CN117821104A - 原油催化裂解制低碳烯烃的防结焦方法及防结焦装置 - Google Patents

Abstract

一种原油催化裂解制低碳烯烃高温油气降温及反应体系防结焦的方法，包括，从反应器出来的高温油气和催化剂进入初分器，分离出的大部分催化剂经气提后从沉降器的中上部喷入，保持沉降器中上部高温状态，减少其中的油气冷凝，同时，催化剂在沉降过程中，及时吸附冷凝的油，从而避免沉降器结焦；高温油气携带少部分催化剂进入换热器。利用油气的热量发生高压蒸汽，冷凝下来的极少量的液相油被催化剂吸附，避免换热器结焦。降温后的油气和少部分催化剂进入沉降器内的旋风器内，将催化剂回收。采取上述措施，避免反应系统结焦，保证装置的长周期稳定运行；油气的高温位热量被充分利用，使整个系统的能量利用更合理，起到节能减排的效果。

Description

原油催化裂解制低碳烯烃的防结焦方法及防结焦装置

技术领域

本申请涉及一种原油催化裂解的反应系统，具体的，降低或者防止反应系统中防结焦的方法及其装置，属于石油化工领域。

背景技术

原油直接裂解制低碳烯烃，不再依赖炼油过程生产蒸汽裂解原料，因而流程短，投资少，能耗低。以同种原油生产等量的乙烯，与炼油结合蒸汽裂解相比，原油直接裂解制低碳烯烃，原油的消耗量降低60％以上。大幅度减少烯烃生产对原油的消耗，将极大缓解对原油需求量。

原油直接裂解制低碳烯烃有两种技术路线：一种是原油经裂解炉对流段预热后进闪蒸塔，蒸出来的轻油进辐射段进行蒸汽裂解；另一种是在催化剂的作用下发生催化裂解。前者本质与蒸汽裂解无异，只不过是将裂解炉对流段的热量作为原油闪蒸的热源。理论上该过程对原油的性质没有要求，而实际上原油越重，轻油越少，蒸出来的重油仍然要依赖于传统的炼油过程来加工。因而，对于不想生产油品的企业，使用原油蒸汽裂解技术路线，加工的原油显然越轻越好。而原油催化裂解对原油的性质要求则宽泛得多，可轻可重，越重，低碳烯烃的收率就越低，芳烃的收率就越高。

原油蒸汽裂解与原油催化裂解，在装置结焦与高温油气换热降温方面，存在着显著的差别。原油蒸汽裂解从反应到分离，与轻烃、石脑油蒸汽裂解几乎没有差别，裂解炉管、高温油气发生高压蒸汽的换热管存在着结焦现象，多套裂解炉定期轮流烧焦即可保持整个系统连续运行。而原油催化裂解装置，反应器、沉降器会结焦，如果采用同蒸汽裂解一样的方案，高温油气换热发生高压蒸汽来降温，换热管一定会结焦。一旦出现结焦影响装置运行的现象，则无法像蒸汽裂解那样，几套反应系统切换烧焦，保持整个系统稳定运行。

本申请针对原油催化裂解反应体系中的高温油气的热量以及结焦现象，提出了解决方案。

发明内容

本申请的第一目的降低或防止原油催化裂解制低碳烯烃反应系统的结焦现象，尤其沉降器内的结焦现象显著降低。

本申请的第二目的降低或防止原油催化裂解制低碳烯烃反应系统的沉降器以及换热装置等的结焦现象，延长了整个设备的运行周期。

本申请的第三个目的是，在原油催化裂解制低碳烯烃反应系统中，反应器内的充分利用高温油气的热量，同时降低高温待生催化剂的热量损失。尽大可能的降低能量的浪费，同时，还可以降低系统的结焦现象。

一方面，一种原油催化裂解制低碳烯烃反应体系中防止装置上结焦的方法，包括：降低反应器排出的高温油气的温度，冷凝的液相油被待生催化剂吸附；降温后的油气进入沉降器内进行气固分离，大部分待生催化剂直接输送到沉降器内。

通过本申请的防结焦的方法，高温油气在进入沉降器之前，对其进行降温，高沸点、易冷凝的物质由气态转变为液态，液态油被待生催化剂吸附。因此，进入沉降器内的油气，减少了在器壁上液化结焦的组分，进而，减少了或者防止在反应的沉降器内结焦。

