CN113926396B - 重油催化转化反应器和重油催化裂解制丙烯的方法 - Google Patents

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Abstract

重油催化转化反应器和重油催化裂解制丙烯的方法，该反应器由反应区、气固分离区和汽提区组成，其中，第一反应区位于第二反应区之下并开口于第二反应区底部，第三反应区与第一反应区和第二反应区并联设置，第三反应区开口于第二反应区内，汽提区位于第二反应区之下并且顶部与第二反应区连通，第二反应区顶部开口于气固分离区内，所述的气固分离区下部为催化剂收集区，其底部经催化剂收集管与所述的汽提区连通；所述的第二反应区、气固分离区的内径大于所述的第一反应区的内径。采用上述反应器用于重油催化裂解制丙烯。本发明提供的重油催化转化反应器、装置和方法进行催化裂解的焦炭和干气产率低，丙烯产率高，能耗低。

Description

重油催化转化反应器和重油催化裂解制丙烯的方法
技术领域
本发明涉及重质油加工的石油炼制领域，具体涉及一种催化转化反应器及重质油催化裂解方法。
背景技术
丙烯是一种应用广泛的基本有机化工原料，主要用于生产聚丙烯、异丙苯、丙烯腈、丙烯酸等。目前丙烯主要来源于石化厂的乙烯裂解装置、炼油厂的催化裂化装置、丙烷脱氢、甲醇制烯烃等工艺。石脑油蒸汽裂解贡献的丙烯量最大，其次是重油催化裂解，丙烷脱氢为新兴产业收到原料限制。目前，国内丙烯生产难以面临市场需求，需要进口。另外，随着电动汽车的发展，市场对车用汽油和车用柴油的寻求的增长变得缓慢，解决重质油转化为化工原料成为炼厂转型过程面临的挑战，因此开发重质油生产化学品原料——丙烯的技术已成为石化生产技术中的一个重要发展方向。
重质油催化裂解制烯烃为重质油大分子转化为小分子、反应体积增加的过程，其机理为重油转化为中间产物、中间产物再转化为丙烯，同时伴随副产物生成。为提高丙烯收率，采用多反应区或反应器强化重油转化丙烯，如将反应副产物——轻质烃C4—C8烃产物进行回炼。重油转化需要反应器能够满足重油催化反应的需求，如重油原料进入反应器应高效接触气化，重油尽可能高效转化为中间产物，中间产物更多地转化为丙烯，另外，丙烯产物存在二次反应，也需要反应器能够满足反应结束后尽快分离产物。当前催化裂解反应器主要为提升管、提升管+床层的反应器结构型式，反应器主体为类似等径筒体结构，难以满足重油转化丙烯过程因体积膨胀造成气速增高造成的催化剂密度降低，进而导致催化活性降低；床层反应空速也不容易控制；反应结束后进行气固分离之前，油气夹带的催化剂会加速丙烯的二次转化机会。
US9468897B2提出了一种流化催化裂化增产轻烯烃的方法和装置，采用两个反应器和分离系统，原料进入第一反应器进行催化裂化反应，反应产物进入分离系统进行分离，将得到的C4、C5烯烃进入第二反应器进行催化转化生成C2C3烯烃。
CN102337154B提出一种生产丙烯和轻芳烃的催化转化方法。烃类原料与催化裂化催化剂在复合反应器中接触在催化裂化条件下反应，分离反应产物和待生催化剂，分离出的待生催化剂经汽提、烧焦再生后循环使用，分离出的反应产物经分馏得到低碳烯烃、富含轻芳烃汽油等产品，并进一步分离得到轻芳烃；所述的复合反应器包括提升管反应器与流化床反应器，提升管反应器的出口连通流化床反应器的下部，汽提器位于流化床反应器的下方，汽提器上部与流化床反应器的底部连通，而且流化床反应器的出口与沉降器内的气固分离设备的入口通过输送通路连通，沉降器的催化剂出口连通流化床反应器下部。
CN109833834A提出了一种石油烃催化裂解反应方法和反应器。原料油催化裂解经过一个上下分区的多级反应器内完成。反应器自下而上设有第一反应段、催化剂分流器、催化剂补充和取热段、第二反应段和沉降器；第二反应段设有第二反应区；在第一反应段的第一反应区周围设置第一催化剂汽提段；催化剂分流器设置在所述第一反应区出口，并位于所述第一催化剂汽提段的催化剂汽提区的顶部；第一催化剂汽提区与催化剂补充和取热段的催化剂取热区之间设置有隔板，隔板上设置第一反应区物流输送管；所述第一反应区物流输送管出口位于催化剂取热区顶部第二反应区入口处或入口下方；在第一反应区物流输送管周围的催化剂取热区内竖直设置有催化剂取热管；第一反应段设有第一反应段催化剂入口，在催化剂补充和取热段设有第二反应区催化剂入口。
CN110724558A提出了一种生产丙烯和轻芳烃的催化裂解方法和系统，将预热的优质重油从稀相输送床的下部引入稀相输送床中与第一催化裂解催化剂接触并由下至上进行第一催化裂解反应，得到第一反应产物和半待生催化剂；将所得第一反应产物和半待生催化剂送入密相流化床中继续进行第二催化裂解反应，得到第二反应产物和第一待生催化剂；将预热的劣质重油从快速流化床的下部引入快速流化床中与第二催化裂解催化剂接触并由下至上进行第三催化裂解反应，得到第三反应产物和第二待生催化剂。其中，密相床层和沉降区直接相通，气体停留时间较长，将会增加丙烯的二次转化。
发明内容
针对重油转化为丙烯过程为体积增加过程及存在问题，以期解决床层催化剂密度因反应物体积增加造成催化剂密度下降的影响、反应结束时气体停留时间上造成丙烯的二次转化问题，以达到提高丙烯收率和水蒸气的利用效率的目的，降低装置操作成本。本发明要解决的技术问题之一是提供一重油催化转化反应器和重油催化转化装置。本发明要解决的技术问题之二是提供一种重油催化裂解制丙烯的方法。
