CN104046387A - 一种催化裂化工艺及装置 - Google Patents

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CN104046387A CN201310086046.5A CN201310086046A CN104046387A CN 104046387 A CN104046387 A CN 104046387A CN 201310086046 A CN201310086046 A CN 201310086046A CN 104046387 A CN104046387 A CN 104046387A
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闫鸿飞
孟凡东
王龙延
樊麦跃
黄延召
李秋芝
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  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Abstract

本发明公开了一种催化裂化工艺及装置。原料油与来自催化剂预提升混合器的催化剂接触反应，反应后油气与待生催化剂进行分离，分离出的反应油气进入分馏塔进行分馏，分离出的待生催化剂经汽提后完全再生，一部分再生剂进入催化剂换热器与部分主风换热，之后进入催化剂预提升混合器；另一部分再生剂进入外取热器取热降温，降温再生剂一部分返回再生器，另一部分进入催化剂预提升混合器，与来自催化剂换热器的再生剂混合，循环回提升管反应器。使用本发明可提高催化裂化装置剂油比，降低催化裂化装置干气和焦炭产率，提高总液收，同时降低汽油烯烃含量和催化烟气中的SOX排放。

Description

一种催化裂化工艺及装置
技术领域
本发明属于在不存在氢的情况下，烃油的催化裂化领域，特别涉及一种协同优化反再系统的催化裂化工艺及装置。
背景技术
在注重环境保护的同时，经济效益的最大化也是企业追求的目标。而低干气和焦炭产率、高液收，则一直是催化裂化技术提高经济效益的手段。近年来，关于优化反再系统和改善催化裂化产品分布的研究很多。
美国专利US5451313公开了一种优化反再系统的方法，称为“X设计”，为UOP公司研究，该技术的目的是提高剂油比，改善产品分布。其特点是反应器与再生器之间设置了一个催化剂混合器，待生剂与再生剂在混合器内混合，部分混合剂流入提升管与原料接触反应，剩下的混合剂流入再生器进行再生。这种结构的好处是混合剂进入提升管的温度比再生器来的低，使催化剂循环量增加，剂油比提高，所以热反应减少、催化反应增加、焦炭和干气产率降低、汽油产率增加。但该设计缺点就是混合催化剂中的待生剂活性很低，使混合剂的活性偏低，不利于原料油的裂化。
Petrobras公司的IsoCat工艺(US6059958)，其特点是将经外取热器冷却的催化剂分成两股，一股返回再生器床层，另一股与热的再生催化剂混合后进入提升管与原料油反应。显然，混合再生催化剂的温度低于常规的再生催化剂的温度。与UOP公司的“X设计”道理类似，IsoCat工艺可以降低焦炭和干气产率，并且IsoCat工艺两股催化剂均为再生催化剂，混合剂的活性更高，更有利于催化反应。但该工艺提升管底部混合催化剂的温度较难得到平稳控制。
中国专利申请CN1288933A公开了一种再生斜管催化剂冷却技术，该技术是直接在再生斜管外设置一个冷却水夹套，通过冷却水把进入提升管反应器的再生催化剂温度降下来。虽然这种方法在中试装置上得到了很好的效果，使干气和焦炭产率显著下降，但在工业实践中却给反应温度的控制带来很大的困难，也就是说这种方法看似简单，实践起来难度却较大。
中国专利申请CN1710029A公开了一种FDFCC-III工艺技术，该技术由洛阳石化工程公司开发，FDFCC-III工艺采用双提升管并增设汽油沉降器和副分馏塔，同时将部分相对温度较低的汽油提升管待生催化剂引入原料油提升管催化剂预提升混合器，与高温再生剂混合后进入原料油提升管，这样既降低了原料油提升管的油剂接触温度，又充分利用了汽油提升管待生催化剂的剩余活性，提高原料油提升管催化裂化的剂油比和产品选择性，降低干气和焦炭产率，提高丙烯收率和丙烯选择性。该工艺不足之处在于汽油待生剂虽然剩余活性较高，但与再生催化剂相比还是有一定的差距。
