CN1224663C

CN1224663C - 一种下行式烃油催化裂化方法

Info

Publication number: CN1224663C
Application number: CN 03119557
Authority: CN
Inventors: 侯栓弟; 许克家; 龙军; 张久顺; 钟孝湘; 张占柱; 何俊; 武雪峰; 李松年; 朱丙田; 赵俊鹏
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2003-03-11
Filing date: 2003-03-11
Publication date: 2005-10-26
Anticipated expiration: 2023-03-11
Also published as: CN1530423A

Abstract

一种下行式烃油催化转化方法，是使烃油原料经下行式反应器顶部垂直设置的进料喷嘴注入该反应器中，所形成的呈雾化状态的烃油原料穿过原料雾化室后与催化剂接触、反应，油剂混合物经下行反应管后迅速分离，反应油气送入后续分离系统，而反应后的催化剂经汽提、再生后循环使用。该方法可广泛用于石油烃催化转化工艺过程，并可提高重油转化能力、明显改善产品分布。

Description

一种下行式烃油催化裂化方法

技术领域

本发明属于在不存在氢的情况下石油烃的催化转化方法，更具体地说，是一种下行式的烃油催化裂化方法。

背景技术

随着经济的发展，世界各国对车用燃料和以石油为原料的低碳烯烃的需求将不断增加。由于石油资源有限，发展重油深度加工，增加轻质油品和低碳烯烃的供应仍将是21世纪炼油行业的重大发展战略。催化裂化原料适应性广、转化深度大，在将重质原料转化为汽、柴油等车用燃料的同时，生成的液化气中含有较多的低碳烯烃，是对重质油进行二次加工最重要的工艺。催化裂化装置规模大、设备投资相对较少，是世界上所有炼厂经济效益的支柱。改善催化裂化装置的产品分布和产品选择性，对于提高炼油企业的经济效益和市场竞争力都有着十分重要的意义，是所有炼厂努力追求的目标。

因为石化产品的价值远高于炼油产品，炼油化工一体化是提高资源有效利用、增加炼油企业经济效益的重要途径，也是当今国际石油加工业的发展趋势。近年来由于丙烯的需求迅速增加，为了满足市场的需求，国内外都重视通过FCC装置增产丙烯。

在提升管式催化裂化反应器上通过采用高温、大剂油比的反应条件和合适的催化剂可以增加产品中低碳烯烃的产率。提升管反应器中，烃油原料通过喷嘴喷入提升管底部的密相催化剂床层中，难以全部充分地雾化和及时地汽化。为了使全部原料得到足够深度的转化以生成较多的低碳烯烃，必须要有较长的反应时间。同时，由于催化剂在提升管内逆重力方向流动，存在着较严重的返混。在这样的反应环境下，原料在生成较多的低碳烯烃的同时也生成了大量的干气和焦炭，结果导致高附加值产品的收率降低。

在下行管反应器内，油气和催化剂顺重力方向流动，近似为平推流，返混很少。催化剂的返混程度降低使其表面的积碳减少，因而有利于提高其催化的活性和对高附加值产品的选择性。从80年代开始，国外著名的石油公司，如Exxon、Mobil、UOP、Stone & Webster等，先后开发了各自的下行式反应器，用来提高催化裂化或催化裂解反应的产品选择性，并申请了一系列的专利。

USP4514285公开了一种下行管和稀相提升管再生的催化裂化反应系统。催化剂通过稀相提升管再生后，在再生脱气罐中脱除烟气，提高催化剂密度，形成密相床层后，通过催化剂分布板进入下行反应管，原料油通过烃油进料分配环管，经多管径向喷入下行反应管，与自由下落过程中的催化剂接触，并在下行反应管中进行裂化反应。这种下行管反应器由于原料烃和催化剂初始接触时催化剂的浓度较低，油剂接触、混合的效率不够理想，原料转化率较低。

USP5296131、CN1205028A公开了一种下行管反应器。在该反应器中，再生催化剂通过锥形塞阀的阀芯和阀座之间的环缝流出形成一个环形“幕帘”，原料油由锥面下的周向均匀布置的喷嘴径向喷射到催化剂“幕帘”上，与催化剂错流接触，然后进入下行式反应器中进行反应。这种下行式反应器尽管通过错流接触强化了催化剂和原料油的混合，但由于烃油原料经喷嘴喷出后仍是和自由落体过程中的催化剂接触，催化剂的浓度仍然很低，所提供的活性中心的数量非常有限。因此，该反应器的重油转化能力也欠佳。

