CN116218561A - 催化裂化反应器、催化裂化系统及方法 - Google Patents

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CN116218561A CN202111466481.1A CN202111466481A CN116218561A CN 116218561 A CN116218561 A CN 116218561A CN 202111466481 A CN202111466481 A CN 202111466481A CN 116218561 A CN116218561 A CN 116218561A
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魏晓丽
张执刚
龚剑洪
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Abstract

本申请涉及催化裂解反应器、催化裂化系统及方法，该催化裂解反应器从下到上依次包括：任选的预提升区，反应区，所述反应区包括至少一个缩径反应段，和出口区。采用本申请的催化裂解反应器和系统，可以从轻质石油烃高效生产乙烯、丙烯等化工原料，助力炼厂从炼油向化工原料生产的转型、发展和延伸，既解决了石化原料短缺的问题，又提高了炼厂的经济效益。本申请的反应器和系统用于催化裂解反应时，原料与催化剂的接触效率高，催化反应选择性好，乙烯和丙烯等高附加值产物的产率高，甲烷等副产物产率低。

Description

催化裂化反应器、催化裂化系统及方法
技术领域
本申请涉及石油化工领域，具体地说，涉及一种催化裂解反应器、催化裂化系统及方法。
背景技术
乙烯、丙烯是石油化工最基本的原料、是生产各种重要有机化工产品的基础。乙烯、丙烯的生产规模、产量和技术水平是衡量一个国家石化工业发展水平的重要标志。尽管我国乙烯的产能、产量已居世界第二位，丙烯的产能和产量已居世界第一，但仍不能满足我国国民经济发展和人民生活水平提高的需要。2020年我国乙烯、丙烯的当量需求分别为5863万吨、4750万吨，按当量需求计，乙烯、丙烯的自给率分别约为51.4％、79.9％，烯烃产品依然产不足需。当前，石脑油等轻烃蒸汽裂解仍然是乙烯和丙烯的主要生产技术，为了达到裂解所需的温度，裂解炉都采用化石燃料对炉管进行加热，使蒸汽裂解炉成为二氧化碳的主要排放源、能耗高，且产品选择性差，产物中有大量的甲烷生成。有鉴于此，研究人员一直在开发石脑油等轻烃催化裂解制烯烃技术。
CN201510296090.8公开了一种石脑油的转化方法，将石脑油催化裂解与低碳烷烃水蒸气裂解、高碳烷烃和高碳烯烃催化裂解结合，制取低碳烯烃、轻质芳烃和高辛烷值汽油。由于大部分反应物在温度较低的催化裂解中进行了转化，总体上可以降低能耗。
CN201910080462.1公开了一种含有石脑油的原料转化装置，包括含有石脑油的原料在所述快速流化床反应器中进行反应，得到产品气和待再生催化剂；然后将汽提后的待再生催化剂部分供给快速流化床反应器，部分输入再生器。该装置解决的技术问题是，降低石脑油催化裂解技术中热裂解反应的影响，降低产物中甲烷的收率。
CN 201811440380.5公开一种以石脑油或轻烃为原料低温催化反应制丙烯并联产芳烃的工艺方法。原料石脑油或轻烃经过换热器换热和/或加热炉加热后进入固定床反应器，在特定催化剂的作用下进行低温催化反应，反应产物经分离系统后得到乙烯丙烯、碳四碳五烃、和副产的甲苯与二甲苯等芳烃，其中一部分碳四碳五烃循环返回反应器。
CN201910201885.4公开了一种烷烃脱氢与烃类催化裂解制烯烃的组合反应器，其公开的烷烃催化脱氢裂解制烯烃的反应装置包括催化脱氢裂解的反应器和反应器沉降段，反应器沉降段位于反应器的上部，其中，所述的反应器包括脱氢反应段和裂解反应段，脱氢反应段位于裂解反应段的下方，催化剂再生斜管的一端与脱氢反应段连接。该方法既有利于脱氢反应，又有利于催化裂解反应。
相对于蒸汽裂解，石脑油固定床催化裂解的特点是反应温度较低，但是它对低碳烷烃的转化率低。石脑油催化裂解与蒸汽裂解相结合，在一定程度上可以提高乙烯产率，但仍存在碳排放的问题。与烷烃脱氢结合，是较为有潜力的技术路径，但脱氢与裂解在催化剂与工艺技术相辅相成的机制还还在探索中。
石脑油等轻质原料分子小，反应活化能较高，需要较高的反应温度，常常导致副产物甲烷产率高，且催化裂解反应热大，在反应方面需要的热量多，自身裂化生成的焦炭往往不能满足反应-再生系统自身热平衡的需求。石脑油等轻烃催化裂解反应生焦低，需要大量的外补燃料油。由于催化裂解采用分子筛为活性组分的催化剂，再生器内燃料油的燃烧产生的局部高温使分子筛骨架铝逐渐脱出，催化剂活性逐渐下降，从而导致反应物进一步转化率下降。因此，石脑油等轻质原料催化裂解技术需要不断地进步与发展，追求更高的反应转化率和反应选择性。上述现有技术提出了通过催化裂化反应过程将石油烃原料转化为低碳烯烃的方法和催化剂，但未能解决轻质原料裂解过程中反应热不足且甲烷产率高的问题。
发明内容
本申请的目的是提供一种催化裂解反应器、系统以及方法，提高轻质原料催化裂解生产乙烯和丙烯反应选择性、降低甲烷产率，同时解决轻质原料催化裂解反应过程中热量不足的问题。
本申请提供一种催化裂解反应器，其特征在于，所述催化裂解反应器从下到上依次包括：
任选的预提升区，
反应区，所述反应区包括至少一个缩径反应段，所述缩径反应段为横截面呈大致圆形且底端和顶端开口的空心柱体，其内径由下至上连续地或不连续地减小；和
出口区，
其中，所述任选的预提升区与所述反应区的底端相连通，所述反应区的顶端与所述出口区相连通，所述任选的预提升区上和/或所述反应区的底部设有至少一个原料进料口；
所述反应区的底端的横截面内径大于或等于所述任选的预提升区的横截面内径，且顶端的横截面内径等于或小于所述任选的预提升区的横截面内径和所述出口区的横截面内径；
