CN102233253B

CN102233253B - 一种加工重油的提升管催化装置和应用

Info

Publication number: CN102233253B
Application number: CN 201010169270
Authority: CN
Inventors: 张兆前; 白跃华; 张喜文; 陈超; 周华群; 梅建国; 刘永干; 董卫刚; 杨军; 范建光; 李文琦
Original assignee: Petrochina Co Ltd
Current assignee: Petrochina Co Ltd
Priority date: 2010-05-06
Filing date: 2010-05-06
Publication date: 2013-11-06
Anticipated expiration: 2030-05-06
Also published as: CN102233253A

Abstract

本发明涉及一种加工劣质重油的提升管催化装置和应用；主提升管上部提升管是一个径向与主提升管的下部提升管径向等大或缩小的出口段，下部提升管设有提升蒸汽入口、劣质重油入口和再生斜管，扩径提升管在主提升管高度的20～95％处的任意位置，扩径提升管高度占主提升管高度的20～75％，扩径提升管与主提升管下部提升管的直径之比为(1.0～3.0)∶1；副提升管与主提升管的接口在主提升管的扩径提升管的上侧、下侧或扩径提升管的中下部，主提升管与副提升管接口处的夹角γ为0～90°；避免了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，克服了劣质原料在反应器内反应深度不足的问题。

Description

一种加工重油的提升管催化装置和应用

技术领域

本发明涉及一种非临氢条件下的石油烃的催化装置和应用，更具体地说，是一种加工劣质重油的提升管催化裂化装置和应用。

背景技术

以强化反应过程中的催化反应，减少热裂化反应及不利的二次反应，代表性的工艺技术是由CN1118539C、CN1262625C等公开的两段提升管催化裂化技术，其特点采用两段式提升管反应器和接力式地使用催化剂来达到油气串联、催化剂接力、分段反应、缩短反应时间和提高催化剂的平均性能的目的。该类技术在加工原料性质较好的蜡油时，轻质油产率较高，特别是柴油产率和十六烷值均较高；但在推广过程中，加工渣油时，由于采用短油剂接触时间，催化剂上的油份在反应器出口末端时也不能反应完全，致使催化剂的携带焦过多，从而沉降器结焦严重，焦炭和干气产率高，整个产品分布也趋恶化。CN1226388A、CN1928023A公开了向提升管中部引入一部分来自第一再生器的半再生剂或经取热降温后的第二再生器的再生剂的方法，以此来提高提升管后半段的催化剂活性；但该技术只是对CN1118539C、CN1262625C等公开的两段提升管催化裂化技术的改进。

一般认为，在催化裂化反应过程中，化学键的断裂主要发生于链状烃和环烷烃、苯环侧链，以及连接环状结构的桥键，而且反应物的分子越大，裂化反应越容易发生。因此，渣油裂化所需的反应时间应该小于馏分油催化裂化。这一观点已为被广泛接受，从而开发成功了各种油剂快分技术和毫秒催化反应技术，并也致力于下行管反应器的开发研究(如在USP4797262、USP4832825、USP5582712中公开下流式反应器)。此外，还研究发现较短的油剂接触时间可以抑制不利的热裂化反应；现有的技术对渣油的加工基本趋向于较高的反应温度、较短的反应时间。现有的技术中尚未有提出对渣油进行较低温度、较长反应时间下进行改质裂化的思路。通过调研炼厂的实际情况发现：过短的停留时间，导致油浆密度偏低，沉降器结焦等。

近年来，催化裂化技术进步的一个重要方面就是可加工劣质烃油，一般采用的蜡油搀兑渣油。渣油与蜡油相比，原料更重，残炭和重金属含量更高，更容易吸附在催化剂活性位上，影响蜡油的反应。二者的反应性能、对催化剂活性位的吸附能力以及生焦性能均存在很大的差别，共处一个反应体系反应时必然存在恶性竞争。此外，不同的反应物需要的理想反应条件也不同，混在一起难以进行选择。现有的技术中尚未有提出将蜡油和重油组分进不同的反应器而分别加工的思路。

发明内容

本发明的目的是提供一种重油先在高温、短接触时间进行热冲击裂化，再在较低温度下进行较长时间的改质裂化的可加工劣质重油的提升管催化转化装置及应用。

本发明的工艺特点是优质原料油(以蜡油为代表)和劣质原料油(以渣油为代表)不搀兑，直接或经预处理后分别进入所采用的提升管下部的不同反应器，以实现对性质差别较大原料的优化加工，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。

