CN105567297A - 一种重油接触裂化方法 - Google Patents

Abstract

一种重油接触裂化方法，该方法在裂化反应器中实施，所述裂化反应器从下至上依次包括预提升段、第一反应区、过渡区、第二反应区和出口区，所述第一反应区和第二反应区的直径均大于过渡区的直径，所述出口区的直径小于所述第二反应区的直径，所述方法包括：将接触剂加入所述预提升段，并通过所述预提升段进入所述第一反应区；使重油与所述接触剂在所述第一反应区内进行第一裂化反应；使经过所述第一裂化反应得到的物料通过过渡区进入第二反应区进行第二裂化反应；使经过所述第二裂化反应得到的物料通过出口区排出裂化反应器外。采用本发明的重油接触裂化方法能够实现对重油进行裂化处理，并且可以减轻反应器器壁结焦，减少焦炭生成，提高轻质油品的收率。

Description

一种重油接触裂化方法

技术领域

本发明涉及一种重油接触裂化方法。

背景技术

随着世界经济的发展，对轻质、洁净燃料油的需求也快速增长，而世界范围内原油重质化、劣质化程度加剧，主要表现在密度大、粘度高、残炭高、重金属含量高、硫、氮含量高等，同时环保要求日益严格，给炼油工业提出许多新的难题。

目前，对重油加工按机理分主要为脱碳和加氢两类。加氢主要包括加氢精制、加氢裂化等。炼油的加氢过程对于提高原油加工深度、改善产品质量、提高轻质油收率等具有重要意义，但渣油加氢工艺操作温度高、压力高，转化率通常为30％-50％左右。同时需要大量的氢气，加氢过程氢气的来源问题一直困扰着炼油行业。脱碳工艺是目前重油加工的主要方法，主要包括重油催化裂化、溶剂脱沥青、焦化等。催化裂化是一种催化过程，因此并不是所有原料不经预处理就可以直接进行催化裂化的。国内重油催化裂化原料一般残炭4％-6％，金属含量为10μg/g左右。延迟焦化是转化深度最高的一种重油加工方法，现在国外60％的渣油都是采用这种方法，其缺点是液体产品质量差。当加工含硫渣油时，焦炭的含硫量高，出路存在问题。为了比延迟焦化多产轻质油，20世纪50年代开发将流化催化裂化技术应用于渣油热分解的流化焦化技术。该技术把流动态的粉焦作为热载体连续地进行热分解，分解油的收率高，而且完全连续运转，是独特的热分解工艺。这种方法裂化时间短，所以焦炭收率低，裂化油收率高。然而，因烟气需洗涤，焦粉硬且挥发份低，难以处理，该工艺的发展曾陷入停滞状态。灵活焦化是把传统的流化焦化与焦炭气化相结合的重油加工工艺，可以大大减少焦炭产量并产生低热值合成气体。

化学反应器是化学反应进行的场所，众所周知，在反应进行的过程中，既有物理的过程，又有化学反应过程。在反应器内，不仅有热量、质量传递，而且还有化学反应。化学反应是千变万化的，种类是多种多样的，如：氧化－还原反应，分解－化合反应，聚合反应，烃化反应，卤化反应，中和反应等等。根据化学反应有无催化剂，可分为催化反应和非催化反应。由于各种化学反应条件的不同，和反应特性的不同，为适合不同反应，反应所进行的场所也应有所不同，所以，化学反应器的型式也是多种多样的。

目前用于烃油转化的反应器有固定床反应器、移动床反应器、流化床反应器等。固定床反应器具有反应流体的流动接近于平推流，反应转化率高，能以较高的收率获得串联反应的中间生成物，容易在大范围内改变反应气体与催化剂的接触时间，从快反应到慢反应都能适用。但固定床有以下缺点：固定床的传热效率低，不能充分除去(或补给)反应热，催化剂层内温度分布不均，对于强放限热反应，床内温度不易控制，易造成飞温等。与固定床反应器相比，移动床反应器的主要优点是固体和流体的停留时间可以在较大范围内改变，对固体物料性状以中等速度(以小时计)变化的反应过程也能适用。与此相比，固定床反应器和流化床反应器分别仅适用于固体物料性状变化很慢(以月计)和很快(以分、秒计)的反应过程。移动床反应器的缺点是控制固体颗粒的均匀下移比较困难。