USP4985136、USP5462652披露了一种超短接触催化裂化方法，即MSCC。在该方法中，催化剂以幕帘的形式向下流动，而石油烃垂直地喷入该催化剂幕帘中，反应产物和催化剂水平穿过反应区后，油剂混合物快速分离；部分汽提后的催化剂不经再生直接进入催化剂混合器，与完全再生后的催化剂混合，以提高剂油比。该方法虽然通过加大剂油比的办法稍微提高了剂油初始接触段催化剂的浓度，但由于催化剂在自由落体过程中不可能达到重油充分转化所需要的浓度，因此也存在着剂油接触效率不高、重油转化深度不够的问题。

USP5997726披露了一种下行式的催化裂化反应器。再生催化剂经脱气罐脱除所夹带的再生烟气，使脱气罐中催化剂的密度得到提高；上述催化剂通过一个控制再生催化剂流量的塞阀进入下行式反应器中。催化剂从塞阀的阀芯和阀座之间的环形缝隙落入下部的油剂接触室内。原料油通过烃油喷嘴喷到剂油接触室内呈幕帘状自由落体的催化剂上，然后和催化剂一起进入下行管反应器内反应。这种反应器中再生催化剂虽然经托气罐脱气后密度可以得到提高，但是它和原料油进行初始接触时仍呈自由落体状态，无法达到烃油转化所需要的浓度，所以油剂的接触效率仍不够高，烃油的转化效果也不够理想。

国内的清化大学等单位在下行式反应器的开发方面也做了大量的研究工作，并申请了几项发明专利。

CN1265937A公开了一种在提升管内同心安装下行管的套筒式反应器。在该反应器中，烃油原料喷入催化剂床层的位置有两种方案，第一种方案是将烃油原料通过喷嘴喷入提升管和下行管之间的环形催化剂提升区，在该环形区域内和催化剂接触进行反应同时上升至下行管入口，再流入下行管，在下行管内并行向下流动同时进行反应；第二种方案是将烃油原料直接喷入下行管内，和自由落体过程中的催化剂接触。第一种方案虽然可以提高剂油初始接触区催化剂的浓度从而提高剂油接触的效率，但是将重质烃油原料通过喷嘴喷入提升管和下行管之间的环形夹套区内，烃油不可避免地会喷射到夹套内下行管的外壁面上，从而导致重油在夹套的器壁上严重结焦，影响装置的正常运转；而第二种方案中由于烃油原料仍然是喷射到自由落体过程中的催化剂上和催化剂并流接触，由于催化剂浓度低，剂油接触的效率不高，重油转化的能力也就不可能理想。

CN1275434公开了一种适用与气固并流下行床反应器的催化剂入口装置。该装置的特点是其外壳与下行床反应器主体同轴安装，外壳的顶部为气固两相的湍流混合区，载气入口布置在下行管反应器入口以下的外壳侧壁上。载气将外壳和下行管之间环形催化剂预提升区的催化剂吹入外壳顶部的气固两相湍流混合区进行混合，再进入下行管反应器内进行反应。烃油原料经喷嘴喷入下行管内，和稀相洒落状态的催化剂接触。这种催化剂入口装置虽然可以使下行管内的催化剂分布比较均匀，但无法提高下行管内的催化剂浓度，因而仍然存在油剂接触效率低的问题，烃油原料在采用该入口结构的下行式反应器上的转化率偏低。

CN1371960A公开了一种气固并流下行与上行耦合的催化裂化反应工艺及反应装置，该发明采用了先下行后上行的反应工艺，并通过在下行反应段出口处设置或不设置气固快速分离器的两种结构形式，提高汽油和液化气的收率，降低干气与焦炭的生成量；或进行选择性氢转移和异构化反应，提高汽油中异构烃和芳香烃的含量，降低烯烃含量。该发明的下行反应段由于烃油原料直接喷入下行管内稀相床层，结果导致油剂初始接触效率低，重油转化能力不足。如果在下行管出口设置气固快速分离器，则产品中必然含有较多的重油；如果在下行管出口不设置气固快速分离器，则下行反应生成的产品和未转化的烃油原料将一起进入上行反应段继续反应，结果必将导致部分产品过度裂化，使干气和焦炭的产率上升。

综上所述，现有的下行式反应器均不同程度地存在着油剂接触效率低、重油转化能力不足或催化剂返混和设备结焦倾向严重的问题，迄今为止，能够妥善解决上述问题、且反应性能良好的下行式反应器尚未见报道。

