CN1493658A - 轻油收率高的催化汽油改质降烯烃的方法和装置 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种轻油收率高的催化汽油改质降烯烃的方法和装置，依托原有工业催化裂化装置，以常规催化裂化工艺为基础，在再生器上设立一引出高温再生催化剂物流的斜管和增设一个单独的新型流态化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，以达到深度降低烯烃含量并增加辛烷值的目的，同时保证较高的轻油收率。增设的新型流态化反应器是湍动床型的或者是快速床型的，并带有汽提系统和沉降系统。本发明的工艺技术的优点为对原催化裂化装置的改动小，流程简单，易于实现，且易于控制，操作稳定。可以将催化裂化汽油烯烃含量降低到25(v)％以下，达到环保法规的要求，并且保持改质过程的轻油收率在93％以上。

Description

轻油收率高的催化汽油改质降烯烃的方法和装置

技术领域

本发明涉及石油烃的催化转化工艺，特别是指轻油收率高的催化裂化汽油改质降低烯烃含量的催化转化工艺技术，属于石油化工技术领域。

背景技术

烯烃的辛烷值较高，是维持催化裂化汽油高辛烷值的主要组分，但是，烯烃化学性质活泼，挥发后和大气中NO_X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，近年来随着环保要求的日益严格，美国、日本及欧洲各国相继颁发了新的汽油标准。我国也在1999年12月制定了《车用汽油有害物质标准》，要求汽油中的烯烃含量≯35(v)％，同时，要求辛烷值(研究法)≮90，芳烃含量≯40(v)％，硫含量≯800ppm，并规定2003年1月1日起在全国范围内实施。

目前，车用汽油仍以催化裂化汽油为主，有资料表明催化裂化汽油占成品汽油的量高达85％。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。因此，降低催化裂化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)％的要求，还保证辛烷值达到标准，就成为一个非常迫切而又困难的问题。

为了降低催化裂化汽油的烯烃含量，炼油工业一般采用的措施有：催化原料预加氢处理，采用降烯烃催化剂。但是这些方法效果是有限的，汽油烯烃含量最大只下降10-12个体积百分点，辛烷值有时还有所降低，不能达到汽油新标准的要求。对催化裂化汽油进行单独改质以降低烯烃含量的一些研究报道包括轻汽油醚化、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—重整等，但是，这些方法和技术或者工艺复杂、投资大，许多炼油厂采用尚有很大困难，或者工艺技术还不成熟，没有实现工业化应用。

为了有效地降低催化裂化汽油的烯烃含量，达到环保法规和汽油新标准的要求，已经提出了在常规催化裂化装置上设立辅助提升管反应器的方案，对催化裂化汽油进行进一步的改质，并已经申请了相关的专利，包括：简易的催化裂化汽油改质降烯烃的方法及装置，申请号：02116786.9；降低催化裂化汽油烯烃含量的方法及系统，申请号：02123817.0，催化裂化汽油深度降烯烃增辛烷值的改质方法和装置，申请号：02123655.0，降低催化裂化汽油烯烃含量并保持辛烷值的方法及系统，申请号：02123494.9，催化汽油降烯烃提高辛烷值的改质方法和装置，申请号：02123658.9，降低催化裂化汽油烯烃含量的方法及装置，申请号：02116787.7。这些降低催化裂化汽油烯烃含量的方法和装置由于采用了辅助提升管反应器，从工艺过程上看是高温再生剂与常温液相的催化汽油进行混合接触，进行氢转移、芳构化、异构化和裂化的改质反应，因此该过程的裂化气产率较高，其中主要是液化气，从而导致汽油收率及轻质油收率降低。对于液化气市场不好的炼油企业，这一结果是不理想的。分析原因主要是油剂的初始接触混合温度较高引起的。

发明内容

本发明的主要目的在于提供一种轻油收率高的催化汽油改质降烯烃的方法和装置，可提高轻质油收率，降低催化裂化汽油中烯烃的含量并保持辛烷值不变或略有提高。

本发明的目的是通过以下技术方案实现的：

一种轻油收率高的催化汽油改质降烯烃的方法，该方法的工艺流程至少包括：

步骤一：催化裂化汽油馏分从底部进入流态化催化改质反应器，与床层中的催化剂进行接触、气化、混合并反应；

步骤二：反应后的待生催化剂经汽提后回到原催化裂化装置再生器，改质油气从沉降系统上部引出后，将其引入原催化裂化装置的大油气管线，然后与主提升管反应器的反应油气混合，再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；或者进入单独的分馏系统进行分离。

