CN1364854A

CN1364854A - 一种改进的催化裂化反应器

Info

Publication number: CN1364854A
Application number: CN 01102241
Authority: CN
Inventors: 张瑞驰; 张久顺; 张执刚; 陈昀
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: 2001-01-18
Filing date: 2001-01-18
Publication date: 2002-08-21
Anticipated expiration: 2021-01-18
Also published as: CN1164717C

Abstract

一类改进的催化裂化反应器自下而上地由提升管、汽提器、第一流化床、第二流化床和沉降器构成。当采用内提升管时,提升管、汽提器、第一流化床、第二流化床和沉降器同轴,且它们的直径依次扩大;当采用外提升管时,汽提器、第一流化床、第二流化床和沉降器同轴,且它们的直径依次扩大。采用该类反应器可提高催化裂化装置的操作灵活性,并对改善产品分布、提高产品质量具有一定的作用。

Description

一种改进的催化裂化反应器

本发明属于在不存在氢的情况下、烃油的催化裂化设备，更具体地说，是一种用于催化裂化过程的反应器。

在催化裂化过程中，反应器为原料油和催化剂充分接触提供必要的空间，并能够控制一定的反应温度和反应时间。目前，常用的催化裂化反应器主要有床层反应器和提升管反应器，此外，还有一些反应器兼有床层和提升管反应。

床层反应器由稀相段、密相段和汽提段三部分组成，总高度约26～33米，是一圆形焊制设备。其密相段可分为高速床和低速床两种；高速床的空塔线速约1.2米/秒，低速床的空塔线速约0.6米/秒；密相段的高度一般约5米左右。稀相段的线速一般小于0.6米/秒，净空高度应保持在6米以上。汽提段位于反应器的下部，其作用是用蒸汽置换出催化剂颗粒之间和催化剂本身孔隙内的油气。在汽提段中，催化剂与水蒸气逆向接触，催化剂以充气流动状态向下运动。

提升管反应器的主体是一直立的管子，反应油气和催化剂在该反应器内的运动接近于活塞式流动。当提升管反应器与汽提器、沉降器同轴时，提升管的上部位于汽提段中，这种型式的提升管被称为内提升管。当提升管反应器与汽提器、沉降器并列布置时，提升管呈倒置的L型，这种型式的提升管习惯上称为外提升管。油气在提升管内的入口线速为4.5～7.5米/秒，出口线速为8～18米/秒。为了满足对提升管出入口线速的要求，许多提升管反应器都是由两段或者三段不同直径的管子焊接而成的，上部直径大，而下部直径小。

CN1069054A公开了一种灵活多效的烃类催化裂化方法。该方法所采用的改进的催化裂化装置由两根独立的提升管和两个相应的沉降器组成，轻质石油烃和重质石油烃分别在各自的提升管中进行反应，而催化剂在上述反应器之间串联操作。

ZL94217873.4中披露了一种采用两段反应器的催化裂化方法。在催化裂化协作组第七届年会论文集中，名称为“采用两段提升管FCC技术强化催化反应过程、降低汽油烯烃含量研究”的论文也报道了该方法。该方法是将两段提升管反应器串联，原料油首先在第一段反应器中与高温再生剂接触并进行反应，反应时间应小于1秒，反应后的油气和催化剂立即分离。所分出的反应油气注入第二段反应器中，再次与新再生的高温再生剂接触、反应，同样在经历较短的反应时间后使油气与催化剂分离，反应油气送入后续分离系统中进行产品分离。由第一段反应器和第二段反应器分离出的积有焦炭的待生剂经汽提后送入再生器烧焦再生，再生后的催化剂返回第一段和第二段反应器中循环使用。

综上所述，虽然现有技术中已提出一些对常规催化裂化装置进行改造的方案，但通过对沉降器的改造，使其具有上、下两个能够作为烃油反应场所的催化剂密相床层的技术方案未见报道。