经过反复的研究与试验，我们认识到：下行式反应器重油转化能力低的主要原因在于油剂初始接触区催化剂密度低，一般仅为10kg/m²s，不能为烃油原料进行裂化反应提供足够多的活性中心。在下行式催化裂化反应器中，如果在烃油原料和再生催化剂进行初始接触的阶段能够将重质石油烃与催化剂所形成的油剂混合物的密度控制在150～500kg/m²的范围内，并控制好油气和催化剂在初始接触段返混程度，就可以得到较理想的重油转化能力及较好的产品选择性。

发明内容

本发明的目的在于提供一种下行式烃油催化转化方法，以改善烃油原料的雾化效果、提高烃油原料和催化剂的接触效率、并将油气和催化剂的返混以及原料的裂化深度控制在适当的范围内，从而在提高重油转化能力的同时，增加产品中低碳烯烃的产率，减少产品中的干气和焦炭。

本发明提供的下行式烃油催化转化方法如下：烃油原料经下行式反应器顶部垂直设置的进料喷嘴注入该反应器中，所形成的呈雾化状态的烃油原料穿过原料雾化室后与催化剂接触、反应，油剂混合物经下行反应管后迅速分离，反应油气送入后续分离系统，而反应后的催化剂经汽提、再生后循环使用。

与现有技术相比，本发明所提供的方法及其下行式烃油催化转化反应器主要具有以下几方面的优点：

1、本发明所采用的下行式反应器为石油烃的充分雾化提供了足够的空间，即原料雾化室。在本发明中，烃油原料喷嘴布置在下行管上方并距离下行管入口处有足够长的距离，原料经喷嘴喷出后经过一段时间后才能与催化剂接触，因此，原料在这一段时间内得到了充分雾化，为后续的反应过程创造了有利条件。

2、通过试验证明，与常规的FCC方法相比，本发明提供的下行式方法不仅具有极佳的原料雾化效果，而且具有良好的大分子裂化能力，重油转化能力得到明显提高。

3、本发明所采用的下行式反应器催化剂预提升区内设置的填料区，将预提升区的床层分隔成很多个小的空间，在这些小空间内不可能生成大的气泡，这样就避免了因大气泡在预提升区床层表面破碎导致的催化剂剧烈返混，从而提高了和原料接触的催化剂的活性和轻质产品选择性，抑制了焦炭的生成。同时，因为预提升区内设置填料后催化剂的藏量减少，催化剂在预提升区内的停留时间也随之缩短，避免了催化剂在高温环境下长时间和预提升介质(一般为水蒸汽)接触导致活性降低。

4、本发明所采用的下行式反应器，可以对称地布置多个再生催化剂输送管，从而可以避免催化剂在预提升区发生偏流，使预提升区床层表面和原料接触的催化剂活性更加均匀。因为这些输送管可以共用一个再生催化剂流量控制阀，因而本发明的反应器采用多个再生剂输送管不会增加再生催化剂的流量控制的难度。

5、本发明提供的下行式烃油催化转化方法不仅具有很强的重油转化能力，而且可以抑制重油转化后生成的液化气和轻质油品过度裂化，因而可以降低重油、干气和焦炭等低附加值产品的产率，提高低碳烯烃、汽油、柴油等高附加值产品的收率。

附图说明

图1是本发明所采用的下行式反应器的结构示意图。

图2是本发明所提供方法的原则流程图。

具体实施方式

首先，结合附图详细说明本发明所采用的下行式反应器的结构。

所述下行式烃油催化转化反应器包含以下构件：原料喷嘴1、顶盖3、反应器外筒体4、催化剂输送管6、预提升介质分布器9、下行反应管8、反应器底板10；其中，原料喷嘴1、顶盖3、下行反应管8及反应器外筒体4沿垂直方向同轴设置；外筒体上沿与顶盖下沿沿圆周方向密闭连接；底板与外筒体的下沿、下行反应管的外壁密闭连接；下行反应管上段位于反应器外筒体内部，而其下段经底板伸出；催化剂输送管6与外筒体固定连接，并与外筒体和下行反应管所构成的环形催化剂预提升区相连通；预提升介质分布器9设置在催化剂预提升区的底部。

本发明对于反应器顶盖的形状没有具体要求，它既可以是如图1所示的具有梯形截面的圆台形的，也可以是球形、椭球形或碟形封头形式的顶盖。顶盖与外筒体上沿之间所形成的空间即为原料雾化室。