所述反应区的下游设有一个或多个反应导向剂入口，所述一个或多个反应导向剂入口与所述反应区的出口端的距离为所述反应区总高度的0至20％。
在一种实施方式中，所述反应区的底部横截面内径与反应器总高度之比为0.01：1至0.5：1；所述反应区的总高度与反应器总高度之比为0.15：1至0.8：1。
在一种实施方式中，所述反应区包括1-3个缩径反应段。
在一种实施方式中，所述缩径反应段呈空心截头圆锥体型式，纵切面呈等腰梯形；其顶端横截面的内径与所述缩径反应段的高度之比各自独立为0.005-0.3：1，底端横截面的内径与所述缩径反应段的高度之比各自独立为0.015-0.25：1，底端横截面内径与顶端横截面内径的之比各自独立为大于1.2且小于或等于10；所述缩径反应段的高度与反应器总高度之比各自独立为0.15：1至0.8：1。
在一种实施方式中，所述缩径反应段的顶端横截面的内径各自独立地为0.2-5米。
在一种实施方式中，其中所述预提升区的内径与高度之比为0.02-0.4：1；其高度与反应器总高度之比为0.01：1至0.2：1。
在一种实施方式中，所述预提升区的内径为0.2-5米。
在一种实施方式中，所述预提升区与所述反应区以第一连接段连接，所述第一连接段的纵切面为等腰梯形，等腰梯形侧边的外倾角α为5-85°。
在一种实施方式中，所述出口区的横截面内径与高度之比为0.01-0.3：1，所述出口区的高度与反应器总高度之比为0.05：1至0.5：1。
在一种实施方式中，所述出口区的横截面内径为0.2-5米。
本申请还提供一种催化裂解系统，所述催化裂解系统包括催化裂解反应装置、油剂分离装置、汽提装置、任选的反应产物分离装置、和再生器，其特征在于，所述催化裂解反应装置包括一个或多个本申请的催化裂解反应器。
在一种实施方式中，在所述汽提装置的下部和/或所述汽提装置与所述再生器的连接管线中设置有至少一个燃料油进料口。
在一种实施方式中，在所述汽提装置的下部设置有至少一个所述燃料油进料口，
所述燃料油入口离所述汽提装置底端的距离各自独立地为所述汽提装置高度的0-30％。
在一种实施方式中，其中所述油剂分离装置包括与所述催化裂解反应器同轴布置或者高低并列布置的沉降器。
本申请还提供一种催化裂解方法，包括使反应原料与催化剂在本申请上述催化裂解系统中接触反应的步骤。
在一种实施方式中，所述反应原料选自C4-C20的轻质原料油。
在一种实施方式中，通过所述催化裂解反应器的反应导向剂入口向所述催化裂解反应器输入反应导向剂，所述反应导向剂选自水和石油馏分油，所述石油馏分油选自汽油馏分、柴油馏分、蜡油馏分和油浆中的一种或多种。
在一种实施方式中，所述反应导向剂与所述反应原料的进料重量比为0.03-0.3：1。
在一种实施方式中，在所述催化裂解系统的汽提装置的下部和/或所述汽提装置与所述再生器的连接管线中设置有至少一个燃料油进料口；
所述方法包括：通过所述燃料油进料口注入燃料油，使得经过汽提的待生催化剂和燃料油进入所述再生器中进行再生。
在一种实施方式中，经过所述再生器再生的再生催化剂的温度为680-780℃。
在本申请的催化裂解反应器中，所设置的缩径反应段特别是圆锥形反应段的底部空间大，可以有效提高反应器内的催化剂密度，从而大幅度提高反应器内催化剂和反应原料之比，强化原料的一次裂解反应，不仅提高反应转化率，也可以提高低碳烯烃产率；而且，所设置的缩径反应段特别是圆锥形反应段的缩径结构有利于加速反应油气离开反应区，缩短了反应时间，同时减少催化剂返混，有利于减少一次反应生成的低碳烯烃的二次转化反应，提高低碳烯烃的选择性。
本申请提供的催化裂解反应器中，在所述催化裂解反应器的反应区下游可以喷入反应导向剂，有效改善了反应器内的温度分布，从而改变了裂化反应的历程，达到了降低甲烷的技术效果。另外，当导向剂为石油馏分油时，石油烃也起到了补充燃料油的作用，有助于改善热平衡。
本申请提供的催化裂解系统中，在所述汽提器下部可以喷入燃料油，使燃料油在催化剂上形成附加焦炭，进入再生器后可在催化剂床层中均匀分布，在含氧气体作用下稳定、均匀燃烧放热，实现了催化剂上燃料油分布与烧焦的协同控制，避免了局部热点，有效保护了催化剂使用性能。
采用本申请的催化裂解反应器和系统，可以从轻质石油烃高效生产乙烯、丙烯等化工原料，助力炼厂从炼油向化工原料生产的转型、发展和延伸，既解决了石化原料短缺的问题，又提高了炼厂的经济效益。本申请的反应器和系统用于催化裂解反应时，原料与催化剂的接触效率高，催化反应选择性好，乙烯和丙烯等高附加值产物的产率高，甲烷等副产物产率低。
附图说明
附图是用来提供对本申请的进一步理解，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申请，但并不构成对本申请的限制。在附图中：
图1为本申请提供的一种实施方式的催化裂解反应器的示意图。
图2为本申请提供的另一种实施方式的催化裂解反应器的示意图。
图3为本申请提供的一种实施方式的催化裂解系统的示意图。
图4为本申请提供的另一种实施方式的催化裂解系统的示意图。
具体实施方式
下面通过附图和实施例对本申请进一步详细说明。通过这些说明，本申请的特点和优点将变得更为清楚明确。
在这里专用的词“示例性”意为“用作例子、实施例或说明性”。这里作为“示例性”所说明的任何实施例不必解释为优于或好于其它实施例。尽管在附图中示出了实施例的各种方面，但是除非特别指出，不必按比例绘制附图。
在本文中所披露的任何具体数值(包括数值范围的端点)都不限于该数值的精确值，而应当理解为还涵盖了接近该精确值的值，例如在该精确值±5％范围内的所有可能的数值。并且，对于所披露的数值范围而言，在该范围的端点值之间、端点值与范围内的具体点值之间，以及各具体点值之间可以任意组合而得到一个或多个新的数值范围，这些新的数值范围也应被视为在本文中具体公开。
