CN102102029B - 一种重油催化裂化分级分区转化的方法和装置 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种重油催化裂化分级分区转化的方法和装置，所述方法包括：将重油原料按照反应特性的差异分为优质催化原料和劣质催化原料，分别以提升管反应器和湍动床或快速床加输送床组合反应器作为优质催化原料、劣质催化原料的反应区，采用各自优化的低剂油接触温差、大剂油比的工艺条件反应，反应后的油气与催化剂经分离后，油气被引出反应系统，而催化剂进入催化剂再生器进行烧焦再生。本发明同时提供用于实施所述的重油分级分区催化转化的方法的装置。利用本发明，可有效避免常规提升管反应器内劣质原料与优质原料间的恶性吸附竞争及对反应产生的阻滞作用，克服劣质原料反应深度不足的问题，显著提高轻质油及液收率。

Description

一种重油催化裂化分级分区转化的方法和装置

技术领域

本发明是关于一种重油催化转化的方法以及用于实施该方法的装置，具体地说，是关于一种对重油进行分级分区转化以提高重油催化裂化反应效率的方法和装置，属于石油加工技术领域。

背景技术

催化裂化工艺是重质油轻质化的主要手段，是液化石油气、汽油、柴油等轻质油品的重要生产过程。随着原油重质化、劣质化的日趋严重，利用催化裂化技术加工重质原料油如常压重油、减压渣油及脱沥青残渣油以提高经济效益已经成为炼油企业的重要方案。

目前，对于重质原料油的加工，除了残炭值和重金属含量(尤其是钒含量)特别低的石蜡基减压(例如大庆减压渣油)可以直接进入催化裂化装置加工以外(大庆减压渣油催化裂化技术，吴秀章，杨宝康，石油炼制与化工，2001，32(8)：6～10；燕化减压渣油催化裂化装置再生系统改造的几项关键技术措施，宋以常，凌逸群，梁凤印，石油炼制与化工，2002，33(5)：20～23)，绝大部分的渣油都是部分掺入减压馏分油中进入催化裂化装置加工，而掺入的比例受到渣油中残炭值、重金属及氢含量的严格限制，这也严重限制了利用催化裂化装置直接加工渣油的能力。

近年来，催化裂化原料重质化日趋严重，其密度、残炭值和胶质、沥青质含量逐渐增高，其结果是反应过程中干气和焦炭产率上升，目的产品收率和质量下降。为了强化重油催化裂化反应过程，一些新型重油催化裂化技术脱颖而出。例如，ZL 00134054.9针对重油催化裂化提升管反应器中催化剂在反应后半程严重失活、油气在反应器中停留时间过长的弊端，提出了两段提升管反应器催化裂化工艺技术。该工艺用两段提升管反应器取代原来的单一提升管反应器，构成两路催化剂循环。新鲜原料进入第一段提升管反应器与再生催化剂接触反应；循环油进入第二段提升管反应器与再生催化剂接触反应，通过控制两段提升管不同的操作条件，实现了催化剂接力、分段反应、短反应时间和大剂油比操作，该技术在一定程度上可以控制反应器中不需要的过裂化反应和热裂化反应，达到改善产品分布、提高产品质量的目的。但是，该技术忽略了重质原料油中各组分性质差别大、反应步调不一致特性，由于采用短反应时间，即使在剂油比提高的反应环境中，一部分重组分依然转化不充分，从而造成该技术加工性质差的原料时，催化裂化装置焦炭产率高、沉降器结焦严重。

此外，为了适应重油原料沸点高、残炭值高和重金属含量高的特点，国内外从优化原料雾化、再生器内外取热、提升管出口快速分离、重金属钝化及催化剂预提升等方面开发了一系列重油催化裂化成套技术，例如Kellogg的HOC工艺(重质石油烃利用技术-重质烃气化-裂解集成工艺的模拟研究，温浩，许志宏，王韶锋，赵月红.过程工程学报，2008，8(4)：682-689)、UOP的RCC工艺(US 4332673)、洛阳石化工程公司的ROCC-V工艺(ZL 95210840.2)等，这些技术大都是通过优化反应-再生装备及催化剂以强化重油催化裂化反应过程，虽然都取得了较好的效果，但是这些技术都是将各种重油原料作为一个“整体”来进料，没有充分考虑宽沸程的重油原料中不同组分裂化性能存在较大的差异。