本发明的目的是在上述现有技术的基础上提供一种改进的催化裂化反应器，以增加催化裂化装置的操作灵活性，更好地适应市场需求的变化。

本发明提供的改进的催化裂化反应器包括以下两种型式：

第一种型式的反应器自下而上地由同轴的内提升管、汽提器、第一流化床、第二流化床及沉降器构成；其中，内提升管、汽提器、第一流化床和第二流化床的直径依次扩大。

第二种型式的反应器自下而上地由外提升管、汽提器、第一流化床、第二流化床及沉降器构成；其中，汽提器、第一流化床、第二流化床和沉降器是同轴的，且汽提器、第一流化床和第二流化床的直径依次扩大。

下面详细叙述本发明提供反应器的结构。

在本发明提供的反应器中，提升管的直径和长度均与常规的提升管相同，例如，其直径可以为0.5～2.5米，其长度可以为15～60米。所述提升管可以是等直径的，也可以是不等直径的。当采用内提升管时，提升管的上部位于汽提器和第一流化床中，因而其上部可以不设置隔热层。当采用外提升管时，其隔热层和耐磨层可以按照常规方法设置。不论采用内提升管，还是外提升管，提升管的出口均设置在第一流化床和第二流化床的交界处。本发明对提升管上进料喷嘴的设置没有特殊的要求，可以设置一层或多层高效雾化喷嘴。

在本发明提供的反应器中，汽提器的直径、高度及其内部人字型挡板的设置均与现有技术中常规的汽提器相同。为了保证催化剂能顺畅地以充气流动状态向下运动，应使安装人字挡板后各区域的最小流通面积大于或等于汽提器截面积的50％，并且使催化剂流速和水蒸气流速相适应。汽提蒸汽可以由最下面的2～3排人字挡板喷入，也可以分为多股，由不同位置的人字挡板注入汽提器。汽提器的直径一般为2.0～6.0米。

在本发明提供的反应器中，汽提器的上部为与汽提器同轴布置的第一流化床。汽提器的直径与该流化床的直径之比为1∶1.1～2.0，优选1∶1.2～1.5。第一流化床的直径一般为2.0～7.0米，其高度为1.0～5.0米。汽提器与第一流化床的结合部位为圆台形，其穿过中心轴线的截面为等腰梯形，且该梯形的底角a为30～80°。也可以采用常规方法将汽提器与第一流化床焊接或铸造在一起。

在本发明提供的反应器中，第二流化床与第一流化床同轴，并位于第一流化床上部。第二流化床与第一流化床的直径之比为1∶1.1～2.0，优选1∶1.2～1.5。第二流化床的直径一般为1.5～8.0米，其高度为1.0～10米。第二流化床与第一流化床的结合部位为圆台形，其穿过中心轴线的截面为等腰梯形，且该梯形的底角b为30～80°。也可以采用常规方法将第二流化床与第一流化床焊接或铸造在一起。

在本发明提供的反应器中，沉降器与第二流化床同轴，并位于第二流化床上部。第二流化床的直径与沉降器的直径之比为1∶1～1.5，沉降器的高度满足常规的设计要求即可，例如，一级旋风分离器入口处固体浓度降至3～4公斤/米³左右，稀相段的线速应小于0.6米/秒，净空高度应大于6米等等。当沉降器与第二流化床的直径不同时，它们的结合部位为圆台形，其穿过中心轴线的截面为等腰梯形，且该梯形的底角c为30～80°。

在本发明提供的反应器中，第一流化床和第二流化床内均设有轻烃进料分布器。该分布器可以采用莲蓬型喷头、环形分布器或喉管喷嘴等，只要能保证柴油、汽油、液化气、干气及催化裂化富气等轻烃进料均匀分布即可。

