CN1861753A - 一种使用汽油重油偶合反应器的催化转化方法和装置 - Google Patents

Abstract

一种使用偶合反应器的催化裂化方法和装置，反应部分为重油反应器和汽油反应器，重油反应器由下方的高流速反应区和上方的低流速反应区组成，低流速反应器内设置汽油旋风分离器，在汽油反应器的出口前，将参与过汽油反应的部分催化剂引出并送入重油反应器底部的预提升段，输送量根据重油反应的催化剂混合温度要求控制，汽油反应器出口直接进入重油反应器低流速区，与其内的汽油旋风分离器连接，汽油油气进入该旋风分离器分离出夹带的催化剂后，从汽油管线引出重油反应器，进入汽油分馏塔，分离出催化剂的补充到重油低流速反应区，继续参加重油反应。低流速区的重油油气及进入两个反应器的催化剂在汽油旋风分离器外边反应边向上流动，完成反应后，从反应器出口进入沉降器，分离出催化剂后，油气经管线送入重油油气分馏塔；催化剂经汽提后进入再生器再生。

Description

一种使用汽油重油偶合反应器的催化转化方法和装置

技术领域

本发明属于石油烃类催化转化技术领域，特别涉及一种能提高催化裂化收率、改善产品质量的催化转化方法及装置。

背景技术

催化裂化是石油重质馏分重要的二次加工手段。尤其在中国，约80％的汽油来自催化裂化装置。如何提高催化裂化装置的产品收率，改进产品质量十分重要。常规催化裂化方法和装置使用提升管反应器，其反应过程存在明显的不足。首先是再生剂温度较高，限制了反应剂油比和重油预热温度；影响产品收率；另外，催化裂化装置的产品质量并不理想，尤其是汽油烯烃含量大多在45～55(v)％，辛烷值较低。

为了改善催化剂与重质原料油接触状态，降低接触温度，提高剂油比，UOP公司在NPRA2004会议上提出了RxCAT技术。其实质是从汽提段将部分反应后的低温待生催化剂引回到提升管底部，与高温再生剂混合，使再生剂的温度降低，再与重油接触反应。但由于重油反应后的待生催化剂活性已很低，在降低催化剂温度、提高剂油比的同时，也降低了催化剂的活性。

为满足环保，以及对化工产品高速增长的需求，有效的方法是利用催化裂化装置使汽油再次转化。美国专利USP3784463及中国专利申请02116786.9、02139064.9和02123817.0提出了另建提升管反应器，使汽油在单独的提升管内再进行催化转化反应的方法。其好处是可以大幅度降低汽油烯烃含量，提高辛烷值，或转化为低炭烯烃，增产丙烯等化工原料。

为了使汽油再转化反应产品不受重油反应产品的影响，需要对汽油反应油气用单独的分馏塔分割，现有技术中除反应器外，必须建设两个沉降器。使很多催化裂化装置或无法实现，或增加了投资。

汽油反应吸热较少，生焦也很少，反应过的催化剂仍有较高的活性。但在现有汽油反应过程中，一方面因汽油直接与高温再生剂接触，反应过程温差较大，剂油比较小，致使产品选择性变差；另一方面反应后低温、低含炭、高活性的催化剂并未得到很好的利用，而是直接送入了再生器，反而对再生不利。

发明内容

本发明目的在于提供一种催化转化方法及装置，既能使重质原料油与汽油分开反应改进目的产品品质，又通过汽油反应后的催化剂再利用实现原料油和汽油低接触温度、大剂油比反应条件，提高装置总收率，并且仅用一个沉降器实现汽油和重油产品完全分开。

为达上述目的，本发明采用如下技术方案：

催化裂化装置设置重油(常压重油，减压蜡油，减压重油，焦化蜡油等催化原料油)和汽油两个反应器，一个沉降器和汽提器，共用再生部分，重油油气分馏塔和汽油油气分馏塔。重油和汽油分别在各自的反应器内反应。从汽油反应器中将一部分(19A)反应使用过的催化剂经输送管引入重油反应器底部的预提升段内，与来自再生器的再生催化剂混合参加重油反应。从汽油反应器出口将另一部分(19B)反应使用过的催化剂引入重油反应器中部，参加重油反应。汽油和重油反应的油气从各自的管线引出反应器，分离出夹带的催化剂后进入各自的分馏塔，使汽油和重油分开反应，并分开分离，得到各自的产品。

