油浆、回炼油和焦化蜡油混合制备油品的工艺及装置的制作方法

本发明属于油品加工处理
技术领域：
，涉及一种油浆、回炼油和焦化蜡油混合制备油品的工艺及装置。
背景技术：
：流化催化裂化(fcc)是我国重要的重质油二次加工工艺，加工原料为常压渣油、减压蜡油、减压渣油及焦化蜡油，同时回炼一定比例(一般为0.3～0.7)的油浆和回炼油；产品为瓦斯、液化气、汽油和柴油。随着原油性质劣质化，催化原料性质也变得越来越差，fcc装置油浆外甩量逐渐增大。催化裂化油浆富含大量多环芳烃，芳烃含量在20％～50％，多环芳烃(三环及以上芳烃)是非理想的催化原料，油浆回炼量增大会造成产品分布变差、液收降低、柴汽比增大，干起气和焦炭收率上升，主风机和气压机负荷增大，影响装置处理量和能耗。催化油浆中同时含有40～70w％的饱和烃(链烷烃与环烷烃)组分，链烷烃是理想的催化裂化原料，环烷烃适合作为润滑油原料。催化裂化回炼油是分馏塔下部的循环物料，处于油浆与一中中间，一部分在为稳定系统重沸器提供热源，一部分进提升管回炼，其中，饱和烃含量(链烷烃与环烷烃)65％，芳烃含量33％，具有和fcc油浆类似的性质，回炼油量增大同样造成产品分布变差，干气和焦炭收率上升。炼油厂常将油浆作为燃料油外售，经济效益低，或与减压渣油一起进延迟焦化装置生产燃料油和针状焦，油浆芳烃组分是生产针状焦的理想原料，但饱和烃组分，尤其是多环烷烃组分在高温热裂解条件下容易生焦，同时，油浆中的催化剂会使焦炭灰分上升，影响产品质量，因此fcc油浆中饱和烃与芳香烃应分别加以利用。焦化蜡油(cgo)是延迟焦化装置(dc)的副产品，收率20％～30％，cgo氮化物、烯烃与多环芳烃含量较高，国外常将其作为加氢原料，由于加氢设备和催化剂昂贵、氢气耗量大，我国主要将其作为催化裂化原料。cgo中芳烃比例为40％，不易作为催化料，fcc装置直接掺炼未加氢cgo会造成产品分布变差，催化剂单耗增大，气体和焦炭产率量增大，烟气外排nox和so2量升高，一般fcc装置控制非加氢cgo掺炼比例10～30％。cgo还含有60％的饱和烃组分，可以作为催化料，但因其含有烯烃与多环烷烃，低温下容易缩聚生焦，因此应与其他催化物料掺炼使用。可见，cgo中多环芳烃与饱和烃不易同时作为催化料，也应分离后分别加以利用。fcc油浆、fcc回炼油和cgo富含多环芳烃，尤其是带短侧链的环多环芳烃(3～5环)，极性很强，高温下分子间容易发生聚合反应，是宝贵的化工产品，是生产炭黑、针状焦、重质道路沥青、橡胶填充油、导热油和碳纤维的优质原料，应用十分广泛，市场前景广阔。fcc油浆、fcc回炼油和cgo饱和烃含量均高达60％，多环环烷烃不易开环裂化，高温下容易生焦，含量高时不易作为催化原料，但经加氢裂化可以得到理想的润滑油基础油或催化原料。cn133338a公开了一种生产优质催化裂化原料的联合工艺，将焦化和润滑油抽提联合起来，用润滑油抽出液萃取cgo，得到的cgo氮含量和稠环芳烃含量显著降低，为fcc装置提供优质原料，但是文中没有提到fcc油浆和回炼油处理方法。cn103045301b公开了一种催化裂化—延迟焦化组合工艺生产针状焦的方法，包括：(1)原料油进入催化裂化装置进行催化裂化反应，生成油进入分馏塔分理出气体、汽油、柴油和油浆；(2)步骤(1)得到的fcc油浆经过过滤后进延迟焦化装置，当延迟焦化装置处理量达到其处理量的60％-80％时，将步骤(1)中的生成油分离出气体和汽油馏分，其余馏分全部进入延迟焦化装置；(3)当延迟焦化装置达到其处理总量时，停止通油，切换焦炭塔，进行焦化烤焦阶段，针状焦沉积在塔底。