由于流化床具有可以实现固体物料的连续输入和输出；流体和颗粒的运动使床层具有良好的传热性能，床层内部温度均匀，而且易于控制，特别适用于强放热反应；便于进行催化剂的连续再生和循环操作，适于催化剂失活速率高的过程的进行，流化床反应器广泛应用与石油和化学工业。国内外各大石油公司及研究单位相继开发出了不同形式的技术，如：毫秒级催化裂化(MSCC)工艺、短接触时间催化裂化(SCT)工艺、下行床反应器催化裂化工艺、折叠床催化裂化工艺多反应区(MIP)工艺、两段提升管催化裂化(TSRFCC)工艺、灵活多效催化裂化(FDFCC)工艺等。

由于劣质重油的初始沸点甚至高于反应温度，重油和催化剂接触时不能全部汽化为气体，大部分以液相附着在催化剂上发生裂解/裂化反应，部分重油进入催化剂孔道内，影响催化剂活性；而且传统的催化裂化催化剂并不适合劣质重油的裂化。传统的催化裂化装置只能掺炼部分重油，而且也只能针对性质较好的重油。如果进料全部为劣质重油，易造成催化剂由于重油在颗粒表面覆盖堵死颗粒孔道，影响分子筛的活性，造成催化剂迅速失活，导致焦炭产率升高，影响装置稳定操作。由此可见，催化裂化工艺已不适合劣质重油的裂化，故此研究者开发了重质油接触裂化，所采用的接触剂具有一定的活性，但传统的提升管装置不适合劣质重油的加工要求，需要开发新的反应器结构与之相适应。

发明内容

本发明的目的是为了克服传统的催化裂化工艺难以裂化劣质重油的缺陷，提供一种新的重油接触裂化方法。

本发明提供了一种重油接触裂化方法，该方法在裂化反应器中实施，所述裂化反应器从下至上依次包括预提升段、第一反应区、过渡区、第二反应区和出口区，所述第一反应区的直径和第二反应区的直径均大于所述过渡区的直径，所述出口区的直径小于所述第二反应区的直径，所述方法包括：将接触剂加入所述预提升段，并通过所述预提升段进入所述第一反应区；使重油与所述接触剂在所述第一反应区内进行第一裂化反应；使经过所述第一裂化反应得到的物料通过过渡区进入第二反应区进行第二裂化反应；使经过所述第二裂化反应得到的物料通过出口区排出裂化反应器外。

根据本发明的所述重油接触裂化方法，通过使重油的接触裂化反应在包括预提升段、第一反应区、过渡区、第二反应区和出口区，所述过渡区的直径小于第一反应区和第二反应区的直径，所述出口区的直径小于所述第二反应区的直径的裂化反应器中进行，使得增加了油剂初始接触时的固体密度，有利于传热和传质，为重油提供更多的固体表面积和孔体积，减少了平均液膜厚度，从而减少焦炭的生成，同时第二反应区可以调节产物分布，增加轻质油品收率。在其他条件相同的情况下，与传统提升管反应器相比能够提高1-2个百分点的液收。

通过在裂化反应器预提升段的中上部设置套管，能够使反应器内接触剂物流的径向分布更加均匀，改善油剂接触效果，为重油的转化创造良好的初始反应条件，并有效避免反应器内形成大量的结块，使得操作更加稳定。

本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：

图1是用于本发明方法的接触裂化反应器的结构示意图。

附图标记说明

1预提升介质管线2气体分布器

A预提升段B第一反应区

C过渡区D第二反应区

E出口区

4预提升段A中部5套管

6雾化喷嘴7过渡段

具体实施方式

以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

在本发明中，在未作相反说明的情况下，使用的方位词如“上、下”通常是指参考附图所示的上、下；“内、外”是指相对于各部件本身的轮廓的内、外。

本发明提供了一种重油接触裂化方法，该方法在裂化反应器中实施，如图1所示，所述裂化反应器从下至上依次包括预提升段A、第一反应区B、过渡区C、第二反应区D和出口区E，所述第一反应区B的直径和第二反应区D的直径均大于过渡区C的直径，所述出口区E的直径小于所述第二反应区D的直径，所述方法包括：将接触剂加入所述预提升段A，并通过所述预提升段A进入所述第一反应区B；使重油与所述接触剂在所述第一反应区B内进行第一裂化反应；使经过所述第一裂化反应得到的物料通过过渡区C进入第二反应区D进行第二裂化反应；使经过所述第二裂化反应得到的物料通过出口区E排出裂化反应器外。

