CN100409936C - 石油烃催化裂化反应器 - Google Patents

Abstract

一种石油烃催化裂化反应器，包括进料喷嘴和与进料喷嘴固定连接且相连通的提升管反应器，所述进料喷嘴的中心轴线与提升管反应器的中心轴线所形成的夹角90°＜α＜180°。该反应器可提高烃类原料的雾化程度、使催化剂粒子流与烃类原料瞬时均匀接触，从而改善产品分布和产品性质。

Description

石油烃催化裂化反应器

技术领域

本发明属于在不存在氢的情况下石油烃的催化裂化设备，更具体地说，是一种石油烃催化裂化反应器。

背景技术

在催化裂化过程中，重质大分子石油烃类被裂化为小分子石油烃类。通常情况下，经过预热的烃类原料经过雾化后喷入到一个或多个反应区中，在其中与流化态催化剂粒子流接触并气化成油气，随后油气分子在催化剂的作用下发生裂化反应。反应过程中，焦炭作为反应产物之一逐渐在催化剂粒子表面沉积使催化剂逐渐失去活性，含炭催化剂在汽提掉油气后在再生区的富氧高温环境中烧去焦炭、恢复活性，然后循环返回到反应区，重新与烃类原料进行接触反应。反应产物进入分离系统形成产品或部分回流到反应区。

研究发现，提升管反应区中烃类进料与流化态催化剂粒子流的接触方式对催化裂化反应的性能影响很大。随着催化裂化原料的日益重质化，产品中焦炭和干气等副产品产率逐渐增加。理论上烃类进料与流化态催化剂粒子流的瞬时均匀接触可以减少裂化过程中的副反应，降低焦炭和干气的产率。烃类原料与流化态催化剂粒子流的瞬时均匀接触要求在进料位置的提升管横截面上，烃类原料应该与此截面上的全部催化剂粒子流进行瞬时接触。但要做到瞬时与此截面上全部催化剂接触在实际应用中是不可能的，非瞬时均匀接触的存在在一定程度上影响了反应产物的性质，例如干气和焦炭的产率。

传统的催化裂化喷嘴方向一般与催化剂粒子流的流动方向呈小角度夹角，一般为40°～65°，烃类进料液滴具有的相上的运动线速为13～27m/s之间，并与催化剂粒子沿提升管平行向上运动。而催化剂粒子流在进入进料区之前，其向上运动的速度一般为10～15m/s。上述两者之间的速度差导致二者之间的相对运动速度很小，从而互相接触需要一定的时间，所以在这种情况下不可能做到瞬时均匀接触。

烃类进料的充分雾化可以改善烃类进料与催化剂粒子间的接触效果。烃类进料与催化剂粒子流的均匀接触程度部分取决于烃类进料的液滴大小。当进料液滴足够小时(通常小于100微米)，就可以近似地认为烃类进料在接触催化剂粒子前就被充分雾化了。充分雾化可以增大进料液滴的总表面积，从而增加烃类液滴与催化剂粒子接触的几率，同时促使进料液体进入催化剂粒子表面的孔道内进行催化裂化反应，减少缩合等热反应。US3,547,805披露了通过水蒸汽与烃类原料的混合从而对烃类原料进行雾化的方法。

USP3,152,065描述进料喷嘴由一根特殊设计的套管组成，烃类原料通过套管的外管而水蒸气通过套管的内管，两种介质在套管的末端混合碰撞而进行雾化。类似的US4,523,987、US5,622,677、US4,578,183和US5,318,691等方法或设备通常采用缩径或文丘里效果、涡旋效果、汽液两相混合来促进烃类进料的雾化。这要求烃类液滴在离开喷嘴时具有较高的速度，通常不小于30m/s，而高速度是需要通过增大进料压力来实现。通常情况下，这需要附加的泵或其他设备来提供，从而增加了催化裂化装置的能耗和维护费用。而且，在接触催化剂前就达到完全雾化也存在着缺点，即由于烃类进料的液滴直径变小，其自身动能也随之减小，从而降低了烃类进料在提升管横截面上的穿透力，并不能完全接触到此横截面上流动的所有催化剂粒子。