中国石油大学提出了新型多区协控重油MZCC催化裂化技术(《炼油技术与工程》2008年第12期)，MZCC技术以优化重油与再生剂的混合热量来促进烃类大分子裂化、减少干气和焦炭为工艺基础，提出了进料强返混、反应平流推进、产物超快分离及化学汽提的分区协同控制新理念。该技术拟新增一根再生斜管和空气提升管，并在此新增再生斜管上设置催化剂冷却器，冷却后的催化剂与原再生斜管来的热催化剂进行混合，混合后较低温度的再生剂与原料进行接触反应，此技术可降低油剂混合温度，提高剂油比，改善产品分布，但该技术再生剂降温措施稍显复杂，需增加设备较多。
发明内容
本发明的目的是提供一种协同优化反再系统的催化裂化工艺及装置，以优化催化裂化装置反再系统，提高催化裂化装置剂油比，降低催化裂化装置干气和焦炭产率，提高总液收，同时降低汽油烯烃含量和催化烟气中的SOX排放。
本发明提供一种催化裂化工艺，其特征在于包括下述步骤：
1)原料油进入提升管反应器下部，与来自催化剂预提升混合器的催化剂接触，进行反应；
2)反应后的油气与待生催化剂进行分离，分离出的反应油气进入分馏塔进行分馏，分离出的待生催化剂经汽提后进入再生器进行完全再生。
3)主风分两部分，一部分进入再生器，另一部分进入催化剂换热器，来自步骤2)再生器中的一部分再生剂进入催化剂换热器与部分主风进行换热，之后进入催化剂预提升混合器；再生器中的另一部分再生剂进入外取热器进行降温，外取热器中的降温再生剂一部分返回再生器，另一部分进入催化剂预提升混合器，与来自催化剂换热器的再生剂混合，进入步骤1)循环使用。
本发明进一步技术特征在于：进入催化剂换热器的主风量占全部主风量的20％～100％，较好为30％～90％，最好为40％～85％。
本发明进一步技术特征在于：所述经催化剂换热器换热后的再生剂温度一般为580～670℃，较好为600～660℃，最好为610～660℃。
本发明进一步技术特征在于：所述经外取热器后的再生剂温度一般为450～620℃，较好为500～600℃，最好为520～590℃。
本发明进一步技术特征在于：所述经催化剂换热器换热后进入催化剂预提升混合器的再生剂循环量与来自外取热器进入催化剂预提升混合器的再生剂循环量比例一般为8～10∶1，较好为5～8∶1，最好为3～5∶1。
本发明进一步技术特征在于：所述催化剂预提升混合器内混合催化剂温度一般为560～670℃，较好为580～660℃，最好为590～660℃。
本发明进一步技术特征在于：所述提升管反应器出口温度一般为450～560℃，较好为460～540℃，最好为470～530℃；反应时间一般为0.5～5秒，较好为1.0～4.5秒，最好1.5～4.0秒；剂油重量比(催化剂循环量与进料量重量比，催化剂循环量按提升管出口循环量计)一般为3～20，较好为5～18，最好为7～15；反应绝对压力一般为0.15～0.40Mpa，较好为0.20～0.36Mpa，最好为0.22～0.33Mpa。
本发明进一步技术特征在于：所述再生器的再生温度为650～750℃，再生催化剂的含碳量为0.02～0.2重量％，再生催化剂微反活性一般为55～70。
本发明进一步技术特征在于：所述提升管反应器进料为常压渣油、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、合成油和煤焦油中的至少一种。
本发明提供一种催化裂化装置，包括提升管反应器、沉降器、催化剂预提升混合器、再生斜管、待生立管和再生器，提升管反应器顶部与沉降器入口相连通，底部与催化剂预提升混合器相连通，提升管反应器下部设有原料油进口管，沉降器包括沉降器汽提段，沉降器汽提段通过待生立管与再生器相连通，其特征在于：该催化裂化装置还包括催化剂换热器和外取热器，再生器底部设有第I主风进口管，催化剂换热器顶部设有主风出口管，催化剂换热器底部设有第II主风进口管，催化剂预提升混合器通过再生斜管与催化剂换热器相连通，再生器通过再生立管和主风出口管与催化剂换热器相连通，外取热器通过第I斜管和第III斜管与再生器下部相连通，外取热器通过第II斜管与催化剂预提升混合器相连通。
