CN110614072A - 一种催化裂化反应器及催化裂化方法 - Google Patents

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Abstract

本发明属于石油炼制和煤制油领域，公开了一种催化裂化反应器及催化裂化方法。该催化裂化反应器包括：原料入口、分布器、反应床层、汽提段和反应沉降段；所述原料入口设置于所述反应器底部或下部；所述分布器设置于所述反应器下部，与所述原料入口连通；所述反应床层设置于所述反应器下部，位于所述分布器上方，所述反应床层中的密相床层所处区域的反应器器壁呈筒形或倒圆台形，所述汽提段设置于反应器中部，所述反应床层出口设置有快速分离器；所述反应沉降段设置于反应器上部；所述反应器还任选所述密相床层所处区域的反应器器壁设有循环管。本发明的催化裂化反应器及其催化裂化方法可以有效地改善反应行为，优化产品分布，改善产品质量。

Description

一种催化裂化反应器及催化裂化方法
技术领域
本发明属于石油炼制和煤制油领域，更具体地，涉及一种催化裂化反应器及催化裂化方法。
背景技术
催化裂化(FCC)装置是在特殊的分子筛催化剂作用下，用流化床模式的反应器，在适宜的温度、压力条件下，将重质原料大分子裂化成汽油、柴油馏分，副产富含丙烯的液化气的工艺过程。以往的催化裂化装置反应器大都采用提升管模式，提升管内气体流速高(5～20m/s)，催化剂密度小，提升管内气固流态化处于稀相气力输送流态化域。此种流化形式，气体返混少、油气停留时间短，可以充分发挥分子筛催化剂高活性的特点，反应目的产物选择性好。但随着原料重质化、劣质化的趋势，提升管工艺表现出裂化深度不易控制、产品分布恶化、产品性质(尤其是汽油烯烃含量高)不理想的缺点。例如，随着反应深度的加深，提升管油气表观停留时间从2.8增加到3.2秒，则明显体现出干气、焦炭等低价值副产物产率高、引起轻质油收率降低的缺点，而反应时间缩短，又会出现转化不够、液焦增多，反应沉降器结焦加剧的后果。从提升管流态化情况看，在反应进程末端，提升管内的密度很小，仅有20kg/m3左右，油气分子与催化剂颗粒之间的平均距离较大，油气中反应物分子从向催化剂颗粒表面扩散、接触、传质反应，到反应产物分子从催化剂颗粒表面脱附，其传质阻力大大增加，在高温条件下，反应油气更多地发生热裂化反应，而不是理想的催化反应，因此导致产品分布恶化的结果。
在催化裂化反应过程中，影响反应行为和反应效果的主要因素除了原料性质与催化剂以外，还包括反应条件和流化状态。现有的催化裂化工艺更多的是将注意力集中在温度(包括温度梯度)、压力(油气分压)、剂油比等因素上，而对提升管反应器内的流化状态关注甚少，大多只是强调高线速、少返混、平推流、短接触，而对稀相气力输送这一流态化域内催化剂颗粒与油气分子接触、分离的微观状态研究甚少。因此，在这一粗放的工艺与工程概念下，提升管反应器的设计难以做到最优化。
发明内容
针对上述现有技术存在的不足，本发明将反应动力学与气固流态化相结合，进一步优化反应行为，提供一种催化裂化反应器及催化裂化方法，采用该催化裂化反应器及催化裂化方法可以有效地改善反应行为，优化产品分布，改善产品质量。
本发明第一方面提供一种催化裂化反应器，所述催化裂化反应器包括：原料入口、分布器、反应床层、汽提段和反应沉降段；
所述原料入口设置于所述反应器底部或下部；所述分布器设置于所述反应器下部，与所述原料入口连通；所述反应床层设置于所述反应器下部，位于所述分布器上方，所述反应床层中的密相床层所处区域的反应器器壁呈筒形或倒圆台形，其中，倒圆台的上底面与下底面的直径比为2:1-1.01:1；所述汽提段设置于反应器中部，所述反应床层出口设置有快速分离器；所述反应沉降段设置于反应器上部。
