CN203187631U

CN203187631U - 一种催化裂化装置

Info

Publication number: CN203187631U
Application number: CN 201320122740
Authority: CN
Inventors: 闫鸿飞; 孟凡东; 王龙延; 樊麦跃; 李秋芝; 陈章淼
Original assignee: Sinopec Luoyang Petrochemical Engineering Corp; Sinopec Engineering Group Co Ltd
Current assignee: Sinopec Engineering Group Co Ltd; Sinopec Luoyang Guangzhou Engineering Co Ltd
Priority date: 2013-03-11
Filing date: 2013-03-11
Publication date: 2013-09-11
Anticipated expiration: 2023-03-11

Abstract

本实用新型公开了一种催化裂化装置。其包括提升管反应器、沉降器、待生立管、再生器、外取热器、再生立管、主风出口管、催化剂换热器、取热盘管和再生斜管，提升管反应器顶部出口与沉降器入口相连通，提升管反应器底部与催化剂换热器底部相连通，沉降器顶部设有反应油气出口管，沉降器汽提段与再生器相连通，再生器下部与外取热器相连通，再生器底部设第I主风进口管和主风出口管，再生器底部与催化剂换热器顶部相连通，催化剂换热器下部与提升管反应器底部相连通，催化剂换热器内设有取热盘管，催化剂换热器底部设有第II主风进口管。使用本实用新型可降低催化裂化装置干气和焦炭产率，提高总液收，同时降低汽油烯烃含量和催化烟气中的SO_x排放。

Description

一种催化裂化装置

技术领域

本实用新型属于在不存在氢的情况下烃油的催化裂化领域，特别涉及一种催化裂化装置。

背景技术

在注重环境保护的同时，经济效益的最大化也是企业追求的目标。而低干气和焦炭产率、高液收，则一直是催化裂化技术提高经济效益的根本手段。近年来，各研究机构在致力于改善催化裂化产品分布方面进行了研究，开发的技术主要有以下几项：

UOP公司US 5451313公开的“X设计”，UOP公司于1995年发明了这种新设计，其目的是提高剂油比，改善产品分布。其特点是反应器与再生器之间设置了一个催化剂混合器，待生剂与再生剂在混合器内混合，部分混合剂流入提升管与原料接触反应，剩下的混合剂流入再生器进行再生。这种结构的好处是混合剂进入提升管的温度比再生器来的低，使催化剂循环量增加，剂油比提高，所以热反应减少、催化反应增加、焦炭和干气产率降低、汽油产率增加。但该设计缺点就是混合催化剂中的待生剂活性很低，使混合剂的活性偏低，不利于原料油的裂化。

Petrobras公司的IsoCat工艺(US 6059958)，其特点是将经外取热器冷却的催化剂分成两股，一股返回再生器床层，另一股与热的再生催化剂混合后进入提升管与原料油反应。显然，混合再生催化剂的温度低于常规的再生催化剂的温度。与UOP公司的“X设计”道理类似，IsoCat工艺可以降低焦炭和干气产率，并且IsoCat工艺两股催化剂均为再生催化剂，混合剂的活性更高，更有利于催化反应。但该工艺提升管底部混合催化剂的温度较难得到平稳控制。

CN 1288933公开的再生斜管催化剂冷却技术，这种方法就是直接在再生斜管外设置一个冷却水夹套，通过冷却水把进入提升管反应器的再生催化剂温度降下来。虽然这种方法在中试装置上得到了很好的效果，使干气和焦炭产率显著下降，但在工业实践中却给反应温度的控制带来很大的困难，也就是说这种方法看似简单，实践起来难度却较大。

CN 1710029公开的的FDFCC-III工艺技术，该技术由洛阳石化工程公司开发，FDFCC-III工艺采用双提升管并增设汽油沉降器和副分馏塔，同时将部分相对温度较低的汽油提升管待生催化剂引入原料油提升管催化剂预提升混合器，与高温再生剂混合后进入原料油提升管，这样既降低了原料油提升管的油剂接触温度，又充分利用了汽油提升管待生催化剂的剩余活性，提高原料油提升管催化裂化的剂油比和产品选择性，降低干气和焦炭产率，提高丙烯收率和丙烯选择性。该工艺不足之处在于汽油待生剂虽然剩余活性较高，但与再生催化剂相比还是有一定的差距。