本发明与现有技术相比具有下述优点：
1)本发明对现有的提升管催化裂化装置进行了改进，一方面通过设置催化剂换热器，使部分系统主风在催化剂换热器内与再生器来的高温再生剂进行换热，使进入再生器的主风温度升高，降低了进入提升管反应器底部催化剂预提升混合器的再生剂温度；
2)本发明将外取热器的部分降温再生剂引入催化剂预提升混合器，利用进入催化剂预提升混合器的两股降温再生剂的协同作用来控制催化剂预提升混合器内催化剂温度，使温度调节手段更丰富，温度调节范围更灵活，温度控制更加精确。
3)本发明提升管反应器底部催化剂预提升混合器的降温再生剂与原料油接触时，使油剂接触温度降低，原料油热反应减弱，干气和焦炭产率显著下降，总液收明显提高；同时提升管反应器的剂油比也显著提高，而剂油比的提高更有助于催化反应的进行，有利于产品分布的改善，同时可降低汽油的烯烃含量。剂油比增大，催化剂循环量显著提高，因催化剂中含有一定的金属氧化物，提高的催化剂循环量相当于可起到更多硫转移剂的作用，因此可明显降低催化烟气中SOx含量。
4)对于同一原料，并使用同一种催化剂，与常规催化裂化装置相比，采用本发明技术方案可使提升管反应器剂油比提高至10以上，装置干气和焦炭总产率下降0.6～1.8个百分点，液化气、汽油和柴油总液收提高1.2个百分点以上，汽油烯烃体积含量可降低5～15个百分点，催化烟气中SOx含量降低30％以上。
下面利用附图和具体实施方式对本发明进行进一步的说明，但附图和具体实施方式并不限制本发明的范围。
附图说明
图1是本发明装置简单示意图。
图中所示附图标记为：
1-反应油气；2-沉降器；3-提升管反应器；4-再生器；5-再生立管；6-主风出口管；7-原料油；8-沉降器汽提段；9-催化剂预提升混合器；10-再生斜管；11-主风；12-催化剂换热器；13-第II斜管；14-外取热器；15-待生立管；16-第I斜管；17-第III斜管；18-第I主风进口管；19-第II主风进口管；20-原料油进口管；21-反应油气出口管。
具体实施方式
如图1所示，催化裂化装置包括提升管反应器3、沉降器2、催化剂预提升混合器9、再生斜管10、待生立管15和再生器4，提升管反应器3顶部与沉降器2入口相连通，底部与催化剂预提升混合器9相连通，提升管反应器3下部设有原料油进口管20，沉降器2包括沉降器汽提段8，沉降器汽提段8通过待生立管15与再生器4相连通，该催化裂化装置还包括催化剂换热器12和外取热器14，再生器4底部设有第I主风进口管18，催化剂换热器12顶部设有主风出口管6，催化剂换热器底部设有第II主风进口管19，催化剂预提升混合器9通过再生斜管10与催化剂换热器12相连通，再生器4通过再生立管5和主风出口管6与催化剂换热器12相连通，外取热器14通过第I斜管16和第III斜管17与再生器4下部相连通，外取热器14通过第II斜管13与催化剂预提升混合器9相连通。
原料油7经原料油进口管20进入提升管反应器3下部，与来自催化剂预提升混合器9的催化剂接触，完成原料的升温、汽化及反应。反应后的油气与待生催化剂在提升管出口经粗旋迅速分离，气体进入沉降器2单级旋风分离器，进一步除去携带的催化剂细粉后，反应油气离开沉降器2，进入分馏塔实现分离。待生催化剂经粗旋料腿进入沉降器汽提段8，在此与汽提蒸汽逆流接触，以汽提催化剂中所携带的油气。主风11分两部分，一部分经第I主风进口管18进入再生器4，另一部分经第II主风进口管19进入催化剂换热器12，汽提后的催化剂经待生立管15进入再生器4与部分系统主风及从催化剂换热器12过来的主风接触进行烧焦，实现完全再生。再生后的高温再生剂分成两部分，一部分经再生立管5进入催化剂换热器12，与部分系统主风接触换热，经充分换热后，换热后的主风通过主风出口管6进入再生器4进行烧焦。降温后的再生剂经再生斜管10进入提升管反应器3底部的催化剂预提升混合器9，再生后的高温再生剂的另一部分进入外取热器14发生蒸汽同时自身降温，外取热器14中的降温再生剂一部分返回再生器4，另一部分进入催化剂预提升混合器9，在催化剂预提升混合器9中，来自外取热器14的再生剂与来自催化剂换热器12的再生剂混合，之后与原料油7接触反应，实现反应-再生循环。