汽油反应器出口与重油反应器连接。汽油油气和未进入重油反应器底部的剩余催化剂(19B)进入设在重油反应器内的汽油旋风分离器，分离出的催化剂经输送管(旋风分离器料腿)送入重油反应器中部，汽油油气则从旋风分离器经专用管线引出。重油反应器内的催化剂和油气在旋风分离器外边反应边向上流动，不与汽油油气混合。

汽油反应器为带有催化剂回流管的型式。在反应器出口前使编号19的部分催化剂返回汽油反应器底部，降低再生剂的温度，使参与汽油反应的实际催化剂量提高为52A和19之合。

汽油反应器的反应段可以由提升管蒸发、反应段与快速流化床反应段复合而成，含有催化剂回流管，使汽油反应前的催化剂温度降低。快速床反应的内的油气流速一般为3.5～8m/s。

重油反应器包括两个反应区，下方是在总量为再生剂52B和标号19A的部分汽油反应催化剂环境下进行反应的裂化区，上方为进一步补充汽油反应催化剂的第二反应区。第二反应区内设有汽油油气旋风分离器。

汽油油气从重油反应器内经管线引出后，进入汽油分馏塔，分离出产品。重油油气和进入反应系统的全部催化剂一起进入沉降器，分离出催化剂后，油气经管线进入重油分馏塔，得到产品。催化剂则经汽提后进入再生器再生。

沉降器内可以设汽油旋风分离器，与从重油反应器引出的汽油管线连接。分离出未进入重油反应器的剩余部分催化剂后，汽油反应油气直接经汽油油气管线引出沉降器，进入后续的汽油油气分馏塔，得到纯汽油反应产品。从汽油反应油气中被气固分离器分离出的催化剂则进入共用汽提段，并经共用待生立管进入再生器再生。

汽油反应油气还可以在重油反应器出口与重油反应物流直接合并，经同一管线进入沉降器，共用气固分离系统。

本发明装置使用一个沉降器，实现两个反应器内催化剂共用，反应油气分开，可以保证汽油再反应后的产品不受重油反应产品的影响。装置明显简化，便于实施。

本发明装置使用一个沉降器，实现重油和汽油反应产品完全分开，用各自的分馏塔进行产品分离，得到纯的汽油改质产品。

在本发明的方法中，重油反应过程为：再生催化剂经再生立管51B在重油进入口下方的预提升段部分进入重油反应器；同时，汽油反应器反应后的部分低温催化剂19A从汽油反应器引出，经接力输送管进入重油反应器的预提升段，在与重油接触前先与再生催化剂混合，形成温度比再生催化剂低的催化剂物流；重油在预提升段上方进入重油反应器，与混合后的低温催化剂接触并沿反应器上行，同时进行催化裂化反应；油气进入第二反应区后，进一步与从汽油反应器出口经旋风分离器回收的催化剂混合，继续反应并上行；然后反应油气与待生催化剂一起从出口25-1离开重油反应器，进入反应沉降器；在沉降器分离出催化剂后，油气从管线排出；分离出的催化剂在汽提器内被蒸汽置换出所夹带油气后，经待生立管返回再生器。本发明在进入重油反应器的再生剂量52B和反应温度不变的情况下，使参与反应的总催化剂量增值为52B与19A之合，增加了实际剂油比。

本发明的汽油反应过程为：再生催化剂经立管51A在汽油进入口下方进入汽油反应器，与从汽油反应器回流的低温催化剂19混合，形成500～620℃左右的催化剂；汽油进入反应器后与催化剂接触，并上行，进行催化转化反应；汽油反应后的部分催化剂从汽油反应器引出，经输送管送入重油反应器预提升段，继续参与重油反应。反应油气和剩余催化剂进入重油反应器第二反应区内的旋风分离器，分离出的催化剂从输送管(料腿)送入重油第二反应区，参加重油反应；汽油油气经管线送出重油反应区。本发明在进入汽油反应器的再生剂量52A和反应温度不变的情况下，使参与反应段总催化剂量增值为52A与19的合，增加了实际剂油比。