本发明所采用的反应器的一个优选的设计方案是在原料雾化室的上部原料喷嘴出口附近设置防焦蒸汽分布器2，以防止原料在雾化室内壁结焦。

如图1所示，原料喷嘴1、防焦蒸汽分布器2、顶盖3、下行反应管8及反应器外筒体4沿垂直方向同轴设置。其中，原料喷嘴1、防焦蒸汽分布器2、顶盖3和反应器外筒体4是沿垂直方向自上而下同轴设置的；而下行反应管8和反应器外筒体4是沿垂直方向同轴设置的。下行反应管上段位于反应器外筒体内部，而其下段经底板10伸出。外筒体上沿与顶盖下沿沿圆周方向密闭连接，底板与外筒体的下沿、下行反应管的外壁密闭连接。催化剂输送管6与外筒体固定连接，并与外筒体和下行反应管所构成的环形催化剂预提升区相连通。预提升介质分布器9设置在催化剂预提升区的底部。

该反应器的一个显著特点是其原料喷嘴和常规的催化裂化原料喷嘴的布置位置和雾化方式有较大的区别。该反应器的原料喷嘴1布置在下行反应管的正上方，它与下行管入口处的垂直距离H0＝0.5～5D，优选H0＝0.8～4D，D为下行反应管的内径。下行反应管的内径可根据装置原料处理量来确定，以下行管内气体表观气速控制在3～30m/s为宜。

本发明所采用的反应器的另一个优选的设计方案是在环形的催化剂预提升区上部设有填料区5。本发明对填料区的高度及所采用的填料并没有严格要求，规整填料或非规整填料都可以使用，优选使用规整形填料；填料区的高度H2可以是下行管内径的0.1～2倍，优选0.2～1.5倍，最优选0.3～1倍。制造填料的材料应能耐高温并耐磨，例如陶瓷、表面带刚玉涂层的高温合金钢等。为防止填料被催化剂冲入下行管或落入预提升区下部，填料区的上表面和下表面最好设置开孔板或格栅来固定填料。制造开孔板或格栅的材料同样最好能够耐高温并耐磨。填料区上表面至下行管上端面的垂直距离可以是下行管内径的0.2～3倍，优选0.3～2.5倍，最优选0.5～2倍。

该反应器的外筒体可以采用等直径的圆筒，也可以采用变径的筒体。例如，图1所示的上部为圆柱形、下部为锥形的外筒体，其锥形部分7的锥角γ可以为0～30°，其下端直径D1可以为下行反应管内径的1.5～3倍，其上端直径D2可以为下行反应管内径的1.5～5倍；而上部圆柱形筒体的高度H1可以为下行反应管内径的0.5～5倍。反应器外筒体的垂直高度为下行反应管内径的2～12倍，优选2.5～10倍，最优选3～8倍。

向该反应器的预提升区输送再生催化剂的输送管6可以采用单管，但最好是在一根总的输送管的滑阀后面将再生催化剂对称地分成两路或多路输送到反应器的预提升区(如图1所示)，从而使催化剂在预提升区的环形横截面上的速度分布更加均匀。再生催化剂输送管6沿外筒体4的径向或切向与外筒体固定连接，其中心线和垂直线的夹角β可以为15～60°，该中心线与外筒体4的交点到底板的距离H 3可以是下行反应管内径的0.5～3倍；再生催化剂输送管的横截面积或多个输送管的横截面积之和可以是下行管横截面积的0.4～1.5倍。

该反应器的下行管总长度可以根据反应时间的要求，在3到50倍下行管内径的范围内任意选取，优选4～40倍，最优选5～30倍。下行管位于催化剂预提升区内部的高度H＝2～12D，优选H＝2.5～10D，最优选H＝3～8D。

该反应器的预提升介质分布器9如图所示布置在预提升区的底部，且本发明对该分布器的结构型式并没有严格要求，本领域常用的预提升介质分布器均可使用，例如分布环、分布管等。

本发明提供的烃油催化裂化方法可用于多产不同的目的产物，例如，乙烯、丙烯等气体烯烃、液化气、汽油和柴油等。

本发明所提供的方法对所采用的催化剂没有特殊的要求，任何适用于催化裂化领域的催化剂均可用于本发明。例如，所用催化剂的活性组分可以选自：含或不含稀土的Y型、HY型或USY型沸石、β沸石、ZSM-5沸石或其它具有五元环结构的高硅沸石中的一种或多种。

本发明所采用的主要操作条件如下：本发明所提供的反应器对所采用的工艺条件亦没有特殊要求，例如，可以采用如下工艺条件：下行管反应器出口温度450～700℃，优选480～650℃，进一步优选500～650℃；剂油比3～40，优选5～35，进一步优选6～30；下行反应管内油剂接触时间为0.1～3秒，优选0.2～2秒，进一步优选0.3～1秒；原料油雾化蒸汽量占总进料量的3～30重％，优选4～25重％；原料雾化室防焦蒸汽注入量占总进料量的0～30重％，优选3～25重％；预提升介质(水蒸气或干气)占总进料量的2～30重％，优选3～25％。反应压力(绝压)0.05～0.3MPa，优选0.07～0.2MPa。

