CN205821248U - 一种催化转化反应器 - Google Patents

Abstract

本实用新型公开了一种催化转化反应器，其特征在于，该催化转化反应器包括中部设置有扩径段的提升管反应器(2)，所述提升管反应器(2)的下部设置有第一再生催化剂入口和第一原料油入口，所述提升管反应器(2)的顶部设置有反应产物出口，所述扩径段的中下部设置有半待生催化剂出口，所述提升管反应器(2)还设置有位于所述半待生催化剂出口上方所述反应产物出口下方的第二再生催化剂入口。本实用新型的催化转化反应器能够提高催化转化的转化率。

Description

一种催化转化反应器

技术领域

本实用新型涉及一种催化转化反应器。

背景技术

原油品质随着原油开采量的不断增加而越来越差，主要表现在原油密度变大，粘度变高，重金属含量、硫含量、氮含量、胶质和沥青质含量及酸值变高。目前，劣质原油与优质原油的价格差别随着石油资源的短缺也越来越大，导致价格低廉的劣质原油开采和加工方法越来越受到关注，也就是说，从劣质原油中尽可能地提高轻质油的收率，这给传统的原油加工技术带来了巨大的挑战。

催化裂化是石油重质馏分加工的重要技术手段，在炼油工业中占有相当重要的地位。迄今为止的现有流化催化裂化装置大多采用提升管反应器。提升管长度一般在30～36米之间。在提升管催化裂化装置中，原料油和催化剂从提升管的底部进入，沿提升管上行发生反应，然后从提升管顶部出口离开。催化剂在沿提升管上升的过程中，不断有焦炭生成并沉积在催化剂表面活性中心上，使催化剂活性逐渐下降。在提升管高度的一半处活性已经丧失一半以上，在提升管出口处的活性只及初始活性的三分之一左右。因此，在提升管反应的后半段催化作用变差。由于提升管后半段温度仍较高，加剧了对产品选择性和产品性质不利的热裂化反应的效应，导致干气和焦炭产率高，轻质油收率低，催化汽油烯烃含量过高，无法满足汽油新标准对其烯烃含量的要求。

中国专利CN1302843A公开了一种“两段提升管催化裂化新技术”，该技术将提升管分为上下两段，第一反应段催化剂来自再生器，反应结束后催化剂与油气在第一反应段末端分离，油气进入第二段反应。第二反应段的催化剂为来自再生器的经过外取热器取热的再生催化剂，用活性较高的再生剂全部置换第一反应段由于结焦部分失活的催化剂。通过两段式的提升管反应器实现油气串联、催化剂接力、分段反应、缩短反应时间和提高催化剂平均性能的目的，但是专利全部置换催化剂的方式降低了催化剂的利用效率，而且提升管中间必须增加分离设备，使工艺流程复杂化，增加了操作难度。同时，在加工渣油时，也存在沉降器结焦严重，焦炭和干气产率高，整个产品分布也趋于恶化。

中国专利CN1226388A公布了一种提升管催化裂化方法与装置，该专利公开的装置包括提升管反应器、第一再生器和第二再生器。提升管反应器分为两段，提升管反应器的中部设有中部催化剂入口，中部催化剂入口与第二再生器之间设有二段催化剂输送管，提升管反应器底部催化剂入口与第一再生器之间设有一段催化剂输送管，中部催化剂入口之下的提升管反应器构成第一反应段，中部催化剂入口之上的提升管反应器构成第二反应段。相比专利CN1302843A，该专利虽然改善了催化剂的利用效率，省掉了提升管反应器中间的分离设备，但却增加了再生器的投资，增加了能耗，而且第二反应段无法灵活调节控制。

中国专利CN102925207A公开了一种加工重油的催化裂化装置，该装置的特点是提升管装置分为主提升管和副提升管两部分，副提升管上部与主提升管的中上部相连通，两者中轴线不在同一平面上。主提升管为变径的提升管，中部为扩径段，上部为径向主提升管的下部提升管等大或缩小了的出口段。该装置将劣质原料和优质原料分开裂化，有利于降低焦炭和干气产率，提高轻油收率。但是设置两个提升管增加了操作费用，而且对提升管的线速有较高的控制要求。

