CN204824750U - 一种催化裂化装置 - Google Patents

Abstract

本实用新型提供了一种催化裂化装置。其包括提升管反应器、沉降器、再生器和催化剂换热器；所述提升管反应器的顶部与所述沉降器相通，所述沉降器的汽提段通过待生立管与所述再生器连通，所述再生器与所述催化剂换热器通过再生立管和第一风管连通，所述催化剂换热器通过第一再生斜管与所述提升管反应器的底部连通；此外，所述催化剂换热器和所述再生器还分别连接有进风管。与现有技术相比，本实用新型可兼顾催化剂活性和温度平稳控制两个方面，因此可以实现以下目的：剂油比提高、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，并且该装置完全可以实现工业应用。

Description

一种催化裂化装置

技术领域

本实用新型涉及催化裂化技术领域，尤其是涉及一种催化裂化装置。

背景技术

催化裂化装置是炼油过程中重要的二次加工装置之一，其工作流程是在热和催化剂的作用下使重质油发生裂化反应，转变为裂化气、汽油和柴油等的过程；反应过程中生成的焦炭沉积于催化剂上，使催化剂失去活性，吹入空气烧去焦炭可使催化剂再生，循环使用。热的再生催化剂可以提供反应所需热量。在上述工艺中，追求的是高价值燃料产品的收率和质量，同时降低副产物干气和焦炭的产率，提高热量回收率。而实现这一目标，往往通过催化剂再生后热量回收方式的改变。近年来，国内外各研究机构对此进行了深入的研究，开发的技术主要有以下几项：

US6059958公开的IsoCat工艺，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。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。

US5451313公开的“X设计”，UOP公司于1995年实用新型了这种新设计，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，导致混合剂的活性偏低，不利于原料油的裂化。

CN1288933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。

CN1710029公开的一种催化裂化方法和装置，该方法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，但与再生催化剂活性相比还是有一定的差距。

上述专利公开的催化裂化装置无法兼顾以下两点：一，保证循环进入到提升管中的催化剂全部为再生催化剂，不含待生催化剂，以保证反应所用的催化剂的活性；二，回收热量后平稳控制混合催化剂的温度。

有鉴于此，特提出本实用新型。

实用新型内容

本实用新型的目的在于提供一种催化裂化装置，以解决现有技术中存在的混合催化剂活性低、无法平稳控制催化剂的温度等技术问题。

本实用新型提供的催化裂化装置，包括提升管反应器、沉降器、再生器和催化剂换热器；所述提升管反应器的顶部与所述沉降器相通，所述沉降器的汽提段通过待生立管与所述再生器连通，所述再生器与所述催化剂换热器通过再生立管和第一风管连通，所述催化剂换热器通过第一再生斜管与所述提升管反应器的底部连通；此外，所述催化剂换热器和所述再生器还分别连接有进风管。

上述催化裂化装置的工作原理是：原料油进入提升管反应器下部，与来自催化剂换热器的催化剂接触，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的顶部经粗旋迅速分离，分离出的气体进入沉降器，在其中分离除去携带的催化剂细粉后，反应油气离开沉降器，进入分馏塔实现分离。待生催化剂经粗旋料腿进入沉降器的汽提段，在此与汽提蒸汽逆流接触，以汽提催化剂中所携带的油气。汽提后的待生催化剂经待生立管进入再生器与第二风管引进的系统主风以及第一风管引进的催化剂换热器中的热风接触进行烧焦，实现完全再生。再生后的高温再生剂经再生立管进入催化剂换热器，与第二风管引进的系统主风接触换热，经充分换热后，一方面换热后的主风温度升高，再通过第一风管进入再生器进行烧焦，另一方面再生催化剂温度降低，再通过第一再生斜管进入提升管反应器的底部与原料油接触反应，使油剂接触温度降低，原料油热裂化反应程度减弱，干气和焦炭产率大幅下降，总液体收率明显提高。以上即为反应与再生的循环过程。

与现有技术相比，上述催化裂化装置在再生器与提升管反应器之间增设了催化剂换热器，从而将裂化反应—沉降—再生—换热这一系列工艺循环起来，实现了循环生产以增加剂油比的目的。

其中，换热过程是在单独的设备—催化剂换热器中进行的，并且高温再生催化剂是与流动的空气接触换热，实现再生催化剂降温及回收余热的目的，因而避免了与待生催化剂接触换热导致催化剂活性降低的问题。

其次，催化剂换热器中的风速及风量可以通过第一风管及第二风管来控制，从而达到平稳控制换热器中催化剂温度的目的。

另外，再生器中的烧焦温度也可以通过控制第一风管及第二风管的风量实现平稳控制。

第四，在上述生产过程中，催化剂循环量显著提高，即剂油比增大，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SO_x含量。