本发明对原料油性质没有特别的限制，任何适用于催化裂化过程的烃类进料均可采用，例如，可以是选自：常压渣油、减压渣油、减压蜡油、脱沥青油、焦化蜡油、加氢尾油、汽油馏分、柴油馏分中的一种或一种以上的混合物。

下面结合附图1和附图2进一步说明本发明提供的方法。

如图1和图2所示，高温的再生催化剂从再生器底部立管11通过流量控制阀12进入一个或对称布置的多个再生催化剂输送管6，在压差的推动下流入下行反应器的催化剂预提升区18。预提升介质(水蒸汽或干气)通过分布器9通入预提升区底部。调节预提升气的流量，使催化剂在预提升区形成密相床层，并将床层的密度控制在100～500kg/m³。原料油预热到50～350℃通过喷嘴1喷出，在原料油雾化室内充分雾化后，与催化剂接触并迅速汽化发生催化裂化反应。防焦蒸汽通过气体分布器2喷入原料雾化室内。油气、雾化水蒸气、防焦水蒸汽、预提升介质和催化剂一起进入下行管反应器8中。将下行管反应器内的反应压力(表压)控制在0.05～0.3Kpa，反应器内单位时间内催化剂的流量和烃油原料的进料量之比(简称剂油比)控制在3～40，下行管出口处的温度控制在450～700℃。油气在上述工艺条件下在下行管式反应器内进行0.1～3秒的催化裂化反应后，到达下行管出口流入气固快速分离系统13中，和催化剂迅速分离，以免催化裂化产品因和催化剂过量接触发生过裂化反应。分离出的催化剂在沉降器下部的汽提器14中接受汽提，将其中夹带的油气汽提出来，经待生催化剂输送管线15和流量控制阀16进入催化剂再生系统17中，烧焦再生后返回反应器循环使用。经过气固分离系统分离出的油气和汽提介质一起通过管线进入后部的分馏及吸收稳定系统(图中未画出)，分馏出干气、液化气、汽油、轻循环油、重循环油及油浆等产品物流。

下面的3个实施例将对本发明本发明及其所采用的下行式烃油催化转化反应器予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。

对比例1-3

对比例1-3是在常规的下行式催化裂化反应器中型装置上所得到的试验结果。

对比例1-3所采用的中型装置的处理量为0.24t/d。试验步骤如下：原料油经加热炉预热后，通过高效雾化喷嘴注入下行式反应器中，与来自再生器的高温催化剂接触并反应，反应后的油气和催化剂迅速分离，油气经转油线送入后续分离系统进行产品分离，反应后已积有焦炭的催化剂经水蒸汽汽提后，送入再生器烧焦再生，再生后的催化剂送至反应器循环使用。对各种产品进行计量、分析。

3个对比例所用的三种原料油的性质参见表1。对比例1、2、3所用催化剂分别是由中国石化齐鲁石化分公司催化剂厂工业生产的商品牌号为MLC-500、CRP-1和CEP催化剂，其性质见表2。3个对比例主要操作条件、产品分布以及主要产品性质见表3、表4和表5。

实施例1

本实施例说明：采用本发明所提供的方法及其下行式反应器在常规催化裂化反应条件下所得到的试验结果。

该实施例中所用下行管反应器的内径D＝20mm；催化剂预提升区的外筒体为直筒，其直径D1＝2D，高度为6D；下行管上端面到底板10的高度差H＝6D；喷嘴1的出口和下行管8的上端面高度差H0＝2D。催化剂输送管线6为一根直径d＝0.8D的斜管，该输送管沿外筒体4的斜切线方向和外筒体固定连接，其中心线的垂直夹角β＝30°，和外筒体交点到外筒体底端的高度差H3＝2D。预提升区内设置了陶瓷材料制成的规整形填料，填料区的高度H2＝1D。原料雾化水蒸汽占烃油进料的6重％，防焦水蒸汽占烃油进料的5重％，预提升水蒸汽占烃油进料的4重％。

实施例所用原料油、催化剂及试验步骤均与对比例1相同，主要操作条件、产品分布以及主要产品性质见表3。

从表3可以看出，和对比例相比，实施例的产品中重油含量降低了10个多百分点，轻烃产率提高了近9个百分点，干气和焦炭的产率虽然有所上升，但这是因为有更多的重油得到转化导致的，如果按相对产率(干气产率/重油转化率或焦炭产率/重油转化率)来计算，本发明的干气产率和液化气产率都比对比例低。可见采用本发明提供的方法及其下行式反应器来转化重质烃油原料，可以明显提高重油的转化率并增加轻烃的收率。

