CN105400546B - 一种催化裂化方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了石油化工行业的一种催化裂化方法。方法包括：反应分两段进行，一段反应为在第一管式反应器内进行的重油催化裂化反应，一段反应物流经气固分离后，一段反应油气直接进行二段反应，即进入第二管式反应器进行反应温度为430～460℃的汽油催化改质反应。一段待生催化剂与二段待生催化剂经汽提后进入再生器进行烧焦再生。再生器内的一部分再生催化剂直接返回第一管式反应器参与一段反应；一部分再生催化剂进入一级再生催化剂冷却器进行一级冷却，再进入二级再生催化剂冷却器进行二级冷却，待温度降至400～450℃后返回第二管式反应器参与二段反应。本发明可用于重油催化裂化和汽油催化改质。

Description

一种催化裂化方法

技术领域

本发明涉及石油化工行业的一种催化裂化方法。

背景技术

石油化工行业所采用的传统催化裂化工艺技术普遍存在着以下缺点：第一，重油反应的油剂接触时间较长(一般在4s左右，s为秒)，这在提高重油转化率的同时也加剧了裂化生成物的二次反应，使裂化气(包括干气和液化气)与焦炭的产率较高，汽、柴油馏分的收率较低；还使催化柴油的品质较差，不适于作为车用燃料调合组份。第二，缺乏对汽油催化改质的措施，汽油烯烃含量高，品质较低。多年来，国内外研究机构在克服上述常规催化裂化技术所存在的缺点方面做了大量的研究工作。

中国专利CN100338185C所公开的一种催化裂化方法及装置，其主要技术特征是：采用两个提升管反应器，分别进行重油催化裂化和轻烃催化改质。由于以上特征，该技术实现了对催化汽油的单独改质，汽油烯烃含量较常规催化裂化工艺大幅降低。但该技术存在着以下不足之处：第一，该技术采用的是传统的提升管反应器，喷嘴设置位置较低，重油提升管反应器的油剂接触时间实际上只能控制为2～4s，短于2s的反应时间很难实现。由于油剂接触时间较长，导致重油提升管反应器的产品分布和催化柴油的性质相对较差。第二，催化汽油的改质过程经历了重油提升管反应器反应油气的分馏操作，汽油的冷凝和再次气化过程产生大量的低温热，能耗较高。

美国专利US5，462，652所公开的一种催化裂化工艺，其主要技术特征是：采用与传统提升管反应器不同的油剂接触方式，催化剂与进料的反应以及待生催化剂的汽提均在反应沉降器中进行。催化剂由设在反应沉降器顶部的混合催化剂室中心开口在重力作用下向下流动，喷嘴的进料喷射方向与催化剂流动方向成90度夹角，进料与催化剂接触后携带催化剂沿水平方向高速运动并发生反应，之后反应物流进入反应沉降器外挂旋风分离器进行气固分离。由于以上特征，该技术在一定程度上缩短了反应时间，使产品分布得到改善。但该技术存在着以下不足之处：第一，油剂接触的区域空间相对较大，重油反应的油剂接触时间尚未完全得到有效的控制，仍存在一定程度裂化生成物的二次反应。第二，缺乏对汽油催化改质的措施，汽油烯烃含量高。

中国专利CN1118539C所公开的一种催化裂化工艺，其主要技术特征是：采用两个提升管反应器，实现双路循环、油气串连、催化剂接力、分段反应、较短的反应时间(总反应时间为常规催化裂化的1/2～2/3)。由于以上特征，该技术提高了参与反应的催化剂的平均活性，在一定程度上改善了汽油质量。但该技术存在着以下不足之处：进入第二段提升管参与二段反应的再生催化剂只经过一个外取热器一级冷却，受气固间接传热过程规律的限制，以常规型式的外取热器难以将该催化剂冷却至500℃以下。受热平衡限制，二段反应的反应温度难以降低至460℃以下，第二段提升管内会不可避免地发生大量裂化生成物的二次反应，从而带来催化柴油的收率损失和质量下降，并且重油和柴油组分的继续反应使第二段提升管内催化剂的平均活性较低，进而使催化汽油的改质效率较低，催化汽油质量提升幅度较小且收率损失较大。

