CN1200080C - 降低催化裂化汽油烯烃含量的方法及系统 - Google Patents
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Abstract
降低催化裂化汽油烯烃含量的方法，至少包括：冷凝冷却分离得到的催化裂化汽油馏分与水蒸气在催化改质反应器与高温再生剂接触、气化、混合和反应，生成改质油气；反应后的待生催化剂经过单独的沉降和汽提后回到原再生器；改质油气从单独的沉降汽提系统引入原催化裂化装置沉降器内与主提升管反应器的反应油气混合，离开反应再生系统；混合油气进入主分馏塔进行进一步的分离。实现该方法的系统，至少包括二级冷凝冷却系统、在重油催化裂化装置反应一再生系统中增设的再生剂斜管、催化改质反应器、主提升管反应器、高效气固快速分离装置。该方法对原催化裂化装置的改动小，投资低；不需要对改质汽油进行额外分离、热量回收等处理，易控制，操作稳定。
Description
技术领域：
本发明涉及一种降低催化裂化汽油烯烃含量的方法及系统，具体是指一种用于降低催化裂化汽油烯烃含量的催化转化的方法及其系统，属于石油烃的催化转化技术领域。
背景技术：
近年来随着对环保要求的日益严格，美国、日本及欧洲各国均相继颁发了新的汽油标准。我国也对汽油标准进行了重大调整。1999年国家环保局制定了“车用汽油有害物质标准”要求汽油中的烯烃含量≯35(v)％，辛烷值(研究法)≮90，芳烃含量≯40(v)％，硫含量≯800ppm。并规定第一阶段2000年7月1日起在北京、上海、广州等大城市实施，2003年1月1日起在全国范围内实施。目前，我国车用汽油仍以催化裂化(FCC)汽油为主，有资料表明我国催化裂化汽油占成品汽油的量高达90％。催化裂化汽油中烯烃的体积分数为45％～55％，远高于新配方的汽油标准。
烯烃的辛烷值较高，但化学性质活泼，挥发后和大气中NOX混合在一起，经太阳紫外线照射形成以臭氧为主的有毒光化学烟雾，对大气造成严重污染；另外，汽油中烯烃含量高时，会引起电喷发动机喷嘴、进料阀积炭严重，导致控制偏差，造成燃油消耗增加。因此，降低汽油中的烯烃含量成为当前炼油工业中的迫切任务。由于炼厂加工的是石蜡基原油，其汽油辛烷值(研究法)一般在89～90，勉强达到标准，若使烯烃含量大幅度下降，势必辛烷值无法满足要求。如何同时满足汽油中烯烃含量不超过35(v)％和研究法辛烷值不小于90的要求，就成为一个非常迫切而又非常困难的问题。
为了降低催化裂化汽油的烯烃含量，炼油工业生产上一般采用的措施是：
催化原料预加氢处理，改善产品质量；
催化裂化采用降烯烃催化剂，可使汽油烯烃含量下降8～10个体积百分点，轻烯烃产率和辛烷值基本不变；
优化催化裂化装置操作条件，降低催化汽油烯烃含量。
但是这些方法效果是有限制的，汽油烯烃含量最大下降10～12个体积百分点，不能够满足汽油新标准的要求。对催化裂化汽油进行单独改质的一些研究报道也主要是降低催化裂化汽油的烯烃含量的手段，如轻汽油醚化、催化裂化汽油脱硫降烯烃、催化裂化汽油加氢异构芳构化、催化裂化汽油加氢脱硫一重整等，这些方法和技术要么工艺复杂，投资大，许多炼油厂采用尚有很大困难，要么工艺技术还不成熟，无法工业化应用。
发明内容：
本发明的主要目的之一在于提供一种降低催化裂化汽油烯烃含量的方法及装置，通过对现有的重油催化裂化装置进行改进，使催化裂化汽油进行催化改质反应，降低催化裂化汽油中烯烃的含量，同时保证改质汽油的辛烷值不降低。
本发明的又一目的在于提供一种降低催化裂化汽油烯烃含量的方法及装置，简化催化裂化汽油的催化改质工艺，技术成熟，投资少，易于实现。本发明的目的是这样实现的：
一种降低催化裂化汽油烯烃含量的方法，它至少包括如下的步骤：
首先，通过冷凝冷却分离得到催化裂化汽油馏分；
其次，催化裂化汽油馏分与水蒸气进入催化改质反应器，并与从原催化裂化装置再生器来的高温再生剂接触、气化、混合和反应，生成改质后的油气；
然后，反应后的待生催化剂经过单独的沉降和汽提后回到原再生器；改质后的油气从单独的沉降汽提系统引入原催化裂化装置沉降器内与主提升管反应器的反应油气混合后，离开反应再生系统；
最后，混合油气进入主分馏塔进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油和油浆的分离。