实施例2

本实施例说明：采用本发明所提供的方法及其下行式反应器在较苛刻的反应条件下得到的试验结果。

该实施例中所用的下行式反应器的结构如图1所示，下行管反应器的直径D＝20mm；催化剂预提升区的下部锥形筒体7的下端直径D1＝2.5D，上端直径D2＝3.5D，其高度为3D；上部直筒体4的高度H1＝2D；下行管入口处到外筒体7的底端的高度差H＝5D；喷嘴1的出口和下行管8的入口处高度差H0＝1.5D。催化剂输送管线6为两根对称布置的直径d＝0.7D的斜管，其中心线的垂直夹角β＝30°，和外筒体交点到外筒体底端的高度差h3＝2D。预提升区内设置了陶瓷材料制成的规整形填料，填料区的高度H2＝1D。原料雾化水蒸汽占烃油进料的15重％，预提升水蒸汽占烃油进料的15重％。

实施例所用原料油、催化剂及试验步骤均与对比例2相同，主要操作条件、产品分布以及主要产品性质见表4。

从表4可以看出，和对比例相比，实施例的产品中重油含量降低了8个多百分点，轻烃产率提高了近8个百分点，干气和焦炭的产率只增加了不到0.5个百分点。产品中丙烯的产率提高了3个多百分点。可见采用本发明提供的方法及其下行式反应器来转化烃油原料，可以明显提高轻烃的收率并增加丙烯的产率。

实施例3

本实施例说明：采用本发明所提供的方法及其下行式反应器在高苛刻度的反应条件下得到的试验结果。

该实施例中所用的下行式反应器的结构如图1所示，下行管反应器的直径D＝20mm；催化剂预提升区的下部锥形筒体7的下端直径D1＝2.5D，上端直径D2＝4D，其高度为4D；上部直筒体4的高度H1＝2D；下行管入口处到外筒体7的底端的高度差H＝6D；喷嘴1的出口和下行管8的入口处高度差H0＝1D。催化剂输送管线6为三根对称布置的直径d＝0.7D的斜管，其中心线垂直夹角β＝30°，和外筒体交点到外筒体底端的高度差h3＝2D。原料雾化水蒸汽占烃油进料的15重％，防焦蒸汽注入量为烃油进料的20重％，预提升水蒸汽占烃油进料的25重％。

实施例所用原料油、催化剂及试验步骤均与对比例3相同，主要操作条件、产品分布以及主要产品性质见表5。

从表5可以看出，和对比例相比，实施例的产品中重油含量降低了6个多百分点，乙烯产率提高了近3个百分点，丙烯产率提高了近2.5个百分点，而焦炭的产率基本上没有上升。可见采用本发明提供的方法及其下行式反应器来转化烃油原料，可以明显提高重油的转化率并增加低碳烯烃的产率。

表1

原料种类	A	B	C
原料种类	A	B	C	密度(20℃)/g·cm^-3	0.9005	0.8648	0.9012
残炭/％	6.9	1.29	4.8	密度(20℃)/g·cm^-3	0.9005	0.8648	0.9012
残炭/％	6.9	1.29	4.8	元素组成/％
C	86.00	85.65	86.53	元素组成/％
C	86.00	85.65	86.53	H	12.59	13.56	12.84
金属含量，ppm				H	12.59	13.56	12.84
金属含量，ppm				Ni	6.3	0.48	6.3
V	3.4	＜0.01	0.05	Ni	6.3	0.48	6.3
V	3.4	＜0.01	0.05	馏程/℃
初馏点	279	274	284	馏程/℃
初馏点	279	274	284	10％	363	365	388
30％	425	407	429	10％	363	365	388
30％	425	407	429	50％	484	465	492

表2

物理性质	MLC-500	CRP-1	CEP
物理性质	MLC-500	CRP-1	CEP	比表面积m²/g	298	160	152
孔体积，ml/g	0.40	0.26	0.24	比表面积m²/g	298	160	152
孔体积，ml/g	0.40	0.26	0.24	堆积密度，g/cm³	0.69	0.86	0.91
筛分组成，重％				堆积密度，g/cm³	0.69	0.86	0.91
筛分组成，重％				0～40μm	17.4	26.0	16.6
40～80μm	44.1	60.8	42	0～40μm	17.4	26.0	16.6
40～80μm	44.1	60.8	42	＞80μm	38.5	13.2	41.4
微反活性，800℃，4hr	74	63	70	＞80μm	38.5	13.2	41.4

