CN104629790B

CN104629790B - 一种下行式流化床反应器及应用

Info

Publication number: CN104629790B
Application number: CN201310552349.1A
Authority: CN
Inventors: 马安; 骞伟中; 彭博施; 梁川; 乔明; 张兆前; 魏飞; 汤效平; 周华群
Original assignee: China Petroleum and Natural Gas Co Ltd
Current assignee: China Petroleum and Natural Gas Co Ltd
Priority date: 2013-11-08
Filing date: 2013-11-08
Publication date: 2016-06-08
Anticipated expiration: 2033-11-08
Also published as: CN104629790A

Abstract

本发明涉及一种下行式流化床反应器及应用；反应器高径比为20-100，内平均气速为3-18m/s；含有一个催化剂进料口，一个重油注入口，两个或更多个轻烃注入口，一个反应器出口，重油注入口与第一个轻烃注入口之间的距离是反应器直径的3-10倍，不同轻烃注入口间的距离是反应器直径的2-10倍；将不含丙烯的液化气与轻汽油单独或两种共同组成的轻烃组分从轻烃注入口注入下行式流化床反应器继续裂解为丙烯与乙烯；该反应器中的气固流动型式接近平推流，既可得到高品质的汽柴油，又可将所得液化气和/或轻汽油组分高选择性地转化为乙烯与丙烯；本方法具有反应器结构简单、操作成本低、反应副产物少，催化剂积焦率低，产品附加值高的优点。

Description

一种下行式流化床反应器及应用

技术领域

本发明涉及一种裂解重油多产丙烯与乙烯的下行式流化床反应器及应用。

背景技术

催化裂化是重要的石油炼制工艺，通过裂化蜡油、渣油等生产汽柴油产品。催化裂化反应器内反应温度高，催化剂失活快，油剂接触几秒内即失活，利用沉降分离器等设备将失活的催化剂移至再生器烧碳再生，然后再将再生后催化剂输送至反应器内参与油剂接触反应，从而将催化剂循环使用。传统上一般使用油气上行式提升管反应器，由于提升管内催化剂与油气接触时，有较大的气固返混，导致一次裂解生成的烯烃发生氢转移反应，生成液化气类烷烃（如丙烷，丁烷与戊烷），同时会过度裂解，从而生成大量的低附加值的甲烷与焦碳。

同时，目前在石油炼制过程中，得到较大量优质汽柴油的同时，多产更高附加值的乙烯与丙烯成为一个研究趋势。由于重油碳原子链长，导致生成乙烯、丙烯这样的小分子产物，势必要增加裂解深度。而传统的DCC（深度催化裂化）工艺，在使用提升管得到大量丙烯的同时，也产生了大量的甲烷与乙烷。

ZL200510018088将催化裂化新鲜原料油（常压重油，减压蜡油，减压重油，焦化蜡油等）在原料油反应器内进行单程转化，另设第二反应器用于汽油和回炼油、油浆等循环油的再次催化转化反应。但其第二反应器分成汽油反应和循环油反应两段，先在下段中进行汽油反应，使汽油的烯烃含量降低后，再使部分汽油转化成丙烯等低碳烯烃。总体丙烯与乙烯收率不高。ZL200510089850报道了一种两段提升管反应器多产丙烯的催化转化方法。预热的原料气与热的催化剂混合进入第一反应区，在150-450℃的反应温度下进行叠合反应，然后再和另一部分热的催化剂混合进入第二反应区，在450-650℃的反应温度下进行裂解和脱氢反应。但此方法下无法避免开始生成的烯烃的结焦反应。同时，气固返混导致的二次生成烯烃的过度裂解与氢转移反应的问题仍然没有办法有效解决。