根据本发明的一种优选实施方式，所述预提升段A、第一反应区B、过渡区C、第二反应区D和出口区E互为同轴。在这里，所述互为同轴设置并不是要求它们的中心轴线绝对地完全重合，而是只要保证中心轴线通过肉眼观察不发生严重偏离即可。

根据本发明的一种优选实施方式，所述预提升段A的高度占裂化反应器总高度的5-30％，优选10-25％；所述第一反应区B的高度占所述裂化反应器的总高度的15-70％，优选30-50％；所述过渡区C的高度占所述裂化反应器的总高度的10-20％，优选12-18％；所述第二反应区D的高度占所述裂化反应器的总高度的10-30％，优选15-25％；所述出口区E的高度占所述裂化反应器的总高度的5-50％，优选8-15％。

优选所述裂化反应器的总高度(预提升段A的高度、第一反应区B的高度、过渡区C的高度、第二反应区D的高度以及出口区E的高度之和)为5-80米。

优选情况下，所述预提升段A包括上部、中部和下部三部分，其中上部直径大于下部直径，中部为圆台状，用于连接上部和下部。在所述裂化反应器中，使预提升段A下部的直径小于上部的直径的目的是为了使来自预提升段A的接触剂以降低的速度进入第一反应区B。由于只要保证预提升段A下部的直径小于上部的直径，即可实现使接触剂以降低的速度进入第一反应区B，因此二者直径的具体比例没有特别的限定。在优选情况下，圆台状中部的纵剖面等腰梯形的顶角为5-70°。

进一步优选情况下，所述预提升段A下部的直径为0.1-6m，高度为0.2-6m，上部的直径为0.3-50m。

根据本发明的一种具体实施方式，所述第一反应区B与预提升段A上部的直径比为1-8:1，优选1-6：1。在所述裂化反应器中，使过渡区C的直径小于第一反应区B的直径的目的是使由第一反应区B产生的油气在进入过渡区C后流动速度增大，以缩短油气的停留时间。由于只要保证过渡区C的直径小于第一反应区B的直径，即可实现使油气进入过渡区C的过程中发生加速，因此二者直径的具体比例没有特别的限定。在优选情况下，所述过渡区C与第一反应区B的直径比为0.1-0.8:1，优选0.15-0.6：1。

本发明中，由于过渡区C为第一反应区B和第二反应区D之间的较小部分，因此所述过渡区C的直径是指过渡区C的最小直径，而非其与第一反应区B连接的过渡段7的直径。

所述第二反应区D与第一反应区B的直径比为0.1-2:1，优选0.2-1.8：1。本发明中，通过使裂化反应器的反应段设置成两头大、中间小的形状，能够降低反应器结焦，减少焦炭产率，增加液体产品收率。

通过使所述出口区E的直径小于所述第二反应区D的直径，能够减少停留时间，进一步优选情况下，出口区E所述第二反应区D的直径比为1：1.5-5。

本发明中，第二反应区D的直径是指第二反应区D的最大直径，而不是指与过渡区C相衔接的部分的直径(较小)。出口区E的直径是指出口区E的最小直径，而不是指与第二反应区D相衔接的部分的直径(较大)。

优选情况下，本发明中，除非另有说明，各个变径部分与轴线的锐角夹角为10-60°。

根据本发明方法的一种优选实施方式，所述裂化反应器还包括套管5，该套管5设置在所述预提升段A内并位于所述预提升段A的中上部，且所述套管5为中间细、两端扩径且开口的形状，且所述套管5的两端均不封闭(即开口)。优选情况下，所述套管5的三部分的高度比为1：0.1-5:0.1-5，中间段与预提升段A上部的直径比为0.1-0.9:1，所述套管5纵剖面的顶锐角为10-80°。通过上述设置，能够使反应器内接触剂物流在反应器内形成外环流，从而沿反应器的径向分布更加均匀，改善油剂接触效果，为重油的转化创造良好的初始反应条件，并有效避免反应器内形成大量的结块，使得操作更加稳定。

