CN1237477A - 一种用于流化催化转化的提升管反应器 - Google Patents

一种用于流化催化转化的提升管反应器 Download PDF

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Abstract

一种用于流化催化转化的提升管反应器，沿垂直方向从下至上依次为互为同轴的预提升段、第一反应区、直径扩大了的第二反应区、直径缩小了的出口区，在出口区末端有一水平管。该反应器既可以控制第一反应区和第二反应区的工艺条件不同，又可以使不同性能的原料油进行分段裂化，得到所需目的产品。

Description

一种用于流化催化转化的提升管反应器
本发明属于在不存在氢的情况下烃油催化转化的设备，更具体地说，是一种用于流化催化转化的提升管反应器。
早期的催化裂化工艺采用密相床层反应器，反应器线速只有0.6～0.8米/秒，空速只有2～3小时-1，最高的线速只达到1.2米/秒，反应器空速可以提高到5～8小时-1。由于密相床存在返混，对产品的收率和质量有一定的影响。随着高活性和高选择性沸石催化剂的出现，采用提升管反应器可以减少返混，有利于产品收率的提高和质量的改善。
提升管反应器较密相床层反应器在结构上和操作方式上均有很大的进步，主要表现在进料段油气和催化剂的混合、出口产物的迅速分离、减小提升管截面上温度梯度和减少返混等方面。
在进料段的混合方面，改进主要集中在喷嘴的不断完善和提高进料部位初始段的油气与催化剂接触效率上。喷嘴的改进主要朝低压降、均匀分散、小的液滴直径、均一液滴直径分布等方向发展，可参见有关专利，例如UPS4,434,049、UPS4,427,537、CN8801168、EP546,739；提高进料部位初始段的油气催化剂接触效率可参考下列专利：USP4,717,467、USP5,318,691、USP4,650,566、USP4,869,807、USP5,154,818、USP5,139,748等。
抑制提升管出口处过裂化和热裂化反应也是人们研究开发的热点。目前主要有两条技术路线：一条是采用出口的气-固快速分离，可参见EP162,978、EP139,392、EP564,678、USP5,104,517、USP5,308,474；另一条是采用出口冷激的方法，可参见USP5,089,235、EP593,823。
但常规的提升管反应系统仍然采用等直径的提升管反应器，一般提升管反应器入口流体流速为4～5米/秒，随着裂化反应的进行，平均分子量减小，流体出口流速达到15～18米/秒，反应时间只有2～3秒，抑制了一些对产品质量有益的二次反应，所以必须对常规的提升管反应器加以改进，以利于二次反应的进行，从而得到所需的目的产物。
本发明的目的是在现有技术的基础上提供一种既能适当增加二次反应时间、又能用于两段进料的新型提升管反应器。
本发明提供的提升管反应器具有如下结构特征：
提升管反应器沿垂直方向从下至上依次为互为同轴的预提升段、第一反应区、直径扩大了的第二反应区、直径缩小了的出口区，在出口区末端连有一段水平管，以使其与沉降器相连。
该反应器的预提升段、第一反应区、第二反应区、出口区总高度为10～60米。
预提升段的直径与常规的等直径提升管反应器相同，为0.2～5米，其高度占反应器总高度的5～20％。其作用是在预提升介质的存在下使再生催化剂向上运动并加速。
第一反应区的结构类似于常规的等直径提升管反应器，其直径与预提升段直径大致相同，前者与后者之比为1～1.2∶1，其高度占反应器总高度的10～30％。
第一、二反应区结合部位为圆台形，其纵剖面等腰梯形的顶角α为30～80°。
第二反应区的直径与第一反应区的直径大，前者与后者之比为1.5～5.0∶1，其高度占反应器总高度的30～60％。
第二反应区与出口区结合部位为圆台形，其纵剖面等腰梯形的底角β为45～85°。
出口区的结构类似于常规的等直径提升管反应器顶部出口部分，其直径与第一反应区的直径之比为0.8～1.5∶1，其高度占反应器总高度的0～20％。其作用在于抑制过裂化反应和热裂化反应，提高流体流速。
水平管的一端与出口区相连，另一端与沉降器相连；当出口区的高度为0即提升管反应器没有出口区时，水平管的一端与第二反应区区相连，另一端与沉降器相连。水平管的作用是将反应生成的产物与待生催化剂输送至分离系统进行气固分离。其直径由本领域技术人员根据具体情况确定。
该反应器的原料油入口部位、预提升介质入口部位、再生催化剂入口部位、原料油雾化方式、原料油与催化剂混合方法均与常规的等直径提升管反应器相同，该反应器的操作方式和操作条件也类似于常规的等直径提升管反应器。该反应器的材质要求与常规的等直径提升管反应器完全相同。
当该反应器用于同种原料一次进料时，可在第一、二反应区内控制不同的条件，进行不同的反应以获得所需的目的产物。例如，在第一反应区内油气和催化剂混合后，可在较高的反应温度和剂油比、较短的停留时间的条件下，进行以一次裂化为主的反应；而在第二反应区内由于反应区直径的增大，使油气和催化剂的流速得以降低，并可通过注入冷激剂或设置取热设备来控制该区的反应温度。例如，当需要降低该区反应温度时，可以从该区与第一反应区的结合部位注入冷激剂，或在该区设置取热设备，取走部分热量以降低该区反应温度，从而达到抑制二次裂化反应、增加烷基化反应和氢转移反应的目的。当需要提高该区反应温度时，可以在该区与出口区的结合部位注入冷激剂，以抑制烷基化和氢转移反应、增加二次裂化反应，提高富含气体烯烃的液化气和富含芳烃汽油的收率。
当该反应器用于同种或不同种原料两段进料时，同样可在不同的反应区内控制不同的反应条件以获得所需的目的产物。例如，较重的原料油从第一反应区底部进入，在第一反应区发生一次裂化反应，在第二反应区发生二次反应；而较轻的原料油从第一、二反应区结合部位进入，在第二反应区发生反应，从而获得所需的目的产品。