本发明所述提升管反应器的出口温度一般为450～560℃，较好为460～540℃，最好为470～530℃；反应时间一般为0.5～5秒，较好为1.0～4.5秒，最好1.5～4.0秒；剂油比一般为3～20，较好为5～18，最好为7～15；反应绝对压力一般为0.15～0.40Mpa，较好为0.20～0.36Mpa，最好为0.22～0.33Mpa；进催化剂换热器换热主风量一般占全部主风量的20％～100％，较好为30％～90％，最好为40％～85％；在催化剂换热器换热后再生剂温度一般为580～670℃，较好为600～660℃，最好为610～660℃；再生后进入外取热器的高温再生剂与水换热后的再生剂温度一般为450～620℃，较好为500～600℃，最好为520～590℃；经催化剂换热器换热后进入催化剂预提升混合器的再生剂循环量与来自外取热器进入催化剂预提升混合器的再生剂循环量比例一般为8～10∶1，较好为5～8∶1，最好为3～5∶1；催化剂预提升混合器内混合催化剂温度一般为560～670℃，较好为580～660℃，最好为590～660℃；再生器的再生温度为650～750℃，再生催化剂的含碳量为0.02～0.2重量％，微反活性一般为55～70。提升管反应器进料为常压渣油、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、合成油和煤焦油中的至少一种。
实施例
实施例1(对比例)
在普通的提升管催化裂化试验装置上进行试验，进料为管输混合重油，主要性质列于表1，处理量为30千克/天，试验所用催化剂为CDC工业平衡剂，平衡催化剂微反活性为62，含碳量为0.05重量％。提升管反应器的主要操作条件、产品分布及产品的主要性质列于表2和表3。
实施例2(对比例)
按实施例1，所不同的是进料为加氢蜡油，主要性质列于表1，处理量为30千克/天，试验所用催化剂为RSC-2006工业平衡剂，平衡催化剂微反活性为60，含碳量为0.06重量％。提升管反应器的主要操作条件、产品分布及产品的主要性质列于表2和表3。
实施例3(对比例)
按实施例1，所不同的是进料为加氢重油，主要性质列于表1，处理量为30千克/天，试验所用催化剂为MLC-500工业平衡剂，平衡催化剂微反活性为63，含碳量为0.03重量％。提升管反应器的主要操作条件、产品分布及产品的主要性质列于表2和表3。
实施例4
在如图1所示本发明的催化裂化试验装置上进行试验，处理量为30千克/天，进料、催化剂与实施例1相同，提升管反应器的主要操作条件、产品分布及产品的主要性质列于表4和表5。
实施例5
在如图1所示本发明的催化裂化试验装置上进行试验，处理量为30千克/天，进料、催化剂与实施例2相同，提升管反应器的主要操作条件、产品分布及产品的主要性质列于表4和表5。
实施例6
在如图1所示本发明的催化裂化试验装置上进行试验，处理量为30千克/天，进料、催化剂与实施例3相同，提升管反应器的主要操作条件、产品分布及产品的主要性质列于表4和表5。
表1提升管反应器进料的主要性质
项目 实施例1、4 实施例2、5 实施例3、6
原料油名称 管输混合重油 加氢蜡油 加氢重油
密度(20℃)/kg.m-3 923.6 896.8 918.2
残炭/％ 3.50 0.46 3.92
分子量 450 451 500
馏程/℃
IBP 320 369 167
10％ 375 413 265
30％ / 468 451
50％ 450 519 /
70％ / 566 /
90％ 589 / /
C/重量％ 86.65 86.81 86.84
H/重量％ 12.25 13.08 12.53
S/重量％ 0.65 0.0863 0.291
