CN102268291A - 一种降低汽油烯烃的催化裂化工艺与装置 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种降低汽油烯烃的催化裂化工艺和装置，步骤为：再生催化剂分两路反应沉降器，分别与重质进料和劣质汽油进料接触反应，反应后物流进行分离，分离出的反应生成油气进入分馏系统进行分馏，分离出的待生催化剂进入管式烧焦器进行烧焦再生，再生的催化剂进入再生器中的旋风分离器进行催化剂与烟气分离，分离后的烟气排出再生器，分离后的半再生催化剂进入再生器催化剂密相床进行烧焦再生，再生后的再生催化剂循环使用。

Description

一种降低汽油烯烃的催化裂化工艺与装置

技术领域

本发明涉及在不存在氢的情况下，烃油的催化裂化领域，特别涉及一种降低汽油烯烃的催化裂化工艺及装置。

背景技术

目前，常规的单根或多根提升管式催化裂化装置，存在以下几方面的问题：第一，是再生器温度无法实现灵活控制，催化剂的再生温度一般都高于650℃，使提升管反应器中油剂瞬间接触温度较高，过高的油剂接触温度会加剧热裂化反应、降低催化裂化反应的程度，结果是产品分布恶化，干气和焦炭产率上升、总液体收率下降(总液体收率指液化气产率、汽油产率和柴油产率之和)，由于较高的再生催化剂温度，受装置热平衡限制，使重油提升管反应器的剂油比相对较小，一般为5～8(提升管反应器的剂油比为提升管反应器内催化剂的重量循环量与重油提升管反应器进料的重量流量之比)；第二，由于提升管式反应器的长度决定了原料的反应时间(一般在4s左右)。过长的反应时间在提高原料单程转化率的同时也加剧了原料裂化生成物的二次反应，使裂化气产率增加，从而降低了汽、柴油馏分的收率；第三，由于提升管式反应器中的油气线速高于催化剂线速而造成结炭催化剂的滑落而形成返混，由此，在提升管式反应器原料喷嘴上部，结炭滑落的催化剂与雾化原料和初期裂化生成物再次接触，从而恶化了产品分布，降低了催化剂对原料裂化的产品选择性；第四，由于再生器烧焦能力及烧焦效率相对较低，使再生器的尺寸较大和催化剂藏量较高，造成设备投资相对较大。

另外，催化裂化作为石油二次加工的主要手段在我国占有极其重要的地位。由于催化裂化的工艺特点及其原料的日趋变重，催化裂化汽油烯烃含量在40～60v％之间，其硫含量也呈上升趋势。由于我国催化裂化装置总加工量过大，产品结构不合理，其中催化裂化汽油在我国汽油产品中的份额达70％以上，致使成品汽油中的烯烃含量严重超标，远高于我国现在执行的国Ⅲ油品质量要求汽油的烯烃含量不大于35v％的标准。利用传统的加氢精制虽然能够将汽油中的烯烃降到很低，但却大幅度的损失了辛烷值。因此，目前国内各研究机构针对降低汽油烯烃含量开发了各种技术，中石化石油化工科学研究院开发了降低催化汽油烯烃含量的GOR系列催化剂(《石油炼制与化工》2002年7期第5～8页)，这种催化剂通过引入氧化物表面改性的Y型沸石和改性ZRP沸石，具有很高的氢转移活性和较高的异构化活性，可以使FCC汽油烯烃降低10个百分点左右。中石化洛阳石化工程公司炼制研究所开发了降低催化汽油烯烃含量的LAP系列助剂(《炼油设计》2001年9期第23～27页)，这种助剂以多金属氧化物改性的择形沸石为主要活性组分，具有很高的汽油烯烃芳构化活性和较高的烯烃裂化活性，催化剂中加入5％的LAP助剂时，可以使FCC汽油烯烃降低10个百分点左右。在工艺方法上，中石化石油化工科学研究院开发了具有降低汽油烯烃含量功能的MGD工艺(《石油炼制与化工》2002年2期第19～22页)，MGD工艺把常规FCC主提升管反应器分为两段，下段作为汽油改质反应区，上段作为FCC主提升管反应区，利用大剂油比和高活性催化剂改质汽油，该工艺要兼顾主提升管重油催化裂化的反应条件，汽油改质的量有限，降烯烃幅度也不太理想，可使FCC汽油烯烃降低10～12个百分点。

中国专利ZL200510017751.5所涉及再生催化剂降温技术是利用催化裂化双提升管的技术优势，将轻烃提升管反应后保留有高剩余活性(相当于再生剂活性的90％)、低温(500℃左右)的待生剂部分或全部返回重油提升管底部设置的混合器，在混合器中与来自再生器的再生催化剂混合后进入重油提升管与重油接触反应。由于混合器中两股催化剂的热交换作用使混合催化剂的温度有效下降至630℃左右，进入重油提升管与重质原料接触反应，使剂油比得到显著提高，并有效降低了装置的干气、焦炭产率，液体收率提高，产品分布得到改善。催化汽油经过轻烃提升管改质，改质后汽油烯烃含量降至10～25v％，降幅25～50个百分点；汽油辛烷值(RON)提高0.1～2个单位；汽油硫含量降低20～40％。但该技术存在以下几点不足：1.再生器温度无法实现灵活控制，该技术优势仅体现于两根以上提升管的催化裂化装置。2.由于该技术为传统的提升管式催化裂化，仍表现出了反应时间长、干气及焦炭产率相对高、产品分布相对差、再生器烧焦能力低及装置能耗高的不足。3.劣质汽油改质时与再生催化剂接触温度高，且反应时间长导致装置的干气和焦炭产率进一步增加，改质汽油收率降低。