该反应器适用的原料油可以是不同沸程的石油馏份、渣油或原油，具体地说，它们是：一次加工馏份油，包括汽油、柴油、减压蜡油、渣油等；两种或两种以上的上述一次加工馏份油的任意比例的混合物；掺有10～30重％的焦化蜡油、脱沥青油或其它二次加工馏份油的一次加工馏份油或其混合物；原油。
本发明提供的反应器适用所有现有类型的催化剂，例如活性组分选自含或不含稀土的Y或HY型沸石、含或不合稀土的超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石或用其它方法制得的具有五元环结构的高硅沸石中的一种、两种或三种的催化剂，以及无定型硅铝催化剂。
本发明的反应器可以用于制取不同的目的产物，例如制取异丁烷和富含异构烷烃汽油；制取适量的丙烯、异丁烷和富含异构烷烃汽油；制取最大产率的气体烯烃和富含芳烃的汽油；制取最大产率的柴油；催化热裂解和催化裂解工艺组合等。
下面结合附图对本发明所提供的提升管反应器予以进一步的说明。
该提升管反应器沿垂直方向从下至上依次为互为同轴的预提升段2、与预提升段同直径的第一反应区5、直径扩大了的第二反应区7、直径缩小了的出口区9，在出口区末端有一水平管10。
预提升介质经管线1从预提升段2进入，热的再生催化剂经再生斜管3进入预提升段由预提升介质进行提升。预热后的原料油和雾化蒸汽经管线4从预提升段进入，与热催化剂混合后进入第一反应区5内，在一定的条件下进行裂解反应。反应物流与来自管线6的冷激剂或另外的反应物流混合后进入第一、二反应区的结合部位，进行二次反应。如果管线6中的物流是冷激剂，其作用为降低第二反应区的温度，有利于二次反应中一些反应；如果管线6中的物流是另外的反应物流，该物流可以在第二反应区发生反应。来自管线8的冷激剂，从第二反应区与出口区结合部位进入，与反应物流混合，进入出口区9反应，反应物流最后经水平管10流出。
本发明提供的提升管反应器优点在于：
1、对催化裂化的一次反应、二次反应、过裂化反应及热裂化反应可进行优化控制，以获得高产率和高质量的目的产品。
2、可以使不同性能的原料油进行分段裂化，可以控制反应深度，达到目的产品的高产率和高质量。
3、对常规的提升管反应器只需作部分改动就可以实施本发明。
4、与常规的等直径提升管反应器相比，在相同的停留时间内，本发明设计的反应器高度仅为前者的1/2～2/3，因而可以降低整个装置的高度，节省了装置的总投资。
附图是本发明提供的提升管反应器示意图。
附图中各编号说明如下：
1、3、4、6、8、10均代表管线；2为提升管的预提升段；5、7分别为提升管的第一、二反应区；9为提升管的出口区。
下面的实施例将对本发明予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。实施例、对比例中所使用的减压蜡油原料和催化剂的性质分别列于表1和表2。表2中的催化剂均由中国石油化工集团公司齐鲁催化剂厂生产。
                          实施例1
本实施例说明在中型规模本发明提供的新型提升管反应器上，使用催化剂A生产异丁烷和富含异构烷烃汽油过程情况。
反应器的预提升段、第一反应区、第二反应区、出口区总高度为15米，预提升段直径为0.25米，其高度为1.5米；第一反应区直径为0.25米，其高度为4米；第二反应区直径为1米，其高度为6.5米；出口区的直径为0.25米，其高度为3米；第一、二反应区结合部位的纵剖面等腰梯形的顶角为45°；第二反应区与出口区结合部位的的纵剖面等腰梯形的底角为60°。
除反应器、操作条件与常规的催化裂化有所区别外，再生、分馏系统与常规的催化裂化相同。操作条件和产品分布列于表3，汽油的性质列于表4。从表3可以看出，液化气中的异丁烷占35.07重％，从表4可以看出，汽油组成中的异构烷烃占36.0重％。
                       对比例1
与实施例1相比，不同的是本对比例使用的反应器为常规的中型等直径提升管。
操作条件和产品分布列于表3，汽油的性质列于表4。从表3可以看出，从表3可以看出，液化气中的异丁烷占15.74重％，从表4可以看出，汽油组成中的异构烷烃占11.83重％。
                        实施例2
本实施例说明在新型提升管反应器上，使用富含烯烃的汽油作冷激剂时，在提升管反应器内催化转化制取富含异构烷烃汽油的情况。
反应器的预提升段、第一反应区、第二反应区、出口区总高度为15米，预提升段直径为0.25米，其高度为1.5米；第一反应区直径为0.25米，其高度为4米；第二反应区直径为0.5米，其高度为6.5米；出口区的直径为0.25米，其高度为3米；第一、二反应区结合部位的纵剖面等腰梯形的顶角为45°；第二反应区与出口区结合部位的的纵剖面等腰梯形的底角为60°。
本实施例使用的催化剂和原料油同实施例1。以对比例1所得汽油为冷激剂，从第一、二反应区的结合部位进入，其它与实施例1基本相同。
操作条件和产品分布列于表5，汽油产品性质列于表6。从表5可以看出，液化气中的异丁烷占34.15重％，从表6可以看出，汽油组成中的异构烷烃占43.86重％。
                          实施例3
本实施例说明采用新型提升管反应器可以生产气体烯烃，同时还可以使富含烯烃汽油在反应器内催化转化制取富含芳烃汽油的情况。
反应器的预提升段、第一反应区、第二反应区、出口区总高度为15米，预提升段直径为0.25米，其高度为1米；第一反应区直径为0.25米，其高度为4.5米；第二反应区直径为0.5米，其高度为6.5米；出口区的直径为0.25米，其高度为3米；第一、二反应区结合部位的纵剖面等腰梯形的顶角为45°；第二反应区与出口区结合部位的的纵剖面等腰梯形的底角为60°。