由此可见，与现有技术相比，本实用新型可兼顾催化剂活性和温度平稳控制两个方面，因此生产时剂油比进一步提高，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，并且完全可以实现工业应用。另外，上述装置适用于常压渣油、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、煤焦油等原料的深度加工。

优选地，所述再生器还连接有外取热器。

增设外取热器可以将催化剂再生时放出的多余热量回收利用起来，也可以与催化剂换热器协同作用来控制热量的回收率。

优选地，所述催化剂换热器通过第二再生斜管与所述提升管反应器的中间段连接。

通常情况下，催化裂化反应总体表现为吸热反应，随着提升管高度的增加，反应不断进行，催化剂的温度会持续下降。在喷嘴上方进料混合段，射流相(代表油雾)与颗粒相(代表催化剂)的分布形态很不利于两相间的接触均匀，射流相浓度大的位置，颗粒相的浓度却小，不相匹配，颗粒相与射流相的浓度分布匹配不好，是影响油剂两相不能良好均匀接触的主要原因。而上述优选设计在提升管反应器的中间段增加第二再生斜管，以便将再生催化剂输送至颗粒相相对分布较少的中间段，此时补入的再生催化剂可适当提高颗粒相浓度较小的区域，使射流相与颗粒相浓度相匹配，实现油剂两相均匀接触，抑制颗粒相浓度较小区域发生的热裂化反应，促进催化反应的进行。

另外，由于再生催化剂带有热量，因此在提升管其它区域补入再生催化剂可为反应补充热量，同时提高提升管内催化剂平均活性，保证催化反应持续进行，使产品分布得以优化。

优选地，所述第二再生斜管通过多个支管分别与所述提升管反应器的中间段连接，并且所述多个支管分布在所述提升管反应器的不同高度。

通过多个支管将再生催化剂分流至提升管反应器中间段的不同位置，以便使提升管反应器各处的反应温度分布均匀，接近提升管反应器各处等温反应(即提升管反应器的轴向温度是近似相等的)的理想状态，从而提高产品质量及收率。

针对现有的生产工艺，提升管反应器的轴向温度优选为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；剂油比一般为3-20，较好为5-18，最好为7-15；反应绝对压力一般为0.15-0.45MPa，较好为0.20-0.42MPa，最好为0.22-0.40MPa。

设置多个支管后，进催化剂换热器的换热主风量一般占全部主风量的20％-100％(体积比)，较好为30％-90％(体积比)，最好为40％-85％(体积比)；在催化剂换热器换热后再生剂温度一般为580-670℃，较好为600-660℃，最好为610-660℃。由催化剂输送斜管、主管、支管输送至提升管反应器的总催化剂循环量为提升管反应器总循环量的5-30％(重量比)；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％(重量比)，微反活性一般为55-70。

优选地，位于所述提升管反应器最下方的所述支管与所述提升管反应器的相连位置位于所述提升管反应器的原料油进口上方0.5-10m。

在原料油进口上方0.5-10m处，颗粒相与射流相的浓度分布匹配性明显较差，因此在此处设置第一个支管意义更大。

优选地，相邻两个所述支管与所述提升管反应器的相连位置间隔4-10m。

设置此间隔长度，可以保证提升管反应器的轴向温度处于最优的范围内(470-540℃)。

另外，针对现有的提升管反应器规格，所述支管可设置1-5根，优选设置5根。

为了方便控制催化剂的流量及风量，可以在各个支管、风管、斜管上设置阀门，例如，优选地，所有所述支管设有阀门，优选地，所述第二再生斜管设有阀门，优选地，所述第一再生斜管设有阀门。

经验证，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，本实用新型至少可以实现以下有益效果：

(1)装置干气和焦炭总产率下降0.8-2.0个百分点，液化气、汽油和柴油总液体收率提高1.2个百分点以上。

(2)提升管反应器剂油比可提高至10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SO_x含量降低30％以上。

附图说明

为了更清楚地说明本实用新型具体实施方式或现有技术中的技术方案，下面将对具体实施方式或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图是本实用新型的一些实施方式，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。

图1为本实用新型实施例2提供的催化裂化装置的示意图；

附图标记：

1—反应油气出口管；2—沉降器；3—提升管反应器；4—再生器；5—支管；6-沉降器汽提段；7—原料油；8—第一再生斜管；9—第二风管；10—催化剂换热器；11—再生立管；12—第一风管；13—第Ⅰ斜管；14—外取热器；15—待生立管；16—第二再生斜管；17—第Ⅱ斜管。

具体实施方式

下面将结合附图对本实用新型的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例是本实用新型一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本实用新型中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本实用新型保护的范围。

在本实用新型的描述中，需要说明的是，术语“中心”、“上”、“下”、“左”、“右”、“竖直”、“水平”、“内”、“外”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本实用新型和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本实用新型的限制。此外，术语“第一”、“第二”、“第三”仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性。

