一种多产汽油和芳烃的工艺及其系统
技术领域
本发明涉及石油炼制技术领域，具体而言，涉及一种多产汽油和芳烃的工艺及其系统。
背景技术
催化柴油是主要的二次加工柴油组分，随着国内市场需求和环保要求的发展变化，低十六烷值的LCO作为车用柴油调合组分越来越困难。
目前，催化柴油一般通过加氢处理后作为调和组分生产车用柴油。而普通的加氢精制，或加氢改质路径虽然能基本脱除催化柴油中的硫和氮，且不同程度地提高其十六烷值，但仍然存在氢耗高、操作条件苛刻等技术问题。并且催化柴油中，较多的芳烃组分也未能有效利用。
鉴于此，特提出本发明。
发明内容
本发明的目的在于提供一种多产汽油和芳烃的工艺及其系统。
本发明是这样实现的：
第一方面，本发明实施例提供了一种多产汽油和芳烃的工艺，其包括：
对催化柴油加氢精制后进行切割分离，得到轻馏分和重馏分；
对所述重馏分进行芳烃抽提，得到富含芳香烃的抽出油和富含饱和烃的抽余油；
将所述抽出油进行芳烃利用，将富含芳香烃的抽余油与所述轻馏分输送至用于催化裂化重油的重油提升管中。
第二方面，本发明实施例提供了一种用于实现如前述实施例所述的多产汽油和芳烃的工艺的系统，其包括重油提升管、第一分馏塔、加氢反应器、第二分馏塔以及芳烃抽提装置；
其中，所述重油提升管的产物出口与所述第一分馏塔的入口相通；
所述第一分馏塔的柴油馏分出口与所述加氢反应器的入口相通，所述加氢反应器的出口与所述第二分馏塔相通；
所述第二分馏塔的重馏分出口与所述芳烃抽提装置相通；所述芳烃抽提装置的抽余油出口和/或所述第二分馏塔的轻馏分出口与所述重油提升管的入口相通。
本发明具有以下有益效果：
本发明实施例提供了一种多产汽油和芳烃的工艺，将催化裂化装置生成的催化柴油通过加氢、切割蒸馏和芳烃抽提等手段，获取质量和裂化性能较好的组分。该组分性质相对于催化柴油和加氢催化柴油有了显著改善，裂化生成汽油产率较高，干气、焦炭产率较低，可以作为催化裂化装置重油提升管进料，不会恶化催化裂化装置的产品分布，同时不会显著降低重油提升管的加工量，具有显著的经济效益。此外，也省去了增设第二提升管反应器的投资，催化裂化装置不需进行较大改造，投资成本较低。
附图说明
为了更清楚地说明本发明实施例的技术方案，下面将对实施例中所需要使用的附图作简单地介绍，应当理解，以下附图仅示出了本发明的某些实施例，因此不应被看作是对范围的限定，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他相关的附图。
图1为实施例2多产汽油和芳烃的工艺的流程图。
图中，1-重油原料；2-重油提升管；3-重油催化裂化产物；4-第一分馏塔；5-第一气体；6-催化汽油；7-催化柴油；8-第一油浆；9-加氢反应器；10-加氢催化柴油；11-第二分馏塔；12-轻馏分；13-重馏分；14-芳烃抽提装置；15-抽提溶剂；16-抽余油；17-抽出油。
具体实施方式
为使本发明实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述。实施例中未注明具体条件者，按照常规条件或制造商建议的条件进行。所用试剂或仪器未注明生产厂商者，均为可以通过市售购买获得的常规产品。
首先，本发明实施例提供了一种多产汽油和芳烃的工艺，其包括：
对催化柴油加氢精制后进行切割分离，得到轻馏分和重馏分；
对所述重馏分进行芳烃抽提，得到富含芳香烃的抽出油和富含饱和烃的抽余油；
将所述抽出油进行芳烃利用，将富含芳香烃的抽余油与所述轻馏分输送至用于催化裂化重油的重油提升管中。
经发明人研究发现，通过上述裂化-加氢-分馏-抽提的组合工艺，能够对劣质催化柴油进行加工，能生产高质量汽油以及高附加值的芳烃产品，显著劣质催化柴油的产量。
在可选的实施方式中，所述工艺包括对重油原料经重油提升管进行催化裂化，催化裂化经第一分馏塔分离催化裂化产物，得到干气、液化气、汽油、催化柴油和油浆。
在可选的实施方式中，所述重油提升管的反应条件为：反应的温度为440℃～650℃，剂油比为3～14，反应的压力为0.1MPa～0.4MPa，反应的时间为2s～5s，雾化水蒸气占进料量的1w％～4w％。
进一步地，所述重油提升管的反应温度可以为440℃、460℃、480℃、500℃、520、540℃、560℃、580℃、600℃、620℃、640℃或650℃；剂油比可以为3、5、7、9、11、13或14；反应的压力可以为0.1MPa、0.2MPa、0.3MPa或0.4MPa；反应的时间可以为2s、3s、4s或5s。