本发明提供的一种重油催化转化反应器，该反应器由反应区、气固分离区和汽提区组成，其中，第一反应区位于第二反应区之下并开口于第二反应区底部，第三反应区与第一反应区和第二反应区并联设置，第三反应区开口于第二反应区内，汽提区位于第二反应区之下并且顶部与第二反应区连通，第二反应区顶部开口于气固分离区内，所述的气固分离区下部为催化剂收集区，其底部经催化剂收集管与所述的汽提区连通；所述的第二反应区、气固分离区的内径大于所述的第一反应区的内径；
气固分离区内设有气固分离设备，所述的第二反应区顶部经气固输送段与所述的气固分离设备连通，所述的气固分离区顶部设有油气出口；
第一反应区设有至少一个第一再生剂入口，至少一个原料进料口或水蒸气入口；
第二反应区底部设有至少一个第二再生剂入口，至少一个原料进料口或水蒸气入口；
第三反应区底部设有至少一个第三再生剂入口，至少一个原料进料口或水蒸气入口；
所述的汽提区设有汽提气入口和催化剂出口。
本发明提供一种重油催化转化反应装置，由上述任一种的重油催化转化反应器和再生器组成，其中，所述的再生器的再生剂斜管连通所述的重油催化转化反应器的第一再生剂入口、第二再生剂入口和第三再生剂入口，所述的重油催化转化反应器的催化剂出口连通再生器的待生剂入口。
本发明提供一种重质油催化裂解制丙烯的方法，采用上述的催化转化反应装置，包括：
重质原料经原料进料口进入第一反应区中与再生催化剂接触，在催化裂化反应条件下进行第一段反应，反应后的油气和催化剂从第一反应区出口进入第二反应区底部；
向第二反应区通入水蒸气和再生催化剂，同时由汽提区上升的汽提蒸气进入第二反应区，进入第二反应区的油气在催化裂化反应条件下发生第二段反应，反应后的油气夹带催化剂进入气固分离区；
轻质原料进入第三反应区中与再生催化剂接触，在催化裂化反应条件下进行第一段反应，反应后的油气和催化剂从第三反应区出口进入第二反应区中上部；
经气固分离后的油气进入后续的油气分离系统得到丙烯等产物，气固分离后的催化剂落入催化剂收集区，经催化剂收集管进入汽提区进行汽提；
汽提后的待生催化剂经催化剂出口进入再生器再生恢复活性，再生催化剂分为三部分，一部分经降温进入第一反应区，另两部分进入第二反应区和第三反应区。
与现有技术相比，本发明提供的重油催化转化反应器、反应装置及重油催化裂解制丙烯的方法的有益效果为：
采用这种结构的反应器，可以充分降低反应过程因反应产物体积增加导致床层气速增高导致的催化剂密度降低的影响；第二反应区上方缩径结构及输送管缩短反应后油气停留时间减少丙烯的二次转化、提高丙烯收率。采用这种汽提区位于第二反应区下方、并与第二反应区相连通的反应器，汽提区的水蒸气可进入第二反应区、减少了第二反应区为降低烃分压而引入水蒸气的用量，有助于降低能耗；进入汽提区的催化剂可进入第二反应区，通过调控进入汽提区催化剂输送管上控制阀的开度可实现对第二反应区催化剂循环量的调控，有利于提高第二反应区的剂油比和空速。采用这种组合的反应器，有利于减弱重油在初始剂油接触时的热裂化，促使重油尽可能在第一反应区转化为中间产物，减少干气和焦炭的生成，在第二转化区转化为丙烯。采用这种组合的反应器，通过调控第二反应区的气速，可使得部分反应后催化剂不被气体夹带进入气固分离器分离，直接进入下方的汽提区进行汽提，一方面减少气固分离器的固体量，有利于气固分离；另一方面减少反应后气体中催化剂含量，由于减弱丙烯的二次转化。第三反应区的采用可以进一步促进重油的转化为丙烯等高附加值产物。
原料适应性强，即可以加工重质油，如柴油、蜡油和渣油的催化裂解，又可轻质进料，如乙烷、丙烷、丁烷和石脑油的催化裂解。
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为本发明提供的重油催化转化反应器一种实施方式的结构示意图。
图2为本发明提供的重油催化转化反应器第二种实施方式的结构示意图。
附图标记说明：
A-第一反应区 B-第二反应区
C-第三反应区 D-气固分离区
E-汽提区
1-提升气入口 2-第一再生剂入口
3-第一反应区预提升段 4-原料进料口
5-第一反应区等径段 6-催化剂出口
7、11-水蒸气入口 8-汽提构件
9-汽提区筒体 10-第一反应区出口
12-第二再生剂入口 13-第二反应区等径段
14、16-催化剂收集管 15-第二反应区扩径段
17-流化气分布器 18-第二反应区缩径段
19-气固输送段 20-催化剂收集区
21催化剂收集区筒体 22-扩径段
23-沉降区筒体 24-沉降区
25-一级气固分离器 26-二级气固分离器
27-反应器壳体 30-油气出口
40-扩径段 41-第三反应区原料进料口
42-第三再生剂入口 43-第三反应区预提升段
44-原料喷嘴 45-第三反应区等径段
具体实施方式
在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。
在本发明中术语“待生剂”是指待生催化剂，其是指在催化剂与原料油发生反应后失活的催化剂，即准备再生的催化剂；术语“再生剂”是指再生催化剂，其是指将失活的催化剂经过再生处理，使其恢复活性后的催化剂；术语“扩张角”是指扩径段的外沿与垂直面的夹角。BTX为轻质芳烃。
本发明提供的一种重油催化转化反应器，该反应器由反应区、气固分离区和汽提区组成，其中，第一反应区位于第二反应区之下并开口于第二反应区底部，第三反应区与第一反应区和第二反应区并联设置，第三反应区开口于第二反应区内，汽提区位于第二反应区之下并且顶部与第二反应区连通，第二反应区顶部开口于气固分离区内，所述的气固分离区下部为催化剂收集区，其底部经催化剂收集管与所述的汽提区连通；所述的第二反应区、气固分离区的内径大于所述的第一反应区的内径；
气固分离区内设有气固分离设备，所述的第二反应区顶部经气固输送段与所述的气固分离设备连通，所述的气固分离区顶部设有油气出口；
第一反应区设有至少一个第一再生剂入口，至少一个原料进料口或水蒸气入口；
