CN117186938A - 催化裂解生焦器、再生系统以及再生方法 - Google Patents
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Abstract
本申请涉及催化裂解生焦器、再生系统以及再生方法，所述生焦器从下到上依次包括预提升区、反应区，所述反应区为鼓泡流化床或湍流流化床，和出口区，所述预提升区与所述反应区的底端和再生器相连通，所述反应区的顶端与所述出口区相连通，所述预提升区出口或反应区的下部设有至少一个燃料油进料口。采用本申请的生焦器和系统用于反应热较大的流化催化裂化反应时，可以从反应系统为再生器提供焦源，既解决反应热平衡问题，又不影响再生过程，对催化剂物理和化学性质无损害。
Description
技术领域
本申请涉及一种流化催化裂解技术领域，更具体地说，涉及一种适用于维持热平衡的催化裂解生焦器、再生系统和再生方法。
背景技术
流化催化裂解反应过程中是自热平衡过程，催化剂烧焦再生过程释放出大量高温位的热能恰好能够满足较低温位的裂化反应过程的需要。在反应器和再生器之间循环的催化剂具有足够的数量和热容量，因此催化剂既可以作为反应的活性位，又是传递热能的热载体。催化剂在反应器和再生器间流动，不断地从一端获取热量，又向另一端供应热量。热平衡的建立需要一定的条件，在此基础上才能保持裂化和再生达到规定的温度。对于一个催化裂解工业装置业说反应器和再生器之间的热平衡的基础是反应可以生成足够的焦炭，焦炭在再生过程中燃烧，释放出热量供反应使用。
随着炼油工艺的发展，特别是原油重质/劣质化趋势加剧、油品质量提高，使得加氢工艺更广泛地应用。经加氢提质的原料作为催化裂解原料时，尽管产品结构与品质得到了较大的提升，但对催化裂解装置本身来说带来了生焦不足，导致热量供应不足的问题。另外，以低碳烯烃为主要目标产物的催化裂解技术中，裂化反应转化率高，反应温度高，反应热大，在反应方面需要的热量较常规流化催化再生器或其它催化转化方法要多，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。当反应过程中生焦不足时，通常采用向再生器外补燃料油的方式为反应提供所需热量。但是，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，导致对催化剂的损害，而且这个损害是不可逆的，没有从根本上解决外补燃料油局部燃烧产生的高温热点对催化剂骨架结构与反应性能的影响。
为了解决这个问题，现有技术解决思路均是从再生器系统入手，如在再生器内设置贫氧区域，将燃料油引入到贫氧与催化剂混合，进入再生器烧焦再生；或在再生器内布置加热器，并采用燃料喷嘴，燃料喷嘴构造成喷射燃料和含氧气体的混合物，用于燃烧补充热量；或注入甲烷，依靠甲烷的燃烧放热，为反应补充热量。上述技术中的补热方式对催化剂不利影响有所缓解，但没有从根本上解决外补燃料油局部燃烧产生的高温热点对催化剂骨架结构与反应性能的影响。
发明内容
本申请的目的是提供一种催化裂化生焦器、生焦系统和方法，从反应系统方面解决催化裂化反应过程中热平衡的问题，同时不影响催化剂物理与化学性能。
一方面，本申请提供一种催化裂解生焦器，其从下到上依次包括：
预提升区，
生焦反应区，所述生焦反应区为鼓泡流化床或湍流流化床，和
出口区，
其中，所述预提升区的顶端与所述生焦反应区相连通，所述生焦反应区的顶端与所述出口区相连通；
所述预提升区的底端和/或所述生焦反应区的底端经配置为与再生器相连通，用于将所述再生器的催化剂输送到所述生焦器；
所述生焦反应区的中上游设有至少一个燃料油进料口。
在一种实施方式中，所述生焦器从下到上依次设有所述预提升气体入口、催化剂入口和燃料油入口。
在一种实施方式中，所述燃料油入口各自独立地设置在所述生焦器的中上游；优选地，所述燃料油入口距生焦器底部的距离各自独立地为生焦器高度的5％到15％。
在一种实施方式中，所述生焦反应区为中空圆柱形，其长径比为20：1至2：1；
在一种实施方式中，预提升区为中空圆柱形，其长径比为10：1-2：1；
出口区为中空圆柱形，其长径比为30：1-5：1。
在一种实施方式中，预提升区、生焦反应区、出口区的内径之比为1：2：1至1：10：2。
在一种实施方式中，所述生焦器的出口区经配置为与气固分离收集设备流体连通，其中，所述气固分离收集设备分别与产品分离系统和所述再生器相连通，使得所述生焦器产生的反应油气和带焦炭催化剂经所述气固分离收集设备分离后，分别引入所述产品分离系统和所述再生器。