另一方面，一种原油催化裂解制低碳烯烃反应设备，包括反应器、沉降器以及换热器，换热器分别与反应器和换热器连接。

在反应设备，反应器排出的高温油气和待生催化剂经过换热器降温，将冷凝油被待生催化剂吸附，在油气进入沉降器内后，减少了或者防止在沉降器内结焦。

再一方面，一种原油催化裂解制低碳烯烃反应设备，包括反应器、沉降器、初级分离器以及换热器，反应器与初级分离器连接，初级分离器与换热器连接，沉降器分别与初级分离器以及换热器连接。

在该反应设备中，反应器排出的高温油气和待生催化剂先经过初级分离器进行气固分离，分离后的高温油气输送到换热器内进行降温，分离后的待生催化剂直接输送到沉降器内；经降温后的油气输送到沉降器进行气固分离。进入换热器的高温油气中携带适量的待生催化剂，待生催化剂既可以吸附冷凝的液相油，又可以与换热器的器壁产生摩擦，及时擦掉器壁上的油结焦前身物或者焦炭等物质。因此，有效的防止换热器和沉降器内结焦。另外，由于在大部分待生催化剂未进入换热器内降温，降低了在再生过程中的能耗。

附图说明

图1现有技术的流化床反应系统的结构示意图。

图2本申请的流化床反应系统的第一种实施方式的结构示意图。

图3本申请的流化床反应系统的第二种实施方式的结构示意图。

图4本申请的流化床反应系统的第三种实施方式的结构示意图。

图5本申请的流化床反应系统的第四种实施方式的结构示意图。

图6对比例采用的流化床反应系统的结构示意图。

具体实施方式

下面对本发明的原油催化裂解制低碳烯烃的防结焦反应体系进一步详细叙述。并不限定本申请的保护范围，其保护范围以权利要求书界定。某些公开的具体细节对各个公开的实施方案提供全面理解。然而，相关领域的技术人员知道，不采用一个或多个这些具体的细节，而采用其他的材料等的情况也可实现实施方案。

除非上下文另有要求，在说明书以及权利要求书中，术语“包括”、“包含”应理解为开放式的、包括的含义，即为“包括，但不限于”。

在说明书中所提及的“实施方案”、“一实施方案”、“另一实施方案”或“某些实施方案”等是指与所述实施方案相关的所描述的具体涉及的特征、结构或特性包括在至少一个实施方案中。因此，“实施方案”、“一实施方案”、“另一实施方案”或“某些实施方案”没有必要均指相同的实施方案。且，具体的特征、结构或者特性可以在一种或多种实施方案中以任何的方式相结合。说明书中所揭示的各个特征，可以任何可提供相同、均等或相似目的的替代性特征取代。因此除有特别说明，所揭示的特征仅为均等或相似特征的一般性例子。

下面结合具体实施例，进一步阐述本发明。应理解，这些实施例仅用于说明本发明而不用于限制本发明的范围。下列实施例中未注明具体条件的实验方法，通常按照常规条件或按照制造厂商所建议的条件。除非另外说明，否则所有的百分数、比率、比例、或份数按重量计。

术语“气固分离效率”是指进入分离器的全部催化剂中被气固分离下来的催化剂的质量分率。

“低碳烯烃”通常指碳原子数在2～4的烯烃，譬如，乙烯、丙烯和丁烯等小分子烯烃的总称。

“原油”通常指未经加工处理的石油，是烷烃、环烷烃、芳香烃等多种液态烃的混合物，主要成分是碳和氢两种元素，分别占83～87％和11～14％。

除非另行定义，文中所使用的所有专业与科学用语与本领域熟练人员所熟悉的意义相同。此外，任何与所记载内容相似或均等的方法及材料皆可应用于本发明方法中。文中所述的较佳实施方法与材料仅作示范之用。

原油催化裂解制低碳烯烃(譬如乙烯丙烯等)技术，需要解决的核心问题有三个方面：1)乙烯丙烯的收率与选择性；2)反应体系的装置可长周期运行，其中最突出的就是如何避免装置结焦；3)高温油气能量的高效回收利用。乙烯、丙烯等低碳烯烃的收率与选择性，主要受原料组成和性质、反应器的结构与操作条件、以及催化剂性能等因素的影响。低碳烯烃的收率和选择性已经不是制约原油催化裂解走向产业化的瓶颈。目前迫切需要解决的是装置结焦影响长周期运行和高温油气能量的回收利用问题。本申请主要解决这两方面的问题。

一方面，一种原油催化裂解制低碳烯烃反应体系中防结焦的方法，包括，降低反应器排出的油气的温度，冷凝的液相油被待生催化剂吸附；降温后的油气进入沉降器内进行气固分离，大部分待生催化剂直接输送到沉降器内。