根据本发明，优选地，所述密相床层的设置方式使得随着反应分子的膨胀，所述催化裂化反应器床层线速度维持在湍流床到快速床的流态化域内，并沿高度趋于一致。本发明的催化裂化反应器可以使反应器内气体表观气速沿床层高度趋于一致，避免反应过程分子膨胀使线速不断增高，导致催化剂密度沿床高迅速降低，使催化反应弱化、热裂化反应加剧的缺点。从而最大限度地保持原料和产物分子与催化剂的接触，促进催化反应的进行、抑制热裂化反应的进行，达到优化产物分布、改进产品性质的目的。
具体优选地，维持在湍流床到快速床的流态化域内的所述催化裂化反应器密相床层线速为0.6-3m/s。远低于常规的催化裂化提升管反应器线速，使反应器内的催化剂流化处于湍流床至快速床的流态化域内。
根据本发明，所述催化裂化反应器可以是一次通过式，也可以是带循环管路的循环通过式。为循环通过式时，密相床层所处区域的反应器器壁设有循环管。
根据本发明，优选地，所述原料入口设置有原料进料喷嘴，方向为径向或轴向。所述原料进料喷嘴位于密相床下部，可以沿径向进入床层，也可以先进入催化剂与原料的混合段，再向上进入反应密相床层。
根据本发明，优选地，所述催化裂化反应器还包括催化剂出料管线和再生催化剂进料管线，所述催化剂出料管线与汽提段连接，所述再生催化剂进料管线与所述密相床层连接，或者与所述密相床层底部的油剂混合段连接，所述再生催化剂管线的另一端与再生器连接。
根据本发明，优选地，所述催化裂化反应器进料方式为液相进料和/或气相进料，优选为液相进料。
本发明第二方面提供一种催化裂化方法，所述催化裂化方法在所述催化裂化反应器中进行，所述催化裂化方法包括：原料自所述反应器底部或下部喷入，与催化剂接触，进行反应，反应产物经汽提段汽提烃类后进入反应沉降段进行气固分离，得到的气体去往后续单元，得到的固体催化剂送往再生器。
根据本发明，优选地，再生器得到的再生催化剂返回所述反应器，所述再生催化剂直接进入密相床层或在密相床层底部的油剂混合段与所述原料混合后再进入密相床层。
根据本发明，优选地，所述密相床层内催化剂密度为80-400kg/m3。远高于催化裂化常规提升管反应器内催化剂平均密度，大大强化了催化剂与反应物和反应产物分子的接触紧密程度，促进催化反应。
根据本发明，优选地，反应温度为480-650℃，反应压力为0.08-0.30MPaG，剂油比为3-20，原料雾化蒸汽注入量为1-10％。
根据本发明一种具体实施方式，原料自原料入口喷入反应器，与从再生催化剂管来的高温再生催化剂接触发生催化反应，生成所需的目的产物汽油、柴油馏分和高附加值液化气产品。自原料喷入到反应基本完成，反应行为都在反应器床层内完成，反应产物在反应器床层顶部快速导出，气固快速分离后，反应产品气体经旋风分离器分离催化剂后，得到的气体去往后续分馏单元，得到的固体催化剂通过待生催化剂管送往再生器。再生后的催化剂通过再生催化剂管返回反应器中，再次参与催化反应。
与现有技术相比，本发明具备如下优点：本发明中原料通过喷嘴喷入反应器内，使原料与油剂均匀接触，在反应器内分布均匀，同时由于本发明中反应器的结构设定能使反应气体处于较低线速，气固流态化处于密相湍流床或快速床，反应段催化剂密度较高，催化剂颗粒与油气分子间距较小，使传质、反应快速发生，最大限度地发挥了催化剂的催化反应功能，强化催化裂化反应，抑制热裂化反应行为；最终实现改善产品分布，降低干气产率0.2-0.5个百分点，增加异构烷烃含量，降低汽油烯烃含量15～20个体积百分点的目的，从而提高催化裂化装置的经济效益。
本发明的其它特征和优点将在随后具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
通过结合附图对本发明示例性实施方式进行更详细的描述，本发明的上述以及其它目的、特征和优势将变得更加明显，其中，在本发明示例性实施方式中，相同的参考标号通常代表相同部件。
图1示出了本发明的实施例1的催化裂化反应器的示意图。