对于重油催化裂化过程，原料的化学组成是其反应性能的决定性因素。而重油催化裂化原料的化学组成随其流程范围变化而变化，一种含有大量催化裂化装置易于处理组分的馏分，对于不同的产地和基属，馏程范围存在差异，但是绝大多数存在于小于500℃的馏分中。这部分馏分氢含量高，含有大量的饱和分和芳香分，残炭值低于2.0wt％，这些都是在催化裂化反应条件下易于转化的组分，因此，这部分馏分可以称为优质催化原料。而另外一种馏分含有大量的多环芳烃乃至稠环芳烃、重金属和胶质、沥青质，这部分馏分绝大多数存在于大于500℃的催化裂化原料馏分中，残炭值远高于2.0wt％，由于这部分馏分在常规重油催化裂化反应条件下难以转化，因此这部分馏分可以称为劣质催化原料。对于优质或劣质催化原料来讲，馏程范围及化学结构和组成的较大差异决定了它们反应性能存在较大差异。然而，目前的重油催化裂化技术并没有对其进料的馏分组成及其反应性能进行区分，都是将其混合在一起进入催化裂化装置，并在同一个反应器内和相同工艺条件下进行转化，并没有根据优质与劣质催化原料两者的反应性能差异分别采取优化措施，这就造成了原料性质与反应环境之间的不匹配，影响了重油催化裂化反应过程的转化效率。

对于重油催化裂化反应，原料中各种烃类、非烃类化合物在催化剂表面的吸附和裂化能力存在很大区别，具体表现在稠环的非烃类化合物、稠环芳烃及稠环环烷烃吸附能力强而反应速率低，而带有较长侧链的单环芳烃及大分子异构烷烃、环烷烃吸附能力弱而反应速率高，这就造成了不同烃类之间的竞争吸附和对反应的阻滞作用。吸附能力强而反应速率低的稠环非烃类化合物、稠环芳烃一旦首先占据催化剂表面，它们反应速率慢，不易脱附，甚至缩合成为焦炭覆盖在催化剂表面，造成催化剂失活，这就严重影响了其它易于裂化烃类的反应效率。而对于重油催化裂化装置的优质原料，其中含有大量的在催化裂化反应条件下易于转化的组分，如果这部分原料与含有大量非烃类化合物、稠环芳烃的劣质原料一同进料反应，势必在同一反应区内发生恶性吸附竞争和对反应的阻滞作用，结果会影响整个原料的反应转化。

另一方面，劣质原料中大量的稠环非烃类化合物、稠环芳烃及胶质沥青质反应速率低，需要较长的反应时间才能达到理想的转化深度。常规提升管反应器的反应时间控制在3s左右，对于易转化的优质原料部分来说，这一反应时间是合适的，但对于劣质原料部分来说，这一反应时间远远不够，造成大量非转化彻底的重组分吸附在待生剂上被带入汽提段，这些重组分一部分被汽提出来进入沉降器后容易冷凝下来，造成沉降器结焦，另一部分被带入再生器内像焦炭一样烧掉(对重油催化裂化反应历程的若干再认识——“新型多区协控重油催化裂化技术MZCC”的提出，高金森，徐春明，卢春喜，毛羽，炼油技术与工程，2006，36(12)：1-6)，也严重地降低了重油催化裂化过程的轻质油收率和液收率。

重油催化裂化反应过程是典型的气-液-固多相吸热反应过程，再生催化剂携带充分的热量与原料油接触，促进重油大分子汽化并进一步发生裂化反应，其中，油、剂之间快速充分的接触、混合可以有效促进两者之间的物质和能量传递，这对于提高重油催化反应转化效率至关重要。但是，对于目前的重油催化裂化装置，再生催化剂的温度过高(高达690～710℃)，提升管反应器进料段剂油接触温差高达470～500℃，热裂化副反应大量增加，从而使产品分布变差，特别是干气产率和焦炭产率增加；同时，剂油比只能控制在较小的范围内(一般为原料油进料量的5～7倍)，导致提升管反应器内催化剂整体活性不足，也加剧了热裂化副反应的发生。如此高的剂油接触温差对于残炭值小于2.0wt％的优质原料来说将更加不合适。

因此，目前的重油催化裂化工艺存在待改进的空间。

发明内容

本发明的一个目的在于针对目前常规催化裂化提升管反应器内劣质原料与优质原料间发生恶性吸附竞争及对反应产生阻滞作用、劣质原料在常规提升管反应器内反应深度不足、以及炼厂催化裂化原料日益劣质化的问题，提供一种重油催化裂化的方法，以解决上述问题，提高轻质油及液收率。

本发明的另一个目的是提供一种用于实施所述重油催化裂化的方法的装置。

一方面，本发明提供了一种重油催化裂化的方法，该方法主要是把催化裂化原料按照反应特性的差异按其馏程进行分级，区分为优质原料和劣质原料，然后使其分别进入催化裂化装置反应器系统的不同反应区内进行转化，即，本发明提供的是一种重油催化裂化分级分区转化的方法。