N/重量％ 0.14 0.0147 0.145
族组成/重量％
饱和烃 54.26 53.69 70.40
芳烃 32.10 45.70 17.80
胶质+沥青质 13.64 0.60 12.80
金属含量/μg.g-1
Ni 4.4 0.1 4.4
V 9.0 0.1 4.0
Fe 1.7 1.1 2.6
Na 1.5 ＜0.05 ＜0.05
表2主要操作条件和产品分布
项目 实施例1 实施例2 实施例3
原料油 管输混合重油 加氢蜡油 加氢重油
催化剂 CDC RSC-2006 MLC-500
主要操作条件
提升管出口温度/℃ 520 500 515
反应压力(表压)/Mpa 0.17 0.18 0.18
原料预热温度/℃ 220 260 210
再生剂温度/℃ 690 690 690
剂油比 7.2 6.0 7.2
反应时间/s 3.19 3.23 2.96
回炼比 0.16 0.06 0.10
产品分布/重量％
干气 4.23 3.05 3.81
液化气 15.20 16.67 14.02
汽油 39.54 51.25 44.10
柴油 27.14 22.97 25.12
油浆 5.00 0 5.00
焦炭 8.39 5.56 7.45
损失 0.50 0.50 0.50
合计 100 100 100
总液收(液化气+汽油+柴油) 81.88 90.89 83.24
表3产品主要性质
项目 实施例1 实施例2 实施例3
汽油主要性质
密度(20℃)/kg.m-3 718.0 725.0 722.1
硫含量/μg.g-1 830 98 159
辛烷值(RON) 92.6 91.3 92.3
烯烃含量/体积％ 43.6 24.5 30.4
苯含量/体积％ 0.60 0.68 0.51
干点/℃ 191 200 191
柴油主要性质
密度(20℃)/kg.m-3 921.3 902.5 913.6
硫含量/μg.g-1 6700 1090 2550
十六烷值 29.0 30.5 31.1
烟气中SOX含量/mg.m-3 1035 656 2120
表4主要操作条件和产品分布
项目 实施例4 实施例5 实施例6
原料油 管输混合重油 加氢蜡油 加氢重油
催化剂 CDC RSC-2006 MLC-500
主要操作条件
提升管出口温度/℃ 520 500 515
反应压力(表压)/Mpa 0.18 0.18 0.18
原料预热温度/℃ 220 260 220
再生剂温度/℃ 640 630 650
剂油比 10.6 8.5 10.0
反应时间/s 2.99 3.07 2.85
回炼比 0.05 0.04 0.05
产品分布/重量％
干气 2.78 1.81 2.52
液化气 17.53 19.65 17.30
汽油 43.67 55.26 46.16
柴油 22.71 17.56 21.34
油浆 5.00 0 5.00
焦炭 7.81 5.22 7.18
损失 0.50 0.50 0.50
合计 100 100 100
总液收(液化气+汽油+柴油) 83.91 92.47 84.80
表5产品主要性质
项目 实施例4 实施例5 实施例6
汽油主要性质
密度(20℃)/kg.m-3 722.0 722.1 723.0
硫含量/μg.g-1 673 82 135
辛烷值(RON) 93.1 92.5 93.3
烯烃含量/体积％ 29.8 18.1 20.2
苯含量/体积％ 0.67 0.66 0.58
干点/℃ 191 201 192
柴油主要性质
密度(20℃)/kg.m-3 926.5 913.3 921.8
硫含量/μg.g-1 6918 1365 2739
十六烷值 27.9 28.2 29.2
烟气中SOX含量/mg.m-3 551 403 1165

Claims (12)

1.一种催化裂化工艺，其特征在于包括下述步骤：
1)原料油进入提升管反应器下部，与来自催化剂预提升混合器的催化剂接触，进行反应；
2)反应后的油气与待生催化剂进行分离，分离出的反应油气进入分馏塔进行分馏，分离出的待生催化剂经汽提后进入再生器进行完全再生；
