CN105586066B

CN105586066B - 一种催化裂化再生烟气的处理方法

Info

Publication number: CN105586066B
Application number: CN201410563136.3A
Authority: CN
Inventors: 张翊; 吕庐峰; 侯栓弟; 王子军; 张久顺; 张哲民; 马力; 李学锋; 何金龙; 田志鸿; 刘亚林
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2014-10-21
Filing date: 2014-10-21
Publication date: 2017-09-29
Anticipated expiration: 2034-10-21
Also published as: CN105586066A

Abstract

本发明提供了一种催化裂化再生烟气的处理方法，该方法包括将温度为50‑400℃的重油焦化原料进行雾化，然后将雾化态的重油焦化原料与温度为490‑750℃的脱氧烟气接触，使所述雾化态的重油焦化原料达到焦化温度并进行焦化反应，所述脱氧烟气为将所述催化裂化再生烟气脱氧后的气体。本发明提供的催化裂化再生烟气的处理方法不仅可以最大程度地利用催化裂化再生烟气的动能和热能并省去催化裂化再生烟气脱硫、脱硝、除尘步骤，而且还能够降低甚至完全避免焦化过程中加热炉炉管内的结焦并提高液体收率，极具工业应用前景。

Description

一种催化裂化再生烟气的处理方法

技术领域

本发明涉及一种催化裂化再生烟气的处理方法。

背景技术

在流化催化裂化(FCC)过程中，原料油与催化剂在提升管中快速接触进行催化裂化反应，反应生成的焦炭沉积到催化剂上造成其失活，生焦失活的催化剂经汽提后进入再生器进行烧焦再生。再生产生的烟气温度可高达700℃左右，在催化裂化装置中其带走的能量可以占到全装置能耗的四分之一左右。再生烟气能量回收的效率也直接影响到整套装置的能耗。

目前催化裂化再生烟气的能量回收方法仍然是采用烟气轮机和余热回收锅炉组合回收的方法。烟气轮机的节能作用主要是通过高温烟气膨胀做工，用于发电或驱动催化剂裂化装置；预热回收锅炉则是采用换热原理利用烟气所放出的热量将水变为水蒸汽。这种方法将动能和热能进行转化和转移，能量损耗较大。此外，催化裂化催化剂再生烟气中含有大量的CO、SO_X和NO_X等污染物和催化剂粉尘，这些污染物必须进行脱硫、脱硝、脱尘处理方可排放，然而，这些处理过程复杂，并且投资运行的成本高。

目前降低催化裂化再生烟气污染物排放的主要技术措施包括再生器改造、使用助剂和烟气后处理等。

其中，在所述助剂方面，镁铝尖晶石是一种常用于降低FCC再生烟气SOx排放的助剂；贵金属助剂(贵金属CO助燃剂)广泛用于降低再生烟气中CO的排放，但是CO助燃剂，特别是贵金属助燃剂的使用通常会造成烟气NOx排放的大幅增加。

在烟气后处理方面，以SOx控制为例，FCC再生烟气湿法洗涤是脱除FCC再生烟气中SOx的重要手段，烟气通过与碱性吸收液接触，将其中的SOx与颗粒物一并脱除。常用的吸收剂可以为石灰石、钠碱、海水等。Exxon公司的湿法洗涤技术(WGS)主要使用苛性碱或苏打除去FCC再生烟气中的SOx并生成硫酸钠，夹带的粉尘被缓冲溶液洗去。以钠碱为吸收剂，氧化硫和粉尘的脱除率均可达90％以上，但其缺点是脱硫剂费用高。Haldor Topsoe公司开发出来WSA制酸技术(即Wet-gas sulfuric-acid)将烟气通过固相转换器使SO₂氧化为SO₃，SO₃经吸水转化为硫酸。虽然采用该技术SO₂的脱除率可达95％，但是该技术仅适用于针对SO₂含量＞1％的FCC再生烟气的处理，而对于大多数FCC再生烟气而言，SO₂含量难以达到这个水平。Belco Technologies公司开发的EDV技术也是利用钠碱为脱硫剂，其优点在于除尘及脱除SO₂效率高，一般大于95％，但是EDV湿法洗涤系统运行过程中存在烟气阻力过高的问题，这样会导致较大的能量损耗。此外，EDV湿法洗涤系统的一次性投资较高，运行成本也很高(电耗高、脱硫剂及水耗高等)。