优选地，所述重油提升管的反应条件为：反应的温度为460～550℃，剂油比为4～10，反应的压力为0.12MPa～0.38MPa，反应的时间为2.2s～4.5s，雾化水蒸气占进料量的1.5w％～3.5w％；
优选地，所述重油提升管的反应条件为：反应的温度为480℃～530℃，剂油比为5～9，反应的压力为0.15MPa～0.35MPa，反应的时间为2.5s～4s，雾化水蒸气占进料量的1.5w％～3w％。
在可选的实施方式中，所述重油原料催化裂化使用的催化剂选自以下催化剂中的至少一种：硅铝催化剂、硅镁催化剂、分子筛催化剂及酸处理的白土。
优选地，所述分子筛催化剂选自：X型、Y型、ZSM-5、M型和层柱分子筛催化剂中的至少一种。
在可选的实施方式中，所述重油原料中，H含量为9.5％～15％，残炭含量不大于8％。
随后，将第一分馏塔得到的催化柴油在加氢的反应条件下进行加氢精制，得到加氢催化柴油。
在可选的实施方式中，所述加氢精制的反应条件为：反应的温度为320℃～390℃，氢分压为5.0MPa～10.0MPa，体积空速为0.5h-1～1.5h-1，氢油体积比为(300～800)：1。
具体地，所述加氢精制的反应温度可以为320℃、330℃、340℃、350℃、360℃、370℃、380℃或390℃；氢分压可以为5.0MPa、6.0MPa、7.0MPa、8.0MPa、9.0MPa或10.0MPa；体积空速为0.5h-1、0.7h-1、0.9h-1、1.1h-1、1.3h-1或1.5h-1；氢油体积比可以为300：1、400：1、500：1、600：1、700：1或800：1。
优选地，所述加氢精制的催化剂中含有活性金属，所述活性金属选自镍、钴、钼和钨中的一种或几种。
优选地，所述加氢精制的催化剂中，活性金属的含量为加氢精制催化剂质量的12％～30％。
制备了加氢催化柴油后，随即对加氢催化柴油进行性质分析，如可根据元素组成、密度、馏程以及详细烃族组成等数据，以确定适宜的切割点，以使轻馏分含尽可能多的饱和烃，重馏分含有尽可能多的芳烃。
在可选的实施方式中，所述切割分离的方式为采用第二分馏塔进行。切割分离后，从第二分馏塔顶得到富含饱和烃和单环芳烃的轻馏分，从塔底得到富含双环芳烃和三环芳烃的重馏分。
优选地，所述第二分馏塔的操作条件为：进料的温度为220℃～320℃，塔底的温度为100℃～350℃，塔顶的温度为100℃～320℃，塔顶压力为0.01～1MPa。
具体地，第二分馏塔的进料温度可以为220℃、240℃、260℃、280℃、300℃或320℃；塔底的温度可以为100℃、120℃、140℃、160℃、180℃、200℃、220℃、240℃、260℃、280℃、300℃、320℃、340℃或350℃；塔顶的温度可以为100℃、120℃、140℃、160℃、180℃、200℃、220℃、240℃、260℃、280℃、300℃或320℃；塔顶压力可以为0.01MPa、0.05MPa、0.10MPa、0.15MPa、0.20MPa、0.25MPa、0.30MPa、0.35MPa、0.40MPa、0.45MPa、0.50MPa、0.55MPa、0.60MPa、0.65MPa、0.70MPa、0.75MPa、0.80MPa、0.85MPa、0.90MPa、0.95MPa或1.00MPa。
在可选的实施方式中，所述芳烃抽提的条件为：抽提溶剂与重馏分的质量比为0.5～4:1，抽提所用抽提塔的塔顶的温度为40℃～100℃，塔底的温度为30℃～90℃，压力为0MPa～2.0MPa。
具体地，所述芳烃抽提时，抽提溶剂与重馏分的质量比可以为0.5:1、0.5:1、1.5:1、2.0:1、2.5:1、3.0:1、3.5:1或4.0:1；抽提所用抽提塔的塔顶的温度可以为40℃、50℃、60℃、70℃、80℃、90℃或100℃；塔底的温度可以为30℃、40℃、50℃、60℃、70℃、80℃、90℃或100℃；压力可以为0.00MPa、0.20MPa、0.40MPa、0.60MPa、0.80MPa、1.00MPa、1.20MPa、1.40MPa、1.60MPa、1.80MPa或2.00MPa。
在可选的实施方式中，所述抽提溶剂选自：二甲基亚砜、二甲基甲酰胺、N-甲基吡咯烷酮、N-甲酰吗啉、三甘醇、四甘醇、五甘醇、甲醇或乙腈中的一种或几种。
此外，本发明实施例还提供了一种用于实现如前述任一实施方式所述的多产汽油和芳烃的工艺的系统，其包括重油提升管、第一分馏塔、加氢反应器、第二分馏塔以及芳烃抽提装置；