提高催化剂粒子流的运动速度也可以改善烃类进料液滴与催化剂粒子流间的接触效果。一般情况下通过使用预提升介质加速催化剂在提升管内向上流动的速度，促使催化剂粒子流逐渐加速，接近活塞流的均匀流动效果，使烃类进料能够均匀地喷射在催化剂粒子上；同时预提升技术通过提高催化剂粒子的向上流速，使其在接触烃类进料时保持高动量以撞击未被完全雾化且直径较大的烃类进料液滴。US4,479,870披露了使用气体介质预提升催化剂的方法或设备。然而，催化剂粒子的运动速度必须被限定在催化裂化工艺需要的特定的范围之内。因为催化剂粒子的运动速度也影响到烃类原料在提升管反应器中的停留时间；同时，在实际应用中，催化剂粒子在提升管反应器中的滑落、反混现象也使催化剂粒子流难以达到活塞流流动的理想状态。

烃类进料的喷入方向对固液接触效果也有很大影响。US4,717,467披露了非径向方向喷入烃类进料的方法和设备。US5,554,341、US5,173,175、US3,654,140和US5139748披露了径向喷入烃类进料的方法或设备，一系列喷嘴被布置在提升管管壁的圆周平面上，它们一齐指向提升管的径向中心。这样的技术或设备一方面使烃类进料液滴形成幕帘，增强烃类进料液滴与催化剂粒子流间的接触效果；另一方面也能使未完全雾化、直径较大的烃类进料液滴在提升管中心处撞击，以促使其分裂为直径更小的液滴来达到完全雾化的效果。

进料喷嘴的角度也是影响烃类进料与催化剂粒子流接触效果的影响因素之一。US6,613,290指出烃类原料的喷入角度应与轴向垂直向上方向呈40°～65°，超过65°可能导致烃类原料喷到提升管内壁上。烃类进料的这种喷入角度一方面可以促进油气形成较短的停留时间，另一方面可以防止催化剂粒子的滑落返混，从而防止过裂化反应。然而，烃类原料的喷入方向与流化态催化剂粒子流的流动方向相同或呈小角度也有不利的方面。烃类原料的喷入速度一般在30m/s-120m/s之间，以喷入速度30m/s为例(垂直方向分量为13-23m/s之间)，而催化剂在提升管内烃类进料喷嘴前的线速一般为10-12m/s左右，最大不超过15m/s，二者之间的速度差造成催化剂与烃类进料平行运动较长的时间才能进行完全接触并进行热量传递。US5,139,748披露了烃类原料水平方向或与水平方向呈25°喷入提升管的方法或设备；US6,042,717和US6,627,161披露了烃类原料通过特殊的设备通过若干小雾化喷嘴水平喷入提升管的方法。烃类进料的水平喷入，要尽量避免烃类进料直接喷射到提升管内壁上。US5,139,748在提升管轴心处设置了特殊部件以让烃类原料撞击，从而防止烃类进料直接喷射到提升管内壁上。US6,042,717和US6,627,161采用了特殊结构小喷嘴，以减少烃类进料喷入速度水平方向分量，从而防止烃类进料直接喷射到提升管内壁上。

综上所述，为了改善石油烃原料与催化剂的接触效果，为了得到更为理想的产品分布和产品性质，几十年以来，研究人员在石油烃FCC反应器及其进料方式方面一直进行着不懈的努力。但迄今为止，进料方向与反应器轴向垂直向上方向所呈夹角大于90°的石油烃催化裂化反应器尚未见报道。

发明内容

本发明的目的是在现有技术的基础上提供一种新型的石油烃催化裂化反应器，用以改善石油烃原料与催化剂的接触效果、获得更为理想的产品分布和产品性质。

本发明所提供的石油烃催化裂化反应器，包括进料喷嘴和与进料喷嘴固定连接且相连通的提升管反应器，所述进料喷嘴的中心轴线与提升管反应器的中心轴线所形成的夹角90°＜α＜180°。