表3

项目	对比例1	实施例1
项目	对比例1	实施例1	原料种类	A	A
催化剂	MLC-500	MLC-500	原料种类	A	A
催化剂	MLC-500	MLC-500	主要操作条件：
反应温度，℃	500	500	主要操作条件：
反应温度，℃	500	500	反应压力(表)，kPa	100	100
原料预热温度，℃	220	220	反应压力(表)，kPa	100	100
原料预热温度，℃	220	220	再生剂温度，℃	712	715
剂油比	10.2	10.5	再生剂温度，℃	712	715
剂油比	10.2	10.5	反应时间，s	0.5	0.5
产品分布，重％			反应时间，s	0.5	0.5
产品分布，重％			干气	2.37	2.53
液化气	10.25	12.79	干气	2.37	2.53
液化气	10.25	12.79	汽油	28.53	31.20
柴油	33.75	37.62	汽油	28.53	31.20
柴油	33.75	37.62	重油	15.34	5.16
焦炭	9.13	9.92	重油	15.34	5.16
焦炭	9.13	9.92	损失	0.63	0.78
总计	100.00	100.00	损失	0.63	0.78
总计	100.00	100.00	重油转化率，重％	84.66	94.84
总轻烃液收，重％	72.53	81.61	重油转化率，重％	84.66	94.84
总轻烃液收，重％	72.53	81.61	干气产率/重油转化率	0.0280	0.0267
焦炭产率/重油转化率	0.1078	0.1046	干气产率/重油转化率	0.0280	0.0267
焦炭产率/重油转化率	0.1078	0.1046	主要产品性质：
汽油密度，g/cm³	0.71	0.71	主要产品性质：
汽油密度，g/cm³	0.71	0.71	汽油RON	90	91
MON	77	78	汽油RON	90	91
MON	77	78	柴油密度，g/cm³	0.86	0.90
柴油凝点，℃	0	-12	柴油密度，g/cm³	0.86	0.90

表4

项目	对比例2	实施例2
项目	对比例2	实施例2	原料种类	B	B
催化剂	CRP-1	CRP-1	原料种类	B	B
催化剂	CRP-1	CRP-1	主要操作条件：
反应温度，℃	560	560	主要操作条件：
反应温度，℃	560	560	反应压力(表)，kPa	100	100
原料预热温度，℃	260	260	反应压力(表)，kPa	100	100
原料预热温度，℃	260	260	再生剂温度，℃	710	690
剂油比	18.6	18.1	再生剂温度，℃	710	690
剂油比	18.6	18.1	反应时间，s	0.6	0.6
产品分布，重％			反应时间，s	0.6	0.6
产品分布，重％			干气	6.77	7.16
液化气	43.13	48.70	干气	6.77	7.16
液化气	43.13	48.70	汽油	22.31	23.65
柴油	11.25	12.33	汽油	22.31	23.65
柴油	11.25	12.33	重油	9.70	1.02
焦炭	6.11	6.43	重油	9.70	1.02
焦炭	6.11	6.43	损失	0.73	0.71
总计	100	100	损失	0.73	0.71
总计	100	100	其中轻烯烃产率，重％
乙烯	3.28	3.45	其中轻烯烃产率，重％
乙烯	3.28	3.45	丙烯	20.67	24.15
主要产品性质：			丙烯	20.67	24.15
主要产品性质：			汽油密度，g/cm³	0.75	0.75
汽油RON	96	95	汽油密度，g/cm³	0.75	0.75
汽油RON	96	95	MON	82	81
柴油密度，g/cm³	0.88	0.93	MON	82	81
柴油密度，g/cm³	0.88	0.93	柴油凝点，℃	-8	-17

表5

项目	对比例3	实施例3
项目	对比例3	实施例3	原料种类	C	C
催化剂	CEP	CEP	原料种类	C	C
催化剂	CEP	CEP	主要操作条件：
反应温度，℃	650	650	主要操作条件：
反应温度，℃	650	650	反应压力(表)，kPa	100	100
原料预热温度，℃	320	320	反应压力(表)，kPa	100	100
原料预热温度，℃	320	320	再生剂温度，℃	745	742
剂油比	23.2	22.4	再生剂温度，℃	745	742
剂油比	23.2	22.4	反应时间，s	0.8	0.8
产品分布，重％			反应时间，s	0.8	0.8
产品分布，重％			H₂～C₂	28.76	33.25
C₃～C₄	29.17	32.61	H₂～C₂	28.76	33.25
C₃～C₄	29.17	32.61	C⁺ ₅裂解石脑油	18.24	16.53
裂解轻油	7.13	6.87	C⁺ ₅裂解石脑油	18.24	16.53
裂解轻油	7.13	6.87	重油	6.64	0.53
焦炭	9.25	9.36	重油	6.64	0.53
焦炭	9.25	9.36	损失	0.81	0.85
总计	100	100	损失	0.81	0.85
总计	100	100	其中轻烯烃产率，重％
乙烯	15.73	18.57	其中轻烯烃产率，重％
乙烯	15.73	18.57	丙烯	18.43	20.85
主要产品性质：			丙烯	18.43	20.85
主要产品性质：			汽油密度，g/cm³	0.81	0.82
汽油RON	97	99	汽油密度，g/cm³	0.81	0.82
汽油RON	97	99	MON	84	85
柴油密度，g/cm³	0.90	0.97	MON	84	85
柴油密度，g/cm³	0.90	0.97	柴油凝点，℃	-12	-23

