CN101007966A - 重油加氢转化工艺 - Google Patents

Abstract

一种将重油有效转化为馏出物的方法，该方法采用在负载催化剂和胶体催化剂的存在下连续加氢裂化，紧接着进行高温短停留时间的热处理。加氢裂化装置反应产物或者重油和氢供体稀释剂可以通过与高速燃烧产物的直接接触被加热。

Description

重油加氢转化工艺

技术领域

本发明涉及氢供体溶剂的制备方法以及氢供体溶剂在提高重油转化为烃馏出物的转化率方面的用途。

背景技术

术语对复杂领域尤其重要，如需要以平行但非线性的科学和工程途径进行的烃类处理领域。过去，重油是指一定沸点范围的高密度的烃类。然而，由于大多数高密度的石油馏份也具有高沸点，因此工程师经常将术语重油与高沸点互换使用。但是，某些高石蜡的油或油馏份的沸点会明显高于更重的即密度更高的芳香族油或油馏份。为本发明的目的，重油含有较大量的高密度减压渣油。渣油也称作残油，通常是在给出条件下不能蒸馏出而残留在真空蒸馏塔底部的那些馏份，其当量标准沸点(NBP)高于约525℃。

将重油转化为馏出物的工艺的效率一般由产生低分子量物质的裂解反应的相对速率和产生较高分子量并难溶的物质的自由基聚合反应的速率决定。当聚合反应产物形成独立的中间相时，该聚合反应急剧加速形成固态的石油焦。因此，控制重油转化率以及工艺用溶剂和溶质的性质很重要。

渣油组分在烷烃(石蜡)，如丙烷、丁烷、戊烷、己烷和庚烷中的溶解性被炼油厂用来评价渣油，被研究人员用来获得有关这些组分性能的更详细的资料。一种双产物的商业化脱沥青装置产生脱沥青油(DAO)和沥青质物流，而一种三组分的商业化脱沥青装置产生DAO、树脂和沥青物流。DAO、树脂和沥青物流的性质依据脱沥青操作条件可以在较大范围变化。广义地，脱沥青装置产物的芳香性和分子量有如下排序：DAO＜树脂＜沥青。石油化学家使用具有明显不同含义的类似术语来说明渣油的溶解性分类。对石油化学家，“沥青质”和“沥青中溶于低分子饱和烃的成分”是用来描述真空残余物或脱沥青装置的沥青产物中不溶馏份和可溶馏份的术语。它们由这些馏份各自在轻质烃类如正戊烷、正己烷或正庚烷中的不溶解性和溶解性限定。结果，不溶于戊烷的沥青质的分子量和芳香性往往低于不溶于庚烷的沥青质。石油化学家通常将石油和树脂定义为沥青中溶于低分子饱和烃的物质，这些物质容易吸附在包装上，并能分别用烷烃和极性溶剂很容易地脱附。

本发明定义(1)焦前体为可少量溶解于重油转化工艺溶剂的物质和(2)工艺溶剂性质按照等价的脱沥青装置DAO和沥青质残余产物性质来定义。评价溶解性的理论上的方法可用来对重油转化工艺的数据进行分析[Jianzhong Wu，John M.Prausnitz，and Abbas Firoozabadi，“Molecular-ThermodynamicFramework for Asphaltene-Oil Equilibria”，AIChE Journal，第44卷，第5期，May1998]。

本发明提供一种将重油转化为馏出物的方法，该方法不同于相关领域的方法，且优于相关领域的方法。鉴于本发明和相关领域都利用了复杂且难理解的热裂解反应将重油转化为馏出物，因而本发明的任务是复杂的。采用分子量、元素分析、核磁共振(NMR)光谱和X-射线衍射(XRD)分析来评价加氢转化原料和产物的平均结构数据[George Michael，Mohammad Al-Siri，Zahida HameedKhan和Fatima A.Ali，“Differences in Average Chemical Structures ofAsphaltene Fractions Separated from Feed and Product Oils of a Mild ThermalProcessing Reaction，”Energy Fuels，第19卷，第4期，第1598-1605页，2005]。这些分析方法非常耗时和昂贵，而且对评价工艺性能只能提供很一般性的指导。结果，重油工艺的开发人员被迫使用不太严格的低成本方法来表征、评价和改进重油转化工艺。工艺开发团队趋向于使用某些不同的方法来分析其工艺并评价其相对于另一些方法的性能。本发明人发现，图1所示的非常通用的反应***提供了对评价和指导本发明的开发工作的有用的框架。广义上，这种过于简化的工艺框架可预想重油能通过热裂解反应转化为馏出物，热裂解反应还可以引发自由基聚合反应，该聚合反应可以通过氢转移或者结焦反应被终止。