在本申请中，所谓“上游”和“下游”均是基于反应物料的流动方向而言的。例如，当反应物流自下而上流动时，“上游”表示位于下方的位置，而“下游”表示位于上方的位置。
除非另有说明，本文所用的术语具有与本领域技术人员通常所理解的相同的含义，如果术语在本文中有定义，且其定义与本领域的通常理解不同，则以本文的定义为准。
此外，下面所描述的本申请不同实施方式中涉及的技术特征只要彼此之间未构成冲突就可以相互结合。
如图1和图2所示，本申请提供一种催化裂解反应器，其从下到上依次包括：
任选的预提升区I，
反应区II，所述反应区II包括至少一个缩径反应段，所述缩径反应段为横截面呈大致圆形且底端和顶端开口的空心柱体，其内径由下至上连续地或不连续地减小；和
出口区III，
其中，所述任选的预提升区I与所述反应区II的底端相连通，所述反应区II的顶端与所述出口区III相连通，所述任选的预提升区上和/或所述反应区的底部设有至少一个原料进料口9；
所述反应区II的底端的横截面内径大于或等于所述任选的预提升区I的横截面内径，且顶端的横截面内径等于或小于所述任选的预提升区的横截面内径和所述出口区的横截面内径；
所述反应区II的下游设有一个或多个反应导向剂入口10，所述一个或多个反应导向剂入口10与所述反应区II的出口端的距离为所述反应区总高度的0至20％。
如图1和图2所示，催化裂解反应器可以包括该预提升区I，该预提升区I设置在催化裂解反应器的最下部，用于预提升进入到反应器的催化剂等。如图1和图2所示，该预提升区I的下部设置有催化剂入口110，用于输入催化剂。该预提升区I可以是中空的圆柱体结构，其内径与高度之比为0.02-0.4：1；其高度与反应器总高度之比为0.01：1至0.2：1，优选0.05：1至0.15：1。在一种实施方式中，所述预提升区I的内径可以为0.2-5米，优选0.4-3米。在存在预提升区I的实施方式中，可以通过预提升介质管线8向预提升区I输入预提升介质。在存在预提升区I的实施方式中，所述预提升区I的底部还可以设置有至少一个催化剂入口110，用于使得催化剂经过预提升区I进入到该反应器中。
根据本申请，所述预提升区I并不是必须的，例如当本申请反应器的反应区II与其他反应器如提升管反应器串联使用时，所述反应区II可以直接与位于上游的其他反应器的出口直接连通，而无需采用所述预提升区I。在一种实施方式中，催化裂解反应器可以不包括该预提升区I。此时，所述反应区II的底部可以设有至少一个原料进料口9，以便于原料等进入到该催化裂解反应器中。在不存在预提升区I的实施方式中，所述反应器II的底部可以设置有至少一个催化剂入口(未示出)，用于使得催化剂进入到该反应器中。当然，所述反应器II也可以不设置催化剂入口，其中的催化剂可以来源于其他反应器物流中携带的催化剂。这两种实施方式均在本申请的保护范围之内。
如图1和图2所示，催化裂解反应器可以包括反应区II。预提升区I与所述反应区II的底端210相连通，所述反应区II的顶端220与所述出口区III相连通，预提升区上和/或所述反应区的底部设有至少一个催化剂入口21和至少一个原料进料口9。所述反应区II的底端210的横截面内径大于或等于预提升区I的横截面内径，且顶端220的横截面内径等于或小于所述预提升区I的横截面内径和所述出口区III的横截面内径。
本申请提供的催化裂解反应器中，所述反应区II为流化床，优选地，流化床为输送流化床、湍流流化床和快速床中的一种或几种的组合。
在一种实施方式中，所述预提升区I与反应区II通过第一过渡段I-1相连接。该第一过渡段I-1的纵切面可以为等腰梯形，等腰梯形侧边的外倾角α可以为5-85°，优选15-75°。
如图1所示，原料进料口9可以设置在预提升区I的上部，第一过渡段I-1中，或者反应区II的下部。特别是，在不存在预提升区I的实施方式中，所述反应器II的下部可以设置有原料进料口9，用于进料原料。
在一种实施方式中，所述反应区II的底部横截面内径与反应器总高度之比为0.01：1至0.5：1，优选0.05：1至0.2：1；所述反应区II的总高度与反应器总高度之比为0.15：1至0.8：1，例如0.2：1至0.75：1。
在本申请的反应器中，反应区II靠近出口处设有一个或多个反应导向剂入口10。进一步优选地，所述反应导向剂入口10的位置各自独立地位于距所述反应区出口端0至20％位置，优选位于距所述反应区出口端0％到10％位置。如图1和2所示，所述一个或多个反应导向剂入口10与所述反应区II的出口端220的距离L10各自独立地为所述反应区总高度hII的0至20％，例如0％到10％。
在所述催化裂解反应器的反应区下游喷入反应导向剂，可以有效改善了反应器内的温度分布，从而改变了裂化反应的历程，达到了降低甲烷的技术效果。在一种实施方式中，所述反应导向剂可以选自水和石油馏分油，所述石油馏分油选自汽油馏分、柴油馏分、蜡油馏分和油浆中的一种或多种。另外，当导向剂为石油馏分油时，石油烃也起到了补充燃料油的作用，有助于改善热平衡。
如图1和图2所示，所述反应区II包括至少一个缩径反应段，所述缩径反应段为横截面呈大致圆形且底端和顶端开口的空心柱体，其内径由下至上连续地或不连续地减小。
根据本申请，所谓“缩径”是指内径以不连续的方式例如阶梯式或跳跃式或者连续的方式减小。作为“由下至上内径不连续减小的缩径段”的例子，可以举出由两段或更多段内径递减的空心圆柱体构成的柱体。
作为示例，所述反应区II可以为包括一个或多个空心截头圆锥体段的柱体型式、或者包括两个或更多个空心圆柱体段的柱体型式。根据本申请，当所述反应区包括两个或更多个缩径反应段时，各缩径反应段可以具有相同或不同的高度，本申请对此并没有严格的限制。
在优选的实施方式中，所述反应区II包括由一个或多个空心截头圆锥体段与任选的用于连接相邻的空心截头圆锥体段的连接段构成的柱体型式、或者为由两个或更多个空心圆柱体段与任选的用于连接相邻的空心圆柱体段的连接段构成的柱体型式。