本发明的重油反应条件为：反应温度(反应器出口)480～550℃，以生产汽柴油为主要目的时，反应温度为490～510℃，生产化工产品时，反应温度为510～550℃，实际剂油比8～20，油气在反应器内的平均停留时间2～6秒。汽油反应条件为：反应温度(出口)380～550℃，以多产丙烯等化工产品为主要目的时，反应温度520～550℃，反应前催化剂混合温度500～620℃，反应实际剂油比6～20，油气在反应器内的平均停留时间2～5秒。

本发明的重油和汽油反应装置，使重质原料油和汽油分别在各自的反应器内，按各自要求的反应条件进行催化转化，反应油气经各自的管线排出，互不影响；汽油反应后的催化剂不再直接进入再生器，而是先进入重油反应器，实现催化剂在两个反应系统完全共用；无需使再生催化剂与其他介质换热或降温，即可实现低接触温度、大剂油比反应工况；无需特殊的再生方式，使用简单的常规再生器即可。本发明使用专门的汽油反应器，仅用一个沉降器即可实现两分馏塔工艺，使汽油反应产品和重油反应产品分开。本发明能使重油反应剂油比提高30～50％，转化率提高3～5个百分点；使汽油反应剂油比提高50～150％，汽油烯烃含量降低至20％(v)以下，辛烷值增加一个单位，丙烯产率可达10％，汽油损失减少30％～50％。

附图说明

图1是本发明工艺装置示意图

图2是本发明汽油反应油气不进入沉降器的装置示意图；

图3是本发明汽油、重油共用一个沉降器，双分流塔的装置示意图；

图4是本发明重油和汽油反应油气混合共用沉降器的装置示意图；

图中编号标记内容如下：1汽油反应器；11汽油反应器催化剂入口，12催化剂混合预提升段，13汽油提升管蒸发、反应段；14整流段，14A快速床汽油反应段；15汽油反应物流输送管，15-1汽油反应器出口；16、16-1汽油催化剂输送管；16-A，16-B汽油催化剂滑阀；17催化剂提升介质；17-1预提升介质入口；18汽油，18-1汽油入口；18A汽油反应油气；19、19A、19B、52A、52B催化剂物流；26汽油旋风分离器，26A催化剂输送管，26B、26C汽油油气管线；2重油反应器；28重油，28-1重油入口；28A重油反应油气；21重油反应器催化剂入口；27催化剂提升介质，27-1预提升介质入口；23汽化、裂化反应段，24A第二反应段，24整流段；25物流输送管，25-1重油反应器出口管；3反应沉降器；31重油气固分离器；31A沉降器第二级气固分离器，32重油油气管线，35沉降器汽油气固分离器，36汽油油气输送管线；4催化剂汽提器，41待生立管；5再生器；51A，51B再生立管；54A，54B再生滑阀；55空气；6A汽油油气分馏塔，6B重油油气分馏塔。

具体实施方式

180～250℃的重油28被喷嘴雾化后，经入口28-1进入提升管反应器2，与600～650℃左右的催化剂(52B+19A)混合后被气化，以10m/s(米/秒，下同)左右的流速沿提升管23向上流动并进行催化裂化反应，约1s后，在24A内另一部分汽油反应后的催化剂加人反应。全部反应在480～550℃温度环境下，经2～6s(秒，下同)时间完成，然后重油反应油气和催化剂从出口管25-1进入沉降器，被气固分离器31、31A分离出催化剂，油气28A经油气管线32流出装置，进入后续的重油分馏塔。40～70℃的汽油18经入口18-1进入汽油反应器13，与550℃～620℃左右的催化剂(52A+19)接触，边向上流动边气化，随后进入快速床反应区14和14A，在400～550℃(以降低汽油烯烃为主要目的时，采用400～450℃温度，以多产丙烯为主要目的时，采用500～550℃温度)、剂油比6～20环境下，经2～5s时间完成反应后，油气与催化剂19B一起从出口管15-1进入重油反应器内的旋风分离器26，被气固分离器分离出催化剂，油气经管线26B、26C流出反应器。再生器5内700℃左右的再生催化剂分别经立管51A，51B进入两反应器底部，完成反应后，经重油反应器2的出口管25-1进入共用沉降器3，进行气固分离，分离出的催化剂则在汽提器4内与蒸汽接触，置换出夹带的油气后从待生立管41进入再生器5，与空气接触在660～720℃温度下进行再生，完成循环。进入汽油反应器的催化剂，完成反应后，不进入再生器，而是一部分(19A)经输送管16-1送入重油反应器2预提升段，另一部分进入重油反应器第二反应区。汽油反应器中反应前催化剂的温度由滑阀16-A控制，重油反应器中，反应前催化剂的温度由滑阀16-B控制。