催化裂化汽油馏分为粗汽油全馏分或粗汽油轻馏分或粗汽油重馏分；其中粗汽油重馏分或粗汽油气馏分通过二级冷凝冷却系统得到；所述的粗汽油全馏分通过常规冷凝冷却系统或二级冷凝冷却系统得到。
粗汽油重馏分改质时，相应的粗汽油轻馏分可以直接或改质后与相应的汽油馏分混合。
催化改质反应的反应条件为：
反应温度为350～500℃；
汽油原料预热温度为40～200℃；
催化剂油料重量比为2～20；
催化剂活性为55～65；
提升管段的反应时间为1.0～10.0s；
流化床重量空速为1～1000h-1；
反应压力为0.1～0.4MPa。
催化剂为催化裂化过程中使用的任何催化剂。
一种降低催化裂化汽油烯烃含量的系统，它至少包括二级冷凝冷却系统、在重油催化裂化装置的反应—再生系统中增设的斜管和催化改质反应器、主提升管反应器、高效气固快速分离装置；其中，
二级冷凝冷却系统建立在分馏塔塔顶，即在原催化裂化装置分馏塔顶常规冷凝冷却器前再加一级冷凝冷却器，出口与催化改质反应器的入口连接，；
在重油催化裂化装置的反应—再生系统中增设的催化改质反应器，用于对从二级冷凝冷却系统出来的催化裂化汽油馏分进行催化改质反应；该催化改质反应器带有单独的汽提系统和沉降系统，在该沉降系统上部设大管线，用于将改质油气和少量夹带的催化剂引入原催化裂化装置的沉降器内，改质后待生催化剂进入单独的汽提系统经汽提后回到原再生器；
重油催化裂化装置的反应—再生系统中增设的再生剂斜管，其两端分别与催化改质反应器和原催化裂化装置再生器连接，用于将原催化裂化装置再生器内的高温再生催化剂物流引入到催化改质反应器中；
该催化改质反应器由下部提升管和上部鼓泡流化床构成，且有单独的沉降系统。该沉降系统内设有一级旋风分离器或在安装在其出口的倒“L”形装置，用于进行气固分离。该沉降系统内还设有二级旋风分离器。
催化改质反应器还设有单独的汽提系统，用于将催化裂化改质后的待生催化剂进行汽提并引出到原催化裂化装置的再生器。
催化改质反应的反应条件为：
反应温度为350～500℃；
汽油原料预热温度为40～200℃；
催化剂油料重量比为2～20；
催化剂活性为55～65；
提升管段的反应时间为1.0～10.0s；
流化床重量空速为1～1000h-1；
反应压力为0.1～0.4MPa。
催化剂为催化裂化过程中使用的任何催化剂。
本发明通过对现有的重油催化裂化装置进行改进，使催化裂化汽油进行催化改质反应，降低催化裂化汽油中烯烃的含量，同时保证改质汽油的辛烷值不降低。该系统对催化裂化汽油进行催化改质的工艺简单，技术成熟，投资少，易于实现。
本发明使在重油催化裂化装置的反应—再生系统中增设一个新型催化改质反应器来对催化裂化汽油馏分进行催化改质反应，对原催化裂化装置的改动最小，投资低；另外不需要对改质汽油进行额外的分离、热量回收等处理，易于控制，操作稳定。本发明可以将催化裂化汽油烯烃含量降低到30(v)％以下，并保持辛烷值不降低或略有提高，可以满足国家环保法规的要求。
附图说明：
图1为本发明一实施例的工艺流程示意图；
图2为本发明一实施例的工艺流程示意图；
图3为本发明一实施例的工艺流程示意图；
图4为本发明一实施例的工艺流程示意图；
图5为本发明一实施例的工艺流程示意图。
具体实施方式：
以下结合附图和具体的实施例对本发明作进一步的详细说明：
实施例1：
如图1所示，由分馏塔1的顶部出来油气2(包括粗汽油和富气)，经过冷凝器3冷凝冷却到合适温度(如果是对催化裂化粗汽油重馏分进行改质，此温度为50～60℃；如果是对催化裂化粗汽油轻馏分进行改质，此温度为62～80℃)后进入分离罐4进行油水气的分离，凝结水5由凝结水泵6抽离分离罐4。冷凝下来的液体产物是粗汽油重馏分7，经过重馏分汽油泵8从分离罐4中抽出，一部分作为分馏塔1的顶部回流9，另一部分10经过冷却器11进一步冷却至40℃。