中国专利CN1237477A公开了一种用于流化催化转化的提升管反应器，该专利将提升管反应器沿垂直方向从下至上分为依次互为同轴的预提升段、第一反应区、直径扩大了的第二反应区、直径缩小了的出口区。该反应器可以在第一和第二反应区灵活调节，控制原料发生不同的反应类型，且反应器结构简单，无需对原有装置进行过多改动。但是该专利无法解决提升管反应区后半段催化剂活性变差的问题，在加工劣质原料油时难以实现较高的轻油收率和较好的汽油品质。

另外，与国外的原油相比，我国原油的特点是少硫高氮，原油中氮的质量分数一般大于0.3％，且80％以上分布在重油里面。近年来为了扩大FCC装置的原料来源，越来越多的炼厂掺炼重质原料，使得原料中的氮含量不断增加。石油中的含氮化合物给石油加工工艺和产品的使用性能带来诸多不利的影响：FCC原料中的碱性氮化合物会与催化剂的酸性中心结合，降低催化剂活性，导致转化率降低，生焦增大，且影响液体产物分布；燃料油和润滑油中即使含有微量的含氮化合物，也易形成胶质，使油品变色变质，从而影响产品的质量和储存安定性；油品储存或运输中含氮化合物会腐蚀设备；含氮燃料燃烧形成的氮氧化物排放到大气中会污染环境；催化剂再生过程中产生的NOx引起环境污染。所以，在环保要求和石油产品质量标准日趋严格的形势下，研究适应高氮原料油的催化裂化或催化转化技术日益受到重视。

美国专利US4090948公开了一种加工高氮原料的催化裂化方法，将高氮原料首先与从汽提段引出的待生催化剂接触，从而使原料油中的氮化物、金属等污染物沉积在待生催化剂表面，未完全反应的烃类和待生催化剂混合物再与从再生器来的再生催化剂接触进一步反应，采用这种方法可以减轻再生催化剂的失活。

美国专利US4436613公开了一种采用两级催化裂化工艺处理高氮原料的方法，在第一级催化裂化反应器将高氮原料与低活性催化剂(待生催化剂和再生催化剂的混合物)接触，从而移除催化剂的氮化合物、重金属等污染物；得到的反应油气冷却后进入分离罐，重质油经加热后用泵重新注入第二级反应器，与高活性催化剂(再生催化剂和新鲜催化剂的混合物)接触进行高苛刻度的裂化反应。

美国专利US5051163公开了一种耐高氮原料的催化裂化工艺，来自再生器的再生催化剂一部分进入预接触区，与高氮原料预接触反应，然后油气和待生催化剂一同进入反应区，与另一部分再生催化剂接触反应。反应油气与待生催化剂分离后，待生催化剂去再生器再生后循环使用，反应油气进入后续加工过程。该方法可以降低进入反应区的原料的氮含量，从而降低产物氮含量，但是牺牲了一部分再生催化剂的活性，使反应区的剂油比降低，不利于裂化反应。

美国专利US5660716公开了一种加工高碱性氮原料的催化裂化工艺和设备，该工艺采用下行式提升管技术，原料和来自反应器上部的再生催化剂接触，在重力作用下沿反应器向下流动并反应，在反应器底部油气分离，经汽提后的待生催化剂在提升气的作用下向上移动进入再生器再生后循环使用。应用该技术，在适宜的催化裂化操作条件下可以加工碱性氮含量在0.035％～0.13wt％之间的FCC原料。

美国专利US6149875公开了一种高氮原料的催化裂化工艺和设备，首先高氮原料与吸附剂接触反应，移除高氮原料中的含氮、硫等污染物，然后再与再生催化剂进行裂化反应，反应后的吸附剂和待生催化剂经汽提后一同送至分离器，在分离器利用吸附剂和催化剂的密度不同将两者分离后分别送至独立的再生器再生后循环使用。美国专利US7008595也公开了类似的催化裂化工艺和设备，其主要的差别在于待生催化剂和吸附剂的分离是在汽提器上完成的，在汽提器中分离待生催化剂和吸附剂后分别送至独立的再生器再生后循环使用。

美国专利US7744745B2公开了一种采用双提升管催化裂化高氮原料的工艺和设备，该工艺具有共用的催化剂汽提器和再生器的双提升管反应器系统，再生催化剂从再生器出来后分别进入两个提升管反应器，利用主反应器加工优质原料，用副反应器裂化高氮原料，两者氮含量差别至少大于0.02wt％。

