CN1912066A - 一种烃类原料催化裂化转化方法及装置 - Google Patents
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Abstract
一种烃类原料催化裂化转化方法及装置，属于石油烃类催化转化技术领域。在重油反应提升管旁并联一个汽油反应提升管，使经过汽油反应后的催化剂进入重油反应第二反应区或/和第一反应区底部，分别参与重油第二反应区的改质反应或/和第一反应区催化裂化反应。本发明可以提高重油反应收率1～2％，降低重油反应生成汽油的烯烃含量15个百分点，减少汽油二次反应损失30％以上。
Description
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、特别是降低汽油烯烃含量的烃类原料催化裂化转化方法及装置。
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效率，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；其次是提升管反应器后半部效率较低；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)％，不符合环保要求。
提升管反应器后半部效率低的重要原因是催化剂失活。为了提高重质原料油在催化裂化提升管反应器中的反应效率，相继出现了多种提高反应器后半部催化剂活性的发明。中国专利CN1302843A提出了催化剂接力方案，即在提升管中部进行催化剂置换，将反应过的催化剂全部分离出，置换成高活性、经降温处理的低温再生催化剂，使提升管后半段完全恢复到前半段的效率。中国专利申请99109193.0、02149313.8和200410060430.9则提出了折中方案，在提升管反应器下部反应过的低活性催化剂并不置换出，仅通过向提升管中部补充部分高活性、低温再生催化剂，从而适当的提高反应器后半部的效率。
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。
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，或转化为低炭产品，形成化工原料。
汽油反应反应热较少，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，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能提高重质原料油反应效率，提高装置总收率，又能改进目的产品品质的烃类原料催化裂化转化方法及装置。
为达上述目的，本发明采用如下技术方案：一种烃类原料催化裂化转化方法，重油反应提升管旁并联一个汽油反应提升管，使经过汽油反应后的催化剂进入重油反应第二反应区或/和第一反应区底部，分别参与重油第二反应区的改质反应或/和第一反应区催化裂化反应。
重油反应第一反应区由并列的原料油反应段和回炼油反应段两部分组成，使原料油和回炼油分开进行裂化反应；第二反应区供原料油和回炼油裂化油气共用进行改质转化反应。
汽油反应后的催化剂部分回流至汽油反应器底部与再生催化剂混合，使再生催化剂温度降低后再与汽油反应。
重油反应提升管和和汽油反应提升管共用一套再生装置。
烃类原料催化裂化转化装置，包括重油反应器，重油反应器由下部的原料油和回炼油两个提升管催化裂化反应段和共用的上部改质反应段组成；重油反应器旁并联一个汽油反应器，汽油反应器出口设有沉降器，汽油反应沉降器与重油反应器之间设催化剂输送管。
汽油反应沉降器与重油反应器改质反应段底部之间设有催化剂输送管。
汽油反应沉降器与重油反应回炼油提升管底部之间设有催化剂输送管。
重油反应器第二反应段为提升管型式或者流化床型式。
汽油沉降器与汽油反应器底部之间设催化剂回流管。
本发明反应装置包括两个反应系统-重油反应系统(包括重油反应器、反应沉降器、催化剂汽提器、待生催化剂立管)和汽油反应系统(包括汽油反应器、反应沉降器、催化剂回流管)。重油反应系统的汽提器和待生立管为汽油和重油反应后的催化剂共用。
本发明中，重油反应过程为：再生催化剂经再生立管分别在原料油和回炼油提升管底部(反应原料进入口下方)进入重油反应器；同时，经过汽油反应器反应后的部分低温催化剂从汽油沉降器经接力输送管进入回炼油提升管底部，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；原料油和回炼油在各自的提升管下部进入，与催化剂接触并沿反应器上行，同时进行催化裂化反应；然后反应油气与待生催化剂一起进入重油反应改质区，汽油反应后的催化剂也经输送管进入重油改质区，与来自重油裂化提升管的反应物流混合，使重油裂化产品进行产品改质转化；完成反应后进入沉降器，在沉降器分离出催化剂后，反应油汽经管线排出；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。汽油反应过程为：来自重油催化剂再生装置的再生催化剂经立管在汽油进入口下方进入汽油反应器，与从汽油反应沉降器回流的低温催化剂混合，形成500～620℃左右的催化剂；汽油在反应器下部进入反应器，与混合后的催化剂接触并上行，进行催化转化反应；反应油气在汽油沉降器内分离出催化剂后，排出反应系统；反应后的催化剂则经接力输送管送入重油反应器。
