一种催化裂化或催化裂解过程中的分馏装置、方法及用途与流程

1.本发明属于石油化工技术领域，涉及一种催化裂化或催化裂解过程中的分馏装置、方法及用途。


背景技术：

2.石油加工过程中原油为源头，会产生多种原料油，如馏分油、渣油、加氢裂化尾油等，以上述组分中的一种或多种为原料进行催化裂化或催化裂解的装置，分别为流化催化裂化(fcc)装置或催化裂解(dcc)装置，是石油加工过程中常用的反应装置，其产物以气相产物、汽油、柴油为主，油浆和焦炭属于副产物，介于柴油和油浆之间的组分为回炼油，然而回炼油一般全部回炼转化，不作为产品送出装置。
3.针状焦是一种炭素材料，可用于高功率电极、锂离子电池负极材料以及油系碳纤维的生产。针对制备原料来源的不同，针状焦分为油系和煤系两类，其中的油系针状焦是由炼油厂重油加工而成，即以石油加工产生的油浆组分为原料，应用更为广泛，需求量大，但目前的生产能力不足。针状焦的实际生产中存在原料精制和成焦工艺控制两大难点，其中前者是因油浆体系组分复杂，含有微量的催化剂粉末，灰分含量高，残炭偏高，容易对后续产品的质量造成不利影响，因此需要进行预处理。
4.目前，一般是采用脱固、脱残炭等预处理装置来实现对油浆的预处理，在油浆的预处理过程中，增加脱固等装置，会提高投资和运行成本，一般会有含催化剂粉末的残渣排出，其处理较为困难，由此得到的制备针状焦的原料的收率仅为80％左右。cn 106147835a公开了一种分离催化裂化油浆并制备油系针状焦的组合方法，该方法采用c3-c5轻烃馏分作萃取溶剂对催化裂化油浆进行亚临界或超临界萃取，对得到的萃取油相经超临界回收溶剂制成萃取组分，将萃取组分作为中间相沥青的制备原料，经热缩聚反应制备中间相沥青，再将中间相沥青经延迟焦化反应制备得到高品质的油系针状焦；该方法虽然也涉及到催化裂化油浆的预处理，但其重点仍是针状焦的制备工艺，属于传统的以油浆为原料制备针状焦的工艺，仍然存在油浆预处理的缺点。
5.cn 111321004a公开了一种催化裂化分馏塔油浆循环取热系统，该系统包括分馏塔，所述分馏塔塔底的油浆出口连接有油浆出料管，油浆出料管上设有油浆泵，油浆出料管的出口与第一换热器的进料口连接，第一换热器的出料口分别与上返、下返塔油浆管及外甩油浆管连接，上返塔、下返塔油浆管的出口分别与分馏塔的上返塔、下返塔油浆口连接，外甩油浆管的出口与罐区连接；所述分馏塔的回炼油出口连接有回炼油出料管，回炼油出料管上设有回炼油泵，回炼油出料管的出口与第二换热器的进料口连接。该系统属于常规的分馏塔及其油浆和回炼油的连接管路，通过换热器的设置解决塔底温度过高导致的结焦问题，若是用于制备针状焦，仍是以油浆为原料的工艺。
6.综上所述，对于催化裂化或催化裂解的分馏装置，目前均是以油浆组分为原料制备针状焦，而基于油浆组分的特性，需要经过预处理等操作，并未涉及到从源头上直接得到基本不含灰分、残炭的馏分油，由此简化针状焦的生产工艺，降低成本。


技术实现要素：

7.针对现有技术存在的问题，本发明的目的在于提供一种催化裂化或催化裂解过程中的分馏装置、方法及用途，通过催化裂化或催化裂解反应产物的分馏装置进行改进，改进分馏工艺，使得油气中适合用于生产针状焦的组分进入回炼油中，从源头上解决传统以油浆为原料时存在的灰分和残炭的问题，无需进行预处理，降低了后续的设备及生产成本；同时以新鲜原料作为油浆的稀释组分，避免分馏塔底结焦，保证分馏塔长周期稳定运行。
8.为达此目的，本发明采用以下技术方案：
9.第一方面，本发明提供了一种催化裂化或催化裂解过程中的分馏装置，所述分馏装置包括分馏塔、进料单元、塔底油单元和回炼油单元，所述进料单元与分馏塔的下部入口相连，所述分馏塔的底部出口与塔底油单元相连，所述分馏塔的中部出口与回炼油单元相连；
10.所述进料单元包括反应油气进料管线和新鲜原料进料管线；所述塔底油单元包括塔底油第一支路管线和塔底油第二支路管线，所述塔底油第一支路管线连接至催化裂化装置或催化裂解装置，所述塔底油第二支路管线连接至分馏塔的塔底油回流口；所述回炼油单元包括回炼油储存设备、回炼油第一支路管线、回炼油第二支路管线和回炼油第三支路管线，所述回炼油储存设备分出的支路管线中，所述回炼油第一支路管线连接至催化裂化装置或催化裂解装置，所述回炼油第二支路管线连接至分馏塔的回炼油回流口，所述回炼油第三支路管线为制针状焦原料采出管线。
11.本发明中，对于石油加工过程中采用的催化裂化或催化裂解装置，反应得到的油气产物经分馏后得到各类产品，传统的分馏装置中着重于塔底油浆的处理，并以此为原料制备针状焦，但此时的油浆固含量及残炭量较高，后续制备工艺复杂，而本发明中对分馏装置进行改进，提高回炼油采出区域的温度，将适合用于制备针状焦的组分进入回炼油中，增加回炼油的产量，此时固体颗粒和残炭仍位于油浆中，基本不会进入回炼油，降低了后续以回炼油制备针状焦的难度，有助于简化装置及工艺，降低生产成本；由于油浆的产量降低，本发明中采用新鲜原料来稀释油浆，避免分馏塔底容易结焦的问题，保证分馏塔长周期稳定运行，并以此混合原料来与油气换热，保证回炼油采出区域的温度，并洗涤油气中携带的固体颗粒与残炭，避免其进入回炼油中，保证回炼油的品质；所述分馏装置结构改动较少，但提升效果显著，成本较低，适用范围广。
12.以下作为本发明优选的技术方案，但不作为本发明提供的技术方案的限制，通过以下技术方案，可以更好地达到和实现本发明的技术目的和有益效果。
13.作为本发明优选的技术方案，所述分馏塔内下部设有人字挡板，中上部设有塔盘。
14.优选地，所述分馏塔的塔盘层数为26～32层，例如26层、27层、28层、29层、30层、31层或32层，塔盘数量的选择与分馏塔的规模、油气的处理量有关。