其中，所述重油提升管的产物出口与所述第一分馏塔的入口相通；
所述第一分馏塔的柴油馏分出口与所述加氢反应器的入口相通，所述加氢反应器的出口与所述第二分馏塔相通；
所述第二分馏塔的重馏分出口与所述芳烃抽提装置相通；所述芳烃抽提装置的抽余油出口和/或所述第二分馏塔的轻馏分出口与所述重油提升管的入口相通。
优选地，所述系统还包括芳烃分离系统，所述芳烃分离系统与所述芳烃抽提装置的抽出油相通。
以下结合实施例对本发明的特征和性能作进一步的详细描述。
实施例1
本实施例提供了一种多产汽油和芳烃的工艺的系统，其包括：重油提升管2、第一分馏塔4、加氢反应器9、第二分馏塔11以及芳烃抽提装置14。
其中，所述重油提升管2的产物出口与所述第一分馏塔4的入口相通；
所述第一分馏塔4的柴油馏分出口与所述加氢反应器9的入口相通，所述加氢反应器9的出口与所述第二分馏塔11相通；
所述第二分馏塔11的重馏分13出口与所述芳烃抽提装置14相通；所述芳烃抽提装置14的抽余油16出口和/或所述第二分馏塔11的轻馏分12出口与所述重油提升管2的入口相通。
实施例2
结合附图1，本实施例提供了一种多产汽油和芳烃的工艺的工艺，其包括以下步骤：
(1)催化裂化
对重油原料1进入重油提升管2的底部进行催化裂化，重油提升管2的反应条件为：提升管出口温度510℃，剂油比为6.5，反应的压力为0.15MPa，反应的时间为3.1s，雾化水蒸气占进料量的3w％。
重油催化裂化后，重油催化裂化产物3进入第一分馏塔4中进行分馏。分第一分离塔分离出第一气体5、催化汽油6和第一油浆8去下游系统，分离出的催化柴油7进入固定床加氢反应器9进行加氢精制。
加氢精制的条件为：
(2)加氢精制
将步骤(1)中催化柴油7进入固定床加氢反应器9进行加氢精制，得到加氢催化柴油10，加氢精制的条件为：反应温度为400℃，氢分压为6.0MPa，体积空速为8h-1，氢/油体积比为800：1。
(3)切割分离
对加氢催化柴油10输送至第二分馏塔11中进行切割分离，切割分离后得到轻馏分12和重馏分13。
所述第二分馏塔11的操作条件为：进料的温度为260℃，塔底的温度为320℃，塔顶的温度为260℃，塔顶压力为0.05MPa。
(4)芳香抽提
将步骤(3)中的重馏分送至芳烃抽提装置14进行芳烃抽提，得到富含芳香烃的抽出油17和富含饱和烃的抽余油16。
所述芳烃抽提的条件为：抽提溶剂15与重馏分13的质量比为4:1，抽提所用抽提塔的塔顶的温度为60℃，塔底的温度为40℃，压力为1.0MPa。
抽出油17去下游的芳烃分离系统。
(5)循环处理
将步骤(3)中的轻馏分12和步骤(4)中的富含饱和烃的抽余油16混合后，送至催化裂化装置的重油提升管2中进行催化裂化反应，反应条件同上。
实施例3
本实施例提供了一种多产汽油和芳烃的工艺的工艺，区别在于参数的不同，区别如下：催化裂化装置重油提升管的出口温度为500℃。
实施例4
本实施例提供了一种多产汽油和芳烃的工艺的工艺，区别在于参数的不同，区别如下：第二分馏塔进料温度280℃。
实施例5
本实施例提供了一种多产汽油和芳烃的工艺的工艺，区别在于参数的不同，区别如下：芳烃抽提溶剂比为2。
实施例6
本实施例提供了一种多产汽油和芳烃的工艺的工艺，区别在于参数的不同，区别如下：芳烃抽提塔顶温度为80℃，塔底温度为60℃。
对照例1
本对比例采用常规高低并列式重油催化裂化工艺。
试验例1
本试验例采用实施例2提供的工艺进行催化柴油的处理，对比采用现有技术(采用常规高低并列式或同轴式的重油催化裂化工艺，对照例1)进行处理，处理的原料油的性质见表1。
实施例2和对照例1的参数条件(主要操作条件)请参照表2，产品分布参照表3，生成的催化汽油性质参照表4。
表1 重油原料性质
表2 催化裂化的主要操作条件
表3 产品分布
表4 生成的汽油性质
由表3和表4可知，与现有技术相比，实施例2提供的工艺处理得到的产品，液化气产率提高2.3％左右，汽油产率提高14％左右，不生产低附加值的催化柴油，多产单环芳烃、双环芳烃和三环芳烃合计7.58％，汽油烯烃含量降低3％左右，辛烷值提高1.5个单位，可作为车用汽油合格的调和组分。说明实施例2提供的工艺能充分利用炼厂现有装置，在低成本下利用劣质催化柴油生产高附加值的轻芳烃产品，能较好地解决劣质柴油的出路问题。
以上所述仅为本发明的优选实施例而已，并不用于限制本发明，对于本领域的技术人员来说，本发明可以有各种更改和变化。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。