第二反应区底部设有至少一个第二再生剂入口，至少一个原料进料口或水蒸气入口；
第三反应区底部设有至少一个第三再生剂入口，至少一个原料进料口或水蒸气入口；
所述的汽提区设有汽提气入口和催化剂出口。
本发明提供的重油催化转化反应器，所述的第一反应区的高径比为8-30：1，优选为8-20：1；所述的第三反应区的高径比为8-30：1，优选为 10-25：1。
优选地，所述的第二反应区由下至上内径不变或增大，其高度与最大内径的比值为2-6：1，优选为2-4：1；所述的第二反应区的最大内径与所述的第一反应区的最大内径比值为3-10：1，优选为4-6：1。
优选地，所述的第二反应区由扩径段和直筒段组成，其中所述的扩径段和直筒段的高度比为1-10：1，所述的扩径段的扩张角a为1-20°，优选5-15°。
优选地，所述的第一反应区出口位于所述的第二反应区由下至上5-10％高度区域内。
优选地，所述的第一反应区底部由下至上依次设有预提升气入口、第一再生剂入口、原料进料口。
优选地，所述的第二再生剂入口位于由下至上所述的第二反应区轴向高度的10％～40％，优选20％-30％，所述的水蒸气入口的轴向高度低于所述的第二再生剂入口。
优选地，所述的气固分离区的内径大于或等于所述的第二反应区的内径。
优选地，所述的第一反应区、汽提区、第二反应区和气固分离区同轴设置，所述的汽提区位于反应器壳体与所述的第一反应区外壁围成的环形空间，所述的汽提区内设置汽提构件。
优选地，所述的催化剂收集管为一根或多根，所述的催化剂收集管的内径为300-1200mm。
优选地，所述的催化剂收集区底部设有环管式的流化气分布器。流化气分布器用于对进气进行分布，使得气体均匀进入催化剂收集区，一方面对下落的催化剂进行初步汽提，另一方面起到颗粒流化作用。
优选地，所述的第三反应区开口于由下至上第二反应区轴向高度的 70％-90％的范围内。
优选地，所述的第一反应区为圆管结构，分为预提升段和反应段，预提升段的直径与所述的反应段的直径比为1～2：1，优选1-1.5：1，二者之间存在缩径段。所述的预提升段上设有原料油进料口，原料油进料口通过至少两个喷嘴进料，喷嘴数量为2-8个，沿圆周均匀分布在缩径结构上。
本发明提供的催化转化反应器中，所述的反应段伸出汽提区外面的高度尽可能短，用于减少油气在第一反应区内停留时间，其高度满足施工要求即可。
优选地，所述的第一反应区的出口位于第二反应区下方，出口结构没有特殊要求，可以为草帽结构、圆管开孔等结构，只要能够满足气固流体均匀分布流出即可。
优选地，所述的第一再生剂入口一端设于所述的第一反应区的预提升段，另一端与再生剂降温设施相连通，所述的再生剂降温设施用于对再生后的再生剂降温，降温设施可以为传统的换热器，只要能够满足对再生剂降温即可。
优选地，所述的汽提区为第一反应区反应段的圆管外壁和汽提区筒体内壁围城的环隙区域。所述的汽提区与第一反应区反应段和第二反应区同轴设置，汽提区底部设有催化剂出口和汽提气入口，上部设有催化剂收集管连接所述的汽提区的入口。汽提区上方与第二反应区相连通。
优选地，为提高汽提区待生剂的汽提效率，汽提区设置由于改善气固流动的汽提构件，汽提构件可以为传统的盘环挡板、人字挡板、能够改善颗粒流化的规整填料，只要能够提高待生剂的汽提效果即可，没有特殊要求。
优选地，汽提区设置两级汽提气进料，第一级汽提气进料入口设置于汽提区底部区域，第二级汽提气进料入口设置在汽提区上部区域。汽提区内设有汽提气分布器与汽提气进料管相连通，汽提气分布器没有特殊要求，只要能够将气体分布均匀即可，可以为传统的盘管分布器，没有特殊要求。
优选地，所述的第二反应区存在至少一段扩径段，所述扩径段指上大下小的圆台结构。扩径段的扩张角a为1-20°，优选为5-15°。扩径段的最上和最下截面的直径比为3-1：1，优选为2-1：1。当第二反应区包含多个扩径段时，处于下方的扩径段的扩张角a要大于上方扩径段的扩张角b。第二反应区最上方为等径圆筒结构。第二反应区设有水蒸气入口和第二再生剂入口。
优选地，在第二反应区中的扩径段上部设置有第二再生剂入口。第二再生剂入口与再生器相连通，用于输送再生后的再生剂，并且设有控制阀进行控制引入的再生剂的进料量。所述的第二再生剂入口的位置为由下至上第二反应区轴向高度的0.1-0.4，优选0.2-0.3。
优选地，在再生器到第二再生剂入口之前设有脱气设备，用于对再生剂进行汽提，脱除再生剂夹带的烟气。
优选地，所述的第二反应器的水蒸气入口的轴向位置低于第二再生剂入口，高于第一反应区出口。所述的第二反应区水蒸气入口位置高度为由下至上第二反应区轴向高度的0.05～0.3，优选0.05～0.15。所述的水蒸气入口可以为沿第二反应区圆周均匀布置的喷嘴，用于将水蒸气均匀通入反应器，所述喷嘴没有特殊要求，可为传统气体喷嘴。
优选地，水蒸气入口连接第二反应区内设置的气体分布器，所述气体分布器没有特殊要求，只要能够将气体分布均匀即可，可以为传统的盘管分布器，没有特殊要求。
所述气固分离区位于第二反应区上方，作用在于进行反应后气固分离，将分离后的催化剂返回汽提区进行汽提。气固分离区设有气固输送段、气固分离器、催化剂收集区和催化剂沉降区。气固输送段包含与第二反应区相连通部分为缩径结构和输送管，输送管顶端与气固分离器相连通。催化剂收集区经底部的催化剂收集管与汽提区连通。
优选地，所述的催化剂沉降区与所述的催化剂收集区之间经扩径段相连，扩径段上方为管径扩大的催化剂沉降区，下方为催化剂收集区。所述的扩径段与垂直面夹角为0-30°，优选为5-20。
优选地，催化剂收集区设有流化气分布器。用于将流化气均匀引入催化剂收集区，可以为传统的盘管式分布器，只要能够将气体分布均匀即可，没有特殊要求。