在一种实施方式中，所述反应区II包括1-3个缩径反应段，例如1个缩径反应段100(如图1所示)，例如2个串联的缩径反应段100,100’(如图2所示)，例如3个串联的缩径反应段。
在一种实施方式中，如图1所示，所述反应区II包括1段缩径反应段100，其呈空心截头圆锥体型式，其纵切面呈等腰梯形；其顶端横截面的内径D220与所述缩径反应段的高度h1(在图1中，h1与hII相等)之比各自独立为0.005-0.3：1，底端横截面的内径D210与所述缩径反应段的高度h1之比各自独立为0.015-0.25：1，底端横截面内径D210与顶端横截面内径D220的之比各自独立为大于1.2且小于或等于10，更优选1.5至5；所述缩径反应段h1的高度与反应器总高度h之比各自独立为0.15：1至0.8：1，优选0.2：1至0.75：1。在一种实施方式中，底端横截面的内径D210与反应器总高度h之比为0.01：1至0.5：1，优选0.05：1至0.2；所述一个或多个缩径反应段的高度h1与反应器总高度h之比各自独立地为0.15：1至0.8：1，优选0.2：1至0.75：1，并且所述反应区II的总高度hII与反应器总高度h之比为0.15：1至0.8：1，优选0.2：1至0.75：1。在一种实施方式中，所述缩径反应段100的顶端横截面的内径D210为0.2-5米，优选0.4-3米。在一种实施方式中，所述反应区II的总高度hII可以约2-50米，优选约5-40米，更优选约8-20米。
在一种实施方式中，如图2所示，所述反应区II包括2段串联的缩径反应段100,100’，该缩径反应段100,100’均呈空心截头圆锥体型式，其纵切面呈等腰梯形；其顶端横截面的内径D220、D220’与所述缩径反应段的高度h1、h1’之比各自独立为0.005-0.3：1，底端横截面的内径D210、D210’与所述缩径反应段的高度h1、h1’之比各自独立为0.015-0.25：1，底端横截面内径D210、D210’与顶端横截面内径D220、D220’的之比各自独立为大于1.2且小于或等于10，更优选1.5至5；所述缩径反应段h1、h1’的高度与反应器总高度h之比各自独立为0.15：1至0.8：1，优选0.2：1至0.75：1。在一种实施方式中，底端横截面的内径D210、D220’与反应器总高度h之比为0.01：1至0.5：1，优选0.05：1至0.2；所述一个或多个缩径反应段的高度h1、h1’与反应器总高度h之比各自独立地为0.15：1至0.8：1，优选0.2：1至0.75：1，并且所述反应区II的总高度hII与反应器总高度h之比为0.15：1至0.8：1，优选0.2：1至0.75：1。在一种实施方式中，所述缩径反应段100、100’的顶端横截面的内径D210、D210’各自独立地为0.2-5米，优选0.4-3米。在一种实施方式中，所述反应区II的总高度hII可以约2-50米，优选约5-40米，更优选约8-20米。
在一种实施方式中，缩径反应段100,100’之间通过第二过渡段II-1相连接。该第二过渡段II-1的纵切面可以为等腰梯形，等腰梯形侧边的外倾角α可以为5-85°，优选15-75°。
在本申请的催化裂解反应器中，所设置的缩径反应段特别是圆锥形反应段的底部空间大，可以有效提高反应器内的催化剂密度，从而大幅度提高反应器内催化剂和反应原料之比，强化原料的一次裂解反应，不仅提高反应转化率，也可以提高低碳烯烃产率；而且，所设置的缩径反应段特别是圆锥形反应段的缩径结构有利于加速反应油气离开反应区，缩短了反应时间，同时减少催化剂返混，有利于减少一次反应生成的低碳烯烃的二次转化反应，提高低碳烯烃的选择性。
在另一些实施方式中，所述反应区包括一个或多个缩径反应段，所述缩径反应段各自独立地包括两段或更多段内径递减的空心圆柱体，此时所述反应区为包括两个或更多个空心圆柱体段的柱体型式。所述两个或更多个空心圆柱体段的横截面内径各自独立地为0.2-5米，优选0.4-3米，该内径与反应器总高度之比为0.01：1至0.5：1，优选0.05：1至0.2，所述两个或更多个空心圆柱体段的高度与反应器总高度之比各自独立地为00.15：1至0.8：1，优选0.2：1至0.75：1，并且所述反应区的高度与反应器总高度之比为0.15：1至0.8：1，优选0.2：1至0.75：1。
本申请提供的催化裂解反应器中，所述反应器可以设置一个或多个，例如一个、两个或更多个原料进料口9,16，所述一个或多个原料进料口9,16可以各自独立地设置在预提升区I的出口端处，或者设置在反应区II的底部。进一步优选地，所述多个原料入口的位置各自独立地位于反应区II的同一高度或不同高度处。如图2所示，一个原料进料口9可以设置在预提升区I的出口端处，另一个原料进料口16可以设置在反应区II的第一缩径反应段100的出口端处。由此，可以在不同的原料进料口分别进料不同性质的原料，例如可以在原料进料口9进料C4-C12烃原料，在原料进料口16进料C12-C20烃原料。
如图1和图2所示，催化裂解反应器可以包括出口区III。在一种实施方式中，该出口区III可以为中空的圆柱形形式，其横截面内径与高度hIII之比为0.01-0.3：1，所述出口区的高度hIII与反应器总高度h之比为0.05：1至0.5：1，更优选0.1：1至0.35：1。在一种实施方式中，出口区III的内径为0.2-5米，优选0.4-3米。
如前所述，反应区II顶端的横截面内径等于或小于所述出口区III的横截面内径。在一种实施方式中，反应区II顶端的横截面内径等于所述出口区III的横截面内径。
在一种实施方式中，反应区II顶端的横截面内径小于所述出口区III的横截面内径。此时，所述反应区II与出口区III可以通过第三过渡段(未示出)相连接。该第三过渡段的纵切面可以为等腰梯形，等腰梯形侧边的外倾角α可以为5-85°，优选15-75°。
