002] 随着我国经济的高速发展，石油加工能力快速增长。与此同时，国内加氢裂化技术 也获得了大规模的工业应用，截至2011年底，我国正在运行的加氢裂化装置有40多套，总 加工能力已经超过50. OMt/a，加工能力跃居世界第二位。另外，由于国内原油质量的逐年变 差，进口高硫原油加工量的大幅增加，环保对炼油工艺及石油产品质量的要求日趋严格，以 及市场对清洁燃油及化工原料需求量的不断增加，尤其是作为交通运输燃料的清洁中间馏 分油和为重整、乙烯等装置提供的优质进料，因此市场对加氢裂化技术水平的进步提出了 更高的要求。加氢裂化所加工的原料范围宽，产品方案灵活，液体产品收率高，可获得优质 动力燃料和化工原料，加氢裂化工艺和技术越来越受到世界各大石油公司的普遍重视。 [0003] 加氢裂化工艺一般可分为一段法和两段法，其中一段法又包括单段(也称单段一 齐IJ)和单段串联。操作方式主要分为循环操作方式和一次通过操作方式。单段工艺使用一 种耐有机氮的加氢裂化催化剂，原料直接通过加氢裂化催化剂，工艺过程最简单，操作空速 较高，但加工的原料范围窄，产品中航煤质量较差。单段串联使用加氢精制催化剂和加氢裂 化催化剂串联，中间无需分离，因为所用加氢裂化催化剂不具有耐有机氮的能力，要求在加 氢精制反应器将硫氮杂质脱除干净，所以一般只能在较低空速下操作。随着炼油企业的日 趋大型化，规划建设的大型加氢裂化装置越来越多，以达到规模效益。这些装置的单套加工 能力大都在200万吨/年以上。这些大型加氢裂化装置如果采用常规单段串联或单段工艺 技术按单套装置建设，由于反应器、原料泵、换热器等特大型设备的制造费用和运输费用巨 大，将使装置建设投资大大增加，影响企业的经济效益；而如果建成两套装置，则将由于设 备台数显著增加，同样也将增加装置的建设投资，并将增加操作费用。
[0004] 现有的两段加氢裂化工艺，如US3702818,涉及第一段原料油首先经过加氢精制段 脱除杂质，分离的液体进入加氢裂化段，第一段尾油进入第二段继续裂化，这是常规两段加 氢裂化工艺过程。US3549515第一段使用一段串联流程，第一段尾油进入第二段继续裂化， 存在着上述一段串联工艺的不足。US4404088涉及增加一个加氢裂化反应段，在改变产品方 案时提高液体产品收率，但流程较长。这些技术虽然方案灵活，但工艺流程复杂，投资增加。 CN100526433A涉及第一段采用单段两剂流程，第一段尾油进入第二段继续裂化，最大量生 产中间馏分油。CN1940030A涉及使用热高分，将高氮原料和低氮原料分开加工，最大量生产 柴油。
[0005] 原油质量日益变差，以及原油减压深拔和其它非常规能源的开发，使得加氢裂化 的原料杂质含量越来越高，特别是某些加氢裂化原料的氮含量较高，而现有加氢裂化方法 处理高氮含量的加氢裂化原料时，需要较高的反应温度或较低的操作空速，装置的加工能 力下降，同时能耗增加，操作周期缩短。
【发明内容】
[0006] 针对现有技术的不足，本发明的目的在于提供一种改进的加氢裂化工艺，用于加 工氮含量较高的加氢裂化原料。同现有两段加氢裂化技术相比，工艺流程更加灵活，可加工 更加劣质的原料；同现有一段串联加氢裂化技术相比，可大大提高装置的加工能力。
[0007] 本发明的一种劣质原料加氢裂化方法，包括以下内容： (1) 劣质原料油首先进入第一段反应区进行加氢处理反应，第一段反应区使用加氢精 制催化剂；第一段反应区的上部为气液并流反应区，并流反应流出物进入中间的气液分离 区进行分离，气体引出反应器；液体进入下部的催化剂床层，与反应器底部引入的氢气进行 逆流接触反应，反应后的气体从气液分离区离开反应器；一般控制第一段反应区的脱氮率 为 60wt%?95wt% ; (2) 步骤（1)得到的生成油与氢气混合后进入第二段反应区，进行深度加氢处理反应， 第二段反应区使用加氢精制催化剂； (3) 步骤（2)中第二段反应区得到的反应流出物，与补充氢气一起进入第三段反应区， 第三段反应区内装填有加氢裂化催化剂； (4) 第三段反应区得到的反应流出物进入分离器，得到气体与液体；气液分离后的气体 经脱杂质后可以循环使用，液体直接经分馏后得到各种加氢裂化产品。