中国专利CN1088246A公开了一种加工高氮原料的催化裂化方法，是将两种原料油不经混合分别注入同一个反应器的不同部位，将优质原料进入反应器底部和来自再生器的再生催化剂接触、反应、上行，高氮原料从反应器中间某一部位注入，与裂化优质原料后的带炭催化剂接触，从而减轻高氮原料中氮化物对催化剂的毒害。

中国专利CN103031147A申请公开了一种在变径提升管上加工高氮原料的催化转化方法，高氮原料首先与相对较低温度的再生催化剂在第一反应区接触、反应、上行，所形成的油剂混合物进入第二反应区(扩径)与从再生器来的较高温度的再生催化剂接触继续裂化反应，从第二反应区出来的油剂混合物经反应器出口后气固分离，分离出的带炭催化剂经汽提、烧焦再生后循环使用，分离出的反应油气送至后续产品分离系统。

实用新型内容

本实用新型的目的是提供一种催化转化反应器，该催化转化反应器能够提高催化转化的转化率。

为了实现上述目的，本实用新型提供一种催化转化反应器，该催化转化反应器包括中部设置有扩径段的提升管反应器，所述提升管反应器的下部设置有第一再生催化剂入口和第一原料油入口，所述提升管反应器的顶部设置有反应产物出口，所述扩径段的中下部设置有半待生催化剂出口，所述提升管反应器还设置有位于所述半待生催化剂出口上方所述反应产物出口下方的第二再生催化剂入口。

优选地，所述提升管反应器设置有位于所述扩径段上方的出口段、以及由上至下依次位于所述扩径段下方的第一反应段和预提升段，所述扩径段、出口段、第一反应段和预提升段同轴设置且流体连通，所述扩径段的内径大于所述第一反应段和出口段的内径；所述第一再生催化剂入口位于所述预提升段上，所述第一原料油入口位于所述第一反应段的下部，所述反应产物出口位于所述出口段的顶部。

优选地，所述扩径段设置为第一扩径段，所述提升管反应器还设置有位于所述第一扩径段上方所述出口段下方的第二反应段，所述第二反应段与所述第一扩径段以及所述出口段同轴且流体连通；所述半待生催化剂出口位于所述第一扩径段的中下部，所述第二再生催化剂入口位于所述第二反应段的中下部。

优选地，所述提升管反应器的高度为10-60米；所述预提升段的内径为0.2-5米，所述预提升段的高度占提升管反应器高度的5-10％；所述第一反应段与预提升段的内径之比为(0.5-1.5)：1，所述第一反应段的高度占提升管反应器高度的10-40％；所述第一扩径段与第一反应段的内径之比为(1.2-5.0)：1，所述第一扩径段的高度占提升管反应器高度的5-10％；所述第二反应段与第一反应段的内径之比为(1.2-5.0)：1，所述第二反应段的高度占提升管反应器高度的30-80％；所述出口段与第一反应段的内径之比为(0.8-1.5)：1，所述出口段的高度占提升管反应器高度的0-15％。

优选地，所述第二反应段的中下部设置有第二原料油入口。

优选地，所述扩径段设置为相邻的第一扩径段和第二扩径段，所述第一扩径段位于所述第二扩径段的下方，所述半待生催化剂出口位于所述第一扩径段的中下部，所述第二再生催化剂入口位于所述第二扩径段的中下部。

优选地，所述提升管反应器的高度为10-60米；所述预提升段的内径为0.2-5米，所述预提升段的高度占提升管反应器高度的5-10％；所述第一反应段与预提升段的内径之比为(0.5-1.5)：1，所述第一反应段的高度占提升管反应器高度的10-40％；所述第一扩径段与第一反应段的内径之比为(1.2-5.0)：1，所述第一扩径段的高度占提升管反应器高度的5-10％；所述第二扩径段与第一反应段的内径之比为(1.2-5.0)：1，所述第二扩径段的高度占提升管反应器高度的5-10％；所述出口段与第一反应段的内径之比为(0.8-1.5)：1，所述出口段的高度占提升管反应器高度的30-60％。

优选地，所述出口段的中下部设置有第二原料油入口。

优选地，所述催化转化反应器还包括上下同轴设置且流体连通的沉降段和汽提段，所述沉降段和汽提段套设在所述提升管反应器的中上部之外，所述提升管反应器的顶部设置的反应产物出口位于所述沉降段中。