在本实用新型的描述中，需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“安装”、“相连”、“连接”应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体地连接；可以是机械连接，也可以是电连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，可以是两个元件内部的连通。对于本领域的普通技术人员而言，可以具体情况理解上述术语在本实用新型中的具体含义。

实施例1

一种催化裂化装置，包括：提升管反应器、沉降器、再生器和催化剂换热器；所述提升管反应器的顶部与所述沉降器相通，所述沉降器的汽提段通过待生立管与所述再生器连通，所述再生器与所述催化剂换热器通过再生立管和第一风管连通，所述催化剂换热器通过第一再生斜管与所述提升管反应器的底部连通；此外，所述催化剂换热器和所述再生器均连接有供应系统主风的第二风管。

实施例2

一种催化裂化装置，如图1所示，包括：提升管反应器3、沉降器2、再生器4和催化剂换热器10；所述提升管反应器3的顶部与所述沉降器2相通，所述沉降器2的汽提段6通过待生立管15与所述再生器4连通，所述再生器4与所述催化剂换热器10通过再生立管11和第一风管12连通，所述催化剂换热器10通过第一再生斜管8与所述提升管反应器3的底部连通；此外，所述催化剂换热器10和所述再生器4均连接有供应系统主风的第二风管9。所述再生器4还通过第Ⅰ斜管13和第Ⅱ斜管17连接有外取热器14。沉降器2的顶部设有反应油气出口管1。

其中，所述第二再生斜管16通过-支管5分别与所述提升管反应器3的中间段连接，并且各个支管5分布在所述提升管反应器3的不同高度。

所有支管5、第一再生斜管8和第二再生斜管16均设有阀门。

其中，原料油7从提升管反应器3的底部输入。

实验例

分别以管输混合重油、加氢蜡油和加氢重油为原料(性质如表1所示)，将本实用新型(实施例2)与普通的提升管催化裂化试验装置(该试验装置结构如《石油炼制工程》第四版P296d图，石油工业出版社出版)的六个裂化结果作对比。详细如下。

对比例1

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。

对比例2

按对比例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。

对比例3

按对比例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。

对比例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、催化剂与对比例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。

对比例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、催化剂与对比例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。

对比例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、催化剂与对比例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	对比例1、4	对比例2、5	对比例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SOX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	720.0	727.3	724.2
				硫含量/μg·g-1	668	75	130
辛烷值(RON)	93.3	92.4	93.5
				烯烃含量/体积％	29.5	18.0	20.2

苯含量/体积％	0.70	0.65	0.58
				干点/℃	195	200	191
柴油主要性质
				密度(20℃)/kg·m-3	926.0	913.1	921.0
硫含量/μg·g-1	6865	1300	2720
				十六烷值	27.3	27.1	28.9
烟气中SOX含量/mg·m-3	550	398	1200

上述结果显示，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，本实用新型具有以下优点：(1)装置干气和焦炭总产率下降0.8-2.0个百分点，液化气、汽油和柴油总液体收率提高1.2个百分点以上；(2)提升管反应器剂油比可提高至10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SO_x含量降低30％以上。

最后应说明的是：以上各实施例仅用以说明本实用新型的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述各实施例对本实用新型进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分或者全部技术特征进行等同替换；而这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本实用新型各实施例技术方案的范围。

Claims (10)

1.一种催化裂化装置，其特征在于，包括：提升管反应器、沉降器、再生器和催化剂换热器；所述提升管反应器的顶部与所述沉降器相通，所述沉降器的汽提段通过待生立管与所述再生器连通，所述再生器与所述催化剂换热器通过再生立管和第一风管连通，所述催化剂换热器通过第一再生斜管与所述提升管反应器的底部连通；此外，所述催化剂换热器和所述再生器均连接有供应系统主风的第二风管。

2.根据权利要求1所述的催化裂化装置，其特征在于，所述再生器还连接有外取热器。

3.根据权利要求1所述的催化裂化装置，其特征在于，所述催化剂换热器通过第二再生斜管与所述提升管反应器的中间段连接。

4.根据权利要求3所述的催化裂化装置，其特征在于，所述第二再生斜管通过多个支管分别与所述提升管反应器的中间段连接，并且所述多个支管分布在所述提升管反应器的不同高度。

5.根据权利要求4所述的催化裂化装置，其特征在于，位于所述提升管反应器最下方的所述支管与所述提升管反应器的相连位置位于所述提升管反应器的原料油进口上方0.5-10m。

6.根据权利要求4所述的催化裂化装置，其特征在于，相邻两个所述支管与所述提升管反应器的相连位置间隔4-10m。

7.根据权利要求4所述的催化裂化装置，其特征在于，所述支管有1-5根。

8.根据权利要求4所述的催化裂化装置，其特征在于，所有所述支管设有阀门。

9.根据权利要求3所述的催化裂化装置，其特征在于，所述第二再生斜管设有阀门。

10.根据权利要求1所述的催化裂化装置，其特征在于，所述第一再生斜管设有阀门。