图2示出了本发明的实施例2的催化裂化反应器的示意图。
图3示出了本发明的实施例3的催化裂化反应器的示意图。
图4示出了本发明的实施例4的催化裂化反应器的示意图。
图5示出了本发明的实施例5的催化裂化反应器的示意图。
附图标记说明：
1、原料入口，2、催化剂进料口，3、分布器，4、反应床层，5、汽提段，6、快速分离器，7、反应沉降段，8、再生器，9、待生催化剂管，10、再生催化剂管，11、循环管。
具体实施方式
下面将更详细地描述本发明的优选实施方式。虽然以下描述了本发明的优选实施方式，然而应该理解，可以以各种形式实现本发明而不应被这里阐述的实施方式所限制。
实施例1
采用如图1所示的催化裂化反应器，包括：原料入口1、分布器3、反应床层4、汽提段5和反应沉降段7；原料入口1设置有径向喷嘴并设置于反应器底部，分布器3设置于反应器下部，与原料入口1连通；反应床层4设置于反应器下部，位于分布器3上方，反应床层4中的密相床层所处区域的反应器器壁呈筒形，汽提段5设置于反应器中部，反应床层出口设置有快速分离器6；反应沉降段7设置于反应器上部，催化裂化反应器还包括再生催化剂管线，再生催化剂管10与密相床层底部的油剂混合段连接。
其中，反应器流态化形式处于湍流床到快速床之间，反应器内的反应床层4密度通过待生催化剂管9和再生催化剂管10管线上的阀门以及反应床层线速度控制。
原料自所述反应器底部喷入，与催化剂接触，进行反应，反应产物经汽提段汽提烃类后进入反应沉降段进行气固分离，得到的气体去往后续单元，得到的固体催化剂送往再生器。再生器得到的再生催化剂返回反应器，再生催化剂直接进入密相床层底部的油剂混合段。
反应条件：
相较于常规提升管反应，本实施例可以降低干气0.2个百分点左右，提高液化气和丙烯产率1个百分点以上，降低汽油烯烃含量10个体积百分点左右，达到改善产品分布，改善产品质量的效果。
实施例2
采用如图2所示的催化裂化反应器，与实施例1的区别仅为：实施例1中未设置循环管11，本实施例中密相床层所处区域的反应器器壁设有循环管11。反应器的床层密度可以通过循环管11上的阀门进行调节，以适应不同的反应深度要求，提高工艺技术的适应性。
反应步骤和条件与实施例1相同。
本实施例较实施例1具有调节手段灵活的特点。反应器的床层密度可以通过反应器上部的汽提段返回至下部反应床层的反应循环催化剂流量来加以调节，可以适应不同的反应深度要求，提高工艺技术的适应性。
相较于常规提升管反应，本实施例可以降低干气0.2-0.5个百分点，提高液化气和丙烯产率1-5个百分点以上，降低汽油烯烃含量10-20个体积百分点，达到改善产品分布，改善产品质量的效果。
实施例3
采用如图3所示的催化裂化反应器，与实施例1仅存在不同为：实施例1中密相床层所处区域的反应器器壁为筒形，本实施例中密相床层所处区域的反应器器壁为倒圆台形，其中，倒圆台的上底面与下底面的直径比为2:1。
反应步骤和条件与实施例1相同。
本实施例采用变径反应床层，以适应催化裂化反应分子膨胀的过程特点，反应器内表观线速均一化，反应床层密度较为均匀，催化反应得到最大的强化。
相较于常规提升管反应，本实施例可以降低干气0.2-0.5个百分点，提高液化气和丙烯产率1-5个百分点以上，降低汽油烯烃含量10-20个体积百分点，达到改善产品分布，改善产品质量的效果。
实施例4
采用如图4所示的催化裂化反应器，包括：原料入口1、分布器3、反应床层4、汽提段5和反应沉降段7；原料入口1设置于反应器底部，并设置有多个轴向喷嘴，分布器3设置于反应器下部，与原料入口1连通；反应床层4设置于反应器下部，位于分布器3上方，反应床层4中的密相床层所处区域的反应器器壁呈筒形，汽提段5设置于反应器中部，反应床层出口设置有快速分离器6；反应沉降段7设置于反应器上部，催化裂化反应器还包括再生催化剂管线，再生催化剂管10与密相床层连接，密相床层所处区域的反应器器壁还设有循环管11。
