CN102086413B

CN102086413B - 一种烃油催化转化的方法

Info

Publication number: CN102086413B
Application number: CN 200910250058
Authority: CN
Inventors: 侯典国; 毛安国
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2009-12-03
Filing date: 2009-12-03
Publication date: 2013-12-25
Anticipated expiration: 2029-12-03
Also published as: CN102086413A

Abstract

本发明涉及一种烃油催化转化的方法，将重质烃油原料输入第一提升管反应器，与催化剂接触反应；将柴油原料输入第二提升管反应器，与催化剂接触反应；生成的油气和反应后的催化剂向上进入沉降器，在沉降器中催化剂和油气分离，油气去后续分离系统分离反应产品，催化剂去再生器进行烧焦再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用；其中第一和第二提升管反应器共用一个沉降器和再生器。采用本发明可提高汽油和液化气产率，同时改善汽油品质。

Description

一种烃油催化转化的方法

技术领域

本发明涉及一种烃油催化转化的方法，更具体地说，是一种在双提升管反应器中进行烃油催化转化的方法。

背景技术

催化裂化是重油轻质化的重要技术手段之一，随着原料油重质化以及对汽油和液化气需求的增加，催化裂化工艺条件更加苛刻，如提高反应温度、提高催化剂/原料油质量比，导致干气和焦炭产率明显增加。

采用双提升管进行烃油催化转化的技术发展较快，一般在第一提升管上进行重油催化裂化，在第二提升管上进行汽油改质和汽油转化，两个提升管可以共用催化剂和油气分离系统(沉降器)和后续分离系统，也可以单独设置油气分离系统(沉降器)和后续分离系统。现有技术采用双提升管的主要目的是提高汽油品质，如CN1176189C、CN1171977C、CN1100115C提出的汽油改质包括一个常规重油催化裂化过程，和一个劣质汽油催化转化改质过程。重油在重油提升管反应器进行常规催化裂化反应，劣质汽油在汽油提升管反应器进行催化转化改质，两个过程共用一个催化剂再生器，使用同一种催化裂化催化剂。可使劣质汽油的烯烃含量降低15～50个体积百分点，汽油辛烷值(RON)提高0.2～2个单位；其焦炭和干气产率有所增加。

发明内容

本发明要解决的技术问题是提供一种烃油催化转化的方法，在不增加焦炭和干气产率的前提下，大幅度提高汽油和液化气产率，同时提高汽油的辛烷值。

一种烃油催化转化的方法，包括：

(1)将重质烃油原料输入第一提升管反应器，与催化剂接触，在催化裂化的条件下反应，生成的油气和反应后的催化剂向上进入沉降器；

(2)将柴油原料输入第二提升管反应器，与催化剂接触，在催化裂化的条件下进行反应，生成的油气和反应后的催化剂向上进入沉降器；

(3)在沉降器中，催化剂和油气分离，油气去后续分离系统分离反应产品，催化剂去再生器进行烧焦再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用；

其中，第一和第二提升管反应器共用一个沉降器和再生器。

本发明中，所述催化剂为催化裂化催化剂，其组成为本领域技术人员所公知。

本发明中，所述重质烃油原料为初馏点大于250℃的石油烃馏分，优选为原油常压蒸馏的常压渣油馏分、原油减压蒸馏的减压蜡油馏分、原油减压蒸馏的减压渣油馏分、减压渣油溶剂脱沥青油、减压渣油加氢裂化尾油和减压渣油加氢处理重油馏分中的一种或几种。

本发明中，所述柴油原料为馏程180～370℃的石油烃馏分，可以为本装置产品分离系统的柴油馏分或者其他催化裂化装置、原油常压蒸馏装置、重质油热裂化装置、重质油加氢裂化装置和重质油加氢处理装置所生产的柴油馏分，或者上述柴油馏分中两种以上的混合物。

本发明提供的方法中，第一提升管的反应条件为：反应温度为450～650℃，反应压力为80～450KPa，催化剂与原料油质量比为(3～20)∶1，水蒸汽与原料油的质量比为(0.02～0.5)∶1，反应时间为0.1～30秒。第二提升管的反应条件为：反应温度为400～560℃，反应压力为80～450KPa，催化剂与原料油质量比为(3～20)∶1，水蒸汽与原料油的质量比为(0.02～0.5)∶1，反应时间为0.1～30秒。