15.优选地，所述回炼油单元连接的区域包括第1～5层塔盘，即回炼油的抽出及返回位于上述塔盘区域内。
16.优选地，抽出回炼油的塔盘上设有升气式抽出斗。
17.本发明中，抽出塔盘上设置升气式抽出斗，可以将冷却下来的回炼油组分全部收集，以提高回炼油的收率。
18.优选地，所述进料单元中的反应油气进料管线连接到分馏塔的入口位于人字挡板
的下方。
19.优选地，所述新鲜原料进料管线分为两支，一支连接至分馏塔塔底，另一支连接至分馏塔塔底上方，其入口位于反应油气进料管线入口的下方。
20.本发明中，新鲜原料的分两路加入，代替原来塔底冷却油浆和搅拌油浆的作用，前者与分馏塔人字挡板冷凝下来的液相混合作为冷却介质，后者直接通入分馏塔底。
21.作为本发明优选的技术方案，所述塔底油单元还包括塔底油输送泵，所述分馏塔的底部出口与塔底油输送泵的入口相连，所述塔底油输送泵的出口连接塔底油支路管线。
22.优选地，所述塔底油第二支路管线上设有塔底油换热器。
23.优选地，所述塔底油换热器主要为冷却器，所述冷却器包括蒸汽发生器或换热器。
24.本发明中，所述塔底油换热器的设置，主要是为了取走塔底过剩的热量，控制塔底温度。
25.优选地，所述塔底油第二支路管线连接的塔底油回流口位于人字挡板和塔盘之间。
26.本发明中，通过塔底油第二支路管线返回分馏塔的混合原料的流量和温度来控制人字挡板上部的气相温度，以提高分馏塔回炼油段的热负荷，便于更重的组分进入回炼油单元。
27.优选地，所述塔底油单元还包括塔底油第三支路管线，所述第三支路管线连接至紧急外甩单元。
28.作为本发明优选的技术方案，所述分馏塔的中部出口通过回炼油抽出管线与回炼油储存设备相连。
29.优选地，所述回炼油单元还包括回炼油输送泵，所述回炼油储存设备的出口与回炼油输送泵的入口相连，所述回炼油输送泵的出口连接回炼油支路管线。
30.优选地，所述回炼油支路管线中设有回炼油换热器，所述回炼油第一支路管线不经过回炼油换热器，所述回炼油第三支路管线经过回炼油换热器。
31.优选地，所述回炼油第二支路管线再分为两条支路，一条经过回炼油换热器，另一条不经过回炼油换热器，经过回炼油换热器的支路管线连接至分馏塔的回炼油冷回流口，不经过回炼油换热器的支路管线连接至分馏塔的回炼油热回流口。
32.本发明中，分馏塔的回炼油段的热负荷提高后，需要采用回炼油换热后的冷回流返塔的办法来取走多余的热量，回炼油冷却后一般返回第4层塔盘，回炼油冷却后的温度和流量决定了回炼油的取热量。
33.优选地，所述回炼油第三支路管线上还设有制针状焦原料换热器。
34.第二方面，本发明提供了一种催化裂化或催化裂解过程中的分馏方法，所述分馏方法采用上述分馏装置进行，包括以下步骤：
35.(1)将催化裂化反应或催化裂解反应后的油气产物在分馏塔中进行分馏，得到油浆和回炼油；
36.(2)将步骤(1)得到的油浆与新鲜原料混合后分成至少两部分，一部分作为催化裂化装置或催化裂解装置的进料，另一部分返回分馏塔与步骤(1)中的油气产物进行换热与洗涤；
37.(3)将步骤(1)得到的回炼油分成三部分，一部分返回催化裂化装置或催化裂解装
置反应回炼，另一部分返回分馏塔作为冷却介质冷凝油气产物，最后一部分采出作为制针状焦的原料。
38.作为本发明优选的技术方案，所述催化裂化反应在催化裂化装置内进行，优选为流化催化裂化装置。
39.优选地，所述催化裂解反应在催化裂解装置内进行。
40.优选地，步骤(1)所述油气产物的组成包括干气、液化气、汽油、柴油、回炼油和油浆。
41.优选地，步骤(1)所述油气产物在分馏塔中依次经过人字挡板区和塔盘区。
42.优选地，经过人字挡板区冷凝下来的液相进入塔底形成油浆。
43.优选地，经过人字挡板区后的气相温度为300～420℃，例如300℃、320℃、340℃、350℃、360℃、370℃、380℃、390℃、400℃或420℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用，优选为340～400℃。
44.本发明中，人字挡板上部温度的控制将决定回炼油和油浆的收率分布，人字挡板上部温度高，回炼油收率高，但人字挡板上部气相温度不得引发二次裂化，造成油品收率变化。
45.优选地，步骤(1)所述油气产物中常压馏程在500℃以下的组分保持气相状态上升到分馏塔塔盘区，例如500℃、490℃、480℃、470℃、460℃或450℃等，优选为480℃以下，经冷却后常压馏程在350℃以上的组分冷凝，例如350℃、360℃、380℃、400℃、420℃、450℃、480℃或500℃等，得到回炼油。
46.本发明中，由于油气产物的分压是低于常压的，因此常压流程500℃以下的组分在上述气相温度下是能够保持气相的。
47.本发明中，回炼油收率提高后，其增加量大概占原料一次通过式反应的油浆产量的70％左右；由于油气冷凝得到回炼油是由冷却后的部分回炼油作为冷却介质的，回炼油的返塔温度和返塔流量根据回炼油中常压馏程≤350℃组分的含量进行调整。
48.作为本发明优选的技术方案，步骤(2)所述新鲜原料包括加氢裂化尾油、焦化蜡油、减压馏分油、常压渣油或减压渣油中任意一种或至少两种的组合，所述组合典型但非限制性实例有：加氢裂化尾油和焦化蜡油的组合，焦化蜡油和减压馏分油的组合，减压馏分油、常压渣油和减压渣油的组合等。
49.优选地，步骤(2)所述新鲜原料的进料温度为180～260℃，例如180℃、190℃、200℃、210℃、220℃、230℃、240℃、250℃或260℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