本实施例使用催化剂B，富含烯烃汽油原料为对比例1所得汽油，该汽油从第一、二反应区的结合部位注入，反应的操作条件和产品分布列于表7，反应后的汽油性质列于表8。从表7可以看出，液化气产率达到38.35重％，其中丙烯为46.57重％，丁烯占35.23重％，从表8可以看出，汽油中的芳烃占68.67重％。
                          实施例4
本实施例说明采用新型提升管反应器可以分段进料制取柴油的情况。
反应器的预提升段、第一反应区、第二反应区总高度为15米，预提升段直径为0.25米，其高度为1.5米；第一反应区直径为0.25米，其高度为4.5米；第二反应区直径为0.5米，其高度为9米；第一、二反应区结合部位的纵剖面等腰梯形的顶角为45°。
本实施例使用催化剂A，较重的减压渣油从第一反应区底部注入，该原料的性质是密度(20℃)为934.8千克/米3，残炭为7.53重％，与实施例1相同的较轻的原料油从第一、二反应区的结合部位注入。反应的操作条件和产品分布列于表9。从表9可以看出，轻柴油的收率为29.32重％。
                 表1
密度(20℃)，千克/米3运动粘度(100℃)，毫米2/秒残炭，重％凝点，℃总氮，重％硫，重％碳，重％氢，重％重金属含量，ppm镍钒铁铜钠馏程，℃初馏点10％30％50％70％90％终馏点     890.55.080.7400.160.5385.0012.620.160.15--0.45278385442499---
                   表2
    催化剂名称     A     B
商品牌号化学组成，重％氧化铝氧化钠氧化铁表观密度，千克/米3孔体积，毫升/克比表面积，米2/克磨损指数，重％时-1筛分组成，重％0～40微米40～80微米＞80微米     ZCM-746.40.220.326900.38164-4.847.947.3     CRP-154.20.038600.261601.226.060.813.2
                      表3
反应器反应温度，℃第一反应区第二反应区反应时间，秒其中第一反应区第二反应区出口区剂油比水油比产品分布，重％于气液化气其中异丁烷汽油轻柴油重柴油焦炭损失 实施例1新型提升管5454955.01.03.50.54.50.051.8316.115.6546.8623.447.773.880.11 对比例1常规提升管495--2.89---4.50.051.6211.881.8741.5922.8118.762.860.48
                      表4
反应器密度(20℃)，千克/米3辛烷值RONMON诱导期，分钟实际胶质，毫克/100毫升硫，重％氮，重％碳，重％氢，重％馏程，℃初馏点10％30％50％70％90％干点族组成，重％烷烃其中异构烷烃环烷烃烯烃芳烃 实施例1新型提升管743.690.079.0＞10002.00.00950.002886.1413.7246739511414317120241.0136.007.2028.1123.68 对比例1常规提升管749.891.079.8＞4852.00.01200.003386.8113.1250779912214517520515.8111.836.5056.4921.20
              表5
    操作条件
反应温度，℃第一反应区第二反应区反应时间，秒其中第一反应区第二反应区出口区剂油比水油比 5454955.30.83.90.65.00.05
    产品分布，重％
    干气液化气其中异丁烷汽油轻柴油重柴油焦炭损失     1.7817.515.9847.9822.306.224.000.21
               表6
密度(20℃)，千克/米3辛烷值RONMON诱导期，分钟实际胶质，毫克/100毫升硫，重％氮，重％碳，重％氢，重％馏程，℃初馏点10％30％50％70％90％干点族组成，重％烷烃其中异构烷烃环烷烃烯烃芳烃     745.390.180.9800.02.00.010.00386.5113.4248759711814417320347.8743.867.4520.5124.17
             表7
    操作条件
反应温度，℃第一反应区第二反应区反应时间，秒其中第一反应区第二反应区出口区剂油比水油比 6205807.31.55.00.810.00.25
    产品分布，重％
    干气液化气其中乙烯丙烯丁烯汽油轻柴油焦炭损失     8.4438.353.7617.8613.5124.3720.227.621.00
               表8
密度(20℃)，千克/米3辛烷值RONMON诱导期，分钟实际胶质，毫克/100毫升硫，重％氮，重％碳，重％氢，重％馏程，℃初馏点10％30％50％70％90％干点族组成，重％烷烃烯烃芳烃     816.6100.086.91502.40.09070.004488.8510.61581001201371441612165.8025.5368.67
             表9
    操作条件
反应温度，℃第一反应区第二反应区反应时间，秒其中第一反应区第二反应区剂油比水油比 5504803.80.83.04.00.05
    产品分布，重％
    干气液化气汽油轻柴油重柴油焦炭损失     1.839.7035.4729.3215.627.930.13