在进入汽油反应器的再生催化剂量超过重油反应的需要时，多余部分与汽油油气一起从出口管26C进入设在沉降器内的汽油旋风分离器35，进一步进行气固分离，最后汽油油气经管线36送入后面的汽油分馏塔。

本发明具体应用实例如下：

实施例1、反应物料为：管输常压重油，125t/h重油，汽油进料为重油反应自产汽油，以生产低烯烃汽油为主要目的；重油预热220℃，汽油40℃；重油分6路进入提升管，汽油分4路进入反应器；重油反应温度500℃，反应时间4.0s；汽油反应温度430℃，反应时间3s，其中汽化段时间0.2s，快速床反应段2.8s，气相流速4m/s；重油提升管反应前催化剂混合温度620℃，通过用滑阀16-B调节催化剂量19A实现；汽油反应器内反应前催化剂温度600℃，通过滑阀16-A调节回流催化剂量19实现；进入汽油反应器的催化剂，多于19A的部分(19B)，全部在重油反应器内分离，补入重油第二反应区；重油反应油气和全部进入反应系统的催化剂(52A+52B)一起进入沉降器3，分离出催化剂后油气28A进入重油分馏塔6B，得到重油反应产品；汽油反应油气18A则从重油反应器2引出后直接从管线16C进入汽油分馏塔6A，得到汽油反应产品；再生温度690℃。

本实施例中使用的装置见图2。

对比例：采用已有的独立的双提升管，双沉降器，双分馏塔技术。重油反应部分与本发明实施例不同处是，重油反应原料直接与高温再生催化剂接触，重油反应器为常规提升管型式。汽油反应部分与实施例不同的是，来自再生器的高温催化剂直接与汽油接触反应，汽油反应后的催化剂单独进入再生器，另设置单独的汽油沉降器，汽油反应器为常规提升管型式。

对比例需多设汽油沉降器。

产品对比反应结果在表1中给出。可以看出，在相同的反应条件下，本发明的重油反应液体产品收率增加了1.4个百分点，生成汽油烯烃降低15个百分点；汽油再反应结果与已有技术比，烯烃含量相当，硫含量低10％，焦炭和干气产率下降40％。

实施例2。反应物料为：大庆常压重油，125t/h重油，汽油进料为外来汽油，60t/h；重油预热220℃，汽油40℃；汽油反应以多产丙烯为目的。重油反应温度510℃，反应时间4.0s，其中第一反应区23内时间0.8s，第二反应区锥型段14内的反应时间0.3s，第二反应区14A内的反应时间2.9s；汽油反应温度520℃，反应时间4s，其中汽油在气化段13内停留时间0.5s，在中部快速流化床14A内的停留时间3.3s，快速流化床内油气表观流速5.0m/s；重油提升管反应前催化剂混合温度620℃，汽油反应器内反应前催化剂温度620℃；再生温度690℃。汽油反应油气及10％的催化剂经管线26C进入沉降器内的汽油旋风分离器35，分离出催化剂后，汽油油气从管线36进入汽油分馏塔6A，装置型式见图3。

对比例：重油反应部分与实施例不同的是，重油原料仅与高温再生催化剂接触，使用专利CN1078094C的反应器。汽油反应部分与实施例不同的是，来自再生器的高温催化剂直接与汽油接触反应，反应器为已有技术中的提升管形式，设汽油沉降器。

对比结果见表2。从表2数据可以看出，本发明的重油反应液体产品收率增加了1.7个百分点，汽油烯烃降低5个百分点；汽油再反应后，烯烃含量相当，丙烯产率相当，硫含量从400ppm降至220ppm，降低45％，干气加焦炭产率下降29％。