与现有技术相比，本发明提供的石油烃FCC反应器采用了有别于现有技术的进料方式，极大的改善了石油烃原料与催化剂颗粒的接触效果。首先，烃类进料注入本发明所述的提升管反应器后，烃类进料小液滴在运动方向上具有垂直向下的分量和水平运动的分量，而催化剂粒子流具有垂直向上的运动的分量，催化剂粒子流与烃类进料液滴主要在提升管轴心处对撞，从而促使烃类进料液滴进一步分裂成直径更小的液滴。同时，烃类进料液滴与催化剂粒子对撞后通过动量交换和热量交换使烃类进料液滴迅速分裂并气化，从而极大的增加了提升管内催化剂粒子与烃类进料接触的机会。由于烃类进料小液滴与催化剂粒子间的对撞作用使烃类进料小液滴分裂成直径更小的液滴，从而增大了烃类进料的总表面积、加速了热量交换过程，使烃类进料液滴的瞬时气化成为可能。

由于采用本发明所述提升管反应器可使烃类进料瞬时高度气化并与催化剂粒子混合，从而实现烃类进料与催化剂粒子的瞬时均匀接触。这种油剂接触效果的改善使得提升管内催化剂与烃类进料的混合段长度的缩短成为可能，因而为降低反应器标高、压缩装置建设投资创造了条件。

附图说明

图1是本发明所述石油烃催化裂化反应器的示意图。

图2是本发明所述反应器进料部位的结构示意图。

图3是本发明所述进料喷嘴的剖面结构示意图。

图4是本发明所述反应器进料部位的俯视截面图。

图5是本发明所述变径提升管反应器的结构示意图。

具体实施方式

本发明所述的石油烃催化裂化反应器包括进料喷嘴和与进料喷嘴固定连接且相连通的提升管反应器。本发明对于进料喷嘴的结构型式没有特殊限制，任何适用于催化裂化或催化转化过程的进料喷嘴均适用于本发明。本发明对于催化裂化或催化转化装置的型式也没有特殊要求，内提升管、外提升管、反再同轴式的FCC装置或在上述装置基础上改进的装置型式等均适用本发明。本发明所述的提升管反应器既可以是常规的FCC提升管反应器，也可以是变径的提升管反应器，其中优选变径的提升管反应器。

本发明所述的进料喷嘴的中心轴线与提升管反应器的中心轴线所形成的夹角90°＜α＜180°，优选110°＜α＜160°，进一步优选130°＜α＜155°。

本发明对设置在提升管反应器上的进料喷嘴的个数以及进料喷嘴的设置位置没有特殊要求。每一层进料喷嘴可设置2-20个，优选4-18个，进一步优选4-16个。

当在提升管反应器上设置2个或2个以上的进料喷嘴时，每一个进料喷嘴的中心轴线与提升管反应器的中心轴线所形成的夹角最好是相等的，以便使进料喷嘴的中心轴线在提升管反应器的中心轴线上汇聚至一点。

在提升管反应器上，本发明所述的石油烃进料喷嘴可以设置在任何需要设置进料喷嘴的位置上，即，可以设置为单层进料喷嘴，也可以设置为多层进料喷嘴。通常情况下，可以根据催化裂化装置原料的特点以及目的产物的要求在提升管反应器上设置1-8层进料喷嘴，优选1-4层，进一步优选1-3层。

本发明所述的变径的提升管反应器具有ZL99105903.4所述的结构特点。所述提升管反应器沿垂直方向从下至上依次为互为同轴的预提升段、第一反应区、直径扩大了的第二反应区、直径缩小了的出口区，在出口区末端可连有一段水平管，以使其与沉降器相连。

所述变径提升管反应器的预提升段、第一反应区、第二反应区、出口区总高度可以依据装置规模而定，例如可以为10-60米。

所述预提升段的直径与常规的等直径提升管反应器相同，例如，可以为0.2-5米，其高度可占反应器总高度的5-20％。其作用是在预提升介质的作用下使再生催化剂向上运动并加速。