中国专利ZL97106088.6所涉及的分子筛催化剂高效再生工艺技术主要包括：1.待生催化剂在第一根再生管再生后进入外置旋风分离器组，经料腿进入第二根再生管。2.第二根再生管外置旋风分离器组料腿直接进入外取热器，经底部斜管进入提升管反应器。技术烧焦时间在10秒以内，烧焦强度(每小时、每吨催化剂的烧碳量)是现有技术的10倍左右。但该技术也存在以下两点不足：1.采用提升管式反应器而无法实现原料短反应时间。2.工艺过程及操作复杂，工程上难以实施。3.该技术不涉及劣质汽油改质。

中国专利ZL93242428.7所涉及的一种催化裂化提升管烧焦再生器技术特点为：提升管再生器上设有多段空气进气口进行待生催化剂再生，强化了待生催化剂的烧焦再生过程，其结构简单，操作方便。但该技术存在提升管式反应器而无法实现原料短反应时间操作。该技术也不涉及劣质汽油改质。

美国专利USP：5462652所涉及的工艺技术特点为：1.反应沉降器上部设置催化剂混合罐，混合罐采用水蒸汽进行催化剂的均匀混合；反应沉降器顶部设置混合催化剂室，催化剂由混合催化剂室中心开口进入反应沉降器。2.催化剂与原料的反应以及待生催化剂的汽提均在反应沉降器中进行，催化剂流动方向向下，喷嘴的原料喷射方向与催化剂流动方向成90°夹角，反应沉降器外挂旋风分离器。3.一部分待生催化剂由第一根气升管提升至再生器进行烧焦再生，另一部分待生催化剂由第二根气升管提升至催化剂混合罐，再生后的催化剂由第三根气升管提升至催化剂混合罐与待生催化剂混合来降低进入反应沉降器的混合催化剂温度。由于以上特征，美国专利USP：5462652技术在反应沉降器中实现原料短反应时间，低油剂接触温度，大剂油比操作，使装置的干气、焦炭产率下降，液体收率提高，产品分布得到改善。但该技术仍存在以下几点不足：1.采用常规催化裂化再生器，其烧焦能力低。2.参与反应的催化剂为再生后的催化剂和待生催化剂的混合物，该混合催化剂对原料的裂化活性必然受到影响，也势必对产品分布带来不利影响。3.工艺过程及操作复杂。4.该工艺不涉及劣质汽油改质技术。

因此，降低和控制再生催化剂的温度、提高重油催化裂化反应和劣质汽油改质的剂油比，缩短其反应时间、并采用管式烧焦提高再生烧焦能力及烧焦效率，降低总的干气(甚至包括液化气)和焦炭产率以及提高改质汽油收率对改善催化裂化反应的产品分布和产品性质、降低装置能耗、降低再生器的催化剂藏量，缩小再生器尺寸，减少设备投资具有重要的作用。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是现有的催化裂化工艺处于再生器的催化剂温度无法灵活控制、再生催化剂与原料的接触温度高、反应时间长、剂油比低及装置烧焦能力低等。

本发明提供一种降低汽油烯烃的催化裂化工艺，该工艺及装置实现了在催化裂化装置上实施待生催化剂管式烧焦再生并控制再生器的催化剂温度(580～650℃之间)，重油催化裂化和劣质汽油改质均采用低油剂接触温度、短反应时间(反应时间在0.01～1.0s之间)、大剂油比(5～30)进行操作，达到降低裂化气(包括干气和液化气)和焦炭产率、大幅提高汽油和柴油馏分收率、改善汽油产品质量的工艺目标，而且在保留现有的催化裂化工艺优势条件下

本发明提供一种降低汽油烯烃的催化裂化工艺，其步骤为：

1)再生器内的再生催化剂分两路向下进入反应沉降器，分别与重质进料和劣质汽油进料接触反应，反应后物流进行分离，分离出的反应生成油气进入分馏系统进行分馏，分离出的待生催化剂进入步骤2)；

2)来自步骤1)的待生催化剂进入管式烧焦器进行烧焦再生，再生的催化剂进入再生器中的旋风分离器进行催化剂与烟气分离，分离后的烟气排出再生器，分离后的半再生催化剂进入再生器催化剂密相床进行烧焦再生，再生后的再生催化剂进入到1)。

所述一种降低汽油烯烃的催化裂化工艺，重质进料和劣质汽油进料分别经喷嘴进入反应沉降与催化剂器接触反应。

所述一种降低汽油烯烃的催化裂化工艺，重质进料和劣质汽油进料与催化剂逆向接触反应，或者重质进料与催化剂同向接触反应，劣质汽油进料与催化剂逆向接触反应，或者重质进料与催化剂逆向接触反应，劣质汽油进料与催化剂同向接触反应。

所述一种降低汽油烯烃的催化裂化工艺，重质进料和劣质汽油进料与催化剂同向接触反应，或者重质进料与催化剂同向接触反应，劣质汽油进料与催化剂逆向接触反应，或者重质进料与催化剂逆向接触反应，劣质汽油进料与催化剂同向接触反应。

