CN109666503A - 一种下行式反应器和催化转化方法 - Google Patents

一种下行式反应器和催化转化方法 Download PDF

Info

Publication number
CN109666503A
CN109666503A CN201710959977.XA CN201710959977A CN109666503A CN 109666503 A CN109666503 A CN 109666503A CN 201710959977 A CN201710959977 A CN 201710959977A CN 109666503 A CN109666503 A CN 109666503A
Authority
CN
China
Prior art keywords
main reaction
reaction section
catalyst
oil
flow reactor
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Granted
Application number
CN201710959977.XA
Other languages
English (en)
Other versions
CN109666503B (zh
Inventor
成晓洁
朱根权
谢朝钢
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Sinopec Research Institute of Petroleum Processing
China Petroleum and Chemical Corp
Original Assignee
Sinopec Research Institute of Petroleum Processing
China Petroleum and Chemical Corp
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Sinopec Research Institute of Petroleum Processing, China Petroleum and Chemical Corp filed Critical Sinopec Research Institute of Petroleum Processing
Priority to CN201710959977.XA priority Critical patent/CN109666503B/zh
Publication of CN109666503A publication Critical patent/CN109666503A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN109666503B publication Critical patent/CN109666503B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G11/14—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts
    • C10G11/18—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts according to the "fluidised-bed" technique
    • C10G11/182—Regeneration
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/0015—Feeding of the particles in the reactor; Evacuation of the particles out of the reactor
    • B01J8/003—Feeding of the particles in the reactor; Evacuation of the particles out of the reactor in a downward flow
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/18—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles
    • B01J8/1881—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles with particles moving downwards while fluidised
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2208/00—Processes carried out in the presence of solid particles; Reactors therefor
    • B01J2208/00796—Details of the reactor or of the particulate material
    • B01J2208/00884—Means for supporting the bed of particles, e.g. grids, bars, perforated plates
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/70—Catalyst aspects
    • C10G2300/703—Activation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/20—C2-C4 olefins

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Combustion & Propulsion (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)

Abstract

本发明涉及一种下行式反应器和催化转化方法，该下行式反应器(1)由上至下包括同轴且流体连通的剂油接触段(15)和主反应段(16)，所述剂油接触段(15)由上至下设置有催化剂入口和原料油喷嘴(12)，所述主反应段(16)的内壁设置有至少一个与所述主反应段(16)同轴的环形挡板(14)。采用本发明下行式反应器的催化转化方法具有高低碳烯烃产率。