为了使预提升介质和重油在裂化反应器内分布更均匀，所述裂化反应器优选还包括气体分布器和/或喷嘴，所述气体分布器设置在所述预提升段A内并位于所述预提升段A的下部，喷嘴设置在所述第一反应区B的下部。所述喷嘴6可以设置在第一反应区B和/或预提升段A上部(有套管5时套管5上部)的侧壁上。在优选情况下，所述裂化反应器设置有多层喷嘴6，且至少一层喷嘴6设置在所述预提升段A上部的侧壁上。进一步优选地，在所述预提升段A上部的侧壁上设置一层喷嘴，将其余的喷嘴设置在第一反应区B的侧壁上。在上述优选情况下，可以进一步防止已接触重油的接触剂发生返混，并且还可以提高轻质油品的收率。

当所述喷嘴为多层时，所述喷嘴6的层数优选为2-4，且每层的喷嘴数优选为3-10，更优选为3-8。在第一反应区B的侧壁上设置喷嘴的情况下，喷嘴优选设置在靠近底部的区域，更优选地，设置在第一反应区B的侧壁上的喷嘴到第一反应区B的底部的距离占整个第一反应区B高度的5-45％，更优选为10-40％。在所述扩径段的侧壁上设置喷嘴的情况下，喷嘴优选设置在所述扩径段的高度方向的中部。

在各个喷嘴层中，优选各个喷嘴在所述重油接触裂化装置的径向截面的圆周上是均匀分布的。

所述喷嘴6可以为本领域常规使用的各种重油喷嘴。

为了获得更高的液体油收率，减低干气和焦炭的产率，本发明采用两个反应区对重油进行接触裂化，其中第一反应区B主要用于渣油与接触剂初始接触，第二反应区D主要用于改善产品分布，因此第一反应区B的裂化反应条件较第二裂化反应条件更苛刻。具体地，所述第一裂化反应的条件包括：反应温度为350-700℃，反应压力为0.1-5MPa，剂油重量比为1-40:1；所述第二裂化反应的条件包括：反应温度为300-700℃，反应压力为0.1-5MPa，第一裂化反应和第二裂化反应的总反应时间为0.6-50秒。

进一步优选情况下，所述第一裂化反应的条件包括：反应温度为450-600℃，反应压力为0.13-4MPa，剂油重量比为5-20:1；所述第二裂化反应的条件包括反应温度为350-600℃，反应压力为0.13-4MPa，第一裂化反应和第二裂化反应的总反应时间为2-30秒。

本发明中，除非另有说明，涉及的压力均为表压。所述反应时间基于从出口区C排出的气体产物。

优选情况下，所述裂化反应的条件还包括第一反应区B和第二反应区D的表观气速各自为0.01-2m/s，过渡区C和出口区E的表观气速各自为1-20m/s。

为了使重油进入裂化反应器的反应区后能快速启动接触裂化反应，所述重油在进入所述第一反应区B之前，优选是经过预热的，也即所述重油接触裂化方法优选还包括：在使所述重油与所述接触剂在所述第一反应区B内进行第一裂化反应之前，将所述重油进行预热。进一步优选地，所述重油被预热至150-420℃，更优选为200-400℃。

本发明中，所述接触剂可以是现有的各种用于重油接触裂化的接触剂，例如，可以是含有50重量％以上的硅铝材料，所述硅铝材料例如为选自分子筛、高岭土、氧化铝、无定型硅铝、焦炭、绿泥石、氧化铝、硅溶胶、蒙脱石、绿泥石、累托石、硅溶胶、伊利石、石英砂和白土中的一种或多种。所述分子筛可以为各种常规的分子筛，例如可以为USY分子筛、MCM系分子筛、X型分子筛、ReY型分子筛、Y型分子筛等。