所述第一反应区的结构类似于常规的等直径提升管反应器，其直径与预提升段直径大致相同，例如，前者与后者之比可为1-1.2∶1，其高度占反应器总高度的10-30％。

所述第一、二反应区结合部位为圆台形，其纵剖面等腰梯形的顶角α′最好为30-80°。

所述第二反应区的直径大于第一反应区的直径，例如，前者与后者之比可以为1.5-5.0∶1，其高度占反应器总高度的30-60％。

所述第二反应区与出口区结合部位为圆台形，其纵剖面等腰梯形的底角β′可以为45-85°。

所述出口区的结构类似于常规的等直径提升管反应器顶部出口部分，其直径与第一反应区的直径之比可以为0.8-1.5∶1，其高度占反应器总高度的0-20％，也就是说，可以不设置出口区，使第二反应区出口直接与沉降器相连。设置出口区有助于抑制过裂化反应和热裂化反应，提高反应物流的流速。

所述水平管的一端与出口区相连，另一端与沉降器相连；当出口区的高度为0即提升管反应器不设置出口区时，水平管的一端与第二反应区相连，另一端与沉降器相连。水平管的作用是将反应生成的产物与待生催化剂输送至分离系统进行气固分离。其直径由本领域技术人员根据具体情况确定。

下面结合附图进一步说明本发明所提供的石油烃催化裂化反应器的结构和工作方式。

如图1所示，再生后的催化剂经再生管线9循环至提升管反应器7下部的预提升段6，预提升介质3从喷嘴5喷入提升管预提升段6中，带动催化剂粒子加速向上运动。进料喷嘴设置在预提升段的上部，由2-20个沿提升管管壁均匀对称设置的进料喷嘴组成。进料喷嘴的中心轴线与提升管反应器的中心轴线的夹角α＞90°且＜180°，且进料喷嘴的中心轴线交汇至提升管中心轴线上。烃类进料2和雾化蒸汽1经加压后通过进料喷嘴4喷入到提升管内。被充分雾化后的烃类原料与在预提升介质作用下向上流动的催化剂粒子撞击、混合，生成气态的反应油气和催化剂的混合物流，并继续沿提升管向上运动。反应油气在沿提升管7向上运动的过程中，在催化剂的作用下，发生催化裂化反应，同时焦炭逐渐产生并在催化剂粒子表面沉积。油气与催化剂运动到提升管7顶端后经分布器13进入反应器沉降器19。在沉降器19中，油气和催化剂粒子通过一级旋风分离器15和二级旋风分离器16的分离作用，油气进入到集气室17并通过转油线18进入到后续的分离系统中；催化剂粒子在一系列旋风分离器的分离作用下，自旋风分离器料腿14输送至位于沉降器19下部的汽提器11中。汽提蒸汽8经汽提器11底部的分布器10进入到汽提器中，经过人字型挡板12向上流动并同向下流动的催化剂粒子接触，将催化剂粒子所携带的油气汽提掉。经过汽提的催化剂粒子从待生斜管20进入到再生系统内，在含氧气体的作用下烧焦再生，再生后的催化剂返回反应器循环使用。

图2是放大后的本发明所述反应器进料部位的结构示意图。由图中可以看出，进料喷嘴的中心轴线25与提升管反应器的中心轴线23的夹角为α，α＞90°且＜180°。进料喷嘴的中心轴线交汇至提升管中心轴线上。

图3是本发明所述进料喷嘴的剖面结构示意图。该图所示的进料喷嘴的剖面结构是较为常见的FCC进料喷嘴中的一种，仅用来说明本发明，不应理解为对本发明的任何限制。本发明所述的进料喷嘴可以采用该图所示的方式设置在提升管反应器的管壁上。烃类进料由管线39进入到进料喷嘴的混合腔40中；气相介质(通常为水蒸气)由管线38高速喷射到喷嘴的混合腔40中；气相介质所带来的能量将液相烃类进料雾化为较小的液滴，形成气液两相高度混合的具有较高动量的混合物。混合腔40一般设计为文丘里管的结构，即，混合腔的出口处迅速缩径并具有较狭窄的出口43，使气液两相混合物在离开喷嘴时具有很大的动量，使进料液滴充分雾化。