Description

一种下行式反应器和催化转化方法
技术领域
本发明涉及一种下行式反应器和催化转化方法。
背景技术
低碳烯烃(C2-C4烯烃)是重要的化工原料。目前，世界范围内生产乙烯和丙烯的主导技术是蒸汽裂解，约有95％以上的乙烯和60％以上的丙烯通过该技术得到。从世界范围来看，以石脑油为裂解原料的占48％，乙烷占33％，丙烷占8％，丁烷占5％左右，油气占4％，其它约占2％。在蒸汽裂解过程中，由于没有催化剂的存在，烃类的裂解需要较为苛刻的操作条件，使得生产和装置建设成本较高，且原油日渐重质化，轻烃原料缺乏日益严重，发展以重油为原料生产低碳烯烃的技术路线成为生产低碳烯烃的不二选择。由于在催化裂化过程中，伴随着汽油和柴油的生产，同时也副产低碳烯烃，因此催化裂化成为低碳烯烃的另一个重要来源。
催化裂化工艺自上世纪30年代诞生以来，经过七十余年的发展和改进，其反应器从流化床发展到提升管，反应时间大大缩短，产品选择性也相应得到了改善，目前世界范围内催化裂化工业装置的反应器形式以提升管为主。在研究中发现，由于提升管反应器具有容易返混和剂油停留时间过长的特点，使得副反应增加，难以控制反应程度，不利于高选择性地生产低碳烯烃。
为了进一步改善催化裂化装置的性能，国内外均有下行式催化裂化的研究。在下行式反应器中，反应原料和催化剂接触后一起向下流动，形成接近于平推流的流动状态，与提升管和流化床反应器相比，最大程度减少了反应中的返混所带来的不利影响。日本石油公司开发的HSFCC技术是典型的下行式催化裂化技术，具有高苛刻度、超短接触时间、髙剂油质量比的特点。研究结果显示，下行式反应器能够抑制返混，从而增加低碳烯烃(乙烯、丙烯和丁烯)产率。
美国专利US4385985提出了一种采用下行式提升管的催化裂化反应器。采用该下行式反应器与常规提升管反应器相比，可使汽油产率略微提高，焦炭产率显著降低，同时对汽油辛烷值的影响不大。该专利并未直接关注低碳烯烃产率，但从C4组分烃类产率低于提升管反应器来看，低碳烯烃产率可能也降低。
美国专利US6656346提出了一种采用下行式反应器催化裂解重质烃类以制取轻质烯烃的方法。该过程采用含5-40wt％择形沸石及低于0.5wt％的烯烃氧化物的催化剂，使重油原料和催化剂在下行式反应区中接触，反应区出口温度为580-630℃，剂油比为15-40wt/wt，剂油接触时间为0.1-1.0s。在该方法的一个实施例中，在反应温度为600℃，剂油比为30，剂油接触时间为0.5s，转化率为85％的条件下，丙烯产率为20.7wt％，丁烯产率为17.4wt％。
从上述专利可以发现，采用下行式反应器时，能够在很大程度上避免返混，减少一些不希望的副反应，但同时由于剂油接触时间较短，导致反应不充分，目的产物的产率仍有进一步提升的空间。如能在保持下行式反应器优点的同时，适当对反应油气和催化剂的混合物流制造一定程度的扰动，增强剂油接触效果，增大反应深度，则有望促进低碳烯烃前身物的转化，提高低碳烯烃产率。
发明内容
本发明的目的是提供一种下行式反应器和催化转化方法，采用本发明下行式反应器的催化转化方法具有高低碳烯烃产率。
为了实现上述目的，本发明提供一种下行式反应器，该下行式反应器由上至下包括同轴且流体连通的剂油接触段和主反应段，所述剂油接触段由上至下设置有催化剂入口和原料油喷嘴，所述主反应段的内壁设置有至少一个与所述主反应段同轴的环形挡板。
可选的，所述环形挡板具有从所述主反应段内壁向下向内倾斜的上表面、从所述主反应段内壁向上向内倾斜的下表面以及连接所述上表面的侧面。
可选的，沿过主反应段轴线的竖直截面方向，所述上表面与所述主反应段内壁所形成的夹角α为10-55°，所述下表面与所述主反应段内壁所形成的夹角β为5-90°，所述侧面与所述主反应段内壁相平行或向下倾斜，所述侧面与所述主反应段内壁所形成的夹角γ为0-30°。
可选的，沿过主反应段轴线的竖直截面方向，所述侧面的中点与所述主反应段内壁的距离h为所述主反应段内径长度的0.01-0.4，所述侧面在所述主反应段内壁投影的长度l为所述距离h的0.01-10。所述侧面在所述主反应段内壁投影的长度l为所述环形挡板在所述主反应段内壁投影的长度L的0.05-0.95。
可选的，沿过主反应段轴线的竖直截面方向，所述侧面的中点与所述主反应段内壁的距离h为所述主反应段内径长度的0.1-0.3，所述侧面在所述主反应段内壁投影的长度l为所述距离h的0.1-3，所述侧面在所述主反应段内壁投影的长度l为所述环形挡板在所述主反应段内壁投影的长度L的优选0.1-0.4。
可选的，所述环形挡板的数量为1-5。