根据本发明的具体实施方案，本发明提供的重油分级分区催化转化的方法包括：

将重油原料分为优质催化原料和劣质催化原料，其中，所述优质催化原料的残炭值小于2.0wt％，所述劣质催化原料的的残炭值大于2.0wt％。

以提升管反应器作为优质催化原料的反应区，将优质催化原料从该提升管反应器的底部输入该提升管反应器，同时，将催化剂从该提升管反应器的底部输入该提升管反应器，使催化剂在提升气体的提升作用下向上流动，优质催化原料与催化剂接触反应；反应后的油气与催化剂经分离后，油气被引出反应系统，而催化剂进入催化剂再生器进行烧焦再生；其中，控制催化剂进入提升管反应器的温度为580～670℃；

以湍动床或快速床加输送床组合反应器作为劣质催化原料的反应区，将劣质催化原料从该组合反应器的底部输入该组合反应器，同时，将催化剂从该组合反应器的底部输入该组合反应器，使催化剂在提升气体的提升作用下向上流动，劣质催化原料与催化剂接触反应；反应后的油气与催化剂经分离后，油气被引出反应系统，而催化剂进入催化剂再生器进行烧焦再生；其中，控制催化剂进入组合反应器的温度为600～670℃。

本发明提供的重油催化裂化分级分区转化的方法，与目前工业应用的催化裂化技术相比，主要是根据催化裂化原料存在的反应特性的差异，先对原料按馏程进行分级，然后分别对分级后的优质催化原料和劣质催化原料设置不同的反应区，为不同性质原料的裂化反应提供独立的反应区，在各自的反应区内，采用各自优化的低剂油接触温差、大剂油比的工艺条件，提高反应器系统内催化剂的整体活性，降低热裂化副反应发生的程度，从而有效避免常规催化裂化提升管反应器内劣质原料与优质原料间发生恶性吸附竞争及对反应产生阻滞作用，同时也克服了原料的劣质部分在常规提升管反应器内反应深度不足的问题，显著提高轻质油及液收率，一定程度上解决炼厂催化裂化原料日益劣质化问题。

本发明所定义的“优质催化原料”和“劣质催化原料”，是指炼厂通过蒸馏或溶剂萃取方法，将通常做为催化裂化进料的沸程大于350℃的重油分离而得到的性质、组成截然不同的两部分，对于馏程较低、残炭值小于2.0wt％的部分，做为“优质催化原料”，对于馏程范围较高、残炭值大于2.0wt％的部分，做为“劣质催化原料”。

炼厂的进料中，最具代表性的“优质催化原料”就是沸点范围在350～500℃的减压蜡油，残炭值远小于2.0wt％，如大庆原油的减压蜡油残炭值为0.12wt％，辽河原油的减压蜡油的残炭值为0.75wt％；最具代表性的“优质催化原料”就是沸点范围大于500℃的减压渣油，残炭值远高于2.0wt％，如大庆原油减压渣油的残炭值为9.0wt％，辽河原油的减压渣油的残炭值为17.5wt％。

诚然，在不同的常减压装置中，随着操作条件的不同，减压蜡油拔出深度也不同，减压蜡油和减压渣油的切割点将在500～600℃之间变化。如果控制减压蜡油的残炭值在2.0wt％以下，这一切割点越高，优质催化原料的量就会越大，越有利于提高重油催化裂化过程的轻质油收率和液收率。这正是本发明提供的重油分级分区催化裂化方法将重油原料根据反应特性的差异，按其残炭值进行分级的内涵。本发明是通过对原料油的馏分切割提供优质催化原料和劣质催化原料，划分的依据是馏分的残炭值，理论上讲，残炭值恰在2.0wt％的情况应该很少，此时馏分的划分结果可以根据具体情况决定，但从工业生产上综合考虑，残炭值为2.0wt％的馏分属于优质催化原料。

优质催化原料氢含量高，含有大量的饱和馏分和芳香馏分，在催化裂化反应条件下易于转化，本发明采用常规的提升管反应器作为优质催化原料的反应区。进一步，根据本发明的具体实施方案，针对现有技术的重油催化裂化工艺中提升管反应器进料段剂油接触温差高、剂油比范围较小而导致提升管反应器内催化剂整体活性不足、副反应增加、产品分布变差、干气产率和焦炭产率增加等问题，本发明特别对裂化性能较好的优质原料部分采用了低剂油接触温差、大剂油比的工艺条件。在本发明的重油催化裂化分级分区转化的方法中，优选控制所述优质催化原料的反应条件为：催化剂进入提升管反应器的温度580～670℃，剂油比7～11；更优选地，优质催化原料进入提升管反应器的预热温度100～300℃，反应时间2.0～3.0s，提升管反应器的出口温度460～520℃。