本发明提供的方法中，第一提升管的优选反应条件为：反应温度为480～550℃，反应压力为100～300KPa，催化剂与原料油质量比为(3～10)∶1，水蒸汽与原料油的质量比为(0.02～0.3)∶1，反应时间为0.1～10秒。第二提升管的优选反应条件为：反应温度为450～550℃，反应压力为100～300KPa，催化剂与原料油质量比为(3～10)∶1，水蒸汽与原料油的质量比为(0.02～0.5)∶1，反应时间为0.1～5秒。

本发明采用双提升管反应器进行烃油的催化转化反应，通过在第一提升管中进行重质烃油原料的催化剂裂化反应，在第二提升管中进行柴油馏分的催化转化反应，在焦炭和干气产率基本不变的前提下，减少了低十六烷值的柴油产率，大幅度的提高了高价值的汽油产率和液化气产率，并且使汽油中芳烃含量增加、辛烷值提高，汽油的品质得到明显改善。

附图说明

附图为本发明用于烃油催化转化的提升管反应器的结构示意图。

具体实施方式

以下详细阐述本发明。

一种烃油催化转化的方法，包括：

其中，第一和第二提升管反应器共用一个沉降器和再生器。

本发明中，所述柴油原料为馏程180～370℃的石油烃馏分，可以为来自于本装置产品分离系统的柴油馏分或者来自于其他催化裂化装置、原油常压蒸馏装置、重质油热裂化装置、重质油加氢裂化装置和重质油加氢处理装置所生产的柴油馏分，或者上述柴油馏分中两种以上的混合物。

柴油原料与重质烃油原料的质量比为1∶(1～10)，优选为1∶(2～5)。

本发明中，所述催化剂为催化裂化催化剂，其组成为本领域技术人员所公知。催化裂化催化剂通常含有分子筛和耐热无机氧化物，可选择性含有粘土。分子筛通常为Y型沸石、具有五元环结构的高硅沸石、β沸石、丝光沸石、Ω沸石中的一种或几种，具有五元环结构的高硅沸石包括ZSM～5沸石和ZRP沸石。耐热无机氧化物通常为氧化铝、氧化硅、无定型硅铝、氧化锆、氧化钛、氧化硼、碱土金属氧化物中的一种或几种。粘土通常为岭土、多水高岭土、蒙脱土、硅藻土、埃洛石、皂石、累脱土、海泡石、凹凸棒石、水滑石、硼润土中的一种或几种。

第一提升管的反应条件为：反应温度为450～650℃，反应压力为80～450KPa，催化剂与原料油质量比为(3～20)∶1，水蒸汽与原料油的质量比为(0.02～0.5)∶1，反应时间为0.1～30秒。优选条件为：反应温度为480～550℃，反应压力为100～300KPa，催化剂与原料油质量比为(3～10)∶1，水蒸汽与原料油的质量比为(0.02～0.3)∶1，反应时间为0.1～10秒。

第二提升管的反应条件为：反应温度为400～560℃，反应压力为80～450KPa，催化剂与原料油质量比为(3～20)∶1，水蒸汽与原料油的质量比为(0.02～0.5)∶1，反应时间为0.1～30秒。。优选条件为：反应温度为450～550℃，反应压力为100～300KPa，催化剂与原料油质量比为(3～10)∶1，水蒸汽与原料油的质量比为(0.02～0.5)∶1，反应时间为0.1～5秒。

本发明中，第一提升管反应器与第二提升管反应器的体积比为1∶(0.1～1)，优选为1∶(0.2～0.5)。两个提升管反应器直径可以相同，也可以不同，当提升管反应器各反应区的直径相同时，则第一提升管反应器与第二提升管反应器的高度比即为体积比，因此，当提升管反应器直径相同时，第一提升管反应器与第二提升管反应器的高度比为1∶(0.1～1)，优选为1∶(0.2～0.5)。

本发明的第一种优选实施方式是将预热后的重质烃油原料和预提升介质引入第一提升管反应器底部，与从再生器来的高温催化剂接触进行催化裂化反应，并一起向上流动，反应产物与带焦炭的待生催化剂由上部出口引出反应器，进入沉降器；将来自于本装置的柴油馏分和预提升介质输入第二提升管反应器底部，与从再生器来的高温催化剂接触反应，并一起向上流动，反应产物与带焦炭的待生催化剂由上部出口引出反应器，进入沉降器；来自两个提升管的反应油气和待生催化剂在同一沉降器中分离，分离出的催化剂经汽提后进入再生器烧焦再生，再生催化剂返回提升管反应器循环使用，分离出的反应油气进入后续分离系统进行产品分离，将后续分离系统的柴油馏分的部分或全部输入第二提升管反应器。

