CN112662421A - 一种流化催化裂化方法 - Google Patents
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Abstract
本发明提供一种流化催化裂化方法，通过改进反应器的结构，改变反应器内物料的流化形式，解决现有提升管反应器存在的问题。本发明提供的方法可以提高目的产品产率，同时降低干气和焦炭产率。
Description
技术领域
本发明涉及石油炼制技术领域，尤其涉及一种改进的流化催化裂化工艺，用于提高 C2～C4低碳烯烃产率。
背景技术
目前，以乙烯、丙烯为主体的低碳烯烃是化学工业最基本的原料，是石化行业的核心产品。炼厂催化裂化装置是低碳烯烃生产中不可或缺的部分，提高其低碳烯烃收率对优化炼厂产品结构、提高炼厂经济效益有着重要意义。
US3188184公开的发明中涉及一种用于微细固体颗粒物质与气态和可汽化物质接触并循环的改进方法和装置。在此系统中，粉状或颗粒状催化剂与部分或完全汽化的烃类物质接触时，催化剂催化烃类物质的反应。随后，将催化剂和反应产物分离，催化剂被回收到再生器。在再生器，已用或已污染的催化剂与含氧气体接触，通过燃烧除去催化剂上的积碳。然后，再生催化剂返回到与烃类接触反应的步骤。通过此发明的方法，烃类物质反应生成馏分油。
CN1183456公开的发明中重油流化催化裂化方法使用流化催化裂化装置，按下述步骤和条件制造轻质烯烃：将重油供给到设置在反应区入口处的原料油导入部；并且将从上述催化剂再生区排出的一部分再生催化剂供给到设置在上述反应区入口处的催化剂导入部中，使上述重油与催化剂接触，另外，将从上述催化剂再生区排出的另外一部分再生催化剂供给到在设置在反应区入口的催化剂导入部与反应区出口之间设置的至少一个催化剂导入部中，使上述重油与催化剂接触。此发明通过下流式的流化催化裂化反应装置抑制裂解反应后的氢转移反应和过裂解，可以一定程度的提高轻质烯烃的收率。
CN1058046公开了一种多产低碳异构烯烃或丙烯的流化催化裂化方法，是在一由以下两部分组成的提升管反应系统中进行的：(1)由预提升段和沿床层高度划分的三段反应区构成的改进了的提升管反应器；(2)由含有多段的罩式多孔气固分离结构的下行床和闭式旋风分离器构成的气固快速分离系统。此发明解决了常规提升管中上部催化剂向下滑落及返混的问题，可获高于常规FCC方法的低碳异构烯烃和丙烯产率。
上述专利的方法中，烃类原料经过流化催化裂化可以得到少量的低碳烯烃产品，通过对常规流化催化裂化的改进，也可以不定程度的提高低碳烯烃产率，但是伴随着低碳烯烃收率的提高，也必然使干气和焦炭的收率不同程度的增加。造成上述结果的原因是：烃类裂解需要的活化能随着分子量的降低而增加，但是在现有的流化催化裂化方法中，分子量最大的烃类与活性和温度最高的催化剂接触反应，随着反应进行，小分子的烃类增多，催化剂的活性和温度是逐渐降低的，这与烃类裂解所需活化能的趋势是相违背的。本发明的方法中，通过对反应器的改进，改变烃类裂解分子量变化趋势与催化剂活性和温度变化趋势相违背的现象，以此来达到增加C2～C4低碳烯烃产率并且降低干气和焦炭产率的目的。
发明内容
本发明的目的是提供一种进料段扩径的流化催化裂化方法，提高C2～C4低碳烯烃特别是丙烯的产率，降低干气和焦炭产率。