本发明优选所述接触剂具有如下性质：(1)≥10nm的孔的孔容为0.10～0.80cm³/g；(2)接触剂的导热系数为10～93K/(m·K)。

所述接触剂外形为微球形状，平均粒径在65μm～300μm。

所述接触剂为含有氧化铝、氧化镁、SiC、MgAl₂O₄、CaO、AlN、BeO、NiO等材料中的一种或多种的混合物。

本发明的发明人通过大量研究发现，劣质重油加工过程中，其接触剂的导热系数至关重要，现有技术的劣质重油的加工中均使用导热系数很低的材料，如SiO₂的导热系数仅为1.4W/(m·K)，石油焦的导热系数为1.15W/(m·K)，一些硅铝材料由于结构复杂，其导热系数也不高。由于其导热系数低，这使得热的接触剂不能很快将热量传递给冷的原料油，使原料气化和液相反应时间过长，导致发生较多的液相反应，从而增加了焦炭和干气的产率。

在本发明中，所述接触剂的颗粒尺寸没有特别的限定，在常规的接触剂颗粒尺寸范围内选择即可。优选情况下，所述接触剂的颗粒尺寸为20-1000μm。所述颗粒尺寸是指颗粒上的两个不同点之间的最大直线距离，当所述颗粒为球形时，则所述颗粒尺寸是指该颗粒的直径。

在本发明中，所述重油可以为各种常规的重油，可以为常规的重质油，也可以为劣质的重油。具体地，所述重油例如可以为重质原油、常压渣油、常压蜡油、减压渣油、焦化蜡油、罐底油、页岩油、煤液化残渣油、脱沥青油、稠油、加氢裂化尾油、减粘裂化渣油和加氢裂化尾油的二次加工馏分油中的一种或多种。其它形式的重质油品如重质原油、含酸原油或罐底油等也可作为本工艺的原料油。重油的残炭不低于10重量％，金属含量不低于30μg/g。

根据本发明，接触裂化反应后从出口区E排出裂化反应器外的物料可以采用与现有技术相同的方式进行后续处理，例如将出口区E排出的物料送入沉降分离器中进行沉降分离，并使分离出的固体颗粒进行汽提；将经过所述汽提得到的待生接触剂先进行气化，再进行烧焦，以使所述待生接触剂再生，并将得到的再生接触剂作为至少部分所述接触剂注入所述预提升段A。

所述气化的条件没有特别的限定，可以在常规的气化条件中适当地选择。优选情况下，所述气化的条件包括：气化温度为700-1200℃，更优选为700-1000℃；气化压力为0.13-5MPa，气化器中气体停留时间为0.5-60秒。所述气化的过程在气化介质的存在下进行。所述气化介质可以为含氧气体，其中的氧气含量可以为10体积％以上，优选为15-50体积％。具体地，所述气化介质例如可以为氧气、水蒸气以及它们的混合物等。

所述烧焦的条件没有特别的限定，可以在常规的烧焦条件中适当地选择。优选情况下，所述烧焦的条件包括：烧焦温度为750-1000℃，烧焦时间为30-1000秒。所述烧焦的过程可以在氧气(也即纯的氧气)或空气的存在下进行。

在本发明的所述重油接触裂化方法中，对于所述预提升段A内将所述接触剂提升至所述第一反应区B的过程，所述裂化反应器内的提升过程，所述沉降分离过程，以及所述汽提过程，这些过程的具体实施方法已为本领域技术人员所熟知，在此不再赘述。

根据本发明的一种优选实施方式，如图1所示，本发明提供的上述重油接触裂化方法的具体的实施过程可以包括：预提升介质经管线1通过气体分布器2进入预提升段A，热的再生的接触剂经斜管3进入预提升段A下部，由预提升介质进行预提升段A的中上部，预提升介质和热的接触剂经预提升段A中部4，一部分在经套管5内部向上提升，一部分在套管5外部向上提升。预热的劣质重油经雾化喷嘴6进入第一反应区B与热的接触剂接触反应，反应物流经过渡区C进入第二反应区D，深度裂化的物流经出口区E离开裂化反应器。