下面结合附图进一步说明本发明提供的催化裂化反应器的结构，但并不因此而限制本发明。

图1和图2是本发明提供反应器的结构示意图。

如图1所示，本发明提供的反应器自下而上地由同轴的内提升管1、汽提器2、第一流化床3、第二流化床4以及沉降器5构成。预提升介质经管线6注入提升管底部，600～750℃的再生剂经再生斜管7进入提升管中，并在预提升介质的作用下实现再生剂的转向和加速；新鲜原料油经进料喷嘴8喷入提升管中，与高温再生剂接触，迅速汽化并反应；反应油气和催化剂的混合物沿提升管上行，并经提升管出口处的分布板14进入第二流化床4中；第二流化床内的催化剂呈密相分布，正常操作时床层密度为200～600公斤/米³，空塔线速为0.2～1.5米/秒；控制第二流化床中催化剂的密度和床层高度，从而为经管线12注入该床层的轻烃创造适宜的反应条件。一部分第二流化床中的催化剂向下流动进入第一流化床中，并在第一流化床中呈密相分布，正常操作时床层密度为200～600公斤/米³，空塔线速为0.3～1.5米/秒。另一股轻烃进料经管线11进入第一流化床中，与其中的催化剂接触并反应，反应后的催化剂向下流动进入汽提器中，在水蒸气的作用下，脱除催化剂颗粒之间及催化剂孔隙内部所携带的反应油气；汽提后的催化剂经待生斜管9进入再生器烧焦再生；再生后的催化剂返回提升管循环使用；轻烃在第一流化床和第二流化床中所生成的油气以及来自提升管的反应油气在沉降器中汇合后，经油气管线13进入后续分馏及吸收—稳定系统。

如图2所示，本发明提供的反应器自下而上地由外提升管15、汽提器2、第一流化床3、第二流化床4以及沉降器5构成，其中，汽提器、第一流化床、第二流化床和沉降器是同轴的，且汽提器、第一流化床和第二流化床的直径依次扩大。预提升介质经管线6注入提升管底部，600～750℃的再生剂经再生斜管7进入提升管中，并在预提升介质的作用下实现再生剂的转向和加速；新鲜原料油经进料喷嘴8喷入提升管中，与高温再生剂接触，迅速汽化并反应；反应油气和催化剂的混合物沿提升管上行，并经提升管出口处的分布板14进入第二流化床4中；第二流化床内的催化剂呈密相分布，正常操作时床层密度为200～600公斤/米³，空塔线速为0.2～1.5米/秒；控制第二流化床中催化剂的密度和床层高度，从而为经管线12注入该床层的轻烃创造适宜的反应条件。一部分第二流化床中的催化剂向下流动进入第一流化床中，并在第一流化床中呈密相分布，正常操作时床层密度为200～600公斤/米³，空塔线速为0.3～1.5米/秒。另一股轻烃进料经管线11进入第一流化床中，与其中的催化剂接触并反应，反应后的催化剂向下流动进入汽提器中，在水蒸气的作用下，脱除催化剂颗粒之间及催化剂孔隙内部所携带的反应油气；汽提后的催化剂经待生斜管9进入再生器烧焦再生；再生后的催化剂返回提升管循环使用；轻烃在第一流化床和第二流化床中所生成的油气以及来自提升管的反应油气在沉降器中汇合后，经油气管线13进入后续分馏及吸收—稳定系统。

本发明提供的反应器对所采用的催化剂的性质没有特别的要求，任何适用于催化裂化领域的催化剂均可用于本发明提供的反应器，例如，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、ZSM-5沸石或其它具有五员环结构的高硅沸石中的一种或多种。

本发明提供的反应器可以在常规的催化裂化反应条件下进行烃油的裂化反应，例如，提升管出口反应温度为480～560℃，优选490～530℃；剂油比为4～15，优选5～10；在提升管内的油剂接触时间为0.5～5秒，优选1～3秒；原料油雾化蒸汽量占总进料量的3～20重％，优选5～10重％；反应压力(绝压)0.1～0.5MPa。

本发明提供的改进的催化裂化反应器对原料油的性质没有特别的限制，任何适用于催化裂化装置的烃类进料均适用于本发明提供的反应器，例如，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、柴油馏分以及上述两种或两种以上烃油的混合物。