下行式流化床反应器具有气固接触效率高，气体流动呈平推流形式，返混小，转化推动力大，运用于炼油过程时具有汽柴油收率高，焦炭含量与甲烷含量均显著下降的优点。但是由于气固接触时间短，未能充分裂解原料，从而不能得到大量乙烯与丙烯。催化裂解产物中的C4～C6馏分中含有大量烯烃，这部分烯烃既是丙烯的竞争产物，也具有较高的反应活性可以通过进一步聚合-裂解生成丙烯。因此将分离出丙烯的液化气组分与主要含C5～C6馏分的催化轻汽油组成的轻烃组分回炼，可以加强这部分馏分的聚合-裂解，从而多产丙烯与乙烯。现有的文献中没有下行式流化床的不含丙烯的液化气与轻汽油单独或两种共同组成的轻烃组分回炼，从而增产乙烯与丙烯的报道。

发明内容

本发明提供一种新型结构的下行式流化床反应器以及转化重油并回炼轻烃组分从而多产丙烯与乙烯的方法，其特征在于：

1.一种用于裂解重油多产丙烯与乙烯的下行式流化床反应器(1)，其特征在于：高径比为20-100，反应器内平均气速为3-18m/s。含有一个催化剂进料口(2)，一个重油注入口(3)，两个或更多个轻烃注入口(4a，4b，4c，4d，4e等)，一个反应器出口(5)。重油注入口与第一个轻烃注入口之间的距离是反应器直径的3-10倍。不同轻烃注入口间的距离是反应器直径的2-10倍。

2.一种利用该反应器裂解重油多产丙烯与乙烯的方法：其特征在于：

①将下行式流化床反应器。将在再生器中640-730℃含有择型分子筛的催化剂从催化剂注入口（2）注入下行式流化床反应器(1)，同时注入少量水蒸气保持催化剂的流动；

②将加热到150-300℃的重油，在雾化水蒸气的作用下从重油注入口(3)注入，与热的催化剂接触并发生反应，控制催化剂与重油的质量比为5:1～15:1；

③催化剂与重油到达下行式流化床反应器出口（5）时，转化为油气混合物，同时催化剂积碳；

④将积炭的催化剂在催化裂化再生器中进行烧炭再生恢复活性，又携带高温热量，再循环回下行式流化床反应器(1)；

⑤将油气混合物分离，得到汽柴油、液化气（C₃-C₄烃），C₁-C₂烃及氢气等产物。可以进一步将丙烯与乙烯分离出来后作为产品。将不含丙烯液化气与轻汽油单独或两种共同组成的轻烃组分不加热或加热至100-300℃，从下行式流化床的轻烃注入口（4a，4b，4c，4d，4e等）注入；轻烃组分与重油在催化剂上共同裂解，得到汽柴油以及更多的丙烯与乙烯。。

稳定运行系统重复步骤①-⑤，使过程连续进行。

3.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：当采用两个轻烃注入口(4a，4b)，其流量（以接近重油注入口的位置开始）分别为轻烃总流量的25-75%，25-75%；当采用三个轻烃注入口（4a，4b，4c，以接近重油注入口的位置开始），其流量（以接近重油注入口的位置开始），分别为轻烃总流量的10-40%，10-40%，20-60%；当采用四个轻烃注入口（4a，4b，4c，4d，以接近重油注入口的位置开始），其流量（以接近重油注入口的位置开始），分别为轻烃总流量的10-30%，10-30%，20-40%，20-40%；当采用五个轻烃注入口（4a，4b，4c，4d，4e，以接近重油注入口的位置开始），其流量（以接近重油注入口的位置开始），分别为轻烃总流量的10-30%，10-30%，10-30%，10-40%，10-40%。

本发明所述的重油是石油炼制过程的常压蜡油、减压蜡油、常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、蜡下油等中一种或几种的混合物，通常是指恩氏蒸馏的初馏点或5%馏出点在350℃以上的石油馏分。

本发明在以大庆蜡油为原料，含有择型分子筛催化剂的作用下，具有循环稳定的不含丙烯液化气与轻汽油单独或两种共同组成的轻烃组分为进料，在本实验的所发明的下行床反应器装置上，调整不同的反应条件，可以得到：汽柴油总收率为40-65%，乙烯与丙烯的总收率为18-45%，焦炭收率4-9%，氢、甲烷与乙烷的收率为2-9%。与目前已有装置与技术相比，本发明的有益之处在于：

