CN116064097A - 一种原油催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法及装置 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及原油催化转化技术领域，提供一种原油催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，原油分离和催化裂解联合一体设计，联合运行，原油直接进行流化催化裂解制烯烃，同时实现原油不同组分选择性催化裂解；脱盐脱水后的原油在加热炉或换热设备预热后，先进入加压原油分离塔，低沸点组分气化后形成气体物流上升，与未气化的原油高沸点组分分离，所述原油高沸点液相组分进入流化催化裂解反应器进行裂解反应，气相低沸点组分直接或再加热后进入流化催化裂解反应器进行选择性流化催化裂解。

Description

一种原油催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法及装置
技术领域
本发明属于原油类催化转化技术领域，特别涉及一种原油催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，本发明同时提供了上述方法对应的装置。
背景技术
以乙烯、丙烯为代表的低碳烯烃是化学工业的最基本原料,现有催化转化技术是在生产汽油、柴油的同时副产低碳烯烃，远不能满足当前市场对有机化工原料的需求。芳烃是产量和规模仅次于乙烯和丙烯的重要有机化工原料,其衍生物广泛用于生产化纤、塑料和橡胶等化工产物和精细化学品，随着石油化工及纺织工业的不断发展，世界上对芳烃的需求量也不断增长。国内外多以天然气或轻质石油馏分为原料，采用乙烯联合装置中蒸汽裂解工艺生产低碳烯烃，由生产乙烯的同时副产大量其他烯烃和芳烃等基础原料。虽然蒸汽裂解技术经过几十年的发展，技术不断完善，但仍具有能耗高、生产成本高、CO2排放量大和产物结构不易调节等技术局限，传统的蒸汽裂解生产乙烯和丙烯的技术正面临严峻的考验。利用催化转化方法制低碳烯烃，同时副产丙烯、丁烯等低碳烯烃以及芳烃等化工原料是解决资源短缺、低成本生产化工产物的新方向，已成为当今重要的研究课题和热点问题。
原油先常压或常减压分离成不同的组分，不同组分再分别处理是炼油厂通用的路线，已有技术都是围绕如何对分馏的组分进行加工方案。在催化转化制低碳烯烃，并副产丙烯、丁烯等低碳烯烃方面，主要有一下几种思路：
1、不同组分分别在不同的反应器内进行催化反应。如CN109575982A提供一种原油催化裂解制低碳烯烃和芳烃的方法，原油经脱盐、脱水后，进加热炉加热，然后进蒸馏塔，将原油分成轻高沸点组分，切割点在150～300℃之间；塔顶出来的低沸点组分和塔底出来的高沸点组分在两个反应器内在水蒸汽气氛下与高温催化剂接触反应。
沙特阿拉伯公司在CN104903427中发明了原油轻重组分分别在不同的下行反应器催化裂解制化学品的方法。
2、反应器内分层进料反应。如CN1898362提供了一种生产低碳烯烃和芳烃的方法,原料与催化裂解催化剂接触，反应根据原料性质至少分两层进料,除目的产物外来自分馏塔的不同液态反应产物从不同位置返回反应器再次转化。CN1215041A提供了一种多种进料烃类直接转化制烯烃方法制低碳烯烃、丙烯、芳烃等，反应器上设置多组进料口，使性质不同的烃类从不同的进料口进入装置，并在各部相同的工艺条件下进行裂解反应。CN104560154A提供给了一种多产低碳烯烃和轻芳烃的烃类催化转化方法，该方法包括：将重质烃类原料与裂化催化剂在反应区接触进行催化裂化反应，然后分离得到第一积碳催化剂和第一反应产物；将轻质烃原料从第二反应器的上游注入，将中质烃类原料从第二反应器中部注入，进行催化裂化反应；将所述第二反应器中产生的反应混合物引入第三反应器继续进行反应，然后分离得到第二积碳催化剂和第二反应产物。其中所述裂化催化剂为含有改性β沸石的裂化催化剂，所述改性β沸石为琳和过度金属M改性的β沸石。