在本发明提供的反应器中，除重质石油烃可以在提升管中进行常规的催化裂化反应外，还为轻质石油烃，例如，直馏汽油、焦化汽油、加氢汽油、加氢柴油、催化柴油等的改质提供了比较适宜的反应场所，即本发明所提供的第一流化床和第二流化床。其中，第一流化床的反应条件为：反应温度460～530℃，优选470～520℃；剂油比20～200，优选50～120；重时空速1～50h^-1，优选2～20h^-1；水蒸汽量占第一流化床总油气的3～20重％，优选5～10重％。第二流化床的反应条件为：反应温度470～550℃，优选480～520℃；剂油比3～12；重时空速10～100^-1。

本发明提供的反应器可根据不同的原料性质以及不同的目的产物的要求，采用不同的操作方式。下面列举本发明提供的反应器在催化裂化装置中的几种应用，但并不因此而限制本发明。

1、当以液态烃作为主要目的产物时，本发明提供的反应器的应用方式如下：重质石油烃通过高效雾化喷嘴注入提升管中，与再生催化剂接触并在较苛刻的条件下发生反应，例如，提升管出口温度大于520℃、剂油比大于6、雾化蒸汽量大于5重％等，反应油气及催化剂的混合物沿提升管上行；轻质石油烃，例如，催化裂化粗汽油，可分为两部分，其中一部分经分布器进入第一流化床中，与表面积有一定量焦炭的催化剂接触，并以较低的重时空速通过第一流化床；来自提升管的反应油气和来自第一流化床的反应油气在第一流化床和第二流化床的交界处汇合；与此同时，另一部分催化裂化粗汽油经分布器注入第二流化床中，与上述来自提升管和第一流化床的油气汇合，并以较低的重时空速通过第二流化床。按照上述方式进行操作，有利于重质石油烃的充分裂化，可有效降低回炼比和重油产率，同时使液态烃的产率得到提高，例如，液态烃产率可以达到20～30重％，甚至30重％以上。

2、以低烯烃汽油作为主要目的产物、同时兼顾总轻烃液收(汽油、柴油及液化气的产率之和)时，本发明提供的反应器的应用方式如下：重质石油烃通过高效雾化喷嘴注入提升管中，与再生催化剂接触并反应，反应油气及催化剂的混合物沿提升管上行；轻质石油烃，例如，加氢柴油，经分布器进入第一流化床中，与表面积有一定量焦炭的催化剂接触，应适当提高轻质石油烃的注入量，使其以较高的重时空速通过第一流化床；来自提升管的反应油气和来自第一流化床的反应油气汇合后，通过第二流化床，其重时空速为20～100h^-1、反应温度为490～510℃。

3、以汽油为主要目的产物、同时兼顾降低汽油烯烃含量的要求时，本发明提供的反应器的应用方式如下：重质石油烃通过高效雾化喷嘴注入提升管中，与再生催化剂接触并在较苛刻的条件下发生反应，例如，提升管出口温度大于510℃、剂油比大于6、雾化蒸汽量大于3重％等，反应油气及催化剂的混合物沿提升管上行；轻质石油烃经分布器进入第一流化床中，与表面积有一定量焦炭的催化剂接触，其反应温度为490～510℃、重时空速为5～10h^-1；第二流化床零料面操作，来自提升管的反应油气和来自第一流化床的反应油气汇合后，经沉降器和油气管线进入后续系统。这种应用方式适于加工可裂化性能较好的重质石油烃，其汽油产品的烯烃含量也比较低。

与现有技术相比，本发明提供的反应器具有以下两个方面的特点：

1、本发明提供的反应器操作灵活，通过调整第一流化床和第二流化床的进料量及工艺条件，可以使产品分布得到改善、产品质量得到提高。既可以用来最大量地生产液化气，又可以根据产品调和的需要生产不同烯烃含量的汽油产品，从而使得催化裂化装置能够更好地适应市场需求的变化。