在某些实施方式中，反应器排出的油气和待生催化剂先经过初级分离器气固分离，分离后的油气携带部分待生催化剂进入换热器进行热交换降低温度。

初级分离器设在反应体系的沉降器罐体和反应器之外，其中，初级分离器包括分离器本体、进口、出口以及下料斜管，下料斜管的出口端位于沉降器罐体内，出口与换热器的进口连接，进口与反应器的出口连接。

高温油气携带待生催化剂经出口进入到换热器进行热交换。产生高压蒸汽。

如果仅利用高温油气或者含很少量的催化剂的油气进入换热器进行热交换，在热交换过程中油气容易在换热器结焦。发汽量减少，压降增大，甚至导致装置非计划停工。本申请利用油气携带待生催化剂一起通过换热器，一方面，利用催化剂吸附油气降温过程中形成的液相，减少甚至避免附着到换热管壁上而影响传热效果；另一方面，利用待生催化剂与换热管壁间的摩擦作用，及时“擦”掉吸附到换热管壁上的油、结焦前身物和焦炭。以此确保装置能够长周期运行。

为了高效、合理利用高温油气的能量，减少再生催化剂的能耗，同时减少在换热器以及沉降器等部件上结焦，控制初级分离器出口排除的高温油气中含有适量的催化剂。

在某些实施方式中，初级分离器分离后的高温油气中含有催化剂的总量占反应器出口油气携带催化剂总量的40％以下，优选，在5～25％之间。即，在初级分离器内，大部分催化剂(占提升管出口油气携带催化剂总量的60％以上)可自然沉降。

初级分离器内沉降下来的催化剂的比例，可以通过调整反应器出口以下初级分离器内(即初级分离器的进口以下)的表观气速来控制，气速越低，沉降下来的催化剂比例越高。

在某些实施方式中，初级分离器的进口以下的表观气速不大于2m/s，最好不大于0.5m/s。保证进入初级分离器内的大部分催化剂(占提升管出口油气携带催化剂总量的60％以上)可自然沉降。

初级分离器出口的高温油气所携带催化剂的比例，一方面受初级分离器内进口以下的表观气速影响，气速越低，该比例越低；另一方面，也受初级分离器内进口以上的表观气速影响，气速越高，该比例越高。因而，油气携带进入换热器的催化剂的比例，受初级分离器进口以上、以下发表观气速的共同影响。因而，进一步的，初级分离器进口以上的表观气速不小于0.5m/s，最好不小于2m/s，保证油气携带足够量的催化剂进入油气换热器。

进入换热器内的高温油气携带催化剂的总量占反应器出口油气携带催化剂总量的40％以下，优选，在5～25％之间。高温油气在换热器与低温水气热交换，给高温油气降温的同时，发生高压蒸汽用于驱动蒸汽透平；携带少部分催化剂即可起到避免换热管表面结焦的作用。如果让油气与催化剂全部经过换热器，在将油气降温到同样温度的情况下，一方面会导致所有待生剂的温度都被降了下来，进入再生器后需要消耗更多的燃料再把温度提上去，另一方面，由于原油催化裂解剂油比非常大，高温油气和催化剂在换热器内热交换产生的高压蒸汽的量会远远超过整个系统的需求量，这样能量的利用反而不合理。

本申请的限定的在初级分离器内各位置的表观气速是针对现有的普遍适用的催化裂解制备低碳烯烃的催化剂的物理性能以及机械性能。即在所提出的表观气速范围内，可以将大部分催化剂从油气中分离出来。

在某些实施方式中，在垂直方向上，下料斜管的出口端位于沉降器罐体内扩径段的中、上部。

将大部分催化剂在初级分离器内经惯性分离后进入沉降器，对于减缓甚至避免沉降器结焦具有多方面的好处。提高了沉降器中上部的温度，减少了油气的冷凝，从而减少了软焦的形成；催化剂弥散在沉降器中自然沉降，可有效吸附大分子的易于冷凝的油气。这样，不仅可以有针对性地给高温油气降温并发生高压蒸汽，高效合理地利用能量，而且还可以减缓甚至避免沉降器的结焦。

在某些实施方式中，在初级分离器的下料斜管上设置滑阀，通过控制阀开度的调节，调节进入换热器内的油气中携带催化剂的量。

优选的，初级分离器的下料斜管内通入带动催化剂进入沉降器内的输送介质，通过调节滑阀开度和输送介质的量，调节进入换热器内的油气中携带催化剂的量。

增大滑阀的开度以及增大输送介质的量，会使初级分离器内催化剂稀、密相界面下移，油气携带进入换热器的催化剂的比例减小，反之则增大。关闭滑阀，则全部催化剂都将随油气进入换热器。