中国石油大学提出了新型多区协控重油MZCC催化裂化技术(《炼油技术与工程》2008年第12期)，MZCC技术以优化重油与再生剂的混合热量来促进烃类大分子裂化、减少干气和焦炭为工艺基础，提出了进料强返混、反应平流推进、产物超快分离及化学汽提的分区协同控制新理念。该技术拟新增一根再生斜管和空气提升管，并在此新增再生斜管上设置催化剂冷却器，冷却后的催化剂与原再生斜管来的热催化剂进行混合，混合后较低温度的再生剂与原料进行接触反应，此技术可降低油剂混合温度，提高剂油比，改善产品分布，但该技术再生剂降温措施稍显复杂，需增加设备较多。

实用新型内容

本实用新型是为了提高催化裂化装置剂油比，降低催化裂化装置干气和焦炭产率，提高总液收，同时降低汽油烯烃含量和催化烟气中的SO_X排放而提供的一种新的催化裂化装置。

本实用新型提供一种催化裂化装置，其特征在于：该催化裂化装置包括提升管反应器、沉降器、待生立管、再生器、外取热器、再生立管、主风出口管、催化剂换热器、取热盘管和再生斜管，提升管反应器顶部出口与沉降器入口相连通，提升管反应器底部与催化剂换热器底部相连通，提升管反应器下部设有原料油进口管，沉降器包括沉降器汽提段，沉降器顶部设有反应油气出口管，沉降器汽提段与再生器相连通，再生器下部通过第I斜管和第II斜管与外取热器相连通，再生器底部设第I主风进口管和主风出口管，再生器底部通过再生立管和主风出口管与催化剂换热器顶部相连通，催化剂换热器下部与提升管反应器底部相连通，催化剂换热器内设有取热盘管，催化剂换热器底部设有第II主风进口管。

本实用新型进一步技术特征在于：所述提升管反应器底部通过再生斜管与催化剂换热器相连。

本实用新型进一步技术特征在于：所述沉降器汽提段通过待生立管与再生器相连通。

本实用新型对现有的提升管催化裂化装置进行了改进，通过设置内有取热盘管的催化剂换热器，一方面使部分或全部系统主风在催化剂换热器内与再生器来的高温再生剂进行换热，同时使高温再生剂与取热盘管换热发生蒸汽，两部分协同换热作用可使高温再生剂降温幅度更大，同时缩小催化剂换热器尺寸，更有利于工程实施。本实用新型经催化剂换热器换热后，一方面使进入再生器的主风温度升高，另一方面降低了进入提升管反应器底部的再生剂温度，使油剂接触温度降低，原料油热反应减弱，干气和焦炭产率显著下降，总液收明显提高；同时提升管反应器的剂油比也显著提高，而剂油比的提高更有助于催化反应的进行，有利于产品分布的改善，同时可降低汽油的烯烃含量。剂油比增大，催化剂循环量显著提高，因催化剂中含有一定的金属氧化物，提高的催化剂循环量相当于可起到更多硫转移剂的作用，因此可明显降低催化烟气中SOx含量。

对于同一原料，并使用同一种催化剂，与常规催化裂化装置相比，本实用新型的有益效果在于：

(1)提升管反应器剂油比可提高至10以上。

(2)装置干气和焦炭总产率下降0.8～2.0个百分点，液化气、汽油和柴油总液收提高1.3个百分点以上。

(3)汽油烯烃体积含量可降低5～15个百分点。

(4)催化烟气中SOx含量降低30％以上。

下面利用附图和具体实施方式对本实用新型进行进一步的说明，但并不限制本实用新型的范围。

附图说明

图1是本实用新型装置示意图。

图中所示附图标记为：

1-反应油气出口管；2-沉降器；3-提升管反应器；4-再生器；5-再生立管；6-主风出口管；8-再生斜管；10-催化剂换热器；11-取热盘管；12-外取热器；13-待生立管；14-沉降器汽提段；15-原料油进口管；16-第I斜管；17-第II斜管；18-第I主风进口管；19-第II主风进口管。