本实用新型提供的催化转化反应器的有益效果是：

1、本实用新型的催化转化反应器可以从扩径段取出部分半待生催化剂，然后补充第二再生催化剂，提高了提升管反应器后半段的催化剂活性，提高了催化转化反应与热裂化反应的比例，同时又充分利用了催化剂的活性，可以提高原料油的转化率，降低焦炭和干气的产率。

2、可以控制取剂和补剂前后反应器反应条件，实现强化不同的反应类型，实现降低汽油烯烃含量以及提高汽油收率和辛烷值的目的。

3、可以使不同性质的原料油进行分段裂化，控制反应深度，实现目的产品的高产率和高质量。

4、本实用新型中的提升管反应器对常规的提升管反应器做部分改动就可以实现。

5、本实用新型在扩径段降低催化剂的线速，延长反应时间，同时方便催化剂取出。

本实用新型的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

附图是用来提供对本实用新型的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本实用新型，但并不构成对本实用新型的限制。在附图中：

图1是本实用新型的催化转化反应器一种具体实施方式的结构示意图。

图2是本实用新型的催化转化反应器另一种具体实施方式的结构示意图。

附图标记说明

1 管线 2 提升管反应器 3 管线

4 管线 5 管线 6 管线

7 出口段 8 沉降段 9 集气室

10 汽提段 11 管线 12 斜管

13 再生器 14 管线 15 管线

16 斜管 17 管线 18 管线

19 管线

I 第一反应段 II 第二反应段 III 第一扩径段

III' 第二扩径段

具体实施方式

以下结合附图对本实用新型的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本实用新型，并不用于限制本实用新型。

如图1-2所示，本实用新型提供一种催化转化反应器，该催化转化反应器包括中部设置有扩径段的提升管反应器2，所述提升管反应器2的下部设置有第一再生催化剂入口和第一原料油入口，所述提升管反应器2的顶部设置有反应产物出口，所述扩径段的中下部设置有半待生催化剂出口，所述提升管反应器2还设置有位于所述半待生催化剂出口上方所述反应产物出口下方的第二再生催化剂入口。

本实用新型通过在扩径段设置半待生催化剂出口，可以将活性降低的半待生催化剂从提升管反应器中取出，然后在半待生催化剂出口上方送入第二再生催化剂，从而提高提升管反应器中催化剂的活性，减少热裂化，增加目标产物的收率。

如图1-2所示，一种具体实施方式，所述提升管反应器2设置有位于所述扩径段上方的出口段7、以及由上至下依次位于所述扩径段下方的第一反应段I和预提升段，所述扩径段、出口段7、第一反应段I和预提升段同轴设置且流体连通，所述扩径段的内径大于所述第一反应段I和出口段7的内径；所述第一再生催化剂入口位于所述预提升段上，所述第一原料油入口位于所述第一反应段I的下部，所述反应产物出口位于所述出口段7的顶部。设置预提升段的目的是将从再生器送入提升管反应器2的第一再生催化剂向上提升进行反应，设置出口段7的目的是使提升管反应器2的反应产物和待生催化剂送出提升管反应器2，抑制过裂化反应和热裂化反应，提高流体流速，一般来说出口段的内径小于反应段的内径。另外，出口段7中也可以进行催化转化反应。

一种具体实施方式，如图1所示，所述扩径段设置为第一扩径段III，所述提升管反应器2还设置有位于所述第一扩径段III上方所述出口段7下方的第二反应段II，所述第二反应段II与所述第一扩径段III以及所述出口段7同轴且流体连通；所述半待生催化剂出口位于所述第一扩径段III的中下部，所述第二再生催化剂入口位于所述第二反应段II的中下部。

一种具体实施方式，如图1所示，所述提升管反应器2的高度为10-60米；所述预提升段的内径为0.2-5米，所述预提升段的高度占提升管反应器2高度的5-10％；所述第一反应段I与预提升段的内径之比为(0.5-1.5)：1，所述第一反应段I的高度占提升管反应器2高度的10-40％；所述第一扩径段III与第一反应段I的内径之比为(1.2-5.0)：1，所述第一扩径段III的高度占提升管反应器2高度的5-10％；所述第二反应段II与第一反应段I的内径之比为(1.2-5.0)：1，所述第二反应段II的高度占提升管反应器2高度的30-80％；所述出口段7与第一反应段I的内径之比为(0.8-1.5)：1，所述出口段7的高度占提升管反应器2高度的0-15％。所述第一反应段与第一扩径段可以由圆台形的连接段相连接，该连接段的纵剖面的底角可以为大于零度小于80度的锐角。所述第一扩径段与第二反应段也可以由圆台形的连接段相连接，该连接段的纵剖面的底角可以为45-80度的锐角。