在某些实施方式中，携带催化剂的油气进入换热器的表观线速要大于0.5m/s，最好是在2～10m/s，更为优选的是3～5m/s。

通过本申请的方法，在换热器、沉降器内等部件结焦的几率显著降低。另一方面，充分用了油气的能量用于驱动富气压缩机透平的高压蒸汽。大规模的蒸发裂解法制备乙烯的生产装置，富气压缩机需要用10MPa以上的高压蒸汽为动力的驱动透平。利用高温油气经换热器发生10MPa以上的高压蒸汽，不但能量利用最为合理，而且油气温度迅速降下来也有利于后续系统的安全稳定运行。待生催化剂的再生过程的需要的能量也可以降低，能量的利用更为合理。

本申请的原油催化裂解制低碳烯烃反应体系中防结焦的方法可以在如下的任一种反应设备中进行。

另一方面，一种原油催化裂解制低碳烯烃的反应设备，包括反应器、沉降器以及换热器，换热器位于反应器和沉降器之外，换热器的进料口与反应器的出口连接，换热器的出料口和沉降器内的旋风分离器连接。

本申请的反应体系循环流化床反应-再生系统，与普通催化裂化系统相比，反应温度高，一般在600～750℃；压力低，一般在1200kPa(a)以下；再生器需要补充燃料。

在现有的原油催化裂解制低碳烯烃的反应体系(譬如反应器为提升管)中，为了保证单程通过原油尽可能充分转化，同时也是为了减少反应器中的未气化油，在提升管底部通过扩径形成密相流化段(参考附图1)，利用高的催化剂流化密度，保证原料与催化剂充分接触并反应。这种提升管结构设置，一方面可以使能裂解的尽可能充分裂解，降低高沸组分的沸点；另一方面，可以利用催化剂充分吸附在反应环境下不能气化的组分。以此来降低反应系统的结焦风险。

然而，仅改进反应器的结构还是不能完全避免反应系统的结焦。因为在原油催化裂解制低碳烯烃的提升管反应器出口的温度控制在700℃左右，在此温度下处于气相的油气，在进入沉降器、旋风分离器、油气管线等，仍然有液化生焦的风险。

本发明提出让高温油气与催化剂一同进入油气换热器发生高压蒸汽，利用催化剂吸附降温过程中冷凝的油，从而避免反应系统结焦。

本申请的换热器为管壳式换热器，具有换热管和壳体，换热管与管板连接，再用壳体固定。油气与催化剂进入换热器，可以走壳程，也可以走管程；最好是走管程。

在某些实施方中，换热器的油气和催化剂的进口位于反应器出口之上，优选的，位于反应器出口的正上方。

换热器的油气和催化剂的进口低于出口的位置。

在某些实施方中，反应器出口处有弯曲，使得反应器的出口朝向下，反应器的出口与换热器的油气和催化剂的进口相连接。

换热器的油气和催化剂的进口高于出口的位置。

或者，热器的油气和催化剂的进口与反应器出口通过弯管连接。譬如，弯管可以为U-型管，U-型弯管的开口朝下，分别连接反应器出口和换热器的油气和催化剂的进口。

由于反应器出口排出的油气和催化剂从上向下进入换热器内，压降相对较小；另外，在换热器内催化剂可依靠重力向下运动，不用考虑催化剂的提升，流速范围可以较宽。

无论哪种实施方式，换热器的油气和催化剂出口均与反应沉降器内的旋风分离器连接。

基于上述的一种原油催化裂解制低碳烯烃的反应设备，还包括初级分离器以及沉降器。初级分离器设置在换热器与反应器之间，分别与换热器以及反应器连接。

沉降器包括沉降器罐体，旋风分离器设在沉降器罐体内，初级分离器设在沉降器罐体和反应器之外，其中，初级分离器包括分离器本体、进口、出口以及下料斜管，下料斜管的出口端位于沉降器罐体内，出口与换热器的进口连接，换热器的出口与旋风分离器连接。