所述一种降低汽油烯烃的催化裂化工艺，待生催化剂经汽提后进入管式烧焦器下部进行烧焦再生。

所述一种降低汽油烯烃的催化裂化工艺，特征在于：进入反应沉降器中的再生催化剂温度为580～650℃，重质原料油与再生催化剂的接触反应时间为0.01～1.0s；反应温度为480～580℃，剂油比为5～30，催化剂来自重油裂化的再生催化剂输送管，反应绝对压力为0.15～0.40MPa；劣质汽油与再生催化剂的接触反应时间为0.01～1.0s；反应温度为400～550℃，剂油比为5～30，催化剂来自劣质汽油改质的再生催化剂输送管，反应绝对压力为0.15～0.40MPa；

本发明催化裂化工艺的进一步特征在于：管式烧焦器内的烧焦温度为600～720℃，空气线速为1.0～5m/s，烧焦强度为300～1000kg/t.h，烧焦时间8～40s。再生器催化剂密相床温度为580～650℃。

本发明还提供一种降低汽油烯烃的催化裂化装置，其特征在于：该装置包括再生器、反应沉降器、管式烧焦器，旋风分离器、主风分布管，进料喷嘴，再生器通过两根再生催化剂输送管与反应沉降器相连通，反应沉降器的下部设有沉降汽提段，沉降汽提段与管式烧焦器相连通，管式烧焦器与再生器内的旋风分离器相连通。

本发明催化裂化装置的进一步特征在于：沉降汽提段通过待生斜管与管式烧焦器相连通。

本发明催化裂化装置的进一步特征在于：再生器设置在反应沉降器上方。

本发明催化裂化装置的进一步特征在于：重油裂化的再生催化剂输送管和劣质汽油改质的再生催化剂输送管入口均设置在再生器的再生器催化剂密相床上部，出口设置在反应沉降器的内，出口与沉降器中的待生催化剂密相床界面的水平高度为2～6米。

本发明催化裂化装置的进一步特征在于：重油裂化的再生催化剂输送管和劣质汽油改质的再生催化剂输送管均采用横截面为圆形。

本发明催化裂化装置的进一步特征在于：反应沉降器中的重质进料喷嘴和劣质汽油进料喷嘴出口方向与再生催化剂流动方向相同，进料喷嘴出口端与的再生催化剂输送管出口端平齐。

本发明催化裂化装置的进一步特征在于：反应沉降器中的重质进料喷嘴和劣质汽油进料喷嘴出口方向与再生催化剂流动方向相逆，进料喷嘴出口端与再生催化剂输送管出口间距为2～6米，进料喷嘴出口位于反应沉降器待生催化剂密相床上方。

本发明催化裂化装置的进一步特征在于：所述管式烧焦器上设置取热器。

本发明催化裂化装置的进一步特征在于：所述再生器设置外取热器。

本发明与现有技术相比，具有以下的有益效果：

1.在管式烧焦器中，烧焦空气流量可灵活调整，而且单位时间的待生催化剂量进入管式烧焦器底部始终与足量的、富含氧的烧焦新鲜空气接触加大了管式烧焦器的烧焦能力，使管式烧焦器烧焦强度增大，提高了管式烧焦器的烧焦效率。管式烧焦器可烧去待生催化剂上70～80％的焦炭。管式烧焦器烧焦温度为600～720℃、空气线速为1.0～5m/s、烧焦时间8～40s；管式烧焦器烧焦强度(每小时、每吨催化剂的烧碳量)为300～1000kg/(t.h)，管式烧焦器与常规催化裂化装置再生方式相比具有较强的烧焦能力和更灵活的操作弹性。

2.重油催化裂化以及劣质汽油改质的油剂接触温度高会加剧原料的热裂化反应、降低催化裂化反应的程度，结果是产品分布恶化，干气和焦炭产率上升、总液体收率下降(总液体收率指液化气产率、汽油产率和柴油产率之和)。采用再生器主风冷却再生催化剂技术，可有效控制再生催化剂温度在580～650℃之间，从而降低再生催化剂与原料的接触温度，达到降低装置的干气、焦炭产率，提高液体收率，改善产品分布，提高炼厂的经济效益的目的。

3.重质原料催化裂化过程中，较长的反应时间在提高原料单程转化率的同时也加剧了原料裂化生成物的二次反应，使裂化气产率增加，从而降低了汽、柴油馏分的收率；大剂油比操作可以弥补由于短反应时间所带来的原料单程转化率下降因素。采用再生催化剂与原料的短反应时间(反应时间在0.01～1.0s之间)、大剂油比5～30操作，可降低了装置的裂化气(包括干气和液化气)产率，使汽、柴油馏分的收率得到增加，提高了石油资源的利用率。

4.劣质汽油在短反应时间、低油剂接触温度、大剂油比的条件下进行改质时，裂化气(液化气+干气)和焦炭产率低，改质汽油收率高。经过改质的催化汽油，汽油烯烃含量可降至15～35v％，可满足我国现在执行的国Ⅲ油品质量要求汽油的烯烃含量不大于35v％的标准。改质后的汽油辛烷值(RON)提高0.1～1个单位；汽油硫含量降低15～25％。