本发明的汽油反应器上设置的催化剂回流管，使部分反应后的催化剂从汽油沉降器回流到汽油反应器的底部，调节其中催化剂温度和反应剂油比。再生器内催化剂经不同的管道(再生立管)进入汽油和重油反应器，但经共同的出口管和待生立管返回再生器，实现催化剂在两个反应系统完全共用。
本发明的重油反应条件为：第一反应区原料油反应温度(反应器出口)500～550℃，剂油比8～12，油气的平均停留时间0.5～1.5秒；第一反应区回炼油反应温度500～550℃，反应前催化剂混合温度600～700℃，油气平均停留时间0.8～1.5秒；第二反应区反应温度480～530℃，油气平均停留时间3～6秒。汽油反应条件为：反应温度(出口)380～530℃，反应前催化剂混合温度500～620℃，反应剂油比6～12，油气在反应器内的平均停留时间2.5～6秒。
本发明采用重油和汽油两套反应系统，使重质原料油、回炼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；原料油和回炼油裂化油气合并后共同改质，设备简化；汽油反应后的催化剂不再直接进入再生器，而是全部进入重油反应器，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；由于汽油反应温度一般低于重油第一反应区的催化裂化反应温度，汽油反应后的催化剂补充到重油第二反应区可使该区反应温度降低，抑制催化裂化反应，促进氢转移等改质反应，有利于改善重油改质反应条件；无需特殊的再生方式，使用简单的常规再生器即可。本发明能使回炼油反应剂油比提高50～100％，重油反应转化率提高3～5个百分点，重油反应生成汽油烯烃含量降低15个百分点(v)以上；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，损失减少一个百分点。
附图说明
图1为本发明装置结构示意图(重油第二反应区使用提升管型式，汽油反应后的催化剂全部进入重油第二反应区)；
图2为本发明装置第二种结构示意图(重油第二反应区使用流化床型式，汽油反应后的催化剂全部进入重油改质反应区)；
图3为本发明装置第三种结构示意图(重油第二反应区使用流化床型式，汽油反应后的催化剂部分进入回炼油裂化提升管、部分进入重油改质反应区)；
图4为本发明装置第四种结构示意图(重油第二反应区使用提升管型式，汽油反应后的催化剂部分进入回炼油裂化提升管、部分进入重油改质提升管)。
具体实施方式
180～250℃的原料油11、350℃左右的回炼油31被喷嘴雾化后，分别经原料油入口16、回炼油入口36进入重油裂化反应区原料油提升管反应器101、回炼油提升管反应器30，与再生催化剂混合后被气化，以10m/s左右的流速沿提升管向上流动，在500～550℃温度环境下，经1秒左右时间完成催化裂化反应后，合并进入重油反应器10第二反应区102进行产品改质转化，然后经出口管18进入重油反应沉降器90，被气固分离器91分离出催化剂，油气经油气管线92流出装置；40～70℃的汽油21经汽油入口26进入汽油反应器20，与550℃～600℃左右的催化剂接触，气化后以7～15m/s的速度边向上流动边反应，在400～500℃温度、剂油比6～12环境下，经3～6s时间完成反应后，进入汽油反应沉降器40，被气固分离器41分离出催化剂，经油气管线42流出装置；再生器70内的再生催化剂分别经立管71A、71B、71C进入各反应器底部，完成反应后，经重油反应器出口管18进入重油沉降器90，进行气固分离，分离出的催化剂则在汽提器50内与蒸汽接触，置换出夹带的油气，经待生立管80进入再生器，与空气75接触在650～720℃温度下再生，完成循环。进入汽油反应器20的催化剂，完成反应后，不直接进入再生器，而是经接力输送管14、14B送入重油反应器。为改进汽油反应效果，减少干气产率，使部分汽油反应后的催化剂经催化剂回流管24返回汽油反应器底部，使与汽油接触的再生催化剂降温；汽油反应后的催化剂可经单独的汽提后再进入重油反应器，也可以不经汽提，直接进入重油反应器，一般不需汽提。原料油、回炼油裂化及汽油反应的反应温度由滑阀73A、73B、73C控制；汽油反应器中反应前催化剂的温度由滑阀25控制。13、23、33为催化剂提升介质。