优选地，第二反应区的顶部经缩径段与输送管相连接，用于将反应后油气引导到输送管，所述的缩径段为倒锥结构，与垂直面夹角为10-45°，优选20-40°。为进一步降低丙烯的二次转化，在所述输送管入口处连接激冷剂进料管。
优选地，催化剂收集区用于汇集气固分离器分离下来的待生催化剂，底部设有催化剂收集管，并与汽提区连通，催化剂收集管上设有控制阀控制待生剂的流通量。
本发明第二方面提供一种重油催化转化反应装置，由上述任一种的重油催化转化反应器和再生器组成，其中，所述的再生器的再生剂斜管连通所述的重油催化转化反应器的第一再生剂入口、第二再生剂入口和第三再生剂入口，所述的重油催化转化反应器的催化剂出口连通再生器的待生剂入口。
本发明第三方面提供一种重质油催化裂解制丙烯的方法，采用上述的催化转化反应装置，包括：
重质原料经原料进料口进入第一反应区中与再生催化剂接触，在催化裂化反应条件下进行第一段反应，反应后的油气和催化剂从第一反应区出口进入第二反应区底部；
向第二反应区通入水蒸气和再生催化剂，同时由汽提区上升的汽提蒸气进入第二反应区，进入第二反应区的油气在催化裂化反应条件下发生第二段反应，反应后的油气夹带催化剂进入气固分离区；
轻质原料进入第三反应区中与再生催化剂接触，在催化裂化反应条件下进行第一段反应，反应后的油气和催化剂从第三反应区出口进入第二反应区中上部；
经气固分离后的油气进入后续的油气分离系统得到丙烯等产物，气固分离后的催化剂落入催化剂收集区，经催化剂收集管进入汽提区进行汽提；
汽提后的待生催化剂经催化剂出口进入再生器再生恢复活性，再生催化剂分为三部分，一部分经降温进入第一反应区，另两部分进入第二反应区和第三反应区。
优选地，所述催化剂为催化裂解催化剂，能够满足重油催化裂解即可。
优选地，所述的第一反应区的反应温度比所述的第二反应区的反应温度低50-120℃。
优选地，第一反应区采取提升管操作方式，提升管操作气速控制为 5-20m/s，优选5-15m/s，油气停留时间控制为0.2-5s，优选0.5-3s；第一反应区提升管出口温度控制在450-550℃，优选480-520，第一反应区催化剂和原料油的质量比即剂油比为5-25：1。
为控制第一反应区的油气分压，第一反应区重油喷嘴进料中水蒸气与重油质量比0.05-0.3，优选0.08-0.15。
优选地，通过所述第二反应区的操作气速控制进入气固分离区的催化剂夹带量，使第二反应区的部分催化剂进入下方的汽提区。所述第二反应区操作气速控制为1-3m/s，优选1.5-2m/s，第二反应区出口温度控制为 530-650℃，优选550-640℃，第二反应区的油气停留时间为2-10s，优选 2-6s。第二反应区的水蒸气占油气质量比为0.2-0.7。
优选地，所述的第三反应区的油气停留时间为0.1-3s、优选0.5-2s，表观气速为5-20m/s、优选8-18m/s，出口温度为570-650℃、优选570-620℃；第三反应区催化剂和轻质烃原料的质量比即剂油比为6-20：1；为控制第一反应区的油气分压，第三反应区喷嘴的水油质量比0.05-2：1。
优选地，所述的第一、二、三反应区的操作压力(表压)为0.1-0.6Mpa；所述的再生器的操作条件为：680-730℃。
优选地，汽提区床层温度控制在450-600℃。
优选地，所述的第二反应区出口油气和催化剂经气固输送段引入气固分离设备中，所述的气固输送段入口处引入低温激冷剂，控制输送段出口温度为510～530℃，最好为510～530℃。减低所述的气固输送段出口温度可以降低反应后油气温度、减少丙烯二次转化反应，可选择反应后分离出的干气、轻质烃如C4-C9烃中一种或多种混合物。
优选地，第三反应区出口进入由下至上第二反应区的70％-90％的范围内。
优选地，所述的催化剂收集管上设有控制阀进行调控催化剂的流量，所述的催化剂收集管内催化剂流量与汽提区催化剂出口进入再生器的催化剂再生循环量的质量比为1-5:1。
优选地，气固分离区的气固输送段入口处优选引入低温激冷剂，激冷剂进料量使得气固输送段出口温度控制为500～550℃。激冷剂的目的是降低反应后油气温度、减少丙烯二次转化反应，可选择反应后分离出的干气、轻质烃如C4-C12烃中一种或多种混合物。
本发明提供的方法中，所述原料油可以为重油和轻质油馏分，所述的重油原料选自蜡油、常压渣油、减压渣油和加氢渣油中的一种或多种。所述轻质烃原料可为重油裂解产物中的C4-C8烃馏分油中的一种或多种混合物，也可为其它来源的C4-C8烃馏分油，如液化气、瓦斯油、汽油等馏分中的一种或多种烃组成的混合物。
优选地，所述第二反应区补充的水蒸气量大于第一反应区喷嘴进入的水蒸气，所述的第一反应区、第三反应区引入的水蒸气的量为与原料油进料的质量比为0.1-0.2，所述的第二反应区补充的水蒸气的量与原料油进料的质量比为0.2-0.7。
优选地，本发明提供的方法中，所述原料油在进入反应器之前要进行预热，预热过程可采用至少一级预热，预热最终温度为100～450℃、优选为150～300℃。
以下参照附图具体说明本发明提供的催化转化反应器及重质油催化裂解制丙烯的方法。
附图1为本发明提供的重油催化转化反应器一种实施方式的结构示意图。如图1所示，反应器分为第一反应区A、第二反应区B、第三反应区C、气固分离区D、汽提区E等五部分。
所述第一反应区A为提升管结构，主要包含催化剂预提升段3和第一反应区等径段5。催化剂预提升段3设有第一再生剂入口2和预提升气入口1。第一反应区等径段5设有原料油进料口4和第一反应区出口10；第一反应区等径段5穿过汽提区E，第一反应区出口10位于第二反应区B内的下方的中心区，所述催化剂预提升段3和第一反应区等径段5为圆管结构，催化剂预提升段3的直径与第一反应区等径段5的直径比为1～2：1，优选1-1.5：1，二者之间经缩径段连接。原料进料口4数量为2-8个，沿圆周均匀分布在缩径结构上。第一反应区等径段5伸出汽提区E外面的高度尽可能短，用于减少油气在提升管内停留时间时间，其高度满足装置施工及检修要求即可。