离开裂化反应器的物流可以进入气固分离装置进行快速发生气固分离，然后进行沉降分离，附着有焦炭的接触剂进入汽提器在汽提气的作用下进行汽提；经过汽提之后得到的接触剂作为待生接触剂进入气化器中，该待生接触剂与气化介质发生气化，生成一氧化碳和氢气；经过气化的待生接触剂进入除焦器中，在除焦气体(如氧气和空气)的存在下进行烧焦，以充分去除接触剂上附着的焦炭，使其得以再生，得到的再生接触剂可以返回到所述裂化反应器的预提升段A，循环用作所述裂化反应过程中的接触剂。

下面的实施例将对本发明提供的方法予以说明，但并不因此而使本发明受到任何限制。以下实施例1-3和对比例1的接触剂为采用CN103506106A记载的方法制备的接触剂。除非另有说明，各个变径部分与轴线的锐角夹角为30°。

实施例1

采用图1所示的裂化反应器，其中裂化反应器的预提升段A、第一反应区B、过渡区C、第二反应区D、出口区E总高度为12m，预提升段A下部直径为0.15m，高度为0.5m，预提升段A中部4高度为0.5m，预提升段A上部直径为0.5m，高度为2m，第一反应区B、过渡区C、第二反应区D的直径分别为0.5m、0.25m和0.5m，第一反应区B和第二反应区D的高度分别为6m和2m，出口区E高度为4m，直径为0.1m，预提升段A的中上部设置有套管5，套管5为中间细、两端扩径的形状，且所述套管5从上往下三部分的高度比为1：3:0.2，中间段与预提升段A上部的直径比为0.4:1，所述套管5纵剖面的顶锐角为40°，套管5的高度为2m。裂化反应器还包括气体分布器和雾化喷嘴6，所述气体分布器设置在所述预提升段A内并位于所述预提升段A的下部，雾化喷嘴6设置在所述第一反应区B的下部。

试验所用的重油的性质见表1，试验所用接触剂的性质见表2，操作条件和产品分布见表3。重油在进入第一反应区B之前被预热到400℃。再生、分馏系统与常规的催化裂化相同。

上述重油裂化过程连续运行3000小时之后，通过停机观察发现，各个反应区内均没有出现明显的结焦。

实施例2

采用图1所示的裂化反应器，其中裂化反应器的预提升段A、第一反应区B、过渡区C、第二反应区D、出口区E总高度为30m，预提升段A下部直径为1m，高度为3m，预提升段A中部4高度为1m，预提升段A上部直径为2m，高度为5m，第一反应区B、过渡区C、第二反应区D的直径分别为2m、0.5m和2m，第一反应区B和第二反应区D的高度分别为10m和6m，出口区E高度为3m，直径为1m，预提升段A的中上部设置有套管5，套管5为中间细、两端扩径的形状，且所述套管5从上往下三部分的高度比为1：2:1，中间段与预提升段A上部的直径比为0.8:1，所述套管5纵剖面的顶锐角为60°，套管5的高度为1.8m。裂化反应器还包括气体分布器和雾化喷嘴6，所述气体分布器设置在所述预提升段A内并位于所述预提升段A的下部，雾化喷嘴6设置在所述第一反应区B的下部。

试验所用的重油的性质见表1，试验所用接触剂的性质见表2，操作条件和产品分布见表3。重油在进入第一反应区B之前被预热到400℃。再生、分馏系统与常规的催化裂化相同。

实施例3

采用图1所示的裂化反应器，其中裂化反应器的预提升段A、第一反应区B、过渡区C、第二反应区D、出口区E总高度为10m，预提升段A下部直径为0.2m，高度为0.5m，预提升段A中部4高度为0.2m，预提升段A上部直径为1m，高度为1.3m，第一反应区B、过渡区C、第二反应区D的直径分别为1m、0.3m和1m，第一反应区B和第二反应区D的高度分别为4m和2m，出口区E高度为1m，直径为0.2m，预提升段A的中上部设置有套管5，套管5为中间细、两端扩径的形状，且所述套管5从上往下三部分的高度比为1：3:1，中间段与预提升段A上部的直径比为0.2:1，所述套管5纵剖面的顶锐角为20°，套管5的高度为1m。裂化反应器还包括气体分布器和雾化喷嘴6，所述气体分布器设置在所述预提升段A内并位于所述预提升段A的下部，雾化喷嘴6设置在所述第一反应区B的下部。