发明内容

本发明的目的是提供一种催化裂化方法，以解决现有的催化裂化技术分别存在的裂化生成物的二次反应尚未得到有效控制(由于油剂接触的区域空间相对较大或第二段提升管内会不可避免地发生大量裂化生成物的二次反应)、汽油催化改质效率低(由于汽油改质过程受到在同一个反应器内进行的重油和柴油组分二次反应的不利影响)、催化汽油的改质过程能耗较高(由于在汽油的冷凝和再次气化过程中产生了大量的低温热)等问题。

为解决上述问题，本发明采用的技术方案是：一种催化裂化方法，反应分两段进行，一段反应为在第一管式反应器内进行的重油催化裂化反应，一段反应物流进入气固分离器进行气固分离，一段反应油气进入第二管式反应器进行二段反应，二段反应物流进入沉降器进行气固分离，二段反应油气进入分馏塔进行分馏，一段待生催化剂与二段待生催化剂均进入汽提段进行汽提，之后进入再生器进行烧焦再生，一部分再生催化剂直接返回第一管式反应器与重油进料接触，一部分再生催化剂进入再生催化剂冷却器进行冷却降温后返回第二管式反应器与一段反应油气接触，其特征在于：再生器内的一部分再生催化剂进入一级再生催化剂冷却器进行一级冷却，再进入二级再生催化剂冷却器进行二级冷却，待温度降至400～450℃后返回第二管式反应器参与二段反应，第二管式反应器内进行的二段反应为汽油催化改质反应，二段反应温度为430～460℃。

所述的第一管式反应器同时加工1～5种重油进料。

所述再生器内的一部分再生催化剂进入一级再生催化剂冷却器进行一级冷却后，温度降至500～550℃。

所述的经过一级冷却的再生催化剂可以全部进入二级再生催化剂冷却器进行二级冷却。

所述的经过一级冷却的再生催化剂还可以分为两部分，其中一部分返回再生器，另一部分进入二级再生催化剂冷却器进行二级冷却。

或者是，所述的经过一级冷却的再生催化剂分为两部分，其中一部分返回第一管式反应器，另一部分进入二级再生催化剂冷却器进行二级冷却。

或者是，所述的经过一级冷却的再生催化剂分为三部分，其中一部分返回再生器，一部分返回第一管式反应器，一部分进入二级再生催化剂冷却器进行二级冷却。

与现有的催化裂化技术相比，采用本发明，具有以下的有益效果：

(1)由于采用第一管式反应器进行油剂接触时间为0.3～1.2s的重油催化裂化反应，且一段反应物流进入其专用的气固分离器进行气固快速分离，从而有效抑制了重油催化裂化的二次反应，使催化裂化产品分布和催化柴油的性质得到显著改善。

(2)由于采用对一部分再生催化剂进行二级冷却技术，将参与二段反应的再生催化剂的温度降低至400～450℃，可以实现一段反应油气未经分馏而直接进入第二管式反应器进行反应温度为430～460℃的汽油催化改质反应(即二段反应)。在此温度条件下，一段反应油气中的重油和柴油组分基本上不发生反应(也就避免了二次反应)，同时汽油催化改质反应的副产物较少，从而在避免汽油冷凝和再次气化过程、使汽油催化改质过程的能耗有所降低的前提下实现对催化汽油的高效率单独改质，避免了催化柴油的收率损失和质量下降，使催化汽油的性质显著改善且收率较高。

本发明可用于重油催化裂化和汽油催化改质。

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。附图、具体实施方式和实施例并不限制本发明要求保护的范围。

附图说明

图1是实现本发明催化裂化方法的一种催化裂化装置的示意简图。

图1中的附图标记表示：1.第一管式反应器，2.第二管式反应器，3.气固分离器，4.沉降器，5.汽提段，6.再生器，7.一级再生催化剂冷却器，8.二级再生催化剂冷却器，9.低温再生催化剂罐，10a、10b.重油进料，11.二段反应油气，12.主风，13.再生烟气，14.旋风分离器，15a、15b.重油进料喷嘴。