（1）将不含丙烯液化气与轻汽油单独或两种共同组成的轻烃组分回炼，比不进行回炼的下行式流化床的转化效果相比，提高了乙烯丙烯收率约10-25个百分点。

（2）在多个轻烃进料时，将大部分轻烃的回炼在反应器后段完成，有效地考虑到了轻烃组分与重油的裂解程度差别，使初期的高活性催化剂与难裂解的重油接触。而在反应器后段重油的一次裂解产品与轻烃组分混合后，有效降低了乙烯与丙烯的浓度，增大了轻烃组分转化为乙烯与丙烯的推动力。同时，催化剂上的部分积炭也阻止了活泼烯烃进一步转化为积焦的概率。该技术比将大量轻烃组分注入反应前段的技术（包括提升管技术）相比，在不损失汽柴油收率的前提下，可以增产乙烯与丙烯10个百分点。

（3）本发明中由于催化剂积焦慢，催化剂活性期变长，因此，可以使用较低的气速，这样可以在较短的反应器中获得与较高气速（3-18m/s）、较长的提升管中相似的转化效果，节约设备投资约5%，节约输送气体流量3-5%，节省操作费用（电耗）约5%。

（4）与已有的串联提升管的结构相比，本发明的反应器不存在变径，只有一个催化剂入口与一个反应器出口，结构简单，易安装，且造价低。

附图说明

图1，一种具有三个轻烃注入口的下行式流化床反应器

其中，1为下行式流化床反应器；2为催化剂进料口；3为重油注入口；4a-4c为轻烃组分注入口；5为反应器出口。

具体实施方式

为了增加对本发明的理解，特提供如下但不限于如下的实施例

实施例1

使用高径比为40的下行式流化床反应器(1)，含有一个重油注入口(2)。将重油加热到250℃，从重油注入口（3）注入，与从再生器来到680℃的含择型分子筛催化剂接触并发生反应，控制催化剂与重油的质量比为9:1，反应器内平均气速11m/s。催化剂与重油到达反应器出口（5）时，转化为汽柴油产品、液化气产品（C₃-C₄烃），C₁-C₂烃及氢气，同时催化剂积炭。将积炭的催化剂在再生器中进行烧炭再生，既恢复活性，又携带高温热量，再循环回下行式流化床反应器（1）。通过分离，得到汽柴油产品。将丙烯与乙烯分离出来后也作为产品。将乙烷、甲烷与氢气移出界区他用。

本实验条件下，汽柴油总收率为70%，乙烯与丙烯的总收率为13%，焦炭收率为4%，氢、甲烷与乙烷收率3%。

实施例2

使用高径比为25的下行式流化床反应器(1)，其含有两个轻烃注入口（4a，4b）。重油注入口(2)与第一个轻烃注入口(4a)之间的距离是反应器直径的4倍。第二个轻烃注入口(4b)与第一个轻烃注入口(4a)间的距离是反应器直径的3倍。

将重油加热到300℃，从重油注入口（3）注入，与从再生器来到680℃的含择型分子筛催化剂接触并发生反应，控制催化剂与重油的质量比为9:1，反应器内平均气速12m/s。催化剂与重油到达反应器出口（5）时，转化为汽柴油产品、液化气产品（C₃-C₄烃），C₁-C₂烃及氢气，同时催化剂积炭。将积炭的催化剂在再生器中进行烧炭再生，既恢复活性，又携带高温热量，再循环回下行式流化床反应器（1）。通过分离，得到汽柴油产品。将丙烯与乙烯分离出来后也作为产品。将乙烷、甲烷与氢气移出界区他用。将轻烃组分加热到250℃，从下行式流化床的轻烃注入口（4a，4b）注入。从第一个、第二个轻烃注入口注入的原料分别占轻烃组分总流量的45%与55%。轻烃与重油在催化剂上共同裂解，得到合格的汽柴油，以及更多的丙烯与乙烯。重复以上步骤，使过程连续进行。