3、在原料油提升管外，另建反应器使不同馏分再次催化转化，即采用多反应器形式，反应区进行常规原料油反应，经分馏后某一或几种馏分如粗汽油进入另建反应器进一步转化得到目的产物；如CN1388216公开了一种制取丙烯、丁烯及低烯烃含量汽油的催化转化方法，包括以下步骤：(1)预热后的烃油(仍然是液体)注入提升管中，与含有五元环高硅沸石和Y型沸石的催化剂接触并反应，油剂混合物经提升管进入流化床；(2)汽油注入流化床中，与来自提升管的催化剂接触并反应；(3)分离油剂混合物，反应后的催化剂经汽提、送入再生器中再生，再生后的催化剂返回提升管循环使用。该方法既可增产低碳烯烃又可生产低烯烃含量的高品质汽油。CN1258580C公开了一种催化转化汽油深度降烯烃增辛烷值的改质方法和系统，是在重油催化转化装置的反应-再生系统中增设一个催化改质反应器，对催化转化汽油馏分进行催化改质反应。所改质的催化转化汽油馏分可以是粗汽油全馏分、粗汽油轻馏分或粗汽油重馏分，这些馏分是在分馏塔塔顶建立二级冷凝系统来获取的。
原油蒸馏分馏是共用过程，是熟知的；催化裂化或催化裂解原料主要来自原油分馏装置，如常压重油来自常压蒸馏分离，蜡油来自减压蒸馏分离，石脑油催化裂解石脑油来自常压蒸馏分离；尽管催化裂解装置原料主要来自原油分离，但已有催化裂化或裂解技术基本是围绕如何提高催化裂解效果展开；基本未涉及如何使原油和催化裂解直接联合问题。
已有技术或专利很多都有原油分离成重组分和轻组分，分别进行催化裂解的表述，但没能提出如何分离，如何实现加压分离，如何不设置侧线换热系统实现分离比例和分离精度调整，尤其是没有涉及原油分离如何与催化裂解联运，如何实现才是技术核心。
其实已有技术的这种表述对所有已有催化裂化装置都是使用的，所有的催化裂解，甚至所有二次加工装置的原料都是来自原油分馏装置，都可以说成“原油分离后进入某某装置”，这是炼油的基本过程，并不涉及技术措施和实施方案。专利是技术环节，具体的技术措施使必须的。
已有的原油分馏都是通过低压实现的，在常压甚至减压(负压)下进行，但催化裂化装置是加压的，原油分离直接和催化裂化或裂解装置联运时，原油分离压力必须高于催化裂解反应压力，已有的蒸馏技术并不能直接用于原油分离和催化裂解联运；另外，已有原油分馏过程是通过侧线取热冷却实现冷回流进行原油分离的，分馏塔外需要大量的换热设备，流程复杂，投资大，能耗高；
工业已有的闪蒸塔可以没有侧线换热部分实现分离，但由于没有侧线等原因，已有闪蒸塔只能分离出少量原油中的气体和轻石脑油组分，且在常压下实现，组分分离精度低，分离出的组分一般再进入蒸馏塔；尤其是无法实现原油轻重组分的任意调整，更无法与催化裂化装置联运。
埃克森美孚公司创造性的把原油分馏和蒸汽裂解联合设计，利用蒸汽裂解炉对流段热量加热原油，原油分离出石脑油组分直接进行蒸汽裂解，从而在全世界开启了“原油直接制烯烃或化学品”新领域；该方案成为原油直接制化学品的标志性里程碑式技术。该技术实质就是把原油分馏和蒸汽裂解联合设计，每个部分都是炼油厂有过的，并不涉及新理论、新原理。但联合设计明显缩短流出、降低投资和能耗，提高经济型。化工技术核心进步就是经济型。
另外，原油催化裂解制低碳烯烃或化学品，希望增加乙烯和丙烯收率。提高反应温度是最有效的途径。但HCC、CPP、ACO等技术的工业实践证明，催化裂解反应过程与蒸汽裂解过程反应产物稳定性差别很大，高温催化裂解产物性质并不稳定，出现明显的反应后设备结焦趋势，造成几十年来所有高温流化催化裂解产乙烯和丙烯的努力都不成功。但原油中石脑油组分又只能足够的温度才能裂解。解决技术的可用性和最求高烯烃收率之间的矛盾成为催化裂解制低碳烯烃的核心问题。技术不是“原理”，必须解决实际问题。
发明内容
本发明旨在提供一种原油催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，一种原油“全组分”直接催化裂解制化学品的方法，提高催化裂解效率，使原油中不同组分按需要的条件进行独立的选择性催化裂解，实现原油双组分切割分离直接与催化裂解联合设计成一套装置，联合运行,简化和缩短流程，降低投资和能耗，并解决催化裂解产物不稳定导致技术方案无法应用问题,使该方法具有实际应用可能性；原油自回流方案使原油组分分离即提高分离效果，又不需要侧线换热系统，投资少、能耗低但分离效果良好，且可以较大幅度调整分离组分比例。
本发明提供一种原油催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，在一个联合装置内实现原油按组分直接选择性催化裂解制取低碳烯烃和芳烃；采用技术方案如下：
脱盐脱水后的原油在加热炉或换热设备预热后，先进入加压的原油分离塔(或称原油分离塔或闪蒸塔)，实现部分组分气化，分离成原油气相组分和原油高沸点液相组分两部分；气相组分上升到分离塔顶，高沸点组分沉降到分离塔底；具体过程为：