可选的，设置环形挡板的主反应段的长度占所述主反应段总长度的1/100-4/5。
可选的，当所述环形挡板数量大于1时，相邻环形挡板的间距占主反应段总长度的1/20-1/2；当所述环形挡板数量大于2时，相邻环形挡板的间距相等或不相等。
可选的，所述剂油接触段还设置有沿竖直方向位于所述催化剂入口和原料油喷嘴之间的催化剂分布器，所述催化剂分布器为锥尖朝上的锥形挡板，该锥形挡板与所述剂油接触段同轴且与剂油接触段之间形成供催化剂通过的环隙。
可选的，所述下行式反应器还设置有催化剂入口管线，所述催化剂入口管线从所述剂油接触段的催化剂入口伸入所述剂油接触段中且使催化剂入口管线的催化剂出口朝向所述锥形挡板的顶部锥尖。
可选的，所述催化剂分布器的底部外径与剂油接触段内径之比为1：(1.1-4)，所述催化剂分布器的底部外径与催化剂分布器的高度之比为1：(0.1-5)。
本发明还提供一种催化转化方法，该方法包括：将烃类原料油从本发明所提供的下行式反应器的原料油喷嘴喷入所述下行式反应器的剂油接触段中与来自上方催化剂入口的催化转化催化剂接触并由上至下在剂油接触段和主反应段中进行催化转化反应。
可选的，所述烃类原料为重质烃类和/或动植物油脂，所述重质烃类为选自柴油、加氢尾油、减压瓦斯油、原油、渣油、煤液化油、油砂油和页岩油中的至少一种。
可选的，所述催化转化反应的条件包括：下行式反应器底部出口的温度为500-650℃，剂油比为(9-35):1，反应时间为0.5-2.5秒。
可选的，以干基计并以所述催化转化催化剂的总重量为基准，所述催化转化催化剂包括1-60重％的沸石混合物、5-99重％的无机氧化物和0-70重％的粘土；以干基重量计且以所述沸石混合物的总重量为基准，所述沸石混合物包括1-75重％的β沸石、25-99重％的MFI结构沸石和0-60重％的高硅Y型沸石。
本发明具有如下的有益效果：
1、基于本发明下行式反应器的催化转化方法，具有较短的剂油接触时间，可将副反应控制在较低的范围内，提高目的产物选择性，改善产物分布；
2、基于本发明下行式反应器的催化转化方法同未设置内构件的下行式反应器相比，通过在下行式反应器内设置催化剂分布器和环形挡板，改善了催化剂的流动方式，促进了剂油的充分接触，在平推流反应的基础上制造轻微的返混，有效增大了转化深度，促进重油裂化，促进低碳烯烃前身物(例如汽油)的二次转化，显著增加液化气的产率以及低碳烯烃特别是丙烯的产率和选择性，并且所得的汽油产物中烯烃的含量较低，辛烷值较高，因此汽油质量较好。
3、基于本发明下行式反应器的催化转化方法对反应条件进行了优化，控制催化转化反应的时间在合理的范围内，促进低碳烯烃的生成，控制干气及焦炭产率。
4、基于本发明下行式反应器的催化转化方法对催化转化催化剂进行了优化，使其具有更多的择形沸石，适合增产低碳烯烃。
5、本发明的下行式反应器，可根据实际需要对挡板的尺寸、数目、位置进行调整，改造成本低且具有生产上的灵活性。
6、基于本发明下行式反应器的催化转化方法生产单位产量的低碳烯烃所产生的焦炭量较低，减少了烧焦再生烟气的排放量，增加了原料利用率，而且降低了环境负荷。
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是本发明提供的下行式反应器一种具体实施方式的结构示意图。
图2是本发明提供的环形挡板一种具体实施方式的结构示意图。
附图标记说明
1下行式反应器 2沉降器 3汽提器
4再生器 5提升管 11催化剂入口管线
12原料油喷嘴 13催化剂分布器 14环形挡板
21旋风分离器 41待生斜管 42再生斜管
15剂油接触段 16主反应段
141上表面 142下表面 143侧面
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。
本发明上下文中，除非有特殊的说明，术语“低碳烯烃”均指C2-C4烯烃。C4表示烃分子中碳原子数为4，依次类推。
本发明上下文中，除非有特殊的说明，间距或距离指两个部件之间最短连线的长度。
如图1所示，本发明提供一种下行式反应器，该下行式反应器1由上至下包括同轴且流体连通的剂油接触段15和主反应段16，所述剂油接触段15由上至下设置有催化剂入口和原料油喷嘴12，所述主反应段16的内壁设置有至少一个与所述主反应段16同轴的环形挡板14。
本发明提供的下行式反应器兼具提升管反应器和下行式反应器的特点，使在下行式反应器中的油气和催化剂会接触到环形挡板从而油气和催化剂以类似平推流形式下降的反应物流发生轻微的返混，并在此过程中继续反应，加强重油转化，并促使富含烯烃的汽油组分裂化生成低碳烯烃，提高低碳烯烃特别是丙烯的产率和选择性。