所述出口区III的出口端可以敞口，也可以和旋风分离器的入口直接连接。
本申请还提供一种催化裂解系统，所述催化裂解系统包括催化裂解反应装置、油剂分离装置、汽提装置、任选的反应产物分离装置、和再生器，其中，所述催化裂解反应装置包括一个或多个本申请的上述催化裂解反应器。
图3和图4示出了包含本申请的上述催化裂解反应器的催化裂解系统。其中，图3中的催化裂解反应器如图1所示，图4中的催化裂解反应器如图2所示。
如图3和图4所示，该催化裂解系统包括本申请的上述催化裂解反应器1，油剂分离装置5，沉降器3，汽提装置4，以及再生器2，
催化裂解反应器1设置有底部的催化剂入口13、下部的原料进料口9,16和顶部的油剂出口150；
油剂分离装置5用于分离来自催化裂解反应器1的油剂中反应产物和催化剂；
沉降器3用于使经油剂分离装置5分离的催化剂沉降后进入汽提装置4；
汽提装置4用于汽提其中的催化剂，以回收反应油气；
再生器2通过待生斜管12与汽提装置4连接，用于使来自汽提装置4的待生催化剂进入到再生器2中进行再生；再生器2还通过再生斜管13与催化裂解反应器1连接，用于使经过再生器2再生的再生催化剂循环回催化裂解反应器1进行反应。
在本申请的催化裂解系统中，催化裂解反应器可以是一个或者多个，可以是一个本申请的催化裂解反应器与其他现有的催化裂解反应器的组合，也可以是多个本申请的催化裂解反应器的组合。这些反应器可以以并联的方式连接，并与油剂分离装置相连接。
经油剂分离装置5分离得到的反应油气(即反应产物)在集气室6中集气后经管线7输送至后继的反应产物分离装置(未示出)进行分离。该反应产物分离装置可以设置有反应产物入口、干气出口、液化气出口、裂解汽油出口、裂解柴油出口和裂解重油出口，用于根据反应产物的馏程分离成干气、液化气、裂解汽油、裂解柴油以及裂解重油等组成。
在再生器2中，待生催化剂在通过管线14通入的含氧再生气的作用下燃烧，得到再生催化剂，经再生斜管13输入到反应器1中；而烟气通过管线15排出进入能量回收系统。
在本申请的催化裂解系统中，在所述汽提装置4的下部和/或所述汽提装置与所述再生器的连接管线12中可以设置有至少一个燃料油进料口，用于向待生催化剂提供额外的燃料油。由此，可以使燃料油在待生催化剂在进入再生器之前能够在其上形成附加焦炭，进入再生器后燃料油在催化剂床层中均匀分布，在含氧气体作用下能够稳定、均匀燃烧放热，实现了催化剂上燃料油分布与烧焦的协同控制，避免了局部热点，有效保护了催化剂使用性能。
在一种实施方式中，在所述汽提装置的下部设置有至少一个所述燃料油进料口11，其中，所述燃料油入口11离所述汽提装置底端的距离L11各自独立地为所述汽提装置高度h4的0-30％，优选5％-25％。
本申请提供的催化裂解系统中，所述汽提装置、油剂分离装置、再生器、其他装置、反应产物分离装置等均可采用本领域技术人员所熟知的设备，这些设备之间的连接方式也可以按照本领域已知的方式进行。例如，所述油剂分离装置可以包括旋风分离器、出口快速分离器。在某些具体实施方式中，所述油剂分离装置包括与所述催化裂解反应器同轴布置或者高低并列布置的沉降器。
另一方面，本申请提供一种催化裂解方法，包括使反应原料与催化剂在本申请上述催化裂解系统中接触反应的步骤。
本申请提供的催化裂解反应器和系统适用于各种原料的催化裂解反应，例如轻烃或轻质馏分油、含氧烃类、页岩油、加氢精制蜡油、加氢改质蜡油、加氢裂化尾油或上述原料的一种或几种的混合原料催化裂解生产低碳烯烃，特别是轻烃或轻质馏分油催化裂解生产低碳烯烃的反应。
例如，所述轻烃或轻质馏分油可以为气体烃、馏程25～350℃的石油烃、含氧化合物、生物质或废塑料生成油的馏分油；所述气体烃可以选自饱和液化气、不饱和液化气、碳四馏分中的一种或多种的混合物；所述石油烃可以选自一次加工的直馏石脑油、直馏煤油、直馏柴油中的一种或多种的混合物；二次加工的拔头油、抽余油、加氢裂化轻石脑油、戊烷油、焦化汽油、费托合成油、催化裂化轻汽油、加氢汽油、加氢柴油中的一种或多种的混合油。在一种实施方式中，所述反应原料选自C4-C20的轻质原料油。
在一种实施方式中，所述反应区内的反应条件包括：反应温度为510-750℃，反应时间为0.5-10秒，剂油重量比为10：1至50：1，水油重量比为0.05：1至2.0：1。
在一种实施方式中，所述反应区内的反应条件包括：反应温度为550-700℃，反应时间为1-5秒，剂油重量比为20：1至40：1，水油重量比为0.2：1至0.8：1。
在一种实施方式中，以干基计并以所述催化剂的干基重量为基准，所述催化剂包括1-50重量％，优选5-45重量％，更优选10-40重量％的沸石；5-99重量％，优选10-80重量％，更优选20-70重量％的无机氧化物，和0-70重量％，优选5-60重量％，更优选10-50重量％的粘土。
在一种实施方式中，所述沸石包括中孔沸石和任选的大孔沸石，所述中孔沸石选自ZSM系列沸石、ZRP沸石，和它们的任意组合；所述大孔沸石选自稀土Y型沸石、稀土氢Y型沸石、超稳Y型沸石和高硅Y型沸石，和它们的任意组合。
在一种实施方式中，以干基计，所述中孔沸石占所述沸石总重量的10-100重量％，优选50-90重量％。
在本申请中，所述中孔沸石和大孔沸石沿用本领域的常规定义，即中孔沸石的平均孔径为约0.5-0.6nm，大孔沸石的平均孔径为约0.7-1.0nm。
作为示例，所述大孔沸石可以选自稀土Y(REY)型沸石、稀土氢Y(REHY)型沸石、由不同方法得到的超稳Y型沸石和高硅Y型沸石中的一种或多种。所述中孔沸石可以选自具有MFI结构的沸石，例如ZSM系列沸石和/或ZRP沸石。任选地，还可对上述中孔沸石用磷等非金属元素和/或铁、钴、镍等过渡金属元素进行改性。有关ZRP沸石的更为详尽的描述可参见美国专利US5,232,675A。ZSM系列沸石优选选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它类似结构的沸石之中的一种或多种的混合物。有关ZSM-5的更为详尽的描述可参见美国专利US3,702,886A。