该方法在获得合格的催化裂化产品的同时可以得到高纤维结构、质量优异的针状焦产品。但是fcc馏分油中富含大量饱和烃，进焦化装置汽油收率底，柴油收率高，企业效益下降，且fcc原料为加氢原料、直馏蜡油或焦化蜡油，原料适应性差。cn108102711a公开了一种催化裂化—延迟焦化组合工艺，将催化油浆在沸腾床反应器加氢处理，得到的液体产物重组分进入焦化装置生产针状焦。该工艺中沸腾床反应器包括催化段和吸附段，在预处理催化油浆时可以在基本上不损失芳烃的前提下，基本消除催化剂粉末的影响，降低硫含量，延长装置运转周期，生产出优质针状焦。但是该工艺没有涉及焦化蜡油和fcc回炼油的处理，而且，加氢工艺压力高、氢耗大，设备投资高。cn106147835a公开了一种利用c3～c5轻烃超临界萃取fcc油浆并制备针状焦工艺。利用超临界萃取技术将fcc油浆“掐头去尾”，富饱和烃组分继续作为催化料，富芳烃组分合成中间相-制备针状焦或碳纤维，萃余富胶质组分调和道路沥青，该工艺可以获得优质针状焦，填补了国内无大规模生产高品质油系针状焦工艺空白，但是该工艺操作条件苛刻，超临界萃取压力高达3-10mpa，而且萃取组分需要经过加氢脱硫处理才能达到制备优质针状焦原料的要求。目前还没有针对cgo、fcc油浆与回炼油联合加工处理的工艺报道。环烷基原油制取的fcc油浆、fcc回炼油和焦化蜡油中含有大量多环环烷烃，相关报道更少，利用空间大。技术实现要素：基于现有技术中存在的问题，本发明的目的在于提供一种油浆、回炼油和焦化蜡油混合制备油品的工艺；本发明的目的还在于提供一种油浆、回炼油和焦化蜡油混合制备油品的装置。本发明的目的通过以下技术手段得以实现：一方面，本发明提供一种油浆、回炼油和焦化蜡油混合制备油品的工艺，其包括如下步骤：将催化裂化工艺产生的油浆、回炼油与延迟焦化工艺产生的焦化蜡油混合获得混合油，将混合油进行两级萃取工艺；一级萃取采用萃取剂二甲基亚砜，萃取后获得一级萃取液和一级萃余液；一级萃取液经过饱和水蒸汽减压汽提带走萃取剂，回收获得富芳烃油(极性强的芳烃)，一级萃余液经过饱和水蒸汽减压汽提带走萃取剂，回收获得一级萃余油；一级萃余油进行二级萃取，二级萃取采用萃取剂n,n-二甲基乙酰胺，萃取后获得二级萃取液和二级萃余液；二级萃取液经过饱和水蒸汽减压汽提带走萃取剂，回收获得烯烃和芳烃(极性弱的芳烃)，二级萃余液经过饱和水蒸汽减压汽提带走萃取剂，回收获得富饱和烃油。本发明的工艺方法是将催化裂化、延迟焦化、加氢处理进行组合工艺，具体为，将催化裂化获得的油浆、回炼油和延迟焦化获得的焦化蜡油按一定质量比例混合，利用非质子极性溶剂dmso和n,n二甲基乙酰胺进行两级萃取，分离脱除溶剂后可得到富饱和烃油和富芳烃油，饱和烃油中多环烷烃含量较少时可直径进裂化催化，含量多时可进行加氢处理后制取润滑油基础油或加氢处理后作为催化原料；而萃取获得的富芳烃油(主要为多环芳香烃)是用于加工生产炭黑、针状焦、碳素或沥青的理想原料。本发明中，二甲基亚砜(dmso)为无色透明液体，沸点189℃，密度1.1kg/m3，120℃开始分解，脂肪烃除乙炔外都不溶解，但能够与芳烃互溶，因此可以将混油中极性芳香烃组分萃取分离。