CN1095392C - 一种用于流化催化转化的提升管反应器 - Google Patents

一种用于流化催化转化的提升管反应器 Download PDF

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Abstract

一种用于流化催化转化的提升管反应器，该反应器的横截面圆的直径随反应器高度不同而连续变化，最小直径与反应器总高度之比为0.003～0.1∶1。该设计对于需要反应时间较长、反应空速较低的催化转化工艺，如多产气态烯烃工艺，保证了足够的反应时间和反应空速，大大降低了反应器的高度，节省了投资。

Description

一种用于流化催化转化的提升管反应器
本发明属于在不存在氢的情况下用于烃油催化转化的设备，更具体地说，是一种用于流化催化转化的提升管反应器。
流化催化转化工艺如流化催化裂化、常压渣油催化裂化及需要反应时间较长、反应空速较低的多产气态烯烃工艺，通常是以重质油为原料，在催化剂作用下，转化成干气、液化气(含气态烯烃)、汽油、轻柴油等轻质油品，其特点是液化气(含气态烯烃)和汽油的产率高。催化反应的空速取决于提升管反应器内的催化剂的藏量，即由提升管反应器的体积和其中催化剂的浓度决定。提升管反应器内催化剂浓度的大小对反应至关重要，它决定了油气与催化剂实际接触频率和时间，而提升管反应器内的催化剂浓度则主要取决于提升管反应器内气相介质的流速。
目前的催化裂化工艺通常采用等直径的提升管反应器，一般提升管反应器入口处流体流速为4～5米/秒，由于裂解反应使其分子变小，平均分子量减小，摩尔数增加，在其出口处流体流速达到15～18米/秒。正是由于其流速加大，催化剂浓度变小，使反应效率大大降低。为了提高反应效率，提升管反应器必须变得很高，通常都在32米以上。
本发明的目的是在现有技术的基础上提供一种流体入口流速与出口流速基本相同、用于流化催化转化的提升管反应器，以满足多产气态烯烃工艺的需要。
本发明提供的提升管反应器具有如下特征：
该反应器的横截面呈圆形，该圆形的直径随反应器高度不同而连续变化，使提升管反应器流体入口流速与出口流速基本保持相同，提升管反应器流体出口流速U与入口流速U0之比U/U0为0.8～1.8∶1，提升管反应器直径d沿高度h的变化基本上由下式确定：
    h＝A(d/d0)6-B(d/d0)5+C(d/d0)4-D(d/d0)3+E(d/d0)2-F(d/d0)+G式中d—某一高度下反应器的直径，
d0—反应器最小直径，
h—反应器某一高度取值，
A：50～2000，
B：500～15000，
C：3000～50000，
D：5000～90000，
E：5000～90000，
F：2500～50000，
G：500～10000。
提升管反应器某一高度取值h的范围为0～20米。
提升管反应器最小直径与总高度之比为0.003～0.1∶1。
为了便于工业上实施，可将提升管反应器高度h划分为若干份，每份高度为Δh，然后将高度为Δh、轴向截面为梯形的筒焊接在一起而成，该Δh的取值可为0.5～2.0米。
进入提升管反应器的催化剂与原料油的重量比(以下简称剂油比)为2～40，反应温度为400～750℃。
进入提升管反应器的原料油选自一次加工原料油：汽油、煤油、柴油、减压蜡油、渣油；两种或两种以上的上述任意比例的混合物；掺有焦化蜡油、脱沥青油或其它二次加工馏分油的一次加工馏分油或其混合物；原油。
该反应器的原料油、预提升蒸汽、再生催化剂入口部位与目前的催化裂化工艺所用等直径提升管反应器相同，操作方式与目前的催化裂化工艺所用等直径提升管反应器也相同。
本发明的优点在于：
1、提升管反应器流体出口流速大大降低，从15米/秒以上降到3～6米/秒，提升管反应器流体出口流速与入口流速达到基本相同；
2、由于这种变径的提升管反应器上部直至出口处的催化剂密度都比较大，因而保证了催化剂和与之接触的物料间有足够的接触时间和反应空速，使催化裂化反应进行得更完全；
3、与现有的常规等直径提升管反应器相比，采用本发明设计的反应器高度仅为前者的1/3～2/3，因而大大降低了整个装置的高度，节省了装置的总投资。
下面的实施例将对本发明予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。实施例和对比例中所使用的原料油和催化剂的性质分别列于表1和表2。
                           对比例
对比例所用的提升管反应器是一个常规的中型等直径圆柱状反应器，直径为0.016米，反应器总高度为10米。
剂油比为11，反应温度为546℃，再生温度为700℃，进入提升管反应器的原料油为减压蜡油。操作条件列于表3，产品分布列于表4。提升管反应器流体入口流速为4.12米/秒，出口流速为12.4米/秒。