3)主风分两部分，一部分进入再生器，另一部分进入催化剂换热器，来自步骤2)再生器中的一部分再生剂进入催化剂换热器与部分主风进行换热，之后进入催化剂预提升混合器；再生器中的另一部分再生剂进入外取热器进行降温，外取热器中的降温再生剂一部分返回再生器，另一部分进入催化剂预提升混合器，与来自催化剂换热器的再生剂混合，进入步骤1)循环使用；
其中所述进入催化剂换热器的主风量占全部主风量的20％～100％，经催化剂换热器换热后的再生剂温度为580～670℃，经外取热器后的再生剂温度为450～620℃，经催化剂换热器换热后进入催化剂预提升混合器的再生剂循环量与来自外取热器进入催化剂预提升混合器的再生剂循环量比例为8～10∶1，催化剂预提升混合器内混合催化剂温度为560～670℃，提升管反应器出口温度为450～560℃，反应时间为0.5～5秒，剂油重量比为3～20，反应绝对压力为0.15～0.40Mpa。
2.根据权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述进入催化剂换热器的主风量占全部主风量的30％～90％。
3.根据权利要求2所述的工艺，其特征在于：所述进入催化剂换热器的主风量占全部主风量的40％～85％。
4.根据权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述经催化剂换热器换热后的再生剂温度为600～660℃。
5.根据权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述经外取热器后的再生剂温度为500～600℃。
6.根据权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述经催化剂换热器换热后进入催化剂预提升混合器的再生剂循环量与来自外取热器进入催化剂预提升混合器的再生剂循环量比例一般为5～8∶1。
7.根据权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述催化剂预提升混合器内混合催化剂温度为580～660℃。
8.根据权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述提升管反应器出口温度为460～540℃，反应时间为1.0～4.5秒，剂油重量比为5～18，反应绝对压力为0.20～0.36Mpa。
9.根据权利要求8所述的工艺，其特征在于：所述提升管反应器出口温度为470～530℃，反应时间为1.5～4.0秒，剂油重量比为7～15，反应绝对压力为0.22～0.33Mpa。
10.根据权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述再生器的再生温度为650～750℃，再生催化剂的含碳量为0.02～0.2重量％，再生催化剂微反活性为55～70。
11.根据权利要求1所述的工艺，其特征在于：所述提升管反应器进料为常压渣油、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、合成油和煤焦油中的至少一种。
12.一种催化裂化装置，包括提升管反应器、沉降器、催化剂预提升混合器、再生斜管、待生立管和再生器，提升管反应器顶部与沉降器入口相连通，底部与催化剂预提升混合器相连通，提升管反应器下部设有原料油进口管，沉降器包括沉降器汽提段，沉降器汽提段通过待生立管与再生器相连通，其特征在于：该催化裂化装置还包括催化剂换热器和外取热器，再生器底部设有第I主风进口管，催化剂换热器顶部设有主风出口管，催化剂换热器底部设有第II主风进口管，催化剂预提升混合器通过再生斜管与催化剂换热器相连通，再生器通过再生立管和主风出口管与催化剂换热器相连通，外取热器通过第I斜管和第III斜管与再生器下部相连通，外取热器通过第II斜管与催化剂预提升混合器相连通。
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