初级分离器的进口与反应器的出口连接。反应器内的油气以及催化剂经进口进入到初级分离器内。

通过初级分离器，将反应器排出的大部分催化剂先分离出去，高温油气携带少部分催化剂进入换热器。

换热器与初级分离器的连接关系如同上述换热器与反应器出口的连接方式。

换热器的油气和初级分离器的出口之上，优选的，位于初级分离器的出口的正上方。

换热器的油气和催化剂的进口低于出口的位置。

可替代的，初级分离器的出口处有弯曲，使得初级分离器的出口朝向下，初级分离器的出口与换热器的油气和催化剂的进口相连接。

换热器的油气和催化剂的进口高于出口的位置。

或者，换热器的油气和催化剂的进口与初级分离器的出口通过弯管连接。譬如，弯管可以为U-型管，U-型弯管的开口朝下，分别连接初级分离器的出口和换热器的油气和催化剂的进口。

为了控制进入换热器内的油气携带催化剂的量，对分离器本体与反应器出口的大小进行限定，进而达到控制油气中携带催化剂的含量。

反应器可以为各种构造，譬如等径的提升管，或者变径的提升管等。

在某些实施方式中，初级分离器的出口与旋风分离器的入口通过平滑过渡的弯管连接。

在某些实施方式中，分离器本体的横截面积为圆形的罐体，分离器本体的直径大于初级反应器的出口的直径。

通过分离器本体的直径的大小和弯管直径大小的调整，控制从初级分离器出口的油气携带进入初级旋分分离器的催化剂量。

另外，弯管的设置可以保证了油气顺畅的流入到旋风分离器内，不存在催化剂易沉积等问题，另一方面，调整油气的速度，调整催化剂沉积下来的比例或者是油气携带进入粗旋的催化剂的量。

在某些实施方式中，初级分离器的下料斜管经沉降器罐体的器壁伸入沉降器罐体内，在沉降器内的下料斜管与罐壁基本垂直。在沉降器罐体内的下料斜管尽可能的短，如此设置，经下料斜管排出的催化剂可以提供冲刷更大的面积的沉降器器壁。

从初级分离器进入沉降器中的催化剂会由上至下散落至沉降器底部，从而对旋风分离器的下料斜管和沉降器器壁产生冲刷，避免了刚刚凝结的油气和粘附的催化剂长期累积结焦。同时，也会吸附沉降器内的部分易吸附冷凝的结焦组分。

在某些实施方式中，初级分离器的下料斜管包括水平段以及竖直段，水平段位于竖直段下方，竖直段与分离器本体的底部连接，水平段至少部分伸入沉降器罐体内；水平段与水平面基本平行，竖直段为向下输送催化剂的管道。

沉降器罐体包括扩径段以及汽提段，扩径段位于汽提段上方。沉降器罐体的横截面优选为圆形，在与沉降器罐体中心轴线垂直的平面上，扩径段的直径大于汽提段的直径。

在某些实施方式中，初级分离器的下料斜管经沉降器罐体的扩径段的罐壁伸入沉降器罐体内。

从初级分离器的下料斜管直接进入沉降器扩径段(沉降器中部)的催化剂温度高于经过沉降期内旋风分离器的下料管出来的催化剂温度。此部分相对高温的催化剂在沉降器中部注入可提高沉降器内的温度，防止油气在沉降器壳体或旋风分离器下料管上的冷凝结焦。

下料斜管为横截面为圆形，且为等径。

在某些实施方式中，初级分离器的分离器本体内设置气体分布器。优选的，气体分布器位于分离器本体靠近下料斜管的位置。

气体分布器可以为石油催化裂解或者催化裂化领域中常用的结构，譬如为环形管，环形管的管壁上均匀设置出气孔。

气提介质经气体分布器进入分离器本体内，经初级分离器后的催化剂经气提介质对催化剂进行脱气，脱除携带的油气，脱气后的催化剂进入下料斜管。由此，经下料斜管输送管排出的催化剂中携带的油气大大降低。

气提介质包括干气、氮气或水蒸气。最好用水蒸气。

优选的，气提介质在气体分布器的出口气速为0.5-50m/s，优选0.8-30m/s。

为了提高汽提效果，在初级分离器的分离器本体内设置多层挡板。挡板位于气体分布器之上。

初级分离器下部进气提蒸汽，将催化剂携带的油气气提出来，尽可能减少进入沉降器催化剂携带的油气量。气提后的催化剂，先后经下料斜管的竖直段、滑阀和水平段从沉降器的中上部进入沉降器。为改善进入沉降器的催化剂吸附其中冷凝油气的效果，下料斜管的水平段可设输送介质，使催化剂弥散在沉降器中自然沉降。输送介质可以用干气、氮气和水蒸汽，最好用水蒸汽。