本发明的提升管反应器的特征为：提升管装置分为主提升管和副提升管两部分，副提升管的上部与主提升管的中上部相连通。管件之间的连接按常规方法进行连接即可。

上述的主提升管反应器可以选自等直径提升管、等线速提升管、流化床或变径提升管之一进行改造或新建，一般采用变径的提升管，即主提升管反应器中部采取扩径处理。主提升管上部一般设立一段径向较主提升管的下部提升管等大或缩小了的出口段。副提升管与主提升管的接口可选在主提升管的扩径部分的上侧、下侧，或扩径部分任意位置；优选在提升管扩径部分的中下部，即扩径部分高度10％～70％处。

上述的主提升管为变径提升管时，变径部分可在整个主提升管高度的20％至95％处的任意位置，变径部分高度占整个主提升管高度20％～75％，变径部分与主提升管下部提升管的直径之比为(1.0～3.0)∶1。

上述的提升管反应器中的主提升管可以在现有的单根提升管催化裂化装置上，通过简单的改造完成；也可新建。副提升管一般需要新建，即建造安装包括催化剂入口和油气入口的一段提升管，副提升管上部直接连入主提升管中部即可。若主提升管和副提升管均为新建，则主、副提升管连接处的下部部分和上部部分可以不在一条垂直线上。

上述的主提升管与副提升管汇合处的夹角Y为0～90°，优选为30°～60°。

本发明提供的方法是：预热后的劣质原料油和催化剂分别由主提升管底部的雾化蒸汽和原料油入口和催化剂入口进入主提升管，在预提升蒸汽提升下相互接触上行在主提升管下部反应段进行热冲击裂化反应；预热后的优质原料油和催化剂分由副提升管底部的雾化蒸汽和原料油入口和催化剂入口进入副提升管，在预提升蒸汽提升下相互接触上行在副提升管内进行催化转化反应。从主提升管反应器下部反应段进入主提升管中部的扩径反应段，由于扩径可使油剂停留时间变长并可充分混合接触，与冷却剂接触后可大幅降低温度，充分完成重油的二次反应(即低温、长接触时间的改质裂化)。从副提升管提升上来的油气和催化剂进入主提升管中部扩径段的中上部，与主提升管的油剂等组分混合上行进入出口段，该出口段通过提升管缩径以提高物流的流速，使反应物流快速进入气固分离系统中的沉降器、旋风分离器，反应产物经管线去分离系统。反应后带炭的待生催化剂进入汽提器，经水蒸汽汽提后由待生斜管进入再生装置，经空气烧焦再生后的热催化剂经再生斜管返回提升管反应器底部循环使用。

上述方法中，适用的原料油可以是不同沸程的石油馏分、渣油和原油。具体地说，进入主提升管反应器底部的劣质原料油可以是常压渣油、减压渣油(包括减压深拔后的减压深拔渣油)、催化回炼油、溶剂脱沥青油、原油、也可包括性质较差的焦化蜡油等中的一种，两种或两种以上的任意比例混合物；进入副提升管反应器底部的优质原料油可以是常压蜡油、减压蜡油、焦化蜡油、加氢裂化尾油、也可包括残炭含量小于4％的常压渣油等中的一种，两种或两种以上的任意比例混合物，也可以汽油、柴油和中段循环油中的一种或一种以上的混合物。

上述方法中，进入主提升管的催化剂可为完全再生的再生剂；也可从沉降器任意位置，或从再生器任意位置引出的挂炭催化剂；引出的挂炭催化剂直接或与再生剂混合后经催化剂入口进入主提升管反应器内。进入副提升管的催化剂一般为完全再生的再生剂，也可从沉降器任意位置引出，或从再生器任意位置引出的挂碳剂，再生剂或再生剂与挂炭剂混合后的催化剂可以直接经催化剂入口进入提升管反应器内，也可进入任意类型的催化剂冷却装置降温后再经催化剂入口管线进入提升管反应器内；优选后一种方法，即优选催化剂经降温冷却后再进入提升管反应器内。

上述方法中，对于本发明的提升管反应系统，为了控制反应温度，要求在主提升管反应器的中部注入急冷剂，该急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油、污油，注入量为催化原料量的1～10wt％。急冷剂的注入位置可以在主提升管和副提升管汇合处的上部或下部均可。优选在主提升管和副提升管汇合处的下部。

上述方法和装置适用于所有类型的常规催化剂，其活性组分选自含或不含稀土的Y或HY型沸石、含或不含稀土的超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石或用其它方法制得的具有五元环结构的高硅沸石中的一种、两种或三种的催化剂，以及无定型硅铝催化剂。

上述方法的反应条件如下：主、副提升管汇合处下部的主提升管下部反应段出口处的温度为500～620℃，优选为510～600℃；反应时间为0.4～10.0秒，优选1.0～6.0秒。副提升管出口处的温度为480～600℃，优选500～580℃；反应时间为0.4～6.0秒，优选0.6～4.0秒。主提升管出口处的温度为450～540℃，优选470～525℃；反应时间为0.8～15秒，优选1.2～10.0秒。