具体实施方式

如图1所示，实现本发明催化裂化方法的一种催化裂化装置，主要包括第一管式反应器1、第二管式反应器2、气固分离器3、沉降器4、再生器6、一级再生催化剂冷却器7、二级再生催化剂冷却器8、低温再生催化剂罐9。沉降器4与再生器6并列设置；沉降器4内设有旋风分离器14，沉降器4的密相段为汽提段5。第一管式反应器1和第二管式反应器2均由垂直管段和水平管段组成。第一管式反应器1的出口与气固分离器3相连；气固分离器3的油气出口与第二管式反应器2的油气入口相连，气固分离器3的催化剂出口通过管道与汽提段5的顶部相连。第二管式反应器2的出口位于沉降器4的稀相段上部，且通过封闭管道与旋风分离器14的入口相连。汽提段5的底部通过管道与再生器6相连，再生器6通过管道分别与第一管式反应器1的催化剂入口、一级再生催化剂冷却器7的催化剂入口和汽提段5的上部相连。一级再生催化剂冷却器7的催化剂出口通过管道与二级再生催化剂冷却器8的催化剂入口相连，一级再生催化剂冷却器7的催化剂出口还通过管道与再生器6相连；二级再生催化剂冷却器8的催化剂出口与低温再生催化剂罐9相连。低温再生催化剂罐9的催化剂出口通过管道与第二管式反应器2的催化剂入口相连，低温再生催化剂罐9的气体出口通过管道与再生器6相连。

本发明所用的催化裂化装置，第一管式反应器1反应段的长度为5～15m，第二管式反应器2反应段的长度为5～10m。根据一段反应需要，可以沿第一管式反应器1的轴向间隔设置1～5层重油进料喷嘴；图1所示的第一管式反应器1设置的是两层重油进料喷嘴15a、15b。再生器6可以是现有各种类型的再生器，例如湍动床再生器、快速床再生器、管式再生器或由上述再生器组合形成的再生器。气固分离器3可以是旋风分离器或内置气固快分设备的密闭容器。

采用图1所示催化裂化装置进行本发明催化裂化的方法如下：反应分两段进行。一段反应中，重油进料在第一管式反应器1内进行油剂接触时间为0.3～1.2s的重油催化裂化反应，一段反应物流进入气固分离器3进行气固分离。一段反应油气进入第二管式反应器2进行二段反应，二段反应为汽油催化改质反应，反应温度为430～460℃；二段反应物流进入沉降器4，经旋风分离器14进行气固分离。二段反应油气11经油气管线进入分馏塔进行分馏。一段待生催化剂与二段待生催化剂均进入汽提段5进行水蒸汽汽提，之后一起进入再生器6与主风12接触进行烧焦再生。再生烟气13进入再生烟气能量回收系统。再生器6内的一部分再生催化剂直接返回第一管式反应器1与重油进料接触循环使用；一部分再生催化剂先后经一级再生催化剂冷却器7、二级再生催化剂冷却器8进行冷却降温后，返回第二管式反应器2与一段反应油气接触循环使用。

在以上操作过程中，第一管式反应器1同时加工两种重油进料10a和10b。重油进料10a和10b分别从设置在第一管式反应器1不同轴向位置的两层重油进料喷嘴15a、15b进入第一管式反应器1与催化剂接触，进行一段反应。

在以上操作过程中，根据维持全装置热平衡及高效回收热能的需要，从再生器6进入一级再生催化剂冷却器7进行一级冷却的再生催化剂的温度降至500～550℃。经过一级冷却的再生催化剂可以全部进入二级再生催化剂冷却器8进行二级冷却，待温度降至400～450℃后进入低温再生催化剂罐9进行脱气，再返回第二管式反应器2(实施例1同此)。经过一级冷却的再生催化剂也可以分为两部分，其中一部分返回再生器6，另一部分进入二级再生催化剂冷却器8进行二级冷却，待温度降至400～450℃后进入低温再生催化剂罐9进行脱气，再返回第二管式反应器2(实施例2、3、4、5同此)。