[0008] 本发明方法中，所述的劣质原料油为氮含量较高的劣质重质馏分油。劣质原料油 的氮含量一般为1500U g/g以上，优选为2500ii g/g以上，最优选为250(Tl5000ii g/g。
[0009] 其中在步骤（1)的第一段反应区中，上部的气液并流反应区和气液逆流反应区的 催化剂装填体积比可以根据劣质原料的性质和第一段的加氢脱氮率具体确定。
[0010] 本发明方法中，步骤（1)中第一段反应区的脱氮率一般控制为60wt9T95wt%，优 选控制为70wt9T9〇 Wt%。第一段反应区中，并流反应区的工艺条件为：平均反应温度为 25(T500°C，优选为30(T440°C ;反应压力为5. 0?20. OMPa，优选为8. 0?17. OMPa ;氢油体积比 为100:1?4000:1，优选为400:1?2000:1 ;液时体积空速为I. (TlO. Oh'优选为I. 0?4. Oh' 第一段反应区中逆流反应区的工艺条件为：平均反应温度为25(T500°C，优选为30(T44(TC; 反应压力为5. 0?20. OMPa，优选为8. (Tl7. OMPa ;氢油体积比为100:1?2000:1，优选为 400:1?1000:1 ;液时体积空速为I. (TlO. Oh'优选为I. 0?4. Oh'
[0011] 本发明方法中，第二段反应区的工艺条件为：平均反应温度为33(T480°C，反 应压力为5. (T20.0MPa，氢油体积比为100:1?4000:1，液时体积空速为0.2?4. Oh-1。优 选的操作条件为：平均反应温度为35(T450°C，反应压力为8.(Tl7.0MPa，氢油体积比为 400:1?2000:1，液时体积空速为0? 5?3. OtT1。
[0012] 本发明方法中，第三段反应区加氢裂化的工艺条件一般为：平均反应温度为 25(T500°C，优选为30(T440°C ;反应压力为5. 0?20. OMPa，优选为8. 0?17. OMPa ;氢油体积比 为100:1?4000:1，优选为400:1?2000:1 ;液时体积空速为I. (TlO. Oh'优选为I. 0?4. Oh'
[0013] 本发明方法中，根据装置规模，第一段反应区可以设置一台或几台反应器，第二段 反应区也可以设置一台或几台反应器，第三段反应区一般设置一台反应器。
[0014] 本发明方法中，第一段反应区中气液分离区得到的气体，经脱除硫化氢和氨后，可 以循环至第一段反应区或第二段反应区循环使用。液相进入第二段反应区进一步进行深度 加氢处理反应。第三段反应区反应流出物首先进行气液分离，气相脱除硫化氢和氨后循环 使用，也可以直接作为循环氢使用，液相进入分馏系统，根据需要分离出石脑油、煤油、柴油 和尾油等加氢裂化产品。
[0015] 本发明方法中，加氢精制催化剂可以是本领域任意的产品。加氢裂化催化剂可以 根据反应产物的分布要求选择适宜的产品，如需多产中间馏分油(煤油和柴油）则选择中油 型加氢裂化催化剂，如需多产石脑油则选择轻油型加氢裂化催化剂，如需灵活生产石脑油 和中间馏分油则选择灵活型加氢裂化催化剂。上述选择是本领域技术人员所熟知的内容。 加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂在反应状态下，加氢活性组分为