发明的效果

与现有技术相比，本发明的有益效果主要体现在以下几个方面：

1、本发明可在现有的单根等直径提升管、等线速提升管、流化床或变径提升管上进行简单改造即可实现。

2、相对于现有的提升管技术，本发明调控手段更多，对原料劣质化的适应能力更强。将蜡油和渣油分别进不同的反应器/区反应，可按原料性质各自最适宜的工艺反应条件，可有效避免性质差别较大原料油在同一反应体系的恶性竞争。

3、提升管反应器可以对劣质重油分别采取高温、短接触时间热冲击裂化(主要发生在主提升管下部反应段和低温、长接触时间的改质裂化(主要发生在主提升管上部扩径反应段，使其反应完全，且产品分布较优，减少催化剂上的携带焦量；进入副提升管的优质原料可在较低的反应温度下与催化剂接触反应，可降低热裂化反应发生比例，降低干气产率。

4、通过实验室对改造前后的提升管连续反应装置进行对比表明：采取该方法可提高轻质油(汽油+柴油)产率1～3个百分点；其中柴油的十六烷值提高2～3个单位，汽油烯烃含量降10～20个体积百分点；焦炭和干气产率可减少1～2个百分点。

附图说明

图1主提升管为变径提升管加工劣质重油的催化转化流程。

图中：1、提升蒸汽入口a 2、提升蒸汽入口b 3、劣质重油入口 4、预提升段b 5、下部提升管 6、副提升管 7、扩径提升管 8、催化剂冷却装置 9、沉降器 10、旋风分离器 11、去油气分离系统管线 12、汽提器 13、汽提蒸汽管线 14、待生斜管 15、上部提升管 16、再生斜管a 17、再生斜管b 18、急冷剂入口。

具体实施方式

本发明所述的加工重油的提升管催化装置由主提升管反应器、副提升管反应器、气固分离系统和再生装置构成；主提升管反应器位于再生装置旁，为一变径的提升管，主提升管反应器中部为扩径提升管7，主提升管上部提升管15是一个径向与主提升管的下部提升管径向等大或缩小的出口段，并与气固分离系统的沉降器9连通，下部提升管5设有提升蒸汽入口a1、劣质重油入口3和再生斜管a16，扩径提升管7在主提升管高度的20～95％处的任意位置，扩径提升管7高度占主提升管高度的20～75％，扩径提升管7与主提升管下部提升管的直径之比为(1.0～3.0)∶1；

副提升管6与主提升管的接口在主提升管的扩径提升管7的上侧、下侧或扩径升管的任意位置；优选在主提升管的扩径提升管的中下部，即扩径提升管高度10～70％处，主提升管与副提升管接口处的夹角Y为0～90°，优选为30°～60°，副提升管提升蒸汽入口b2、再生斜管b17和优质原料油入口4设在副提升管6的下端，由再生斜管b17与催化剂冷却装置连通，主提升管和副提升管接口处的上部或下部设有急冷剂入口18；

气固分离系统由旋风分离器10、沉降器9、汽提器12和汽提蒸汽管线13构成，旋风分离器10、沉降器9位于再生装置上部，旋风分离器10顶端与去油气分离系统管线11连接，下端与汽提器12连接，汽提器12与汽提蒸汽管线13连接，再生装置位于气固分离系统的下方，通过待生斜管14与汽提器12连通。

提升蒸汽经提升蒸汽入口a1进入主提升管反应器下部反应管5，热的再生催化剂经再生斜管a16进入主提升管反应器下部反应管5由提升蒸汽进行提升；预热后的劣质原料油经劣质重油入口3进入与热的催化剂混合后进入主提升管反应器下部提升管5内，在一定的条件下发生高温热冲击裂化反应。提升蒸汽经提升蒸汽入口b2进入，经冷却的催化剂经再生斜管b17进入，由提升蒸汽进行提升；预热后的优质原料油经优质原料油进口4进入与热的催化剂混合后进入副提升管6内，在一定的条件下发生催化转化反应。从主提升管反应器下部提升管5进入主提升管中部的扩径提升管，由于扩径提升管扩径使油剂停留时间变长并充分混合接触，与冷却剂接触后可大幅降低温度，充分完成重油的二次反应(即低温、长接触时间的改质裂化)。该急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油、污油中的一种或几种，注入量为劣质催化原料量的1～10wt％。从副提升管6提升上来的油气和催化剂进入主提升管中部扩径段7的中部，与主提升管的油剂等组分混合上行进入上部提升管15出口段，该出口段通过提升管缩径以提高物流的流速，使反应物流快速进入气固分离系统中的沉降器9、旋风分离器10，反应产物经去油气分离系统管线11去分离系统。反应后带炭的待生催化剂进入汽提器12，经来自水蒸汽管线13的水蒸汽汽提后由待生斜管14进入再生系统，经空气烧焦再生后的热催化剂经再生斜管a16、再生斜管17b返回提升管反应器底部循环使用。