劣质催化原料含有大量的多环芳烃、稠环芳烃、重金属和胶质沥青质，其中含有的多环烃类或非烃类化合物吸附能力强而反应速率慢，本发明采用了湍动床或快速床加输送床组合反应器作为这部分原料的反应区，通过设置扩径段形成的湍动床或快速床(通过控制气速成为湍动床或快速床)达到延长油气停留时间的效果，并且优选增加反应器内催化剂床层密度以提高油气与催化剂的接触几率。根据本发明的具体实施方案，本发明的重油分级分区催化转化的方法中，对所述劣质原料部分也采用了优化的低剂油接触温差、大剂油比的工艺条件，优选控制催化剂进入组合反应器的温度600～670℃，剂油比8～10；更优选地，控制所述劣质催化原料的反应条件为：劣质催化原料进入组合反应器的预热温度150～300℃，组合反应器的出口温度450～550℃；组合反应器中湍动床或快速床部分的反应条件为：反应时间2.0～10.0s、床层线速度0.5～4.5m/s；组合反应器中输送床部分的反应条件为：反应时间1.0～2.0s、油气线速度8～12m/s。

根据本发明的具体实施方案，本发明的重油催化裂化分级分区转化的方法中，所述组合反应器为湍动床或快速床与输送床串联的组合反应器，所述湍动床或快速床设置在组合反应器的下部，高度为组合反应器整体高度的5％～30％，使进入组合反应器的油气与催化剂先经过组合反应器的湍动床或快速床部分进行反应，然后进入组合反应器的输送床部分进一步反应。

根据本发明的具体实施方案，本发明的重油催化裂化分级分区转化的方法中，还可在所述组合反应器的湍动床或快速床的中部或上部注入急冷剂以控制组合反应器出口温度，所述急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油或污油中的一种或多种，注入量为劣质催化原料量的1wt％～10wt％。

根据本发明的具体实施方案，本发明的重油催化裂化分级分区转化的方法中，所述提升管反应器中反应后的油气与催化剂、所述组合反应器中反应后的油气与催化剂可以分别利用油气分离系统实现油气与催化剂的分离，分离后的催化剂进入同一催化剂再生器进行烧焦再生；或者，所述提升管反应器中反应后的油气与催化剂、所述组合反应器中反应后的油气与催化剂也可以先汇合后再利用一个油气分离系统实现油气与催化剂的分离，分离后的催化剂再进入催化剂再生器进行烧焦再生。

根据本发明的具体实施方案，本发明的重油催化裂化分级分区转化的方法中，再生后的催化剂的一部分经过一个催化剂冷却器冷却后输送入提升管反应器循环使用，另一部分经过另一个催化剂冷却器冷却后输送入组合反应器循环使用；或者，再生后的催化剂经过一个催化剂冷却器冷却后，一部分输送入提升管反应器循环使用，另一部分输送入组合反应器循环使用。本发明中，将再生器来的高温再生催化剂引入再生催化剂冷却器降温，并提高进入提升管反应器和/或组合反应器的再生催化剂循环量，以控制再生催化剂与原料油在提升管反应器和/或组合反应器入口的初始混合温度和剂油比在最佳范围内，以实现产品分布的优化。

本发明的方法适用于利用所有类型的催化裂化催化剂进行的重油催化裂化反应。

另一方面，本发明还提供了一种用于实施所述的重油催化裂化分级分区转化的方法的装置，该装置主要是在重油催化裂化装置的再生器旁边设置不同的反应器分别作为优质催化原料和劣质催化原料的反应区，并设置再生催化剂冷却器，以为优质催化原料和劣质催化原料提供各自的优化的低剂油接触温差、大剂油比的工艺条件。

根据本发明的具体实施方案，本发明的用于实施所述的重油催化裂化分级分区转化的方法的装置主要包括：

提升管反应器，该提升管反应器底部设置优质催化原料入口以及催化剂入口，顶部设置反应后的油气与催化剂的混合物料出口；

湍动床或快速床加输送床组合反应器，该组合反应器底部设置劣质催化原料入口以及催化剂入口，顶部设置反应后的油气与催化剂的混合物料出口；

至少一个油气分离系统，该油气分离系统设置油气与催化剂的混合物料入口、油气出口以及催化剂出口；

催化剂再生器，该催化剂再生器设置催化剂入口以及催化剂出口；

至少一个再生催化剂冷却器，该再生催化剂冷却器设置催化剂入口以及催化剂出口；

其中，所述提升管反应器的混合物料出口、所述组合反应器的混合物料出口分别与油气分离系统的混合物料入口连通，或者，所述提升管反应器的混合物料出口、所述组合反应器的混合物料出口相连通后连通到同一油气分离系统的混合物料入口；

所述油气分离系统的催化剂出口与所述催化剂再生器的催化剂入口连通；所述催化剂再生器的催化剂出口与所述再生催化剂冷却器的催化剂入口连通；所述再生催化剂冷却器的催化剂出口与所述提升管反应器的催化剂入口、所述组合反应器的催化剂入口分别连通。