在以上操作过程中，可将再生器6内的一部分再生催化剂引入汽提段5的上部与待生催化剂混合，使汽提段5维持适宜的床层温度，以达到较好的汽提效果。

本发明的操作过程连续、循环进行。

本发明中，第一管式反应器1可以同时加工1～5种重油进料。重油进料包括常压渣油、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、煤焦油。不同种类的重油进料根据一段反应的需要，从沿第一管式反应器1的轴向设置在不同位置的各层重油进料喷嘴进入第一管式反应器1，与催化剂接触。本发明所用的催化剂，可以是现有的各种催化裂化催化剂(例如CC-20D)。

本发明中，第一管式反应器1的主要操作条件是：反应温度(第一管式反应器1出口温度)一般为460～560℃，较好为470～550℃，最好为480～540℃；油剂接触时间一般为0.3～1.2s，较好为0.4～1.0s，最好为0.5～0.8s；总剂油比一般为5～15，较好为6～15，最好为7～10；油气平均线速一般为8.0～15.0m/s；参与反应的催化剂活性一般为58～75，较好为62～72，最好为65～70。

本发明中，第二管式反应器2的主要操作条件是：反应温度(第二管式反应器2出口温度)一般为430～460℃，较好为440～450℃；油剂接触时间一般为0.3～1.0s，较好为0.4～0.9s，最好为0.5～0.8s；总剂油比一般为2～6，较好为3～5；油气平均线速一般为8.0～15.0m/s；参与反应的催化剂活性一般为58～75，较好为62～72，最好为65～70。管式反应器的总剂油比为管式反应器内催化剂的重量循环量与管式反应器各股进料的重量流量总和之比。

本发明中，沉降器4的主要操作条件是：稀相温度一般为430～460℃，顶部绝对压力一般为0.20～0.38MPa。

本发明中，汽提段5的主要操作条件是：汽提温度一般为450～500℃，汽提时间一般为1.0～3.0min，汽提蒸汽用量一般为2～5kg/t_cat(千克水蒸汽/吨催化剂)。

本发明提到的百分数，除以v％表示体积百分数的以外，均为重量百分数。

对比例与实施例

对比例

在CN1176189C图2所示现有常规双提升管催化裂化装置的中试装置上进行试验，其中的汽油提升管反应器本发明称之为轻烃提升管反应器。该中试装置重油提升管反应器的设计处理量为60kg/d(千克/天)，轻烃提升管反应器的设计处理量为24kg/d。重油提升管反应器和轻烃提升管反应器分别设置一层重油进料喷嘴和一层轻烃进料喷嘴。

对比例中，重油提升管反应器加工的重油原料为大庆常压渣油，轻烃提升管反应器加工的轻烃原料为重油提升管反应器所产的催化汽油，催化剂采用CC-20D催化裂化工业平衡催化剂。对比例中，所述的进料对于重油提升管反应器而言是指大庆常压渣油和回炼油，对于轻烃提升管反应器而言是指重油提升管反应器所产的催化汽油。重油提升管反应器模拟全回炼操作，重油原料与回炼油混合后经同一层重油进料喷嘴进入重油提升管反应器；轻烃提升管反应器单程操作。再生催化剂的含碳量为0.03％，微反活性为62。混合待生催化剂汽提段的汽提介质为水蒸汽，汽提温度为500℃。

重油原料性质见表1，对比例的主要操作条件及产品分布见表2，液体产品主要性质见表3。

实施例

实施例1～5在本发明图1所示装置的催化裂化中试装置上按具体实施方式部分对图1所示装置的有关说明进行试验，不同之处是再生器内的再生催化剂不进入汽提段的上部与待生催化剂混合。中试装置中，再生器为湍动床再生器，气固分离器是内置陶瓷过滤器的圆筒型容器。第一管式反应器和第二管式反应器的设计处理量均为60kg/d。第一管式反应器和第二管式反应器的内径根据不同试验的需要进行更改。

