CN100393845C - 三段式石油烃类原料催化转化方法及装置 - Google Patents

Abstract

三段式石油烃类原料的催化转化方法及反应器，属于石油烃类催化转化工艺技术领域。该方法使原料油、回炼油、汽油分开反应，互不干扰；重油反应器催化裂化反应区使用再生催化剂，改质反应区补充参加过汽油反应后的低温催化剂，形成第二反应区；汽油反应完成后分离出的催化剂送入重油反应第二反应区，继续利用；汽油反应和回炼油裂化反应采用再生催化剂降温方案，实现高剂油比工况。本发明的反应装置为重油反应部分和并列、又相互连通的汽油反应部分组成的复合反应装置。利用本发明的方法和反应装置，既实现了不同原料的分炼，也使汽油与重油反应相互协调、优势互补；既提高了反应效率，也改善了产品质量。

Description

三段式石油烃类原料催化转化方法及装置

技术领域

本发明属于石油烃类催化转化工艺装置技术领域，特别涉及一种转化率高的、生产低烯烃、低硫含量汽油的石油烃类原料生产清洁燃料油的三段式石油烃类原料催化转化方法及装置。

背景技术

流化催化裂化工艺过程已历经六十年的发展，取得了巨大的成就和技术进步。社会发展使得对该工艺要求不断提高，特别是在环保方面，对催化裂化工艺过程提出了新的挑战，即不仅要实现经济效益还要满足环保的要求。发达国家汽油标准要求，烯烃在18％(重)以下，硫含量在100PPM以下。中国的汽油85％来自催化裂化，而目前催化裂化装置生产的汽油烯烃含量大多在45％～55(v)％。生产清洁汽油成为催化裂化装置亟需解决的课题之一。

为使催化裂化工艺能够生产清洁汽油，在工程上采取了两条路线：其一，采用多反应区单提升管反应器，通过在不同反应区控制不同的反应条件，改进汽油质量。单提升管反应器技术又可以分为两种方案：一是从工艺角度对进料流程调整改进，二是从设备角度对提升管结构改进。USP5043522和USP5846403提出了在原重油提升管内，使劣质汽油回炼的方法，使高烯烃、高硫汽油在提升管底部(原料油前)进入提升管反应器回炼，先与高温高活性的再生剂接触。CN1100115C提出了把汽油引入原料油提升管底部流化床回炼加工的方法，经过二次反应，可使烯烃降低。中国专利申请03126217.1则提出了在单提升管催化裂化装置反应器后部沉降器内回炼汽油的方法。石油化工科学研究院开发的MGD技术，也是在单提升管反应器上游回炼汽油以降低烯烃和多产柴油。上述技术方案均是使高烯烃含量的汽油再次进入原有催化装置反应，达到降烯烃的效果，装置基本不需改动，只是在原反应系统不同位置进行回炼。CN1081222C则公布了对单提升管反应器采用多段供再生催化剂的方案，原料油先在提升管下部与再生剂反应，在提升管中部或上部注入低温的再生催化剂，降低后续反应温度，且增加催化剂活性，达到降烯烃的效果。中国专利申请99105904.2、99105905.0、99109196.5、99109193.0号则是通过对单提升管设备结构改进实现降烯烃的目的。上述技术方案在提升管的中部设置流化床反应段并降温，形成不同反应区；通过增加低温反应区反应时间来实现降烯烃效果。因此，采用单提升管生产清洁燃料的方案都是通过使提升管内形成多个不同反应条件的反应区实现的。其二，采用多提升管系统反应器，为汽油单独提供一套反应系统进行二次转化。中国专利申请02139064.9、02139065.7、03126213.9号提供了除原重油反应器外、另外单独建一反应系统回炼汽油的方法。该方法中，催化裂化装置中原提升管反应器不动，并行的另建一个提升管的反应系统，40-70℃左右的高烯烃汽油经喷嘴进入该汽油提升管进行二次反应。汽油提升管反应系统与原料油提升管反应系统形式相同，由再生剂供给管路、催化剂控制阀门、提升管、反应沉降器组成，反应后的催化剂一般进入原料油再生器。汽油反应沉降器可以另建，也可以与原料油共用。这种方法可以使汽油烯烃降至20％(v)以下。

多提升管方案的另一形式是为回炼油设计的。随着对反应过程基理研究的深入，发现重质原料油中不同馏分在催化剂环境下汽化、裂化过程各不相同，且在共同的环境下还会相互干扰。首先裂化反应主要发生在提升管下部五分之一至四分之一的区域内，催化剂的活性在后部的大部分区域一般也只有原来的50％；其次，循环油浆较其它馏分更易于汽化和被催化剂吸附，很快使催化剂活性中心失活，影响了其他馏分的裂化；而汽油馏分在其他油气成分的影响下，又形成较高的烯烃含量。据此，提出了按馏分设计反应条件的设计思路。中国专利CN1438296A，CN1526794A提出了设计三个提升管分别用于原料油、回炼油和汽油反应的方法。由于三套反应系统基本是常规过程的重复设置，不能将各反应条件互用，且过于复杂。