在装置连续运行时，轻烃组分采用不含丙烯的液化气，其中轻烃组分有40%出装置，60%进行回炼。本实验条件下，汽柴油总收率为59%，乙烯与丙烯的总收率为25.5%，焦炭收率为4%，氢、甲烷与乙烷收率4.5%。

实施例3

使用高径比为35的下行式流化床反应器（1），其含有四个轻烃注入口(4a，4b，4c，4d)。重油注入口(3)与第一个轻烃注入口(4a)之间的距离是反应器直径的3倍。第一至第四轻烃注入口(4a，4b，4c，4d)间的距离分别是反应器直径的2、2、3倍。

将重油加热到260℃，从重油注入口（3）注入，与从再生器来到670℃的含择型分子筛催化剂接触并发生反应，控制催化剂与重油的质量比为10:1，反应器内平均气速15m/s。催化剂与重油到达反应器出口（5）时，变为汽柴油产品、液化气产品（C₃-C₄烃），氢气，C₁-C₂烃。同时催化剂积炭。将积炭的催化剂在其他反应器中进行烧炭再生，既恢复活性，又携带高温热量，再循环回下行式流化床反应器。通过分离，得到汽柴油产品。将丙烯与乙烯分离出来后也作为产品。将乙烷、甲烷与氢气移出界区他用。将轻烃组分加热到230℃，从下行式流化床的轻烃注入口注入。从第一个、第二个、第三个、第四个轻烃注入口（4a，4b，4c，4d）注入，分别占轻烃组分的总流量的20%、20%，30%、30%。轻烃组分与重油在催化剂上共同裂解，得到合格的汽柴油，以及更多的丙烯与乙烯。重复以上步骤，使过程连续进行。

在装置连续运行时，轻烃组分由不含丙烯的液化气与轻汽油组成，不含丙烯的液化气中有50%出装置，50%进行回炼；轻汽油组分有60%出装置，40%进行回炼。本实验条件下，汽柴油总收率为54%，乙烯与丙烯的总收率为29%，焦炭收率5%，氢、甲烷与乙烷收率5.5%。

实施例4

使用高径比为30的下行式流化床反应器（1），其含有三个轻烃注入口（4a，4b，4c）。重油注入口（3）与第一个轻烃注入口（4a）之间的距离是反应器直径的3倍。第一至第三轻烃注入口(4a，4b，4c)间的距离分别是反应器直径的3、4倍。

将重油加热到200℃，从重油注入口（3）注入，与从再生器来到690℃的含择型分子筛催化剂接触并发生反应，控制催化剂与重油的质量比为12:1，反应器内平均气速13m/s。催化剂与重油到达反应器出口（5）时，变为汽柴油产品、液化气产品（C₃-C₄烃），氢气，C₁-C₂烃。同时催化剂积炭。将积炭的催化剂在其他反应器中进行烧炭再生，既恢复活性，又携带高温热量，再循环回下行式流化床反应器。通过分离，得到汽柴油产品。将丙烯与乙烯分离出来后也作为产品。将乙烷、甲烷与氢气移出界区他用。将轻烃组分加热到200℃，从第一个、第二个、第三个轻烃注入口(4a，4b，4c)注入，分别占轻烃组分的总流量的30%、30%，40%。轻烃组分与重油在催化剂上共同裂解，得到合格的汽柴油，以及更多的丙烯与乙烯。重复以上步骤，使过程连续进行。

在装置连续运行时，轻烃组分采用轻汽油，轻烃组分中中有55%出装置，45%进行回炼。在具有循环稳定液化气（不含丙烯）进料条件下，汽柴油总收率为52%，乙烯与丙烯的总收率为28%，焦炭收率7%，氢、甲烷与乙烷收率6%。

实施例5

使用高径比为50的下行式流化床反应器(1)，其含有五个轻烃注入口（4a，4b，4c，4d，4e）。重油注入口(3)与第一个轻烃注入口之间(4a)的距离是反应器直径的3倍。第一至第五轻烃注入口(4a，4b，4c，4d，4e)间的距离分别是反应器直径的3、3、4、4倍。