Claims (8)

1、一种用于流化催化转化的提升管反应器，其特征在于该反应器沿垂直方向从下至上依次为互为同轴的预提升段、第一反应区、直径扩大了的第二反应区、直径缩小了的出口区，在出口区末端连有一段水平管。
2、按照权利要求1的反应器，其特征在于反应器的预提升段、第一反应区、第二反应区、出口区总高度为10～60米。
3、按照权利要求1的反应器，其特征在于所述的预提升段直径为0.2～5米，其高度占反应器总高度的5～20％。
4、按照权利要求1的反应器，其特征在于所述的第一反应区高度占反应器总高度的10～30％。
5、按照权利要求1的反应器，其特征在于所述的第二反应区直径与第一反应区的直径之比为1.5～5.0∶1，其高度占反应器总高度的30～60％。
6、按照权利要求1的反应器，其特征在于所述的出口区直径与第一反应区的直径之比为0.8～1.5∶1，其高度占反应器总高度的0～20％。
7、按照权利要求1的反应器，其特征在于第一、二反应区结合部位为圆台形，其纵剖面等腰梯形的顶角α为30～80°。
8、按照权利要求1的反应器，其特征在于第二反应区与出口区结合部位为圆台形，其纵剖面等腰梯形的底角β为45～85°。
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