5.装置干气、焦炭产率下降，可使装置的能耗降低。管式烧焦器烧焦强度大可降低再生器的催化剂藏量，使再生器的尺寸缩小，装置投资下降。

本发明重油反应系统适用于常压渣油、减压渣油、直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢尾油、回炼油、油浆、原油、页岩油、合成油和煤焦油等各种烃类重油的催化裂化加工。劣质汽油改质反应系统适用于催化汽油、焦化汽油、直馏汽油等劣质汽油的改质。

下面结合附图、具体实施方式和实施例对本发明作进一步详细的说明。但并不限制本发明要求保护的范围。

附图及附图说明

图1是本发明一种降低汽油烯烃的催化裂化装置，进料喷嘴出口方向与再生催化剂流动方向相同示意图。

图2是本发明另一种降低汽油烯烃的催化裂化装置，进料喷嘴出口方向与再生催化剂流动方向相逆示意图。

1.旋风分离器，2.再生器，3.再生催化剂密相床，4.劣质汽油改质的再生催化剂输送管，5.重油裂化的再生催化剂输送管，6.主风分布管，7.重油裂化的再生催化剂流量控制阀，8劣质汽油改质的再生催化剂流量控制阀，9反应沉降器，10重质原料油，11待生催化剂密相床，12.反应沉降器汽提段，13.待生斜管，14.烟气，15.再生烟气集气室，16.旋风分离器，17.管式烧焦器，18.主风，19.反应生成油气，20.油气集气室，21.旋风分离器，22.重质进料喷嘴，23.劣质汽油进料喷嘴，24.劣质汽油原料，25.水蒸汽，26.待生催化剂流量控制阀，27.烧焦风，28.烧焦风分布管，29.外取热器，30.取热器。

具体实施方式

如图1所示本发明一种降低汽油烯烃的催化裂化方法，进料喷嘴出口方向与再生催化剂流动方向相同，具体步骤为：

1)再生器2内的再生催化剂分两路向下进入反应沉降器9，分别与重质原料油10和劣质汽油原料24同向接触反应，进入反应沉降器中的再生催化剂温度为580～650℃，重质原料油与再生催化剂的接触反应时间为0.01～1.0s；反应温度为480～580℃，剂油比为5～30，催化剂来自重油裂化的再生催化剂输送管，反应绝对压力为0.15～0.40MPa；劣质汽油与再生催化剂的接触反应时间为0.01～1.0s；反应温度为400～550℃，剂油比为5～30，催化剂来自劣质汽油改质的再生催化剂输送管，反应绝对压力为0.15～0.40MPa；反应后物流经旋风分离器21进行分离，分离出的反应生成油气19进入后续分馏系统进行分馏，分离出的待生催化剂进入步骤2)；

2)来自步骤1)的待生催化剂进入管式烧焦器17进行烧焦再生，管式烧焦器内的烧焦温度为600～720℃，空气线速为1.0～5m/s，烧焦强度为300～1000kg/t.h，烧焦时间8～40s，半再生的催化剂进入再生器2中的旋风分离器16进行催化剂与烟气分离，分离后的烟气14排出再生器2，分离后的半再生催化剂进入再生器2催化剂密相床11进行烧焦再生，再生器催化剂密相床温度为580～650℃，再生后的再生催化剂进入到1)。

如图2所示是本发明一种降低汽油烯烃的催化裂化方法，进料喷嘴出口方向与再生催化剂流动方向相逆，具体步骤为：

1)再生器2内的再生催化剂分两路向下进入反应沉降器9，分别与重质原料油10和劣质汽油原料24同向接触反应，进料喷嘴出口端与再生催化剂输送管出口间距为4米，进料喷嘴出口位于反应沉降器待生催化剂密相床上方，进入反应沉降器中的再生催化剂温度为580～650℃，重质原料油与再生催化剂的接触反应时间为0.01～1.0s；反应温度为480～580℃，剂油比为5～30，催化剂来自重油裂化的再生催化剂输送管，反应绝对压力为0.15～0.40MPa；劣质汽油与再生催化剂的接触反应时间为0.01～1.0s；反应温度为400～550℃，剂油比为5～30，催化剂来自劣质汽油改质的再生催化剂输送管，反应绝对压力为0.15～0.40MPa；反应后物流经旋风分离器21进行分离，分离出的反应生成油气19进入后续分馏系统进行分馏，分离出的待生催化剂进入步骤2)；

2)来自步骤1)的待生催化剂进入管式烧焦器17进行烧焦再生，管式烧焦器内的烧焦温度为600～720℃，空气线速为1.0～5m/s，烧焦强度为300～1000kg/t.h，烧焦时间8～40s，半再生的催化剂进入再生器2中的旋风分离器16进行催化剂与烟气分离，分离后的烟气14排出再生器2，分离后的半再生催化剂进入再生器2催化剂密相床11进行烧焦再生，再生器催化剂密相床温度为580～650℃，再生后的再生催化剂进入到1)。