第一反应区出口10位于第二反应区下方，提升管出口结构没有特殊要求，可以为草帽结构、圆管开孔等结构，只要能够满足气固流体均匀分布流出即可。
第一再生剂入口2与再生剂降温设施相连通，用于对再生后的再生剂降温，降温设施可以为传统的换热器，只要能够满足对再生剂降温即可。
第三反应区C为传统提升管结构，主要包含催化剂预提升段43和第三反应区等径段45。催化剂预提升段43设有第三再生剂入口42和预提升气入口41。第三反应区等径段45设有原料油进料口44。第三反应区C的提升管结构没有特殊要求，只要能够满足轻质烃的反应即可。第三反应区C的提升管出口10通过横管48进入第二反应区B的中上方。所述的中上方是指由下至上第二反应区轴向高度的50％-100％范围、优选第三反应区C的提升管出口通过横管46进入由下至上第二反应区B的 70％-90％的范围内。
汽提区E为第一反应区等径段5圆管外壁和汽提区筒体9内壁围城的环隙区域，与第一反应区等径段5和第二反应区B同轴，汽提区底部设有催化剂出口6和汽提气入口7，上部与催化剂收集管连通。汽提区C上方与第二反应区B连通。
汽提区E设置改善气固流动的内构件，内构件可以为传统的盘环挡板、人字挡板、能够改善颗粒流化的规整填料，只要能够提高待生剂的汽提效果即可，没有特殊要求。
优选地，汽提区E设置两级汽提气进料，第一级汽提气进料管7设置汽提器底部区域，第一级汽提气进料管设置在汽提区E上部区域。汽提区内设有汽提气分布器与汽提气进料管相连通，汽提气分布器没有特殊要求，只要能够将气体分布均匀即可，可以为传统的盘管分布器，没有特殊要求。
第二反应区B位于汽提区E和第一反应区A的上方，与汽提区E和第一反应区A相连通，为重油催化裂解的第二阶段反应发生的主要场所。第二反应区B由扩径段15和等径圆筒结构13组成。第二反应区B设有水蒸气入口11、第二再生剂入口12。第二反应区的扩径段15指上大下小的圆台结构，扩径段15的扩张角a为1-20°，优选为5-15°。扩径段15的最上和最下截面的直径比为3-1：1，优选为2-1：1。第二再生剂入口12与再生器相连通，用于输送再生后的再生剂，第二再生剂入口 12上设有控制阀进行控制再生剂的进料量。第二再生剂入口位置在由下至上第二反应区轴向高度的10～40％，优选20～30％。
第二反应器的水蒸气入口的轴向位置要低于第二再生剂入口12，高于第一反应区出口10。所述的水蒸气入口位置在由下至上第二反应区轴向高度的5～30％，优选5～15％。
水蒸气入口11为沿第二反应区B圆周均匀布置的喷嘴，用于将水蒸气均匀通入反应器，所述喷嘴没有特殊要求，可为传统气体喷嘴。
水蒸气入口11连接第二反应区B内设置的气体分布器，所述气体分布器没有特殊要求，只要能够将气体分布均匀即可，可以为传统的盘管分布器，没有特殊要求。
气固分离区E位于第二反应区B上方，作用在于进行反应后气固分离，将分离后的催化剂返回汽提区进行汽提。气固分离区D设有气固输送段19、两级气固分离器25、26，催化剂收集区20和沉降区24。气固输送段19顶端与第一级气固分离器25相连通。催化剂收集区20设有催化剂收集管16与汽提区E相连通。催化剂收集区20设有流化气分布器 17。流化气分布器17主要作用将流化气均匀引入催化剂收集区20，可以为传统的盘管式分布器，只要能够将气体分布均匀即可，没有特殊要求。
缩径段18与第二反应区的上部相连接，用于将反应后气体引导到气体输送段19，其为倒锥结构，与垂直面夹角为10-45°，优选20-40°。
优选地，所述催化剂收集区20内设置内构件用于提高流化气对催化剂的汽提效率，减少颗粒夹带的产物，内构件可以为传统的盘环挡板、人字挡板、能够改善颗粒流化的规整填料，只要能够提高待生剂的汽提效果即可，没有特殊要求。
优选地，为进一步降低丙烯的二次转化，在所述气固输送段19入口处连接激冷剂进料管。
本发明提供的重油催化裂解的反应器及方法，采用如附图1所示的重油催化转化反应器，具体过程如下：重质油预热后和水蒸气混合经喷嘴4 进入第一反应区与预提升段内上行的第一再生剂接触、反应，反应的油气向上流动经提升管出口10进入第二反应区，与第二区催化剂接触、升温并继续发生裂解反应。再生后的高温再生剂即第二再生剂进入第二反应区，为第二阶段反应提供热量和催化剂活性，同时向第二反应区通入水蒸气用于降低油气分压。预热后的轻质烃原料进入第三反应区C与再生催化剂接触反应，反应后的气固混合物进入第二反应区B的上方，油气和第二反应区B的油气混合进入气固分离区，来自第三反应区C的部分催化剂进入第二反应区B的床层，充当第二反应区的部分热源；来自第三反应区C的另一部分催化剂伴随着油气进入气固分离区进行气固分离。反应后油气夹带催化剂经输送管19进入气固分离器25和26进行气固分离，分离后的油气经反应器出口30进入油气分离系统进行分离、得到乙烯、丙烯、C4烯烃、液化气、轻质芳烃、汽油馏分、柴油馏分、重油馏分；对催化裂解产物作进一步分离处理得到作为第三反应区轻质烃原料的C4-C8烃组分。气固分离器分离后的催化剂进入待生剂收集区20，经流化气分布器17向待生剂收集区20的通入流化气，流化气在对待生剂收集区20内的待生剂进行流化的同时对待生剂进行初步汽提，流化气向上流动经沉降区进入一级旋风分离器。待生剂收集区20待生剂通过出料管16和汽提区的进料管 14进入汽提区进行汽提。汽提后的待生剂通过汽提区出料管6进入再生器进行再生，再生后的再生剂分两部分进入反应器进行循环利用；一部分再生剂进行降温后为第一再生剂、进入第一反应区的预提升段，另一部分再生剂为第二再生剂进入第二反应区。