根据本申请，所述无机氧化物作为粘结剂，优选为二氧化硅(SiO2)和/或三氧化二铝(Al2O3)。所述粘土作为基质(即载体)，优选为高岭土和/或多水高岭土。
在一种实施方式中，通过所述催化裂解反应器的反应导向剂入口向所述催化裂解反应器输入反应导向剂，所述反应导向剂选自水和石油馏分油，所述石油馏分油选自汽油馏分、柴油馏分、蜡油馏分和油浆中的一种或多种。
在一种实施方式中，所述反应导向剂与所述反应原料的进料重量比为0.03-0.3：1。
在一种实施方式中，在所述催化裂解系统的汽提装置的下部和/或所述汽提装置与所述再生器的连接管线中设置有至少一个燃料油进料口；
所述方法包括：通过所述燃料油进料口注入燃料油，使得经过汽提的待生催化剂和燃料油进入所述再生器中进行再生。
燃料油的注入量与所述反应原料的进料重量比为0.05-0.2：1。在一种实施方式中，经过所述再生器再生的再生催化剂的温度为680-780℃。
采用本申请的催化裂解反应器、系统和方法，可以从轻质石油烃高效生产乙烯、丙烯等化工原料，助力炼厂从炼油向化工原料生产的转型、发展和延伸，既解决了石化原料短缺的问题，又提高了炼厂的经济效益。
下面将结合附图所示的优选实施方式来进一步说明本申请，但是并不因此而限制本申请。
图1给出了本申请的催化裂解反应器的一种优选实施方式，其中所述催化裂解反应器1从下到上依次包括预提升区I、反应区II、和出口区III。所述反应区II包括一个缩径反应段100，为空心截头圆锥体的型式，纵切面为等腰梯形。预提升区I下部设有催化剂入口110，预提升区I上部和/或反应区II底部设有原料进料口9。所述反应区II的底端的横截面内径大于所述预提升区I的内径，且顶端的横截面内径等于所述预提升区I的内径和所述出口区III的内径。所述反应区II的下游侧壁设有一个或多个、例如一个、两个或更多个反应导向剂入口10。
图3示出包含图1的催化裂解反应器1的催化裂解系统，其中，汽提器4的下方侧壁设有一个或多个、例如一个、两个或更多个补充燃料油入口11。
预提升介质经管线8从预提升区I底部进入所述催化裂解反应器1，预提升介质可以为干气、水蒸气或它们的混合物。来自再生斜管13的热的再生催化剂进入预提升区I下部，在预提升介质的提升作用下向上运动。反应原料如经预热的轻质原料油和雾化蒸汽经进料管线9注入预提升区I上游和/或反应区II底部，与催化裂解反应器内已有的催化剂混合接触，在由下至上通过所述反应区II的过程中进行催化裂解反应。反应产物向上流动，与经反应导向剂入口10注入的反应导向剂接触，使反应及时终止，得到的带有焦炭的催化剂与反应油气经出口区III进入油剂分离装置5如旋风分离器，进行气固分离，分离所得的反应油气经集气室6、大油气管7引出装置，进入后续分离系统；分离所得的带有焦炭的催化剂进入汽提器，汽提后的待生催化剂与经补充燃料油入口11注入的燃料油接触，进一步沉积焦炭后，经待生斜管12进入再生器2与再生器底部的空气14混合烧焦再生，再生后的催化剂经再生斜管13返回反应器1循环使用，再生烟气经管线15进入能量回收系统。
图2给出了本申请的催化裂解反应器的另一种优选实施方式，其中所述反应器从下到上依次包括预提升区I、反应区II、和出口区III。所述反应区II包括2个缩径反应段100，100’，均为包括两个空心截头圆锥体段的柱体型式，每一空心截头圆锥体段的纵切面为等腰梯形。预提升区I下部设有催化剂入口，预提升区I上游和/或第一反应段100底部设有原料进料口，第二反应段100’底部设有原料或回炼物流的进料口。每一所述空心截头圆锥体段的底端的横截面内径大于所述预提升区I的内径，且顶端的横截面内径等于所述预提升区I的内径和所述出口区II的内径。所述第二反应段的下游侧壁设有一个或多个、例如一个、两个或更多个反应导向剂入口10。
图4示出包含图2的催化裂解反应器1的催化裂解系统，其中，汽提器的下方侧壁设有一个或多个、例如一个、两个或更多个补充燃料油入口11。
预提升介质经管线8从预提升区I底部进入所述催化裂解反应器，预提升介质可以为干气、水蒸气或它们的混合物。来自再生斜管13的经过或未经过冷却的热再生催化剂进入预提升区I下部，在预提升介质的提升作用下向上运动。反应原料、如经预热的轻质原料油和雾化蒸汽经进料管线9注入预提升区I上游和/或第一反应段100底部，与催化裂解反应器内已有的催化剂混合接触、反应，反应物流与第二反应段100’底部经管线16引入的回炼C4混合进一步反应，反应产物向上流动，与经管线10注入的反应导向剂接触及时淬灭裂解反应，带有焦炭的催化剂与反应油气经出口区III进入油剂分离装置5如旋风分离器，进行气固分离，分离所得的反应油气经集气室6、大油气管7引出装置，进入后续的分离系统；分离所得的带有焦炭的催化剂进入汽提器，汽提后的待生催化剂与经补充燃料油入口11注入的燃料油接触，进一步沉积焦炭后，经待生斜管12进入再生器2与再生器底部的空气14混合烧焦再生，再生后的催化剂经再生斜管13返回反应器1循环使用，再生烟气经管线15进入能量回收系统。
实施例
下面的实施例将对本申请予以进一步的说明，但并不因此而限制本申请。
以下实施例与对比例中所用的原料油均为直馏石脑油，其性质如表1所示，所用的催化剂是购自中国石油化工股份有限公司催化剂分公司的商业催化裂解催化剂，商品牌号为NCC。
实施例1
采用表1所示的原料油和NCC催化剂，在图1所示的中型装置上进行试验，其中，所用的反应器的结构如下：
反应器总高度为10米，其中预提升区2米，内径为0.2米；反应区高度为5米，顶端横截面的内径为0.2米，底端横截面的内径为0.3米；出口区高度为3米，内径为0.2米。反应导向剂入口位置设置在与所述出口端的距离为0.5米。
