本發明涉及一種重質烴類加工處理工藝，尤其是涉及一種高效重油轉化工藝。
背景技術：
：隨著原油劣質化趨勢的發展，各國都在努力提高重油利用率。重油利用率取決于重油的加工技術。傳統的延遲焦化等重油脫碳加工技術在輕油產率與產品質量方面表現較差，固定床加氫等重油加氫處理技術在原料適應性方面又不能令人滿意，尤其是在加工劣質重油時，上述重油加工技術的缺點體現的更加突出。上世紀50年代開始出現了漿態床重油加氫技術。漿態床重油加氫是在氫氣的存在下，將混有催化劑的重油通過空筒式或有簡單內構件的反應器，進行加氫熱裂化反應，把重油轉化為石腦油餾分、柴油餾分、蠟油餾分等輕質油分。它的工藝流程簡單，生焦少，原料適應性強，輕油產率高，產品質量好，為劣質重油的加工處理提供了一條有效途徑。德國VEBA公司在50年代初開發了VCC漿態床重油加氫工藝，采用褐煤或焦粉擔載硫酸亞鐵作催化劑，加入量小于5％。原料油與催化劑混合后，加入氫氣，預熱后進入反應器，在440～485℃和25MPa的條件下反應，反應產物分離后得到產品，排渣量約為原料油的6％，轉化率大于90％。加拿大AlbertaResearch開發了(HC)3TM漿態床重油加氫工藝，采用羰基化合物結構的膠體/分子催化劑。催化劑可以和瀝青質締合，促進瀝青質的加氫轉化，并抑制生焦。此工藝過程如下：原料油用200-455℃餾分油稀釋，稀釋劑/原料油的比值為1:1-10，然后加入羰基鈷，或鉬、鎳、鐵等的羰基化合物，在氫壓7-15MPa，溫度420-480℃，液體空速0.2-2h-1的條件下進行反應。當反應溫度為525℃時，遼河減渣和孤島減渣的轉化率達到80％-90％。加氫催化劑在漿液床反應體系中懸浮分散，是漿液床工藝區別于其他重油加氫工藝的主要特征。加氫催化劑的分散效果在很大程度上影響漿液床加氫反應效率。當前,漿液床加氫催化劑有非均相催化劑和均相催化劑,均相分散型催化劑又分為水溶性催化劑和油溶性催化劑。非均相催化劑成本低，但存在分散度較低、加入量大的缺點。均相分散型催化劑分散度較高,比表面積大,加入量少，但成本高，經濟效益較低。另一方面，現有漿態床重油加氫技術雖然具有較高的轉化率，但也會生成大量的尾渣，尾渣量可達10％左右。漿態床重油加氫尾渣的烴類組分性質穩定，難于轉化；固體含量大，粘度大，流動性差，價值低，不便于運輸，其高昂的處理成本，阻礙了漿態床重油加氫技術的發展。技術實現要素：本發明的目的就是為了克服上述現有技術存在的缺陷而提供一種催化劑耗費低，分散效果好，無尾渣外排且無污染的一種高效重油轉化工藝。本發明的目的可以通過以下技術方案來實現：一種高效重油轉化工藝，采用焦炭負載鐵基或焦炭負載鐵、鈷、鉬基催化劑，進行重油漿液床加氫反應，生產輕質油品，具體采用以下步驟：(1)將原料油導入混相發生器，混相發生器設有混合內構件，氫氣、原料油和催化劑在混合內構件的作用下，形成氣液混相；(2)氣液混相由氣液混相噴嘴噴入導流式漿液床加氫反應器，在導流板和流體動能的作用下，環流擾動，形成全返混反應體系并發生加氫裂解反應；(3)反應生成的加氫裂化氣從頂部離開導流式漿液床加氫反應器去后續處理步驟，含有固體顆粒的難裂解重餾分從導流式漿液床加氫反應器底部抽出，進入熱解器；(4)難裂解重餾分在熱解器中與氣化器來的高溫焦粉顆粒混合接觸，吸熱并發生熱裂解反應，生成的熱解氣從頂部離開熱解器去后續步驟，熱解生成的焦炭隨焦粉顆粒一起循環流入氣化器，同時部分焦粉顆粒被抽出用于配制焦炭負載鐵、鈷、鉬基催化劑；(5)焦炭在氣化器中與氣化劑接觸發生氣化反應，生成的合成氣從頂部離開氣化器，剩余高溫焦粉顆粒循環進入熱解器。所述的催化劑為焦炭負載鐵、鈷、鉬基催化劑，所述的鐵、鈷、鉬元素的質量比為30～100:0～70:0～70。所述的催化劑還可以在進入混相發生器之前與原料油混合，所述的氫氣還可以在進入混相發生器之前與原料油混合。所述的催化劑的加入量為原料油的0.1％～10wt％，氫氣與原料油的體積比為10:1～2000:1。所述的混相發生器內置絲網填料、螺旋導流板、文丘里管噴嘴、折流板或篩孔板中的一種或幾種的組合。混相發生器可以設置在加熱爐之前或者之后。所述的氣液混相噴嘴為將壓力能轉化為流體動能的部件，包括縮徑中心圓管或開孔圓管。