CN102234531A - 一种重油分区催化裂化的装置和应用 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种重油分区催化裂化的装置和应用；提升管反应器和组合反应器设置在再生器旁，底部分别通过催化剂输送管和再生催化剂滑阀与再生器底部连接，提升管反应器和组合反应器上部分别与油气分离器连接；组合反应器由快速床和输送床构成，快速床设置在输送床的下部，高度为组合反应器高度的1～50％；急冷剂进口设置在快速床上部；油气分离器和顶旋设置在再生器上方沉降器中，沉降器通过汽提段和催化剂输送管和再生器连通；不同性质的催化原料进入设置得的两个不同结构的独立反应器，根据各自优化的工艺条件反应，避免了劣质原料与优质原料发生恶性吸附竞争及对反应产生阻滞作用，提高了轻质油及液收率。

Description

一种重油分区催化裂化的装置和应用

技术领域

本发明涉及一种提高重油催化裂化反应效率的重油分区催化裂化的装置和应用。

背景技术

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520～620℃的馏分中。这部分馏分氢含量高，含有大量的饱和芬和芳香芬，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520～620℃的催化裂化原料馏分中，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。

发明内容

本发明的目的是提供一种重油分区催化裂化的装置，把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的不同反应区内进行反应。该方法通过在催化裂化装置上设置两个不同结构的反应器，为优质和劣质催化原料的裂化反应分别提供各自独立的反应区，根据不同原料的反应性能为其匹配最优的工艺条件，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，克服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，提高轻质油及液收率，解决炼厂催化裂化原料日益劣质化问题。

本发明所述的一种重油分区催化裂化装置由提升管反应器、组合反应器和再生器构成。

本发明所述的一种重油分区催化裂化装置的应用包括如下步骤：

提升管反应器设置在重油催化裂化装置的再生器旁边，该提升管反应器为优质催化原料反应器，根据优质催化原料氢含量高，含有大量的饱和芬和芳香芬，在催化裂化反应条件下易于转化的特点，该反应区的工艺条件为：反应温度470～530℃，剂油比5～10，反应时间2.0～5.0s，原料预热温度100～350℃，进入提升管反应器前再生催化剂温度为660～730℃。

由快速床和输送床构成的组合反应器设置在重油催化裂化装置的再生器旁，该组合反应器为劣质催化原料反应器。根据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的特点，该组合反应器通过设置扩径段形成快速床以延长油气停留时间，并且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，对于转化劣质原料部分的组合反应器，控制原料预热温度100～350℃，进入组合反应器前再生催化剂温度为660～730℃，反应器出口温度450～550℃，控制剂油比6～12；对于组合反应器的快速床部分，控制反应时间2.0～10.0s，床层线速度2～8m/s。对于组合反应器的输送床部分，反应时间1.0～4.0s，油气线速度8～12m/s；

上述步骤中，对于优质的催化原料，要求馏程范围小于520～620℃，残炭值小于2～4wt％；对于劣质的催化原料，要求馏程范围大于520～620℃，残炭值大于2～4wt％。

上述步骤中，对于劣质催化原料的组合反应器的快速床部分，设置在组合反应器下部，高度为组合反应器高度的1～50％。快速床与输送床直径比为(1.0～3.0)∶1。

上述步骤中，对于劣质催化原料的组合反应器，为了控制反应温度，要求在其快速床的中上部注入急冷剂，该急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油、污油，注入量为劣质催化原料重量的1～10wt％。

本发明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，并且通过优化不同反应区的工艺条件，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。

附图说明

图1为本发明重油分区催化裂化装置结构示意图。

其中：1、提升管反应器  2、组合反应器  4、再生器  5、汽提段  6、催化剂输送管  7、再生催化剂滑阀  8、催化剂输送管  9、再生催化剂滑阀  10、沉降器  11、油气分离器a  12、油气分离器b  13、顶旋14、劣质催化原料油进口  15、优质催化原料油进口  16、提升气体进口  17、提升气体进口  18、催化剂输送管  19、急冷剂进口  21、快速床  22、输送床