50.优选地，步骤(2)所述油浆与新鲜原料的体积比为1:20～1:50，例如1:20、1:25、1:30、1:35、1:40、1:45或1:50等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
51.本发明中，回炼油产量提高后，相应的油浆产率会大幅度降低，甚至降至原产量的30％以下，仅用重质油浆循环取热和外送，难以保证长周期运行，因此采用新鲜原料进分馏塔塔底的措施来对油浆进行稀释，所述新鲜原料为fcc或dcc装置的进料，不包括回炼组分。
52.优选地，步骤(2)所述分馏塔的塔底温度为330～370℃，例如330℃、335℃、340℃、345℃、350℃、360℃或370℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的
数值同样适用，优选为330～350℃。
53.优选地，步骤(2)所述新鲜原料分两路进入分馏塔，一路与分馏塔人字挡板冷凝下来的液相混合后进入分馏塔塔底，另一路直接通入分馏塔塔底。
54.优选地，步骤(2)所述混合后得到的混合原料作为塔底油采出，经增压后分为三部分，其中最后一部分紧急外甩。
55.本发明中，为了应对突发事故，分馏塔底泵保留紧急外甩流程；所述塔底油中重质油浆的含量在3％左右，因新鲜进料稀释了油浆中的烯烃等易结焦的物质，同时稀释了催化剂粉末，极大地减缓了分馏塔底结焦的情况，使得分馏塔底循环系统基本可以达到超长周期运行。
56.由于油气中含有固体颗粒，主要是催化剂粉末，经洗涤后进入油浆中，油浆中的固含量一般控制不大于0.6g/l，采用新鲜原料进分馏塔后，混合原料中的固含量可降至0.018g/l以下，较低的固含量有利于装置的长周期运行；采用混合原料洗涤油气中携带的催化剂粉末后，主要以回炼油中固含量不大于20mg/l为控制指标，实际运行中回炼油中固含量一般在2mg/l左右。
57.优选地，步骤(2)返回分馏塔的塔底油占塔底油采出总量的比例为30～70wt％，例如30wt％、35wt％、40wt％、45wt％、50wt％、55wt％、60wt％、65wt％或70wt％等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
58.优选地，步骤(2)返回分馏塔的这一部分塔底油先进行换热，再返回分馏塔，所述换热后的温度为280～330℃，例如280℃、290℃、300℃、310℃、320℃、330℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
59.优选地，步骤(2)返回分馏塔的塔底油与油气产物在人字挡板处换热，并洗涤油气产物中携带的催化剂粉末。
60.本发明中，所述分馏塔塔底温度的控制主要是基于塔底油返塔部分对反应油气的洗涤效果，如果回炼油固含量低于20mg/l，则可以保持操作不变，如果回炼油固含量高于20mg/l，则需要适当提高塔底温度，减少塔底油的取热量，进一步增加洗涤循环量。塔底温度高于330℃，既有利于增加洗涤油量，也有利于轻组分的拔出，增加回炼油收率。
61.本发明中，传统的分馏装置中油浆需要及时外排，一是由于随分馏过程不断进行，油浆中的固含量超过0.6g/l，二是的回炼量越来越大，影响到反应装置对新鲜原料的加工量，其影响原因主要是油浆中三环、四环芳烃在反应装置内的转化率较低或基本不转化，在装置中越积越多，且吸附能力强，导致新鲜原料转化率下降；而本发明中采用提高分馏塔人字挡板上部气相温度的方法，可大幅度降低从高温油气冷凝下来的油品中的三环、四环芳烃含量，避免了三环、四环芳烃在系统中的累积。在催化裂化或催化裂解反应中，五环及以上稠环芳烃在较低的反应苛刻度下就能有较高的转化率，与新鲜原料不存在影响转化率的问题，此时能够实现塔底油中常压馏程500℃以上的重质油浆的全转化，五环及以上稠环芳烃催化裂化反应时的生焦率约50％。
62.作为本发明优选的技术方案，步骤(3)所述回炼油从分馏塔的塔盘区采出。
63.优选地，所述回炼油从自下而上的第1层或第2层塔盘上抽出。
64.优选地，步骤(3)所述回炼油为油气产物中常压馏程不小于350℃的组分，例如350℃、360℃、380℃、400℃、420℃、450℃、480℃或500℃等，所述回炼油中芳烃含量小于40％
时，20～50wt％的回炼油返回反应装置进行回炼，例如20wt％、25wt％、30wt％、35wt％、40wt％、45wt％或50wt％等，所述回炼油中芳烃含量不小于40％时，回炼油不返回反应装置回炼。
65.本发明中，所述回炼油返回反应装置回炼的流量根据回炼油的芳烃含量来控制，当回炼油中三环、四环芳烃含量低于40％时需要保持回炼油一定的回炼流量；当回炼油中三环、四环芳烃含量在40～60％时，则不需要再回炼，可直接作为产品。
66.优选地，步骤(3)所述回炼油的采出温度为300～350℃，例如300℃、310℃、320℃、330℃、340℃或350℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用，优选为300～330℃。
67.本发明中，所述回炼油采出温度不得高于350℃，便于回炼油单元长周期稳定运行；回炼油采出温度可以通过调整回炼油返塔温度和返塔流量来实现，最好不要低于300℃，避免回炼油携带过多常压馏程≤350℃的组分。