2、本发明提供的反应器易于实施，既可以在原有的提升管反应器及沉降器的基础上进行装置改造，也可以建造一个新的反应器。

下面的实施例将对本发明提供的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

该对比例是在常规的高低并列式提升管催化裂化中型装置上所得到的试验结果。

该对比例所采用的提升管催化裂化中型装置的处理量为0.24t/d，其反应-再生部分为高低并列式布置，反应器为外提升管反应器。试验步骤如下：原料油经加热炉预热后，经高效雾化喷嘴进入提升管底部，与来自再生器、并经蒸汽预提升的高温催化剂接触并反应，油气和催化剂沿提升管上行。反应油气在沉降器内与催化剂分离，经转油线进入分馏塔。塔底切割出重油馏分，柴油、汽油、裂化气经塔顶进入油气分离系统进行分离。液体产品分别称重并计算产率；裂化气通过气表计量后燃烧、放空。待生催化剂经水蒸汽汽提后进入再生器烧焦再生。烟气通过气表计量后放空。对裂化气及油中气进行色谱分析，将C₅以上组分归于汽油中，C₄以下组分归于裂化气中，根据裂化气的体积流量及组成计算各组分产率，根据烟气的体积流量及组成计算焦炭产率。

试验中所用原料油的性质参见表1中的F-1，所用催化剂是由兰州炼油化工总厂催化剂厂生产的，商品牌号为LV-23，其性质表2。主要操作条件和产品分布见表3，主要产品性质见表5。

实施例

本实施例说明：在催化裂化装置中应用本发明提供的反应器所得到的产品分布和产品性质。

按照本发明所述的反应器的结构特点，对上述催化裂化中型装置中的反应器进行改造，图2是改造后反应器的结构示意图。

试验中所用原料油的性质参见表1中的F-1、F-2和F-3，所用催化剂与对比例相同。主要操作条件和产品分布见表4，产品性质见表5。

主要试验步骤如下：预热后的原料油F-1注入提升管中，与再生催化剂接触并反应，大庆直馏汽油F-3注入第一流化床中，大庆加氢柴油F-2注入第二流化床中，上述反应油气汇合后，经沉降器进入后续分离系统中。各种产品的分离、计量以及催化剂汽提和再生均与对比例相同。

将实施例的产品分布和产品性质与对比例进行比较可知，采用常规的提升管反应器所得到的汽油产品的烯烃含量较高；而采用本发明提供的反应器，不仅产品分布得到一定程度的改善，而且汽油产品的烯烃含量明显降低。

表1

原料油	F-1	F-2	F-3
原料油	F-1	F-2	F-3	原料油名称	大庆蜡油掺渣油	大庆加氢柴油	大庆直馏汽油
密度(20℃)，g/cm³凝点，℃苯胺点，℃残炭，重％	0.8881＞50112.92.7	0.8147-2267.1＜0.001	0.7460///	原料油名称	大庆蜡油掺渣油	大庆加氢柴油	大庆直馏汽油
密度(20℃)，g/cm³凝点，℃苯胺点，℃残炭，重％	0.8881＞50112.92.7	0.8147-2267.1＜0.001	0.7460///	H，重％S，重％N，重％	13.010.130.20	/＜1ppm/	///
烃族组成，V％烷烃环烷烃芳烃	///	52.719.028.3	57.832.110.1	H，重％S，重％N，重％	13.010.130.20	/＜1ppm/	///
烃族组成，V％烷烃环烷烃芳烃	///	52.719.028.3	57.832.110.1	馏程，℃初馏点10％30％50％70％90％95％	339421473526///	151210227244267296340	5065111138173186201
备注	/	加氢温度380℃P₁₁₂为6.6Mpa体积空速1h^-1氢油比1242	RON＝50.2MON＝46.2	馏程，℃初馏点10％30％50％70％90％95％	339421473526///	151210227244267296340	5065111138173186201

表2

催化剂名称	LV-23
催化剂名称	LV-23	化学组成，m％Al₂O₃Na₂ORE₂O₃	51.20.322.0
新鲜剂物理性质：比表面，m²/g孔体积，ml/g堆积密度，g/cm³	2280.390.70	化学组成，m％Al₂O₃Na₂ORE₂O₃	51.20.322.0
新鲜剂物理性质：比表面，m²/g孔体积，ml/g堆积密度，g/cm³	2280.390.70	催化剂老化条件：	790℃、100％H₂O、17h
老化剂的微反活性	62	催化剂老化条件：	790℃、100％H₂O、17h

