CN101705109B

CN101705109B - 一种重油催化裂化方法及装置

Info

Publication number: CN101705109B
Application number: CN 200910016092
Authority: CN
Inventors: 郭秀学; 周彬广; 袁涛; 姚若纳
Original assignee: SHANDONG JINCHENG HEAVY OIL CHEMICAL CO Ltd
Current assignee: SHANDONG JINCHENG HEAVY OIL CHEMICAL CO Ltd
Priority date: 2009-07-07
Filing date: 2009-07-07
Publication date: 2013-01-16
Anticipated expiration: 2029-07-07
Also published as: CN101705109A

Abstract

一种重油催化裂化方法及装置，本发明属于重油催化领域，其特征在于，包括如下步骤：在一个包括预提升段、第一反应区、第二反应区的反应器中，使用冷却后的再生催化剂，在预提升介质的作用下向上流动进入第一反应区；在第一反应区的下部与催化原料接触反应；所形成的油剂混合物进入第二反应区，并在第二反应区中继续充分接触反应，第二反应区使用急冷剂控制反应温度；从第二反应区出来的油剂混合物经反应器出口缩颈段进入沉降器进行气固分离，反应后的带碳催化剂进入沉降器的汽提段汽提，汽提后的带碳催化剂去再生器再生；再生后恢复活性的催化剂沿再生斜管进入外取热器，经降温的再生剂进入提升管循环使用，分离带碳催化剂的反应油气送至后续产品分离系统。本发明解决了汽油质量升级的问题，并且能够提高掺渣比和轻油收率，同时降低干气和焦炭产率。

Description

一种重油催化裂化方法及装置

技术领域

本发明属于重油催化领域，特别涉及一种利用重油为原料的催化裂化方法及装置。

背景技术

随着近几年来国民经济的迅速发展，国内汽车的保有量一直保持着较高的增长态势。汽车的大量使用，在给人们的生活带来舒适和便捷的同时，也对大气造成了严重的污染。从2010年1月1日起，车用汽油标准必须达到国III排放标准，要求汽油烯烃含量低于30φ％、芳烃含量低于42φ％。而我国成品汽油中催化裂化汽油占80m％以上，催化裂化汽油中的烯烃含量为40～65φ％，使得成品汽油中的烯烃含量明显高于汽油新规格指标。因此，降低催化裂化汽油中的烯烃含量，从而提高汽油产品质量是催化裂化工艺面临的紧迫而艰巨的研究课题。

由于催化原料的重质化，造成原料残炭值高，使焦炭产率上升，烧焦放出热量多于系统所需热量，造成热量过剩。因此，重油催化裂化装置必须安装高效的取热设施，取出过剩热量，才能够维持两器热量平衡。现有取热设施由于受再生温度(烧焦温度)、剂油比(再生后的催化剂与反应原料油质量之比)、受装置热平衡的限制而互相影响，若增加取热器的取热负荷，降低再生温度，其后果是降低了烧焦速率和烧焦效率，再生剂(再生后的催化剂)含炭量升高，活性下降，重质原料转化深度下降。为保证高剂油比和合适的烧焦温度，现行的重油催化裂化装置普遍采用降低原料预热温度的方法，但这对重质原料的雾化非常不利。如果采用较高的原料预热温度和再生温度，剂油比将减小。所以现有的取热技术使再生温度、剂油比、原料预热温度在操作上只能采用“二高一低”的方案。

公告号为CN1288933的中国专利公开了一种重油催化裂化再生剂输送管路取热方法，通过在再生剂输送管路上安装取热设施，降低再生剂去提升管反应器的温度，可提高装置的掺渣比，提高转化率和轻油收率，改善产品分布，但与提升管反应器结构对关联并对提高产品质量，主要是降低汽油烯烃含量，提高丙烯出率的效果没有说明。

《降低干气和焦炭产率的MIP工艺研究》(许友好、龚剑洪、张久顺、龙军《石油炼制与化工》第38卷第10期2007年10月)、《多产清洁汽油和丙烯的FCC新工艺MIP-CGP的应用》(韩文栋、黄汝奎、龚剑洪《炼油技术与工程》第36卷第9期2006年9月)介绍了用于降低烯烃、焦炭和干气产率，提高丙烯的MIP-CGP工艺，其与本工艺的区别是增加了用于调控第二反应区空速的待生循环斜管，并有待生循环斜管滑阀，用于控制二反的料位，但由于待生催化剂活性小(20％-25％)，待生催化剂大量返回第二反应区对产品分布及产品性质影响不大，并且投资增加较大。