另一方面，本申请提供一种催化裂解再生系统，包括：
本申请的催化裂解生焦器；
气固分离收集设备，和
再生器，
其中，所述预提升区的底端和/或所述生焦反应区的底端经配置为与再生器相连通，用于将所述再生器的催化剂输送到所述生焦器；
所述催化裂解生焦器的出口区与所述气固分离收集设备流体连通，使得来自所述生焦器的物料经所述气固分离收集设备分离为油气和带焦炭催化剂；
所述气固分离收集设备与所述再生器相连通，使得所述带焦炭催化剂输送到所述再生器。
在一种实施方式中，所述气固分离收集设备包括：
气固分离装置，所述气固分离装置与所述催化裂解生焦器的出口区相连通，使得来自所述生焦器的物料经所述气固分离装置分离为油气和带焦炭催化剂；
沉降器，所述沉降器经配置为收集所述带焦炭催化剂；所述沉降器与所述再生器相连通，使得所述带焦炭催化剂输送到所述再生器。
在一种实施方式中，所述气固分离装置容纳在所述沉降器的内部，
所述沉降器包括位于所述沉降器下部的汽提段，所述汽提段经配置为用于汽提收集的带焦炭催化剂；以及，所述再生器与所述汽提段相连通，使得经过汽提的带焦炭催化剂输送到所述再生器。
本申请还提供一种催化裂解催化剂的再生方法，在本申请的催化裂解再生系统中进行，包括下列步骤：
经由预提升气体入口向生焦器的预提升区注入预提升气体，与来自再生器的再生催化剂接触；
经由燃料油入口向生焦器注入雾化介质与燃烧油的混合物，使所述雾化介质与燃烧油的混合物与生焦器内的催化剂接触，发生生焦反应，得到带焦炭催化剂和反应油气；
带焦炭催化剂和反应油气经气固分离收集设备分离，将分离得到的带焦炭催化剂引入到再生器，再生得到再生催化剂供循环使用。
在一种实施方式中，还包括对带焦炭催化剂进行汽提处理，经汽提后引入到所述再生器。
在一种实施方式中，所述生焦器的生焦反应区的线速度为0.3米/秒-1.2米/秒，催化剂颗粒密度为300千克/立方米-700千克/立方米。
在一种实施方式中，所述预提升气体选自水蒸气、氮气、干气、富气、碳四馏分及其组合，所述预提升气体与燃料油的质量比为0.01：1至0.05：1；
优选地，所述燃料油雾化介质为氮气，所述雾化介质与燃烧油的质量比为0.01：1至0.5：1；
优选地，所述燃料油选自直馏馏分油或二次加工馏分油；优选地，二次加工馏分油可以选自催化裂解柴油、催化裂解油浆、焦化汽油、焦化柴油和焦化蜡油中的一种或多种的混合油。
在一种实施方式中，所述生焦器的出口温度为460-560℃。
本申请还涉及一种催化裂解生焦系统，包含本申请的生焦器。
使用本申请的生焦器可以进一步在催化剂上形成焦炭，进入再生系统再生时，不影响再生系统操作，而且，催化剂在再生器烧焦过程中无局部热点，对催化剂物理和化学性质无损害。本申请的生焦器结构简单，易于实施，适用性强，尤其是以低碳烯烃等化工原料为主要目标产物的催化裂化装置，从反应系统端根本上解决热平衡的问题，而且减少了传统喷燃烧油的方式对催化剂和再生系统带来的损害，既节约了催化剂成本，又提高了炼厂的经济效益。
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化生焦器的示意图；
图2为本申请提供的一种实施方式的生焦系统的示意图；
图3为催化裂解反应-再生系统的一种实施方式的示意图。
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。
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。
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。
如图1所示，本申请提供一种催化裂解生焦器300，其适用于调节热平衡。该生焦器300从下到上依次包括：预提升区I，生焦反应区II，和出口区III。
所述生焦器300从下到上依次设有预提升气体入口301、催化剂入口303、以及燃料油入口302。预提升气体入口301通常设置在预提升区I，且一般在预提升区I的底部。催化剂入口303可以设置在预提升区I和/或生焦反应区II，不过一般设置在预提升区I，位于预提升区I的下部，但是位于预提升气体入口301之上，以使得预提升气体能够提升输入的催化剂。如此，可以使再生催化剂得到预加速、预流化，改善催化剂的分布状况，有利于进入与燃料油的均匀接触和快速混合。
再生器500的底部(如图2所示)通过催化剂入口303与所述生焦器300相连通，使得催化剂能够进入生焦器发生生焦，得到带焦炭催化剂。所述生焦器300的顶部与气固分离收集设备200相连通，使带焦炭催化剂与反应油气分离。