为实现上述目的，本发明提供的方法包括以下步骤：烃类和/或烃类衍生物原料引入扩径进料段，向着反应段的方向运动，进入反应段入口后，继续向着反应段出口方向运动，由反应段出口进入分离器；催化剂由再生器出发，分为两路，第一路进入反应段出口，向着反应段入口方向运动，由反应段入口进入扩径进料段，继续向着汽提器方向运动并进入汽提器，第二路直接进入扩径进料段，向着汽提器方向运动并进入汽提器；原料和催化剂在扩径进料段和反应段运动的过程中，原料在催化剂的作用下发生反应，裂解为分子量更小的产物；原料经过反应后的产物进入分离器，在分离器分离催化剂后进入后续系统；催化剂进入汽提器后，催化剂夹带和附着的烃类和/或烃类衍生物被汽提气体汽提出来，和汽提气体一起进入扩径进料段，汽提后的催化剂经过催化剂输送管线进入再生器再生，再生后的催化剂分两路分别进入反应段和扩径进料段循环利用。
本发明提供的方法中，分离器和反应段连通，反应段和扩径进料段连通，扩径进料段和汽提器连通，汽提器通过催化剂输送管线与再生器连通，再生器通过两根催化剂输送管线分别与反应段和扩径进料段连通，扩径进料段体积和长度的比值是反应段体积和长度的比值的1.01～400倍。
本发明提供的方法中，所述连通再生器和反应段的催化剂输送管线、连通再生器和扩径进料段的催化剂输送管线以及连通汽提器和再生器的催化剂输送管线均设置有阀门或流量控制设备控制其催化剂通过量。
本发明提供的方法中，所述的扩径进料段通过控制再生器至扩径进料段的催化剂输送管线内催化剂的通过量，可以控制扩径进料段内的温度，可以控制扩径进料段内催化剂和原料重量比。
本发明提供的方法中，所述的烃类原料为天然石油烃或煤及其经过加工产生的部分或全部馏分，烃类衍生物原料为酯、醇、酮、醛、醚、酚、高分子化合物中的一种或多种混合物。
本发明提供的方法中，所述催化剂由分子筛、无机基质、粘土和粘结剂组成，其中分子筛的含量为20％～60％，分子筛选自ZSM-5分子筛、β型分子筛和Y型分子筛及其改性分子筛中的一种或多种。
本发明提供的方法中，所述的扩径进料段操作温度为400～680℃，操作压力为0.01～1.0Mpa(绝)；所述的反应段操作温度为420～700℃，操作压力为0.01～1.0Mpa(绝)。
本发明提供的方法中，所述的再生器操作条件为：温度600～800℃，压力0.01～1.0MPa (绝)。
本发明提供的方法中，所述的汽提器操作条件为：温度280～660℃，压力0.01～1.0Mpa (绝)。
本发明可得到的有益效果：
1、本发明通过设置扩径进料段，使原料和催化剂充分接触，缩短原料气化的时间，有效降低焦炭的产率。
2、本发明通过控制再生器至扩径进料段的催化剂输送管线内催化剂的通过量，为原料的气化提供适宜的温度，为原料的初始反应提供适宜的催化剂和原料重量比，有效降低焦炭和干气的产率。
3、本发明通过全新反应过程，解决现有提升管催化剂活性和温度的变化趋势与烃类裂解所需活化能的变化趋势相背的问题，有效提高催化裂化的目的产物产率，有效降低催化裂化的焦炭和干气产率。
附图说明
附图1 是一种进料段扩径的流化催化裂化方法的流程图。
附图中各编号说明如下：
1-分离器；2-反应段；3-扩径进料段；4-汽提器；5-再生器；6-催化剂输送管线；7-催化剂输送管线；8-催化剂输送管线。
具体实施方式
下面结合附图进一步说明。
烃类和/或烃类衍生物原料引入扩径进料段(3)，向着反应段(2)的方向运动，进入反应段(2)入口后，继续向着反应段(2)出口方向运动，由反应段(2)出口进入分离器 (1)；催化剂由再生器(5)出发，分为两路，第一路进入反应段(2)出口，向着反应段(2) 入口方向运动，由反应段(2)入口进入扩径进料段(3)，继续向着汽提器(4)方向运动并进入汽提器(4)，第二路直接进入扩径进料段(3)，向着汽提器(4)方向运动并进入汽提器(4)；原料和催化剂在扩径进料段(3)和反应段(2)运动的过程中，原料在催化剂的作用下发生反应，裂解为分子量更小的烃类产物；原料经过反应后的产物进入分离器(1)，在分离器(1)分离催化剂后进入后续系统；催化剂进入汽提器(4)后，催化剂上夹带和附着的油气被汽提气体汽提出来，和汽提气体一起进入扩径进料段(3)，汽提后的催化剂经过催化剂输送管线(8)进入再生器(5)再生，再生后的催化剂分两路分别进入反应段(2)和扩径进料段(3)循环利用。