本发明的第二种优选实施方式是将预热后的重质烃油原料和预提升介质引入第一提升管反应器底部，与从再生器来的高温催化剂接触进行催化裂化反应，并一起向上流动，反应产物与带焦炭的待生催化剂由上部出口引出反应器，进入沉降器；将本装置的柴油馏分与其他装置的柴油馏分的混合物和预提升介质输入第二提升管反应器底部，与从再生器来的高温催化剂接触反应，并一起向上流动，反应产物与带焦炭的待生催化剂由上部出口引出反应器，进入沉降器；来自两个提升管的反应油气和待生催化剂在同一沉降器中分离，分离出的催化剂经汽提后进入再生器烧焦再生，再生催化剂返回提升管反应器循环使用，分离出的反应油气进入后续分离系统进行产品分离，将后续分离系统的柴油馏分输入第二提升管反应器。其中，其他装置为催化裂化装置、原油常压蒸馏装置、重质油热裂化装置、重质油加氢裂化装置或重质油加氢处理装置。

所述的预提升介质为本领域技术人员熟知的各种预提升介质，如水蒸汽、炼油厂干气、轻质烷烃、轻质烯烃中的一种或几种。预提升介质的作用是使催化剂加速上升，在提升管反应器底部形成密度均匀的催化剂活塞流。预提升介质的用量为本领域的技术人员所公知，一般来说，预提升介质的用量占烃油总量的1～30重量％，优选2～15重量％。

本发明中，在汽提器中采用水蒸汽进行汽提，其作用是将催化剂颗粒之间和颗粒孔隙内充满的油气置换出来，提高油品产率。用于汽提的水蒸汽的量为本领域的技术人员所公知。一般来说，用于汽提的水蒸汽量占催化剂循环量的0.1～0.8重量％，优选0.2～0.4重量％。

所述的待生催化剂的碳含量约为0.5～1.2重量％。再生催化剂为完全再生的催化剂，该催化剂碳含量约为0.01～0.05重量％。

以下结合附图，通过实施例进一步阐述本发明。

对比例和实施例中所用的催化裂化催化剂LV-23由中国石油天然气集团公司兰州催化剂厂生产，性质列于表1；所用的催化裂化柴油、直馏柴油取自中国石油化工集团公司沧州分公司，性质列于表2，常压渣油取自中国石油化工集团公司沧州分公司，性质列于表3。

对比例

本对比例采用中型提升管反应器，该提升管反应器为总高度为10米，直径为25厘米的圆柱体结构，该提升管最下部为预提升段。催化剂使用表1的LV-23，加工的原料为表3的常压渣油。

具体实施步骤为：预热后的常压渣油通过雾化喷嘴2进入提升管反应器1底部，与在预提升介质3作用下来自再生器15通过再生管线14的再生催化剂混合，沿提升管向上至提升管反应器出口后进入沉降器8，经旋风分离器组9分离催化剂和反应产物，反应产物通过管线13进入后续分离系统分离产品，催化剂经汽提器7汽提得到待生催化剂，待生催化剂经待生管线12进入再生器15烧焦恢复活性后循环使用。

主要操作条件为：再生器温度670℃，提升管出口温度502℃，压力140千帕，原料预热温度200℃，雾化蒸汽量为原料油的5wt％，预提升蒸汽量为原料原料油的5wt％，剂油比6，原料油在提升管中的停留时间(反应时间)4秒。

产品分布结果列于表4，汽油组成和性质列于表5。

实施例1

本实施例采用中型双提升管反应器，第一提升管反应器1为总高度为10米，直径为25厘米的圆柱体结构，该提升管最下部为预提升段。催化剂使用表1的LV-23，加工的原料为表3的常压渣油。第二提升管反应器5为总高度为8米，直径为25厘米的圆柱体结构，该提升管最下部为预提升段。催化剂使用表1的LV-23，加工的原料为表2的催化裂化柴油。