在一种实施方式中，预提升区I，生焦反应区II，和出口区III依次相连接，也即，预提升区I的顶端与生焦反应区II相连通，生焦反应区II的顶端与出口区III相连通。
在本申请中，生焦器300上各自独立设置的预提升气体入口301、再生催化剂入口303、和燃料油入口302位于生焦器300不同高度处。优选地，所述生焦器1从下到上依次设有预提升气体入口301、再生催化剂入口303、和燃料油入口302，且均位于生焦器300的下部。
在本申请中，所述生焦器300的反应区Ⅱ为鼓泡床或湍流流化床。在一种实施方式中，所述反应区Ⅱ为中空圆柱形，其长径比为20：1至2：1。
在本申请中，所述生焦器可以设置一个或多个，例如一个、两个或更多个燃料油入口302，所述一个或多个燃料油入口可以各自独立地设置在生焦器预提升区I的出口端处，或者设置在生焦反应区II的底部或侧壁。进一步优选地，所述燃料油入口302各自独立地设置在所述生焦器300的中上游。进一步优选地，所述燃料油入口302距生焦器底部的距离h各自独立地为生焦器高度的5％到15％。
本申请中，通过燃料油入口302喷入的燃料油可以包括直馏馏分油或二次加工馏分油。优选地，二次加工馏分油可以选自催化裂解柴油、催化裂解油浆、焦化汽油、焦化柴油和焦化蜡油中的一种或多种的混合油。
在一种实施方式中，预提升区I为中空圆柱形，其长径比为10：1-2：1。在一种实施方式中，出口区III为中空圆柱形，其长径比为30：1-5：1。在一种实施方式中，预提升区I、生焦反应区II、出口区III的内径之比为1：2：1至1：10：1。
在一种实施方式中，生焦器的出口区III经配置为与气固分离收集设备200(如图2所示)流体连通。该气固分离收集设备200分别与产品分离系统(未示出)和再生器500相连通，使得所述生焦器产生的反应油气和带焦炭催化剂经所述气固分离收集设备分离后，分别引入产品分离系统和再生器500。如图2所示，在一种实施方式中，所述生焦器300可与气固分离收集设备200流体连通，使得所述生焦器300产生的反应油和带焦炭催化剂经所述气固分离收集设备200分离后，反应油气通过集气室202集气后，经油气管线203引入到产品分离系统进行回收利用，带焦布料的催化剂进入沉降器200下部的汽提段205，汽提后经待生立管206引入再生器烧焦，放出热量。在本申请中，所述气固分离收集设备200可采用本领域技术人员所熟知的设备。例如，所述气固分离收集设备200可以包括气固分离装置201，例如旋风分离器等，以及沉降器210。该气固分离装置201可以容纳在沉降器210的内部，使得可以收集分离的带焦炭催化剂。沉降器210包括位于其下部的汽提段205，用于对带焦炭催化剂进行汽提处理。经汽提处理之后的催化剂可以引入到再生器500，发生完全燃烧反应，放出热量，得到再生催化剂。
在本申请中，通过设置生焦器300可以使燃料油在低温、无氧的流态化条件下与催化剂混合，在具有鼓泡床或湍流流化床特征的反应区内发生生焦反应，不仅焦炭选择性高，而且使焦炭在催化剂上均匀分布，有利于进行再生系统内均匀燃烧。而且，在本申请中，催化剂上在生焦器中生成的焦炭可以与催化裂解反应器中生成的焦炭混合进入再生系统，在高温、富氧气体的作用下进行充分的烧焦放热，供给反应所需的热量，能够实现热平衡，且对催化剂性质无损害。
如图2所示，本申请提供一种催化裂解再生系统，包括：
催化裂解生焦器300；
气固分离收集设备200，和
再生器500。
如上所述，催化裂解生焦器300的预提升区I的底端和/或所述生焦反应区II的底端经配置为与再生器500相连通，用于将所述再生器的催化剂输送到所述生焦器。
催化裂解生焦器300的出口区III与气固分离收集设备200流体连通，使得来自所述生焦器300的物料经所述气固分离收集设备200分离为油气和带焦炭催化剂。
气固分离收集设备200与所述再生器500相连通，使得所述带焦炭催化剂输送到所述再生器500中进行再生。
如图2所示，气固分离收集设备200包括：
气固分离装置201，所述气固分离装置201与所述催化裂解生焦器300的出口区III相连通，使得来自所述生焦器300的物料经所述气固分离装置201分离为油气和带焦炭催化剂；
沉降器210，所述沉降器210经配置为收集所述带焦炭催化剂；所述沉降器210与所述再生器500相连通，使得所述带焦炭催化剂输送到所述再生器500。
在一种实施方式中，催化裂解生焦器300的出口端304与气固分离装置201的入口连通。