根据本发明的具体实施方案，本发明的用于实施重油分级分区催化转化的方法的装置是包括两个再生催化剂冷却器，这两个再生催化剂冷却器分别串联设置在催化剂再生器的催化剂出口与提升管反应器的催化剂入口之间、催化剂再生器的催化剂出口与组合反应器的催化剂入口之间；再生后的催化剂的一部分经过一个催化剂冷却器冷却后输送入提升管反应器循环使用，另一部分经过另一个催化剂冷却器冷却后输送入组合反应器循环使用。或者，本发明的用于实施重油分级分区催化转化的方法的装置也可以仅包括一个再生催化剂冷却器，再生后的催化剂经过该催化剂冷却器冷却后，一部分输送入提升管反应器循环使用，另一部分输送入组合反应器循环使用。本发明中通过该在催化裂化装置再生器旁增设再生催化剂冷却器的设置，可以将再生器来的高温再生催化剂引入再生催化剂冷却器降温，并提高进入提升管反应器和/或组合反应器的再生催化剂循环量，以控制再生催化剂与原料油在提升管反应器和/或组合反应器入口的初始混合温度和剂油比在最佳范围内，以实现产品分布的优化

根据本发明的具体实施方案，本发明的用于实施重油催化裂化分级分区转化的方法的装置中，所述组合反应器为湍动床或快速床与输送床串联的组合反应器，所述湍动床或快速床设置在组合反应器的下部，高度为组合反应器整体高度的5％～30％；优选地，在所述湍动床或快速床的中部或上部还设置有急冷剂入口。

本发明所采用的催化裂化反应装置中各具体设备，例如催化剂再生器、提升管反应器、湍动床或快速床加输送床组合反应器、油气分离系统、催化剂冷却器等，均为石油加工领域的常用设备，按照本发明工艺要求进行适当改造和组装(组装中各出入口的连通可利用管道如斜管等，并可设置开关阀门等)即可投入使用，利于工业化实施。

综上所述，本发明针对不同性质原料进行催化裂化反应需要不同的能量及催化环境，通过在催化裂化装置上设置两个不同结构的反应器，为优质催化原料和劣质催化原料的裂化反应分别提供各自独立的反应区，并且根据不同原料的反应性能为其分别采用最优化的低剂油接触温差、大剂油比的工艺条件，提高催化剂整体活性，降低热裂化副反应发生的程度，从而有效避免常规催化裂化提升管反应器内劣质原料与优质原料间发生恶性吸附竞争及对反应产生阻滞作用，同时也克服了原料的劣质部分在常规提升管反应器内反应深度不足的问题，可显著提高轻质油及液收率，一定程度上解决炼厂催化裂化原料日益劣质化问题。

附图说明

图1为本发明实施例1的重油催化裂化的装置及工艺示意图。

图2为本发明实施例2的重油催化裂化的装置及工艺示意图。

图3为本发明实施例3的重油催化裂化的装置及工艺示意图。

具体实施方式

以下结合附图进一步说明本发明的方法和装置的实施方案和特点。

实施例1

本发明提供了一种重油催化裂化分级分区转化的方法及用于实施该方法的装置，请参见图1所示，本实施例中的重油催化裂化分级分区转化的装置主要包括：提升管反应器1、湍动床或快速床加输送床组合反应器2、油气分离系统、催化剂再生器4以及两个再生催化剂冷却器6、8。其中，所述提升管反应器1底部设置优质催化原料入口以及催化剂入口，顶部设置反应后的油气与催化剂的混合物料出口；所述组合反应器2为湍动床或快速床21与输送床22串联的组合反应器，所述湍动床或快速床21设置在组合反应器2的下部，高度为组合反应器2整体高度的5％～30％，在所述湍动床或快速床21的中部或上部还设置有急冷剂入口，组合反应器2底部设置劣质催化原料入口以及催化剂入口，顶部设置反应后的油气与催化剂的混合物料出口；所述油气分离系统包括油气分离器11和12、沉降器10以及顶旋13，油气分离器11、12设置油气与催化剂的混合物料入口，分别承接来自所述提升管反应器1的混合物料出口、所述组合反应器2的混合物料出口的混合物料；所述催化剂再生器4设置催化剂入口，用于承接来自油气分离系统分离后的催化剂，催化剂再生器4还设置有两个催化剂出口，一个与再生催化剂冷却器6连通，并通过该再生催化剂冷却器6的催化剂出口与所述提升管反应器1的催化剂入口连通，另一个催化剂出口与再生催化剂冷却器8连通，并通过该再生催化剂冷却器8的催化剂出口与所述组合管反应器2的催化剂入口连通。本发明是以油气分离系统的沉降器10与催化剂再生器4同轴设置的同轴式催化裂化装置为例，生产中也可以采用沉降器在提升管反应器或输送床反应器上部但与催化剂再生器平行设置的高低并列式催化裂化装置，二者均为本领域的常规结构。