表1、实施例1方案与已有技术对比

项目	对比例	实施例
			重油反应温度，℃汽油反应温度，℃再生温度，℃重油反应时间，s汽油反应时间，s重油反应产品：％(w)干气液化气汽油柴油油浆焦炭损失重油反应汽油质量硫，ppm烯烃，％(v)汽油反应结果：汽油中硫，ppm汽油中烯烃，％(v)焦炭+干气产率，％(w)	5054306902.53.03.514.041.026.55.09.50.560045400122.5	5004306904.03.03.014.241.527.24.49.20.558030370111.5

表2、实施例2方案与已有技术对比

项目	对比例	实施例
			重油反应温度，℃汽油反应温度，℃再生温度，℃重油反应时间，s汽油反应时间，s重油反应产品：％(w)干气液化气汽油柴油油浆焦炭损失重油反应汽油质量：硫，ppm烯烃，％(v)汽油反应结果：汽油中硫，ppm汽油中烯烃，％(v)汽油丙烯产率，％(w)干气+焦炭产率，％(w)	5155506902.53.04.018.036.526.05.010.00.560033400159.04.5	5105206904.04.03.216.538.527.24.89.30.558028220169.03.2

Claims (8)

1、一种催化转化方法和装置，其特征在于，催化裂化装置设置重油(常压重油，减压蜡油，减压重油，焦化蜡油等催化原料油)和汽油两个反应器，一个沉降器和一个汽提器，共用再生部分，重油油气分馏塔和汽油油气分馏塔，重油和汽油分别在各自的反应器反应，从汽油反应器中将一部分反应使用过的催化剂经输送管引入重油反应器底部的预提升段内，与来自再生器的再生催化剂混合参加重油反应，从汽油反应器出口将另一部分反应使用过的催化剂引入重油反应器中部，参加重油反应，汽油和重油反应的油气分离出夹带的催化剂后进入分馏塔，得到产品。

2、如权利要求1所述的方法和装置，其特征在于，汽油反应器出口与重油反应器连接；汽油油气和未进入重油反应器底部的剩余催化剂进入设在重油反应器内的汽油旋风分离器，分离出的催化剂经输送管(旋风分离器料腿)送入重油反应器中部，汽油油气则从旋风分离器经专用管线引出；重油反应器内的催化剂和油气在旋风分离器外边反应边向上流动，不与汽油油气混合。

3、如权利要求2所述的方法和装置，其特征在于，汽油反应器为带有催化剂回流管的型式，在反应器出口前使部分催化剂返回汽油反应器底部，降低再生剂的温度，提高反应剂油比。

4、如权利要求3所述的方法和装置，其特征在于，汽油反应器的反应段由提升管蒸发、反应段与快速流化床反应段复合而成，含有催化剂回流管使汽油反应前的催化剂温度降低。

5、如权利要求2所述的方法和装置，其特征在于，重油反应器包括两个反应区，下方是在总量为再生剂和部分汽油反应催化剂环境下进行反应的裂化区，上方为进一步补充汽油反应催化剂的第二反应区，第二反应区内设有汽油油气旋风分离器。

6、如权利要求2所述的方法和装置，其特征在于，汽油油气从重油反应器内经管线引出后，进入汽油分馏塔，分离出产品；重油油气和进入反应系统的全部催化剂一起进入沉降器，分离出催化剂后，油气经管线进入重油分馏塔，得到产品，催化剂则经汽提后进入再生器再生。

7、如权利要求6所述的方法和装置，其特征在于，沉降器内设汽油气固旋风分离器，与从重油反应器引出的汽油管线连接，汽油油气从重油反应器内经管线引出后进入该旋风分离器，分离出夹带的催化剂后，汽油反应油气直接经汽油油气管线引出沉降器，进入后续的汽油油气分馏塔，得到纯汽油反应产品；从汽油反应油气中被旋风分离器分离出的催化剂则进入汽提器，并从待生立管进入再生器再生。

8、如权利要求7所述的方法和装置，其特征在于，汽油反应油气在重油反应器出口与重油反应物流直接合并，经同一管线进入沉降器。

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