图4是本发明所述反应器进料部位的俯视截面图。该图说明进料喷嘴沿提升管管壁均匀对称的设置方式，进料喷嘴的中心轴线交汇至提升管中心轴线上。

图5是本发明所述变径反应器的结构示意图。如图中所示，该提升管反应器沿垂直方向从下至上依次为互为同轴的预提升段52、与预提升段同直径的第一反应区55、直径扩大了的第二反应区57、直径缩小了的出口区59，在出口区末端有一水平管60。预提升介质经管线51从预提升段52进入，热的再生催化剂经再生斜管53进入预提升段在预提升介质的作用下转向并加速向上流动。预热后的原料油和雾化蒸汽经管线54从预提升段进入，与热催化剂混合后进入第一反应区55内，在一定的条件下进行FCC反应。反应物流与来自管线56的冷激剂或另外的反应物流混合后进入第一、二反应区的结合部位，进行二次反应。如果管线56中的物流是冷激剂，其作用为降低第二反应区的温度，有利于二次反应中一些反应；如果管线56中的物流是另外的反应物流，该物流可以在第二反应区中进行反应。来自管线58的冷激剂，从第二反应区与出口区结合部位进入，与反应物流混合，进入出口区59，反应物流最后经水平管60流出。

下面的实施例将对本发明提供的FCC反应器予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。

实施例1

本实施例说明：采用本发明可使催化剂粒子与烃类原料瞬时均匀接触，从而改善产品分布。

在如图1所示的催化裂化中型装置上进行试验。主要试验步骤如下：预提升蒸汽从提升管反应器的底部注入，原料A(其性质如表1所示)经喷嘴4注入提升管反应器中。喷嘴4的中心轴线与提升管反应器的中心轴线所形成的夹角为135°。原料油与再生后的催化剂MLC-500(其性质如表2所示)接触、反应，生成的油气和反应后的催化剂向上进入沉降器；分离反应油气和反应后的催化剂，反应油气送入后续分离系统，进一步分离为各种产品；而反应后的催化剂经汽提后送入再生器烧焦再生；再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用。

对比例1

为了说明本发明的实施效果，在对比例1中采用与实施例1相同的原料油和催化剂以及相同的反应条件进行对比试验。该对比试验所采用的烃油进料喷嘴的中心轴线与提升管反应器的中心轴线的夹角为45°。主要操作条件和试验结果见表3。由表3可以看出，采用本发明后，轻石脑油、液化气的产率较对比例1有大幅度的提高，分别增加了2.9重％和2.3重％，重油减少了2.8重％。

实施例2

本实施例说明：采用本发明可使催化剂粒子与烃类原料瞬时均匀接触，从而改善产品分布。

采用如图5所示的变径提升管的催化裂化中型装置上进行试验。主要试验步骤如下：预提升蒸汽从提升管反应器底部的预提升段注入，原料A(其性质如表1所示)经喷嘴54注入第一反应区。喷嘴54的中心轴线与提升管反应器的中心轴线所形成的夹角为155°。原料油与再生后的催化剂MLC-500(其性质如表2所示)接触、反应，生成的油气和反应后的催化剂向上流动，经直径扩大了的第二反应区、出口区及水平管进入沉降器；分离反应油气和反应后的催化剂，反应油气送入后续分离系统，进一步分离为各种产品；而反应后的催化剂经汽提后送入再生器烧焦再生；再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用。

对比例2

采用US6,613,290所述方法，并利用实施例1中所述的石油烃原料和催化剂进行试验所得到的结果。主要操作条件和产品分布情况参见表4。由表4可以看出，本发明的轻石脑油和液化气的产率比US6,613,290所述方法有大幅度的提高，分别增加了3.7重％和1.0重％，重油减少了2.5重％。因此，本发明所带来的经济效益将是非常显著的。