利用本实施例的装置进行重油催化裂化分级分区转化时，重油催化裂化装置的再生器4旁边设置的提升管反应器1是作为优质催化原料15(残炭值小于2.0wt％)的反应区，将优质催化原料15从该提升管反应器1的底部入口输入该提升管反应器1，同时，将催化剂从该提升管反应器的底部入口输入该提升管反应器1，使催化剂在于预提升气体16的提升作用下向上流动，优质催化原料与催化剂接触反应；其中，控制提升管反应器1的工艺条件为：优质催化原料15预热温度100～300℃，进入提升管反应器前催化剂温度为580～670℃，提升管反应器1出口反应温度460～520℃，剂油比7～11，反应时间2.0～3.0s；反应后的催化剂和油气经过油气分离器11、沉降器10和顶旋13分离后，油气引出催化裂化反应系统，而催化剂进入汽提段5汽提，后经过催化剂输送管18进入再生器4进行烧焦再生；再生器4中的一部分再生后的高温(680～710℃)催化剂通过催化剂输送管70进入再生催化剂冷却器6，由再生催化剂冷却器6的冷却介质入口61通入冷却介质，并经出口62流出，将温度在680～710℃的再生催化剂降低至580～670℃，然后经再生斜管71和再生催化剂滑阀7进入提升管反应器1循环使用；

同时，重油催化裂化装置的再生器4旁边设置的湍动床或快速床加输送床组合反应器2是作为劣质催化原料14(残炭值大于2.0wt％)的反应区，将劣质催化原料14从该组合反应器的底部输入该组合反应器2中湍动床或快速床部分21的底部，同时，将催化剂从该组合反应器2的底部输入该组合反应器2中湍动床或快速床部分21的底部，使催化剂在提升气体17的提升作用下向上流动，劣质催化原料与催化剂接触反应；控制湍动床或快速床21部分的工艺条件为：劣质催化原料预热温度为150～300℃，进入提升管反应器前催化剂温度为600～670℃，剂油比8～10，反应时间2.0～10.0s，床层线速度0.5～4.5m/s；在湍动床或快速床21中反应后的油气与催化剂随后进入组合反应器2的输送床部分22，进一步在反应时间1.0～2.0s、油气线速度8～12m/s条件下发生反应；为了控制整个组合反应器2出口温度(控制范围为450～550℃)，在组合反应器2的湍动床或快速床21中上部注入急冷剂19，该急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油、污油，注入量为劣质催化原料量的1～10wt％；经在组合反应器2反应后的催化剂和油气经过油气分离器12、沉降器10和顶旋13分离后，油气引出催化裂化反应系统，而催化剂进入汽提段5汽提，后经过催化剂输送管18进入再生器4进行烧焦再生；再生器4中的一部分再生后的高温(680～710℃)催化剂通过催化剂输送管90进入再生催化剂冷却器8，由再生催化剂冷却器8的冷却介质入口81通入冷却介质，并经出口82流出，将温度在680～710℃的再生催化剂降低至600～670℃，然后经再生斜管91和再生催化剂滑阀9进入组合反应器2循环使用。

实施例2

本实施例提供的重油催化裂化分级分区转化的方法及用于实施该方法的装置请参见图2所示，其中，在重油催化裂化装置再生器4旁边为优质原料设置的常规提升管反应器1(再生器4与提升管反应器1之间设置有再生催化剂冷却器6)与为劣质原料设置的湍动床或快速床加输送床组合反应器2(再生器4与组合反应器2之间设置有再生催化剂冷却器8)在反应后的催化剂和油气混合物料出口汇合于121后，催化剂和油气经过油气分离器11、沉降器10和顶旋13分离后，油气引出催化裂化反应系统，而催化剂进入汽提段5汽提，后经过催化剂输送管18进入再生器4进行烧焦再生。装置的其他结构及工艺与图1所示实施例相同。