因此，目前亟需开发一种简单的针对催化裂化再生烟气的处理方法。

当前原油重质化、劣质化、高价位的趋势越来越明显，全球对轻质清洁燃料油的需求快速增长，再加上环保要求日趋严格，使得重油深度加工技术已成为当今世界炼油工业发展的重点。特别是劣质重油密度大、粘度高、重金属含量高、硫含量高、氮含量高、胶质和沥青质含量高等特点，给原油的加工(尤其是重油的二次加工)带来了较大的困难。目前提高重油转化深度、增加轻质油品产量的增值技术仍主要依靠焦化、渣油催化裂化和渣油加氢处理等工艺。其中，焦化是以脱炭工艺为主的劣质重油(特别是渣油)转化的首要手段。而延迟焦化工艺具有脱炭彻底、流程简单、技术成熟、装置投资较低等特点，已成为重油加工的重要工艺之一。

延迟焦化是一种深度热裂化的热加工工艺，能够将重油转化为焦化干气、液化气、焦化汽油、焦化柴油、焦化蜡油、焦炭等产品。通常把焦化汽油、焦化柴油与焦化蜡油的收率之和作为延迟焦化的液体收率，液体收率是焦化工艺最重要的技术经济指标。常规的延迟焦化工艺主要流程是：重油在加热炉辐射炉管内被快速加热升温到焦化温度(通常为490-515℃左右)后，从焦炭塔的底部进入焦炭塔，在焦炭塔中进行焦化反应，生成的焦炭留在焦炭塔中，生成的油气从焦炭塔顶逸出进入分馏塔中进行分馏，得到焦化气体(包括焦化汽油)、焦化柴油、焦化蜡油和塔底循环油。其中，焦炭塔一般为两个，两个焦炭塔轮流使用，其中一个充满焦炭后进行除焦，热物流切换至另一个焦炭塔进行焦化反应，充满焦炭的塔采用水力切割除焦。

目前加工重油趋于劣质化，残炭值、沥青质及金属含量等的增加，给延迟焦化装置的操作带来了挑战，不仅产品分布变差、液体收率降低，而且原料在加热炉炉管内的结焦进一步加剧，直接影响到装置的长周期运转。此外，延迟焦化焦炭塔的除焦过程属于间歇操作，其程序多，耗时长，还会产生大量污水，不但增加了装置的能耗和操作成本，而且也对环境造成了巨大压力。

发明内容

本发明的目的是为了克服采用现有的方法对催化裂化再生烟气进行处理时，存在能量回收损失大且CO、SO_X和NO_X等污染物和催化剂粉尘后处理复杂的缺陷，而提供一种新的催化裂化再生烟气的处理方法。

具体地，本发明提供的催化裂化再生烟气的处理方法包括将温度为50-400℃的重油焦化原料进行雾化，然后将雾化态的重油焦化原料与温度为490-750℃的脱氧烟气接触，使所述雾化态的重油焦化原料达到焦化温度并进行焦化反应，所述脱氧烟气为将所述催化裂化再生烟气脱氧后的气体。

本发明的发明人经过深入研究后的发现，现有的重油焦化方法通常包括先将重油焦化原料在加热炉的辐射加热区中加热至焦化温度，之后再将加热后的液态的重油焦化原料从焦化塔底部注入焦化塔中进行焦化反应，最后将焦化反应产物进行馏分分离。然而，采用这种间接加热(通过炉管管壁换热)方式以及直接将重油焦化原料一次性加热至焦化温度、并且重油焦化原料以液态的形式进行焦化的方式不仅容易导致加热炉炉管内的结焦，并且液体收率也较低。

而本发明提供的催化裂化再生烟气的处理方法巧妙地将催化裂化再生工艺与重油焦化工艺相结合，具体地，将温度较高的经脱氧后的催化裂化再生烟气作为热载体对重油焦化原料进行换热并进而使得所述重油焦化原料达到焦化温度而发生焦化反应，从而不仅可以最大程度地利用催化裂化再生烟气的动能和热能并省去催化裂化再生烟气脱硫、脱硝和除尘步骤，而且还能够降低甚至完全避免加热炉炉管内的结焦并提高液体收率。具体原理如下：一方面，采用本发明提供的方法进行催化裂化再生烟气的处理时，重油焦化设备仅需要先将重油焦化原料预热至50-400℃，而不需要像现有的重油焦化设备一样将重油焦化原料加热至焦化温度(通常为490-515℃)，焦化反应的热源通过催化裂化再生烟气携带进入，所述催化裂化再生烟气与预热后的重油焦化原料接触而达到焦化温度，因此，能够显著降低加热炉炉管的结焦；另一方面，在进行重油焦化反应之前，先将重油焦化原料进行雾化，这样能够将重油焦化原料分散成细小油滴，显著增大单位体积的重油焦化原料与催化裂化再生烟气之间的接触面积，从而不仅能够使得整个焦化反应过程的传热能力极大增强、生焦量减少、液体收率增加，而且生成的焦炭是具有一定粒度分布的可流化颗粒，易流化输送，省去了清焦步骤，节约了费用和时间成本，生产过程没有除焦废水，减少了后续废水的处理步骤和处理难度。