本发明对环形挡板的具体形状没有限制，能够使反应物流发生返混即可。例如如图2所示，所述环形挡板平行于反应器轴向的截面为基部较宽，顶部较窄的四边形，其垂直于轴向的截面为环形，可以具有从所述主反应段16内壁向下向内倾斜的上表面141、从所述主反应段16内壁向上向内倾斜的下表面142以及连接所述上表面141的侧面143。沿过主反应段16轴线的竖直截面方向，所述上表面141与所述主反应段16内壁所形成的夹角α可以为10-55°，从而防止形成催化剂死区和增加积碳，并降低环形挡板的磨损；所述下表面142与所述主反应段16内壁所形成的夹角β可以为5-90°，所述侧面143与所述主反应段16内壁相平行或向下倾斜，从而有助于降低环形挡板的磨损，所述侧面143与所述主反应段16内壁所形成的夹角γ可以为0-30°。沿过主反应段16轴线的竖直截面方向，所述侧面143的中点与所述主反应段16内壁的距离h可以为所述主反应段16内径长度的0.01-0.4，优选为0.1-0.3；所述侧面143在所述主反应段16内壁投影的长度l可以为所述距离h的0.01-10，优选为0.1-3；所述侧面143在所述主反应段16内壁投影的长度l可以为所述环形挡板14在所述主反应段16内壁投影的长度L的0.05-0.95，优选为0.1-0.4。所述环形挡板的数量可以为1-5，优选为2-4。设置环形挡板的主反应段的长度(若环形挡板为1个，则该长度为长度L；若环形挡板为多个，则该长度为最上方环形挡板最顶部与最下方环形挡板最底部的距离)可以占所述主反应段16总长度的1/100-4/5；当所述环形挡板数量大于1时，相邻环形挡板的间距可以占主反应段16总长度的1/20-1/2；当所述环形挡板数量大于2时，相邻环形挡板的间距可以相等或不相等。
根据本发明，为了提高催化剂和原料油的混合以及分布，如图1所示，所述剂油接触段15还可以设置有沿竖直方向位于所述催化剂入口和原料油喷嘴12之间的催化剂分布器13，该催化剂分布器可以为各种形状，可以为空心或者实心，能够达到上述目的即可。
一种实施方式，所述催化剂分布器13的顶面为圆锥面，使催化剂形成均匀分散的环形垂幕，例如可以为锥尖朝上的锥形挡板，该锥形挡板可以与所述剂油接触段15同轴且与剂油接触段15之间形成供催化剂通过的环隙。所述催化剂分布器13的底部外径与剂油接触段15内径之比可以为1：(1.1-4)，所述催化剂分布器13的底部外径与催化剂分布器13的高度之比可以为1：(0.1-5)。
一种实施方式，如图1所示，所述下行式反应器1还设置有催化剂入口管线11，所述催化剂入口管线11从所述剂油接触段15的催化剂入口伸入所述剂油接触段15中且使催化剂入口管线11的催化剂出口朝向所述锥形挡板的顶部锥尖。优选地，该催化剂入口管线11可以包括连通的水平管线和竖直管线，水平管线与提升管5的催化剂出口相连并伸入剂油接触段15的催化剂入口中，竖直管线设置于剂油接触段中且与剂油接触段和锥形挡板同轴，从竖直管线喷出下落的催化剂能够通过锥形挡板均匀分散成环形垂幕，提高剂油接触效果。
为了方便催化剂再生和油剂分离，如图1所示，下行式反应器的下方可以设置常规的沉降器2和汽提器3以及并列或上下设置的再生器4，从下行式反应器底部出口离开下行式反应器的油剂可以进入沉降器2中进行沉降分离，所得油气经过旋风分离器21进行分离出携带的催化剂后从沉降器2的顶部送出，所分离催化剂从沉降器2下方的汽提器3经汽提后送入再生器4再生，再生器4再生所得再生催化剂可以经提升管5提升至上下行式反应器上部的催化剂入口进入下行式反应器中。
根据本发明，剂油接触段15与主反应段16的内径可以相同或不相同，优选主反应段16的内径大于剂油接触段15的内径。
如图1-2所示，本发明还提供一种催化转化方法，该方法包括：将烃类原料油从本发明所提供的下行式反应器1的原料油喷嘴12喷入所述下行式反应器1的剂油接触段15中与来自上方催化剂入口的催化转化催化剂接触并由上至下在剂油接触段15和主反应段16中进行催化转化反应。
本发明对下行式的反应器进行改进，提出了一种用于分散催化剂流的分布器和一种用于促进返混裂化反应的内构件，使之兼具下行式和提升管反应器的优点。催化剂分布器可改进剂油接触效果，从而降低因具有接触不均匀而产生的副反应，降低干气和焦炭的产率。环形挡板的设置使反应物流产生了一定的返混，能够加深转化深度，促进重组分裂化，同时促进低碳烯烃前身物(例如汽油)的二次转化，显著增加液化气的产率以及低碳烯烃特别是丙烯的产率和选择性。本发明在实际应用时具有高灵活性，可根据需要的转化深度对挡板的尺寸、数目、位置进行调整。