在一种实施方式中，所述气固分离装置201容纳在所述沉降器210的内部，
所述沉降器210包括位于所述沉降器下部的汽提段205，所述汽提段205经配置为用于汽提收集的带焦炭催化剂；以及，所述再生器500与所述汽提段205相连通，使得经过汽提的带焦炭催化剂输送到所述再生器500。汽提段205的下部设置有汽提气体入口207用于输入汽提气体例如水蒸气等。
需要说明的是，该气固分离收集设备200还可以与催化裂解反应器(未示出)的出口相连通，使得催化裂解反应器的物料也经该气固分离收集设备200进行分离，并使得分离的待生催化剂进入到该催化裂解再生系统中进行再生循环。
在一种实施方式中，所述生焦器300与气固分离装置201流体连通，使得所述生焦器300产生的反应油和带焦炭的催化剂经所述气固分离装置201分离后，反应油气通过集气室202集气后，经油气管线203引入到产品分离系统进行回收利用，带焦布料的催化剂进入沉降器200下部的汽提段205，汽提后经待生立管206引入再生系统烧焦，放出热量。在本申请中，所述气固分离装置201可采用本领域技术人员所熟知的设备。例如，所述气固分离装置201可以包括旋风分离器。在本申请中，所述气固分离收集设备200与生焦器300可以同轴布置或者高低并列布置。图2示出了气固分离收集设备200与生焦器300同轴布置的方式。
本申请还涉及一种催化裂解催化剂的再生方法，在上述催化裂解再生系统中进行，包括下列步骤：
经由预提升气体入口301向生焦器300的预提升区I注入预提升气体，与来自再生器500的再生催化剂接触；
经由燃料油入口302向生焦器300注入雾化介质与燃烧油的混合物，使所述雾化介质与燃烧油的混合物与生焦器内的催化剂接触，发生生焦反应，得到带焦炭催化剂和反应油气；
带焦炭催化剂和反应油气经气固分离收集设备200分离，将分离得到的带焦炭催化剂引入到再生器500，再生得到再生催化剂供循环使用。
在上述过程中，经由预提升气体入口向生焦器的预提升区注入预提升气体，与来自再生器的再生催化剂接触，使再生催化剂得到预加速、预流化，改善催化剂的分布状况，有利于进入与燃料油的均匀接触和快速混合。
经由燃料油入口向生焦器注入雾化介质与燃烧油的混合物，使所述雾化介质与燃烧油的混合物与生焦器内的催化剂接触，发生生焦反应，得到带焦炭催化剂和反应油气。
带有焦炭的催化剂和反应油气经气固分离收集设备分离后，反应油气输送到产品分离系统，带焦炭催化剂进入汽提段，经汽提后引入到再生系统，发生完全燃烧反应，放出热量，得到再生催化剂。
在一种实施方式中，所述生焦器的反应区为鼓泡流化床或湍流流化床。
在一种实施方式中，所述生焦器的反应区线线速度为0.2米/秒-1.2米/秒，催化剂颗粒密度为300千克/立方米-700千克/立方米。
在一种实施方式中，所述预提升气体选自水蒸气、氮气、干气、富气或碳四馏分或它们的混合物，所述预提升气体与燃料油的质量比为0.01：1至0.05：1。
在一种实施方式中，所述燃料油包括直馏馏分油或二次加工馏分油。优选地，二次加工馏分油可以选自催化裂解柴油、焦化汽油、焦化柴油和焦化蜡油中的一种或多种的混合油。
在一种实施方式中，所述燃料油的雾化介质可以选自水蒸气、氮气或它们的混合物，所述雾化介质与燃烧油的质量比为0.01：1至0.5：1。
在一种实施方式中，所述生焦器的出口温度为460-560℃。
如图2所示，再生器500用于再生待生催化剂，下部设置含氧气体入口501、待生催化剂入口505和两个再生催化剂出口506和出口508，内部设置有旋风分离器503，顶部设置有烟气出口504。
在再生器500内，来自含氧气体入口501的含氧气体经气体分布器502后进入再生器，与带焦炭催化剂接触发生完全燃烧反应，彻底放出热量，再生后的部分催化剂经再生催化剂循环出口508返回催化裂解反应器(图中未示出)供循环使用，部分催化剂经再生催化剂出口506和再生催化剂入口303送至催化裂解生焦器300循环使用，再生烟气经旋风分离器503回收夹带的催化剂，经烟道出口504送至后续能量回收系统。
本申请的催化裂解生焦器可以与一个或多个催化裂解反应器相连接，使得来自生焦器的带焦炭催化剂和来自催化裂解反应器的待生催化剂一起在再生器中进行再生，放出热量，携带热量的再生催化剂循环回催化裂解反应器为反应供热。本申请的催化裂解生焦器适用于各种原料且生焦不足的催化裂解反应-再生系统，例如石油烃、含氧烃类的催化裂解生产丙烯或燃料油的反应，或催化裂解生产低碳烯烃的反应。本申请的催化裂解生焦器以及再生系统需要与催化裂解反应器联用，形成催化裂解的反应-再生系统。需要说明的是，本申请的催化裂解生焦器虽然也喷入了燃料油，但是，该燃料油的目的并非用作催化裂解的原料油，而是用于在催化剂上补焦，利于催化裂解反应的热平衡。