来自再生器2的再生催化剂通过重油裂化的再生催化剂输送管5、劣质汽油改质的再生催化剂输送管4和再生催化剂流量控制阀7，8进入反应沉降器9，重质原料10和劣质汽油原料24通过重质进料喷嘴22和劣质汽油进料喷嘴23分别与进入反应沉降器9中与再生催化剂短时间同向接触并进行反应，反应结束后，反应物流与汽提蒸汽25经反应沉降器9中的旋风分离器21进行分离，分离出反应生成油气19和待生催化剂，分离出的反应油气19与汽提蒸汽25经反应沉降器9中的油气集气室20进入分馏系统进行分馏；分离出的待生催化剂在反应沉降器9的汽提段12经水蒸汽25汽提后通过待生斜管13及待生催化剂流量控制阀26进入管式烧焦器17底部与来自分布管28的烧焦风27接触并沿管式烧焦器17上行进行待生催化剂烧焦再生。通过管式烧焦器17再生后的半再生催化剂进入再生器2中的旋风分离器16进行催化剂与烟气分离。分离后的半再生催化剂经旋风分离器16的料腿进入再生器2的催化剂密相床3中，主风18通过分布管6进入再生器2的底部与半再生催化剂接触烧去半再生催化剂上的剩余焦炭并冷却再生催化剂，再生后催化剂进入两根再生催化剂输送管进行循环使用。生成的烟气14经旋风分离器1通过再生烟气集气室15排出再生器2。上述的操作过程连续循环进行。

图1为所示本发明一种降低汽油烯烃的催化裂化方法，进料喷嘴出口方向与再生催化剂流动方向相同的装置，该装置包括再生器2、重油裂化的再生催化剂输送管5、劣质汽油改质的再生催化剂输送管4，重油裂化的再生催化剂流量控制阀7，劣质汽油改质的再生催化剂流量控制阀8；反应沉降器9、汽提段12及管式烧焦器17，再生器2通过重油裂化的再生催化剂输送管5、劣质汽油改质的再生催化剂输送管4与反应沉降器9相连通，再生器2与反应沉降器9之间的重油裂化的再生催化剂输送管5、劣质汽油改质的再生催化剂输送管4上分别设置再生催化剂流量控制阀7和8，反应沉降器9的下部为待生催化剂汽提段12，反应沉降器9的汽提段12下方立管与待生斜管13相连通。待生斜管13中部设置待生催化剂流量控制阀26，待生斜管13与管式烧焦器17下部相连通；管式烧焦器17出口与再生器2内的旋风分离器16相连通。旋风分离器16的料腿进入再生催化剂密相床3中。

所述的再生器2包括旋风分离器1、旋风分离器16，其尺寸和结构确定符合常规提升管式催化裂化装置再生器的一般特征。重油裂化的再生催化剂输送管5、劣质汽油改质的再生催化剂输送管4的管道采用横截面为圆形的金属管，内径为Φ200～2000mm，其直径根据常规单或双提升管式催化裂化装置再生器内的淹流管计算方法确定。

所述的再生催化剂流量控制阀7和8分别设在再生器2与反应沉降器9之间相连的重油裂化的再生催化剂输送管5、劣质汽油改质的再生催化剂输送管4上，可以采用各种常用的流量控制阀，如采用滑阀，以调节再生催化剂流量，实现对反应沉降器9的反应温度控制。

所述的重油裂化的再生催化剂输送管5、劣质汽油改质的再生催化剂输送管4的入口设置在再生催化剂密相床3上部，再生催化剂密相床3界面下方，其设置方式可参照常规催化裂化装置再生器内的淹流管来确定。重油裂化的再生催化剂输送管5、劣质汽油改质的再生催化剂输送管4的出口设置在反应沉降器9的内部，出口位置与反应沉降器9中的待生催化剂密相床11界面的间距L为2～6米。

所述的反应沉降器9包括旋风分离器21、汽提段12，其尺寸和结构确定符合常规提升管式催化裂化装置沉降器的一般计算特征。

所述的反应沉降器9中的重质进料喷嘴22和劣质汽油进料喷嘴23出口方向与再生催化剂流动方向同向设置，其位置设置在位于反应沉降器9中各自的再生催化剂输送管出口的中心线上，重质进料喷嘴22和劣质汽油进料喷嘴23出口端口与各自的再生催化剂输送管出口处于同一水平高度，重质进料喷嘴22和劣质汽油进料喷嘴23符合常规催化裂化装置进料喷嘴的一般特征。

所述的待生斜管13，管道采用横截面为圆形的金属管，内衬隔热耐磨衬里，内径为Φ300～2000mm，其直径根据常规提升管式催化裂化装置待生斜管计算方法确定。待生催化剂流量控制阀26设在反应沉降器9的汽提段12与管式烧焦器17之间相连的待生斜管13上，可以采用各种常用的流量控制阀(如采用滑阀)，以调节待生催化剂流量。

所述的管式烧焦器17采用横截面为圆形的金属管，内衬隔热耐磨衬里，长度为20～40M、Φ400～2500mm；管式烧焦器17底部设置分布管28，分布管28的尺寸根据常规提升管式催化裂化装置的分布管计算方法确定。管式烧焦器17的具体直径根据烧焦风27在管式烧焦器17的操作线速确定，管式烧焦器17长度根据再生器2以及反应沉降器9的总高度确定。

如图2所示本发明一种催化裂化装置，其与图1的不同之处在于：所述的重质进料喷嘴22和劣质汽油进料喷嘴23与再生催化剂流动方向逆向设置，位置设置在位于反应沉降器9中各自再生催化剂输送管出口的中心线，重质进料喷嘴22和劣质汽油进料喷嘴23出口与各自再生催化剂输送管出口间距H为2～6M，并且位于反应沉降器9待生催化剂密相床11界面上方，所述的管式烧焦器17中上部设置取热器30；所述的再生器设置外取热器29。