(1)脱盐脱水后的原油加压、预加热后部分或全部作为或形成入塔原油物流进入原油分离塔，在原油分离塔内在高于下游催化裂解反应压力即催化裂解反应的沉降器压力条件下部分气化，气化后气体与未气化部分分离并上升；为了实现和提高分离精度，减少组分重合比例，原油加热前或加热后进入原油分离塔前注入水或蒸汽，或在原油分离塔内下部液体组分内注入水或蒸汽，实现原油中低沸点组分气化，气化后组分气体和蒸汽一起向上流动，未气化的高沸点组分在原油分离塔底部形成液体物流；
本发明中，为了提高分离效果，减少分离的两部分组分重叠程度，采用注入水或蒸汽的办法，水或蒸汽在原油加热前注入到原油中或在原油加热后进入分离塔前注入到原油中，或直接注入到分离塔内；蒸汽注入分馏塔内时优先在分离塔低液相内注入；具体实施时，注入水时，优先使用催化装置汽提污水；注水或蒸汽量不大于原油量的15％(质量比)；
(2)液体回流物流从回流物流入口进入原油分离塔；回流物流为温度低于250℃的液体物流，或原油的一部分，或95％以上组分为实沸点45℃-500℃的烃类，或/和水中的一种或多种；回流物流在原油分离塔塔内塔顶区域与原油分离塔中气化上升的气体物流混合并使其降温，使气体(气相)物流中的高沸点组分再次液化，液体部分向下流动，沉降返回到原油分离塔底部的高沸点组分中，原油分离塔内气相塔顶低沸点组分从原油分离塔顶部流出，液体塔底高沸点组分从原油分离塔底部流出；
回流物流为原油的一部分或/和水时，从加热前的原油中分流一部分作为回流物流从原油分离塔顶部区域的回流物流入口进入原油分离塔，或/和用水从回流物流入口进入原油分离塔；在无侧线换热系统进行原油分离时，降低组分重叠比例、减少高沸点组分混入低沸点组分、提高分离效果是关键；为提高原油分离效果，并降低投资，本发明优先直接采用未加热原油分流出一部分作为分离塔冷回流物流的办法在分离塔顶部区域进入分离塔，从被分离原料自身产生冷回流，不需要分离塔侧线换热系统，具体从原油中分流的冷回流物流不大于原油的15％(质量比)；具体实施时，在具体的实施方式和实施例中，优先采用加热前直接从原油中分流一部分低温原油从原油分离塔顶部区域管口进入原油分离塔，形成低温回流物流的方法，回流物流在分离塔塔顶区域与分离塔中气化的气体物流混合并使其降温，使分离塔中上升到塔顶的气相物流中的高沸点组分再次液化，液体部分沉降返回到分离塔底部的高沸点组分中，剩余低沸点组分和蒸汽形成气相低沸点组分从分离塔顶部流出，高沸点组分从分离塔底部流出；改变入塔原油物流的温度或回流物流的流量或调节分离塔的压力可有效地控制分离成的低沸点组分气体和高沸点组分液体的组成和流量比例，实现被分离物自身冷回流、无侧线换热原油精确分馏；
或者，原油分离塔顶注入水，用水作为冷回流物流，注入的水与分离塔内气化后上升的气体物流混合，实现气相组分降温，气体组分中的高沸点组分再次被液化，与气体分离，液体沉降到分离塔底的高沸点组分内；使用水作为冷回流物流时，水量不大于原油的10％(质量比)；或者，同时使用未加热的原油和水，或分离塔底高沸点组分和水作为分离塔顶回流物流；
或者，所述回流物流为高沸点组分的一部分，从原油分离塔的高沸点组分中分流一部分换热冷却后作为回流物流，返回原油分离塔；具体地，从流出分离塔底部的高沸点组分液体中分流一部分换热冷却后返回分离塔顶，作为冷回流物流使用；
或者，所述回流物流为90％以上组分为实沸点在45℃-500℃的烃类，或者为上述烃类和水的混合组分；
具体实施时，作为分离塔冷回流物流分成几路分别在不同高度进入原油分离塔，回流物流可以在一个标高进入分离塔，或在不同标高位置分开进入分离塔；优选在一个位置注入；
(3)塔顶低沸点组分气相状态进入反应器下反应区，或再加热后进入反应器下反应区，减少反应需要的热量，在催化剂环境下进行催化裂解反应，反应温度由催化剂滑阀通过催化剂流量控制；塔底高沸点组分经泵加压用雾化蒸汽雾化后进入反应器上反应区反应，反应温度由第二催化剂滑阀通过催化剂流量控制；塔顶低沸点组分加热温度不高于600℃；具体实施时，在反应器内注入蒸汽降低烃分压，增加低碳烯烃尤其是丙烯收率；注入蒸汽量按反应器内总蒸汽不超过反应原料的60％(质量比)控制；
(4)来自再生器的催化剂1从催化剂输送管经过催化剂滑阀和催化剂入口进入反应器下反应区，与塔顶低沸点组分混合，实现塔顶低沸点组分的流化催化裂解反应；