实施例3

本实施例提供的重油催化裂化分级分区转化的方法及用于实施该方法的装置请参见图3所示，其中，在重油催化裂化装置再生器4旁边为优质原料设置的常规提升管反应器1与为劣质原料设置的湍动床或快速床加输送床组合反应器2，且在再生器4与提升管反应器1和组合反应器2之间设置有一个再生催化剂冷却器6。再生器4中的高温催化剂通过催化剂输送管70进入再生剂冷却器6，由61通入冷却介质，并经62流出，将温度在680～710℃的再生催化剂一部分降低至580～670℃，然后经再生斜管71和再生催化剂滑阀7进入提升管反应器1，在提升气体16的提升作用下向上流动与优质催化原料油15(残炭值小于2.0wt％)接触反应，提升管反应器1的工艺条件为：原料预热温度100～300℃，进入提升管反应器前再生催化剂温度为580～670℃，出口反应温度460～520℃，剂油比7～11，反应时间2.0～3.0s。同时，从再生剂冷却器6再引出一股温度降低至600～670℃的催化剂，经再生斜管91和再生催化剂滑阀9进入组合反应器2中湍动床或快速床部分21的底部，并在预提升气体17的提升作用下向上流动与预热温度为150～300℃的劣质催化原料油14(残炭值大于2.0wt％)首先经过组合反应器2的湍动床或快速床21，在剂油比8～10、油气线速0.5～4.5m/s、反应时间2.0～10.0s的条件下接触、反应，然后油气和催化剂进入组合反应器2的输送床部分22进一步在反应时间1.0～2.0s、床层线速度8～12m/s条件下发生反应。为了控制整个组合反应器2出口温度(控制范围450℃～550℃)，在组合反应器2的湍动床或快速床21中上部注入急冷剂19，该急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油和/或污油，注入量为劣质催化原料量的1wt％～10wt％。

为优质原料设置的常规提升管反应器1与为劣质原料设置的湍动床或快速床加输送床组合反应器2在出口汇合于121后，催化剂和油气经过油气分离器11、沉降器10和顶旋13分离后，油气引出催化裂化反应系统，而催化剂进入汽提段5汽提，后经过催化剂输送管18进入再生器4进行烧焦再生。

总之，本发明中是将催化裂化原料按照反应特性的差异区分为优质原料和劣质原料，然后使其分别进入催化裂化装置反应器系统的不同反应区内进行转化。本发明针对不同性质原料进行催化裂化反应需要不同的能量及催化环境，具有以下优点：通过在催化裂化装置上设置两个不同结构的反应器，为不同性质原料的裂化反应提供独立的反应空间，采用各自优化的低剂油接触温差、大剂油比的工艺条件，提高了反应器系统内催化剂的整体活性，降低热裂化副反应发生的程度，从而有效避免常规催化裂化提升管反应器内劣质原料与优质原料间发生恶性吸附竞争及对反应产生阻滞作用，同时也克服了原料的劣质部分在常规提升管反应器内反应深度不足的问题，显著提高轻质油及液收率，一定程度上解决炼厂催化裂化原料日益劣质化问题。

实例

为验证本发明的效果，采用图1(实施例一)所示的装置和工艺流程，在某炼油厂的100万吨/年重油催化裂化装置上进行工业试验，试验结果列于表1。

采用本发明后，对原来的催化原料进行分馏切割分别得到优质原料和劣质原料(性质见表1)，将优质原料和劣质原料分别进入各自的催化裂化反应区进行反应，各自采用的优化反应条件如表2所示，同常规重油催化裂化相比较，采用本发明的技术可以使轻质油收率提高1.8个百分点，液收率提高2.2个百分点，干气和焦炭产率明显降低。详细产品分布可见表3。

表1重油原料性质

项目	分馏前原料	劣质原料	优质原料
				密度(20℃)kg/m3	0.9206	0.9962	0.8954
残炭值，wt％	5.79	17.14	1.63
				元素分析
氢含量，wt％	87.18	88.18	86.85
				碳含量，wt％	12.02	10.32	12.58
硫含量，wt％	0.38	0.42	0.37
				氮含量，wt％	0.36	0.61	0.27
烃族组成分析
				饱和烃，wt％	60.26	36.30	68.24
芳烃，wt％	24.69	38.48	20.09
				胶质，wt％	13.12	20.32	10.72
沥青质，wt％	1.94	4.90	0.95
				Ni含量，wt％	10.6	29.3	4.3
V含量，wt％	7.4	16.4	4.4

表2主要工艺条件

表3主要产品分布

产品分布及性质	现有技术方案	本发明方案
			H2S	0.5	0.8
燃料气	4.1	3.1
			液化气	15.3	15.7
汽油	44.7	46.0
			柴油	25.3	25.8
澄清油	1.8	1.1
			焦炭	8.3	7.5
合计	100.0	100.0

最后需要说明的是，以上实施例仅用于说明本发明的技术方案而非限制，尽管参照较佳实施例对本发明进行了详细说明，本领域的普通技术人员应当理解，可以对本发明的技术方案进行修改或者等同替换，而未脱离本发明技术方案的精神和范围。

Claims (7)

1.一种重油催化裂化分级分区转化的方法，该方法包括：

将重油原料分为优质催化原料和劣质催化原料，其中，所述优质催化原料的残炭值小于2.0wt%，所述劣质催化原料的残炭值大于2.0wt%；

以提升管反应器作为优质催化原料的反应区，将优质催化原料从该提升管反应器的底部输入该提升管反应器，同时，将催化剂从该提升管反应器的底部输入该提升管反应器，使催化剂在提升气体的提升作用下向上流动，优质催化原料与催化剂接触反应；反应后的油气与催化剂经分离后，油气被引出反应系统，而催化剂进入催化剂再生器进行烧焦再生；其中，控制催化剂进入提升管反应器的温度为580～670℃；控制所述优质催化原料的反应条件为：优质催化原料进入提升管反应器的预热温度100～300℃，剂油比7～11，反应时间2.0～3.0s，提升管反应器的出口温度460～520℃；