本发明采用管式烧焦及再生器主风冷却，可有效控制再生催化剂温度，从而降低再生催化剂与重质原料和劣质汽油的接触温度，达到降低重质原料裂化和劣质汽油改质生成的干气、焦炭产率，提高液体收率，改善产品分布和产品质量，提高炼厂的经济效益；采用短反应时间，大剂油比操作降低了原料裂化和劣质汽油改质过程中的二次反应，使裂化气(包括干气和液化气)产率下降，汽、柴油馏分的收率得到增加；采用管式烧焦器提高了装置的烧焦能力和烧焦效率，降低了再生器的催化剂藏量，缩小了再生器的尺寸，使装置设备投资下降。装置干气、焦炭产率下降，使装置的能耗降低。

所述再生器2内再生催化剂温度为580～650℃，绝对再生压力为0.15～0.40MPa，催化剂停留时间3～6min。其他操作参数符合常规催化裂化装置再生器的一般特征。

所述的再生器2的主风18为压缩空气，该主风18的主要作用是烧去半再生催化剂上的剩余焦炭并冷却再生器2的催化剂密相床3的温度，达到控制再生器2的催化剂密相床3温度在580～650℃之目的。主风18的风量根据再生器2的催化剂藏量和温度控制目标通过热平衡计算确定。

所述的反应沉降器9的重质原料裂化操作条件为：反应温度为480～580℃，较好为500～560℃，最好为530～550℃；原料10通过进料喷嘴22与再生催化剂的接触的反应时间为0.01～1.0s，较好为0.05～0.5s，最好为0.1～0.3s；剂油比为5～30，剂油比由反应时的热平衡计算确定；反应绝对压力为0.15～0.40MPa；

所述的反应沉降器9的劣质汽油改质操作条件为：反应温度为400～550℃，较好为420～530℃，最好为450～500℃；劣质汽油原料24通过劣质汽油进料喷嘴23与再生催化剂的接触的反应时间为0.01～1.0s，较好为0.05～0.5s，最好为0.1～0.3s；剂油比为5～30，剂油比由反应时的热平衡计算确定；反应绝对压力为0.15～0.40MPa；

所述的反应沉降器9的汽提段12的汽提条件也是常规的，汽提介质为水蒸汽，汽提温度为480～520℃。

所述的待生催化剂在管式烧焦器17下部与烧焦风27接触并沿管式烧焦器17上行烧去待生催化剂上70～80％的焦炭。管式烧焦器17烧焦温度为600～720℃，管式烧焦器17的空气线速为1.0～5m/s，管式烧焦器烧焦强度(每小时、每吨催化剂的烧碳量)为300～1000kg/(t.h)，烧焦时间8～40s。烧焦风27为压缩空气，该压缩空气符合常规催化裂化装置压缩空气的一般特征，其流量可根据原料单位时间总生焦量乘以单位重量焦炭在燃烧时所需空气量计算来确定。

所述的重质原料油10和劣质汽油原料24符合常规提升管式催化裂化装置的原料要求。

图2所述本发明的催化裂化方法，进料喷嘴出口方向与再生催化剂流动方向相逆示，与图1所示的不同之处在于：来自再生器2的再生催化剂经外取热器29取热后，通过重油裂化的再生催化剂输送管5、劣质汽油改质的再生催化剂输送管4和重油裂化的再生催化剂流量控制阀7，劣质汽油改质的再生催化剂流量控制阀8进入反应沉降器9分别重质原料油和劣质汽油进行逆流接触反应，待生催化剂沿管式烧焦器17上行进行待生催化剂烧焦再生时产生的过剩热量通过取热器30取走，经再生取热后的半再生催化剂进入再生器2中的旋风分离器16进行催化剂与烟气分离。

本发明所述的一种降低汽油烯烃的催化裂化方法采用的是常规提升管式催化裂化催化剂。

对比例1

试验原料采用大庆常压渣油，催化剂采用市售的CC-20催化裂化工业平衡催化剂，微反活性为65。催化裂化在催化裂化提升管中试装置上进行试验。中试装置提升管反应器模拟全回炼操作，再生器内催化剂的再生温度为700℃，再生催化剂的含碳量为0.03w％，微反活性为65。反应沉降器汽提段的汽提介质为水蒸汽，汽提温度均为500℃。

催化裂化重质进料性质见表1，催化裂化反应的操作条件、产品分布见表3。

对比例2

试验原料采用大庆常压渣油催化裂化的生成汽油。催化剂采用市售的CC-20催化裂化工业平衡催化剂，微反活性为65。劣质汽油改质在催化裂化提升管中试装置上进行试验，再生器内催化剂的再生温度为700℃，再生催化剂的含碳量为0.03w％，微反活性为65。反应沉降器汽提段的汽提介质为水蒸汽，汽提温度均为500℃。劣质汽油原料性质见表2，劣质汽油改质条件、产品分布及部分性质见表4。

实施例3

试验原料采用大庆常压渣油，催化剂采用市售的CC-20催化裂化工业平衡催化剂，微反活性为65。

本发明一种降低汽油烯烃的催化裂化工艺试验，在实验室小型流化床装置上进行，待生催化剂采用管式烧焦后进入再生器内，微反活性为65。反应沉降器汽提段的汽提介质为水蒸汽，汽提温度均为500℃。本实施例催化裂化装置采用全回炼操作，操作条件、产品分布及部分产品性质见表5。