试验所用的重油的性质见表1，试验所用接触剂的性质见表2，操作条件和产品分布见表3。重油在进入第一反应区B之前被预热到400℃。再生、分馏系统与常规的催化裂化相同。

实施例4

按照实施例1的方法进行重油裂化，不同的是，接触剂为相同重量的石英砂。产品分布见表3。

实施例5

按照实施例1的方法进行重油裂化，不同的是，接触剂为相同重量的采用下述方法制得的接触剂：

以占接触剂总重量90％、平均粒径为20μm的SiC作为接触剂核，将拟薄水铝石与足以使其浆化的水和酸在搅拌下混合，其中酸的用量使所述酸与拟薄水铝石中氧化铝的重量比值为0.05，将作为接触剂的核的材料加入到浆化后的拟薄水铝石中，搅拌38min，然后加入平均粒径为5μm的高岭土，搅拌40min，然后喷雾干燥并在580℃温度下焙烧4h，制得>20nm的孔的孔容为0.39cm³/g，导热系数为30K/(m·K)，平均粒径为65μm。

产品分布见表3。

对比例1

该对比例是在常规催化裂化中型装置上所得的试验结果。该催化裂化中型装置为提升管反应器，提升管的总高度为12m，直径为0.5m，从预提升段A到出口均同轴等径。

试验所用的重油、接触剂、主要操作条件以及试验步骤均与实施例1相同，产品分布见表3。

表1原料性质

	实施例1	实施例2	实施例3
				项目	常压渣油	减压渣油	减压渣油
密度(20℃)/(g/cm3)	0.9908	1.0369	0.9999
				运动粘度/(mm2/s)

80℃	867.0		/
				100℃	252.9		861.9
残炭/w％	16.8	27.3	20.6
				平均分子量/(g/mol)	548		910
四组分/w％
				饱和烃	29.0	14.6	23.3
芳香烃	32.5	37.1	51.3
				胶质	23.8	25.5	15.6
沥青质	14.7	22.8	9.6
				元素组成，w％
C	85.68	85.34	84.56
				H	10.64	9.90	9.89
S	2.5	3.1	3.45
				N	0.35	0.49	0.4
金属含量/(μg/g)
				Ni	33	53.1	49
V	233	354	153

表2接触剂性质

	实施例1	实施例2	实施例3
				化学组成/w％
Al2O3	50.1	10	30
				SiO2	40.2	80	45
堆密度/(g/cm3)	0.81	0.92	1.1
				孔体积/(cm3/g)	122	20	2
比表面积/(cm2g)	0.15	0.06	0.002
				筛分组成/w％
0-20μm	1.8	2.0	1.0
				20-40μm	17.8	16.5	15.2
40-80μm	56.9	60.1	55.3
				80-100μm	14.7	15.1	17.9
>100μm	8.8	6.3	10.6

表3反应结果

	实施例1	实施例2	实施例3	实施例4	实施例5	对比例1
							第一反应区B
温度/℃	509	560	530	510	510	511
							压力/kPa	0.130	0.4	0.2	0.14	0.130	0.124
第二反应区D
							温度/℃	480
压力/kPa	0.126	0.35	0.16	0.15	0.12	0.1
							剂油重量比	10	5	20	10	10	10
水油重量比	0.25	0.18	0.23	0.25	0.25	0.25
							总的反应时间/s	5	7	5	5	5	5
产品收率，w％
							干气	2.98	3.15	2.59	0.5	0.58	3.32
液化气	7.75	8.64	4.67	2.03	1.59	7.67
							C5-汽油	14.51	15.3	13.89	8.08	7.87	14.84
柴油	26.31	27.65	28.33	21.12	22.92	25.48
							重馏分油	28.96	25.14	33.2	55.04	58.96	27.69
焦炭	19.49	20.12	17.32	13.23	8.08	21.00
							液收	77.53	76.73	80.09	86.27	91.34	75.68
总计	100.00	100.00	100.00	100.00	100.00	100.00