表3

主要操作条件：	对比例
主要操作条件：	对比例	原料油反应压力(绝)，MPa再生压力(绝)，MPa提升管出口，℃剂油比反应时间，s再生密相温度，℃	F-10.2520.2585014.650.92680
产品分布，重％干气液化气汽油柴油油浆焦炭合计	2.1016.3547.1118.3210.995.13100.00	原料油反应压力(绝)，MPa再生压力(绝)，MPa提升管出口，℃剂油比反应时间，s再生密相温度，℃	F-10.2520.2585014.650.92680

表4

主要操作条件：	实施例
主要操作条件：	实施例	提升管部分：原料油提升管出口温度，℃剂油比反应时间，s雾化蒸汽，重％第一流化床部分：轻烃原料轻烃原料占总进料，重％床层反应温度，℃重时空速，h^-1第二流化床部分：轻烃原料轻烃原料占总进料，重％床层反应温度，℃重时空速，h^-1反应压力(绝)，MPa再生压力(绝)，MPa再生密相温度，℃	F-15004.721.835F-38.14904.6F-212.249532.80.2520.258680
产品分布，重％干气液化气汽油柴油油浆焦炭合计	2.3322.1951.0415.952.785.71100.00		F-15004.721.835F-38.14904.6F-212.249532.80.2520.258680

表5

汽油产品性质	对比例	实施例
汽油产品性质	对比例	实施例	密度(20℃)，千克/米³RON/MON诱导期，分钟实际胶质，毫克/100毫升硫含量，ppm氮含量，ppm族组成(荧光法)，V％饱和烃烯烃芳香烃	728.190.3/78.448531153033.352.714.0	729.690.1/79.249841084243.132.524.4
柴油产品性质	对比例	实施例		728.190.3/78.448531153033.352.714.0	729.690.1/79.249841084243.132.524.4
柴油产品性质	对比例	实施例	密度(20℃)，千克/米³十六烷值实际胶质，毫克/100毫升硫含量，ppm氮含量，ppm凝点，℃闪点，℃10％残炭，重％	868.232.1581100504-30860.07	890.134.546972570-27890.05

Claims

1、一种改进的催化裂化反应器，其特征在于该反应器自下而上地由同轴的内提升管、汽提器、第一流化床、第二流化床及沉降器构成；其中，内提升管、汽提器、第一流化床和第二流化床的直径依次扩大。

2、一种改进的催化裂化反应器，其特征在于该反应器自下而上地由外提升管、汽提器、第一流化床、第二流化床及沉降器构成；其中，汽提器、第一流化床、第二流化床和沉降器是同轴的，且汽提器、第一流化床和第二流化床的直径依次扩大。

3、按照权利要求1或2的反应器，其特征在于所述的提升管的出口位于第一流化床和第二流化床的交界处。

4、按照权利要求1或2的反应器，其特征在于所述的第一流化床的直径为2.0～7.0米，其高度为1.0～5.0米。

5、按照权利要求1或2的反应器，其特征在于所述的汽提器的直径与第一流化床的直径之比为1∶1.1～2.0，汽提器与第一流化床的结合部位为圆台形，其穿过中心轴线的截面为等腰梯形，且该梯形的底角a为30～80°。

6、按照权利要求1或2的反应器，其特征在于所述的第二流化床的直径为1.5～8.0米，高度为1.0～10米；第二流化床与第一流化床的直径之比为1∶1.1～2.0，且它与第一流化床的结合部位为圆台形，其穿过中心轴线的截面为等腰梯形，且该梯形的底角b为30～80°。

7、按照权利要求1或2的反应器，其特征在于所述的第二流化床与沉降器的直径之比为1∶1～1.5；当沉降器与第二流化床的直径不等时，它们的结合部位为圆台形，其穿过中心轴线的截面为等腰梯形，且该梯形的底角c为30～80°。

8、按照权利要求1或2的反应器，其特征在于所述的第一流化床和第二流化床的内部均设有轻烃进料分布器。