更具体地，该转化工艺可以通过反应1的碳-碳键(R-R’，其中，R和R’表示在原料的断裂键的任一侧的结构)的热裂解来引发，形成短期自由基中间体(R·和R’·)。这些不稳定的自由基物质与重油中不稳定的氢原子通过反应2(或反应6)进行反应，产生所需的稳定反应产物。不稳定的氢通常是与在相对于芳族碳的α位的碳原子相连的环烷基的氢(参见图1中氢供体稀释剂例子)。氢供体稀释剂通常是高芳香性的馏出物，如，流化床催化裂解周期的(沉析)油，热焦油或焦炉粗柴油。氢供体稀释剂可以通过反应5再生。渣油物，特别是高芳香性的沥青质和树脂组分可以提供不稳定的氢，通过反应6，使用不负载的加氢处理催化剂产生稳定的裂解产物。由于沥青物质一般太大而不能用负载型催化剂进行有效加氢，使用不负载的胶体催化剂型的加氢处理催化剂，通过反应7，能最有效地产生沥青质馏份的不稳定氢的物质。自由基聚合反应(反应3)能产生越来越大并越来越难溶的物质(R-R’-R·&R-R’-R’·)，直到这些物质达到溶液的溶解性的限度，形成独立的中间相，然后通过反应4迅速产生最不希望的固态焦产物。该框架将用于相关领域中的讨论。

减粘裂化是一种公知的石油炼制工艺，该工艺中，在相对温和的条件下重油热裂解，提供较低粘度和倾点的产物，以减少制备燃料油产品所需的低粘性和较高价值的掺混油的量。早期的减粘裂化工艺通常在裂解炉中，中等压力下加热重油至825(441℃)到900(482℃)，渣油转化为馏出物的最大转化率受到结焦的限制。由于形成过量的焦前体和焦，不可能有更严格的裂解条件。美国专利2,762,754指出，通过将减粘裂化器操作温度从900(482℃)提高到1000(538℃)，可以显著提高渣油的最大转化率。热裂解反应(反应1)的速率0(活化能≈45 kcal/mole)随温度的升高比自由基聚合反应速率(活化能≈5kcal/mole)更迅速提高。结果，毫不惊奇，渣油的最大转化率随操作温度升高而提高。

美国专利2,843,530通过在氢供体稀释剂存在下热裂解重油，进一步提高了渣油的最大转化率。氢供体稀释剂是通过对包含热焦油、催化周期的原料和润滑油提取物的芳族馏出物流进行催化加氢制备的。随后氢供体稀释剂裂解(HDDC)工艺的开发努力着眼于对HDDC工艺的改进，和更加成本有效的氢供体溶剂的生产和再生方法。

氢供体稀释剂裂解(HDDC)工艺的开发着眼于使用添加剂，对HDDC工艺操作条件和原料预处理的优化。美国专利2,873,245揭示一种两段式HDDC工艺。美国专利2,989,461；4,389,303和4,592,830揭示，在HDDC工艺的原料中添加分子氢，以提高渣油的最大转化率。美国专利4,587,007揭示在HDDC工艺的原料中添加硫醇。美国专利4,454,024；4,487,687和4,485,004揭示，在氢供体稀释剂裂解工艺的原料中分别添加分子氢和流化床催化裂解催化剂，焦固体和加氢处理催化剂。美国专利4,698,147揭示一种通过在高温[＞900(482℃)]、低压[＜1100psig(75.8 bar)]以及足够的停留时间下操作，来进一步提高可操作的最大渣油转化率，来达到所需的渣油转化率。