根据本发明，所述烃类原料是本领域技术人员所熟知的，例如可以为重质烃类和/或动植物油脂，所述重质烃类为选自柴油、加氢尾油、减压瓦斯油、原油、渣油、煤液化油、油砂油和页岩油中的至少一种。
根据本发明，催化转化是本领域技术人员所熟知的，所述催化转化条件可以包括：下行式反应器底部出口的温度为500-650℃，剂油比(引入下行式反应器的催化转化催化剂与烃类原料的重量比)为(9-35):1，优选为(15-40):1，反应时间(即油气停留时间)为0.5-2.5秒，优选为0.8-1.5秒，下行式反应器底部出口的压力为0.15-0.30兆帕，优选为0.18-0.28兆帕，所述下行式反应器中还可以注入稀释剂，以降低烃类原料的分压，所述稀释剂可以为选自水蒸气、C1-C4低碳烷烃和氮气中的至少一种，优选为水蒸气，稀释剂与烃类原料的重量比可以为(0.01-2):1，优选(0.05-0.50):1。
根据本发明，催化转化催化剂是本领域技术人员所熟知的，本发明可以采用常规或商购的催化剂，本发明优选的是：以干基重量计且以所述催化转化催化剂的总重量为基准，所述催化转化催化剂包括1-60重％的沸石混合物、5-99重％的无机氧化物和0-70重％的粘土；以干基重量计且以所述沸石混合物的总重量为基准，所述沸石混合物包括1-75重％的β沸石、25-99重％的MFI结构沸石和0-60重％的高硅Y型沸石。所述β沸石可以为磷和过渡金属改性沸石，所述过渡金属可以为选自铁、钴、镍和铜中的至少一种。MFI结构沸石可以是选自ZSM-5和ZRP系列沸石中的一种或几种，优选为含稀土的ZRP沸石(具体参见中国专利CN1052290A、CN1058382A和美国专利US5232675)、含磷的ZRP沸石(具体参见中国专利CN1194181A和美国专利US5951963)、含磷和稀土的ZRP沸石(具体参见中国专利CN1147420A)、含磷和碱土金属的ZRP沸石(具体参见中国专利CN1211469A、CN1211470A和美国专利US6080698)以及含磷和过渡金属的ZRP沸石(具体参见中国专利CN1465527A、CN1611299A)中的一种或几种。所述MFI结构沸石可以采用市售品，也可以采用本领域公知的各种方法进行制备，在此不赘述。所述高硅Y型沸石可以是经过各种化学和/或物理方法，如水热法、酸处理法、抽铝补硅法、四氯化硅法等处理后得到的硅铝比比较高、稀土含量(以RE2O3)0-3重％的稳定化的高硅Y型沸石。所述无机氧化物可以选自SiO2和/或Al2O3，粘土可以选自高岭土和/或多水高岭土。
根据本发明，催化转化催化剂可以通过提升管提升到下行式反应器的顶部，本发明的方法还可以包括：将再生器烧焦再生所得再生催化剂通过提升管提升至所述下行式反应器的顶部作为所述催化转化催化剂进行催化转化反应，反应后汽提所得油气送入沉降器中；其中，所述提升管与所述下行式反应器可以为平行设置，且顶部连通。
根据本发明，提升管所采用的提升介质是本领域技术人员所熟知的，例如可以为选自水蒸气、低碳烷烃和氮气中的至少一种，所述提升介质与烃类原料的重量比可以为(0.005-0.25):1，优选为(0.05-0.10):1。
下面提供本发明的一种具体实施方式，但是并不因此而限制本发明。
如图1所示，来自再生器4且通过再生斜管42和提升管5输送至下行式反应器1上端的热再生催化剂自催化剂入口管线11注入下行式反应器的剂油接触段15，下落过程中接触到催化剂分布器13，并沿分布器的锥面向下滑，形成均匀分散的环形垂幕；烃类原料预热至180-400℃后，与水蒸气一起通过原料油喷嘴12进入下行式反应器1，与来自催化剂入口管线11经催化剂分布器13下落的热的再生催化剂接触并引发催化转化反应生成大量富含烯烃的汽油组分；反应物流继续向下流动至主反应段16，接触到设置于反应器管壁内部的环形挡板14，使以类似平推流形式下降的反应物流发生轻微的返混，并在此过程中继续反应，加强重油转化，并促使富含烯烃的汽油组分裂化生成低碳烯烃；反应油气与催化剂一同进入沉降器2，沉降器2中的旋风分离器21将待生催化剂与油气分离，分离出的待生催化剂进入汽提器3；油气与来自汽提器的汽提油气混合，进入后续分馏装置(未示出)，进一步分离得到气体(包括干气、液化气)、轻汽油、富含轻芳烃重汽油、柴油和重油。气体产物通过本领域技术人员熟知的分离技术，得到丙烯等低碳烯烃。待生催化剂在汽提器3中汽提出吸附的烃类产物，通过待生斜管41送至再生器4进行再生，所得高温再生催化剂返回提升管的底部重复使用。
下面的实施例将对本方法予以进一步的说明，但并不因此限制本方法。