实施例4

按实施例1，所不同的是自再生器的再生催化剂的温度、原料在反应沉降器的反应温度、剂油比、和反应时间。本实施例催化裂化装置的操作条件、产品分布及部分产品性质见表6。

实施例5

按实施例1，所不同的是自再生器的再生催化剂的温度、原料在反应沉降器的剂油比、和反应时间。本实施例催化裂化装置的操作条件、产品分布及部分产品性质见表7。

实施例6

按实施例1，所不同的是自再生器的再生催化剂的温度、原料在反应沉降器的剂油比、和反应时间。本实施例催化裂化装置的操作条件、产品分布及部分产品性质见表8。

实施例7

按实施例1，所不同的是自再生器的再生催化剂的温度、原料在反应沉降器的反应温度、剂油比、和反应时间。本实施例催化裂化装置的操作条件、产品分布及部分产品性质见表9。

实施例8

按实施例1，所不同的是自再生器的再生催化剂的温度、原料在反应沉降器的反应温度、剂油比、和反应时间。本实施例催化裂化装置的操作条件、产品分布及部分产品性质见表10。

实施例9

试验原料采用大庆常压渣油催化裂化的生成汽油。催化剂采用市售的CC-20催化裂化工业平衡催化剂，微反活性为65。

催化汽油改质方案在实验室小型流化床装置上进行，待生催化剂采用管式烧焦后进入再生器内，微反活性为65。反应沉降器汽提段的汽提介质为水蒸汽，汽提温度均为500℃。本实施例催化裂化装置改质劣质汽油的操作条件、产品分布及部分产品性质见表11。

实施例10

按实施例7，所不同的是原料在反应沉降器的反应温度、剂油比、和反应时间。本实施例催化裂化装置改质劣质汽油的操作条件、产品分布及部分产品性质见表12。

表1催化裂化重质进料性质

催化裂化进料	大庆常压渣油
		密度(20℃)，kg·m-3	908.2
残炭，w％	4.2
		族组成，w％
饱和烃	62.3
		芳烃	25.6
胶质+沥青质	12.1
		硫含量，μg·g-1	1180
Ni，μg·g-1	4.3
		V，μg·g-1	0.2

表2大庆催化汽油性质

表3操作条件、产品分布及部分产品性质

表4汽油提升管改质的操作条件、产品分布及部分产品性质

表5操作条件、产品分布及部分产品性质对比

项目	提升管	反应沉降器
			反应温度，℃	490	490
反应时间，s	4.1	0.7
			催化剂	催化剂(CC-20)
原料预热温度，℃	220	220
			剂油比	5.1	11.0
反应绝对压力，MPa	0.22	0.25
			再生剂温度，℃	700	650
管式烧焦器烧焦强度，kg/(t.h)	/	450
			管式烧焦器烧焦时间，s	/	32
管式烧焦器线速，m/s	/	1.2
			回炼比(重量比)	0.38	0.37
产品分布，重量％
			干气	3.71	2.83
液化气	11.65	7.51
			汽油(＜180℃)	41.56	43.64
柴油(＜360℃)	33.73	37.56
			焦炭	8.93	8.06
损失	0.42	0.40
			合计	100	100
总液体收率，重量％	86.96	91.17
			汽油+柴油收率，重量％	75.31	82.66
汽油RON	88.3	89.9
			汽油干点，℃	199	200
柴油十六烷值	31	35

表6操作条件、产品分布及部分产品性质对比

表7操作条件、产品分布及部分产品性质对比

表8操作条件、产品分布及部分产品性质

项目	反应沉降器
		反应温度，℃	530
反应时间，s	0.03
		催化剂	催化剂(CC-20)
原料预热温度，℃	220
		剂油比	19.0
反应绝对压力，MPa	0.25
		再生剂温度，℃	600
管式烧焦器烧焦强度，kg/(t.h)	820
		管式烧焦器烧焦时间，s	15
管式烧焦器线速，m/s	3.0
		回炼比(重量比)	0.24
产品分布，重量％
		干气	1.86
液化气	8.28
		汽油(＜180℃)	49.06
柴油(＜360℃)	34.26
		焦炭	6.15
损失	0.39
		合计	100
总液体收率，重量％	91.60
		汽油+柴油收率，重量％	83.32
汽油RON	89.7
		汽油干点，℃	197
柴油十六烷值	32.5

表9操作条件、产品分布及部分产品性质

项目	反应沉降器
		反应温度，℃	565
反应时间，s	0.08
		催化剂	催化剂(CC-20)
原料预热温度，℃	220
		剂油比	23.0
反应绝对压力，MPa	0.25
		再生剂温度，℃	630
管式烧焦器烧焦强度，kg/(t.h)	900
		管式烧焦器烧焦时间，s	13
管式烧焦器线速，m/s	3.4
		回炼比(重量比)	0.18
产品分布，重量％
		干气	3.05
液化气	14.51
		汽油(＜180℃)	48.82
柴油(＜360℃)	25.05
		焦炭	8.17
损失	0.40
		合计	100
总液体收率，重量％	88.02
		汽油+柴油收率，重量％	73.51
汽油RON	90.4
		汽油干点，℃	201
柴油十六烷值	26.5