美国专利4,002,556通过在多个位点引入氢供体稀释剂来优化氢转移的速率，进一步提高氢供体稀释剂工艺的效率。美国专利4,363,716揭示，再循环未转化的渣油的一部分来提高总体渣油转化率。美国专利4,451,354和4,514,282揭示，在氢供体稀释剂裂解工艺进行处理之前，在负载型催化剂存在下，对渣油原料和再循环的渣油进行加氢处理。美国专利6,183,627和6,274,003揭示，对供给HDDC工艺的新鲜原料和再循环的原料进行脱沥青处理。美国专利4,347,120和4,604,186揭示的方法是通过将来自HDDC工艺的未转化的渣油输入延迟焦化装置来进一步提高渣油的总转化率。美国专利4,11 5,246采用对来自HDDC工艺的未转化的渣油进行部分氧化，产生合成气，用于制备氢。美国专利3,238,118和4,363,716揭示一种方法，该方法使用馏出物的加氢裂化装置来生产馏出物的氢供体稀释剂。美国专利申请US 2003/0129109揭示一种方法，该方法通过热裂解产生氢供体前体。美国专利4,090,947揭示的方法使用高级焦化装置粗柴油作为氢供体前体。

虽然，过去已经开发了一些显著有效的重油氢供体稀释剂裂解工艺，但是还没有能被认为具有商业意义的生产或再生氢供体稀释剂原料的方法。结果，商业上迫切需要开发一种一步式的重油加氢裂化工艺。

美国专利2,987,465首先引进了沸腾床加氢裂化反应器的概念。膨胀催化剂床与以前的固定式催化剂床设计相比，极少产生有关重油加氢裂化的堵塞问题。但是，这种设计也存在的一个主要缺点是：只能用原料油(feed oil)来膨胀催化剂床，这需要使用不方便的高度与直径比值高的反应器，或者使用该比值小的反应器但难以分离催化剂颗粒。美国专利3,207,688通过添加了气体-催化剂-油分离区和油再循环管线而消除这一问题。事实上，目前所有的重油加氢裂化装置都是基于这种普通的设计概念，但有许多其它的机械和工艺方面的改进。

但是，重油加氢裂化装置的概念也存在一个明显的问题：渣油热裂解反应(图1中的反应1)必须在与加氢(图1中的反应5和7)以及自由基终止反应(图1中的反应2和6)相同的温度下操作。结果，这种工艺的开发人员面临以下情况：

与加氢(图1中的反应5和7)速率以及自由基终止反应(图1中的反应2和6)速率相比，热裂解反应(图1中的反应1)速率随温度升高更迅速地提高。因此，加氢反应速率与热裂解反应速率的比值随温度升高而下降。

幸运的是，对保持反应器操作性所要求的加氢反应速率与热裂解反应速率的比值也随温度升高而下降(美国专利4,002,556)。不幸的是，实际的加氢反应速率与热裂解反应速率的比值比保持反应器可操作性所要求的比值下降的更快(美国专利4,427,535)。因此，重油加氢裂化装置具有的最高操作温度是催化剂加氢活性以及原料性质，主要是氢供体的浓度和有效性的变量。

美国专利4,427,535首先面临这一问题，指出必须限制沸腾床加氢裂化装置操作温度，以使兰氏残炭百分转化率大于渣油转化为馏出物的转化率，确保沸腾渣油加氢裂化装置的有效运行。结果，重油加氢裂化装置的开发努力着眼于除去焦前体或者提高加氢速率，以提高渣油最大转化率和工艺效率的方法。