具体实施方式

如图1所示，催化裂化装置包括提升管反应器3、沉降器2、待生立管13、再生器4、外取热器12、再生立管5、主风出口管6、催化剂换热器10、取热盘管11和再生斜管8，提升管反应器3顶部出口与沉降器2入口相连通，提升管反应器3底部通过再生斜管8与催化剂换热器10底部相连通，提升管反应器3下部设有原料油进口管15，沉降器2包括沉降器汽提段14，沉降器2顶部设有反应油气出口管1，沉降器汽提段14通过待生立管13与再生器4相连通，再生器4通过第I斜管16和第II斜管17与外取热器11相连通，再生器4底部设第I主风进口管18和主风出口管6，再生器4通过再生立管5和主风出口管6与催化剂换热器10顶部相连通，催化剂换热器10下部与提升管反应器3底部相连通，催化剂换热器10内设有取热盘管11，催化剂换热器10底部设有第II主风进口管19。

图1所示催化裂化装置的工艺流程是：原料油经原料油进口管15进入提升管反应器3下部，与来自催化剂换热器10的催化剂接触，完成原料的升温、汽化及反应。反应后的油气与待生催化剂在提升管反应器3出口经粗旋迅速分离，气体进入沉降器2单级旋风分离器，进一步除去携带的催化剂细粉后，反应油气经反应油气出口管1离开沉降器2，进入分馏塔实现分离。待生催化剂经粗旋料腿进入沉降器汽提段14，在此与汽提蒸汽逆流接触，以汽提催化剂中所携带的油气。进入系统的主风分成两部分，一部分经第I主风进口管18进入再生器，另一部分经第II主风进口管19进入催化剂换热器10。经沉降器汽提段14汽提后的催化剂经待生立管13进入再生器4与全部或部分系统主风及从催化剂换热器10过来的主风接触进行烧焦，实现完全再生。再生后的高温再生剂分成两部分，一部分经再生立管5进入催化剂换热器10，另一部分进入外取热器12，进入催化剂换热器10的再生剂一方面与部分系统主风接触换热，同时与取热盘管换热发生蒸汽，经充分换热后，换热后的主风通过主风出口管6进入再生器4进行烧焦，催化剂换热器10内降温后的再生剂进入提升管反应器3下部与原料油接触反应，实现反应-再生循环。进入外取热器12的再生剂经取热后返回再生器4。

本实用新型所述提升管反应器的出口温度一般为450～560℃，较好为460～550℃，最好为470～540℃；反应时间一般为0.5～5秒，较好为1.0～4.5秒，最好1.5～4.0秒；剂油重量比(催化剂循环量与进料量重量比，催化剂循环量按提升管出口循环量计)一般为3～20，较好为5～18，最好为7～15；反应绝对压力一般为0.15～0.40Mpa，较好为0.20～0.36Mpa，最好为0.22～0.33Mpa；进催化剂换热器换热主风量一般占全部主风量的20％～100％，较好为30％～90％，最好为40％～85％；在催化剂换热器换热后再生剂温度一般为580～670℃，较好为590～660℃，最好为600～660℃；再生器的再生温度为650～750℃，再生催化剂的含碳量为0.02～0.2重量％，微反活性一般为55～70。提升管反应器进料一般为常压渣油、减压渣油、直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢尾油、回炼油、油浆、原油、页岩油、合成油和煤焦油中的至少一种。

实施例

实施例1(对比例)

在普通的提升管催化裂化试验装置上进行试验，进料为管输混合重油，主要性质列于表1，处理量为30千克/天，试验所用催化剂为CDC工业平衡剂，平衡催化剂微反活性为62，含碳量为0.05w％。提升管反应器的主要操作条件、产品分布及产品的主要性质列于表2和表3。

实施例2(对比例)

按实施例1，所不同的是进料为加氢蜡油，主要性质列于表1，处理量为30千克/天，试验所用催化剂为RSC-2006工业平衡剂，平衡催化剂微反活性为60，含碳量为0.06w％。提升管反应器的主要操作条件、产品分布及产品的主要性质列于表2和表3。

实施例3(对比例)

按实施例1，所不同的是进料为加氢重油，主要性质列于表1，处理量为30千克/天，试验所用催化剂为MLC-500工业平衡剂，平衡催化剂微反活性为63，含碳量为0.03w％。提升管反应器的主要操作条件、产品分布及产品的主要性质列于表2和表3。