比较表3中实施例与对比例的试验结果可以看出，在原料油、接触剂及主要操作条件基本相同的前提下，采用本发明所提供的方法，可以降低干气和焦炭产率，高价值的液体产品(即汽油、柴油和重馏分油)收率得到提高。

以上结合附图详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。

另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。

此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。

Claims (14)

1.一种重油接触裂化方法，该方法在裂化反应器中实施，所述裂化反应器从下至上依次包括预提升段、第一反应区、过渡区、第二反应区和出口区，所述第一反应区和第二反应区的直径均大于所述过渡区的直径，所述出口区的直径小于所述第二反应区的直径，所述方法包括：将接触剂加入所述预提升段，并通过所述预提升段进入所述第一反应区；使重油与所述接触剂在所述第一反应区内进行第一裂化反应；使经过所述第一裂化反应得到的物料通过过渡区进入第二反应区进行第二裂化反应；使经过所述第二裂化反应得到的物料通过出口区排出裂化反应器外。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述预提升段、第一反应区、过渡区、第二反应区和出口区互为同轴。

3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述预提升段的高度占裂化反应器总高度的5-30％，所述第一反应区的高度占所述裂化反应器的总高度的15-70％，所述过渡区的高度占所述裂化反应器的总高度的10-20％，所述第二反应区的高度占所述裂化反应器的总高度的10-30％，所述出口区的高度占所述裂化反应器的总高度的5-50％。

4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述预提升段包括上部、中部和下部三部分，其中上部直径大于下部直径，中部为圆台状，用于连接上部和下部。

5.根据权利要求4所述的方法，其中，所述预提升段下部的直径为0.1-6m，高度为0.2-6m，圆台状中部的纵剖面等腰梯形的顶角为5-70°，上部的直径为0.3-50m。

6.根据权利要求4或5所述的方法，其中，所述第一反应区与预提升段上部的直径比为1-8:1，所述过渡区与第一反应区的直径比为0.1-0.8:1，所述第二反应区与第一反应区的直径比为0.1-2:1。

7.根据权利要求1-6中任意一项所述的方法，其中，所述裂化反应器还包括套管，该套管设置在所述预提升段内并位于所述预提升段的中上部，且所述套管为中间细、两端扩径且开口的形状。

8.根据权利要求7所述的方法，其中，所述套管从上往下三部分的高度比为1：0.1-5:0.1-5，中间段与预提升段上部的直径比为0.1-0.9:1，所述套管纵剖面的顶锐角为10-80°。

9.根据权利要求1-8中任意一项所述的方法，其中，所述裂化反应器还包括气体分布器和/或雾化喷嘴，所述气体分布器设置在所述预提升段内并位于所述预提升段的下部，雾化喷嘴设置在所述第一反应区的下部。

10.根据权利要求1-9中任意一项所述的方法，其中，所述第一裂化反应的条件包括：反应温度为300-700℃，反应压力为0.1-5MPa，剂油重量比为1-40:1；所述第二裂化反应的条件包括：反应温度为300-700℃，反应压力为0.1-5MPa，第一裂化反应和第二裂化反应的总反应时间为0.6-50秒。

11.根据权利要求10所述的方法，其中，所述第一裂化反应的条件包括：反应温度为350-600℃，反应压力为0.13-4MPa，剂油重量比为5-20:1；所述第二裂化反应的条件包括反应温度为350-600℃，反应压力为0.13-4MPa，第一裂化反应和第二裂化反应的总反应时间为2-30秒。

12.根据权利要求1-11中任意一项所述的方法，其中，所述方法还包括：在使所述重油与所述接触剂在所述第一反应区内进行第一裂化反应之前，将所述重油预热至150-420℃。

13.根据权利要求1-12中任意一项所述的方法，其中，所述重油为重质原油、常压渣油、常压蜡油、减压渣油、焦化蜡油、罐底油、页岩油、煤液化残渣油、脱沥青油、稠油、加氢裂化尾油和加氢裂化尾油的二次加工馏分油中的一种或多种。

14.根据权利要求1-13中任意一项所述的方法，其中，所述接触剂为氧化铝、氧化镁、SiC、MgAl₂O₄、CaO、AlN、BeO、NiO中的一种或多种。