(5)来自再生器的催化剂2从第二催化剂输送管经过第二催化剂滑阀和第二催化剂入口进入反应器上反应区，与塔底高沸点组分混合进行催化裂解反应；
(6)反应后的产物和催化剂在沉降汽提器分离出催化剂，催化剂沉降汽提后返回再生器再生，循环使用；分离催化剂后的反应产物从沉降汽提器流出；进入后续的产品分馏系统；产品分馏技术人员熟知；具体实施时，来自再生器的催化剂进入反应器前进行催化剂携带气体的置换，降低进入反应器的氧气、CO、CO2、N2等不凝气体量。使用水蒸汽进行催化剂汽提或使用氮气进行催化剂携带气体置换；来自再生器催化剂的“汽提”是熟知的技术。
进一步地，反应器的下反应区和上反应区优先设计成上下同轴串联的连体形式，下反应区在下方，上反应区在上方，上下设置两个对应的催化剂入口；从分离塔分离出的塔顶低沸点组分在反应器下反应区反应后和催化剂一起进入反应区上反应区，和塔底高沸点组分混合后共同反应。
上述的原油催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，进一步地，所述原油预热或加热到200℃到380℃再进入原油分离塔，优选加热到200℃到360℃；所述原油分离塔塔顶压力230kpa(绝)到460kpa(绝)，优选塔顶压力为220kpa(绝)到460kpa(绝)；催化裂解反应的沉降器压力190kpa(绝)到460kpa(绝)，优选沉降器压力190kpa(绝)到410kpa(绝)；具体实施时，反应器下反应区反应温度优选640℃-760℃；反应器上反应区反应温度580℃-720℃，优选反应器上反应区反应温度580-620℃。
上述的原油催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，进一步地，所述反应器下反应区由湍流流化床或快速流化床反应区和输送床或提升管反应区串联组成，湍流流化床或快速流化床反应区在下方；塔顶低沸点组分先进入湍流流化床或快速流化床反应区反应，由于湍流流化床或快速流化床的混合特点，实现在适度含碳催化剂环境下裂解，提高丙烯选择性；来自再生器的催化剂1从催化剂输送管和催化剂入口在湍流流化床或快速流化床反应区进入反应器下反应区，通过湍流流化床或快速流化床模式强化催化剂的作用，提高裂解能力，降低低沸点组分裂解反应温度，增加丙烯比例。
上述的原油催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，进一步地，所述反应器上反应区，自下而上由湍流流化床或快速流化床、输送床或提升管反应区串联组成；或者自下而上由输送床或提升管、湍流流化床或快速流化床和输送床或提升管串联组成；来自再生器的催化剂2从第二催化剂输送管和第二催化剂入口自下方进入反应器上反应区；通过湍流流化床或快速流化床模式能够降低反应温度、提高丙烯对乙烯的比例；所述湍流流化、快速流化床、输送床在流态化技术中有明确定义，技术人员掌握。
上述的原油催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，进一步地，当需要回炼时，比如本发明方法反应产物中非目的化学品产物回炼或其他装置物流在本装置加工，所述反应产物经分馏塔分馏得到的或外来95％以上组分实沸点低于360℃的轻烃在反应器下反应区回炼；所述反应产物经分馏塔分馏得到的或外来95％以上组分实沸点高于300℃的物流在反应器上反应区回炼。具体地，从后续的分馏塔分离出后反应产物非丙烯、乙烯和轻芳烃组分，比如气体产品中的C4、丙烷、乙烷返回反应器下反应区裂解；从后续反应产品分馏塔分离出的汽油组分、LCO(循环油)等组分物流返回反应器上反应区继续裂解或加氢后返回下反应区或上反应区。
本发明同时提供了一种原油催化转化制低碳烯烃和芳烃的装置和反应器，装置包含反应器下反应区、反应器上反应区、沉降器、汽提器、原油分离塔、原油换热或加热设备和催化剂再生器；
所述反应器下反应区、反应器上反应区为上下同轴竖向设计且相互连通，反应器下反应区在下方，反应器上反应区在上方；
所述反应器下反应区下部的催化剂入口通过催化剂输送管与所述再生器连通；所述反应器上反应区下部的第二催化剂入口通过第二催化剂输送管与再生器连通；
在所述反应器下反应区下部设置塔顶低沸点组分入口和蒸汽入口，以分别引入塔顶低沸点组分和蒸汽，反应器上反应区下部设置塔底高沸点组分入口，以引入塔底高沸点组分；