根据本发明的一种优选实施方式，当所述油气的馏分分离在分离塔中进行，且所述催化裂化再生烟气的处理方法还包括将原料油从设置在所述分馏塔侧下方的原料油入口引入所述分馏塔中，所述原料油与分馏塔的塔底回流油在所述分馏塔塔底混合后作为重油焦化原料引入所述喷雾焦化塔中进行雾化时，重油焦化原料可以直接在分馏塔中得以预热，而不需要额外设置加热炉对其进行预热，因此，能够完全避免加热炉炉管内的结焦问题，并且由于预热的温度较低，所述重油焦化原料在输送管道中的结焦现象也能够得以缓解，操作周期能够得以明显延长。

本发明的其它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为本发明的一种具体实施方式提供的重油焦化设备的结构示意图；

图2为本发明的一种具体实施方式提供的喷雾焦化塔的结构示意图；

图3为本发明的一种具体实施方式提供的焦炭反应器的结构示意图；

图4为本发明的一种具体实施方式提供的重油焦化设备的部分结构示意图。

附图标记说明

b-焦炭反应器；b27-气体分布器；b28-流化态固体；b29-固体加入口；b31-固体出料口；c-喷雾焦化塔；c20-人字形挡板；c21-上部直筒反应区；c22-下部锥体收集区；c18-雾化喷嘴；c19-侧向出口；c30-气体分布板；c25-原料入口；c24-热风入口；d-旋风分离器；e-分馏塔；e1-原料油入口；e11-焦化干气出口；e12-液化气出口；e13-焦化汽油出口；e14-焦化柴油出口；e15-焦化蜡油出口；k-焦炭粗粉收集罐；m-焦炭细粉收集罐；g-泵；h-引风机；3-催化裂化再生烟气；4-经脱氧后的催化裂化再生烟气；6-油气和焦炭细粉的混合物；7-第一汽提蒸汽；9-第二汽提蒸汽；10-油气；16-塔底回流油；17-焦化原料。

具体实施方式

以下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、左、右”通常是指本发明的重油焦化设备在工作情况下的方向，也就是附图中所示的方向。在图1至图4中，箭头的方向表示物流方向。

本发明提供的催化裂化再生烟气的处理方法包括将温度为50-400℃、优选为300-400℃的重油焦化原料进行雾化，然后将雾化态的重油焦化原料与温度为490-750℃的脱氧烟气接触，使所述雾化态的重油焦化原料达到焦化温度并进行焦化反应，所述脱氧烟气为将所述催化裂化再生烟气脱氧后的气体。

本发明对所述雾化的条件没有特别地限定，只要能够使得所述重油焦化原料分散成为小液滴即可，优选地，所述雾化的条件使得到的雾化态的重油焦化原料的液滴大小为20-500μm，这样能够显著提高单位体积的重油焦化原料与热媒介催化裂化再生烟气之间的接触面积，增大传热传质能力，并进一步提高液体收率。此外，所述雾化可以采用现有的各种方法进行，例如，可以采用使所述重油焦化原料通过雾化喷嘴的方式进行。所述雾化喷嘴的内口径大小可以根据需要获得的液滴大小进行适当选择，例如，如上所述，倘若要使得到的雾化态的重油焦化原料的液滴大小为20-500μm，则所述雾化喷嘴的内口径可以为0.5-50mm。

所述催化裂化再生烟气是指将催化裂化催化剂进行烧焦再生产生的再生烟气。此外，所述催化裂化催化剂的具体组分以及烧焦再生的具体方式和条件为本领域技术人员公知，在此不作赘述。

根据本发明提供的催化裂化再生烟气的处理方法，经脱氧后的催化裂化再生烟气中氧气的含量优选为2体积％以下，更优选为0.03-2体积％，这样能够防止重油焦化原料在焦化过程中发生燃烧、爆炸的可能性，从而保证使用的安全性。所述脱氧的方式可以按照现有的各种方法进行，例如，可以将所述催化裂化再生烟气与焦炭粗粉和/或焦炭细粉进行氧化还原反应(所述催化裂化再生烟气中的氧气与焦炭反应生成CO或CO₂以及少量水)。在本发明中，所述焦炭粗粉的粒径通常可以为0.01-1mm，优选为0.02-1mm；所述焦炭细粉的粒径可以为0.001-0.1mm，优选为0.001-0.05mm。此外，所述氧化还原反应的条件包括反应温度可以为450-750℃，反应压力可以为0-0.15MPa，反应时间可以为0.1-5min。在本发明中，所述压力均指表压。