具体实施方式

本发明所述的重油分区催化裂化装置结构(见图1)，由提升管反应器1、组合反应器2、再生器4构成；提升管反应器1设置在再生器4旁，通过催化剂输送管6和再生催化剂滑阀7与再生器4底部连接，优质催化原料油进口15和提升气体进口16设置在提升管反应器1下部，提升管反应器1上部与油气分离器11连接；组合反应器2由快速床21和输送床22构成，快速床21设置在输送床22的下部，高度为组合反应器高度的1～50％，组合反应器2设置在再生器4旁，快速床21底部通过催化剂输送管8和再生催化剂滑阀9与再生器4底部连接，劣质催化原料油进口14和提升气体进口17设置在快速床21底部，急冷剂进口设置在快速床21上部，输送床22上部与油气分离器12连接；油气分离器a11、油气分离器b12和顶旋13设置在再生器4上方沉降器10中，沉降器10通过汽提段5和催化剂输送管18和再生器4联通。

再生器4中的一部分高温催化剂通过催化剂输送管6和再生催化剂滑阀7进入提升管反应器1，并在从提升气体进口16进来的提升气体提升作用下向上流动与优质催化原料油进口15进来的优质催化原料油(馏程范围小于520～620℃，残炭值小于2～4wt％)接触反应，通过调节原料预热温度(控制范围为100～350℃)和再生催化剂滑阀7开度，控制进入提升管反应器前再生催化剂温度为660～730℃，使提升管反应器1内的油气在反应温度470～530℃，剂油比5～10，反应时间2.0～5.0s的条件下完成反应。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中的一部分高温催化剂通过催化剂输送管8和再生催化剂滑阀9进入组合反应器2中快速床21的底部，并在从预提升气体进口17进来的提升气体提升作用下向上流动与从劣质催化原料油进口14进入的劣质催化原料油(馏程范围大于520～620℃，残炭值大于2～4wt％)接触反应，通过调节原料预热温度(控制范围为180～350℃)和再生催化剂滑阀9开度，控制进入提升管反应器前再生催化剂温度为660～730℃，使油气首先经过组合反应器2的快速床21，在剂油比6～12，反应时间2.0～10.0s，床层线速度2～8m/s的条件下进行反应，然后油气和催化剂进入组合反应器2的输送床22进一步在反应时间1.0～4.0s，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的快速床21中上部注入急冷剂，该急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油、污油，注入量为劣质催化原料重量的1～10wt％。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。

为验证本发明的效果，采用图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，采用该技术可以使轻质油收率提高了1.0个百分点，液收率提高了1.4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	3.5
			液化气	15.3	15.7
汽油	44.7	45.5
			柴油	25.3	25.5
澄清油	1.8	1.3
			焦炭	8.3	7.8
合计	100.0	100.0

Claims (2)

1.一种重油分区催化裂化的装置，其特征在于：由提升管反应器(1)、组合反应器(2)、再生器(4)构成；提升管反应器设置在再生器旁，通过催化剂输送管(6)和再生催化剂滑阀(7)与再生器底部连接，优质催化原料油进口(15)和提升气体进口(16)设置在提升管反应器下部，提升管反应器上部与油气分离器(11)连接；组合反应器由快速床(21)和输送床(22)构成，快速床设置在输送床的下部，高度为组合反应器高度的1～50％，组合反应器设置在再生器旁，快速床底部通过催化剂输送管(8)和再生催化剂滑阀(9)与再生器底部连接，劣质催化原料油进口(14)和提升气体进口(17)设置在快速床底部，急冷剂进口(19)设置在快速床上部，输送床上部与油气分离器(12)连接；油气分离器a(11)、油气分离器b(12)和顶旋(13)设置在再生器上方沉降器(10)中，沉降器通过汽提段(5)和催化剂输送管(18)和再生器联通。

2.一种根据权利要求1所述的一种重油分区催化裂化装置的应用，其特征在于：用于重油分区催化裂化反应；首先将重油分为优质催化原料和劣质催化原料，优质催化原料馏程范围＜520～620℃，残炭重量值＜2～4％；劣质催化原料馏程范围＞520～620℃，残炭重量值＞2～4％；

优质催化原料进入提升管反应器反应，该反应区的工艺条件为：反应温度470～530℃，剂油比5～10，反应时间2.0～5.0s，原料预热温度100～350℃，进入提升管反应器前再生催化剂温度为660～730℃；

劣质催化原料进入快速床和输送床组合反应器反应，控制原料预热温度100～350℃，进入反应器前再生催化剂温度为660～730℃，反应器出口温度450～550℃，控制组合反应器剂油比6～12；快速床，反应时间2.0～10.0s，床层线速度2～8m/s；输送床，反应时间1.0～4.0s，油气线速度8～12m/s。

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