美国专利4,495,060揭示，采用对沸腾床加氢裂化装置的液体产物快速烃骤冷，减少该产物回收***中形成的焦。美国专利4,411,768揭示，通过冷却再循环的渣油，从至沸腾床渣油加氢裂化装置的再循环的渣油原料中除去焦前体，使焦前体形成独立的相，并分离该焦前体相。美国专利4,457,830揭示，使用酸，从至沸腾床渣油加氢裂化装置的再循环的渣油原料中除去焦前体。美国专利4,686,028揭示，采用溶剂萃取，从渣油加氢裂化装置选择性除去脱沥青油，提高沥青质在渣油加氢裂化装置中的溶解性，并可以在固定床加氢裂化工艺或流化床催化裂解工艺中更有效地将DAO转化为馏出物。

相关领域已经开发出很多种方法来提高加氢速率以及重油加氢裂化装置的最高操作温度和渣油转化率。美国专利4,640,765；4,686,028和5,980,730揭示，在沸腾床加氢裂化装置的原料中分别添加氢供体溶剂、脱沥青装置的树脂馏份和脱沥青装置DAO来提高反应器的可操作性。美国专利5,932,090揭示，使用细小的催化剂，提高在具有催化剂回收和再循环的夹带流动反应器中的加氢速率。美国专利5,362,382揭示一种两段式重油工艺，该工艺中，第一阶段在操作条件比第二阶段更温和。美国专利5,164,075和5,288,681揭示制备胶体重油催化剂的方法，这种催化剂能特别有效地用于对沥青质进行加氢。WO 2004/056946，WO 2004/056947以及美国专利5,294,329；5,298,152和6,511,937揭示了回收和再生胶体重油加氢裂化催化剂的方法。美国专利申请US 2005/0241993揭示了在沸腾床重油加氢裂化装置中添加胶体加氢处理催化剂，并使该反应器的气-液分离器在加氢裂化装置的20(11℃)下操作，以降低焦前体的形成速率。

很清楚，重油氢供体稀释剂裂解(HDDC)和加氢裂化工艺一直是深入和创新开发的主题。但是，巨大的努力并未找到具有商业价值的制备氢供体稀释剂或者在最有利条件对重油进行热裂解的方法。