所述经脱氧后的催化裂化再生烟气(脱氧烟气)主要起到热媒介的作用，将所述雾化态的重油焦化原料与脱氧烟气接触之后，通过热交换作用能够将所述重油焦化原料的温度升高至焦化温度。所述脱氧烟气的温度可以为490-750℃，优选为495-720℃，更优选为500-700℃。此外，所述雾化态的重油焦化原料的物料应该根据待处理的催化裂化再生烟气的量进行调整，以使得待处理的催化裂化再生烟气与雾化态的重油焦化原料接触之后将所述雾化态的重油焦化原料的温度升至焦化温度(通常为490-515℃，优选为495-505℃)为准，对此本领域技术人员均能知悉，在此不作赘述。

本发明对所述焦化反应的条件没有特别地限定，例如，所述焦化反应的条件通常包括焦化温度可以为490-515℃，优选为495-505℃；焦化压力可以为-0.01MPa至0.1MPa，优选为-0.01MPa至0MPa；焦化时间可以为0.01-20min，优选为0.1-5min。

根据本发明提供的催化裂化再生烟气的处理方法，该方法还优选包括从焦化反应产物中分离出焦炭粗粉、焦炭细粉和油气，再将所述油气进行馏分分离。当从焦化反应产物中分离出焦炭粗粉、焦炭细粉和油气时，所述焦炭粗粉由于自身重力较大通常可以进行沉降分离，而焦炭细粉和油气可以进一步通过旋风分离器分离。此外，所述油气进行馏分分离之后，可以得到焦化干气、液化气、焦化汽油、焦化柴油和焦化蜡油。

根据本发明的一种具体实施方式，本发明提供的催化裂化再生烟气的处理方法在如图1至图3所示的重油焦化设备中进行，其中，所述重油焦化原料的雾化、所述雾化态的重油焦化原料与脱氧烟气的接触以及所述焦炭粗粉与焦炭细粉和油气的分离在喷雾焦化塔c中进行，所述焦炭细粉和油气的分离在旋风分离器d中进行，所述油气的馏分分离在分馏塔e中进行。此外，所述催化裂化再生烟气的脱氧在焦化反应器b中进行。

具体地，所述重油焦化设备包括焦炭反应器b、喷雾焦化塔c、旋风分离器d和分馏塔e，所述喷雾焦化塔c包括相互连通的上部直筒反应区c21和下部锥体收集区c22、设置在所述上部直筒反应区c21顶部的且与所述喷雾焦化塔c的原料入口c25连通的雾化喷嘴c18、以及侧向出口c19；温度为50-400℃的重油焦化原料经由所述喷雾焦化塔c的原料入口c25引入喷雾焦化塔c中并通过所述雾化喷嘴c18进行雾化，所述催化裂化再生烟气3通过所述焦炭反应器b进行脱氧，经脱氧后的催化裂化再生烟气(脱氧烟气)4通过位于所述喷雾焦化塔c顶部的热风入口c24引入所述喷雾焦化塔c中并与雾化态的重油焦化原料接触，以使所述雾化态的重油焦化原料达到焦化温度并进行焦化反应，焦化反应产物中的焦炭粗粉从所述下部锥体收集区c22底部收集，焦炭反应产物中的油气和焦炭细粉的混合物6从所述侧向出口c19引入所述旋风分离器d中进行油气和焦炭细粉的分离，来自所述旋风分离器d的油气10引入分馏塔e中进行馏分分离。

本发明对所述焦炭反应器b的具体结构没有特别地限定，只要能够将催化裂化再生烟气中的氧气基本去除即可。例如，所述焦炭反应器b可以为气固流化床反应器。如图3所示，所述焦炭反应器b中装填有流化态固体b28，其可以为所述焦炭粗粉和/或焦炭细粉，所述催化裂化再生烟气3从所述焦炭反应器b的底部引入并与所述流化态固体b28接触以进行氧化还原反应，经反应后的脱氧烟气4从所述焦炭反应器b的顶部引出。其中，所述氧化还原反应的条件包括反应温度可以为450-750℃，反应压力可以为0-0.15MPa，反应时间可以为0.1-5min。装填在所述焦炭反应器b中焦炭粗粉和/或焦炭细粉可以分别来自于所述喷雾焦化塔c底部和/或所述旋风分离器d底部。具体地，可以将所述焦炭粗粉和/或焦炭细粉通过所述焦炭反应器b的固体加入口b29引入所述焦炭反应器b中，所述含氧高温气体与这部分焦炭粉作用脱氧，同时焦炭粉中的挥发份进入气相，经反应后的所述焦炭粗粉和/或焦炭细粉可以通过所述焦炭反应器b的固体出料口b31引出，也可以继续留在焦炭反应器b中反应。更优选地，所述焦炭反应器b还包括设置在所述焦炭反应器b下方的且与所述焦炭反应器b的烟气入口连通的气体分布器b27，这样不仅可以使得烟气实现更均匀地分布，从而将其中的氧气含量降至更低的水平，而且还能够在开工初期起到支撑所述焦炭反应器b中的流化态固体b28的作用。所述气体分布器b27可以为现有的各种能够实现气体均匀分布的进料分布器，具体结构为本领域技术人员公知，在此不作赘述。