实施例和对比例所使用的催化剂中，以催化剂总重量为基准，所用催化剂含40重％ZRP-1沸石、10重％β沸石、10重％DASY沸石、25重量％高岭土和15重量％氧化铝粘结剂；其中β沸石、ZRP-1沸石、DASY沸石均为中石化催化剂齐鲁分公司产品，ZRP-1沸石的硅铝比为40，含有以元素计1.1重量％P、1.1重量％稀土；β沸石硅铝比为30，含以元素计1重量％的铁、1.5重量％的磷。
催化剂制备方法包括：将高岭土、拟薄水铝石以及去离子水混合打浆，制得固含量为30重量％的浆液，然后加盐酸(浓度为25重量％)调节浆液的pH值为3，升温至50℃，搅拌下老化30分钟，然后加入分子筛浆液(浆液中分子筛的含量为30重量％)，搅拌15分钟，喷雾干燥得到催化剂。催化剂于800℃、100％水蒸汽气氛下老化10小时，装置中催化剂的装量(系统催化剂藏量)为60千克。
实施例和对比例的产品检测方法为：反应产物被N2带入-10℃的液收瓶中进行气液分离，气体产物收集完成由Agilent 7890GC(FID+TCD检测器)在线分析组成；液体产物收集后离线称重，分别进行模拟蒸馏和汽油单体烃分析(采用RIPP81-90试验方法进行测试)，汽油和柴油的馏分切割点分别为221℃和343℃；通过在线红外分析仪对生焦催化剂在线烧焦后产生的烟气中的二氧化碳浓度进行测定并积分得到焦炭值，所有产物质量加和计算物料平衡。
本发明实施例和对比例所采用的烃类原料的性质如表1所示。
实施例1
本发明的实施例是在中型试验装置上进行，其流程如图1所示，在下行式反应器中设有1个催化剂分布器和3个环形挡板，主反应段等径。环形挡板结构如图2所示，α为50°，β为60°，γ为15°，距离h为主反应段内径长度的0.15，长度l与距离h的比例为1，长度l为长度L的0.4，设置环形挡板的主反应段的长度占所述主反应段16总长度的1/2，相邻环形挡板的间距相等。催化剂分布器为锥形挡板，锥形挡板的底部外径与剂油接触段内径之比1:1.67，锥形挡板的底部外径与其高度之比为1:3，催化剂入口管线11的出口朝向锥形挡板的顶部锥尖。
具体反应流程如前具体实施方式所述，具体反应条件以及反应结果见表2。
实施例2
实施例2与实施例1的反应流程相同，且挡板形状参数与实施例1中相同，不同之处在于所述环形挡板13的个数为5，设置环形挡板的主反应段的长度占所述主反应段16总长度的3/4，环形挡板由上至下等间距排布，具体反应条件以及反应结果见表2。
实施例3
实施例3与实施例1的反应流程相同，且挡板形状参数与实施例1中相同，不同之处在于所述环形挡板13的个数为1，设置环形挡板的主反应段的长度占所述主反应段16总长度的0.02，设置环形挡板的位置为主反应段的上1/3处，具体反应条件以及反应结果见表2。
实施例4
实施例4与实施例1的反应流程相同，不同之处在于没有设置催化剂分布器，具体反应条件以及反应结果见表2。
对比例1
本对比例采用实施例1中的下行式反应器1，不设置催化剂分布器与环形挡板，具体反应条件和反应结果见表2。
从表2可以看出，采用本发明下行式反应器进行催化转化的方法，能够提高低碳烯烃产率，且提高低碳烯烃产率与焦炭产率的比例。
表1本发明实施例和对比例所使用烃类原料的性质
表2本发明实施例和对比例的具体反应条件和反应结果
项目 实施例1 实施例2 实施例3 实施例4 对比例1
原料油量，千克/小时 6.0 6.0 6.0 6.0 6.0
下行式反应器底部出口温度，℃ 590 590 590 590 590
剂油比，重量/重量 20 20 20 20 20
停留时间，秒 0.9 1.1 0.6 0.9 0.5
注水量(占原料)，重量％ 25 25 25 25 25
催化剂分布器 有 有 有 无 无
环形挡板个数 3 5 1 3 0
产物分布，重量％
干气 5.2 5.9 4.9 5.5 2.6
液化气 46.1 45.7 43.6 36.5 23.6
裂解汽油 29.2 28.8 30.5 33.1 41.2
裂解轻油 13.8 13.5 14.8 14.8 18.9
重油 2.5 2.3 3.2 3.6 7.6
焦炭 3.2 3.8 3 6.5 6.1
总计 100 100 100 100 100
主要产物产率
乙烯产率，重量％ 2.8 3.3 2.5 3.1 1.5
丙烯产率，重量％ 23.6 22.9 21.1 17.9 10.5
C4烯烃产率，重量％ 15.8 15.1 15.9 13.3 7.3
低碳烯烃产率，重量％ 42.2 41.3 39.5 34.3 19.3
低碳烯烃产率/焦炭产率 13.2 10.9 13.2 5.3 3.2