其中，多个喷嘴的设置可实现在较大的反应器直径条件下，底部多点进料，各自进入反应器内部分布器，强化进料的均匀性，促进油品与催化剂的良好接触，提高反应效率。
反应步骤和条件与实施例1相同。
相较于常规提升管反应而言，本实施例可以降低干气0.2个百分点左右，提高液化气和丙烯产率1个百分点以上，降低汽油烯烃含量10个体积百分点左右，达到改善产品分布，改善产品质量的效果。
实施例5
采用如图5所示的催化裂化反应器，与实施例4仅存在不同为：实施例4中进料喷嘴设置为轴向，本实施例中进料喷嘴设置为径向，原料直接进入反应床层4。
反应步骤和条件与实施例1相同。
本实施例中径向设置的喷嘴可减少分布器内结焦的可能性，且相较于常规提升管反应而言，可以降低干气0.2-0.5个百分点，提高液化气和丙烯产率1-5个百分点，降低汽油烯烃含量10-20个体积百分点，达到改善产品分布、改善产品质量的效果。
以上已经描述了本发明的各实施例，上述说明是示例性的，并非穷尽性的，并且也不限于所披露的各实施例。在不偏离所说明的各实施例的范围和精神的情况下，对于本技术领域的普通技术人员来说许多修改和变更都是显而易见的。

Claims (10)

1.一种催化裂化反应器，其特征在于，所述催化裂化反应器包括：原料入口、分布器、反应床层、汽提段和反应沉降段；
所述原料入口设置于所述反应器底部或下部；所述分布器设置于所述反应器下部，与所述原料入口连通；所述反应床层设置于所述反应器下部，位于所述分布器上方，所述反应床层中的密相床层所处区域的反应器器壁呈筒形或倒圆台形，其中，倒圆台的上底面与下底面的直径比为2:1-1.01:1；所述汽提段设置于反应器中部，所述反应床层出口设置有快速分离器；所述反应沉降段设置于反应器上部。
2.根据权利要求1所述的催化裂化反应器，其特征在于，所述密相床层的设置方式使得随着反应分子的膨胀，所述催化裂化反应器床层线速度维持在湍流床到快速床的流态化域内，并沿高度趋于一致；优选地，维持在湍流床到快速床的流态化域内的所述催化裂化反应器密相床层线速为0.6-3m/s。
3.根据权利要求2所述的催化裂化反应器，其特征在于，密相床层所处区域的反应器器壁设有循环管，所述循环管上设有阀门。
4.根据权利要求1所述的催化裂化反应器，其特征在于，所述原料入口设置有原料进料喷嘴，方向为径向或轴向。
5.根据权利要求1所述的催化裂化反应器，其特征在于，所述催化裂化反应器还包括催化剂出料管线和再生催化剂进料管线，所述催化剂出料管线与汽提段连接，所述再生催化剂进料管线与所述密相床层连接，或者与所述密相床层底部的油剂混合段连接，所述催化剂出料管线和所述再生催化剂进料管线上均设有阀门。
6.根据权利要求1所述的催化裂化反应器，其特征在于，所述催化裂化反应器进料方式为液相进料和/或气相进料。
7.一种催化裂化方法，所述催化裂化方法在权利要求1-6中任意一项所述的催化裂化反应器中进行，所述催化裂化方法包括：原料自所述反应器底部或下部喷入，与催化剂接触，进行反应，反应产物经汽提段汽提烃类后进入反应沉降段进行气固分离，得到的气体去往后续单元，得到的固体催化剂送往再生器。
8.根据权利要求7所述的催化裂化方法，其特征在于，再生器得到的再生催化剂返回所述反应器，所述再生催化剂直接进入密相床层或在密相床层底部的油剂混合段与所述原料混合后再进入密相床层。
9.根据权利要求7所述的催化裂化方法，其特征在于，所述密相床层内催化剂表观密度为80-400kg/m3。
10.根据权利要求7所述的催化裂化方法，其特征在于，反应温度为480-650℃，反应压力为0.08-0.30MPaG，剂油比为3-20，原料雾化蒸汽注入量占原料比例为1-10％。
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