所述雾化喷嘴c18的内口径优选为0.5-50mm，这样能够使得重油焦化原料经雾化之后获得大小合适(液滴大小约为20-500μm)的小液滴，从而显著提高单位体积的重油焦化原料与热媒介催化裂化再生烟气之间的接触面积，增大传热传质能力，并进一步提高液体收率。所述雾化喷嘴c18的数量可以根据所述喷雾焦化塔c的容积以及单位时间的处理能力进行合理地选择，例如，当所述喷雾焦化塔c的容积越大、单位时间的处理能力越强时，所述雾化喷嘴c18的数量可以相应增加；当所述喷雾焦化塔c的容积越小、单位时间的处理能力越弱时，所述雾化喷嘴c18的数量可以相应减少。通常来说，所述雾化喷嘴c18的数量可以为4-12个。多个雾化喷嘴c18优选均匀分布在所述上部直筒反应区c21的顶部。此外，所述雾化喷嘴c18可以垂直向下设置，也可以倾斜向下设置，且所述雾化喷嘴c18的轴心线与水平面之间的锐角夹角可以为10-90℃。所述雾化喷嘴c18的具体结构为本领域技术人员公知，在此不作赘述。

在所述重油焦化设备中，优选地，所述喷雾焦化塔c还包括位于设置在所述直筒反应区c21顶部的且与所述热风入口c24连通的气体分布板c30，所述气体分布板c30用于将所述脱氧烟气4引入所述喷雾焦化塔c之前进行气体分布，这样能够使得所述脱氧烟气4在所述喷雾焦化塔c中均匀分布，从而进一步增大与雾化的重油焦化原料之间的接触面积，并提高液体收率。所述气体分布板c30的具体结构可以与所述焦化反应器b中的气体分布器b27相同，并且均可以为本领域的常规选择，在此不作赘述。

在所述重油焦化设备中，优选地，所述喷雾焦化塔c还包括设置在所述侧向出口c19正上方的人字形挡板c20，且所述人字形挡板c20的开口朝下，这样能够防止生成的焦炭颗粒堆积在侧向出口c19的引风管上。本发明对所述人字形挡板c20的夹角和长度没有特别地限定，只要能够防止生成的焦炭颗粒堆积在侧向出口c19的引风管上即可。例如，所述人字形挡板c20的夹角β可以为10-150°，优选为30-100°。所述人字形挡板c20的角度设置要使得挡板表面与水平面之间的角度小于焦炭粗粉的休止角。此外，所述侧向出口c19和人字形挡板c20均可以设置在所述上部直筒反应区c21和下部锥体收集区c22的连接处。

此外，所述喷雾焦化塔c的负压操作有利于产品液体收率的提高。其中，所述喷雾焦化塔c的内部压力可以通过设置在连通旋风分离器d与分馏塔e的管线上的引风机h的转速进行调节，具体为本领域技术人员公知，在此不作赘述。

本发明对所述重油焦化设备的尺寸没有特别地限定。例如，所述喷雾焦化塔c的上部直筒反应区c21的高径比可以为2-10:1，优选为2-8:1。所述下部锥体收集区c22的锥角α可以为10-150°，优选为70-120°。此外，所述热风入口c24和侧向出口c19直径均可以为本领域的常规选择，在此不作赘述。

此外，所述喷雾焦化塔c和旋风分离器d的下方分别设置有焦炭粗粉收集罐k和焦炭细粉收集罐m，从所述喷雾焦化塔c通过自身重力沉降的焦炭粗粉落入焦炭粗粉收集罐k中，而通过旋风分离器d分离出的焦炭细粉落入焦炭细粉收集罐m中。此外，为了提高液体收率，优选地，可以在焦炭粗粉收集罐k和焦炭细粉收集罐m中分别通入第一汽提蒸汽7和第二汽提蒸汽9，这样可以对生成的焦炭颗粒进行吹扫，将其吸附的油气汽提出来，汽提后的焦炭粗粉和焦炭细粉一部分被输送至焦炭反应器b中作为流化态固体b28。