68.作为本发明优选的技术方案，步骤(3)所述回炼油中除用于反应回炼的部分，其他部分的回炼油换热降温后分为两部分，换热降温后的温度为180～250℃，例如180℃、190℃、200℃、210℃、220℃、230℃、240℃或250℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
69.优选地，作为制针状焦原料采出的回炼油继续换热降温至70～90℃采出，例如70℃、75℃、80℃、85℃或90℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
70.优选地，返回分馏塔的回炼油占回炼油总量的30～70wt％，例如30wt％、35wt％、40wt％、45wt％、50wt％、60wt％或70wt％等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用；作为制针状焦原料采出的回炼油占比10～20wt％，例如10wt％、12wt％、15wt％、18wt％或20wt％等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
71.优选地，返回分离塔的回炼油从第4层或第5层塔盘上加入。
72.优选地，所述回炼油从第2层塔盘上采出时，返回分馏塔的回炼油分出未经换热降温的一部分从第1层塔盘上返回。
73.优选地，返回第1层塔盘上的回炼油占返回分馏塔的回炼油总量的10～30wt％，例如10wt％、15wt％、20wt％、25wt％或30wt％等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
74.本发明中，所述回炼油从第1层或第2层塔盘上采出，抽出塔盘上设置升气式抽出斗，便于将冷却下来的回炼油组分全部收集，以提高回炼油收率。抽出斗设置在第2层塔盘时，回炼油输送泵出口需要设置回炼油热油返塔线返回第1层塔盘；回炼油抽出斗设置在第1层塔盘时，则不需要设置回炼油热油返塔线。
75.第三方面，本发明提供了一种上述分馏装置的用途，所述分馏装置中采出的回炼油作为生产针状焦的原料。
76.优选地，所述分馏装置采出的回炼油还用于生产油系碳纤维和/或用于调和船用燃料油。
77.与现有技术相比，本发明具有以下有益效果：
78.(1)本发明通过对分馏装置及工艺进行改进，提高分馏塔人字挡板上部气相温度，使适合用于制备针状焦的组分进入回炼油中，从源头上解决传统以油浆为原料时存在的灰分和残炭的问题，无需进行预处理，有助于简化装置及工艺，降低生产成本；
79.(2)本发明中适合用于制备针状焦的组分进入回炼油后，固体颗粒和残炭仍位于油浆中，基本不会进入回炼油，回炼油固含量可控制在10mg/l以内，灰分含量降至2mg/l左右，残炭含量降至4wt％以内，降低了回炼油后续利用的难度，可以满足针状焦、石油碳纤维、船用燃料油调和对原料的要求；
80.(3)本发明采用新鲜原料来稀释油浆，使得油浆中的烯烃以及其他容易结焦的物质得以分散，并大幅度降低催化剂粉末的含量，可有效避免分馏塔底容易结焦的问题，保证分馏塔长周期稳定运行，并实现重质油浆的全回炼；
81.(4)本发明所述分馏装置结构改动较少，但提升效果显著，成本较低，适用范围广。
附图说明
82.图1是本发明实施例1提供的一种催化裂化过程中的分馏装置的结构示意图；
83.图2是本发明对比例1提供的一种催化裂化过程中的分馏装置的结构示意图；
84.其中，1-分馏塔，11-人字挡板，12-塔盘，21-反应油气进料管线，22-新鲜原料进料管线，30-塔底油输送泵，31-塔底油第一支路管线，32-塔底油第二支路管线，33-塔底油第三支路管线，34-塔底油换热器，341-塔底油第一换热器，342-塔底油第二换热器，35-塔底油急冷管线，36-塔底油洗涤管线，40-回炼油储存设备，41回炼油第一支路管线，42-回炼油第二支路冷回流管线，42
’‑
回炼油第二支路热回流管线，43-回炼油第三支路管线，44-回炼油输送泵，45-回炼油换热器，5-过滤器，6-外送油浆泵，7-外送油浆冷却器。
具体实施方式
85.为更好地说明本发明，便于理解本发明的技术方案，下面对本发明进一步详细说明。但下述的实施例仅是本发明的简易例子，并不代表或限制本发明的权利保护范围，本发明保护范围以权利要求书为准。
86.以下为本发明典型但非限制性实施例：
87.实施例1：
88.本实施例提供了一种催化裂化过程中的分馏装置，所述分馏装置的结构示意图如图1所示，包括分馏塔1、进料单元、塔底油单元和回炼油单元，所述进料单元与分馏塔1的下部入口相连，所述分馏塔1的底部出口与塔底油单元相连，所述分馏塔1的中部出口与回炼油单元相连；
89.所述进料单元包括反应油气进料管线21和新鲜原料进料管线22；所述塔底油单元包括塔底油第一支路管线31和塔底油第二支路管线32，所述塔底油第一支路管线31连接至催化裂化装置，所述塔底油第二支路管线32连接至分馏塔1的塔底油回流口；所述回炼油单元包括回炼油储存设备40、回炼油第一支路管线41、回炼油第二支路管线和回炼油第三支路管线43，所述回炼油储存设备40分出的支路管线中，所述回炼油第一支路管线41连接至催化裂化装置，所述回炼油第二支路管线连接至分馏塔1的回炼油回流口，所述回炼油第三支路管线43为制针状焦原料采出管线。
90.所述分馏塔1内下部设有人字挡板11，中上部设有塔盘12。
91.所述塔盘12的层数为30层，抽出回炼油的塔盘为第2层塔盘，其上设有升气式抽出斗。
92.所述进料单元中的反应油气进料管线21连接到分馏塔1的入口位于人字挡板11的下方。
93.所述新鲜原料进料管线22分为两支，一支连接至分馏塔1塔底，另一支连接至分馏塔1塔底上方，其入口位于反应油气进料管线21入口的下方。