表1

原料油名称	A
		密度，g/cm<sup>3</sup>	0.8764
运动粘度，mm<sup>2</sup>/s 80℃	20.39
		100℃	12.06
凝点，℃	＞50
		元素组成，重％
C	86.70
		H	13.48
S	0.13
		N	0.13
族组成，重％
		饱和烃	75.0
芳烃	19.8
		胶质	5.2
沥青质	＜0.1
		馏程，℃
初馏点	246
		5％	402
10％	430
		30％	482
50％	519
		70％	573(75.2％)
馏出体积(350℃)，％	1.5
		馏出体积(500℃)，％	39.4
液温＞400℃，％	61.6(538℃)

表2

催化剂	MLC-500*
		化学组成，重％
Al<sub>2</sub>O<sub>3</sub>	44.7
		Fe<sub>2</sub>O<sub>3</sub>	0.38
物理性质
		比表面积，m2/g	203
孔体积，cm<sup>3</sup>/g	2.14
		表观密度，g/cm<sup>3</sup>	0.7921
筛分组成，％
		0～40微米	8.5
0～80微米	66.3
		0～110微米	87.2
0～150微米	95.9

*MLC-500为商品牌号，由中国石化齐鲁催化剂厂工业生产，MA＝60。

表3

	对比例1	实施例1
			喷嘴中心轴线与提升管中心轴线的夹角	45°	135°
反应温度，℃	510	510
			反应时间，秒	4	4
剂油比	6	6
			反应压力，千帕	180	180
物料平衡，重％
			干气	3.2	3.8
液化气	12.5	14.8
			轻石脑油	30.3	33.2
重石脑油	10.8	10.4
			柴油	17.2	14.8
重油	19.7	16.9
			焦炭	6.3	6.1
转化率，重％	63.1	68.1

表4

	对比例2	实施例2
			喷嘴中心轴线与提升管中心轴线的夹角	/	155°
反应温度，℃	520	520
			反应时间，秒	5	5
剂油比	6	6
			反应压力，千帕	200	200
物料平衡，重％
			干气	3.6	3.7
液化气	13.1	14.1
			轻石脑油	29.3	33.0
重石脑油	11.8	10.4
			柴油	16.6	15.3
重油	18.8	16.3
			焦炭	6.8	7.2
转化率，重％	64.6	68.4

Claims (13)

1. 一种石油烃催化裂化反应器，包括进料喷嘴和与进料喷嘴固定连接且相连通的提升管反应器，所述进料喷嘴的中心轴线与提升管反应器的中心轴线所形成的夹角90°＜α＜180°，所述提升管反应器为变径的提升管反应器。

2. 按照权利要求1的反应器，其特征在于所述进料喷嘴的中心轴线与提升管反应器的中心轴线所形成的夹角110°＜α＜160°。

3. 按照权利要求2的反应器，其特征在于所述进料喷嘴的中心轴线与提升管反应器的中心轴线所形成的夹角130°＜α＜155°。

4. 按照权利要求1的反应器，其特征在于在提升管反应器上设置所述进料喷嘴1-8层。

5. 按照权利要求4的反应器，其特征在于在提升管反应器上设置所述进料喷嘴1-5层。

6. 按照权利要求5的反应器，其特征在于在提升管反应器上设置所述进料喷嘴1-3层。

7. 按照权利要求4-6中之一的反应器，其特征在于所述每层设置进料喷嘴2-20个。

8. 按照权利要求7的反应器，其特征在于所述每层设置进料喷嘴4-18个。

9. 按照权利要求8的反应器，其特征在于所述每层设置进料喷4-16个。

10. 按照权利要求1的反应器，其特征在于所述变径的提升管反应器沿垂直方向从下至上依次设置预提升段、第一反应区、直径扩大了的第二反应区。

11. 按照权利要求10的反应器，其特征在于所述进料喷嘴沿与提升管反应器中心轴线相垂直的预提升段上部的横截面的外沿均匀对称设置。

12. 按照权利要求11的反应器，其特征在于所述变径提升管反应器第二反应区下游设置与沉降器相连通的直径缩小了的出口区。

13. 按照权利要求11的反应器，其特征在于所述变径提升管反应器第二反应区下游设置直径缩小了的出口区，在出口区末端设置一段水平管，以使出口区与沉降器相连。

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