                           实施例
实施例所用的提升管反应器是一个中型的变径反应器，最小直径为0.016米，总高度为5米。
进入提升管反应器的原料油、剂油比、反应温度、再生温度和入口流速均与对比例相同，其它操作条件列于表3，产品分布列于表4，表5和表6分别列出了表4中产物汽油和轻油的性质。
与对比例相比，在丙烯产率相近的情况下，实施例采用本发明设计的变径提升管反应器，使反应器高度降低了5米；同时提升管反应器流体出口流速由对比例的12.4米/秒降至本例的4.45米/秒。
                  表1
密度(20℃)，千克/米3运动粘度(100℃)，毫米2/秒凝固点，℃苯胺点，℃残炭，重％硫含量，重％氮含量，重％碳含量，重％氢含量，重％重金属含量，ppm镍铁铜钒馏程，℃初馏点5％10％30％50％70％90％95％干点     886.64.984088.90.120.540.1384.6612.620.161.290.030.12266301318368412453480503522
                    表2
化学组成，重％氧化铝氧化钠表观密度，千克/米3孔体积，毫升/克比表面积，米2/克磨损指数，％/小时镍污染，ppm裂解活性指数(800℃，4小时)筛分组成，重％＜20微米20～40微米40～80微米80～110微米＞110微米 54.20.038600.261601.246963.03.121.155.513.86.5
                     表3
反应压力，兆帕(绝)再生压力，兆帕(绝)反应温度，℃再生温度，℃剂油比回炼比提升管入口流速，米/秒提升管出口流速，米/秒油气反应时间，秒提升管直径，毫米提升管总高度，米    对比例0.180.2254670011.00.154.1212.41.121610   实施例0.180.2254670011.00.154.124.451.1216*～305
                 *最小直径
                     表4
    产品分布，重％H2SH2CH4C2H6C2H4C3H8C3H6iC4H10nC4H10C4H8-1iC4H8t-C4H8-2c-C4H8-2汽油轻油焦炭损失合计     对比例0.350.373.062.304.063.5122.083.102.752.946.834.403.0521.5811.377.810.44100.00   实施例0.340.393.042.354.163.5622.123.142.772.926.814.373.1121.6311.417.770.38100.00
                  表5
密度(20℃)，千克/米3辛烷值RONMON诱导期，分钟实际胶质，毫克/100毫升硫含量，ppm氮含量，ppm族组成，重％饱和烃烯  烃芳香烃馏程，℃初馏点10％50％90％干点     751.697.282.32654.0134510920.9740.8938.14425291174193
                 表6
密度(20℃)，千克/米3凝固点，℃实际胶质，毫克/100毫升硫含量，ppm馏程，℃初馏点10％50％90％95％干点   940.4-14.0148.04189207237271322333342

Claims (3)

1、一种用于流化催化转化的提升管反应器，其特征在于该反应器的横截面圆的直径随反应器高度不同而连续变化，提升管反应器直径d由下式确定：
h＝A(d/d0)6-B(d/d0)5+C(d/d0)4-D(d/d0)3+E(d/d0)2-F(d/d0)+G式中d—某一高度下反应器的直径，米
d0—反应器最小直径，米
h—反应器某一高度取值，米
A：50～2000，
B：500～15000，
C：3000～50000，
D：5000～90000，
E：5000～90000，
F：2500～50000，
G：500～10000；
提升管反应器某一高度取值h的范围为0～20米，提升管反应器最小直径d0与总高度之比为0.003～0.1∶1。
2、按照权利要求1的反应器，其特征在于进入提升管反应器的催化剂与原料油的重量比为2～40，反应温度为400～750℃。
3、按照权利要求1的反应器，其特征在于进入提升管反应器的原料油选自一次加工原料油：汽油、煤油、柴油、减压蜡油、渣油；两种或两种以上的上述任意比例的混合物；掺有焦化蜡油、脱沥青油或其它二次加工馏分油的一次加工馏分油或其混合物；原油。
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