发明内容

本发明提供了使用渣油加氢裂化装置或者渣油加氢处理反应器来转化重油，制备氢供体溶剂原料的方法，该原料用于氢供体的裂解工艺，该工艺的两个步骤都在最佳操作条件下操作。

更具体地，本发明提供对重油进行加氢转化的方法，该方法包括：

(a)将重油原料和氢引入含渣油加氢裂化催化剂的第一反应区；

(b)保持第一反应区在一定温度、氢分压和足够的停留时间，以添加100-500标准英尺3氢/桶第一反应区重油原料；

(c)分离第一反应区的液体产物和气体产物；

(d)在第二反应区中迅速加热第一反应区的液体产物至500-800℃，在第二反应区的停留时间足以使渣油转化为馏出物的总转化率达到0.70-0.99；

(e)对第二反应区的产物迅速骤冷至低于400℃。

本发明还定义了重油加氢转化的方法，该方法包括：

(a)将重油原料和氢引入含渣油加氢催化剂的第一反应区；

(b)保持第一反应区在一定温度、氢分压和足够的停留时间，以添加100-500标准英尺3氢/桶第一反应区液体原料；

(c)分离第一反应区的液体产物和气体产物；

(d)在第二反应区中迅速加热第一反应区的液体产物至500-800℃，在第二反应区的停留时间足以使渣油转化为馏出物的总转化率达到0.70-0.99；

(e)对第二反应区的产物迅速骤冷至低于400℃。

第一反应区使用常规的颗粒和/或胶体渣油加氢或加氢裂化催化剂。使用常规的负载在氧化铝上的有较大孔径分布的镍-钼酸盐或钴-钼酸盐催化剂作为渣油加氢裂化或加氢的催化剂，使渣油大分子最大化地接近催化剂表面。使用常规的二硫化钼胶体催化剂的优点是能促进渣油在第一反应区的加氢，并促进在步骤d中在第二反应区的氢转移。本发明这些步骤中的温度和压力，对步骤b，温度通常约为370℃-470℃，氢分压约为1000-3000psig。在该范围内的较低温度(约370℃-425℃)，优选使用固定床型的下流式渣油加氢处理反应器。在步骤b的整个温度范围(约370℃-470℃)，优选使用沸腾床型渣油加氢裂化装置。此外，沸腾床型渣油加氢裂化装置能方便地使用氧化铝上的镍-钼酸盐或钴-钼酸盐催化剂，该催化剂的粒径小于在固定床型的下流式渣油加氢处理反应器中使用的催化剂。对大多数渣油原料，对沸腾床型渣油加氢裂化装置优选较高的操作温度。结果，详细的工艺说明是针对沸腾床型渣油加氢裂化装置情况以及对固定床型的下流式渣油加氢处理装置选择所需的注解调整。步骤b中的停留时间在约5-60分钟的范围内。

步骤d中，停留时间通常为0.01-100秒。步骤d期间的压力约为5-1000psig。使用渣油氢供体溶剂，而不是常规的馏出物氢供体稀释剂，能将步骤d的压力降至最低，减小氢供体裂化反应区的体积并且不再需要再循环馏出物氢供体稀释剂前体。加入步骤a的胶体催化剂被来自步骤c的液体产物夹带，并能促进氢供体裂解工艺的步骤d中的氢转移。

本发明还提供针对步骤d的一种方法，该方法包括：

(a)在升高的压力下燃烧氧化剂和燃料，

(b)使燃烧产物膨胀至较低压力，形成高速射流，

(c)用高速燃烧产物射流来迅速加热重油，

(d)提供足够的停留时间，达到要求的渣油转化为馏出物的转化率，

(e)对反应产物迅速骤冷到低于400℃。

附图简述

图1所示是反应框架的缩略图，该图分析了相关领域并更清楚地定义本发明。

图2所示是对结合了常规重油加氢裂化工艺和氢供体裂化工艺的重油转化工艺的简化工艺框图。

图3是常规氢供体裂化工艺的可操作的渣油转化率和所需停留时间与操作温度函数关系的曲线图。

图4是常规氢供体裂化工艺的可操作的渣油转化率和氢消耗需求与操作温度函数关系的曲线图。

图5是一流程图，图示从重油转化工艺选择性除去不需要的物质并将需要的物质再循环到重油转化工艺的选择。

图6所示是对结合了常规重油加氢裂化工艺和直接接触加热氢供体裂化工艺的重油转化工艺的简化工艺框图。

图7所示是直接接触加热氢供体裂化工艺的燃烧器简化草图。

图8所示是从沥青制备合成粗制油品的常规工艺的流程图。

图9所示是将沥青加氢转化为高品质馏出物的氢供体裂化工艺的流程图。

具体实施方式

参照图2，对结合了重油加氢裂化或加氢处理和氢供体转化工艺的工艺加以说明。重油原料1通常是初沸标准沸点约为975(524℃)的减压渣油。  这种重油原料通常含有5-40重量％沥青质，兰氏残炭分析值通常为10-40重量％。通常，在重油原料1中加入0.01-1％的胶体硫化钼催化剂2，以主要增加沥青质馏份的加氢。氢气原料3通常为参与反应的氢消耗的2-4倍。重油1、胶体催化剂2和氢3被输入在沸腾床加氢裂化反应器5的进料分布器6下面的送风室4。用泵7从反应器降液管8泵出再循环重油，并与重油1、胶体催化剂2和氢3混合，通过送风室4送入沸腾床加氢裂化反应器5。反应物通过进料分布器6进入沸腾的催化剂床9。新鲜的负载在氧化铝载体上的镍-钼酸盐或钴-钼酸盐催化剂10周期性输入沸腾催化剂床9，从该沸腾催化剂床收回废催化剂11以保持活性。使用常规负载于氧化铝上较大粒径分布的镍-钼酸盐或钴-钼酸盐催化剂来使渣油大分子接近催化剂表面的量最大。这种催化剂可以在370℃-470℃温度范围的沸腾床反应器用作渣油加氢裂化催化剂，或者在下流式固定床反应器中上述温度范围的下端(约370℃-425℃)的渣油加氢处理反应器中用作渣油加氢裂化催化剂。