本申请通过在沉降器罐体外设置初级分离器，设在反应器(譬如：提升管反应器)和沉降器罐体之间，反应器出口的油气和催化剂进入初级分离器，经过初步分离后大部分油气携带少量催化剂从初级分离器上部进入沉降器内的旋风分离器内。初级分离器内大部分催化剂在下落过程中再次经过气提，脱除携带油气后进入沉降器，从而降低了进入沉降器内的油气浓度，达到防止沉降器结焦的目的。

在某些实施方式中，本申请的旋风分离器包括一级旋风分离器以及二级旋风分离器，初级分离器的出口与一级旋风分离器连接。

一级旋风分离器包括主体、下料管，下料管包括下料管脱气段以及下料管输送段，下料管脱气段的上端部与主体的下端部连接，下料管脱气段的下端部与下料管输送段的上端部连接。

在一级旋风分离器的下料管脱气段内设置气体分布器。

气提介质经气体分布器进入脱气段内，经一级旋风分离器的主体分离后的催化剂经气提介质对催化剂进行脱气，脱除携带的油气，脱气后的催化剂进入下料管输送段。由此，经下料管输送管排出的催化剂中携带的油气大大降低。

气提介质包括氮气或水蒸气。

优选的，气提介质在气体分布器的出口气速为0.5-50m/s，优选0.8-30m/s。

为了进一步很好的气固分离，催化剂和油气经过一级旋风分离器后进入二级旋风分离器，一级旋风分离器和二级旋风分离器之间采用直管相连。

一级旋风分离器以及二级旋风分离器分别包括分器体以及设在分离体下方的下料腿。

经过换热器降温后的油气和催化剂进入一级旋风分离器，由于大部分催化剂已经在初级分离器分离后直接进入了沉降器，只有少部分进入一级旋风分离器，因而一级旋风分离器的负荷大幅度下降，有利于降低进入二级旋风分离器的油气中催化剂的浓度，减少在系统波动时催化剂的跑损。

在某些实施方式中，在一级旋风分离器的下料腿设置汽提分布器。降低经一级旋风分离器进入沉降器的催化剂携带的油气的量，进一步降低沉降器内结焦倾向。

本申请的反应器可以为普通提升管、双提升管、或带扩径的提升管反应器。

本申请的主要技术优势：通过在反应器和沉降器罐体之间设置换热器，利用催化剂吸附降温过程中冷凝的油，油气在沉降器内液化而结焦的降低，进而降低或者避免在沉降器内结焦，且降温时的能量也可以被利用产生蒸汽。

另一方面，在进入沉降器之前，油气和催化剂先经初级分离器分离，在沉降器、换热器等部件上的结焦现象显著下降，且整个系统的能量利用合理，起到节能的效果。

下面结合具体的实施例进一步说明本发明的原油催化裂解制备烯烃的反应体系。

如图2和3所示，反应装置包括提升管反应器1、反应沉降器3以及换热器17。换热器17为列管式换热器，换热器17的油气和催化剂的进口与提升管的出口连接，换热器17的油气和催化剂的出口与反应沉降器3内设置的一级旋风分离器71相连。

如图2所示，提升管的上部弯曲，提升管的出口朝下，且与换热器17的油气和催化剂的进口连接。换热器17的油气和催化剂的进口高于出口。

另一实施例如附图3所示，提升管反应器的出口朝上，且与换热器17的油气和催化剂的进口连接。换热器17的油气和催化剂的进口低于出口。

反应装置的另一实施方案参考附图4和5，反应装置包括提升管反应器1、反应沉降器3、初级分离器18以及换热器17。初级分离器3分别与提升管反应器1、换热器17和沉降器3相连通。

初级分离器18包括分离器本体21、下料斜管22、进口以及出口。初级分离器18的下料斜管伸入沉降器3内，分离后的大部分催化剂沿着下料斜管22进入到沉降器内。初级分离器的出口与换热器17的油气和催化剂的进口连接，油气携带部分催化剂进入换热器17内。初级分离器的进口与提升管1的出口连接，提升管反应器内的催化剂以及油气经过该进口进入初级分离器内。换热器17的油气和催化剂的出口连接沉降器17内的一级旋风分离器7。

初级分离器的出口与换热器17的油气和催化剂的进口连接方式如附图4所示，换热器17位于初级分离器18之上，换热器17油气和催化剂的进口低于出口。来自初级分离器18的油气和催化剂从下向上进入换热器17内运动。

可替代的方案，如图5所示，换热器17油气和催化剂的进口高于出口，换热器17油气和催化剂的进口与初级分离器18的出口通过弯管连接。来自初级分离器18的油气和催化剂从上向下进入换热器17内运动。