所述塔底高沸点组分入口与所述原油分离塔底部之间设置物流管线，以引入经原油分离塔分离出的塔底高沸点组分；所述塔顶低沸点组分入口与所述原油分离塔顶部之间设置物流管线，以引入经原油分离塔分离出的塔顶低沸点组分，或者，在该物流管线上同时设置换热或加热炉，塔顶低沸点组分加热后进入反应器，具体实施时，塔顶低沸点组分加热温度不大于600℃；所述原油分离塔外侧下方设入塔原油物流入口、注入水或蒸汽入口，外侧上部设1-3层回流物流入口，以分别引入加热后进入分离塔的原油或原油与蒸汽的混合物、注入水或蒸汽以及进入分离塔顶的低温冷回流物流；
所述原油分离塔，原油换热或加热设备和原油管线之间用管线连通；所述回流物流入口与原油管线之间用管线连通。进一步地，分离塔顶外侧设置水入口。分离塔顶冷回流物流或水入口在分离塔内连接分配器，使回流物流均匀分配到分离塔横截面；分配器技术人员熟知。
上述的原油催化转化制低碳烯烃和芳烃的装置，进一步地，所述反应器下反应区为下方直径扩大的形式，即湍流流化床或快速流化床，反应器下反应区为扩径区即湍流流化床或快速流化床和缩径区即提升管串联形式。
上述的原油催化转化制低碳烯烃和芳烃的装置，进一步地，所述反应器上反应区为下方直径扩大、上方直径缩小的形式，即反应器上反应区为自下而上的扩径区即湍流流化床或快速流化床和缩径区即提升管串联形式；或反应器上反应区为中间直径扩大的形式，即反应器上反应区为自下而上的下缩径区即提升管、扩径区即湍流流化床或快速流化床和缩径区即提升管串联形式。
上述的原油催化转化制低碳烯烃和芳烃的装置，原油分离塔内在回流物流入口位置下方设置塔盘或填料，使部分液体组分停留在塔盘或填料上，增加塔内上升气体与重组分分离效果；塔盘和填料技术人员熟知。
上述的原油催化转化制低碳烯烃和芳烃的装置，原油分离塔内在回流物流入口位置上方设置填料或塔盘或液体聚结设备，聚结设备或称聚结器是熟知的，可以是丝状、波纹板状等。
有益效果：
分离塔内的气化组分和水蒸气保持气相状态直接或再加热后进入催化裂解反应器，取消了已有技术分馏塔顶冷换系统，降低投资；塔底高沸点组分经蒸汽雾化后进入催化裂解反应器上反应区；分离塔顶流出的塔顶低沸点气相组分和塔底高沸点液相组分在同一个反应器内分区进行选择性流化催化裂解；由于催化裂解制乙烯和丙烯反应需要更多的热量，反应生焦的再生不能满足反应对热量的需求，一般需要另外补热，本发明采用低沸点组分气相进料，可以明显降低催化裂解反应器需要的热量，降低能耗；
由于高沸点组分相对容易催化裂解，低沸点组分需要的裂解温度更高；本发明采用塔顶低沸点组分采用先高温裂解、塔底高沸点组分后裂解，低沸点组分在较高温度反应，高沸点组分在比高沸点组分低的温度下反应的方案；低沸点组分反应后的热量和少量积碳的催化剂继续进行高沸点组分的催化裂解反应，同时增加低沸点组分裂解产物在降温环境下和催化剂接触的时间，在降温催化剂环境下实现低沸点组分裂解产物的稳定；塔底高沸点组分采用缓和的裂解条件，降低了乙烯产率。
附图说明
附图仅是对本发明实施方式的示意，具体实施不限于此。
图1为本发明实施方式一工艺示意图；
图2为本发明实施方式二工艺示意图；
图中编号标记内容如下：10反应器下反应区或称反应器下区，11蒸汽，12催化剂滑阀，12A催化剂入口，13催化剂输送管或称第一再生立管，15反应器下区扩径区，16反应器下区缩径区；20反应器上反应区或称反应器上区，21雾化蒸汽，22第二催化剂滑阀，22A第二催化剂入口，23第二催化剂输送管或称第二再生立管，25反应器上区扩径区，26反应器上区缩径区，27反应器上区下缩径区；30沉降器，32气固分离器，33(从沉降器流出的)反应产物；40汽提器，41汽提蒸汽，42汽提挡板；43待生催化剂输送管，50原油分离塔(原油分离塔或闪蒸塔)，51入塔物流即加热后进入分离塔的原油或原油与蒸汽的混合物，52入塔水或蒸汽(注入的水或蒸汽)，53回流物流即进入分离塔顶的低温冷回流物流，54塔底高沸点组分即分离塔底流出的高沸点组分，55塔顶低沸点组分即分离塔顶流出的气体组分；60原油换热或加热设备；T0；TIC温度显示控制信号；FRC流量指示控制信号；PIC压力指示控制信号；再生器，分离塔内塔盘、填料、产品分馏塔系统是技术人员熟知的，图中没有单独列出。
具体实施方式：
以下以具体实施例来说明本发明的技术方案，但本发明的保护范围不限于此。
具体实施过程如下：
