CN104650962B - 一种改进的催化裂化工艺方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种改进的催化裂化工艺方法；催化裂化装置分馏塔顶油气经过冷凝冷却器，温度降至30～60℃，对未冷凝的富气采用两段气压机进行压缩，富气首先进入气压机一段，在绝对压力0.02～1.0MPa条件下进行压缩，压缩富气经冷却至30～60℃后进入气液分离器进行分离，分离出的级间凝液进入脱丙烯塔，在绝对压力1.4～1.8MPa的条件下进行解吸，脱除C3及以下的低碳烯烃组分后，将塔底油作为回炼凝缩油进入提升管进行回炼；回炼凝缩油的组成和流量通过调节分馏塔顶油气进入气压机前冷凝冷却后的温度进行控制；通过回炼气压机中间凝缩油，可以降低催化汽油烯烃含量，提高低碳烯烃产率，同时有效降低催化裂化装置能耗。
Description
技术领域
本发明涉及一种炼油化工一体化的催化裂化新技术，更具体地说，是一种通过改进传统催化裂化工艺流程，增加低碳烯烃（尤其是丙烯）产率、改善汽油产品质量、降低装置能耗的工艺方法。
背景技术
自上世纪30年代第一套工业装置开始运转至今，作为炼油企业中的核心装置之一，催化裂化技术为保证高品质汽油的供应起到了举足轻重的作用。然而随着环保标准的日益严格，作为成品汽油最主要构成的催化汽油产品质量要求越来越高，尤其是烯烃含量要求越来越低。
与此同时，作为重要的基本有机合成原料，丙烯的市场需求量逐年增长。与传统的以石脑油、轻柴油、液化石油气等轻质石脑油为原料的蒸汽裂解工艺相比，通过催化裂化技术多产低碳烯烃（尤其是丙烯）具有原料广泛、丙烯/乙烯比值高、能耗小、操作条件温和、生产成本低等优点。因此，随着炼油-化工一体化的深入发展，通过催化裂化多产生部分“廉价的”低碳烯烃（尤其是丙烯）越来越受到关注。
为了提高催化裂化汽油质量和低碳烯烃（尤其是丙烯）收率，各科研院所、炼油企业和工程设计单位均做了大量的工作，并且集中在催化裂化装置对催化轻汽油和碳四进行回炼的技术上。专利CN1279270、CA2186744、CN1237477、CN1031834、US4980053、CN1069054、US6569316和CN101074392A分别描述了各种利用常规催化裂化装置提升管反应器回炼C4-C8等轻质烃类，增加低碳烯烃（尤其是丙烯）产率、提高汽油产品质量的方法，然而这些技术大多存在装置能耗较高的问题，从而制约了其大范围的推广应用。
发明内容
本发明的目的是提供一种改进的催化裂化工艺方法。通过回炼气压机中间凝缩油，降低催化汽油烯烃含量，提高低碳烯烃产率，避免设置轻重汽油分离塔回炼催化轻汽油以及从气分装置回炼碳四的流程，从而降低催化裂化装置的能耗。
具体工艺过程详述于下：
（1）催化原料油和回炼凝缩油（“回炼凝缩油”定义见过程（4），下同）混合进入提升管反应器，或不混合，进入提升管反应器不同反应区，或进入不同提升管反应器。在提升管内，催化原料油、回炼凝缩油与再生催化剂接触，在反应温度400～700℃、绝对压力0.12～0.40MPa的条件下进行反应；反应时间控制在0.05～6S，催化剂与油气（包括催化原料油和回炼凝缩油）质量比控制在2～10；
（2）当催化原料和回炼凝缩油在同一提升管内进行催化反应时，反应油气与催化剂自提升管顶一同进入沉降器进行反应油气和催化剂的分离，分离出的催化剂经汽提后，进入再生器烧焦再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用，当催化原料和回炼凝缩油分别进入不同提升管进行催化反应时，两股反应油气和催化剂进入同一沉降器一起进行油剂分离和汽提，或分别进入不同沉降器单独进行油剂分离和汽提；
（3）自沉降器分离出的油气进入分馏塔进行分馏，分馏塔顶油气经过冷凝冷却器，温度降至30～80℃，得到的凝液即粗汽油进入吸收稳定系统进一步处理，未冷凝的富气采用两段气压机进行压缩；
（4）富气首先进入气压机一段，在绝对压力0.02～1.0MPa条件下进行压缩，压缩富气经冷却至30～60℃后进入气液分离器进行分离，分离出的油气经气压机二段进一步压缩后，进入吸收稳定系统；分离出的级间凝液进入专门用于脱除级间凝液中C3及以下的低碳烯烃组分的塔（以下简称“脱丙烯塔”），在绝对压力1.4～1.8MPa的条件下进行解吸，脱除C3及以下的低碳烯烃组分，塔顶油气与气压机二段出口油气合并进入吸收稳定系统，塔底油作为回炼凝缩油进入两根提升管或全部进入一根提升管进行回炼，回炼凝缩油的组成和流量通过控制分馏塔顶油气进气压机前冷凝冷却后的温度进行控制。