上述专利及文献作为现有技术在此引用。

发明内容

本发明提供一种新型重油催化裂化方法及装置，通过新增再生斜管取热器，解决了再生器烧焦温度过高、再生器过剩热量取走的问题；通过优化反应条件，达到降低汽油烯烃，提高异构烷烃，降低干气和焦炭产率，提高掺渣比和轻油收率的目的。

本发明具体采用如下技术方案：

一种重油催化裂化方法，其特征在于，包括如下步骤：

在一个包括预提升段、第一反应区、第二反应区的反应器中，使用冷却后的再生催化剂，在预提升介质的作用下向上流动进入第一反应区；在第一反应区的下部与催化原料接触反应；所形成的油剂混合物进入第二反应区，并在第二反应区中继续充分接触反应，第二反应区使用急冷剂控制反应温度；从第二反应区出来的油剂混合物经反应器出口缩颈段进入沉降器进行气固分离，反应后的带碳催化剂进入沉降器的汽提段汽提，汽提后的带碳催化剂去再生器再生；再生后恢复活性的催化剂沿再生斜管进入外取热器，经降温的再生剂进入提升管循环使用，分离带碳催化剂的反应油气送至后续产品分离系统。

所述的再生催化剂在进入预提升段之前，先进入再生斜管外取热器进行降温。

所述的反应器为异径提升管反应器。

所述的再生器设有一个、两个或多个内/外取热设备(催化剂冷却器)，所述的催化剂冷却器设置一个催化剂出口，用于输送冷再生催化剂循环至提升管反应器。

冷却再生催化剂的介质可以是除盐水、回炼油或其它低于再生器温度300--500℃的低温介质。

所述催化原料选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、焦化瓦斯油、常压渣油、减压渣油中的一种或两种以上的混合物。

所述的预提升介质选自水蒸气、干气中的一种。

所述的催化剂包括无定型硅铝催化剂或分子筛催化裂化催化剂。

第一反应区的条件如下：反应温度为450-630℃，反应压力为0.12-0.42MPa，催化剂与原料的重量比为3-15∶1，原料在第一反应区内与催化剂的接触时间为1-3秒；

第二反应区的条件如下：反应温度为460-540℃，反应压力为0.12-0.42MPa，第二反应区内的催化剂密相密度为150-650千克/米3，第二反应区的空速为2-50小时^-1。

一种重油催化裂化的装置，包括反应器，反应器出口与沉降器连接，沉降器下部设有再生器，再生器设有一个或多个内/外取热设备，沉降器通过下部再生斜管与反应器下部连接，其特征是，所述反应器是异径提升管反应器，沿垂直方向从下至上依次为互为同轴的预提升区、第一反应区、第二反应区、输送段，其中，预提升段、第一反应区、第二反应区的反应器直径依次增大。在再生斜管上安装有再生斜管外取热器。

本发明是在充分进行反应条件对产品分布影响研究的基础上，设计了异径提升管组合新工艺，通过使用低温再生催化剂，优化反应条件，在不同的反应区内实现裂化、氢转移和异构化反应，提高了原料油预热温度，改善原料油雾化效果，提高剂油比，达到降低汽油烯烃，提高异构烷烃，降低干气和焦炭产率，提高掺渣比和轻油收率。本发明主要内容为二大部分：再生剂冷却段和异径提升管段。

1、再生剂冷却段

A、在不降低再生温度的条件下，靠降低再生催化剂温度，并副产一部分蒸汽，使剂油比成为独立可调变量。在相同提升管混合温度下，可提高剂油比，提高原料预热温度，改进原料雾化，促进与催化剂的接触。

B、第一反应区温度可调，可有效降低热裂化反应速度，从而降低汽油烯烃含量，降低干气和焦炭产率。

C、可有效提高剂油比，增加单位原料油接触的催化剂活性中心数，相应提高反应速度，有利于裂化、异构化、氢转移反应。

2、异径提升管段

A、异径段分为4段：依次为预提升段、第一反应段、第二反应段和输送段。其中第二反应段为降低烯烃段，内有大孔分布板并附有终止剂降低烯烃含量，以提高产品品质。

B、通过提升管底部的扩径和缩径结构，改变了气固两相原有的流动状态，消除了两相流体相互分离和形成环.核结构的趋势，有利于形成比较均匀的两相流场。

C、在中上部扩径段的颗粒浓度和速度径向分布更加均匀，中上部扩径段剂油比可大幅度增加，固含率基本保持在0.20～0.30且相对稳定。同时由于缩径段的存在，气速增大，使反应产物与催化剂快速离开提升管，降低了返混，减少了提升管上部停留时间和副产物的生成。