94.所述塔底油单元还包括塔底油输送泵30，所述分馏塔1的底部出口与塔底油输送泵30的入口相连，所述塔底油输送泵30的出口连接塔底油支路管线。
95.所述塔底油第二支路管线32上设有塔底油换热器34；所述塔底油换热器34为冷却器，具体选择蒸汽发生器。
96.所述塔底油第二支路管线32连接的塔底油回流口位于人字挡板11和塔盘12之间。
97.所述塔底油单元还包括塔底油第三支路管线33，所述第三支路管线33连接至紧急外甩单元。
98.所述分馏塔1的中部出口通过回炼油抽出管线与回炼油储存设备40相连。
99.所述回炼油单元还包括回炼油输送泵44，所述回炼油储存设备40的出口与回炼油输送泵44的入口相连，所述回炼油输送泵44的出口连接回炼油支路管线。
100.所述回炼油支路管线中设有回炼油换热器45，所述回炼油第一支路管线41不经过回炼油换热器45，所述回炼油第三支路管线43经过回炼油换热器45。
101.所述回炼油第二支路管线再分为两条支路，一条经过回炼油换热器45，为回炼油第二支路冷回流管线42，另一条不经过回炼油换热器45，为回炼油第二支路热回流管线42’，经过回炼油换热器45的支路管线连接至分馏塔1的回炼油冷回流口，不经过回炼油换热器45的支路管线连接至分馏塔1的回炼油热回流口。
102.所述回炼油第三支路管线43上还设有制针状焦原料换热器。
103.实施例2：
104.本实施例提供了一种催化裂解过程中的分馏装置，所述分馏装置包括分馏塔1、进料单元、塔底油单元和回炼油单元，所述进料单元与分馏塔1的下部入口相连，所述分馏塔1的底部出口与塔底油单元相连，所述分馏塔1的中部出口与回炼油单元相连；
105.所述进料单元包括反应油气进料管线21和新鲜原料进料管线22；所述塔底油单元包括塔底油第一支路管线31和塔底油第二支路管线32，所述塔底油第一支路管线31连接至催化裂解装置，所述塔底油第二支路管线32连接至分馏塔1的塔底油回流口；所述回炼油单元包括回炼油储存设备40、回炼油第一支路管线41、回炼油第二支路管线和回炼油第三支路管线43，所述回炼油储存设备40分出的支路管线中，所述回炼油第一支路管线41连接至催化裂解装置，所述回炼油第二支路管线连接至分馏塔1的回炼油回流口，所述回炼油第三支路管线43为制针状焦原料采出管线。
106.所述分馏塔1内下部设有人字挡板11，中上部设有塔盘12。
107.所述塔盘12的层数为27层，抽出回炼油的塔盘为第1层塔盘，其上设有升气式抽出斗。
108.所述进料单元中的反应油气进料管线21连接到分馏塔1的入口位于人字挡板11的
下方。
109.所述进料单元中的反应油气进料管线21连接到分馏塔1的入口位于人字挡板11的下方。
110.所述新鲜原料进料管线22分为两支，一支连接至分馏塔1塔底，另一支连接至分馏塔1塔底上方，其入口位于反应油气进料管线21入口的下方。
111.所述塔底油单元还包括塔底油输送泵30，所述分馏塔1的底部出口与塔底油输送泵30的入口相连，所述塔底油输送泵30的出口连接塔底油支路管线。
112.所述塔底油第二支路管线32上设有塔底油换热器34；所述塔底油换热器34为管壳式换热器。
113.所述塔底油第二支路管线32连接的塔底油回流口位于人字挡板11和塔盘12之间。
114.所述塔底油单元还包括塔底油第三支路管线33，所述第三支路管线33连接至紧急外甩单元。
115.所述分馏塔1的中部出口通过回炼油抽出管线与回炼油储存设备40相连。
116.所述回炼油单元还包括回炼油输送泵44，所述回炼油储存设备40的出口与回炼油输送泵44的入口相连，所述回炼油输送泵44的出口连接回炼油支路管线。
117.所述回炼油支路管线中设有回炼油换热器45，所述回炼油第一支路管线41不经过回炼油换热器45，所述回炼油第三支路管线43经过回炼油换热器45。
118.所述回炼油第二支路管线经过回炼油换热器45，为回炼油第二支路冷回流管线42，连接至分馏塔1的回炼油冷回流口。
119.所述回炼油第三支路管线43上还设有制针状焦原料换热器。
120.实施例3：
121.本实施例提供了一种催化裂化过程中的分馏方法，所述分馏方法采用实施例1中的分馏装置进行，包括以下步骤：
122.(1)将流化催化裂化反应后的油气产物在分馏塔1中进行分馏，所述油气产物在分馏塔1中依次经过人字挡板区和塔盘区，经过人字挡板区冷凝下来的液相进入塔底形成油浆，经过人字挡板区后的气相温度为380℃，所述油气产物中常压馏程在480℃以下的组分保持气相状态上升到分馏塔1塔盘区，经冷却后常压馏程在360～480℃的组分冷凝，得到回炼油；
123.(2)将步骤(1)得到的油浆与新鲜原料混合，所述新鲜原料为加氢裂化尾油，进料温度为220℃，所述油浆与新鲜原料的体积比为1:50，所述新鲜原料分两路进入分馏塔1，一路与分馏塔1人字挡板11冷凝下来的液相混合后进入分馏塔1塔底，另一路直接通入分馏塔1塔底，所述分馏塔1的塔底温度为350℃，混合后得到的混合原料作为塔底油采出，经增压后分为两部分，一部分作为流化催化裂化装置的进料，另一部分先进行换热，所述换热后的温度为280℃，再返回分馏塔1与步骤(1)中的油气产物进行换热，并洗涤油气产物中携带的催化剂粉末，返回分馏塔1的塔底油占塔底油采出总量的比例为70wt％，同时采出的塔底油还连接有紧急外甩流程；
124.(3)将步骤(1)得到的回炼油从分馏塔1的第2层塔盘上采出后分成三部分，所述回炼油的采出温度为320℃，20wt％的回炼油返回流化催化裂化装置反应回炼，60wt％的回炼油返回分馏塔1，这一部分再分为两部分，40wt％的回炼油换热降温至温度为220℃作为冷