连通再生器和反应段的催化剂输送管线(6)、连通再生器和扩径进料段的催化剂输送管线(7)以及连通汽提器和再生器的催化剂输送管线(8)均设置有阀门或流量控制设备控制其催化剂通过量。扩径进料段(3)通过控制再生器至扩径进料段的催化剂输送管线(7) 内催化剂的通过量，可以控制扩径进料段(3)内的温度，可以控制催化剂和原料重量比。
下面将结合本发明的实施例进一步说明。显然，仅出于说明的目的对以下实施例进行描述，而不应解释为对本发明的限制。
实施例1
实施例1说明利用本发明提供的方法加工烃类原料的方法和效果。
试验使用得催化剂为某催化裂化装置的平衡催化剂，记为催化剂1#，性质见表1；使用的原料为烃类原料，记为原料1#，性质见表2；使用的装置包括：扩径进料段、反应段、分离器、汽提器、再生器、产品分离设备和分析计量设备，扩径进料段内径180mm，长度 350mm，反应段内径为120mm，长度为3000mm。
原料通过喷嘴进入扩径进料段，来自再生器的催化剂分两路，第一路引入反应段顶部，第二路引入扩径进料段顶部，原料和催化剂在扩径进料段和反应段以相反的方向运动，在此过程中接触并发生反应，反应后的油气由反应段进入分离器，分离催化剂后，引入产品分离设备分离为干气、液化气、汽油、柴油、重油等产品，反应后的催化剂由扩径进料段进入汽提器进行汽提，汽提后的催化剂进入再生器再生，再生后的催化剂分两路分别进入反应段和扩径进料段循环利用，再生过程中焦炭燃烧产生的烟气由分析计量设备分析计量一氧化碳和二氧化碳的量，进而计算出焦炭的量。反应条件及结果见表4。
实施例2
实施例2说明利用本发明提供的方法加工烃类原料的方法和效果。
在实施例1的基础上进行此试验。反应条件及结果见表4。
实施例3
实施例3说明利用本发明提供的方法加工烃类原料的方法和效果。
在实施例1的基础上进行此试验。反应条件及结果见表4。
实施例4
实施例4说明利用本发明提供的方法加工烃类衍生物原料的方法和效果。
在实施例1的基础上，将原料1#更换为原料2#进行本试验，原料2#为烃类衍生物原料，性质见表3。反应条件及结果见表4。
对比例1
对比例1说明利用常规流化催化裂化方法加工烃类原料的方法和效果。
试验使用的原料为实施例1中原料1#，使用的催化剂为实施例1中的催化剂1#。试验使用的装置包括：提升管反应器、沉降器、汽提器、再生器、产品分离设备和分析计量设备。提升管反应器内径20mm，长度8600mm。
原料通过喷嘴进入提升管反应器底部，与来自再生器的再生催化剂在提升管底部接触并以相同的方向向上运动，并进行反应，提升管出口处催化剂和反应产物共同进入沉降器，通过旋风分离器将反应产物和催化剂分离，反应产物引入产品分离设备分离为干气、液化气、汽油、柴油、重油等产品，反应后的催化剂进入汽提器进行汽提，汽提后的催化剂进入再生器再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用，再生过程中焦炭燃烧产生的烟气由分析计量设备分析计量一氧化碳和二氧化碳的量，进而计算出焦炭的量。反应条件及结果见表 5。
通过实施例和对比例产物分布的比较，可以清晰地看出，使用本发明的方法，有效的提高了C2～C4低碳烯烃产率，并且使焦炭和干气的产率显著下降。
利用本发明所述的方法，或本领域的技术人员在本发明所述方法的启发下，设计出类似的方法，而达到上述技术效果的，均落入本发明的保护范围。
表1催化剂1#性质
| 分析项目 | 数值 |
| 活性，％ | 62.2 |
| 比表面，m<sup>2</sup>/g | 109 |