沸腾床加氢裂化反应器5操作时氢分压通常为1000-3000psig，温度为370℃-470℃。如前面指出的，固定床型下流式渣油加氢处理反应器可以在这些温度的较低范围(约370℃-425℃)下使用。调节沸腾床加氢裂化反应器5中的重油停留时间，使加入油中的氢量满足随后的氢供体裂化工艺步骤12的需要或者超过该需要量。停留时间通常约为5-60分钟。对沸腾床反应器和固定床反应器的停留时间通常都是由催化剂床体积与重油的体积进料速率的比值来估算的。氢供体裂化工艺步骤12通常的氢需要量等价于100-500标准英尺³氢/桶渣油加氢裂化装置原料的重油1。该标准立方英尺测定值是在1个绝对大气压和60温度下测定的。传统上，该测定中使用42加仑(≈159升)的桶。可以将再循环的粗重柴油13的氢供体前体方便地送入沸腾床加氢裂化反应器5，促进生产适当氢供体裂化工艺进料14。操作该产物蒸馏***15，以对再循环粗重柴油13的氢供体前体提供最高实用的标准沸点终馏点通常在500℃-535℃之间。调节再循环的粗重柴油13氢供体前体的初沸标准沸点，以提供氢供体裂化工艺原料14物流所需的馏出物与渣油的比值。

将沸腾床加氢裂化反应器5的产物16在高压分离器18内分离为蒸气流17以及氢供体裂化工艺的原料14。高压分离器18的操作温度与沸腾床加氢裂化反应器5的操作温度基本相同，其液体停留时间最短，将高压分离器18和下游设备中的结污降至最低。由于渣油加氢裂化装置5通常在明显高于氢供体22裂化装置的压力下运行，重力气液分离器18可以被旋风分离器替代，有利于降低液体停留时间。在高压氢回收***21中，通过浓缩，通常产生再循环的氢气流19和轻质油物流20。

通常，氢供体裂化工艺原料14的524℃-馏出物与524℃+渣油的质量比值在0.1-2的范围内。氢供体裂化装置12包括一个加热炉22和随后的任选体积反应器23，该反应器常被称作裂化反应塔。氢供体裂化工艺的压力通常为100-1000psig。

图3和图4所示为对常规的氢供体裂化工艺原料在常规操作条件下，典型可操作的渣油转化率、需要的停留时间值和氢需要量。用图3和图4图示说明氢供体的操作条件对工艺性能的影响。下面的编号指图2中示出的那些工艺步骤和管线。当升高操作温度时，随着所需的反应器总体积和氢消耗量都明显减小，渣油的最大可操作转化率逐渐接近100％。因此，加热炉22应设计成能尽可能迅速加热氢供体裂化工艺的原料14。此外，采用对粗重柴油24进行骤冷，尽可能迅速降低氢供体裂化工艺步骤产物25的温度至低于约400℃，将在低于最高氢供体裂化工艺操作温度下裂化的渣油量降至最低。

常规的产物蒸馏***使用适度压力和真空蒸馏，从轻质油20和氢供体裂化工艺产物25中回收气体26，馏出物27，粗重柴油(13利24)和重油28产物。重油28产物可含有废胶体催化剂，该废催化剂应与胶体催化剂一起再循环到沸腾床加氢裂化反应器5，或者应从重油28产物回收该胶体催化剂并通过物流2再循环。为本发明的目的，渣油转化为馏出物的总转化率定义为1减去物流28中标准沸点高于525℃物质量除以物流1中标准沸点高于525℃的物质量的比值。