所述的導流式漿液床加氫反應器為內置導流板的圓筒形反應器，所述的導流板為一整塊或分成幾塊的平板和弧形板，沿反應器軸向布置，在導流式漿液床加氫反應器上設置多點氫氣注入點，為反應器內部氣液流動提供動能。熱解氣和合成氣可以通入導流式漿液床加氫反應器或反應器之前，作為漿液床加氫反應的熱源。催化劑和氫氣的加入量與原料性質有關，一般催化劑加入量為原料油的0.1(w)％～10(w)％，氫油體積比為10:1～2000:1。反應物料通過導流式漿液床加氫反應器的反應條件隨原料性質、處理目標的變化而變化，一般反應溫度為360℃～470℃，反應壓力為10～22MPa，體積空速為1～10h-1。熱解器的反應條件隨原料性質、處理目標的變化而變化，一般反應溫度為450℃～650℃，反應壓力為0.1～22MPa，體積空速為0.1～20h-1。氣化器的氧氣、水蒸氣的加入量隨原料油的性質變化而變化，一般氧油質量比為0.1:1～10:1，水油質量比為0.1:1～10:1。氣化反應條件隨原料油的性質、氣化器形式的變化而變化，一般氣化反應壓力為4～22MPa，氣化反應溫度為500℃～2000℃，體積空速為0.1～100h-1。與現有技術相比，本發明采用的焦炭與重油同源，親和性好，并且粒徑很小，在原料油中的分散性能好，效率高，耗量少。鐵、鈷、鉬為原油中常見的金屬元素，熱解生成的焦炭本身就含有鐵、鈷、鉬，可作為催化劑金屬組分來源，減少了催化劑消耗量。采用內置導流板的漿液床加氫反應器，在導流板的作用下，反應器內溫度分布與濃度分布均一，反應效果好。采用的熱解器和氣化器將難于加氫裂化的組分進一步轉化成熱解氣和合成氣，實現了重油100％轉化，無低價值副產品產出，裝置效益高。氣化器氣化反應生產合成氣，可進一步可以生產氫氣，彌補加氫反應所消耗的氫氣，而不需額外供氫。附圖說明圖1為本發明的工藝流程示意圖。圖中，1-混相發生器、2-導流式漿液床加氫反應器、3-熱解器、4-氣化器。具體實施方式下面結合附圖和具體實施例對本發明進行詳細說明。以下實施例將有助于本領域的技術人員進一步理解本發明，但不以任何形式限制本發明。應當指出的是，對本領域的普通技術人員來說，在不脫離本發明構思的前提下，還可以做出若干變形和改進。這些都屬于本發明的保護范圍。實施例1一種高效重油轉化工藝，采用焦炭負載鐵基催化劑，進行重油漿液床加氫反應，生產輕質油品。其工藝如圖1所示。生產的設備包括混相發生器1，導流式漿液床加氫反應器2、熱解器3和氣化器4。原料首先進入混相發生器1，與催化劑和氫氣混合。混相發生器1設有混合內構件，氫氣、原料油和催化劑在混合內構件的作用下，形成氣液混相。氣液混相由氣液混相噴嘴噴入導流式漿液床加氫反應器2，在導流板和流體動能的作用下，環流擾動，形成全返混反應體系，并發生加氫裂解反應。反應生成的加氫裂化氣從頂部離開導流式漿液床加氫反應器2，去后續處理步驟。含有固體顆粒的難裂解重餾分從導流式漿液床加氫反應器2的底部抽出，進入熱解器3。熱解器3采用流化床反應器，流化焦粉顆粒構成反應床層，難裂解重餾分在此與氣化器4來的高溫焦粉顆粒混合接觸，吸熱并發生熱裂解反應，生成的熱解氣從頂部離開熱解器3，去后續步驟。熱解生成的焦炭隨焦粉顆粒一起循環流入氣化器4，與氣化劑接觸發生氣化反應，生成的合成氣從頂部離開氣化器4，剩余高溫焦粉顆粒循環進入熱解器。熱解器中的焦粉顆粒一部分被用于配制焦炭負載鐵基催化劑。按照上述操作流程，采用焦炭負載鐵基催化劑，以380燃料油為原料，所得的結果如下：表1原料油的性質項目測定結果一般物性密度(20℃)/g·cm-30.9664粘度(50℃)/mm2·s-1300.85(80℃)92.40w(殘炭)/％12.0凝固點/℃-4化學組成(質量分數)/％飽和分41.92芳香分34.99膠質17.32C7-瀝青質5.77元素分析(質量分數)/％C85.06H11.17S2.54N0.43H/C1.58金屬含量/μg·g-1Ni34.0V196Fe6.7Ca47.7餾分組成(質量分數)/％<180℃2.93180～360℃18.71360～500℃26.19>500℃52.17表2工藝條件表3運行結果實施例2一種高效重油轉化工藝，采用以下步驟：(1)將原料油導入混相發生器，混相發生器設有絲網填料作為混合內構件，氫氣在進入混相發生器之前與原料油混合，在混相發生器內，氫氣、原料油和焦炭負載鐵、鈷、鉬