采用单提升管反应器的优点是装置简单，改动小，投资少。但因汽油反应与重油反应共用一个反应器，操作条件相互制约，无法做到既有利于重油，又有利于汽油，产品质量改善程度较小，汽油加工量也较小。而采用多反应系统的方法，几个系统可单独调节，使重油和汽油在各自的反应条件下反应，可以大幅度改善汽油质量。缺点是装置复杂，建设、改造费用高，操作难度较大。

显然，以上两条线路均未能将汽油反应和重油反应形成一个整体考虑。独立系统汽油反应器几乎与重油提升管按同样的方法设计，高度也基本相同，汽油反应后油气进入沉降器(沉降器专设或与重油反应共用)，催化剂则直接进入再生器。汽油反应生焦量很小，反应后催化剂仍有较高的活性，且一般温度较低(降烯烃时一般为400℃-450℃)。现有技术中这些低碳、低温、高活性的催化剂未能利用，而是直接进入了再生器，对再生也不利。已有的回炼油与原料油分开裂化技术中，由于要求的提升管反应器高度只有常规的约一半，需要另建类似再生器的催化剂容器，将再生剂输送到一定高度，才能为反应提升管供剂，催化剂输送能耗也较高。

发明内容

本发明目的在于提供一种既能改进、优化重油反应条件，又使汽油与重油反应相互协调、优势互补的三段式石油烃类原料催化转化方法及装置。

为达上述目的，本发明采用如下技术方案：三段式石油烃类原料催化转化方法，在重油反应器旁并列设置汽油反应器，重油反应器包括下部的由并列设置的原料油提升管、回炼油提升管组成的裂化反应区和上部与之串联设置的改质反应区，使汽油反应油气和汽油催化剂进入重油反应器第二反应区，经气固分离后汽油油气直接引出重油反应器、催化剂参与重油改质反应。

经过裂化反应的原料油气和回炼油气混合后与催化剂一起进入第二反应区，与来自汽油反应器的催化剂接触继续转化，进行改质反应；最后重油反应油气与催化剂一起流出反应器。

三段式石油烃类原料催化转化装置，包括重油反应器和与之并列设置的汽油反应器，重油反应器由下部的裂化反应段、中部的混合段和上部的改质反应段串联组成，裂化反应段包括并列设置的原料油提升管和回炼油提升管，改质反应段内设有汽油气固分离器，其上端连接汽油升气管、下端连接汽油催化剂降剂管，汽油反应器油气和催化剂引出管与汽油气固分离器入口连接。

回炼油提升管设置在原料油提升管内部，两者共用一个再生立管和再生滑阀。

汽油反应器和重油反应器回炼油提升管底部设有催化剂降温器。

汽油反应器和重油反应器回炼油提升管底部的催化剂降温器为传热面换热形式的催化剂冷却器，其内设有换热管。

重油反应器改质反应段横截面积为催化裂化段原料油提升管的3～8倍。

本发明中，重油反应器下部为高温的原料油和回炼油裂化反应段(第一反应区)，原料油、回炼油在该区经0.5～1.2秒左右的反应后，向上进入重油改质反应段(第二反应区)与从汽油反应器引入的的低温、高活性的催化剂接触，进行二次反应，该区的反应时间2.0～6秒。

本发明通过把重油催化裂化转化反应器和汽油反应器组合成一个复合的催化转化反应装置，把汽油反应后的已降温、仍有较高活性的催化剂用于重油反应，使重油第二反应区在高活性催化剂环境下进行，可提高改质效果，改善产品质量，特别是降低重油反应生成汽油的烯烃含量。汽油反应油气在反应区不与重质油物流混合，不受重油的影响。这样各反应物流互不影响，可保证各自的反应条件，也使重油反应形成催化剂流量和性质均不相同的两个反应区。

本发明同时也实现了原料油和回炼油分开裂化，优化了各自的反应条件，可以提高重油反应产品收率。

以生产汽、柴油为主要目的时，反应条件为：

原料油和回炼油裂化提升管的反应温度控制在500-530℃，重油第二反应区温度控制在485-520℃。汽油反应器3的反应温度控制在380～450℃。

以生产液化气或化工原料为主要目的时，反应条件为：

原料油和回炼油裂化提升管反应温度控制在530-580℃，重油第二反应区温度控制在520-560℃。汽油反应器反应温度控制在460-550℃。

由于提高了活性、降低了温度，第二反应区可增加转化率，提高产品收率，且直接改善重油原始裂化产品的质量，特别是降低原料油裂化反应生成汽油的烯烃含量。本发明既实现了汽油与原料油、回炼油的单独转化，又实现了催化剂共用，有分有合，还形成了复合反应装置。本发明工程装置简单，对常规装置改动工程量较小。