实施例1～5中，第一管式反应器加工的重油原料为与对比例相同的大庆常压渣油，催化剂采用与对比例相同的CC-20D催化裂化工业平衡催化剂。所述的进料对于第一管式反应器而言是指大庆常压渣油和回炼油，对于第二管式反应器而言是指一段反应油气(其中柴油、重油组分为惰性组分、不发生反应，只有汽油组分发生反应)。第一管式反应器模拟全回炼操作，重油原料与回炼油分别各从一层重油进料喷嘴进入第一管式反应器。再生催化剂的含碳量为0.03％，微反活性为62。汽提段的汽提介质为水蒸汽，汽提温度为480℃。

实施例1的主要操作条件及产品分布见表4，液体产品主要性质见表5。实施例2的主要操作条件及产品分布见表6，液体产品主要性质见表7。实施例3的主要操作条件及产品分布见表8，液体产品主要性质见表9。实施例4的主要操作条件及产品分布见表10，液体产品主要性质见表11。实施例5的主要操作条件及产品分布见表12，液体产品主要性质见表13。

表1 重油原料性质(对比例，实施例1～5)

重油原料	大庆常压渣油
		密度，20℃，kg·m-3	900.2
残炭，％	4.2
		族组成，％
饱和烃	62.3
		芳烃	22.6
胶质+沥青质	15.1
		硫含量，μg·g-1	1450
Ni，μg·g-1	4.3
		V，μg·g-1	0.2

表2 对比例的主要操作条件及产品分布

表3 对比例的液体产品主要性质

表4 实施例1的主要操作条件及产品分布

表5 实施例1的液体产品主要性质

表6 实施例2的主要操作条件及产品分布

表7 实施例2的液体产品主要性质

表8 实施例3的主要操作条件及产品分布

表9 实施例3的液体产品主要性质

表10 实施例4的主要操作条件及产品分布

表11 实施例4的液体产品主要性质

表12 实施例5的主要操作条件及产品分布

表13 实施例5的液体产品主要性质

Claims (3)

1.一种催化裂化方法，反应分两段进行，一段反应为在第一管式反应器内进行的重油催化裂化反应，一段反应物流进入气固分离器进行气固分离，一段反应油气进入第二管式反应器进行二段反应，二段反应物流进入沉降器进行气固分离，二段反应油气进入分馏塔进行分馏，一段待生催化剂与二段待生催化剂均进入汽提段进行汽提，之后进入再生器进行烧焦再生，一部分再生催化剂直接返回第一管式反应器与重油进料接触，一部分再生催化剂进入再生催化剂冷却器进行冷却降温后返回第二管式反应器与一段反应油气接触，其特征在于：第一管式反应器同时加工1～5种重油进料，再生器内的一部分再生催化剂进入一级再生催化剂冷却器进行一级冷却，一级冷却后温度降至500～550℃，再进入二级再生催化剂冷却器进行二级冷却，待温度降至400～450℃后返回第二管式反应器参与二段反应，第二管式反应器内进行的二段反应为汽油催化改质反应，二段反应温度为430～460℃；

经过一级冷却的再生催化剂全部进入二级再生催化剂冷却器进行二级冷却；

或者是，经过一级冷却的再生催化剂分为两部分，其中一部分返回再生器或返回第一管式反应器，另一部分进入二级再生催化剂冷却器进行二级冷却；

或者是，经过一级冷却的再生催化剂分为三部分，其中一部分返回再生器，一部分返回第一管式反应器，一部分进入二级再生催化剂冷却器进行二级冷却。

2.依照权利要求1所述的催化裂化方法，其特征在于：再生器内的一部分再生催化剂进入汽提段的上部与待生催化剂混合。

3.依照权利要求1所述的催化裂化方法，其特征在于：所述一段反应的操作条件是，反应温度为460～560℃，油剂接触时间为0.3～1.2s，总剂油比为5～15，油气平均线速为8.0～15.0m/s，参与反应的催化剂活性为58～75，二段反应的操作条件是，油剂接触时间为0.3～1.0s，总剂油比为2～6，油气平均线速为8.0～15.0m/s，参与反应的催化剂活性为58～75。