[其他]催化裂化-催化重油芳烴抽提聯合工藝

無效

• 申請號: 87107146
• 申請日: 1987-10-30
• 公開（公告）號: CN87107146A
• 公開（公告）日: 1988-04-13
• 發明（設計）人: 王贛父
• 申請（專利權）人: 中國石油化工總公司;中國石油化工總公司洛陽石油化工工程公司
• 主分類號: C10G55/06
• 分類號: C10G55/06;C10G21/16
• 代理公司: 中國石油化工總公司專利代理服務部
• 代理人: 苑仲玉,李艷菁

本發明涉及石油煉制工藝方法的改進，它包括催化裂化工藝和用雙溶劑抽提催化重油中的芳烴工藝相結合，其特點是能適應催化裂化原料油的重質化（其沸程范圍為300-530℃），降低焦炭產率，提高催化裂化裝置處理能力。

目前大量的研究及設計工作是圍繞著催化裂化工藝的改進或開發新型催化劑。一般對催化重油所采用的處理方法有兩種：第一種方法是全回煉和部分回煉，其回煉比為0.3～0.7。第二種方法是將催化重油甩出裝置，即甩油漿，甩出量為原料油的5-12%。上述兩種方法均有其不足之處;第一種方法的缺點是重質芳烴在催化裂化裝置中不斷地循環，從而產生大量的焦炭和干氣，僅生成少量的汽油和柴油，同時又不斷地增加新的重質芳烴，這樣就降低了催化裂化裝置的生產能力。第二方案所用的全部甩出油漿，又損失了占整個甩出量40-60%的優質催化裂化原料油。在美國專利（3239456，3317423，4304660）中公開了采用雙溶劑抽提催化的輕質油和重質油，其目的是為了得到某種化工產品及其原料，例如制萘的原料，制炭黑的原料以及制取冷凍機潤滑油等。

本發明的目的在于解決上述現有技術中不足之處，從催化重油的化學組成分析著手，其中芳烴含量為30-60%（重量），這是催化裂化裝置原料油中的非理想組份，還有40-70%（重量）的烷烴和環烷烴是理想組份。本發明采用雙溶劑抽提工藝，抽提工藝所用的溶劑有酚、亞砜、二甲基吡咯烷酮、干糠醛，5-8%水份的濕糠醛，以及芳烴含量≤5%（重量）的輕質油，其沸程范圍在80-200℃之間，最佳餾分為90-120℃。本發明選用糠醛為第一溶劑，輕質油作為第二溶劑，高選擇性地抽出催化重油中的重質芳烴，既能提高催化裂化裝置的處理能力，降低焦炭和干氣的產率，提高汽油產率，并能得到高純度重質石油芳烴。為此，本發明提出了催化裂化-催化重油芳烴抽提聯合工藝。

本發明的目的通過以下措施來達到;催化裂化原料油1進入催化裂化裝置2，所得催化重油3進入閃蒸塔（A）4，蒸閃塔塔頂得干點≥330℃的餾份5并入催化柴油28一起作為產品出裝置，閃蒸塔塔底為初餾點為≥330℃的拔頭催化重油6進入雙溶劑抽提塔7。溶劑循環罐22，其分為糠醛，水和輕質油三層。含水糠醛24進入雙溶劑抽提塔上部，輕質油23進入雙溶劑抽提塔下部，在塔內進行雙溶劑抽提，抽提溫度是塔頂為60-100℃，塔中部為50-75℃，塔底為40℃左右。溶劑比即原料∶糠醛∶輕質油（重量比）為1∶0.5～2.5∶0.2～1.0，最佳溶劑比是1∶0.5～1.0∶0.3～0.6。通過溶劑比的改變，可以控制催化重油的芳烴抽出率在50～95%范圍的變化。雙溶劑抽提塔7頂餾出的抽余液8進入抽余液汽提塔10，溶劑11進入溶劑罐22，抽余液汽提塔底所得抽余油12返回催化裂化裝置循環裂化。雙溶劑抽提塔底所得抽出液9進入閃蒸塔（B）13，閃蒸塔頂餾出溶劑14進入溶劑罐22，閃蒸塔底抽出液15進入抽出液汽提塔16，汽提塔頂餾出溶劑17進入溶劑罐22，汽提塔底能得到純度≥95%（重量）的重質石油芳烴18作為產品出裝置。

采用了催化裂化-催化重油芳烴抽提聯合工藝焦炭產率下降了0.4～1.0%，催化裂化裝置處理能力提高了5-25%;總液收增加了3.2%;得到了純度≥95%（重量）的重質石油芳烴;可降低裂化氣產率1～2%，提高汽油收率2.5～3.0%，柴油收率下降了2-6%。

附圖說明：

圖一為催化裂化-催化重油芳烴抽提聯合工藝流程圖。圖中：

1.催化裂化原料油

2.催化裂化裝置

3.催化重油

4.閃蒸塔（A）

5.柴油

6.拔頭催化重油

7.雙溶劑抽提塔

8.抽余液

9.抽出液

10.抽余液汽提塔

11.溶劑

12.抽余油

13.閃蒸塔（B）

14.溶劑

15.抽出液

16.抽出液汽提塔

17.溶劑

18.重質石油芳烴

19.脫水塔

20.溶劑

21.廢水

22.溶劑罐

23.第二溶劑（輕質油）

24.第一溶劑（含水糠醛）

25.含醛水

26.裂化氣

27.汽油

28.柴油

29.焦炭

30.蒸汽

31.蒸汽

實施例1