实施例1、本实施例采用装置见图1，在重油反应-再生装置的重油反应器10旁并联一个与其共用再生装置的汽油反应器20，汽油反应器20出口设有沉降器40，汽油反应沉降器40下设的汽油催化剂汽提器60与重油反应器10的第二反应区102之间设催化剂输送管14。汽油沉降器40下设的汽油催化剂汽提器60与汽油反应器20底部之间设催化剂回流管24。汽油反应器20、重油反应器10的第一反应区(催化裂化反应区)为常规提升管。41为气固分离器。
反应物料为：管输常压重油，100t/h重油，汽油进料为重油反应自产汽油；重油预热220℃，汽油40℃；原料油分四路进入裂化提升管，回炼油分两路进入裂化提升管，汽油分两路进入汽油反应器；原料油裂化反应温度515℃，反应时间0.8s，回炼油裂化反应温度510℃，反应时间1.0s；第二反应区反应温度490℃，反应时间3s；汽油反应温度430℃，反应时间3s，汽油反应器内反应前催化剂温度580℃；再生温度690℃。本实施例中，汽油反应后的催化剂经汽提后全部进入重油反应器第二反应区，重油第二反应区使用提升管型式。
对比例：采用已有的独立的双提升管反应技术，汽油反应和重油反应使用常规提升管；汽油反应直接与再生催化剂接触，汽油反应后的催化剂直接进入再生器；重油反应部分与本发明实施例不同的是，原料油、回炼油共用一个常规提升管，不设第二反应区。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。
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1.6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，烯烃含量低20％，硫含量低10％，干气、焦炭减少。
实施例2、本实施例装置结构见图3，与实施例1中结构不同之处在于，汽油催化剂汽提器60与回炼油提升管30底部之间设有催化剂接力输送管14B，重油反应第二反应区102采用流化床型式。
反应物料为：大庆常压重油，100t/h重油，汽油进料为其他装置的催化汽油，40t/h；重油预热220℃，汽油40℃；重油反应器原料油分四路，回炼油分两路分别进入各自的催化裂化反应提升管，汽油分两路进入反应器；原料油裂化区反应温度510℃，反应时间1.0s；回炼油裂化反应温度515℃，反应时间1s；重油第二反应区反应温度485℃，反应时间4s；汽油反应温度400℃，反应时间4s；回炼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550℃；再生温度690℃；汽油反应后的催化剂部分进入回炼油裂化提升管底。重油第二反应区102为流化床反应器，直径为原料油提升管的3倍。
对比例：重油反应部分与实施例不同的是，重油反应裂化区使用一个两区式提升管，第二反应区补充重油反应后的待生催化剂，进料直接与高温再生催化剂接触。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。
对比结果见表2。从表2数据可以看出，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，汽油烯烃降低5个百分点；汽油再反应后，烯烃含量可以低30％，硫含量低40％，干气加焦炭减少。
表1、实施例1方案与已有技术对比
| 项目 | 对比例 | 实施例 |
| 重油反应出口温度，℃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生成汽油质量硫，ppm烯烃，％(v)汽油再反应后汽油质量硫，ppm烯烃，％(v)干气加焦炭，％(w) | 5004306902.53.03.514.041.026.55.09.50.560050400183.5 | 4904306903.83.02.814.241.727.24.49.20.558035370152.6 |
表2、实施例2方案与已有技术对比
| 项目 | 对比例 | 实施例 |
| 重油反应出口温度，℃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生成汽油质量硫，ppm烯烃，％(v)汽油再反应后汽油质量硫，ppm烯烃，％(v)干气加焦炭，％(w) | 4854006905.54.03.514.041.026.55.09.50.560035400202.8 | 4854006905.04.03.014.241.527.24.49.20.558030300152.0 |
Claims (9)
1、一种烃类原料催化裂化转化方法，其特征在于，重油反应提升管旁并联一个汽油反应提升管，使经过汽油反应后的催化剂进入重油反应第二反应区或/和第一反应区底部，分别参与重油第二反应区的改质反应或/和第一反应区催化裂化反应。
2、如权利要求1所述的方法，其特征在于，重油反应第一反应区由并列的原料油反应段和回炼油反应段两部分组成，使原料油和回炼油分开进行裂化反应；第二反应区供原料油和回炼油裂化油气共用进行改质转化反应。