| 堆比 | 0.85 |
| 水孔 | 0.30 |
| 金属，μg/g | |
| Fe | 4108 |
| Ni | 463 |
| V | 653 |
| Ca | 1856 |
| Na | 1973 |
| La<sub>2</sub>O<sub>3</sub>，wt％ | 4.18 |
| CeO<sub>2</sub>，wt％ | 0.03 |
| RE<sub>2</sub>O<sub>3</sub>，wt％ | 4.21 |
| 筛分，V％, | |
| 0-20 | 0.1 |
| 0-40 | 10.5 |
| 0-80 | 54.5 |
| 40-110 | 68.6 |
| 0-149 | 95.3 |
| D(v，0.5)，μm | 75.8 |
表2原料1#性质
表3原料2#性质
| 分析项目 | 数值 |
| 20℃密度，kg/m<sup>3</sup> | 886.2 |
| 残炭，％ | ﹤0.01 |
| 元素组成，wt％ | |
| C | 76.12 |
| H | 12.72 |
| O | 11.15 |
| 其他 | 微量 |
| 馏程，℃ | |
| 初馏点 | 211 |
| 10％ | 233 |
| 30％ | 238 |
| 50％ | 265 |
| 90％ | 405 |
| 终馏点 | 496 |
表4实施例1、2、3、4反应条件及结果
表5对比例1反应条件及结果
Claims (4)
1.一种流化催化裂化方法，其特征在于该方法包括以下步骤：
1)烃类和/或烃类衍生物原料引入扩径进料段(3)，向着反应段(2)的方向运动，进入反应段(2)入口后，继续向着反应段(2)出口方向运动，由反应段(2)出口进入分离器(1)；
2)催化剂由再生器(5)出发，分为两路，第一路催化剂进入反应段(2)出口，向着反应段(2)入口方向运动，由反应段(2)入口进入扩径进料段(3)，继续向着汽提器(4)方向运动并进入汽提器(4)，第二路催化剂直接进入扩径进料段(3)，向着汽提器(4)方向运动并进入汽提器(4)，通过控制第二路催化剂的流量，可以控制扩径进料段(3)内的温度，可以控制扩径进料段(3)内催化剂和原料重量比；
3)原料和催化剂在运动过程中相互接触，原料在催化剂的作用下发生反应；
4)催化剂进入汽提器(4)汽提后，进入再生器(5)再生，再生后的催化剂分两路分别进入反应段(2)和扩径进料段(3)循环利用；
5)分离器(1)和反应段(2)连通，反应段(2)和扩径进料段(3)连通，扩径进料段(3)和汽提器(4)连通；
6)扩径进料段(3)体积和长度的比值是反应段(2)体积和长度的比值的1.01～400倍。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述的烃类原料为天然石油烃或煤及其经过加工产生的部分或全部馏分，烃类衍生物原料为酯、醇、酮、醛、醚、酚、高分子化合物中的一种或多种混合物。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：扩径进料段(3)操作温度为400～680℃，操作压力为0.01～1.0Mpa(绝)；反应段(2)操作温度为420～700℃，操作压力为0.01～1.0Mpa(绝)。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述催化剂由分子筛、无机基质、粘土和粘结剂组成，其中分子筛的含量为20％～60％，分子筛选自ZSM-5分子筛、β型分子筛和Y型分子筛及其改性分子筛中的一种或多种。
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