将重油加热到180℃，从重油注入口（3）注入，与从再生器来到700℃的含择型分子筛催化剂接触并发生反应，控制催化剂与重油的质量比为8:1，反应器内平均气速18m/s。催化剂与重油到达反应器出口（5）时，变为汽柴油产品、液化气产品（C₃-C₄烃），氢气，C₁-C₂烃。同时催化剂积炭。将积炭的催化剂在其他反应器中进行烧炭再生，既恢复活性，又携带高温热量，再循环回下行式流化床反应器。通过分离，得到汽柴油产品。将丙烯与乙烯分离出来后也作为产品。将乙烷、甲烷与氢气移出界区他用。将轻烃组分加热到200℃，从第一个、第二个、第三个、第四个、第五个轻烃注入口(4a，4b，4c，4d，4e)注入，分别占轻烃组分的总流量的10%、10%，20%，30%，30%。轻烃与重油在催化剂上共同裂解，得到合格的汽柴油，以及更多的丙烯与乙烯。重复以上步骤，使过程连续进行。

在装置连续运行时，轻烃组分由不含丙烯的液化气与轻汽油组成，不含丙烯的液化气中有50%出装置，50%进行回炼；轻汽油组分有50%出装置，50%进行回炼。本实验条件下，汽柴油总收率为47%，乙烯与丙烯的总收率为36%，焦炭收率7%，氢、甲烷与乙烷收率5.5%。

Claims

1.一种下行式流化床反应器(1)，其特征在于：高径比为20-100，反应器内平均气速为3-18m/s；含有一个催化剂进料口(2)，一个重油注入口(3)，两个或更多个轻烃注入口(4a，4b，4c，4d，4e)，一个反应器出口(5)，重油注入口与第一个轻烃注入口之间的距离是反应器直径的3-10倍，不同轻烃注入口间的距离是反应器直径的2-10倍。

2.一种权利要求1所述的下行式流化床反应器的应用，其特征在于：利用该反应器裂解重油多产丙烯与乙烯；

(1)将在再生器中640-730℃含有选择型分子筛的催化剂从催化剂注入口(2)注入下行式流化床反应器(1)，同时注入少量水蒸气保持催化剂的流动；

(2)将加热到150-300℃的重油，在雾化水蒸气的作用下从重油注入口(3)注入，与热的催化剂接触并发生反应，控制催化剂与重油的质量比为5:1～15:1；

(3)催化剂与重油到达下行式流化床反应器出口(5)时，转化为油气混合物，同时催化剂积碳；

(4)将积炭的催化剂在催化裂化再生器中进行烧炭再生恢复活性，又携带高温热量，再循环回下行式流化床反应器(1)；

(5)将油气混合物分离，得到汽柴油、液化气(C3-C4烃)，C1-C2烃及氢气，或进一步将丙烯与乙烯分离出来后作为产品，将不含丙烯的液化气与轻汽油单独或两种共同组成的轻烃组分不加热或加热至100-300℃，从下行式流化床的轻烃注入口(4a，4b，4c，4d，4e)注入；轻烃组分与重油在催化剂上共同裂解，得到汽柴油以及更多的丙烯与乙烯，

稳定运行系统重复步骤(1)～(5)，使过程连续进行。

3.根据权利要求2所述的应用，其特征在于：当采用两个轻烃注入口(4a，4b)，以接近重油注入口的位置开始，其流量分别为轻烃总流量的25-75％，25-75％；当采用三个轻烃注入口(4a，4b，4c，)以接近重油注入口的位置开始，其流量分别为轻烃总流量的10-40％，10-40％，20-60％；当采用四个轻烃注入口(4a，4b，4c，4d)，以接近重油注入口的位置开始，其流量分别为轻烃总流量的10-30％，10-30％，20-40％，20-40％；当采用五个轻烃注入口(4a，4b，4c，4d，4e)以接近重油注入口的位置开始)，其流量分别为轻烃总流量的10-30％，10-30％，10-30％，10-40％，10-40％。