3、如权利要求1或2所述的方法，其特征在于，汽油反应后的催化剂部分回流至汽油反应器底部与再生催化剂混合，使再生催化剂温度降低后再与汽油反应。
4、如权利要求3所述的方法，其特征在于，重油反应提升管和和汽油反应提升管共用一套再生装置。
5、烃类原料催化裂化转化装置，包括重油反应器，其特征在于，重油反应器由下部的原料油和回炼油两个提升管催化裂化反应段和共用的上部改质反应段组成；重油反应器旁并联一个汽油反应器，汽油反应器出口设有沉降器，汽油反应沉降器与重油反应器之间设催化剂输送管。
6、如权利要求5所述的装置，其特征在于，汽油反应沉降器与重油反应器改质反应段底部之间设有催化剂输送管。
7、如权利要求6所述的装置，其特征在于，汽油反应沉降器与重油反应回炼油提升管底部之间设有催化剂输送管。
8、如权利要求6或7所述的装置，其特征在于，重油反应器第二反应段为提升管型式或者流化床型式。
9、如权利要求8所述的装置，其特征在于，汽油沉降器与汽油反应器底部之间设催化剂回流管。
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| GR01 | Patent grant | ||
| EE01 | Entry into force of recordation of patent licensing contract |
Assignee: QINGDAO JINGRUN PETROCHEMICAL ENGINEERING CO., LTD. Assignor: Luoyang Petro-Chemical Equipment Inst. Contract fulfillment period: 2008.9.23 to 2013.10.1 contract change Contract record no.: 2008410000236 Denomination of invention: Catalytic cracking conversion method of hydrocarbon raw material and its device Granted publication date: 20080611 License type: Exclusive license Record date: 20081222 |
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| LIC | Patent licence contract for exploitation submitted for record |
Free format text: EXCLUSIVE LICENSE; TIME LIMIT OF IMPLEMENTING CONTACT: 2008.9.23 TO 2013.10.1; CHANGE OF CONTRACT Name of requester: QINGDAO JINGRUN PETROCHEMICAL ENGINEERING CO., LTD Effective date: 20081222 |
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| C56 | Change in the name or address of the patentee | ||
| CP02 | Change in the address of a patent holder |
Address after: Three road high tech Zone 471003 Henan city of Luoyang province Luoyang Tsinghua Science Park 609 large stone Jingrun Petrochemical Engineering Company Limited Patentee after: Luoyang Petro-Chemical Equipment Inst. Address before: 471003 Zhongzhou West Road, Henan, China, No. 27, No. Patentee before: Luoyang Petro-Chemical Equipment Inst. |
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| C17 | Cessation of patent right | ||
| CF01 | Termination of patent right due to non-payment of annual fee |
Granted publication date: 20080611 Termination date: 20130808 |