D、有效地增大提升管反应区的剂油比，实现合适的停留时间，降低二次反应的发生，为多产低碳烯烃兼顾较高轻质油收率工艺提供了适宜的操作条件，从结构上保证了多产低碳烯烃兼顾较高轻质油收率催化裂解反应的进行。

附图说明

图1是现有技术的再生系统与提升管反应系统结构示意图；

图2为本发明的再生系统与提升管反应系统设备流程示意图；

图中，1为沉降器，2为再生器，3为再生器外取热器，4为提升管反应器，5为再生斜管外取热器，6为预提升段，7为第一反应区，8为第二反应区，9为输送段，10为再生斜管。

如图2所示，再生器中因烧焦而产生的高温热量大部分靠再生器外取热器3取走，本工艺的特点是将取热器安装在再生斜管10上，再生器2中的再生剂通过再生斜管10进入再生斜管外取热器5，再经再生斜管10进入提升管反应器4的预提升段6。提升管反应器分为4段，分别是预提升段6、第一反应区7、第二反应区8、输送段9。预热后的原料油与降温后的再生催化剂进入预提升段6，在提升蒸汽的作用下进入第一反应区7，采用较高的反应温度和较大的剂油比，裂解重质原料油并产生较多的烯烃；第二反应区8主要通过扩径、打入急冷油等措施，降低油气和催化剂的流速、降低该区的反应温度，增加氢转移和异构化反应，从而降低汽油中的烯烃含量。油气经输送段9进入沉降器1入口旋风分离器，在此进行油、剂分离，油气进入分馏塔，待生催化剂进入再生器2进行烧焦再生，完成循环使用过程。

具体实施方式

下面通过具体实施方式以进一步说明本发明所提供的方法。

本发明的反应器，其结构特征为：再生斜管10为催化剂降温段，提升管反应器4沿垂直方向从下至上依次为互为同轴的预提升段6、第一反应区7、第二反应区8。从再生斜管外取热器5来的冷再生催化剂进入提升管反应器4底部，在高温水蒸气(或干气)的提升下上行进入第一反应区7，在第一反应区7内与催化原料接触反应、上行，随后进入第二反应区8继续接触反应。反应后的油气和催化剂的混合物在沉降器1内进行气固分离后去分离系统，待生催化剂经汽提后进入再生器2再生，再生后的催化剂经再生斜管外取热器5降温进入提升管循环使用。

上述实施方式的具体操作步骤如下：温度为620℃的再生催化剂由再生斜管外取热器5冷却后进入提升管反应器4底部(温度最佳为500-600℃)。由常规的预提升介质水蒸汽和/或干气将催化剂输送至反应器的第一反应区7、上行，在第一反应区7的下部催化剂首先与催化原料接触、反应，催化剂与催化原料的重量比为1-20，最好为8-12。从第一反应区7出来后，反应油气和催化剂的混合物进入密相操作的第二反应区8继续接触、反应。随后进入沉降器上部经旋风分离器进行气固分离，分离后的待生催化剂进入汽提段，汽提后的待生催化剂进入再生器2进生烧焦再生，并循环使用。

下面结合附图对本发明所提供的方法予以进一步的说明，但本发明不因此而受到任何限制。

实施例

本实施例说明但不限于采用本发明提供的方法进行重油催化反应制取清洁产品的情况。

如附图2所示，原料油管线注入异径提升管反应器4的第一反应区7，与由水蒸汽提升的冷催化剂在第一反应区7的下部接触、反应，所述的冷催化剂是由从再生器2经再生斜管外取热器5降温进入提升管反应器4底部。在第一反应区7催化剂和原料油的重量比为8∶1，原料油在第一反应区7的停留时间为1秒，第一反应区7温度为526℃，油剂混合物继续上行进入第二反应区8，第二反应区8床层密度为150Kg/m³，第二反应区8的反应温度为510℃，油气在第二反应区8的空速为8小时^-1。沉降器1顶部压力为0.2MPa，油气从出口区出来后在沉降器1稀相经旋风分离器分离后进入后部的分馏系统。而带炭的待生催化剂进入汽提段，汽提后去再生器2再生，再生后的催化剂经降温至提升管反应器4底部循环使用。试验条件、试验结果列于表1，汽油性质列于表2。