图2为本发明提供的催化转化反应器第二种实施方式的结构示意图。与图1所示反应器相比，图2所示反应器在第二反应区B采用两个不同扩张角的扩径段，第一扩径段15的扩张角a大于其上方第二扩径段40的扩张角b。采用多个扩张角的扩径段型式能够更好地减缓反应过程中由于产物增加导致的气速增加，使得反应器径向截面的表观气速变化不大。
下面结合实施例将对本发明提供的方法予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。
如下实施例和对比例中的重油原料性质见表1。所用催化剂为商业催化剂，商品牌号DMMC-2。
实施例1
实施例1说明本发明第二反应区采用含有扩径段的结构有利于重油催化裂解制丙烯。
反应器采用图1所示的反应器结构。第一反应区和第三反应区为提升管结构，第一反应区管径为1.2m，高径比为6.7；第三反应区的管径为0.8m，高径比为20；第一反应区和第三反应区的催化剂预提升段的直径与提升管等径段的直径比为1.3，喷嘴为6个。
第二反应区B为扩径段15和上方等径圆筒13构成，结构尺寸为圆筒13的直径4.2m高1m，扩径段15高8m，扩径段15与垂直面夹角a为10°，扩径段15的最上和最下截面的直径比为1.5，第二反应区水蒸气进料位置高度为第二反应区轴向高度的0.1，第二反应区第二再生剂进料管位置高度为第二反应区轴向高度的0.7。第二反应区内设有盘管式气体分布器。
汽提区E内设有传统的盘环挡板内构件，汽提气采用两级汽提气进料。
气体分离区D：气体分离区外部自下至上由等径筒体21、扩径段22、等径筒体23，加上反应顶部封头27构成。筒体23截面直径与筒体21截面直径比值1.5。扩径段22与垂直面夹角a为15°。气体分离区的沉降空间设置两级旋风分离器。催化剂收集区20设置盘管式分布器和传统的盘环挡板内构件。
预热为250℃的重油原料进入第一反应区A的提升管下部进行催化裂解反应，反应油气夹带催化剂从提升管出口进入第二反应区B的流化床反应器继续反应。反应后的汽油馏分提取BTX后的剩余组分作为第三反应区C轻质烃原料，预热200℃后进入第三反应区C与催化剂接触进行催化裂解反应，反应后的气固混合物从第二反应区B的上部进入第二反应区。反应后的油气进入气固分离区进行气固分离，分离后的油气在后续的油气分离系统产物分离；分离后的待生催化剂进入催化剂汽提区E，向催化剂汽提区E通入水蒸气汽提出待生催化剂上吸附的反应产物，汽提后的催化剂进入到再生器进行再生，再生后的催化剂再返回到提升管中循环使用。
再生器再生后的催化剂分三部分，一部分再生剂进行降温到610℃后进入第一反应区A的预提升段，另两部分再生剂温度为700℃进入第二反应区B和第三反应区C。
第一反应区A重油喷嘴进料中水蒸气与原料油的质量占比为0.09。第一反应区提升管出口温度控制在520℃，第一反应区催化剂和原料油的质量比即剂油比为10。油气停留时间控制为0.8s。
第二反应区B的催化剂循环量与反应器催化剂的循环量的质量比为 1.2。第二反应区等径筒体部分的操作气速控制为1.7m/s，第二反应区出口温度控制为580℃，第二反应区的油气停留时间为3s，第二反应区的水蒸气占油气质量比为0.3。
第三反应区C喷嘴进料中水蒸气与轻质烃原料的质量占比为0.1。第一反应区提升管出口温度控制在620℃，第一反应区催化剂和原料油的质量比即剂油比为12。油气停留时间控制为3s。
汽提区床层温度控制在550℃，反应压力(表压)控制在0.3MPa。
产品分布列于表2。
实施例2
实施例2用于说明反应结束后在输送管内通入激冷剂有助于降低丙烯的二次转化。
实施例2反应器采用图1所示的反应器结构，与实施例1中反应器差别在于：在输送管19入口段内设有激冷剂进料分布器与激冷剂进料相连，用于通入激冷剂。激冷剂采用重油裂解的产物—汽油馏分，控制进料量输送管19出口温度为530℃。汽提区床层温度控制在520℃。
产品分布列于表2。
实施例3
实施例3用于说明第二反应区采用多个扩径段的反应器结构型式。
实施例3反应器采用图2所示的反应器结构，第二反应区的总高度不变，将原先一个扩径段变为两个扩径段，两个扩径段的扩张角a和b分别为16°为13°。
其它结构参数和操作条件与实施例1相同。
产品分布列于表2。
实施例4
实施例4的反应器与实施例1中反应器差别在于第二反应区结构不同，其它结构相同：第二反应区为等径圆筒结构，其内径为3.2m，高10m，不存在扩径结构；汽提区上部存在很短的变径段，用于连接第二反应区；气固分离区外部结构为等径筒体，即图1中筒体22和23的直径相同，催化剂收集区20不设置汽提构件。其它条件同实施例1
操作条件：与实施例1不同之处在于两处进入反应器的再生剂温度相同为690℃，提升管出口温度为550℃。第二反应区的操作气速控制为 1.7m/s。
产品分布列于表2。
实施例5
实施例5说明将汽提区设于第二反应区B的上部，并且第二反应区采用圆筒等径结构的催化转化反应器用于重油催化裂解制丙烯的效果。
实施例5的反应器型式与实施例1中反应器差别在于：第二反应区B 为等径结构，其内径为3.2m，高10m，不存在扩径结构；待生剂收集区 20设置汽提构件充当催化剂汽提区，第二反应区下方的催化剂汽提区取消；其它条件同实施例1。
操作条件：同实施例1，增加进入第二反应区的水蒸气量，控制第二反应区的操作气速同实施例1。
产品分布列于表2。
表1
Figure BDA0002580937510000231
表2