图5是一流程框图，图示说明另一种流程，以进一步提高结合了重油加氢裂化29和氢供体裂化12的工艺的性能。图5中，对同样的工艺设备和管线，使用与图2相同的编号。首先，一部分重油产物30可以再循环到加氢裂化反应器29。这种策略可以使渣油加氢裂化29和氢供体裂化12的工艺以高渣油浓度和总转化率高的条件下运行。其次，溶剂处理步骤将所有或一部分的重油原料1和/或产物28分离为脱沥青油(DAO)32、树脂33和沥青质重油34。DAO物流32在使用固定床加氢裂化时可以更经济地转化为柴油产物slate，使用流化床催化裂化时转化为汽油产物slate。树脂33物流是重要的氢供体溶剂前体，并能提高重油加氢裂化29和氢供体裂化12两个工艺的性能。沥青质重油34含有焦前体和胶体催化剂。选择性除去焦前体能提高重油加氢裂化29和氢供体裂化12两个工艺的性能。

事实上，很难设计能达到图3所示的加热速率的加热炉22。当提高热通量时，重油在炉管的薄片层中的温度相对于平均重油温度逐渐升高，加快了焦在管壁上的沉积速率，降低热传导和流体传导。

图6示出一种使重油与燃烧产物的高速率射流直接接触以迅速加热重油的方法。图6中，对同样的工艺设备和管线，使用与图2相同的编号，除了在下面指出的那些工艺标识。基本设想是用燃烧器35替代氢供体裂化装置12的加热炉22，该燃烧器35通过用基本纯的氧气37与含一些氢原子的过量燃料气流36来燃烧燃料，产生高温和高速射流。这种情况下，再循环的分子氢是一个很方便的来源。

图7是按照图6设计的优选燃烧器35的简化草图，图6的设计基于美国专利6,910,431，该专利揭示，在冶金工业，燃烧器-喷枪用于加热容易发生氧化或还原的表面。燃烧器-喷枪具有外部枪体35和内部枪体38。重油原料14流过在燃烧器喷枪的外部枪体35和内部枪体38之间的环形进料管39，并流过中心进料管40。环形进料管39和中心进料管设计成能达到高度湍流模式，以有效冷却燃烧器喷枪的内部枪体38。重油原料14进行预热，以控制原料粘度和传热。原料的预热温度通常为120℃-370℃。气态燃料41流过环形燃料管42至环形尖端混合燃烧器43。按照类似的方式，氧化剂37流过环形氧化剂管44至环形尖端混合燃烧器43。燃料41和氧化剂37在燃烧器的混合尖端43的速率明显小于火焰速率。保持燃烧器的混合尖端43的温度高于燃料41和氧化剂37的自动热点燃温度。氧化剂37优选是基本为纯的氧，通常高于0.9摩尔份数。燃料41优选含有一些氢，特别在开始阶段，以确保点燃该燃烧器。燃料41和氧化剂37在环形燃烧室45内基本被消耗。环形燃烧室的操作压力为氢供体裂化反应器23操作压力的2-10倍，氢供体裂化反应器23可以在约5-1000psig下操作。

环形Laval型汇聚-发散喷嘴46位于环形燃烧室45的下游。燃烧室45的压力为氢供体裂化反应器23压力的2-15倍。氢供体裂化反应器23的操作压力通常为5-1000psig。产生热的高速环形气体射流47。调节燃料41和氧化剂37的流速，以确保氧化剂在环形气体射流47中缺少2-10％。氢供体裂化工艺原料14密切混合并被环形气体射流47迅速加热。油品被加热到500℃-800℃，停留时间为0.01-100秒，以达到所需的渣油转化率。氢供体裂化反应器中的停留时间通常按反应器体积与重油进料速率14的比值进行估算。用再循环的粗重柴油骤冷27能方便地冷却氢供体稀释剂裂化装置23的产物25至低于400℃，使形成单独的沥青质相和形成的焦最少。氢供体稀释剂裂化装置23的产物25可采用常规的蒸馏***15进行纯化。