若对粗汽油全馏分改质方案，这时阀门23、30和31打开，阀门24关闭，粗汽油重馏分10和粗汽油轻馏分21混合成粗汽油全馏分22后取一定的合适量25进入新增设的新型催化改质反应器进行改质，其余部分26进入吸收稳定系统；若对粗汽油重馏分改质方案，这时阀门23、24和30都打开，阀门31关闭，通过流量控制取一定合适量的粗汽油重馏分27直接进入新增设的新型催化改质反应器进行改质，其余部分28与粗汽油轻馏分21混合成粗汽油全馏分22后进入吸收稳定系统，这时轻汽油21可以直接与粗汽油重馏分28混合后进入吸收稳定系统，也可以先进行如轻汽油醚化、异构芳构化等方面的改质后，再与粗汽油重馏分28混合后进入吸收稳定系统。若对粗汽油轻馏分进行改质，这时阀门23、29和30都打开，阀门24和31关闭，通过流量控制取一定合适量的粗汽油轻馏分32直接进入新增设的新型催化改质反应器进行改质，其余部分与粗汽油重馏分28混合成粗汽油全馏分22后进入吸收稳定系统。
从分离罐4中出来的未冷凝油气12经过冷凝器13冷凝冷却到40℃后进入分离罐14进行油水气的分离，凝结水15由凝结水泵16抽离分离罐14。从分离罐14中出来的未冷凝油气为富气17，进入富气压缩机。由气压机机间分离罐分离出来的凝析油18返回到分离罐14。分离罐14中冷凝下来的液体产物是粗汽油轻馏分19由轻馏分汽油泵20抽出成为粗汽油轻馏分21。
原催化裂化反应系统的操作不变，即原料33蒸气一起从底部进入主提升管34与来自再生器35由水蒸气36提的高温再生剂37反应温度为460～530℃，重油原料预热温度为160～250℃，催化剂油料重量比为5～8，催化剂活性为50～65，反应时间为2.5～3.0s，反应压力为0.1～0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，油气、水蒸气与催化剂一起通过主提升管反应器34，到主提升管反应器出口由高效气固快速分离装置38和沉降器顶旋39将主反应油气42和催化剂分开，催化剂进入经过沉降器40进入汽提段41，经过汽提后进入再生器35。主反应油气42与新型催化改质反应器出口油气43混合成油气44离开沉降器40进入主分馏塔1底部进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油、油浆的分离。
催化裂化汽油馏分45(即催化裂化粗汽油全馏分25或粗汽油重馏分(＞60～80℃)27或粗汽油轻馏分馏分(＜80～110℃)32)与水蒸气一起从底部进入新型催化改质反应器46，与来自再生器35的由水蒸气47提升的高温再生剂48在反应温度为350～500℃，汽油原料预热温度为40～200℃，催化剂油料重量比为2～20，催化剂活性为55～65，提升管段的反应时间为1.0～10.0s，流化床重量空速为1～1000h-1，反应压力为0.1～0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，油气、水蒸气与催化剂一起通过新型催化改质反应器46，改质油气与催化剂在新设沉降器49中分开，催化剂进入汽提段50，经过汽提后变为待生催化剂51进入原再生器35。
将改质油气和少量夹带的催化剂由大管线52引入原催化裂化装置的沉降器内，大管线52出口插入到原催化裂化装置的沉降器内并且只在其出口安装简单倒L型的气固分离装置即可。改质油气43在沉降器中与主提升管反应器的反应油气42混合成44后离开反应再生系统而进入主分馏塔下部进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油和油浆的分离。
所用的催化剂可以是适用于催化裂化过程的任何催化剂，即催化裂化汽油改质反应由原重油催化裂化装置催化剂实现。例如，无定型硅铝催化剂或分子筛催化剂，其中，分子筛催化剂的活性组分选自含或不含稀土和/或磷的Y型或HY型沸石、含或不含稀土和/或磷的超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石或具有五元环结构的高硅沸石、β沸石、镁碱沸石中的一种或多种。
实施例2：
在催化改质反应器中新设的沉降器内不安装旋风分离器，待生催化剂回到原催化裂化装置的方式如图2所示。
实施例3：
在催化改质反应器中新设的沉降器内安装二级旋风分离器，但是输送改质油气和少量夹带的催化剂的大管线52在引入原催化裂化装置的沉降器内后，可以不设有倒L型出口，待生催化剂回到原催化裂化装置的方式如图3所示。
实施例4：