脱盐脱水处理后的原油F0，用泵加压到0.5MPa(绝)～1.2MPa(绝)进入原油加热炉或换热器60加热到200℃到360℃，优先使用换热器加热到250℃到300℃，然后进入原油分离塔50；分离塔顶压力控制在200kpa-460kpa，优先选择分离塔顶压力230kpa到260kpa；原油在分离塔内部分组分实现气化并向上流动；原油未加热前分流一部分作为冷回流物流53从塔顶经液体分配器分散到分离塔内，与上升到塔顶的气化组分混合，使气化组分降温，使其中的高沸点组分液化从气体中分离出，提高分离塔的原油分离精度；分离出的原油低沸点组分和蒸汽形成气体物流即塔顶低沸点组分55从原油分离塔50塔顶流出，塔底高沸点组分54从塔底流出；改变进入分离塔的原油即入塔原油物流温度可以方便的调整塔底流出物即塔底高沸点组分54和塔顶流出物即塔顶低沸点组分的比例，增加入塔原油物流的温度，塔顶低沸点组分55流量增加；调整入塔水或蒸汽的量可以改变塔底高沸点组分54和塔顶低沸点组分55的比例以及塔顶低沸点组分55的组成；调整冷回流物流数量可以控制塔顶低沸点组分的组成；具体实施时，入塔水或蒸汽52不大于原油F0的10％，优先选入塔水或蒸汽52使用蒸汽，占原油F0的0.5％-5％(质量比)；作为冷回流的原油回流物流53不大于原油F0的15％；用水作为冷回流物流53时，该水量不大于原油F0的5％；优先使用原油F0作为冷回流物流53；具体实施时，在冷回流物流53分配器下方设置4至8层塔盘或相当效果的填料，实现入塔原油物流51气化的上升气体和回流原油的接触传质，提高气化组分和液体组分的分离精度；
具体实施时，冷回流物流53可以分层注入，一般2层注入即可；此时下层注入量占回流物流53总量的70％到90％；
具体实施时，单独用水作为冷回流物流53时，回流物流注入点位置相对使用原油作为冷回流物流时下移，优选下移到分离塔中部；提高气化组分中高沸点部分的液化效果；
具体实施时，用水和未加热原油同时做冷回流物流53时，原油在下方进入，水在上方进入；具体实施时，在分离塔顶或回流物流注入点上方设置液体聚结器或填料，降低液体携带。聚结器和填料是行业熟知的产品；
具体实施时，塔顶低沸点组分55保持气相直接进入反应器下反应区10的扩径区即湍流流化床反应区，湍流流化床按气体表观流速优先按0.6m/s到1.2m/s，停留时间优先按1.0-3.0秒；塔底高沸点组分54进入反应器上反应区20反应，裂解反应温度优先按600℃-630℃；催化剂再生温度优先按不高于740℃。以下是具体的实施方式。
实施方式一：
本实施方式的原油催化转化制低碳烯烃的方法，采用图1所示的装置，装置包含反应器下反应区10、反应器上反应区20、沉降器30、汽提器40、原油分离塔50、原油换热或加热设备60和催化剂再生器(图中未示出)；
反应器下反应区10、反应器上反应区20为上下同轴竖向设计且相互连通，反应器下反应区10在下方，反应器上反应区20在上方；具体实施时，反应器下反应区10、反应器上反应区20选自提升管、流化床的单一或复合反应形式，本实施方式中两反应区均为提升管形式；
反应器下反应区10下部的催化剂入口12A通过催化剂输送管13与再生器连通；反应器上反应区20下部的第二催化剂入口22A通过第二催化剂输送管23与再生器连通；
在反应器下反应区10下部设置塔顶低沸点组分入口和蒸汽入口，塔顶低沸点组分55和蒸汽11进入下反应区，反应器上反应区20下部设置塔底高沸点组分入口和雾化蒸汽入口，塔底高沸点组分54和雾化蒸汽21进入上反应区；
塔底高沸点组分入口与原油分离塔50底部之间设置物流管线，塔顶低沸点组分入口与原油分离塔50顶部之间设置物流管线，在原油分离塔50外侧下方设入塔原油物流入口和蒸汽入口，外侧上部设1层回流物流入口；原油分离塔50，原油换热或加热设备60和原油管线之间用管线连通，回流物流入口与原油管线之间用管线连通。
实施例1
采用图1所示的装置，用原油经催化转化制低碳烯烃；
原油F0性质：密度0.85，氢含量13.0，K值12.5，Ni含量小于3.0ppm，V含量0.3ppm；
原油F0温度125℃；分离塔顶压力255kpa(绝)；入塔水或蒸汽52为250℃蒸汽，分离塔注入蒸汽占原油的2％；回流物流53为加热前的原油F0的一部分，注入回流的原油占原油的5％；分离塔直径按气体物流空塔流速0.6m/s；加热后的原油即入塔原油物流51温度270℃；回流物流53从一个位置注入分离塔50；
反应区反应条件：