为验证本发明的效果，采用附图1所示的工艺流程，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。

采用该发明后，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副提升管和主提升管进行反应，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，采用该专利技术可以使轻质油收率提高了1.3个百分点，液收率提高了1.7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	2.00
				元素分析
碳含量，wt％	87.18	88.18	86.85
				氢含量，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，ug/g	10.6	29.3	4.3
V含量，ug/g	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	0.7
燃料气	4.1	3.3
			液化气	15.3	15.6
汽油	44.7	46.4
			柴油	25.3	24.9
澄清油	1.8	1.1
			焦炭	8.3	7.9
合计	100.0	100.0

Claims

1.一种加工重油的方法，其特征在于，提升管催化装置由主提升管反应器、副提升管反应器、气固分离系统和再生装置构成；主提升管反应器位于再生装置旁，为一变径的提升管，主提升管反应器中部为扩径提升管（7），主提升管上部提升管（15）是一个径向与主提升管的下部提升管径向等大或缩小的出口段，并与气固分离系统的沉降器（9）连通，下部提升管（5）设有提升蒸汽入口a（1）、劣质重油入口（3）和再生斜管a（16），扩径提升管（7）在主提升管高度的20～95%处的任意位置，扩径提升管（7）高度占主提升管高度的20～75％，扩径提升管（7）与主提升管下部提升管的直径之比为（1.0～3.0）︰1；

副提升管（6）与主提升管的接口在主提升管的扩径提升管（7）的中下部，即扩径提升管高度10～70%处，主提升管与副提升管接口处的夹角γ为30°～60°，副提升管提升蒸汽入口b（2）、再生斜管b（17）和优质原料油入口（4）设在副提升管（6）的下端，由再生斜管b（17）与催化剂冷却装置连通，主提升管和副提升管接口处的上部或下部设有急冷剂入口（18）；

气固分离系统由旋风分离器（10）、沉降器（9）、汽提器（12）和汽提蒸汽管线（13）构成，旋风分离器（10）、沉降器（9）位于再生装置上部，旋风分离器（10）顶端与去油气分离系统管线（11）连接，下端与汽提器（12）连接，汽提器（12）与汽提蒸汽管线（13）连接，再生装置位于气固分离系统的下方，通过待生斜管（14）与汽提器（12）连通；

提升蒸汽经提升蒸汽入口a（1）进入主提升管反应器下部提升管（5），热的再生催化剂经再生斜管a（16）进入主提升管反应器下部提升管（5）由提升蒸汽进行提升；预热后的劣质原料油经劣质重油入口（3）进入与热的催化剂混合后进入主提升管反应器下部提升管（5）内，在一定的条件下发生高温热冲击裂化反应；提升蒸汽经副提升管提升蒸汽入口b（2）进入，经冷却的催化剂经再生斜管b（17）进入，由提升蒸汽进行提升；预热后的优质原料油经优质原料油进口（4）进入与热的催化剂混合后进入副提升管（6）内，在一定的条件下发生催化转化反应；从主提升管反应器下部提升管（5）进入主提升管中部的扩径提升管，由于扩径提升管扩径使油剂停留时间变长并充分混合接触，与冷却剂接触后可大幅降低温度，充分完成重油的二次反应；该急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油、污油中的一种或几种，注入量为劣质催化原料量的1～10wt%；从副提升管（6）提升上来的油气和催化剂进入主提升管扩径提升管（7）的中部，与主提升管的油剂组分混合上行进入上部提升管（15）出口段，该出口段通过提升管缩径以提高物流的流速，使反应物流快速进入气固分离系统中的沉降器（9）、旋风分离器（10），反应产物经去油气分离系统管线（11）去分离系统；反应后带炭的待生催化剂进入汽提器（12），经来自水蒸汽管线（13）的水蒸汽汽提后由待生斜管（14）进入再生系统，经空气烧焦再生后的热催化剂经再生斜管a（16）、再生斜管b（17）返回提升管反应器底部循环使用；

上述方法的反应条件如下：主、副提升管汇合处下部的主提升管下部反应段出口处的温度为510～600℃；反应时间为1.0～6.0秒；副提升管出口处的温度为500～580℃；反应时间为0.6～4.0秒；主提升管出口处的温度为470～525℃；反应时间为1.2～10.0秒。