所述的改质反应的条件为：

反应温度：350-500℃；

汽油原料预热温度：40-300℃；

催化剂活性：50-65；

反应压力：0.1-0.4MPa。

催化裂化汽油馏分为粗汽油全馏分或粗汽油轻馏分(＜80-110℃)或粗汽油重馏分(＞60-80℃)。

所述的催化剂为原重油催化裂化装置的催化剂，至少包括无定型硅铝催化剂或分子筛催化剂。

当对催化裂化粗汽油重馏分进行改质时，相应的粗汽油轻馏分直接与改质后的汽油馏分混合，或者进行改质后再与改质后的汽油馏分混合。

一种轻油收率高的催化汽油改质降烯烃的装置，该装置的结构为：在原有重油催化裂化装置的再生器上设置并引出一个高温再生催化剂物流的斜管和一个催化剂待生斜管，其与一个流态化催化改质反应器相连，该流态化催化改质反应器的底部连接原催化裂化装置的再生系统，该流态化催化改质反应器顶部通过原催化裂化装置的大油气管线连接主分馏塔，或者单独连接分馏系统。

所述的改质反应的条件为：

反应温度：350-500℃；

汽油原料预热温度：40-300℃；

催化剂活性：50-65；

反应压力：0.1-0.4MPa。

所述的流态化催化改质反应器至少包括湍动床型改质反应器或快速床型改质反应器。

采用湍动床型改质反应器时，湍动床重量空速为1-1000hr^-1；采用快速床型改质反应器时，床层线速为0.6-2.5m/s，反应时间为0.1～10.0分钟。

在重油催化裂化装置分馏塔塔顶的原有常规冷凝冷却系统上建立二级冷凝系统，用以获取粗汽油全馏分或者获取粗汽油轻馏分或者获取粗汽油重馏分。通过以上技术方案，本发明具有如下效果：

本发明的工艺技术的优点为对原催化裂化装置的改动最小，流程简单，易于实现，且易于控制，操作稳定。可以将催化裂化汽油烯烃含量降低到25(v)％以下，可以满足环保法规的要求，并且保持改质过程的轻油收率在93％以上。

附图说明

图1为原有重油催化裂化工艺流程图；

图2为湍动床型反应器改质催化汽油的工艺流程图；

图3为快速床型反应器改质催化汽油的工艺流程图；

图4为湍动床型反应器改质催化汽油又一实施例的工艺流程图；

图5为快速床型反应器改质催化汽油再一实施例的工艺流程图。

具体实施方式

以下结合附图和具体实施例对本发明进行详细说明：

分馏塔塔顶二级冷凝系统是在原有分馏塔顶常规冷凝冷却系统上经过改变设计建立起来的。在对粗汽油轻馏分或粗汽油重馏分进行改质时，可以按二级冷凝操作，在对粗汽油全馏分进行改质时，可以按常规冷凝冷却操作。如果是对催化裂化粗汽油重馏分进行改质，那么相应的粗汽油轻馏分可以直接与汽油馏分混合，也可以进行改质后(如醚化、异构芳构化等)再与汽油馏分混合。此部分流程可见图1，也可参见发明专利《降低催化裂化汽油烯烃含量的方法及系统》，申请号：02123817.0，简述如下：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，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进入新增设的新型流态化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，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流态化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流态化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，即含有雾化蒸汽的原料33从底部进入主提升管34与来自再生器35由水蒸气36提升的高温再生剂37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，催化剂经过沉降器40进入汽提段41，经过汽提后进入再生器35。在催化汽油改质油气单独分离方案中，主反应油气42(即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。在催化汽油改质油气不单独分离的方案中，主反应油气42与新型流态化催化改质反应器出口油气混合成油气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。

实施例1：

对于湍动床型的改质反应器，本发明流程可见图2，简述如下：由再生器35上设立的一引出高温再生催化剂物流的斜管45将再生催化剂引到催化剂提升管47，再由提升蒸汽46通过催化剂提升管47提升到增设的流态化催化改质反应器48内形成反应床层49，催化剂提升管47的上喷口在反应床层49的顶部，含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分50(即图1中的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)通过喷头进入流态化催化改质反应器床层49的下部，与床层49中的催化剂进行接触、气化、混合和反应。在增设的流态化催化改质反应器48的反应床层49内，维持反应温度为350-500℃，汽油原料预热温度为40-300℃，催化剂活性为50-65，湍动床重量空速为1-1000hr^-1，反应压力为0.1-0.4Mpa。改质反应后的催化剂进入流态化催化改质反应器的汽提段54，与自汽提段54底部引入的汽提蒸汽55进行逆流接触，以汽提出催化剂夹带的油气。汽提后的催化剂由新设的待生斜管56进入原再生器35。反应后的改质油气进入流态化催化改质反应器48的沉降段51，再进入顶部旋风分离器52与携带的催化剂进行分离，完全与催化剂分离的改质油气53离开流态化催化改质反应器后，并入原催化裂化装置的大油气管线，与主提升管反应器的反应油气混合后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。