使用本发明的方法和反应器，重油反应可提高收率1～2％，可直接生产烯烃含量小于35％(v)的汽油；汽油反应部分可使汽油烯烃含量降至18％(v)以下，可以生产丙烯等化工产品。装置能耗可降低10％。

附图说明

图1为实施例1中装置结构示意图；

图2为本发明实施例2中装置结构示意图。

具体实施方式

实施例1、三段式石油烃类原料催化转化装置，包括重油反应器100和与之并列设置的汽油反应器200，重油反应器100由下部的裂化反应段、中部的混合段4和上部的改质反应段5串联组成，裂化反应段包括并列设置的原料油提升管1和回炼油提升管2，改质反应段5内设有汽油气固分离器52，其上端连接汽油升气管53、下端连接汽油催化剂降剂管51，汽油反应器油气和催化剂引出管34通过重油反应器100改质反应段侧壁开口56与汽油气固分离器52入口连接。原料油提升管反应器1和回炼油提升管2并列设置在重油反应器100下部。汽油反应器200、重油反应器回炼油提升管2底部分别设有催化剂降温器31、21。降温器21、31内设换热管，用水作冷却介质。

来自再生器7的再生催化剂经立管72A(B)，滑阀74、74B和催化剂入口管15、25分别进入原料油提升管1、回炼油提升管2的底部，在预提升介质12、22作用下，向上流动；原料油13和回炼油23分别经喷嘴雾化后进入各自的提升管，与催化剂接触进行催化裂化反应；两提升管裂化后的反应物流在混合段4合并，并相互混合；然后向上进入改质反应段(第二反应区)5，与来自汽油反应的催化剂接触，进行二次转化；重油第二反应区的反应温度由从混合段下部侧壁引入的降温介质42控制。重油反应油气与催化剂一起，从出口管54离开重油反应器，进入沉降器6，催化剂被气固分离器62分出，在汽提段8内汽提后，经待生立管81送入再生器再生，油气则经管线61送出装置。再生器7内的部分催化剂经立管72c、滑阀74C、催化剂入口管35进入汽油反应器3底部的降温器31，使温度降低后，被预提升介质32向上输送，与汽油33接触进行汽油改质反应；反应后的物流进入重油第二反应段内的气固分离器52，分离出催化剂，使反应终止；油气从升气管53送出反应器；汽油反应后的催化剂则经降剂管51送入重油第二反应段底部，参与重油反应。73为外取热器。

原料油进料温度200℃，回炼油350℃，汽油40℃。原料油裂化反应温度520℃，回炼油裂化反应温度515℃，重油第二反应段温度498℃，汽油反应温度420℃。原料油催化裂化段反应时间0.8秒，回炼油裂化反应时间1.2秒，汽油反应时间3秒，重油第二反应段反应时间3.0秒。

与常规催化裂化技术相比，重油反应液体产品收率提高1.5％，重油反应直接生产汽油烯烃含量降低20个百分点；汽油反应后，汽油烯烃含量降至15％(v)。

实施例2、本实施例中，在重油反应器100的催化裂化反应段，回炼油提升管2设置在原料油提升管1内部，两者共用一个再生立管72A和再生滑阀74A，回炼油23在底部进入。其他同实施例1。

Claims (7)

1.三段式石油烃类原料催化转化方法，其特征在于，在重油反应器旁并列设置汽油反应器，重油反应器包括下部的由并列设置的原料油提升管、回炼油提升管组成的裂化反应区和上部与之串联设置的改质反应区，使汽油反应油气和汽油催化剂进入重油反应器第二反应区，经气固分离后汽油油气直接引出重质油反应器、催化剂参与重质油改质反应。

2.如权利要求1所述的方法，其特征在于，经过裂化反应的原料油气和回炼油气混合后与催化剂一起进入第二反应区，与来自汽油反应器的催化剂接触继续转化，进行改质反应；最后重质油反应油气与催化剂一起流出反应器。

3.三段式石油烃类原料催化转化装置，其特征在于，包括重油反应器和与之并列设置的汽油反应器，重油反应器由下部的裂化反应段、中部的混合段和上部的改质反应段串联组成，裂化反应段包括并列设置的原料油提升管和回炼油提升管，改质反应段内设有汽油气固分离器，其上端连接汽油升气管、下端连接汽油催化剂降剂管，汽油反应器油气和催化剂引出管与汽油气固分离器入口连接。

4.如权利要求3所述的装置，其特征在于，回炼油提升管设置在原料油提升管内部，两者共用一个再生立管和再生滑阀。

5.如权利要求3或4所述的装置，其特征在于，汽油反应器和重油反应器回炼油提升管底部设有催化剂降温器。

6.如权利要求5所述的装置，其特征在于，汽油反应器和重油反应器回炼油提升管底部的催化剂降温器为传热面换热形式的催化剂冷却器，其内设有换热管。

7.如权利要求6所述的装置，其特征在于，重油反应器改质反应段横截面积为催化裂化段原料油提升管的3～8倍。

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