在本申请中，生焦器生成催化剂上的焦炭可以与催化裂解反应器生成催化剂上的焦炭，在再生系统中在高温、富氧气体的作用下进行充分的烧焦放热，供给反应所需的热量，对催化剂性质无损害。
本申请结构简单，仅通过适应性改造，再生器可以仍采用现有技术，易于实施，适用性强，尤其是以低碳烯烃等化工原料为主要目标产物的催化裂解装置，不仅可以从根本上解决热平衡的问题，而且减少了传统喷燃烧油的方式对催化剂和再生系统带来的损害，既节约了催化剂成本，又提高了炼厂的经济效益。
本申请还提供一种催化裂解生焦系统，所述催化裂解生焦系统包括本申请的催化裂解生焦器。此外该催化裂解生焦系统还包含油剂分离装置、汽提器以及任选的反应产物分离设备。本申请提供的催化裂解生焦系统中，所述油剂分离装置、汽提器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，所述油剂分离收集设备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。
图3示出了包含本申请再生系统的催化裂解反应-再生系统的一种实施方式。该反应-再生系统包括催化裂解反应器100，生焦器300，气固分离收集设备200，以及再生器500，以及产物分离系统(未示出)等。生焦器300，气固分离收集设备200和再生器500以及它们之间的连接方式如上所述，这里不再赘述。如图3所示，生焦器300与气固分离收集设备200同轴设置；而催化裂解反应器100设置在气固分离收集设备200的外部，其出口端104与气固分离收集设备200流体相通，使得催化裂解反应器100的油剂进入气固分离收集设备200进行分离和收集。如图3所示，催化裂解反应器100的出口端104与气固分离装置201的入口连通。该催化裂解反应器100可以是各种常用的催化裂解反应器，例如提升管反应器、流化床反应器等。催化裂解反应器100设置有再生催化剂入口103，其可以与再生催化剂循环出口508相连接，使得再生后的再生催化剂循环回催化裂解反应器100。催化裂解反应器100还设置有原料入口102以及提升气入口101。
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给出了包含本申请催化裂解生焦器的优选实施方式，其中所述催化裂解生焦器300从下到上包括预提升区Ⅰ、反应区Ⅱ，和出口区Ⅲ。生焦器300底部预提升区Ⅰ下部设有预提升气体入口301和再生催化剂入口303。所述生焦器300的反应区Ⅱ的下方侧壁设有一个或多个、例如一个、两个或更多个燃料油入口302。
图2给出了包含本申请催化裂解生焦器的催化裂解再生系统的优选实施方式。预提升气体经预提升气体入口301从生焦器300底部进入所述生焦器的预提升区Ⅰ，预提气体可以为氮气、水蒸气、干气、富气或碳四馏分或它们的混合物。来自再生器500的高温再生催化剂经再生催化剂入口303进入生焦器300下部，与预提升气体混合向上运动，与来自燃料油入口302的燃料油接触一起进入生焦器的反应区Ⅱ发生生焦反应；带炭焦炭的催化剂和反应生成油气向上流动，经出口区Ⅲ进入气固分离收集设备200的气固分离装置201，分离后的反应油气进入集气室202，经油气管线203引入产品分离系统；分离后的带焦炭催化剂进入沉降器210，并在沉降器210下部的汽提器205中进行汽提，汽提后经待生立管206和待生催化剂入口505进入再生器500；来自含氧气体入口501的含氧气体经气体分布器502后进入再生器，与带焦炭催化剂接触发生完全燃烧反应，彻底放出热量，再生后的部分催化剂经再生催化剂循环出口508返回催化裂解反应器(图中未示出)供循环使用，部分催化剂经再生催化剂出口506和再生催化剂入口303送至生焦器循环使用，再生烟气经旋风分离器503回收夹带的催化剂，经烟道出口504送至后续能量回收系统。
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。试验所用催化剂为工业催化剂，商品牌号为SHMP-4；燃料油为催化裂解油浆，取自安庆石化催化裂解装置，性质见表1。
实施例1
按照图2进行试验，在再生系统中进行催化油浆的生焦-再生反应试验。
所用的生焦器300包括：
预提升区I，其长度为1米，内径为0.2米；