产品分布，重％ 实施例1 实施例2 实施例3 实施例4 实施例5
干气 11.1 10.1 10.3 12.9 12.4
液化气 42.3 44.4 43.8 36.1 35.2
汽油 22.1 21.5 20.5 23.6 24.1
柴油 10.1 10.9 11.1 11.3 11.9
重油 4.6 4 5.4 5.9 6.8
焦炭 9.8 9.1 8.9 10.2 11
合计 100 100 100 100 101.4
乙烯 5.1 4.9 5.3 4.2 3.7
丙烯 22.1 24.1 23.5 18.8 17.1
丁烯 11.1 11.7 12.1 10.4 10.3
BTX 10.5 11.7 11.6 9.1 9.2
能耗/kgEO/t 51.2 53.8 51.6 56.1 57.3
由上述结果能够看出，本发明提供的重油催化裂解的反应器用于重油催化裂解制丙烯的方法，有助于提高丙烯和BTX的收率，降低焦炭和干气收率。
以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。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，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。

Claims (26)

1.一种重油催化转化反应器，该反应器由反应区、气固分离区和汽提区组成，其中，第一反应区位于第二反应区之下并开口于第二反应区底部，第三反应区与第一反应区和第二反应区并联设置，第三反应区开口于第二反应区内，汽提区位于第二反应区之下并且顶部与第二反应区连通，第二反应区顶部开口于气固分离区内，所述的气固分离区下部为催化剂收集区，其底部经催化剂收集管与所述的汽提区连通；所述的第二反应区、气固分离区的内径大于所述的第一反应区的内径；
气固分离区内设有气固分离设备，所述的第二反应区顶部经气固输送段与所述的气固分离设备连通，所述的气固分离区顶部设有油气出口；
第一反应区设有至少一个第一再生剂入口，至少一个原料进料口或水蒸气入口；
第二反应区底部设有至少一个第二再生剂入口，至少一个原料进料口或水蒸气入口；
第三反应区底部设有至少一个第三再生剂入口，至少一个原料进料口或水蒸气入口；
所述的汽提区设有汽提气入口和催化剂出口；
所述的第二反应区由下至上内径增大，第二反应区的高度与顶端内径的比值为（2-6）：1，所述的第二反应区由至少两段不同扩张角的扩径段和直筒段组成，并且，由下至上扩径段的扩张角依次缩小，处于下方的扩径段的扩张角a为1-20°。
2.按照权利要求1所述的重油催化转化反应器，其特征在于，所述的第一反应区的高径比为8-30：1；所述的第三反应区的高径比为8-30：1。
3.按照权利要求2所述的重油催化转化反应器，其特征在于，所述的第一反应区的高径比为8-20：1；所述的第三反应区的高径比为10-25：1。
4.按照权利要求1中所述的重油催化转化反应器，其特征在于，第二反应区的高度与顶端内径的比值为（2-4）：1。
5.按照权利要求1所述的重油催化转化反应器，其特征在于，所述的第一反应区出口位于所述的第二反应区由下至上5-10%高度区域内。
6.按照权利要求1所述的重油催化转化反应器，其特征在于，所述的第二再生剂入口位于由下至上所述的第二反应区轴向高度的10%~40%，所述的水蒸气入口的轴向高度低于所述的第二再生剂入口。
7.按照权利要求6所述的重油催化转化反应器，其特征在于，所述的第二再生剂入口位于由下至上所述的第二反应区轴向高度20%-30%。
8.按照权利要求1所述的重油催化转化反应器，其特征在于，所述的气固分离区的内径大于所述的第二反应区的内径。
9.按照权利要求1所述的重油催化转化反应器，其特征在于，所述的第一反应区、汽提区、第二反应区和气固分离区同轴设置，所述的汽提区位于反应器壳体与所述的第一反应区外壁围成的环形空间，所述的汽提区内设置汽提构件。
10.按照权利要求1所述的重油催化转化反应器，其特征在于，所述的催化剂收集管为一根或多根，所述的催化剂收集管的内径为300-1200mm。
11.按照权利要求1所述的重油催化转化反应器，其特征在于，所述的催化剂收集区底部设有环管式的流化气分布器。
12.按照权利要求1所述的重油催化转化反应器，其特征在于，所述的第三反应区开口于由下至上第二反应区轴向高度的70%-90%的范围内。
13.一种重油催化转化反应装置，由权利要求1-12中任一种所述的重油催化转化反应器和再生器组成，其中，所述的再生器的再生剂斜管连通所述的重油催化转化反应器的第一再生剂入口、第二再生剂入口和第三再生剂入口，所述的重油催化转化反应器的催化剂出口连通再生器的待生剂入口。
14.一种重质油催化裂解制丙烯的方法，其特征在于：采用权利要求13的催化转化反应装置，包括：
重质原料经原料进料口进入第一反应区中与再生催化剂接触，在催化裂化反应条件下进行第一段反应，反应后的油气和催化剂从第一反应区出口进入第二反应区底部；
向第二反应区通入水蒸气和再生催化剂，同时由汽提区上升的汽提蒸气进入第二反应区，进入第二反应区的油气在催化裂化反应条件下发生第二段反应，反应后的油气夹带催化剂进入气固分离区；
轻质烃原料进入第三反应区中与再生催化剂接触，在催化裂化反应条件下进行第一段反应，反应后的油气和催化剂从第三反应区出口进入第二反应区中上部；
经气固分离后的油气进入后续的油气分离系统得到丙烯产物，气固分离后的催化剂落入催化剂收集区，经催化剂收集管进入汽提区进行汽提；
汽提后的待生催化剂经催化剂出口进入再生器再生恢复活性，再生催化剂分为三部分，一部分经降温进入第一反应区，另两部分进入第二反应区和第三反应区。