Claims (15)

1.一种下行式反应器，该下行式反应器(1)由上至下包括同轴且流体连通的剂油接触段(15)和主反应段(16)，所述剂油接触段(15)由上至下设置有催化剂入口和原料油喷嘴(12)，所述主反应段(16)的内壁设置有至少一个与所述主反应段(16)同轴的环形挡板(14)。
2.根据权利要求1所述的下行式反应器，其中，所述环形挡板(14)具有从所述主反应段(16)内壁向下向内倾斜的上表面(141)、从所述主反应段(16)内壁向上向内倾斜的下表面(142)以及连接所述上表面(141)的侧面(143)。
3.根据权利要求2所述的下行式反应器，其中，沿过主反应段(16)轴线的竖直截面方向，所述上表面(141)与所述主反应段(16)内壁所形成的夹角α为10-55°，所述下表面(142)与所述主反应段(16)内壁所形成的夹角β为5-90°，所述侧面(143)与所述主反应段(16)内壁相平行或向下倾斜，所述侧面(143)与所述主反应段(16)内壁所形成的夹角γ为0-30°。
4.根据权利要求2所述的下行式反应器，其中，沿过主反应段(16)轴线的竖直截面方向，所述侧面(143)的中点与所述主反应段(16)内壁的距离h为所述主反应段(16)内径长度的0.01-0.4，所述侧面(143)在所述主反应段(16)内壁投影的长度l为所述距离h的0.01-10，所述侧面(143)在所述主反应段(16)内壁投影的长度l为所述环形挡板(14)在所述主反应段(16)内壁投影的长度L的0.05-0.95。
5.根据权利要求4所述的下行式反应器，其中，沿过主反应段(16)轴线的竖直截面方向，所述侧面(143)的中点与所述主反应段(16)内壁的距离h为所述主反应段(16)内径长度的0.1-0.3，所述侧面(143)在所述主反应段(16)内壁投影的长度l为所述距离h的0.1-3，所述侧面(143)在所述主反应段(16)内壁投影的长度l为所述环形挡板(14)在所述主反应段(16)内壁投影的长度L的0.1-0.4。
6.根据权利要求1所述的下行式反应器，其中，所述环形挡板的数量为1-5。
7.根据权利要求1所述的下行式反应器，其中，设置环形挡板的主反应段的长度占所述主反应段(16)总长度的1/100-4/5。
8.根据权利要求1所述的下行式反应器，其中，当所述环形挡板数量大于1时，相邻环形挡板的间距占主反应段(16)总长度的1/20-1/2；当所述环形挡板数量大于2时，相邻环形挡板的间距相等或不相等。
9.根据权利要求1所述的下行式反应器，其中，所述剂油接触段(15)还设置有沿竖直方向位于所述催化剂入口和原料油喷嘴(12)之间的催化剂分布器(13)，所述催化剂分布器(13)为锥尖朝上的锥形挡板，该锥形挡板与所述剂油接触段(15)同轴且与剂油接触段(15)之间形成供催化剂通过的环隙。
10.根据权利要求9所述的下行式反应器，其中，所述下行式反应器(1)还设置有催化剂入口管线(11)，所述催化剂入口管线(11)从所述剂油接触段(15)的催化剂入口伸入所述剂油接触段(15)中且使催化剂入口管线(11)的催化剂出口朝向所述锥形挡板的顶部锥尖。
11.根据权利要求9所述的下行式反应器，其中，所述催化剂分布器(13)的底部外径与剂油接触段(15)内径之比为1：(1.1-4)，所述催化剂分布器(13)的底部外径与催化剂分布器(13)的高度之比为1：(0.1-5)。
12.一种催化转化方法，该方法包括：将烃类原料油从权利要求1-11中任意一项所述的下行式反应器(1)的原料油喷嘴(12)喷入所述下行式反应器(1)的剂油接触段(15)中与来自上方催化剂入口的催化转化催化剂接触并由上至下在剂油接触段(15)和主反应段(16)中进行催化转化反应。
13.根据权利要求12所述的催化转化方法，其中，所述烃类原料为重质烃类和/或动植物油脂，所述重质烃类为选自柴油、加氢尾油、减压瓦斯油、原油、渣油、煤液化油、油砂油和页岩油中的至少一种。
14.根据权利要求12所述的催化转化方法，其中，所述催化转化反应的条件包括：下行式反应器(1)底部出口的温度为500-650℃，剂油比为(9-35):1，反应时间为0.5-2.5秒。
15.根据权利要求12所述的催化转化方法，其中，以干基计并以所述催化转化催化剂的总重量为基准，所述催化转化催化剂包括1-60重％的沸石混合物、5-99重％的无机氧化物和0-70重％的粘土；以干基重量计且以所述沸石混合物的总重量为基准，所述沸石混合物包括1-75重％的β沸石、25-99重％的MFI结构沸石和0-60重％的高硅Y型沸石。
CN201710959977.XA 2017-10-16 2017-10-16 一种下行式反应器和催化转化方法 Active CN109666503B (zh)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201710959977.XA CN109666503B (zh) 2017-10-16 2017-10-16 一种下行式反应器和催化转化方法