生焦反应区II，为湍流床反应器，其长度为3米，内径为0.4米；
出口区III，其长度为2米，内径为0.2米。
该生焦器从下到上依次设有预提升气体入口301、再生催化剂入口303、和燃料油入口302，且均位于生焦器300的下部。
燃料油入口302距生焦器底部的距离各自独立地为生焦器高度的10％。
如下进行生焦-再生反应试验：
预提升介质氮气进入生焦器下部与再生催化剂混合后向上流动，安庆油浆(生焦燃料油)与雾化介质(水蒸气)的混合物通过燃料油入口进入生焦器，与热的再生催化剂接触并进行生焦反应，反应产物和待生催化剂从生焦器出口(出口区)进入旋风分离器201，反应产物和待生催化剂快速分离，反应产物经冷却收集。
待生催化剂在重力作用下进入沉降器的汽提段，由水蒸气汽提出待生催化剂上吸附的烃类产物，汽提后的待生催化剂进入到再生器500，与富含氧气的空气接触进行再生；再生后的催化剂一部分返回到生焦器中循环使用。操作条件和产品分布列于表2。
从表2的结果可以看出，油浆转化率为59.36％，焦炭产率21.93％。
由以上实施例的结果可以看出，采用本申请的生焦器和生焦再生系统，可以实现油浆高选择性地生焦，从反应系统方面为再生器提供热源，对再生系统无影响，有助于保持催化剂的物理与化学性能。
实施例2
图3所示的催化裂解反应系统包括图2所示的再生系统以及提升管反应器。按照图3的流程进行试验：在提升管反应器上进行大庆蜡油的裂解反应试验，将预热的原料油从裂解反应器的下部引入，与来自再生器的再生催化剂接触并由下至上进行催化裂解反应，得到反应产物和待生催化剂的油剂混合物，油剂混合物从反应器出口进入旋风分离器，反应产物和待生催化剂快速分离，反应产物经冷却收集。所用的大庆蜡油的性质如表3所示。
按照实施例1的方式进行安庆油浆的生焦-再生，安庆油浆(生焦燃料油)进入生焦器，与热的再生催化剂接触并进行生焦反应，得到反应产物和带炭催化剂的油剂混合物，油剂混合物从生焦器出口进入旋风分离器，反应产物和待生催化剂快速分离，反应产物经冷却收集。
待生催化剂和带炭催化剂在重力作用下进入沉降器的汽提段，由水蒸气汽提出待生催化剂上吸附的烃类产物，汽提后的待生催化剂进入到再生器，与空气接触进行再生；再生后的催化剂再返回到反应器和生焦器中循环使用，其中，循环回催化裂解反应器的再生催化剂与循环回生焦器的再生催化剂的重量比为5:1。操作条件和产品分布列于表4。
从表4的结果可以看出，甲烷产率为1.90％，乙烯产率为5.34重量％，丙烯产率为21.74重量％，焦炭产率8.39％。
对比例1
按照图3的流程并参照实施例2进行试验，不同的是，该对比例1不开启生焦器，即如下进行催化剂的再生：
待生催化剂在重力作用下进入沉降器的汽提段，由水蒸气汽提出待生催化剂上吸附的烃类产物，汽提后的待生催化剂进入到再生器，与空气接触进行再生；同时向再生器床层中引入油浆作为燃料油燃烧，补充再生器热量，再生后的催化剂再返回到反应器中循环使用。操作条件和产品分布列于表4。
从表4的结果可以看出，甲烷产率为2.35％，乙烯产率为5.04重量％，丙烯产率为19.81重量％，焦炭产率4.33％。
由以上实施例2和对比例1的结果可以看出，在催化裂解反应系统中增加本申请的生焦器，不仅可以降低甲烷产率、提高乙烯和丙烯，而且可以为再生过程提供所需焦源。
在本申请的描述中，需要说明的是，术语“上”、“下”、“内”、“外”、“前”、“后”、“左”、“右”等指示的方位或位置关系为基于本申请工作状态下的方位或位置关系，仅是为了便于描述本申请和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本申请的限制。
在本申请的描述中，需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“安装”“相连”“连接”应作广义理解。对于本领域的普通技术人员而言，可以具体情况理解上述术语在本申请中的具体含义。
以上结合了优选的实施方式对本申请进行了说明，不过这些实施方式仅是范例性的，仅起到说明性的作用。在此基础上，可以对本申请进行多种替换和改进，这些均落入本申请的保护范围内。
表1安庆石化油浆性质
| 数值 | |
| 20℃密度，千克/米3 | 1068.6 |
| 70℃折射率 | 1.6361 |
| 100℃粘度，毫米2/秒 | 11.5 |
| 残炭，％(重量) | 4.79 |
| 碳含量，％(重量) | 91.22 |
| 氢含量，％(重量) | 8.06 |