反应沉降器压力215kpa(绝)，反应器上反应区20反应温度为600℃，反应时间1.2秒；反应器下反应区10反应温度670℃，反应时间1.8秒；反应区总蒸汽量为原油量的35％；
再生器：再生温度700℃控制。实施例1单程转化气体产品组成如表1所示。
表1实施例1单程转化气体产品组成
组分 组成，％(重)
干气 15
甲烷 3.0
乙烯 9.3
液化气 55
丙烯 28.6
实施方式二：
反应器下反应区10采用自下而上湍流流化床与输送床(俗称提升管)串联形式，即反应器下反应区10为下方直径扩大的形式，反应器上反应区20为中间直径扩大的形式，如图2所示，反应器下反应区10包括下区扩径区15和下区缩径区16，塔顶低沸点组分55气体物流直接通过分布器进入湍流流化床即下区扩径区15内进行催化裂解；反应器上反应区20自下而上由输送床即上区下缩径区27、快速流化床即上区扩径区25和输送床即上区缩径区26串联组成；
其他部分装置结构同实施方式一。
实施例2
采用图2所示的装置，以原油为原料生产乙烯，实施参数如下：
塔顶低沸点组分55气体物流再在反应器下反应区10中的反应时间3.0秒，其中下区扩径区15内的反应时间2.5秒；塔顶高沸点组分54液体物流在反应器上反应区20内的反应时间2.0秒，其中在上区扩径区25内的反应时间1.3秒。其他与实施例1相同。

Claims (10)

1.一种原油催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，其特征在于，所述原油分离和催化裂解联合一体设计，联合运行，原油直接进行流化催化裂解制烯烃；脱盐脱水后的原油在加热炉或换热设备预热后，先进入加压原油分离塔，低沸点组分气化后形成气体物流上升，与未气化的原油高沸点组分分离，所述原油高沸点液相组分进入流化催化裂解反应器进行裂解反应，气相低沸点组分直接或再加热后进入流化催化裂解反应器进行选择性流化催化裂解；具体过程为：
(1)脱盐脱水后的原油(F0)加压、预加热后部分或全部作为入塔原油物流(51)进入原油分离塔(50)，在原油分离塔(50)内在高于下游催化裂解反应压力条件下部分气化，原油加热前或加热后进入原油分离塔(50)前注入水或蒸汽，或在原油分离塔(50)内下部液体组分内注入水或蒸汽，实现原油中低沸点组分气化，气化后气体和蒸汽一起向上流动，未气化的高沸点组分在原油分离塔(50)底部形成液体物流；
(2)液体回流物流(53)从回流物流入口进入原油分离塔(50)；回流物流(53)为温度低于250℃的液体物流，或原油(F0)的一部分，或95％以上组分为实沸点45℃-500℃的烃类，或/和水中的一种或多种；回流物流(53)在原油分离塔(50)塔内塔顶区域与原油分离塔(50)中气化上升的气体物流混合并使其降温，使气体物流中的高沸点组分再次液化，液体部分向下流动，沉降返回到原油分离塔(50)底部的高沸点组分中，气相塔顶低沸点组分(55)从原油分离塔(50)顶部流出，液体塔底高沸点组分(54)从原油分离塔(50)底部流出；
回流物流(53)为原油(F0)的一部分或/和水时，从加热前的原油(F0)中分流一部分作为回流物流(53)从原油分离塔(50)顶部区域的回流物流入口进入原油分离塔(50)，或/和用水从回流物流入口进入原油分离塔(50)；
或者，从流出原油分离塔(50)的塔底高沸点组分(54)中分流一部分换热冷却后作为回流物流返回原油分离塔(50)；
(3)塔顶低沸点组分(55)气相状态进入反应器下反应区(10)，或再加热后进入反应器下反应区(10)，在催化剂环境下进行催化裂解反应，反应温度由催化剂滑阀(12)通过催化剂流量控制；塔底高沸点组分(54)经泵加压用雾化蒸汽雾化后进入反应器上反应区(20)反应，反应温度由第二催化剂滑阀(22)通过催化剂流量控制；
(4)来自再生器的催化剂1从催化剂输送管(13)经过催化剂滑阀(12)和催化剂入口(12A)进入反应器下反应区(10)，与塔顶低沸点组分(55)混合，实现塔顶低沸点组分的流化催化裂解反应；
(5)来自再生器的催化剂2从第二催化剂输送管(23)经过第二催化剂滑阀(22)和第二催化剂入口(22A)进入反应器上反应区(30)，与塔底高沸点组分(54)混合进行催化裂解反应；当反应器上反应区(30)和反应器下反应区(10)设计成上下同轴串联的连体形式时，塔顶低沸点组分(55)在反应器下反应区(10)反应后和催化剂一起进入反应器上反应区(30)，和塔底高沸点组分(54)混合后共同反应；