本发明对所述旋风分离器d的种类没有特别地限定，只要能够将焦炭细粉和油气进行分离，从而在所述旋风分离器d的底部获得焦炭细粉，顶部获得油气即可，具体为本领域技术人员公知，在此不作赘述。

根据本发明的一种具体实施方式，如图4所示，所述焦炭反应器b、喷雾焦化塔c和旋风分离器d耦合连接，此时，所述焦炭反应器b为气固流化床反应器。来自喷雾焦化塔c和旋风分离器d底部的分别经过第一汽提蒸汽7和第二汽提蒸汽9汽提后的焦炭颗粒直接引入所述焦炭反应器b中作为流化态固体b28，催化裂化再生烟气3从焦炭反应器b底部引入并与所述流化态固体b28接触以进行脱氧，脱氧后的催化裂化再生烟气从所述焦炭反应器b的顶部引出，并进入喷雾焦化塔c中与所述重油焦化原料进行换热。

本发明提供的重油焦化设备的主要改进之处在于新增了所述焦炭反应器b和旋风分离器d并对焦化塔c的内部结构进行了改进，而所述分馏塔e的结构和操作可以与现有技术相同。例如，如图1所示，来自所述旋风分离器d的油气10在分馏塔e中分馏成焦化干气、液化气、焦化汽油、焦化柴油和焦化蜡油，即，所述分馏塔e上分别相应设置有焦化干气出口e11、液化气出口e12、焦化汽油出口e13、焦化柴油出口e14和焦化蜡油出口e15。

在所述重油焦化设备中，优选地，所述分馏塔e中将塔底常压沸点460℃以上的馏分油作为塔底回流油，即，相应地，所述分馏塔e还包括设置在所述分馏塔e底部的外循环管线，用于循环塔底回流油16，这样可以起到洗脱引入分馏塔e的油气中夹带的未被旋风分离器d分离出的焦炭细粉的效果。此外，所述外循环管线上还优选设置有换热器。

本发明对所述重油焦化原料的来源以及引入方式没有特别地限定，例如，重油焦化原料可以为现有的各种能够用于焦化的重油原料，且所述重油焦化原料可以通过加热炉加热至50-400℃之后引入所述喷雾焦化塔c中。根据本发明的一种优选实施方式，所述重油焦化方法还包括将原料油从设置在所述分馏塔e侧下方的原料油入口e1引入所述分馏塔e中，所述原料油与所述塔底回流油在所述分馏塔e塔底混合后作为焦化原料17引入所述喷雾焦化塔c中进行雾化、换热以及焦化反应，此时，焦化原料可以直接在分馏塔中得以预热，而不需要额外设置加热炉对其进行预热，因此，能够完全避免加热炉炉管内的结焦问题，并且由于预热的温度较低，因此所述焦化原料在输送管道中也不明显结焦，操作周期能够得以明显延长。相应地，所述分馏塔e的侧下方设置有原料油入口e1，且所述分馏塔e的底部与喷雾焦化塔c的原料入口c25连通，原料油从所述原料油入口e1引入分馏塔e中并与塔底回流油16以及来自所述旋风分离器d的油气接触以捕获油气中残留的焦炭细粉并预热后，作为焦化原料17从所述分馏塔e的底部引出并进入喷雾焦化塔c中进行雾化、换热以及焦化，这样不仅能够充分利用分馏塔作为热源，而且还能够防止分馏塔e中焦炭细粉的累积，极具工业应用前景。在该优选实施方式中，原料油和塔底回流油的相对含量可以根据实际情况进行合理调整，只要在分馏塔e中进行预热后得到的混合物的温度达到50-400℃即可，对此，本领域技术人员均能知悉，在此不作赘述。此外，所述原料油可以为现有的各种能够用于焦化的原料，例如可以为减压渣油、常压渣油、重质原油、脱油沥青、渣油加氢重油、热裂化重油、润滑油精制的抽出油、催化裂化的循环油和澄清油、乙烯裂解的焦油、煤焦油、页岩油、油砂重油、天然沥青等中的至少一种。

所述喷雾焦化塔c产出的细小颗粒焦炭主要为圆球形的焦炭，焦炭颗粒的直径一般为0.001-1mm。这些圆球形焦炭的流动性较好，可以比较容易和快速地从喷雾焦化塔c排出。其中，能够通过自身重力沉积在所述喷雾焦化塔c底部的焦炭粗粉的粒径可以为0.01-1mm，优选为0.02-1mm；而需要通过旋风分离器d与油气分离的焦炭细粉的粒径可以为0.001-0.1mm，优选为0.001-0.05mm。所述喷雾焦化塔c的内壁上有可能粘附有少量的焦炭颗粒粘连物，可在停工检修时采用常规的水力除焦方法除去。