基催化劑在混合內構件的進一步作用下，形成氣液混相，其中，催化劑的加入量為原料油的0.1wt％，氫氣與原料油的體積比為10:1，鐵、鈷、鉬元素的質量比為10:30:60；(2)氣液混相由氣液混相噴嘴噴入導流式漿液床加氫反應器，氣液混相噴嘴是將壓力能轉化為流體動能的部件，本實施例中采用縮徑中心圓管，在導流板和流體動能的作用下，環流擾動，形成全返混反應體系并發生加氫裂解反應，本實施例中使用的導流式漿液床加氫反應器為內置導流板的圓筒形反應器，并且在反應器上設置多點氫氣注入點，為反應器內部氣液流動提供動能，反應器內部的導流板為一整塊平板，沿反應器軸向布置，在導流式漿液床加氫。反應物料通過導流式漿液床加氫反應器的反應條件隨原料性質、處理目標的變化而變化，本實施例中反應溫度為360℃，反應壓力為10MPa，體積空速為1h-1。(3)反應生成的加氫裂化氣從頂部離開導流式漿液床加氫反應器去后續處理步驟，含有固體顆粒的難裂解重餾分從導流式漿液床加氫反應器底部抽出，進入熱解器；(4)難裂解重餾分在熱解器中與氣化器來的高溫焦粉顆粒混合接觸，吸熱并發生熱裂解反應，熱解器的反應條件隨原料性質、處理目標的變化而變化，本實施例中反應溫度為450℃，反應壓力為0.1MPa，體積空速為0.1h-1。生成的熱解氣從頂部離開熱解器去后續步驟，熱解生成的焦炭隨焦粉顆粒一起循環流入氣化器；(5)焦炭在氣化器中與氣化劑接觸發生氣化反應，氣化反應條件隨原料油的性質、氣化器形式的變化而變化，本實施例中氣化反應壓力為4MPa，氣化反應溫度為500℃，體積空速為0.1h-1。氣化器的氧氣、水蒸氣的加入量隨原料油的性質變化而變化，氧油質量比為0.1:1，水油質量比為0.1:1。生成的合成氣從頂部離開氣化器，剩余高溫焦粉顆粒循環進入熱解器，熱解器中的焦粉顆粒一部分還可以被用于配制催化劑的載體。實施例3一種高效重油轉化工藝，采用以下步驟：(1)將原料油導入混相發生器，混相發生器設有文丘里管噴嘴、折流板作為混合內構件，焦炭負載鐵、鈷、鉬催化劑在進入混相發生器之前與原料油混合，鐵、鈷、鉬元素的質量比為30:40:30，在混相發生器內，氫氣、原料油和催化劑在混合內構件的進一步作用下，形成氣液混相，其中，催化劑的加入量為原料油的10wt％，氫氣與原料油的體積比為2000:1；(2)氣液混相由氣液混相噴嘴噴入導流式漿液床加氫反應器，氣液混相噴嘴是將壓力能轉化為流體動能的部件，本實施例中采用開孔圓管，在導流板和流體動能的作用下，環流擾動，形成全返混反應體系并發生加氫裂解反應，本實施例中使用的導流式漿液床加氫反應器為內置導流板的圓筒形反應器，并且在反應器上設置多點氫氣注入點，為反應器內部氣液流動提供動能，反應器內部的導流板為一整塊平板，沿反應器軸向布置，在導流式漿液床加氫。反應物料通過導流式漿液床加氫反應器的反應條件隨原料性質、處理目標的變化而變化，本實施例中反應溫度為470℃，反應壓力為22MPa，體積空速為10h-1。(3)反應生成的加氫裂化氣從頂部離開導流式漿液床加氫反應器去后續處理步驟，含有固體顆粒的難裂解重餾分從導流式漿液床加氫反應器底部抽出，進入熱解器；(4)難裂解重餾分在熱解器中與氣化器來的高溫焦粉顆粒混合接觸，吸熱并發生熱裂解反應，熱解器的反應條件隨原料性質、處理目標的變化而變化，本實施例中反應溫度為650℃，反應壓力為22MPa，體積空速為20h-1。生成的熱解氣從頂部離開熱解器去后續步驟，熱解生成的焦炭隨焦粉顆粒一起循環流入氣化器；(5)焦炭在氣化器中與氣化劑接觸發生氣化反應，氣化反應條件隨原料油的性質、氣化器形式的變化而變化，本實施例中氣化反應壓力為22MPa，氣化反應溫度為2000℃，體積空速為100h-1。氣化器的氧氣、水蒸氣的加入量隨原料油的性質變化而變化，氧油質量比為10:1，水油質量比為10:1。生成的合成氣從頂部離開氣化器，剩余高溫焦粉顆粒循環進入熱解器，熱解器中的焦粉顆粒一部分還可以被用于配制催化劑的載體。以上對本發明的具體實施例進行了描述。需要理解的是，本發明并不局限于上述特定實施方式，本領域技術人員可以在權利要求的范圍內做出各種變形或修改，這并不影響本發明的實質內容。當前第1頁1 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