Claims

1、一种下行式烃油催化转化方法，其特征在于烃油原料经下行式反应器顶部垂直设置的进料喷嘴注入该反应器中，所形成的呈雾化状态的烃油原料穿过原料雾化室后与催化剂接触、反应，油剂混合物经下行反应管后迅速分离，反应油气送入后续分离系统，而反应后的催化剂经汽提、再生后循环使用。

2、按照权利要求1的方法，其特征在于所述的下行式反应器包含以下构件：原料喷嘴(1)、顶盖(3)、反应器外筒体(4)、催化剂输送管(6)、预提升介质分布器(9)、下行反应管(8)、反应器底板(10)；其中，原料喷嘴、顶盖、下行反应管及反应器外筒体沿垂直方向同轴设置；外筒体上沿与顶盖下沿沿圆周方向密闭连接；底板与外筒体的下沿、下行反应管的外壁密闭连接；下行反应管上段位于反应器外筒体内部，而其下段经底板伸出；催化剂输送管与外筒体固定连接，并与外筒体和下行反应管所构成的环形催化剂预提升区相连通；预提升介质分布器设置在催化剂预提升区的底部。

3、按照权利要求2的方法，其特征在于所述顶盖(3)上部设置防焦蒸汽分布器(2)，且原料喷嘴、防焦蒸汽分布器、顶盖和反应器外筒体是沿垂直方向自上而下同轴设置的。

4、按照权利要求2的方法，其特征在于所述原料喷嘴(1)的出口处与下行反应管上端面之间的垂直距离H0＝0.5～5D，D为下行反应管的内径。

5、按照权利要求2的方法，其特征在于所述催化剂预提升区上部设有填料区(5)。

6、按照权利要求5的方法，其特征在于所述填料区的上表面和下表面设置开孔板或格栅。

7、按照权利要求2的方法，其特征在于所述反应器外筒体(4)是等直径的圆筒体，或者是变径的筒体。

8、按照权利要求2的方法，其特征在于所述反应器外筒体的垂直高度为下行反应管内径的2～12倍。

9、按照权利要求8的方法，其特征在于所述反应器外筒体的垂直高度为下行反应管内径的2.5～10倍。

10、按照权利要求2的方法，其特征在于所述催化剂输送管(6)是单根输送管，或者是两根或多根对称设置的输送管。

11、按照权利要求2或10的方法，其特征在于所述的催化剂输送管(6)与垂直方向的夹角为15～60°，该管沿外筒体(4)的径向或切向与外筒体固定连接。

12、按照权利要求2的方法，其特征在于所述下行反应管(8)的长度为下行反应管内径的3～50倍。

13、按照权利要求12的方法，其特征在于所述下行反应管(8)的长度为下行反应管内径的4～40倍。

14、按照权利要求2的方法，其特征在于所述下行反应管(8)位于催化剂预提升区内部的高度为下行反应管内径的2～12倍。

15、按照权利要求14的方法，其特征在于所述下行反应管(8)位于催化剂预提升区内部的高度为下行反应管内径的2.5～10倍。

16、按照权利要求1的方法，其特征在于所述的与穿过原料雾化室的烃油原料接触的催化剂来自环形催化剂预提升区。

17、按照权利要求1的方法，其特征在于所述烃油原料的反应条件为：下行管反应器出口温度450～700℃、下行反应管内的剂油比3～40、下行反应管内油剂接触时间0.1～3秒。

18、按照权利要求17的方法，其特征在于所述下行管反应器出口温度480～650℃、下行反应管内的剂油比5～35、下行反应管内油剂接触时间0.2～2秒。

19、按照权利要求18的方法，其特征在于所述下行管反应器出口温度500～650℃、下行反应管内的剂油比6～30、下行反应管内油剂接触时间0.3～1秒。