分离器本体21为圆柱体结构的罐体。下料斜管22位于分离器本体21的下方并与之相连接。分离器本体21内设置圆环状的气体分布器19，供汽提气进入到分离器本体21内，对催化剂进行汽提，减少进入沉降器内的催化剂携带的油气量。

优选的方案，在分离器本体21内、气体分布器之上设有挡板形状，每个挡板包括两块板，一块板的侧边与另一板的侧边相连、且成一定角度，或者有一块板弯折后形成挡板，开口向下。

下料斜管22包括初级分离器的下料斜管包括水平段221以及竖直段222，水平段221位于竖直段222下方，竖直段222与分离器本体18的底部连接，水平段221至少部分伸入沉降器罐体内；水平段221与水平面基本平行，竖直段222为向下输送催化剂的管道。

反应器沉降器3包括扩径段31以及汽提段32，扩径段31位于汽提段32的上方。本实施例中，扩径段31以及汽提段32的横截面为圆形、且均为直管，扩径段31的直径大于汽提段32的直径。在反应器沉降器3内设有一级旋风分离器7、二级旋风分离器23。一级、二级旋风分离器的主体位于沉降器的扩径段内，其下料管的出口位于扩径段31与汽提段32的交界处，或者位于气提段内。

如图2-5所示，在一级旋风分离器7内的下料腿设有汽提段。

在本实施例中，反应装置的反应过程包括，反应原料11和催化剂提升管1的密相段内进行反应。反应后的催化剂以及油气经初级分离器18的进气口进入本体。经气固分离之后，分离后的催化剂经下料斜管22、在下料斜管22的水平段221内通入的输送介质20推力下，喷入到沉降器3内。分离后的油气携带部分催化剂经换热器17的油气和催化剂的进口进入管程，在壳程内通入换热介质(一般为水，发生高压蒸汽)。热交换后的油气和催化剂进入到沉降器3内的一级旋风分离器7内，一级旋风分离器7的油气进入的二级旋风分离器23内进一步气固分离。分离后的催化剂进入到脱气段32，在脱气段内设有气体分布器14。一级、二级旋风分离器分离后的油气15经油气出口排出沉降器。

反应沉降器3下沉的催化剂经气提介质13气提后，通过待生斜管6进入再生器2内，在待生斜管6靠近再生器2通过输送介质12用于输送催化剂。在再生器2的底部通入空气和燃料10燃烧催化剂。烟气16和催化剂进入到再生器沉降器4内经旋风分离器8进行气固分离，分离后的再生催化剂经再生斜管5进入到反应器提升管1内，经预提升介质9作用下向上运动进入提升管1的密相段内与原料11接触进行反应。烟气16从再生器沉降器4的顶部排出。

实施例1

采用密度为862kg/m³、残碳为6.0的中原原油，采用专利CN202010022024.2的实施例8制备的裂解催化剂。

在5万吨/年原油催化裂解工业装置上按附图5方案进行试验，油气和催化剂从提升管进入初级分离器前的温度为700℃，提升管出口下部初级分离器内的表观气速为1.5m/s，提升管出口上部初级分离器内的表观气速为3m/s，油气携带约占催化剂总循环量的20％进入高温油气换热器，油气和催化剂走管程，水/蒸汽走壳程。油气携带催化剂采用上入下出的方式通过换热器，水/蒸汽则是下入上出的方式通过。油气进入换热器前的温度685℃，离开时的温度513℃，发生的蒸汽压力11MPa，温度320℃。试验过程中，所有气提介质均采用水蒸汽。

试验连续进行了一个月，试验期间，装置运行平稳，油气进出换热器温度以及发生的水蒸汽的量、温度和压力基本不变。试验结束后，打开装置检查，油气换热器、沉降器、初级分离器、一级旋风分离器、二级旋风分离器和油气管线，没有明显的结焦现象。

表1中原原油性质

对比例

该对比例除了反应器沉降器的分离器的设置结构不同之外，其他工艺条件参考实施例1。如附图6所示，在对比例中，没有设置本申请的初级分离器，换热器设在油气排出管道中，利用油气的热量。在沉降器内设置常规的两级旋风分离器，即一级旋风分离器、进入二级分离器，提升管出口与一级旋风分离器连接，一级旋风分离器出气口与二级分离器入口连接。气固分离过程为，高温油气和催化剂直接进入一级旋风分离器，然后进入二级分离器后，油气经油气管道输送并进行热交换，分离出的催化剂则从一级旋风分离器和二级分离器的底部的翼阀排出，到达沉降器底部经待生斜管进入再生器烧焦。