在汽提器中，补充燃料油入口的位置为离所述汽提装置底端的距离为所述汽提装置高度的10％。
来自再生斜管13的热再生催化剂进入预提升区I下部，在预提升介质的提升作用下向上运动。预热的原料油和雾化蒸汽经进料管线9注入预提升区I上部，与催化裂解反应器内已有的催化剂混合接触，在由下至上通过所述反应区II的过程中进行催化裂解反应。反应产物向上流动，与经反应导向剂入口10注入的反应导向剂接触，使反应及时终止，得到的带有焦炭的催化剂与反应油气经出口区III进入油剂分离装置5如旋风分离器，进行气固分离，分离所得的反应油气经集气室6、大油气管7引出装置，进入后续分离系统；分离所得的带有焦炭的催化剂进入汽提器，汽提后的待生催化剂与经补充燃料油入口11注入的燃料油接触，进一步沉积焦炭后，经待生斜管12进入再生器2与再生器底部的空气14混合烧焦再生，再生后的催化剂经再生斜管13返回反应器1循环使用，再生烟气经管线15进入能量回收系统。
操作过程中，反应导向剂注入量与原料进料量的比为0.05：1(重量)以及燃料油的注入量为原料进料量的6％。
操作条件和产品分布列于表2。从表2可以看出，本实施例的乙烯产率达到25.53重量％，丙烯产率达到24.21重量％，甲烷和焦炭产率分别为10.07重量％和3.70重量％。
实施例2
采用表1所示的原料油和NCC催化剂，在中型装置上进行试验，装置为图2所示的型式，其中反应区包括连续的两个空心截头圆锥体段，其中，
所用的反应器的结构如下：
反应器总高度为10米。其中，预提升区2米，内径为0.2米；反应区高度为5米，其中第一个空心截头圆锥体段高度h1为2.5米，顶端横截面的内径为0.2米，底端横截面的内径为0.3米；第二个空心截头圆锥体段高度h1为2.45米，顶端横截面的内径为0.2米，底端横截面的内径为0.3米；出口区高度为3米，内径为0.2米。反应导向剂入口位置设置在与离所述第二个空心截头圆锥体出口端的距离为0.2米。
在汽提器中，补充燃料油入口的位置为离所述汽提装置底端的距离为所述汽提装置高度的10％。
来自再生斜管13的经过或未经过冷却的热再生催化剂进入预提升区I下部，在预提升介质的提升作用下向上运动。预热的原料油从进料口9进入预提升区上部与催化裂解催化剂接触并由下至上依次进入两个反应段进行催化裂解反应，并在第二反应段100’底部经管线16引入回炼C4，进一步反应，反应产物向上流动，与经管线10注入的反应导向剂接触及时淬灭裂解反应，带有焦炭的催化剂与反应油气经出口区III进入油剂分离装置5如旋风分离器，进行气固分离，分离所得的反应油气经集气室6、大油气管7引出装置，进入后续的分离系统；分离所得的带有焦炭的催化剂进入汽提器，汽提后的待生催化剂与经补充燃料油入口11注入的燃料油接触，进一步沉积焦炭后，经待生斜管12进入再生器2与再生器底部的空气14混合烧焦再生，再生后的催化剂经再生斜管13返回反应器1循环使用，再生烟气经管线15进入能量回收系统。
操作过程中，反应导向剂注入量与原料进料量的比为0.05：1(重量)以及燃料油的注入量为原料进料量6％。
操作条件和产品分布列于表2。从表2可以看出，本实施例的乙烯产率达到26.53重量％，丙烯产率达到26.13重量％，甲烷和焦炭产率分别为10.77重量％和3.86重量％。
对比例1
采用表1所示的原料油和NCC催化剂，在中型装置上进行试验，反应器为常规提升管反应器。预热的原料油进入提升管反应区下部与催化裂解催化剂接触进行催化裂解反应，反应后物流进入后续的油剂分离装置和产物分离设备；操作条件和产品分布列于表2。
从表2的结果可以看出，该对比例的乙烯产率仅为18.19重量％，丙烯产率仅为20.14重量％，甲烷和焦炭产率分别为12.95重量％和3.92重量％。
由以上实施例和对比例的结果可以看出，采用本申请的催化裂解反应器和系统进行石脑油催化裂解反应时，乙烯、丙烯产率显著提高，同时甲烷和焦炭产率降低。
以上详细描述了本申请的优选实施方式，但是，本申请并不限于上述实施方式中的具体细节，在本申请的技术构思范围内，可以对本申请的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本申请的保护范围。
另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本申请对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本申请的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本申请的思想，其同样应当视为本申请所发明的内容。
表1所用直馏石脑油的性质
密度(20℃)/(克/厘米3) 0.7525
碳含量/重量％ 87.47
氢含量/重量％ 14.53
硫含量/(毫克/升) 140
氮含量/(毫克/升) 1.2
馏程/℃
10体积％ 90.9
30体积％ 121.7
50体积％ 145.8
70体积％ 167.3
95体积％ 197.5
烃组成/重量％
链烷烃 58.30
烯烃 0
环烷烃 30.18
芳烃 11.52
表2实施例1-2和对比例1的反应结果对比
实施例1 实施例2 对比例1
反应区条件
反应区出口温度，℃ 675 675 675
反应时间，秒 2.0 2.1 2.5
水油重量比 0.3 0.3 0.3
剂油重量比 30 30 30
回炼碳四占原料重量比/％ 10
产品分布，重％
H2～C2 40.31 42.32 39.44
其中甲烷 10.07 10.77 12.95
其中乙烯 25.53 26.53 18.19
C3～C4 38.15 34.79 36.49
其中丙烯 24.21 26.13 20.14
汽油 15.55 16.73 17.23.