却介质从第4层塔盘上加入用于冷凝油气产物，20wt％的回炼油不经换热降温从第1层塔盘上加入，最后一部分回炼油换热降温至温度为80℃后采出作为制针状焦的原料。
125.本实施例中，采用上述方法分馏油气产物，回炼油中360～480℃的组分含量达到90％以上，回炼油中的固含量为6mg/l，回炼油中三环和四环芳烃总量达45wt％，残炭含量为1.6wt％。
126.实施例4：
127.本实施例提供了一种流化催化裂化过程中的分馏方法，所述分馏方法采用实施例1中的分馏装置进行，包括以下步骤：
128.(1)将流化催化裂化反应后的油气产物在分馏塔1中进行分馏，所述油气产物在分馏塔1中依次经过人字挡板区和塔盘区，经过人字挡板区冷凝下来的液相进入塔底形成油浆，经过人字挡板区后的气相温度为400℃，所述油气产物中常压馏程在500℃以下的组分保持气相状态上升到分馏塔1塔盘区，经冷却后常压馏程在360～500℃的组分冷凝，得到回炼油；
129.(2)将步骤(1)得到的油浆与新鲜原料混合，所述新鲜原料为减压渣油，进料温度为200℃，所述油浆与新鲜原料的体积比为1:30，所述新鲜原料分两路进入分馏塔1，一路与分馏塔1人字挡板11冷凝下来的液相混合后进入分馏塔1塔底，另一路直接通入分馏塔1塔底，所述分馏塔1的塔底温度为360℃，混合后得到的混合原料作为塔底油采出，经增压后分为两部分，一部分作为流化催化裂化装置的进料，另一部分先进行换热，所述换热后的温度为290℃，再返回分馏塔1与步骤(1)中的油气产物进行换热，并洗涤油气产物中携带的催化剂粉末，返回分馏塔1的塔底油占塔底油采出总量的比例为60wt％；
130.(3)将步骤(1)得到的回炼油从分馏塔1的第2层塔盘上采出后分成三部分，所述回炼油的采出温度为325℃，30wt％的回炼油返回流化催化裂化装置反应回炼，50wt％的回炼油返回分馏塔1，这一部分再分为两部分，30wt％的回炼油换热降温至温度为230℃作为冷却介质从第5层塔盘上加入用于冷凝油气产物，20wt％的回炼油不经换热降温从第1层塔盘上加入，最后一部分回炼油换热降温至温度为75℃后采出作为制针状焦的原料。
131.本实施例中，采用上述方法分馏油气产物，回炼油中360～500℃的组分含量达到90％以上，回炼油中的固含量为5mg/l，回炼油中三环和四环芳烃总量达50wt％，残炭含量为2.1wt％。
132.实施例5：
133.本实施例提供了一种催化裂解过程中的分馏方法，所述分馏方法采用实施例2中的分馏装置进行，包括以下步骤：
134.(1)将催化裂解反应后的油气产物在分馏塔1中进行分馏，所述油气产物在分馏塔1中依次经过人字挡板区和塔盘区，经过人字挡板区冷凝下来的液相进入塔底形成油浆，经过人字挡板区后的气相温度为380℃，所述油气产物中常压馏程在480℃以下的组分保持气相状态上升到分馏塔1塔盘区，经冷却后常压馏程在360～480℃的组分冷凝，得到回炼油；
135.(2)将步骤(1)得到的油浆与新鲜原料混合，所述新鲜原料为体积比1:1的焦化蜡油和减压馏分油，进料温度为260℃，所述油浆与新鲜原料的体积比为1:40，所述新鲜原料分两路进入分馏塔1，一路与分馏塔1人字挡板11冷凝下来的液相混合后进入分馏塔1塔底，另一路直接通入分馏塔1塔底，所述分馏塔1的塔底温度为340℃，混合后得到的混合原料作
为塔底油采出，经增压后分为两部分，一部分作为催化裂解装置的进料，另一部分先进行换热，所述换热后的温度为300℃，再返回分馏塔1与步骤(1)中的油气产物进行换热，并洗涤油气产物中携带的催化剂粉末，返回分馏塔1的塔底油占塔底油采出总量的比例为50wt％，同时采出的塔底油还连接有紧急外甩流程；
136.(3)将步骤(1)得到的回炼油从分馏塔1的第1层塔盘上采出后分成三部分，所述回炼油的采出温度为320℃，35wt％的回炼油返回催化裂解装置反应回炼，55wt％的回炼油换热降温至温度为210℃返回分馏塔1作为冷却介质从第4层塔盘上加入用于冷凝油气产物，最后一部分回炼油换热降温至温度为90℃后采出作为制针状焦的原料。
137.本实施例中，采用上述方法分馏油气产物，回炼油中360～480℃的组分含量达到95％以上，回炼油中的固含量为5mg/l，回炼油中三环和四环芳烃总量达50wt％，残炭含量为2.5wt％。
138.实施例6：
139.本实施例提供了一种催化裂解过程中的分馏方法，所述分馏方法采用实施例2中的分馏装置进行，包括以下步骤：
140.(1)将催化裂解反应后的油气产物在分馏塔1中进行分馏，所述油气产物在分馏塔1中依次经过人字挡板区和塔盘区，经过人字挡板区冷凝下来的液相进入塔底形成油浆，经过人字挡板区后的气相温度为360℃，所述油气产物中常压馏程在500℃以下的组分保持气相状态上升到分馏塔1塔盘区，经冷却后常压馏程在360～500℃的组分冷凝，得到回炼油；
141.(2)将步骤(1)得到的油浆与新鲜原料混合，所述新鲜原料为常压渣油，进料温度为240℃，所述油浆与新鲜原料的体积比为1:25，所述新鲜原料分两路进入分馏塔1，一路与分馏塔1人字挡板11冷凝下来的液相混合后进入分馏塔1塔底，另一路直接通入分馏塔1塔底，所述分馏塔1的塔底温度为360℃，混合后得到的混合原料作为塔底油采出，经增压后分为两部分，一部分作为催化裂解装置的进料，另一部分先进行换热，所述换热后的温度为310℃，再返回分馏塔1与步骤(1)中的油气产物进行换热，并洗涤油气产物中携带的催化剂粉末，返回分馏塔1的塔底油占塔底油采出总量的比例为65wt％；