(6)反应后的产物和催化剂在沉降汽提器分离出催化剂，催化剂沉降汽提后返回再生器再生，循环使用；分离催化剂后的反应产物(33)从沉降汽提器流出。
2.如权利要求1所述的原油催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，其特征在于：所述原油(F0)预热或加热到200℃到380℃；所述原油分离塔(50)塔顶压力230kpa(绝)到460kpa(绝)；催化裂解反应的沉降器压力190kpa(绝)到410kpa(绝)。
3.如权利要求1所述的原油催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，其特征在于：所述反应器下反应区(10)由湍流流化床或快速流化床反应区和输送床或提升管反应区串联组成，湍流流化床或快速流化床反应区在下方；塔顶低沸点组分(55)先进入湍流流化床或快速流化床反应区反应；来自再生器的催化剂1从催化剂输送管(13)和催化剂入口(12A)在湍流流化床或快速流化床反应区进入反应器下反应区(10)。
4.如权利要求1所述的原油催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，其特征在于：所述反应器上反应区(20)，自下而上由湍流流化床或快速流化床、输送床或提升管反应区串联组成；或者自下而上由输送床或提升管、湍流流化床或快速流化床和输送床或提升管串联组成；来自再生器的催化剂2从第二催化剂输送管(23)和第二催化剂入口(22A)自下方进入反应器上反应区(20)。
5.如权利要求1所述的原油催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，其特征在于：所述反应产物(33)经分馏塔分馏的或外来95％以上组分实沸点低于360℃的轻烃在反应器下反应区(10)回炼；所述反应产物(33)经分馏塔分馏的或外来95％以上组分实沸点高于300℃的物流在反应器上反应区(20)回炼。
6.一种原油催化转化制低碳烯烃和芳烃的装置和反应器，其特征在于：
装置包含反应器下反应区(10)、反应器上反应区(20)、沉降器(30)、汽提器(40)、原油分离塔(50)、原油换热或加热设备(60)和催化剂再生器；
所述反应器下反应区(10)、反应器上反应区(20)为上下同轴竖向设计且相互连通，反应器下反应区(10)在下方，反应器上反应区(20)在上方；
所述反应器下反应区(10)下部的催化剂入口(12A)通过催化剂输送管(13)与所述再生器连通；所述反应器上反应区(20)下部的第二催化剂入口(22A)通过第二催化剂输送管(23)与再生器连通；
在所述反应器下反应区(10)下部设置塔顶低沸点组分入口，反应器上反应区(20)下部设置塔底高沸点组分入口；
所述塔底高沸点组分入口与所述原油分离塔(50)底部之间设置物流管线，以引入经原油分离塔(50)分离出的塔底高沸点组分(54)；所述塔顶低沸点组分入口与所述原油分离塔(50)顶部之间设置物流管线，以引入经原油分离塔(50)分离出的塔顶低沸点组分(55)，或者，在该物流管线上同时设置换热或加热炉；所述原油分离塔(50)外侧下方设入塔原油物流入口、注入水或蒸汽入口，外侧上部设1-3层回流物流入口，以分别引入加热后进入分离塔的原油或原油与蒸汽的混合物、注入水或蒸汽以及进入分离塔顶的低温冷回流物流(53)；
所述原油分离塔(50)，原油换热或加热设备(60)和原油管线之间用管线连通；所述回流物流入口与原油管线之间用管线连通。
7.如权利要求6所述的原油催化转化制低碳烯烃和芳烃的装置，其特征在于：所述反应器下反应区(10)为下方直径扩大的形式。
8.如权利要求6所述的原油催化转化制低碳烯烃和芳烃的装置，其特征在于：所述反应器上反应区(20)为下方直径扩大、上方直径缩小的形式；或反应器上反应区(20)为中间直径扩大的形式。
9.如权利要求6所述的原油催化转化制低碳烯烃和芳烃的装置，其特征在于：所述原油分离塔(50)内在回流物流入口位置下方设置塔盘或填料。
10.如权利要求6所述的原油催化转化制低碳烯烃和芳烃的装置，其特征在于：所述原油分离塔(50)内在回流物流入口上方设置填料或塔盘或液体聚结设备。
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