在所述重油焦化设备中，为了将经预热的焦化原料顺利输送至位于所述喷雾焦化塔c顶部的原料入口c25，可以在连通所述分馏塔e和喷雾焦化塔c之间的管线上设置泵g。

以下将通过实施例对本发明进行详细描述。

以下实施例中所用的重油焦化设备如图1-3所示，包括：焦炭反应器b(容积为0.8m³)、喷雾焦化塔c、旋风分离器d和分馏塔e；所述焦炭反应器b为气固流化床反应器，其中装填的流化态固体b28为焦炭粗粉和焦炭细粉的混合物；所述喷雾焦化塔c包括相互连通的上部直筒反应区c21和下部锥体收集区c22、设置在所述上部直筒反应区c21顶部的且与喷雾焦化塔c的原料入口c25连通的垂直向下对称设置的雾化喷嘴c18(数量为6个，在所述上部直筒反应区c21的顶部均匀设置，内直径为1mm)、设置在所述直筒反应区c21顶部的且与喷雾焦化塔c的热风入口c24连通的气体分布板c30、设置在上部直筒反应区c21和下部锥体收集区c22连接处的侧向出口c19、以及设置在侧向出口c19正上方且开口朝下的人字形挡板c20(夹角β为90°)，所述喷雾焦化塔c的上部直筒反应区c21的高径比为5:1(高度为10m，内径为2m)，下部锥体收集区c22的锥角α为60°，热风入口c24的直径为400mm，侧向出口c19的直径为300mm，喷雾焦化塔c的各部件采用厚度为5mm的不锈钢管材制造；所述分馏塔e内装填有θ环型散装填料，填料床层高度为5m，分馏塔e的内径为0.5m，分馏塔e的顶部设置有焦化干气出口e11，底部设置有外循环管线，侧下方设置有原料油入口e1，且所述分馏塔e的底部与所述喷雾焦化塔c的原料入口c25连通。

以下实施例和对比例中：

原料油均为同一种渣油(其性质见表1)，进料量均为25kg/h；分馏塔e中将塔底常压沸点460℃以上的馏分抽出作为塔底回流油；循环比指在分馏塔底油中非新鲜原料油部分与新鲜原料油部分的重量比；喷雾焦化塔c和旋风分离器d的下方收集罐均通入汽提蒸汽对焦炭颗粒进行吹扫后再卸料。催化裂化再生烟气均为同一催化裂化催化剂进行再生烧焦产生的再生烟气，再生烟气以及焦化后的尾气性质见表2。

实施例1-3

实施例1-3用于说明本发明提供的催化裂化再生烟气的处理方法。

将原料油从分馏塔e的原料油入口e1引入分馏塔e中进行预热，经预热后得到的原料油经由原料入口c25引入喷雾焦化塔c中并通过雾化喷嘴c18进行雾化，得到液体大小为20-500μm的雾化态小液滴，催化裂化再生烟气3通过焦炭反应器b进行脱氧，经脱氧后的催化裂化再生烟气4(其中氧气含量为0.1体积％)通过位于喷雾焦化塔c顶部的热风入口c24引入喷雾焦化塔c中并与上述雾化态小液滴接触以使其达到焦化温度并进行焦化反应，焦化反应产物中的焦炭粗粉(粒径为0.02-1mm)通过自身沉降从下部锥体收集区c22底部收集，焦炭反应产物中的油气和焦炭细粉(粒径为0.001-0.05mm)的混合物6从侧向出口c19引入旋风分离器d中进行油气和焦炭细粉的分离，来自旋风分离器d的油气10引入分馏塔e中进行馏分分离，在分馏塔e下部，来自喷雾焦化塔c的油气10与塔底回流油16和来自原料油入口e1的原料油换热后形成焦化原料，该焦化原料循环作为重油焦化原料经由原料入口c25引入喷雾焦化塔c中并依次进行雾化、换热和焦化反应。其中，再生烟气以及焦化后尾气的性质如表2所示，反应条件如表3所示，结果如表4所示。