采用该对比例反应装置，高温油气热量得到合理利用，但高温油气进入换热器就很快结焦，影响换热效果的同时，换热器会逐渐堵死。反应体系运行不超过一个月内就会无法运行，且沉降器内显著结焦。

Claims (10)

1.一种原油催化裂解制低碳烯烃反应体系中防结焦的方法，包括，降低反应器排出的油气的温度，冷凝的液相油被待生催化剂吸附；降温后的油气进入沉降器内进行气固分离，大部分待生催化剂直接输送到沉降器内；

优选的，反应器排出的油气和待生催化剂先经过初级分离器气固分离，分离后的油气携带部分待生催化剂进入换热器进行热交换降低温度。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，初级分离器分离后的高温油气中含有催化剂的总量占反应器出口油气携带催化剂总量的40％以下；

优选，在5～25％之间。

3.根据权利要求1或2所述的方法，其特征在于，初级分离器的进口以下的表观气速不大于2m/s，最好不大于0.5m/s；或/和

初级分离器进口以上的表观气速不小于0.5m/s，最好不小于2m/s。

4.根据权利要求1-3任一项所述的方法，其特征在于，在垂直方向上，下料斜管的出口端位于沉降器罐体内扩径段的中、上部。

5.根据权利要求1-4任一项所述的方法，其特征在于，在初级分离器的下料斜管上设置滑阀，通过控制阀开度的调节，调节进入换热器内的油气中携带催化剂的量；

优选的，初级分离器的下料斜管内通入带动催化剂进入沉降器内的输送介质，通过调节滑阀开度和输送介质的量，调节进入换热器内的油气中携带催化剂的量。

6.一种原油催化裂解制低碳烯烃的反应设备，包括反应器、沉降器以及换热器，换热器位于反应器和沉降器之外，换热器的进料口与反应器的出口连接，换热器的出料口和沉降器内的旋风分离器连接；

优选的，反应设备还包括初级分离器，初级分离器设置在换热器与反应器之间，分别与换热器以及反应器连接。

7.根据权利要求6所述的反应设备，其特征在于，换热器的油气和催化剂的进口位于反应器出口或者初级分离器的出口之上，换热器的进口与反应器出口或者初级分离器的出口连接，优选的，位于反应器出口或者初级分离器的出口的正上方；

换热器的油气和催化剂的进口低于出口的位置；

或者，反应器出口处初级分离器的出口处有弯曲，使得反应器的出口或者初级分离器的出口朝向下，反应器的出口或者初级分离器的出口与换热器的油气和催化剂的进口相连接；

换热器的油气和催化剂的进口高于出口的位置；

或者，换热器的油气和催化剂的进口与反应器出口初级分离器的出口通过弯管连接，弯管为U-型管，U-型弯管的开口朝下，分别连接反应器出口或者初级分离器的出口与换热器的油气和催化剂的进口；换热器的油气和催化剂的进口高于出口的位置。

8.根据权利要求6或7所述的反应设备，其特征在于，沉降器包括沉降器罐体，旋风分离器设在沉降器罐体内，初级分离器设在沉降器罐体和反应器之外，其中，初级分离器包括分离器本体、进口、出口以及下料斜管，下料斜管的出口端位于沉降器罐体内，出口与换热器的进口连接，换热器的出口与旋风分离器连接；初级分离器的进口与反应器的出口连接；

优选的，初级分离器的下料斜管经沉降器罐体的器壁伸入沉降器罐体内，在沉降器内的下料斜管与罐壁基本垂直；

更优选的，初级分离器的下料斜管包括水平段以及竖直段，水平段位于竖直段下方，竖直段与分离器本体的底部连接，水平段至少部分伸入沉降器罐体内，水平段与水平面基本平行，竖直段为向下输送催化剂的管道。

9.根据权利要求6-8任一项所述的反应设备，其特征在于，初级分离器的分离器本体为横截面为圆形的罐体，初级分离器的出气口与旋风分离器的入口通过平滑过渡的弯管连接，

优选的，弯管为的横截面为圆形，且为等径，分离器本体的直径大于初级分离器的出气口的直径。

10.根据权利要求6-10任一项所述的反应设备，其特征在于，初级分离器的分离器本体内设置气体分布器；

优选的，气体分布器位于分离器本体靠近下料斜管的位置；

更优选的，气体分布器为环形管，环形管的管壁上均匀设置出气孔。