n,n二甲基乙酰胺(msds)为无色透明液体，沸点164℃，密度0.937kg/m3，加热不分解，不饱和脂肪族化合物可溶，饱和脂肪族化合物难溶，可将饱和分中烯烃、芳香烃萃取分离。采取本发明的工艺方法，能够降低cgo、油浆与回炼油中多环芳烃、多环环烷烃及氮化物对fcc裂化反应的影响，减少干气和焦炭收率，增加液收和转化率，如表1所示。本发明首次提出先将三种油品混合萃取，萃取相用于生产沥青调和油和针状焦等碳素材料，萃余相用作催化原料或加氢生产润滑油。本发明的工艺方法中，汽提为本领域常规操作，具体为将待汽提的原料通过减压汽提塔上部进料，下部通入饱和蒸汽将待汽提原料中的萃取剂带走，塔底回收获得油品成分。上述的工艺，优选地，所述混合油中，所述油浆、所述回炼油、所述焦化蜡油的混合质量比例为1:1:1～1:3:3。上述的工艺中，优选地，在一级萃取过程中，二甲基亚砜与混合油的混合质量比例为5:1～8:1。上述的工艺中，优选地，在一级萃取过程中，萃取温度为75℃～88℃，萃取时间为5～10min，萃取压力为0.10mpa～0.15mpa。上述工艺中，优选地，在一级萃取过程中，汽提过程温度控制为90℃～110℃，压力残压控制为130～200mmhg。上述的工艺中，优选地，在二级萃取过程中，n,n-二甲基乙酰胺与一级萃余油的混合质量比例为1:1～3:1。通过二级萃取能够降低二级萃余油中极性组分。上述的工艺中，优选地，在二级萃取过程中，萃取温度为58℃～66℃，萃取时间为5-10min，萃取压力为0.10mpa～0.15mpa。上述工艺中，优选地，在二级萃取过程中，汽提过程温度控制为140～180℃，压力残压控制为130～200mmhg。上述的工艺中，优选地，一级萃取和二级萃取汽提后回收的萃取剂用于循环利用。上述的工艺中，优选地，一级萃取获得的富芳烃油用于生产炭黑、针状焦或沥青；二级萃取获得的富饱和烃油(主要为环烷烃组分)用于催化裂化的原料或加氢生产润滑油。另一方面，本发明还提供一种油浆、回炼油和焦化蜡油混合制备油品的工艺装置，该装置包括：一级萃取塔、二级萃取塔、第一汽提塔、第二汽提塔、第三汽提塔和第四汽提塔；所述一级萃取塔用于萃取催化裂化油浆、回炼油和焦化蜡油混合的混合油；所述第一汽提塔用于汽提所述一级萃取塔萃取获得的一级萃取液，从而获得富芳烃油；所述第二汽提塔用于汽提所述一级萃取塔萃取获得的一级萃余液，从而获得一级萃余油；所述二级萃取塔用于萃取一级萃余油；所述第三汽提塔用于汽提所述二级萃取塔萃取获得的二级萃取液，从而获得烯烃和芳烃；所述第四汽提塔用于汽提所述二级萃取塔萃取获得的二级萃余液，从而获得富饱和烃油。上述的装置中，优选地，该装置还包括将催化裂化油浆、回炼油和焦化蜡油进行混合的混合罐和用于输送至所述一级萃取塔的第一输送泵。上述的装置中，优选地，该装置还包括催化裂化装置、第二输送泵、第三输送泵、延迟焦化装置和第四输送泵；所述催化裂化装置用于催化裂化获得回炼油和油浆，所述第二输送泵用于将所述回炼油输送至所述混合罐中，所述第三输送泵用于将所述油浆输送至所述混合罐中；所述延迟焦化装置用于焦化获得焦化蜡油，所述第四输送泵用于将所述焦化蜡油输送至所述混合罐中。