以湍动床或快速床加输送床组合反应器作为劣质催化原料的反应区，所述组合反应器为湍动床或快速床与输送床串联的组合反应器，所述湍动床或快速床设置在组合反应器的下部，高度为组合反应器整体高度的5%～30%；将劣质催化原料从该组合反应器的底部输入该组合反应器，同时，将催化剂从该组合反应器的底部输入该组合反应器，使催化剂在预提升气体的提升作用下向上流动，劣质催化原料与催化剂接触先经过组合反应器的湍动床或快速床部分进行反应，然后进入组合反应器的输送床部分进一步反应；反应后的油气与催化剂经分离后，油气被引出反应系统，而催化剂进入催化剂再生器进行烧焦再生；其中，控制催化剂进入组合反应器的温度为600～670℃；控制所述劣质催化原料的反应条件为：劣质催化原料进入组合反应器的预热温度150～300℃，剂油比8～10，组合反应器的出口温度450～550℃；组合反应器中湍动床或快速床部分的反应条件为：反应时间2.0～10.0s、床层线速度0.5～4.5m/s；组合反应器中输送床部分的反应条件为：反应时间1.0～2.0s、油气线速度8～12m/s。

2.根据权利要求1所述的重油分级分区催化转化的方法，其中，在所述组合反应器的湍动床或快速床的中部或上部注入急冷剂以控制组合反应器出口温度，所述急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油或污油中的一种或多种，注入量为劣质催化原料量的1wt%～10wt%。

3.根据权利要求1所述的重油分级分区催化转化的方法，其中，所述提升管反应器中反应后的油气与催化剂、所述组合反应器中反应后的油气与催化剂分别利用油气分离系统实现油气与催化剂的分离，分离后的催化剂进入同一催化剂再生器进行烧焦再生；或者，所述提升管反应器中反应后的油气与催化剂、所述组合反应器中反应后的油气与催化剂汇合后利用一个油气分离系统实现油气与催化剂的分离，分离后的催化剂再进入催化剂再生器进行烧焦再生。

4.根据权利要求1或3所述的重油分级分区催化转化的方法，其中，再生后的催化剂的一部分经过一个催化剂冷却器冷却后输送入提升管反应器循环使用，另一部分经过另一个催化剂冷却器冷却后输送入组合反应器循环使用；或者，再生后的催化剂经过一个催化剂冷却器冷却后，一部分输送入提升管反应器循环使用，另一部分输送入组合反应器循环使用。

5.一种用于实施权利要求1～4任一项所述的重油分级分区催化转化的方法的装置，该装置包括：

提升管反应器，该提升管反应器底部设置优质催化原料入口以及催化剂入口，顶部设置反应后的油气与催化剂的混合物料出口；

湍动床或快速床加输送床组合反应器，该组合反应器为湍动床或快速床与输送床串联的组合反应器，所述湍动床或快速床设置在组合反应器的下部，高度为组合反应器整体高度的5%～30%；该组合反应器底部设置劣质催化原料入口以及催化剂入口，顶部设置反应后的油气与催化剂的混合物料出口；

至少一个油气分离系统，该油气分离系统设置油气与催化剂的混合物料入口、油气出口以及催化剂出口；

催化剂再生器，该催化剂再生器设置催化剂入口以及催化剂出口；

至少一个再生催化剂冷却器，该再生催化剂冷却器设置催化剂入口以及催化剂出口；

其中，所述提升管反应器的混合物料出口、所述组合反应器的混合物料出口分别与油气分离系统的混合物料入口连通，或者，所述提升管反应器的混合物料出口、所述组合反应器的混合物料出口相连通后连通到同一油气分离系统的混合物料入口；

所述油气分离系统的催化剂出口与所述催化剂再生器的催化剂入口连通；所述催化剂再生器的催化剂出口与所述再生催化剂冷却器的催化剂入口连通；所述再生催化剂冷却器的催化剂出口与所述提升管反应器的催化剂入口、所述组合反应器的催化剂入口分别连通。

6.根据权利要求5所述的装置，其中，该装置是包括两个再生催化剂冷却器，这两个再生催化剂冷却器分别串联设置在催化剂再生器的催化剂出口与提升管反应器的催化剂入口之间、催化剂再生器的催化剂出口与组合反应器的催化剂入口之间。

7.根据权利要求5所述的装置，其中，在所述湍动床或快速床的中部或上部还设置有急冷剂入口。

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