表10操作条件、产品分布及部分产品性质

项目	反应沉降器
		反应温度，℃	520
反应时间，s	0.20
		催化剂	催化剂(CC-20)
原料预热温度，℃	220
		剂油比	18
反应绝对压力，MPa	0.25
		再生剂温度，℃	590
管式烧焦器烧焦强度，kg/(t.h)	930
		管式烧焦器烧焦时间，s	10
管式烧焦器线速，m/s	4.7
		回炼比(重量比)	0.19
产品分布，重量％
		干气	1.81
液化气	7.93
		汽油(＜180℃)	50.25
柴油(＜360℃)	32.62
		焦炭	7.01
损失	0.38
		合计	100
总液体收率，重量％	90.8
		汽油+柴油收率，重量％	80.87
汽油RON	90
		汽油干点，℃	199
柴油十六烷值	32

表11操作条件、产品分布及部分产品性质

表12操作条件、产品分布及部分产品性质

Claims (18)

1.一种降低汽油烯烃的催化裂化工艺，特征在于，步骤为：

1)再生器内的再生催化剂分两路进入反应沉降器，分别与重质进料和劣质汽油进料接触反应，反应后物流进行分离，分离出的反应生成油气进入分馏系统，分离出的待生催化剂进入步骤2)；

2)来自步骤1)的待生催化剂进入管式烧焦器进行烧焦再生，再生的催化剂进入再生器中的旋风分离器进行催化剂与烟气分离，分离后的烟气排出再生器，分离后的半再生催化剂进入再生器催化剂密相床进行烧焦再生，再生后的再生催化剂进入到1)。

2.依照权利要求1所述催化裂化工艺，其特征在于：重质进料和劣质汽油进料分别经喷嘴进入反应沉降与催化剂器接触反应。

3.依照权利要求1所述催化裂化工艺，其特征在于：重质进料和劣质汽油进料与催化剂逆向接触反应。

4.所述一种降低汽油烯烃的催化裂化工艺，重质进料和劣质汽油进料与催化剂同向接触反应。

5.依照权利要求1所述催化裂化工艺，其特征在于：重质进料与催化剂同向接触反应，劣质汽油进料与催化剂逆向接触反应。

6.依照权利要求1所述催化裂化工艺，其特征在于：重质进料与催化剂逆向接触反应，劣质汽油进料与催化剂同向接触反应。

7.依照权利要求1所述催化裂化工艺，其特征在于：待生催化剂经汽提后进入管式烧焦器下部进行烧焦再生。

8.依照权利要求1所述催化裂化工艺，其特征在于：进入反应沉降器中的再生催化剂温度为580～650℃，重质原料油与再生催化剂的接触反应时间为0.01～1.0s；反应温度为480～580℃，剂油比为5～30，反应绝对压力为0.15～0.40MPa；劣质汽油与再生催化剂的接触反应时间为0.01～1.0s；反应温度为400～550℃，剂油比为5～30，反应绝对压力为0.15～0.40MPa。

9.依照权利要求1所述催化裂化工艺，其特征在于：管式烧焦器内的烧焦温度为600～720℃，空气线速为1.0～5m/s，烧焦强度为300～1000kg/t.h，烧焦时间8～40s，再生器催化剂密相床温度为580～650℃。

10.一种降低汽油烯烃的催化裂化装置，其特征在于：包括再生器、反应沉降器、管式烧焦器，旋风分离器、主风分布管，进料喷嘴，再生器通过重油裂化的再生催化剂输送管和劣质汽油改质的再生催化剂输送管与反应沉降器相连通，反应沉降器的下部设有沉降汽提段，沉降汽提段与管式烧焦器相连通，管式烧焦器与再生器内的旋风分离器相连通。

11.依照权利要求10所述的催化裂化装置，特征在于：沉降汽提段通过待生斜管与管式烧焦器相连通。

12.依照权利要求10所述的催化裂化装置，特征在于：再生器设置在反应沉降器上方。

13.依照权利要求10所述的催化裂化装置，特征在于：重油裂化的再生催化剂输送管和劣质汽油改质的再生催化剂输送管入口设置在再生器催化剂密相床，出口设置在反应沉降器的内，出口与沉降器中的待生催化剂密相床界面的水平高度为2～6米。

14.依照权利要求10所述的催化裂化装置，特征在于：反应沉降器中的重质进料喷嘴和劣质汽油进料喷嘴出口方向与再生催化剂流动方向相同，进料喷嘴出口端与的再生催化剂输送管出口端平齐。

15.依照权利要求10所述的催化裂化装置，特征在于：反应沉降器中的重质进料喷嘴和劣质汽油进料喷嘴出口方向与再生催化剂流动方向相逆，进料喷嘴出口端与再生催化剂输送管出口间距为2～6米，进料喷嘴出口位于反应沉降器待生催化剂密相床上方。

16.依照权利要求10所述的催化裂化装置，特征在于：重油裂化的再生催化剂输送管和劣质汽油改质的再生催化剂输送管均采用横截面为圆形。

17.依照权利要求10所述的催化裂化装置，特征在于：所述管式烧焦器上设置取热器。

18.依照权利要求10所述的催化裂化装置，特征在于：所述再生器设置外取热器。

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