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201710959977.XA CN109666503B (zh) 2017-10-16 2017-10-16 一种下行式反应器和催化转化方法

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN109666503A true CN109666503A (zh) 2019-04-23
CN109666503B CN109666503B (zh) 2021-04-06

Family

ID=66139191

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201710959977.XA Active CN109666503B (zh) 2017-10-16 2017-10-16 一种下行式反应器和催化转化方法

Country Status (1)

Country Link
CN (1) CN109666503B (zh)

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2022016099A1 (en) 2020-07-16 2022-01-20 Technip Process Technology, Inc. Apparatus for improving feed catalyst contacting in downflow reactors

Citations (10)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1390916A (zh) * 2002-07-17 2003-01-15 清华大学 利用下行床反应器进行烃类催化热裂解的方法
CN1421509A (zh) * 2001-11-29 2003-06-04 中国石油化工股份有限公司 一种新型的催化裂化反应－再生系统
CN1552800A (zh) * 2003-05-30 2004-12-08 中国石油化工股份有限公司 一种下行式催化裂化反应器
CN1926219A (zh) * 2004-02-10 2007-03-07 巴西石油公司 下流式流化催化裂化装置与方法
CN101210191A (zh) * 2006-12-27 2008-07-02 中国石油化工股份有限公司 一种下行式反应器与提升管反应器串联的催化裂化方法
CN202016988U (zh) * 2011-02-14 2011-10-26 中国石油化工股份有限公司 一种催化裂化试验装置
WO2012004809A1 (en) * 2010-07-08 2012-01-12 Indian Oil Corporation Ltd. Two stage fluid catalytic cracking process and apparatus
CN102989378A (zh) * 2012-12-22 2013-03-27 天津知顺科技有限公司 一种波浪形提升管反应器
CN103540346A (zh) * 2012-07-09 2014-01-29 中国石油化工集团公司 一种下行式催化裂化装置
CN106479539A (zh) * 2016-12-02 2017-03-08 北京神雾环境能源科技集团股份有限公司 一种快速热解生物质的系统及方法

Patent Citations (10)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1421509A (zh) * 2001-11-29 2003-06-04 中国石油化工股份有限公司 一种新型的催化裂化反应－再生系统
CN1390916A (zh) * 2002-07-17 2003-01-15 清华大学 利用下行床反应器进行烃类催化热裂解的方法
CN1552800A (zh) * 2003-05-30 2004-12-08 中国石油化工股份有限公司 一种下行式催化裂化反应器
CN1926219A (zh) * 2004-02-10 2007-03-07 巴西石油公司 下流式流化催化裂化装置与方法
CN101210191A (zh) * 2006-12-27 2008-07-02 中国石油化工股份有限公司 一种下行式反应器与提升管反应器串联的催化裂化方法
WO2012004809A1 (en) * 2010-07-08 2012-01-12 Indian Oil Corporation Ltd. Two stage fluid catalytic cracking process and apparatus
CN202016988U (zh) * 2011-02-14 2011-10-26 中国石油化工股份有限公司 一种催化裂化试验装置
CN103540346A (zh) * 2012-07-09 2014-01-29 中国石油化工集团公司 一种下行式催化裂化装置
CN102989378A (zh) * 2012-12-22 2013-03-27 天津知顺科技有限公司 一种波浪形提升管反应器
CN106479539A (zh) * 2016-12-02 2017-03-08 北京神雾环境能源科技集团股份有限公司 一种快速热解生物质的系统及方法

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2022016099A1 (en) 2020-07-16 2022-01-20 Technip Process Technology, Inc. Apparatus for improving feed catalyst contacting in downflow reactors
US11235301B1 (en) 2020-07-16 2022-02-01 Technip Process Technology, Inc. Systems and methods for improving feed catalyst contacting in downflow reactors

Also Published As

Publication number Publication date
CN109666503B (zh) 2021-04-06

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN107663462B (zh) 一种催化转化的方法和系统
CN100537721C (zh) 一种增产丙烯的催化转化方法
CN103131463B (zh) 一种多产丙烯的烃类催化转化方法
CN103664444B (zh) 一种使用废催化裂解催化剂生产乙烯和丙烯的方法
CN103131464A (zh) 一种生产低碳烯烃和轻芳烃的烃类催化转化方法
CN102952577B (zh) 一种提高丙烯产率的催化转化方法
CN109704904A (zh) 一种多产低碳烯烃和轻芳烃的方法
CN103059926B (zh) 一种轻质烃油催化转化生产低碳烯烃的方法
CN101045667B (zh) 一种多产低碳烯烃的组合式催化转化方法
CN101747129B (zh) 一种催化转化生产低碳烯烃的方法
CN205821248U (zh) 一种催化转化反应器
CN100537713C (zh) 一种多产丙烯的催化转化方法
CN104557395B (zh) 一种生产丙烯的催化转化方法
CN102746873A (zh) 轻烃催化裂解制乙烯、丙烯的方法
CN109666503A (zh) 一种下行式反应器和催化转化方法
CN109679686A (zh) 一种多产乙烯和轻芳烃的烃类催化裂化方法
CN102233253B (zh) 一种加工重油的提升管催化装置和应用
CN101456782A (zh) 一种提高催化转化过程丙烯产量的方法
CN109678634A (zh) 一种多产乙烯和丙烯的催化裂化方法
CN102031147B (zh) 多产柴油和丙烯的催化转化方法
CN103509594B (zh) 一种轻质烃油催化转化方法
CN103059925B (zh) 轻质石油烃催化转化生产低碳烯烃的方法
CN103509595A (zh) 一种轻质烃油催化转化方法
CN103509593B (zh) 一种轻质烃油催化转化方法
CN102952578B (zh) 一种提高低碳烯烃产率的催化裂化方法

Legal Events

Date Code Title Description
PB01 Publication
PB01 Publication
SE01 Entry into force of request for substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
GR01 Patent grant
GR01 Patent grant