对比例1

对比例1用于说明与实施例1-3对比的延迟焦化方法。

对比例所用的延迟焦化设备包括：加热炉、焦化塔和分馏塔；所述焦化塔的内部为中空结构；分馏塔的底部设置有外循环管线，侧下方设置有原料油入口，且所述分馏塔的底部与所述加热炉连通。将原料油从分馏塔的原料油入口引入分馏塔中，并进而从所述分馏塔的塔底引入加热炉的辐射加热区中加热至焦化温度，之后引入焦化塔中进行焦化反应，然后将焦化反应产物在分馏塔中进行馏分分离。在分馏塔底部，来自焦化塔的油气与塔底回流油和来自原料油入口的原料油换热后形成焦化原料，该焦化原料循环作为重油焦化原料用于焦化反应。其中，反应条件如表3所示，结果如表4所示。

表1

项目名称	指标
		密度20℃，kg/m³	1009
硫含量，重量％	3
		残炭含量，重量％	20.0
倾点，℃	>50℃
		组成，w％
饱和烃含量，重量％	17.0
		芳烃含量，重量％	55.1
胶质和沥青质总含量，重量％	27.6
		重金属含量，μg/g
Ni	57.1
		V	60.1

表2

表3

项目名称	实施例1	对比例1	实施例2	实施例3
					焦化反应器入口处烟气温度，℃	650	-	620	720
喷雾焦化塔原料入口处原料油温度，℃	350	491	400	300
					喷雾焦化塔热风入口处脱氧烟气温度，℃	600	-	590	650
分馏塔塔底循环比	0.13	0.19	0.13	0.13
					喷雾焦化塔进气体量，m³/min	25	-	20	30
喷雾焦化塔进油量，kg/min	0.41	-	0.41	0.41
					焦化温度，℃	491	491	490	501
喷雾焦化塔塔顶压力，MPa	-0.005	-	0.02	-0.01
					对比例中焦炭塔塔顶压力，MPa	-	0.13	-	-
焦化原料在焦化塔中的停留时间	120s	15.9h	120s	120s

表4

注：表4中，液体收率为焦化汽油、焦化柴油和焦化蜡油的总收率。

从以上结果可以看出，本发明提供的催化裂化再生烟气的处理方法不仅可以最大程度地利用催化裂化再生烟气的动能和热能并省去催化裂化再生烟气脱硫、脱硝、除尘步骤，而且还能够提高液体收率，并且生焦量较低且可以不使用加热炉炉管对原料油进行加热，因此，能够降低甚至完全避免加热炉炉管内的结焦，并降低在输送管道中的结焦，极具工业应用前景。

以上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

1.一种催化裂化再生烟气的处理方法，该方法包括将温度为50-400℃的重油焦化原料进行雾化，然后将雾化态的重油焦化原料与温度为490-750℃的脱氧烟气接触，使所述雾化态的重油焦化原料达到焦化温度并进行焦化反应，所述脱氧烟气为将所述催化裂化再生烟气脱氧后的气体。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述雾化的条件使得到的雾化态的重油焦化原料的液滴大小为20-500μm。

3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述脱氧烟气中的氧气含量为2体积％以下。

4.根据权利要求3所述的方法，其中，所述脱氧的方式为将所述催化裂化再生烟气与焦炭粗粉和/或焦炭细粉进行氧化还原反应。

5.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，所述焦化反应的条件包括焦化温度为490-515℃，焦化压力为-0.01MPa至0.1MPa，焦化时间为0.01-20min。

6.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，该方法还包括从焦化反应产物中分离出焦炭粗粉、焦炭细粉和油气，再将所述油气进行馏分分离。

7.根据权利要求6所述的方法，其中，所述焦炭粗粉的粒径为0.01-1mm，所述焦炭细粉的粒径为0.001-0.1mm。

8.根据权利要求6所述的方法，其中，所述重油焦化原料的雾化、所述雾化态的重油焦化原料与脱氧烟气的接触以及所述焦炭粗粉与焦炭细粉和油气的分离在喷雾焦化塔(c)中进行，所述焦炭细粉和油气的分离在旋风分离器(d)中进行，所述油气的馏分分离在分馏塔(e)中进行。

9.根据权利要求8所述的方法，其中，所述分馏塔(e)中将塔底常压沸点460℃以上的馏分油作为塔底回流油。

10.根据权利要求9所述的方法，其中，该方法还包括将原料油从设置在所述分馏塔(e)侧下方的原料油入口(e1)引入所述分馏塔(e)中，所述原料油与所述塔底回流油在所述分馏塔(e)塔底混合后作为重油焦化原料引入所述喷雾焦化塔(c)中进行雾化；所述原料油为减压渣油、常压渣油、重质原油、脱油沥青、渣油加氢重油、热裂化重油、润滑油精制的抽出油、催化裂化的循环油和澄清油、乙烯裂解的焦油、煤焦油、页岩油、油砂重油和天然沥青中的一种或多种。