实施例2：

对于快速床型的改质反应器，本发明流程可见图3，简述如下：由再生器35上设立的一引出高温再生催化剂物流的斜管45将再生催化剂引入快速床57的中部，在快速床57内形成较密的流动床层，含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分50(即图1中的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)通过喷头进入流态化催化改质反应器快速床57的底部，与快速床57中的催化剂进行接触、气化、混合和反应。在增设流态化催化改质反应器57内，维持反应温度为350-500℃，汽油原料预热温度为40-300℃，催化剂活性为50-65，床层线速为0.6-2.5m/s，反应时间为0.1-10.0min，反应压力为0.1-0.4MPa。然后，反应油气和催化剂进入流态化催化改质反应器的稀相提升管58，再通过设在稀相提升管顶部的出口快分装置59将催化剂和反应油气分开，催化剂进入汽提段54，与自汽提段54底部引入的汽提蒸汽55进行逆流接触，以汽提出催化剂夹带的油气。汽提后的催化剂由新设的待生斜管56进入原再生器35。反应后的改质油气进入流态化催化改质反应器的沉降段51，再进入顶部旋风分离器52与携带的催化剂进行分离，完全与催化剂分离的改质油气53离开流态化催化改质反应器后，并入原催化裂化装置的大油气管线，与主提升管反应器的反应油气混合后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。

本发明对于改质油气的分离方式还包括：

实施例3：

参见图2、图4，其中改质的流程与实施例1相一致，不同的是：改质后的油气53进入单独的分离系统，而不是与新型流态化催化改质反应器出口油气混合成油气44一同进入原催化裂化装置的大油气管线。

实施例4：

参见图3、图5，其中改质的流程与实施例2相一致，不同的是：改质后的油气53进入单独的分离系统，而不是与新型流态化催化改质反应器出口油气混合成油气44一同进入原催化裂化装置的大油气管线。

本发明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。

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 (10)

1、一种轻油收率高的催化汽油改质降烯烃的方法，其特征在于：该方法的工艺流程至少包括：

步骤一：催化裂化汽油馏分从底部进入流态化催化改质反应器，与床层中的催化剂进行接触、气化、混合并反应；

步骤二：反应后的待生催化剂经汽提后回到原催化裂化装置再生器，改质油气从沉降系统上部引出后，将其引入原催化裂化装置的大油气管线，然后与主提升管反应器的反应油气混合，再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；或者进入单独的分馏系统进行分离。

2、根据权利要求1所述的轻油收率高的催化汽油改质降烯烃的方法，其特征在于：所述的改质反应的条件为：

反应温度：350-500℃；

汽油原料预热温度：40-300℃；

催化剂活性：50-65；

反应压力：0.1-0.4MPa。

3、根据权利要求1所述的轻油收率高的催化汽油改质降烯烃的方法，其特征在于：催化裂化汽油馏分为粗汽油全馏分或粗汽油轻馏分(＜80-110℃)或粗汽油重馏分(＞60-80℃)。

4、根据权利要求1所述的轻油收率高的催化汽油改质降烯烃的方法，其特征在于：所述的催化剂为原重油催化裂化装置的催化剂，至少包括无定型硅铝催化剂或分子筛催化剂。

5、根据权利要求1所述的轻油收率高的催化汽油改质降烯烃的方法，其特征在于：当对催化裂化粗汽油重馏分进行改质时，相应的粗汽油轻馏分直接与改质后的汽油馏分混合，或者进行改质后再与改质后的汽油馏分混合。

6、一种轻油收率高的催化汽油改质降烯烃的装置，其特征在于：该装置的结构为：在原有重油催化裂化装置的再生器上设置并引出一个高温再生催化剂物流的斜管和一个催化剂待生斜管，其与一个流态化催化改质反应器相连，该流态化催化改质反应器的底部连接原催化裂化装置的再生系统，该流态化催化改质反应器顶部通过原催化裂化装置的大油气管线连接主分馏塔，或者单独连接分馏系统。

7、根据权利要求6所述的轻油收率高的催化汽油改质降烯烃的装置，其特征在于：所述的改质反应的条件为：

反应温度：350-500℃；

汽油原料预热温度：40-300℃；

催化剂活性：50-65；

反应压力：0.1-0.4MPa。

8、根据权利要求1或6所述的轻油收率高的催化汽油改质降烯烃的装置，其特征在于：所述的流态化催化改质反应器至少包括湍动床型改质反应器或快速床型改质反应器。

9、根据权利要求6所述的轻油收率高的催化汽油改质降烯烃的装置，其特征在于：采用湍动床型改质反应器时，湍动床重量空速为1-1000hr^-1；采用快速床型改质反应器时，床层线速为0.6-2.5m/s，反应时间为0.1～10.0分钟。

10、根据权利要求6所述的轻油收率高的催化汽油改质降烯烃的装置，其特征在于：在重油催化裂化装置分馏塔塔顶的原有常规冷凝冷却系统上建立二级冷凝系统，用以获取粗汽油全馏分或者获取粗汽油轻馏分或者获取粗汽油重馏分。

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