| 硫含量，％(重量) | 0.331 |
| 氮含量，％(重量) | 0.21 |
| 碱性氮，毫克/千克 | 86 |
| 馏程，℃ | |
| 5％(体积) | 364.5 |
| 10％(体积) | 373.2 |
| 30％(体积) | 400.6 |
| 50％(体积) | 425.6 |
| 70％(体积) | 464.8 |
表2实施例1操作条件和结果
| 实施例1 | |
| 生焦器出口温度，℃ | 540 |
| 生焦器进口温度，℃ | 557 |
| 催化剂与燃料油进料量重量比 | 7：1 |
| 反应时间，秒 | 5.0 |
| 水蒸气与燃料油进料量重量比 | 0.16 |
| 氮气与燃料油进料量重量比 | 0.05 |
| 再生器内的温度，℃ | 720 |
| 产品产率，重量％ | |
| 干气 | 3.67 |
| 液化气 | 10.07 |
| C5 +汽油 | 8.35 |
| 柴油 | 15.34 |
| 重油 | 40.64 |
| 焦炭 | 21.93 |
| 合计 | 100.00 |
表3裂解反应原料
| 大庆蜡油 | 安庆油浆 | |
| 20℃密度，千克/米3 | 864.0 | 1068.6 |
| 70℃折射率 | 1.4624 | 1.6361 |
| 100℃粘度，毫米2/秒 | 4.648 | 11.5 |
| 残炭，％(重量) | 0.04 | 4.79 |
| 碳含量，％(重量) | 86.40 | 91.22 |
| 氢含量，％(重量) | 13.44 | 8.06 |
| 硫含量，％(重量) | 0.12 | 0.331 |
| 氮含量，％(重量) | 0.0657 | 0.21 |
| 碱性氮，毫克/千克 | / | 86 |
| 馏程，℃ | ||
| 5％(体积) | 331 | 364.5 |
| 10％(体积) | 354 | 373.2 |
| 30％(体积) | 402 | 400.6 |
| 50％(体积) | 435 | 425.6 |
| 70％(体积) | 467 | 464.8 |
表4实施例2和对比例1操作条件和结果
| 实施例2 | 对比例1 | |
| 裂解反应器条件 | ||
| 裂解反应器出口温度，℃ | 560 | 560 |
| 催化剂与原料进料量重量比 | 10：1 | 10：1 |
| 反应时间，秒 | 2.5 | 2.5 |
| 水蒸气与原料进料量重量比 | 0.25 | 0.25 |
| 生焦器条件 | ||
| 生焦器出口温度，℃ | 540 | |
| 催化剂与生焦燃料油进料量重量比 | 7 | |
| 反应时间，秒 | 5 | |
| 水蒸气与生焦燃料油进料量重量比 | 0.16 | |
| 氮气与生焦燃料油进料量重量比 | 0.05 | |
| 生焦燃料油进料量占裂解反应器进料量比例，％ | 30 | |
| 再生器条件 | ||
| 再生器内的温度，℃ | 720 | 720 |
| 再生器中油浆进料量占裂解反应器进料量比例，％ | 30 | |
| 产品产率，重量％ | ||
| 干气 | 8.79 | 8.91 |
| 其中甲烷 | 1.90 | 2.35 |
| 其中乙烯 | 5.34 | 5.04 |
| 液化气 | 47.49 | 48.32 |
| 其中丙烯 | 21.74 | 19.81 |
| C5 +汽油 | 21.97 | 24.44 |
| 柴油 | 10.36 | 10.49 |
| 重油 | 3.00 | 3.51 |
| 焦炭 | 8.39 | 4.33 |
| 合计 | 100.00 | 100.00 |
Claims (16)
1.一种催化裂解生焦器，其特征在于，所述生焦器从下到上依次包括：
预提升区，
生焦反应区，所述生焦反应区为鼓泡流化床或湍流流化床，和
出口区，
其中，所述预提升区的顶端与所述生焦反应区相连通，所述生焦反应区的顶端与所述出口区相连通；
所述预提升区的底端和/或所述生焦反应区的底端经配置为与再生器相连通，用于将所述再生器的催化剂输送到所述生焦器；
所述生焦反应区的中上游设有至少一个燃料油进料口。
2.根据权利要求1所述的催化裂解生焦器，其特征在于，所述生焦器从下到上依次设有所述预提升气体入口、催化剂入口和燃料油入口。
3.根据权利要求1所述的催化裂解生焦器，其特征在于，所述燃料油入口各自独立地设置在所述生焦器的中上游；优选地，所述燃料油入口距生焦器底部的距离各自独立地为生焦器高度的5％到15％。