142.(3)将步骤(1)得到的回炼油从分馏塔1的第1层塔盘上采出后分成三部分，所述回炼油的采出温度为325℃，40wt％的回炼油返回催化裂解装置反应回炼，45wt％的回炼油换热降温至温度为240℃返回分馏塔1作为冷却介质从第4层塔盘上加入用于冷凝油气产物，最后一部分回炼油换热降温至温度为85℃后采出作为制油系碳纤维的原料。
143.本实施例中，采用上述方法分馏油气产物，回炼油中360～500℃的组分含量达到90％以上，回炼油中的固含量为4mg/l，回炼油中三环和四环芳烃总量达52wt％，残炭含量为3.5wt％。
144.对比例1：
145.本对比例提供了一种催化裂化过程中的分馏装置，所述分馏装置的结构示意图如图2所示，包括分馏塔1、进料单元和塔底油单元，所述进料单元与分馏塔1的下部入口相连，所述分馏塔1的底部出口与塔底油单元相连；
146.所述进料单元包括反应油气进料管线21；所述塔底油单元包括塔底油第一支路管线31、塔底油急冷管线35和塔底油洗涤管线36，所述塔底油第一支路管线31连接至催化裂化装置，所述塔底油急冷管线35连接至分馏塔1的塔底回流口，所述塔底油洗涤管线36连接
至分馏塔1人字挡板上方的洗涤回流口；
147.所述塔底油单元还包括塔底油输送泵30，所述分馏塔1的底部出口与塔底油输送泵30之间设有过滤器5。
148.所述塔底油输送泵30与塔底油急冷管线35、塔底油洗涤管线36的连接管路上依次设有塔底油第一换热器341和塔底油第二换热器342，再分为塔底油急冷管线35和塔底油洗涤管线36两条管线，其中经过塔底油第一换热器341再直接设置一条循环管线连接至塔底油洗涤管线36。
149.所述塔底油第一换热器341为常规换热器，塔底油第二换热器342为蒸汽发生器。
150.所述塔底油第一换热器341和塔底油第二换热器342之后还设有一条油浆外送管线，所述油浆外送管线上设有外送油浆泵6和外送油浆冷却器7。
151.对比例2：
152.本对比例提供了一种催化裂化过程中的分馏方法，所述方法采用对比例1中的分馏装置进行，所述方法采用传统的分馏方法，未提高人字挡板上方的气相温度，480℃以下的组分冷凝后进入油浆中，仍采用油浆作为制针状焦的原料。
153.本对比例中，采用上述方法分馏油气产物，油浆的固含量为3000mg/l、残炭含量为7.5wt％，三环和四环芳烃总量达47wt％，油浆外送后，需要进一步进行脱固和脱残炭处理以满足针状焦原料的要求。
154.综合上述实施例和对比例可以看出，本发明通过对分馏装置及工艺进行改进，提高分馏塔人字挡板上部气相温度，使适合用于制备针状焦的富含三环、四环芳烃的组分进入回炼油中，从源头上解决传统以油浆为原料时存在的灰分和残炭的问题，无需进行预处理，有助于简化装置及工艺，降低生产成本；本发明中适合用于制备针状焦的组分进入回炼油后，固体颗粒和残炭仍位于油浆中，基本不会进入回炼油，回炼油固含量可控制在10mg/l以内，灰分含量降至2mg/l左右，残炭含量降至4wt％以内，降低了回炼油后续利用的难度，可以满足针状焦、石油碳纤维、船用燃料油调和对原料的要求；本发明采用新鲜原料来稀释油浆，使得油浆中的烯烃以及其他容易结焦的物质得以分散，并大幅度降低催化剂粉末的含量，可有效避免分馏塔底容易结焦的问题，保证分馏塔长周期稳定运行，并实现重质油浆的全回炼；所述分馏装置结构改动较少，但提升效果显著，成本较低，适用范围广。
155.申请人声明，本发明通过上述实施例来说明本发明的详细装置与方法，但本发明并不局限于上述详细装置与方法，即不意味着本发明必须依赖上述详细装置与方法才能实施。所属技术领域的技术人员应该明了，对本发明的任何改进，对本发明装置的等效替换及辅助装置的添加、具体方式的选择等，均落在本发明的保护范围和公开范围之内。

技术特征：
1.一种催化裂化或催化裂解过程中的分馏装置，其特征在于，所述分馏装置包括分馏塔、进料单元、塔底油单元和回炼油单元，所述进料单元与分馏塔的下部入口相连，所述分馏塔的底部出口与塔底油单元相连，所述分馏塔的中部出口与回炼油单元相连；所述进料单元包括反应油气进料管线和新鲜原料进料管线；所述塔底油单元包括塔底油第一支路管线和塔底油第二支路管线，所述塔底油第一支路管线连接至催化裂化装置或催化裂解装置，所述塔底油第二支路管线连接至分馏塔的塔底油回流口；所述回炼油单元包括回炼油储存设备、回炼油第一支路管线、回炼油第二支路管线和回炼油第三支路管线，所述回炼油储存设备分出的支路管线中，所述回炼油第一支路管线连接至催化裂化装置或催化裂解装置，所述回炼油第二支路管线连接至分馏塔的回炼油回流口，所述回炼油第三支路管线为制针状焦原料采出管线。2.根据权利要求1所述的分馏装置，其特征在于，所述分馏塔内下部设有人字挡板，中上部设有塔盘；优选地，所述分馏塔的塔盘层数为26～32层；优选地，所述回炼油单元连接的区域包括第1～5层塔盘；优选地，抽出回炼油的塔盘上设有升气式抽出斗；优选地，所述进料单元中的反应油气进料管线连接到分馏塔的入口位于人字挡板的下方；优选地，所述新鲜原料进料管线分为两支，一支连接至分馏塔塔底，另一支连接至分馏塔塔底上方，其入口位于反应油气进料管线入口的下方。3.根据权利要求1或2所述的分馏装置，其特征在于，所述塔底油单元还包括塔底油输送泵，所述分馏塔的底部出口与塔底油输送泵的入口相连，所述塔底油输送泵的出口连接塔底油支路管线；优选地，所述塔底油第二支路管线上设有塔底油换热器；优选地，所述塔底油换热器主要为冷却器，所述冷却器包括蒸汽发生器或换热器；优选地，所述塔底油第二支路管线连接的塔底油回流口位于人字挡板和塔盘之间；优选地，所述塔底油单元还包括塔底油第三支路管线，所述第三支路管线连接至紧急外甩单元。4.