本发明的有益效果：(1)本发明首次提出将催化裂化油浆、回炼油和焦化蜡油混合加工，劣质混合油品经过萃取工艺处理，实现分离利用，萃余油富饱和烃油能够作为催化原料，降低了催化料残碳、s、n和胶质含量，可以更好的保持催化裂化催化剂的活性，延长使用寿命，降低催化剂单耗。萃余油环烷烃含量多时，亦可直接作为制取润滑油基础油或加氢处理后作为催化原料；而萃取获得的富芳烃油(主要为多环芳香烃)则能够用于加工生产炭黑、针状焦、碳素或沥青的理想原料，实现了高效的综合回收和利用。(2)本发明的萃取工艺方法简单，工艺要求温度和压力较低，无需使用高能耗的其他工艺，现有炼厂无需进行大规模技术或设备改造，从而显著降低投资和操作成本，干气、焦炭等副产品和损失显著减少。(3)本发明的工艺能够显著降低焦化装置循环比和催化装置回炼比，提高装置新鲜料处理能力。附图说明图1为本发明实施例中油浆、回炼油和焦化蜡油混合制备油品的工艺装置的结构示意图；附图符号说明：1一级萃取塔，2二级萃取塔，3第一汽提塔，4第二汽提塔，5第三汽提塔，6第四汽提塔，7混合罐，8催化裂化装置，9延迟焦化装置，10第一输送泵，11第二输送泵，12第三输送泵，13第四输送泵。具体实施方式为了对本发明的技术特征、目的和有益效果有更加清楚的理解，现对本发明的技术方案进行以下详细说明，但不能理解为对本发明的可实施范围的限定。实施例本实施例提供一种油浆、回炼油和焦化蜡油混合制备油品的工艺装置，如图1所示，该装置包括：一级萃取塔1、二级萃取塔2、第一汽提塔3、第二汽提塔4、第三汽提塔5和第四汽提塔6、混合罐7、催化裂化装置8、延迟焦化装置9、第一输送泵10、第二输送泵11、第三输送泵12和第四输送泵13。一级萃取塔1用于萃取催化裂化油浆、回炼油和焦化蜡油混合的混合油；第一汽提塔3用于汽提一级萃取塔1萃取获得的一级萃取液，从而获得富芳烃油；第二汽提塔4用于汽提一级萃取塔1萃取获得的一级萃余液，从而获得一级萃余油；二级萃取塔2用于萃取一级萃余油；第三汽提塔5用于汽提二级萃取塔2萃取获得的二级萃取液，从而获得烯烃和芳烃；第四汽提塔6用于汽提二级萃取塔2萃取获得的二级萃余液，从而获得富饱和烃油。混合罐7用于将催化裂化油浆、回炼油和焦化蜡油进行混合获得混合油，第一输送泵10用于将混合油泵送至混合罐7中。催化裂化装置8用于催化裂化获得回炼油和油浆，第二输送泵11用于将回炼油输送至混合罐7中，第三输送泵12用于将油浆输送至混合罐7中；延迟焦化装置9用于焦化获得焦化蜡油，第四输送泵13用于将焦化蜡油输送至混合罐7中。本实施还提供利用上述的装置对油浆、回炼油和焦化蜡油混合制备油品的工艺方法，该方法具备包括如下步骤：将催化裂化工艺产生的油浆、回炼油与延迟焦化工艺产生的焦化蜡油混合获得混合油(混合质量比例为1:1:1～1:3:3)，将混合油进行两级萃取工艺；油浆、回炼油和焦化蜡油成分组成如下表1所示：表1：油品性质项目油浆回炼油焦化蜡油混合油馏程，℃初馏点233200300.52355％380328358.136310％401365371.837030％422400399.340050％434406414.941990％485425450.2487500℃馏量，ml92\\92干点\486474.6\残碳，wt％0.74\0.050.73饱和烃，wt％63.3465.8360.3163.17芳烃，wt％35.6133.2636.7334.56胶质 