下面通过具体实施方式以进一步说明本发明所提供的方法。

对于异径提升管组合反应器，其结构特征为：再生斜管为催化剂降温段，异径提升管沿垂直方向从下至上依次为互为同轴的预提升区、第一反应区、第二反应区。从再生斜管外取热器来的冷再生催化剂进入提升管底部，在高温水蒸气(或干气)的提升下上行进入第一反应区，在第一反应区内与催化原料接触反应、上行，随后进入第二反应区继续接触反应。反应后的油气和催化剂的混合物在沉降器内进行气固分离后去分离系统，待生催化剂经汽提后进入再生器再生，再生后的催化剂经再生斜管外取热器降温进入提升管循环使用。

上述实施方式的具体操作步骤如下：温度为620℃的再生催化剂由再生斜管外取热器冷却后进入提升管底部(温度最佳为500-600℃)。由常规的预提升介质水蒸汽和/或干气将催化剂输送至反应器的第一反应区、上行，在第一反应区的下部催化剂首先与催化原料接触、反应，催化剂与催化原料的重量比为1-20，最好为8-12。从第一反应区出来后，反应油气和催化剂的混合物进入密相操作的第二反应区继续接触、反应。随后进入沉降器上部经旋风分离器进行气固分离，分离后的待生催化剂进入汽提段，汽提后的待生催化剂进入再生器进生烧焦再生，并循环使用。

对比例

采用同上述实施例相同异径提升管反应器进行试验，所用的原料油、催化剂也与上述实施例相同。但该对比例中所采用的反应器没有设置再生斜管外取热器。预提升介质仅为水蒸汽，原料油从第一反应区下部注入，原料油在第一反应区的反应时间为1秒，剂油比为5∶1，第一反应区温度为526℃，第二反应区反应温度为510℃，第二反应区空速为15小时-1。其它条件同实施例。试验结果列于表1，汽油性质列于表2。从表1看出，实施例的干气产率比对比例低1.72个百分点，实施例的汽油产率比对比例的高出1.5个百分点；从表2可以看出，实施例的汽油烯烃含量比对比例的低20.1个百分点，汽油的烯烃含量降低幅度非常明显。

表1工艺操作参数和产品分布

表2汽油性质

Claims

1.一种重油催化裂化方法，其特征在于，包括如下步骤：

在一个包括预提升段、第一反应区、第二反应区的反应器中，使用冷却后的再生催化剂，在预提升介质的作用下向上流动进入第一反应区；在第一反应区的下部与催化原料接触反应；所形成的油剂混合物进入第二反应区，并在第二反应区中继续充分接触反应，第二反应区使用急冷剂控制反应温度；从第二反应区出来的油剂混合物经反应器出口缩颈段进入沉降器进行气固分离，反应后的带碳催化剂进入沉降器的汽提段汽提，汽提后的带碳催化剂去再生器再生；再生后恢复活性的催化剂沿再生斜管进入外取热器，经降温的再生剂进入提升管循环使用，分离带碳催化剂的反应油气送至后续产品分离系统；

实现该方法的重油催化裂化的装置，包括反应器，反应器出口与沉降器连接，沉降器下部设有再生器，再生器设有一个或多个外取热设备，再生器通过下部再生斜管与反应器下部连接，所述反应器是异径提升管反应器，沿垂直方向从下至上依次为互为同轴的预提升区、第一反应区、第二反应区、输送段，其中，预提升段、第一反应区、第二反应区的反应器直径依次增大。

2.根据权利要求1所述的重油催化裂化方法，其特征是，在再生斜管上安装有再生斜管外取热器。

3.按照权利要求1所述的重油催化裂化方法，其特征在于，所述的再生催化剂在进入预提升段之前，先进入再生斜管外取热器进行降温。

4.按照权利要求1所述的重油催化裂化方法，其特征在于冷却再生催化剂的介质可以是除盐水、回炼油或其它低于再生器温度300-500℃的低温介质。

5.按照权利要求1所述的重油催化裂化方法，其特征在于所述催化原料选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、焦化瓦斯油、常压渣油、减压渣油中的一种或两种以上的混合物；所述的预提升介质选自水蒸气、干气中的一种。

6.按照权利要求1所述的重油催化裂化方法，其特征在于所述的催化剂包括无定型硅铝催化剂或分子筛催化裂化催化剂。

7.按照权利要求1所述的重油催化裂化方法，其特征在于第一反应区的条件如下：反应温度为450-630℃，反应压力为0.12-0.42MPa，催化剂与原料的重量比为3-15:1，原料在第一反应区内与催化剂的接触时间为1-3秒；第二反应区的条件如下：反应温度为460-540℃，反应压力为0.12-0.42MPa，第二反应区内的催化剂密相密度为150-650千克/米³，第二反应区的空速为2-50小时^-1。