15.按照权利要求14所述的重质油催化裂解制丙烯的方法，其特征在于：所述的第一反应区的反应温度比所述的第二反应区的反应温度低50-120℃。
16.按照权利要求14所述的重质油催化裂解制丙烯的方法，其特征在于，所述的第一反应区的表观气速控制为5-20m/s，油气停留时间控制为0.2-5s；第一反应区提升管出口温度控制在450-550℃，第一反应区催化剂和原料油的质量比为5-25：1；
第一反应区重油喷嘴进料中水蒸气与重油质量比为0.05-0.3。
17.按照权利要求16所述的重质油催化裂解制丙烯的方法，其特征在于，所述的第一反应区的表观气速控制为5-15m/s，油气停留时间控制为0.5-3s；第一反应区提升管出口温度控制在480-520℃；
第一反应区重油喷嘴进料中水蒸气与重油质量比为0.08-0.15。
18.按照权利要求14所述的重质油催化裂解制丙烯的方法，其特征在于，所述的第二反应区的表观气速控制为1-3m/s，第二反应区出口温度控制为530-650℃，第二反应区的油气停留时间为2-10s；第二反应区的水蒸气占油气质量比为0.2-0.7。
19.按照权利要求18所述的重质油催化裂解制丙烯的方法，其特征在于，所述的第二反应区的表观气速控制为1.5-2m/s，第二反应区出口温度控制为550-640℃，第二反应区的油气停留时间为2-6s。
20.按照权利要求14所述的重质油催化裂解制丙烯的方法，其特征在于，所述的第三反应区的油气停留时间为0.1-3s，表观气速为5-20m/s，出口温度为570-650℃；第三反应区催化剂和轻质烃原料的质量比即剂油比为6-20：1；为控制第三反应区的油气分压，第三反应区喷嘴的水油质量比0.05-2：1。
21.按照权利要求20所述的重质油催化裂解制丙烯的方法，其特征在于，所述的第三反应区的油气停留时间为0.5-2s，表观气速为8-18m/s，出口温度为570-620℃。
22.按照权利要求14所述的重质油催化裂解制丙烯的方法，其特征在于，所述的第二反应区出口油气和催化剂经气固输送段引入气固分离设备中，所述的气固输送段入口处引入低温激冷剂，控制输送管出口温度为510~530℃。
23.按照权利要求14所述的重质油催化裂解制丙烯的方法，其特征在于，所述的催化剂收集管上设有控制阀进行调控催化剂的流量，所述的催化剂收集管内催化剂流量与汽提区催化剂出口进入再生器的催化剂再生循环量的质量比为1-5:1。
24.按照权利要求23所述的重质油催化裂解制丙烯的方法，其特征在于，所述的催化剂收集管内催化剂流量与汽提区催化剂出口进入再生器的催化剂再生循环量的质量比为1-2：1。
25.按照权利要求14所述的重质油催化裂解制丙烯的方法，其特征在于，再生剂在进入第一反应区之前在进行降温，温度控制在不高于630℃；进入第二再生区的再生剂温度不高于730℃。
26.按照权利要求14所述的重质油催化裂解制丙烯的方法，其特征在于，所述的重油原料选自蜡油、常压渣油、减压渣油和加氢渣油中的一种或多种；所述的轻质烃原料选自C4-C8烃馏分油中的一种或多种混合物。
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Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN201901660U (zh) * 2010-12-02 2011-07-20 石宝珍 一种催化裂化装置
CN102277193A (zh) * 2011-03-18 2011-12-14 青岛京润石化设计研究院有限公司 一种催化裂化方法及装置
CN102337154A (zh) * 2010-07-22 2012-02-01 中国石油化工股份有限公司 一种生产丙烯和轻芳烃的催化转化方法
CN102337148A (zh) * 2010-07-22 2012-02-01 中国石油化工股份有限公司 一种烯烃原料催化转化制取丙烯的方法
CN102399579A (zh) * 2011-10-14 2012-04-04 石宝珍 一种催化裂化方法
CN102485840A (zh) * 2010-12-01 2012-06-06 石宝珍 一种催化裂化方法及装置
CN102827635A (zh) * 2011-06-15 2012-12-19 石宝珍 一种催化裂化方法及装置

Patent Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102337154A (zh) * 2010-07-22 2012-02-01 中国石油化工股份有限公司 一种生产丙烯和轻芳烃的催化转化方法
CN102337148A (zh) * 2010-07-22 2012-02-01 中国石油化工股份有限公司 一种烯烃原料催化转化制取丙烯的方法
CN102485840A (zh) * 2010-12-01 2012-06-06 石宝珍 一种催化裂化方法及装置
CN201901660U (zh) * 2010-12-02 2011-07-20 石宝珍 一种催化裂化装置
CN102277193A (zh) * 2011-03-18 2011-12-14 青岛京润石化设计研究院有限公司 一种催化裂化方法及装置
CN102827635A (zh) * 2011-06-15 2012-12-19 石宝珍 一种催化裂化方法及装置
CN102399579A (zh) * 2011-10-14 2012-04-04 石宝珍 一种催化裂化方法

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