燃料油 2.29 2.30 2.92
焦炭 3.70 3.86 3.92
合计 100 100 100

Claims (20)

1.一种催化裂解反应器，其特征在于，所述催化裂解反应器从下到上依次包括：
任选的预提升区，
反应区，所述反应区包括至少一个缩径反应段，所述缩径反应段为横截面呈大致圆形且底端和顶端开口的空心柱体，其内径由下至上连续地或不连续地减小；和
出口区，
其中，所述任选的预提升区与所述反应区的底端相连通，所述反应区的顶端与所述出口区相连通，所述任选的预提升区上和/或所述反应区的底部设有至少一个原料进料口；
所述反应区的底端的横截面内径大于或等于所述任选的预提升区的横截面内径，且顶端的横截面内径等于或小于所述任选的预提升区的横截面内径和所述出口区的横截面内径；
所述反应区的下游设有一个或多个反应导向剂入口，所述一个或多个反应导向剂入口与所述反应区的出口端的距离为所述反应区总高度的0至20％。
2.根据权利要求1所述的催化裂解反应器，其特征在于，其中，所述反应区的底部横截面内径与反应器总高度之比为0.01：1至0.5：1；所述反应区的总高度与反应器总高度之比为0.15：1至0.8：1。
3.根据权利要求1所述的催化裂解反应器，其特征在于，所述反应区包括1-3个缩径反应段。
4.根据权利要求3所述的催化裂解反应器，其特征在于，所述缩径反应段呈空心截头圆锥体型式，纵切面呈等腰梯形；其顶端横截面的内径与所述缩径反应段的高度之比各自独立为0.005-0.3：1，底端横截面的内径与所述缩径反应段的高度之比各自独立为0.015-0.25：1，底端横截面内径与顶端横截面内径的之比各自独立为大于1.2且小于或等于10；所述缩径反应段的高度与反应器总高度之比各自独立为0.15：1至0.8：1。
5.根据权利要求4所述的催化裂解反应器，其特征在于，所述缩径反应段的顶端横截面的内径各自独立地为0.2-5米。
6.根据权利要求1所述的催化裂解反应器，其特征在于，其中所述预提升区的内径与高度之比为0.02-0.4：1；其高度与反应器总高度之比为0.01：1至0.2：1。
7.根据权利要求6所述的催化裂解反应器，其特征在于，所述预提升区的内径为0.2-5米。
8.根据权利要求6所述的催化裂解反应器，其特征在于，所述预提升区与所述反应区以第一连接段连接，所述第一连接段的纵切面为等腰梯形，等腰梯形侧边的外倾角α为5-85°。
9.根据权利要求1所述的催化裂解反应器，其特征在于，所述出口区的横截面内径与高度之比为0.01-0.3：1，所述出口区的高度与反应器总高度之比为0.05：1至0.5：1。
10.根据权利要求9所述的催化裂解反应器，其特征在于，所述出口区的横截面内径为0.2-5米。
11.一种催化裂解系统，所述催化裂解系统包括催化裂解反应装置、油剂分离装置、汽提装置、任选的反应产物分离装置、和再生器，其特征在于，所述催化裂解反应装置包括一个或多个根据权利要求1-10中任一项所述的催化裂解反应器。
12.根据权利要求11所述的催化裂解系统，其特征在于，在所述汽提装置的下部和/或所述汽提装置与所述再生器的连接管线中设置有至少一个燃料油进料口。
13.根据权利要求12所述的催化裂解系统，其特征在于，在所述汽提装置的下部设置有至少一个所述燃料油进料口，
所述燃料油入口离所述汽提装置底端的距离各自独立地为所述汽提装置高度的0-30％。
14.根据权利要求12或13所述的催化裂解系统，其中所述油剂分离装置包括与所述催化裂解反应器同轴布置或者高低并列布置的沉降器。
15.一种催化裂解方法，包括使反应原料与催化剂在权利要求12-14中任一项所述的催化裂解系统中接触反应的步骤。
16.根据权利要求15所述的催化裂解方法，其中，所述反应原料选自C4-C20的轻质原料油。
17.根据权利要求16所述的催化裂解方法，其中，通过所述催化裂解反应器的反应导向剂入口向所述催化裂解反应器输入反应导向剂，所述反应导向剂选自水和石油馏分油，所述石油馏分油选自汽油馏分、柴油馏分、蜡油馏分和油浆中的一种或多种。
18.根据权利要求17所述的催化裂解方法，其中，所述反应导向剂与所述反应原料的进料重量比为0.03-0.3：1。
19.根据权利要求16所述的催化裂解方法，其中，在所述催化裂解系统的汽提装置的下部和/或所述汽提装置与所述再生器的连接管线中设置有至少一个燃料油进料口；
所述方法包括：通过所述燃料油进料口注入燃料油，使得经过汽提的待生催化剂和燃料油进入所述再生器中进行再生。
20.根据权利要求19所述的催化裂解方法，其中，经过所述再生器再生的再生催化剂的温度为680-780℃。
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