下面结合附图对本发明所提供的方法进一步说明，但并不因此而限制本发明。
（1）原料油和回炼凝缩油在同一提升管内反应的情况
如图1所示，经过预热的原料4与回炼凝缩油进入提升管反应器3的不同位置，与经过预提升介质5整流后的再生催化剂接触，发生反应。主要操作条件如下：原料油预热温度150-300℃、反应温度400～700℃、绝对压力0.12～0.4MPa、反应时间0.05～6S，催化剂与油气质量比2～10。
反应油气与催化剂自提升管反应器3顶进入沉降器2进行分离，分离后的催化剂经过汽提介质汽提后进入再生器1烧焦再生，再生催化剂经过再生斜管进入提升管反应器3完成循环。
（2）原料油和回炼凝缩油在不同提升管内反应的情况
如图2所示，经过预热的原料4进入提升管反应器3与经过预提升介质5整流后的再生催化剂接触，发生反应。经过预热的回炼凝缩油进入提升管反应器20与经过预提升介质21整流后的再生催化剂接触，发生反应。主要操作条件如下：原料油预热温度150-300℃、反应温度400～700℃、绝对压力0.12～0.4MPa、反应时间0.05～6S，催化剂与油气质量比2～10。
反应油气与催化剂分别自提升管3和提升管20顶进入沉降器2进行分离，分离后的催化剂经过汽提介质汽提后进入再生器1烧焦再生，再生催化剂经过再生斜管进入提升管反应器3和提升管反应器20完成循环。
（3）图1和图2反应油气出沉降器2后，具有相同的后部分离系统。
分离后的油气自沉降器2顶部进入分馏塔6。分馏塔6顶油气经过冷凝冷却器9降温后，进入分馏塔顶气液分离器10进行气液分离，凝缩油即粗汽油11进入吸收稳定系统。未冷凝富气进入富气压缩机12一段，经过富气压缩机12一段压缩后的富气经冷却器13降温后进入压缩机中段气液分离器14，未冷凝富气进入富气压缩机12二段进一步压缩后进入吸收稳定系统，凝缩油经过气压机中间凝液泵16升压后进入脱丙烯塔17。分馏塔6中部出柴油7，底部出油浆8。
在脱丙烯塔17中，气压机中间凝液解吸出丙烯及比丙烯更轻的组分后，自脱丙烯塔17塔底流出经过换热器19升温作为回炼凝缩油进入两根提升管或全部进入一根提升管。含丙烯气自脱丙烯塔17顶与富气压缩机12二段出口压缩富气混合进入吸收稳定系统。脱丙烯塔17进行解吸的热量由塔底重沸器18提供。
本发明所述的原料油、催化剂、预提升介质、汽提介质、催化剂再生采用的再生形式和工艺过程，以及吸收稳定系统的工艺过程均与本领域普通装置一样。
相比现有通过回炼C4-C8等轻质烃类，增加低碳烯烃（尤其是丙烯）产率、提高汽油产品质量的各种催化裂化技术，本发明具有以下优点：
（1）催化裂化原料油经本发明的方法处理后，可同时降低催化汽油中烯烃及S等杂质含量，并增加低碳烯烃产率，尤其是丙烯产率。
（2）采用本发明方法的催化裂化装置低温物流产生较少，综合能耗较低。
附图说明
图1和图2是本发明所述改进的催化裂化工艺方法的典型流程示意图。
图1其中1-再生器、2-沉降器、3-提升管反应器、4-原料油、5-预提升介质、6-分馏塔、7-柴油、8-油浆、9、冷凝冷却器、10-分馏塔顶气液分离器、11-粗汽油至吸收稳定部分、12-富气压缩机、13-气压机中间冷却器、14-气压机中间气液分离器、15-油气至吸收稳定部分、16-级间凝液泵、17-脱丙烯塔、18-重沸器、19-脱丙烯油换热器。
图2其中1-再生器、2-沉降器、3-提升管反应器、4-原料油、5-预提升介质、6-分馏塔、7-柴油、8-油浆、9、冷凝冷却器、10-分馏塔顶气液分离器、11-粗汽油至吸收稳定部分、12-富气压缩机、13-气压机中间冷却器、14-气压机中间气液分离器、15-油气至吸收稳定部分、16-级间凝液泵、17-脱丙烯塔、18-重沸器、19-脱丙烯油换热器、20-提升管反应器、21预提升介质。
具体实施方式
实施例1
为验证本发明的效果，采用表1所示原料油，表2所示工艺条件进行试验，试验结果列于表3。本实施例采用第一根提升管进原料油，第二根提升管进回炼凝缩油油。
表1 实施例原料性质
| 原料油 | 数值 |
| 密度，kg/m3 | 899 |
| 残炭，wt% | 4.58 |
| 硫含量，wt% | 0.27 |
| 氮含量，wt% | 0.23 |