具体实施步骤为：预热后的常压渣油通过雾化喷嘴2进入第一提升管1反应器底部，与在预提升介质3作用下来自再生器通过再生管线14的再生催化剂混合，沿提升管向上至提升管反应器出口后进入沉降器8，经旋风分离器组9分离催化剂和反应产物，反应产物通过管线13进入后续分离系统分离产品，催化剂经汽提器7汽提得到待生催化剂，待生催化剂经待生管线12进入再生器15烧焦恢复活性后循环使用。

经分离系统分离的柴油通过雾化喷嘴5进入第二提升管反应器4底部，与在预提升介质6作用下来自再生器通过再生管线11的再生催化剂混合，沿提升管向上至提升管反应器出口后进入沉降器8，经旋风分离器组10分离催化剂和反应产物，反应产物经管线13进入后续分离系统分离产品，催化剂经汽提器7汽提得到待生催化剂，催化剂经汽提器7汽提得到待生催化剂，待生催化剂经待生管线12进入再生器15烧焦恢复活性后循环使用。

主要操作条件为：再生器温度670℃，第一提升管出口温度502℃，压力140千帕，原料预热温度200℃，雾化蒸汽量为原料油的5wt％，预提升蒸汽量为原料原料油的5wt％，剂油比6，原料油在提升管中的停留时间(反应时间)4秒。第二提升管出口温度505℃，压力140千帕，原料预热温度100℃，雾化蒸汽量为原料油的3wt％，预提升蒸汽量为原料原料油的3wt％，剂油比6，原料油在提升管中的停留时间(反应时间)3秒。

产品分布结果列于表4，汽油组成和性质列于表5。

实施例2

重复实施例1的试验，所不同的第二提升管加工的柴油原料为表2直馏柴油。产品分布结果列于表4，汽油组成和性质列于表5。

表1

表2

表3

表4

由表4可见，采用本发明提供的方法进行烃油的催化转化，焦炭和干气产率基本不变，汽油和液化气产率显著提高。

表5

由表5可见，采用本发明提供的方法进行烃油的催化转化，汽油中芳烃含量明显增加、烯烃含量下降、辛烷值增加，汽油品质明显改善。

Claims

1.一种烃油催化转化的方法，包括：

其中，第一和第二提升管反应器共用一个沉降器和再生器；所述重质烃油原料为初馏点大于250℃的石油烃馏分。

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述重质烃油原料为原油常压蒸馏的常压渣油馏分、原油减压蒸馏的减压蜡油馏分、原油减压蒸馏的减压渣油馏分、减压渣油溶剂脱沥青油、减压渣油加氢裂化尾油和减压渣油加氢处理重油馏分中的一种或几种。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述柴油原料为本装置产品分离系统的柴油馏分或者其他催化裂化装置、原油常压蒸馏装置、重质油热裂化装置、重质油加氢裂化装置和重质油加氢处理装置所生产的柴油馏分，或者上述柴油馏分中两种以上的混合物。

4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，第一提升管的反应条件为：反应温度为450～650℃，反应压力为80～450KPa，催化剂与原料油质量比为3～20∶1，水蒸汽与原料油的质量比为0.02～0.5∶1，反应时间为0.1～30秒；第二提升管的反应条件为：反应温度为400～560℃，反应压力为80～450KPa，催化剂与原料油质量比为3～20∶1，水蒸汽与原料油的质量比为0.02～0.5∶1，反应时间为0.1～30秒。

5.按照权利要求4所述的方法，其特征在于，第一提升管的反应条件为：反应温度为480～550℃，反应压力为100～300KPa，催化剂与原料油质量比为3～10∶1，水蒸汽与原料油的质量比为0.02～0.3∶1，反应时间为0.1～10秒；第二提升管的反应条件为：反应温度为450～550℃，反应压力为100～300KPa，催化剂与原料油质量比为3～10∶1，水蒸汽与原料油的质量比为0.02～0.5∶1，反应时间为0.1～5秒。

6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，柴油原料与重质烃油原料的质量比为1∶1～10。

7.按照权利要求6所述的方法，其特征在于，柴油原料与重质烃油原料的质量比为1∶2～5。

8.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，第一提升管反应器与第二提升管反应器的体积比为1∶0.1～1。

9.按照权利要求8所述的方法，其特征在于，第一提升管反应器与第二提升管反应器的体积比为1∶0.2～0.5。