本发明对重油和沥青生产特别有用。图8示出将来自Athabasca油砂沉积物的高粘度和高沸点的沥青48转化为合成原油49的工艺流程图，这种合成原油是常规炼油厂的合适原料。常规的工艺具有沥青提取装置50，该装置使用蒸汽51从油井砂中提取沥青48。采用原位或常规的开采及蒸汽提取技术，可以从油井砂中提取沥青48。邻近的蒸汽发生和沥青稀释剂掺混装置52可混合芳香族柴油稀释剂53与粘性原料沥青48，制备沥青-柴油稀释剂掺混物，该掺混物可以输送到重油质量改善装置57。沥青-稀释剂掺混装置52通常使用天然气55或者合成燃料气56来产生蒸汽。合成燃料气56通常是通过对焦或石油沥青进行气化产生的，所述石油沥青在重油质量改善装置57的副产物。天然气是昂贵的高级燃料，而焦和石油沥青气化也都是高成本的单元操作。因此，需要一种能生产合成原油的低成本技术。

图9是采用氢供体稀释剂裂化工艺来降低必须气化的重油或石油焦数量的工艺流程图，该工艺能从沥青重油48成本有效地生产馏出物。该工艺中，重油质量改善装置57对芳香族柴油稀释剂53进行部分加氢，产生氢供体稀释剂58。重油质量改善装置57通常还产生大量的可用于石油沥青或焦气化的氧。结果，这样生产的氧59的一部分可以被当地质量改善装置和蒸汽发生装置60所用，用来将高粘度和高沸点沥青原料48转化为粘度低得多的低沸点分配原料61。随着氢供体裂化反应器23的操作变得更加严格，合成气56生产下降，更低成本的低硫柴油62可被用为生产蒸汽51的燃料。由于石油沥青和石油气化装置的装置远转因数较低，并且柴油燃料62较合成气燃料56更容易储存，因此装置的总体可靠性提高。

氢供体裂化反应器23用原料沥青48和氢供体稀释剂58的掺混物进行运转，基本等价于用沸腾床加氢裂化装置的重油产物14进行的运转。主要的差别发生在综合氢供体裂化反应器23和生产蒸汽51时。泵63用来将骤冷油24循环通过热交换器64，产生供沥青生产装置50用的蒸汽51。气-液分离器65从骤冷油24中除去气态裂化产物和燃烧产物66。常规的蒸汽锅炉利用合成气56和低硫燃料油62的平衡来达到沥青生产装置50所需的蒸汽51的平衡。

虽然按照具体的实施方式描述了本发明，但是，很明显，本发明的许多其它形式和修改对本领域的技术人员而言是显而易见的。本发明的权利要求书覆盖了在本发明的真实精神和范围之内的所有显而易见的形式和修改。

Claims (10)

1.一种对重油进行加氢转化的方法，该方法包括以下步骤：

(a)将重油原料和氢引入含渣油加氢裂化催化剂的第一反应区；

(b)保持所述第一反应区在一定温度、氢分压和足够的停留时间，以添加100-500标准英尺³氢/桶第一反应区重油原料；

(c)分离所述第一反应区的液体产物和气体产物；

(d)在第二反应区中迅速加热所述第一反应区的液体产物至500-800℃，在第二反应区的停留时间足以使渣油转化为馏出物的总转化率达到0.70-0.99；

(e)对所述第二反应区的产物迅速骤冷至低于400℃。

2.如权利要求1所述的方法，其特征在于，所述第一反应区是沸腾床型渣油加氢裂化装置。

3.如权利要求1所述的方法，其特征在于，所述渣油加氢裂化催化剂是负载在氧化铝载体上的镍-钼酸盐或钴-钼酸盐的颗粒催化剂。

4.如权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤b的温度约为370℃-470℃。

5.如权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤b的氢分压约为1000-3000psig。

6.如权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤b的停留时间约为5-60分钟。

7.如权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤c的温度约为370℃-470℃，压力约为1000-3000psig。

8.如权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤d在5-1000psig的压力下进行。

9.如权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤d的停留时间为0.01-100秒。

10.如权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤d包括以下步骤：

(a)在升高的压力下燃烧氧化剂和燃料，

(b)使燃烧产物膨胀至较低压力，形成高速射流，

(c)用所述高速射流来迅速加热来自第一反应区的液体产物，

(d)提供足够的停留时间，将70-99％的渣油转化为馏出物，

(e)对反应产物迅速骤冷到低于400℃。

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