根据权利要求1-3任一项所述的分馏装置，其特征在于，所述分馏塔的中部出口通过回炼油抽出管线与回炼油储存设备相连；优选地，所述回炼油单元还包括回炼油输送泵，所述回炼油储存设备的出口与回炼油输送泵的入口相连，所述回炼油输送泵的出口连接回炼油支路管线；优选地，所述回炼油支路管线中设有回炼油换热器，所述回炼油第一支路管线不经过回炼油换热器，所述回炼油第三支路管线经过回炼油换热器；优选地，所述回炼油第二支路管线再分为两条支路，一条经过回炼油换热器，另一条不经过回炼油换热器，经过回炼油换热器的支路管线连接至分馏塔的回炼油冷回流口，不经过回炼油换热器的支路管线连接至分馏塔的回炼油热回流口；优选地，所述回炼油第三支路管线上还设有制针状焦原料换热器。5.一种催化裂化或催化裂解过程中的分馏方法，其特征在于，所述分馏方法采用权利要求1-4任一项所述的分馏装置进行，包括以下步骤：
(1)将催化裂化反应或催化裂解反应后的油气产物在分馏塔中进行分馏，得到油浆和回炼油；(2)将步骤(1)得到的油浆与新鲜原料混合后分成至少两部分，一部分作为催化裂化装置或催化裂解装置的进料，另一部分返回分馏塔与步骤(1)中的油气产物进行换热与洗涤；(3)将步骤(1)得到的回炼油采出后分成三部分，一部分返回催化裂化装置或催化裂解装置反应回炼，另一部分返回分馏塔作为冷却介质冷凝油气产物，最后一部分采出作为制针状焦的原料。6.根据权利要求5所述的分馏方法，其特征在于，所述催化裂化反应在催化裂化装置内进行，优选为流化催化裂化装置；优选地，所述催化裂解反应在催化裂解装置内进行；优选地，步骤(1)所述油气产物的组成包括干气、液化气、汽油、柴油、回炼油和油浆；优选地，步骤(1)所述油气产物在分馏塔中依次经过人字挡板区和塔盘区；优选地，经过人字挡板区冷凝下来的液相进入塔底形成油浆；优选地，经过人字挡板区后的气相温度为300～420℃，优选为340～400℃；优选地，步骤(1)所述油气产物中常压馏程在500℃以下的组分保持气相状态上升到分馏塔塔盘区，经冷却后常压馏程在350℃以上的组分冷凝，得到回炼油。7.根据权利要求5或6所述的分馏方法，其特征在于，步骤(2)所述新鲜原料包括加氢裂化尾油、焦化蜡油、减压馏分油、常压渣油或减压渣油中任意一种或至少两种的组合；优选地，步骤(2)所述新鲜原料的进料温度为180～260℃；优选地，步骤(2)所述油浆与新鲜原料的体积比为1:20～1:50；优选地，步骤(2)所述分馏塔的塔底温度为330～370℃，优选为330～350℃；优选地，步骤(2)所述新鲜原料分两路进入分馏塔，一路与分馏塔人字挡板冷凝下来的液相混合后进入分馏塔塔底，另一路直接通入分馏塔塔底；优选地，步骤(2)所述混合后得到的混合原料作为塔底油采出，经增压后分为三部分，其中最后一部分紧急外甩；优选地，步骤(2)返回分馏塔的塔底油占塔底油采出总量的比例为30～70wt％；优选地，步骤(2)返回分馏塔的这一部分塔底油先进行换热，再返回分馏塔，所述换热后的温度为280～330℃；优选地，步骤(2)返回分馏塔的塔底油与油气产物在人字挡板处换热，并洗涤油气产物中携带的催化剂粉末。8.根据权利要求5-7任一项所述的分馏方法，其特征在于，步骤(3)所述回炼油从分馏塔的塔盘区采出；优选地，所述回炼油从自下而上的第1层或第2层塔盘上抽出；优选地，步骤(3)所述回炼油为油气产物中常压馏程不小于350℃的组分，所述回炼油中芳烃含量小于40％时，20～50wt％的回炼油返回反应装置进行回炼，所述回炼油中芳烃含量不小于40％时，回炼油不返回反应装置回炼；优选地，步骤(3)所述回炼油的采出温度为300～350℃，优选为300～330℃。9.根据权利要求5-8任一项所述的分馏方法，其特征在于，步骤(3)所述回炼油中除用于反应回炼的部分，其他部分的回炼油换热降温后分为两部分，换热降温后的温度为200℃
～250℃；优选地，作为制针状焦原料采出的回炼油继续换热降温至70～90℃采出；优选地，返回分馏塔的回炼油占回炼油总量的30～70wt％，作为制针状焦原料采出的回炼油占比10～20wt％；优选地，返回分离塔的回炼油从第4层或第5层塔盘上加入；优选地，所述回炼油从第2层塔盘上采出时，返回分馏塔的回炼油分出未经换热降温的一部分从第1层塔盘上返回；优选地，返回第1层塔盘上的回炼油占返回分馏塔的回炼油总量的10～30wt％。10.根据权利要求1-4任一项所述的分馏装置的用途，其特征在于，所述分馏装置中采出的回炼油作为生产针状焦的原料；优选地，所述分馏装置采出的回炼油还用于生产油系碳纤维和/或用于调和船用燃料油。

技术总结
本发明提供了一种催化裂化或催化裂解过程中的分馏装置、方法及用途，所述分馏装置包括分馏塔、进料单元、塔底油单元和回炼油单元；进料单元包括反应油气进料管线和新鲜原料进料管线；塔底油单元包括塔底油第一、第二支路管线；回炼油单元包括回炼油储存设备、回炼油第一、第二和第三支路管线，三条支路管线分别连接反应装置、分馏塔及作为制针状焦原料采出管线。本发明通过对分馏装置及工艺的改进，提高人字挡板上部气相温度，使适合用于制备针状焦的组分进入回炼油中，从源头上解决以油浆为原料时存在的灰分和残炭的问题，有助于简化装置及工艺，降低成本；采用新鲜原料来稀释油浆，可避免分馏塔底易结焦的问题，保证分馏塔长周期稳定运行。期稳定运行。期稳定运行。


技术研发人员：蔡烈奎 裴晓光 侯利国 牛毓
受保护的技术使用者：中海石油炼化有限责任公司 中海油化工与新材料科学研究院（北京）有限公司 中海油（青岛）重质油加工工程技术研究中心有限公司
技术研发日：2023.06.13
技术公布日：2023/9/6