沥青质，wt％1.050.913.02.27硫含量，ppm937.2850.613551277氮含量，ppm44582392密度，kg/m3956.1914.5904.8976.5固含量，g/l2.50\\\首先，将混合油通过第一输送泵泵入至一级萃取塔中进行萃取，一级萃取采用萃取剂二甲基亚砜，萃取后塔底和塔顶分别获得一级萃取液和一级萃余液；一级萃取液经过第一汽提塔饱和水蒸汽进行减压汽提获得富芳烃油，萃取剂用于回收循环利用，一级萃余液经过第二汽提塔饱和水蒸汽进行减压汽提获得一级萃余油，萃取剂用于回收循环利用。然后，一级萃余油进入二级萃取塔中进行二级萃取，二级萃取采用萃取剂n,n-二甲基乙酰胺，萃取后塔底和塔顶分别获得二级萃取液和二级萃余液；二级萃取液经过第三汽提塔饱和水蒸汽进行减压汽提获得烯烃和芳烃，萃取剂用于回收循环利用，二级萃余液经过第四汽提塔饱和水蒸汽进行减压汽提获得富饱和烃油(主要包括链烷烃和环烷烃)，萃取剂用于回收循环利用。其中，在一级萃取过程中，二甲基亚砜与混合油的混合质量比例为5:1～8:1，萃取温度为75℃～88℃，萃取时间为5～10min，萃取压力为0.10～0.15mpa。第一和第二汽提塔温度为90℃～110℃，压力范围：残压130-200mmhg。在二级萃取过程中，n,n-二甲基乙酰胺与一级萃余油的混合质量比例为1:1～1:3，萃取温度为58～66℃，萃取时间为5～10min，萃取压力为0.10mpa～0.15mpa。第三和第四汽提塔温度为140℃～180℃，压力范围：残压130-200mmhg。采取本发明工艺获得的富芳烃油和富饱和烃油的组成分析如表2与表3所示。表2：油品烃组成分析i烃类组成混和油富芳烃油富饱和烃油链烷烃8.20.113.94总环烷烃39.80.667.55总单环芳烃3.74.43.20总双环芳烃5.79.23.22总三环芳烃9.117.53.15总四环芳烃21.446.43.69总五环芳烃2.44.70.77总芳烃4993.117.77胶质36.20.74总重量100100100表3：油品烃组成分析ii萃取前后，催化裂化与延迟焦化联合优化工艺参数如下表4所示。表4：催化裂化与延迟焦化联合优化工艺参数表5为fccu掺炼萃余油比例对产品分布影响。表5：fccu掺炼萃余油比例对产品分布影响掺炼比例/m％1030产品收率/m％干气1.161.02液化气9.5513.53汽油42.7550.39柴油39.1329.46焦炭4.594.32油浆2.561.04损失0.260.24转化率58.0569.26轻收81.8879.85总液收91.4393.38由表2和表3可以看出：富芳烃油芳烃总含量高达93.1％，三环、四环多环芳烃含量为63.9％，是理想的针状焦或碳素材料；富饱和烃油饱和烃含量82.49％，但三环、四环及五环环烷烃含量接近40％左右，作为催化原料裂化难度大，但可以作为加氢处理制取润滑油的优质原料，或加氢后再作为催化料，当催化料不足时萃余油也可直接进催化。由表4可以看出，本发明的工艺能够显著降低焦化装置循环比和催化装置回炼比，提高装置新鲜料处理能力。由表5可以看出：采取本发明的工艺方法，能够降低cgo、油浆与回炼油中多环芳烃、多环环烷烃及氮化物对fcc裂化反应的影响，减少干气和焦炭收率，增加液收和转化率。当前第1页12