4.根据权利要求1所述的催化裂解生焦器，其特征在于，所述生焦反应区为中空圆柱形，其长径比为20：1至2：1。
5.根据权利要求4所述的催化裂解生焦器，其特征在于，
预提升区为中空圆柱形，其长径比为10：1-2：1；
出口区为中空圆柱形，其长径比为30：1-5：1。
6.根据权利要求5所述的催化裂解生焦器，其特征在于，预提升区、生焦反应区、出口区的内径之比为1：2：1至1：10：2。
7.根据权利要求1所述的催化裂解生焦器，其特征在于，所述生焦器的出口区经配置为与气固分离收集设备流体连通，其中，所述气固分离收集设备分别与产品分离系统和所述再生器相连通，使得所述生焦器产生的反应油气和带焦炭催化剂经所述气固分离收集设备分离后，分别引入所述产品分离系统和所述再生器。
8.一种催化裂解再生系统，包括：
权利要求1-7中任一项的催化裂解生焦器；
气固分离收集设备，和
再生器，
其中，所述预提升区的底端和/或所述生焦反应区的底端经配置为与再生器相连通，用于将所述再生器的催化剂输送到所述生焦器；
所述催化裂解生焦器的出口区与所述气固分离收集设备流体连通，使得来自所述生焦器的物料经所述气固分离收集设备分离为油气和带焦炭催化剂；
所述气固分离收集设备与所述再生器相连通，使得所述带焦炭催化剂输送到所述再生器。
9.根据权利要求8所述的催化裂解再生系统，其中，所述气固分离收集设备包括：
气固分离装置，所述气固分离装置与所述催化裂解生焦器的出口区相连通，使得来自所述生焦器的物料经所述气固分离装置分离为油气和带焦炭催化剂；
沉降器，所述沉降器经配置为收集所述带焦炭催化剂；所述沉降器与所述再生器相连通，使得所述带焦炭催化剂输送到所述再生器。
10.根据权利要求9所述的催化裂解再生系统，其中，所述气固分离装置容纳在所述沉降器的内部，
所述沉降器包括位于所述沉降器下部的汽提段，所述汽提段经配置为用于汽提收集的带焦炭催化剂；以及，所述再生器与所述汽提段相连通，使得经过汽提的带焦炭催化剂输送到所述再生器。
11.一种催化裂解催化剂的再生方法，在权利要求8-10中任一项所述的催化裂解再生系统中进行，包括下列步骤：
经由预提升气体入口向生焦器的预提升区注入预提升气体，与来自再生器的再生催化剂接触；
经由燃料油入口向生焦器注入雾化介质与燃烧油的混合物，使所述雾化介质与燃烧油的混合物与生焦器内的催化剂接触，发生生焦反应，得到带焦炭催化剂和反应油气；
带焦炭催化剂和反应油气经气固分离收集设备分离，将分离得到的带焦炭催化剂引入到再生器，再生得到再生催化剂供循环使用。
12.根据权利要求11所述的再生方法，其中，还包括对带焦炭催化剂进行汽提处理，经汽提后引入到所述再生器。
13.根据权利要求11所述的再生方法，其中所述生焦器的生焦反应区的线速度为0.3米/秒-1.2米/秒，催化剂颗粒密度为300千克/立方米-700千克/立方米。
14.根据权利要求11所述的再生方法，其中，所述预提升气体选自水蒸气、氮气、干气、富气、碳四馏分及其组合，所述预提升气体与燃料油的质量比为0.01：1至0.05：1；
优选地，所述燃料油雾化介质为氮气，所述雾化介质与燃烧油的质量比为0.01：1至0.5：1；
优选地，所述燃料油选自直馏馏分油或二次加工馏分油；优选地，二次加工馏分油可以选自催化裂解柴油、催化裂解油浆、焦化汽油、焦化柴油和焦化蜡油中的一种或多种的混合油。
15.根据权利要求11所述的再生方法，其中，所述生焦器的出口温度为460-560℃。
16.一种催化裂解生焦系统，包含权利要求1-7中任一项的生焦器。
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| CN202210614977.7A Pending CN117186938A (zh) | 2022-05-31 | 2022-05-31 | 催化裂解生焦器、再生系统以及再生方法 |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| CN (1) | CN117186938A (zh) |
-
2022
- 2022-05-31 CN CN202210614977.7A patent/CN117186938A/zh active Pending
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Legal Events
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