实施例4

在如图1所示本实用新型的催化裂化试验装置上进行试验，处理量为30千克/天，进料、催化剂与实施例1相同，提升管反应器的主要操作条件、产品分布及产品的主要性质列于表4和表5。

实施例5

在如图1所示本实用新型的催化裂化试验装置上进行试验，处理量为30千克/天，进料、催化剂与实施例2相同，提升管反应器的主要操作条件、产品分布及产品的主要性质列于表4和表5。

实施例6

在如图1所示本实用新型的催化裂化试验装置上进行试验，处理量为30千克/天，进料、催化剂与实施例3相同，提升管反应器的主要操作条件、产品分布及产品的主要性质列于表4和表5。

表1 提升管反应器进料的主要性质

项目	实施例1、4	实施例2、5	实施例3、6
				原料油名称	管输混合重油	加氢蜡油	加氢重油
密度(20℃)/kg.m^-3	923.6	896.8	918.2
				残炭/％	3.50	0.46	3.92
分子量	450	451	500
				馏程/℃
IBP	320	369	167
				10％	375	413	265
30％	/	468	451
				50％	450	519	/
70％	/	566	/
				90％	589	/	/
C/重量％	86.65	86.81	86.84
				H/重量％	12.25	13.08	12.53
S/重量％	0.65	0.0863	0.291
				N/重量％	0.14	0.0147	0.145
族组成/重量％
				饱和烃	54.26	53.69	70.40
芳烃	32.10	45.70	17.80
				胶质+沥青质	13.64	0.60	12.80
金属含量/μg.g^-1
				Ni	4.4	0.1	4.4
V	9.0	0.1	4.0
				Fe	1.7	1.1	2.6
Na	1.5	＜0.05	＜0.05

表2 主要操作条件和产品分布

表3 产品主要性质

项目	实施例1	实施例2	实施例3
				汽油主要性质
密度(20℃)/kg.m^-3	718.0	725.0	722.1
				硫含量/μg.g^-1	830	98	159
辛烷值(RON)	92.6	91.3	92.3
				烯烃含量/体积％	43.6	24.5	30.4
苯含量/体积％	0.60	0.68	0.51
				干点/℃	191	200	191
柴油主要性质
				密度(20℃)/kg.m^-3	921.3	902.5	913.6
硫含量/μg.g^-1	6700	1090	2550
				十六烷值	29.0	30.5	31.1
烟气中SO_X含量/mg.m^-3	1035	656	2120

表4 主要操作条件和产品分布

表5 产品主要性质

项目	实施例4	实施例5	实施例6
				汽油主要性质
密度(20℃)/kg.m^-3	722.5	722.1	723.8
				硫含量/μg.g^-1	657	79	132
辛烷值(RON)	93.2	92.3	93.5
				烯烃含量/体积％	29.0	18.8	20.2
苯含量/体积％	0.65	0.63	0.57
				干点/℃	192	201	193
柴油主要性质
				密度(20℃)/kg.m^-3	926.8	913.3	921.6
硫含量/μg.g^-1	6868	1336	2738
				十六烷值	27.6	28.1	29.0
烟气中SO_X含量/mg.m^-3	539	399	1163

Claims

1.一种催化裂化装置，其特征在于：该催化裂化装置包括提升管反应器、沉降器、待生立管、再生器、外取热器、再生立管、主风出口管、催化剂换热器、取热盘管和再生斜管，提升管反应器顶部出口与沉降器入口相连通，提升管反应器底部与催化剂换热器底部相连通，提升管反应器下部设有原料油进口管，沉降器包括沉降器汽提段，沉降器顶部设有反应油气出口管，沉降器汽提段与再生器相连通，再生器下部通过第I斜管和第II斜管与外取热器相连通，再生器底部设第I主风进口管和主风出口管，再生器底部通过再生立管和主风出口管与催化剂换热器顶部相连通，催化剂换热器下部与提升管反应器底部相连通，催化剂换热器内设有取热盘管，催化剂换热器底部设有第II主风进口管。

2.根据权利要求1所述的催化裂化装置，其特征在于：所述提升管反应器底部通过再生斜管与催化剂换热器相连。

3.根据权利要求1所述的催化裂化装置，其特征在于：所述沉降器汽提段通过待生立管与再生器相连通。