在催化改质反应器中新设的汽提段引出的待生催化剂可以引入到原催化裂化装置的汽提段内，如图4所示。
实施例5：
在催化改质反应器中不设汽提段，待生催化剂可以直接由反应器流化床床层引入到原催化裂化装置的汽提段内，如图5所示。
最后所应说明的是，以上实施例仅用以说明本发明的技术方案而非限制，尽管参照较佳实施例对本发明进行了详细说明，本领域的普通技术人员应当理解，可以对本发明的技术方案进行修改或者等同替换，而不脱离本发明技术方案的精神和范围，其均应涵盖在本发明的权利要求范围当中。
Claims (8)
1、一种降低催化裂化汽油烯烃含量的系统，其特征在于：它至少包括二级冷凝冷却系统，在重油催化裂化装置的反应—再生系统中增设的斜管和催化改质反应器、主提升管反应器；其中，
二级冷凝冷却系统建立在分馏塔塔顶，即在原催化裂化装置分馏塔顶常规冷凝冷却器前再加一级冷凝冷却器，出口与催化改质反应器的入口连接；
在重油催化裂化装置的反应—再生系统中增设的催化改制反应器，用于对从二级冷凝冷却系统出来的催化裂化汽油馏分进行催化改质反应；该催化改质反应器带有单独的汽提系统和沉降系统，在该沉降系统上部设大管线将改质油气和少量夹带的催化剂引入原催化裂化装置的沉降器内，改质后待生催化剂进入单独的汽提系统经汽提后或直接引入原再生器；
重油催化裂化装置的反应—再生系统中增设的再生剂斜管，其两端分别与催化改质反应器和原催化裂化装置再生器连接，用于将原催化裂化装置再生器内的高温再生催化剂物流引入到催化改质反应器中。
2、根据权利要求1所述的降低催化裂化汽油烯烃含量的系统，其特征在于：所述的催化改质反应器由下部提升管和上部鼓泡流化床构成，且有单独的沉降系统。
3、根据权利要求2所述的降低催化裂化汽油烯烃含量的系统，其特征在于：所述的沉降系统内设有一级旋风分离器或安装在其出口的倒“L”形装置，用于进行气固分离。
4、根据权利要求2所述的降低催化裂化汽油烯烃含量的系统，其特征在于：所述的沉降系统内还设有二级旋风分离器。
5、一种降低催化裂化汽油烯烃含量的方法，其特征在于：它至少包括如下的步骤：
步骤一、由分馏塔顶部出来的油气通过冷凝冷却系统分离得到催化裂化汽油馏分；
步骤二、催化裂化汽油馏分与水蒸气进入催化改质反应器，与来自再生器的高温再生剂在反应温度为350-500℃，汽油原料预热温度为40-200℃后，催化剂油料重量比为2-20，催化剂转化率活性为55-65，提升管反应时间为1.0-10.0s，流化床重量空速为1-1000h-1反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，生成改质后的油气；
步骤三、反应后的待生催化剂经过单独的沉降和汽提后回到原再生器，改质后的油气从单独的沉降汽提系统进入原催化裂化装置沉降器内；
步骤四、重油原料与水蒸气进入主提升管反应器，并与来自高温再生剂在反应温度为460-530℃，重油原料预热温度为160-250℃，催化剂油料重量比为5-8，催化剂转化率活性为50-65，反应时间为2.5-3.0s，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，生成主反应油气；
步骤五、反应后的油气通过高效气固分离装置和沉降器顶旋后分成主反应油气和催化剂，催化剂进入原催化裂化装置的沉降器；
步骤六、主反应油气和改质油气混合后进入分馏塔进行富气、粗汽油、轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油和油浆的分离。
6、根据权利要求5所述的降低催化裂化汽油烯烃含量的方法，其特征在于：所述催化裂化汽油馏分为粗汽油全馏分或粗汽油轻馏分或粗汽油重馏分。
7、根据权利要求5或6所述的降低催化裂化汽油烯烃含量的方法，其特征在于：所述催化裂化汽油重馏分和所述的粗汽油轻馏分通过二级冷凝冷却系统得到；所述的粗汽油全馏分通过常规冷凝冷却系统或二级冷凝冷却系统得到。
8、根据权利要求6所述的降低催化裂化汽油烯烃含量的方法，其特征在于：所述催化裂化汽油重馏分改质时，相应的粗汽油轻馏分可以直接或进行轻汽油醚化、异构芳构化等方面的改质后与汽油馏分混合。
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