| 族组成wt% | |
| 饱和分 | 64.95 |
| 芳香分 | 23.35 |
| 胶质 | 11.09 |
| 沥青质 | 0.61 |
表2 实施例操作条件
| 参数 | 数值 |
| 第一根提升管反应温度，℃ | 510 |
| 第二根提升管反应温度，℃ | 580 |
| 反应压力，MPa（a） | 0.24 |
| 第一根提升管总反应时间，s | 1.8 |
| 第二根提升管总反应时间，s | 0.5 |
| 再生催化剂温度，℃ | 700 |
| 第一根提升管剂油比 | 7.5 |
| 第二根提升管剂油比 | 10.5 |
表3 实施例应用效果
| 产物 | 数值 |
| 干气wt% | 5.6 |
| 其中乙烯产率wt% | 2.79 |
| 液化气wt% | 37.27 |
| 其中丙烯产率wt% | 18 |
| 汽油wt% | 23.83 |
| 柴油wt% | 20.45 |
| 油浆wt% | 3.56 |
| 焦炭wt% | 9.29 |
| 汽油性质 | |
| 烯烃含量v% | ～33 |
| 芳烃含量v% | ＜30 |
| 辛烷值RON | 95 |
| 综合能耗，千克·标油/吨原料 | 79.8 |
从表3结果可以看出，采用本发明技术，可以获得理想的产物分布，尤其是丙烯收率可以达到18wt%，汽油烯烃含量～33v%，具有较好的产品质量，综合能耗低于80千克·标油/吨原料。该发明技术在增加催化裂化装置低碳烯烃（尤其是丙烯）产率，改善汽油产品质量，降低装置能耗方面具有明显优势。
Claims (5)
1.一种改进的催化裂化工艺方法，其特征在于：工艺过程包括以下步骤
(1)催化原料油和回炼凝缩油在提升管内与再生催化剂接触，在反应温度400～700℃、绝对压力0.12～0.4MPa的条件下进行反应，反应时间控制在0.05～6S，催化剂与油气质量比控制在2～10；
(2)步骤(1)反应油气与催化剂自提升管顶进入沉降器进行反应油气和催化剂的分离，分离出的催化剂经汽提后，进入再生器烧焦再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用；
(3)步骤(2)分离出的油气自沉降器顶进入分馏塔进行分馏，分馏塔顶油气经过冷凝冷却器，温度降至30～60℃，得到的凝液即粗汽油，以及自分馏塔中段抽出的柴油组分，经吸收稳定系统处理得到汽油产品、液化气产品、柴油产品和少量干气，未冷凝的富气采用两段气压机进行压缩；
(4)步骤(3)富气首先进入气压机一段，在绝对压力0.02～1.0MPa条件下进行压缩，压缩富气经冷却至30～60℃后进入气液分离器进行分离；分离出的油气经气压机二段进一步压缩后，进入吸收稳定部分；分离出的级间凝液进入脱丙烯塔，在绝对压力1.4～1.8MPa的条件下进行分离，脱除C3及以下低碳烯烃组分，塔顶油气返回气压机二段出口，塔底油作为回炼凝缩油进入提升管进行回炼。
2.根据权利要求1所述的改进的催化裂化工艺方法，其特征在于：步骤(4)所述的脱丙烯塔作用为在绝对压力1.4～1.8MPa的条件下，解吸出级间凝液中的C3及以下低碳烯烃组分，解吸所需要的能量由塔底重沸器提供；步骤(1)所述的回炼凝缩油即为步骤(4)所述的脱丙烯塔底油。
3.根据权利要求1所述的改进的催化裂化工艺方法，其特征在于：步骤(4)所述的回炼凝缩油的组成和流量通过调节步骤(3)中分馏塔顶油气进入气压机前冷凝冷却后的温度进行控制。
4.根据权利要求1所述的改进的催化裂化工艺方法，其特征在于：步骤(1)催化原料油和回炼凝缩油混合进入同一提升管反应器，或不混合进入同一提升管反应器的不同反应区，或不混合进入不同提升管反应器。
5.根据权利要求1所述的改进的催化裂化工艺方法，其特征在于：步骤(1)催化原料油和回炼凝缩油分别进入不同提升管反应器，步骤(2)不同提升管反应器的反应油气和催化剂进入同一沉降器共同完成油剂分离，或进入不同沉降器分别完成油剂分离。
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2013
- 2013-11-19 CN CN201310585665.9A patent/CN104650962B/zh active Active
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