本实用新型的催化转化反应器既可以适用于单独进料，也可以适用同种原料分段进料，还可以适用于不同原料在不同的进料部位进料，通过适当调整取剂和加剂的比例以及取剂和加剂前后的催化转化反应条件，强化不同的反应以获得所需的目的产品，具体实施方式可以由本领域技术人员依据具体情况确定。为了使不同性质的原料油进行分段裂化，控制反应深度，如图1所示，所述第二反应段II的中下部可以设置有第二原料油入口，所述第二原料油入口可以送入比较容易裂化的原料油，比如液化气、汽油、柴油等。

本实用新型的催化转化反应器预提升段底部的预提升介质入口位置、第一再生催化剂入口位置、第一原料油雾化方式、第一原料油与第一再生催化剂混合方法均可以与常规的等直径提升管反应器相同，该催化转化反应器的操作方式和操作条件也可以类似于常规的等直径提升管反应器。该催化转化反应器的材质要求与常规的等直径提升管反应器也可以相同。

一种具体实施方式，如图2所示，所述扩径段设置为相邻的第一扩径段III和第二扩径段III'，所述第一扩径段III位于所述第二扩径段III'的下方，所述半待生催化剂出口位于所述第一扩径段III的中下部，所述第二再生催化剂入口位于所述第二扩径段III'的中下部。相邻的第一扩径段III和第二扩径段III'之间可以设置有一段缩径段，该缩径段的作用是隔开第一扩径段III和第二扩径段III'，防止来自第二扩径段III'的第二再生催化剂从第一扩径段III离开提升管反应器，利于维持各段剂油比和催化剂活性，保证反应强度。该缩径段的内径与第一扩径段III的内径之比可以为1：(1.2-5.0)，该缩径段的长度可以为提升管反应器2高度的0-5％(0％指不设置缩径段，第一扩径段与第二扩径段可以通过圆台形的连接段直接相连)。

一种具体实施方式，如图2所示，所述提升管反应器2的高度为10-60米；所述预提升段的内径为0.2-5米，所述预提升段的高度占提升管反应器2高度的5-20％，优选占5-10％；所述第一反应段I与预提升段的内径之比为(0.5-1.5)：1，所述第一反应段I的高度占提升管反应器2高度的10-40％，优选占15-30％；所述第一扩径段III与第一反应段I的内径之比为(1.2-5.0)：1，优选为(1.1-1.5):1，所述第一扩径段III的高度占提升管反应器2高度的2-10％，优选占5-10％；所述第二扩径段III'与第一反应段I的内径之比为(1.2-5.0)：1，优选为(1.1-1.5):1，所述第二扩径段III'的高度占提升管反应器2高度的2-10％，优选占5-10％；所述出口段7与第一反应段I的内径之比为(0.8-1.5)：1，所述出口段7的高度占提升管反应器2高度的30-60％，优选占40-50％。

为了使同种原料油或不同性质的原料油进行分段裂化，控制反应深度，如图2所示，所述出口段7的中下部可以设置有第二原料油入口，所述第二原料油入口可以送入比较轻质的原料油，比如液化气、汽油、柴油等，也可以送入第一原料油入口相同的原料油。

如图1-2所示，本领域技术人员所熟知的是，为了使提升管反应器送出的待生催化剂和反应产物分离，所述催化转化反应器还可以包括上下同轴设置且流体连通的沉降段8和汽提段10，所述沉降段8和汽提段10套设在所述提升管反应器2的中上部之外，所述提升管反应器2的顶部设置的反应产物出口位于所述沉降段8中。

下面结合附图对本实用新型提供的催化转化反应器的使用方式进行说明，但是并不因此而限制本实用新型。

如图1所示，预提升介质经管线1由提升管反应器2底部进入，来自管线16的第一再生催化剂在预提升介质的提升作用下沿提升管反应器向上运动，第一原料油经管线3与来自管线4的雾化蒸汽一起注入提升管反应器2第一反应段I的下部，与提升管反应器已有的物流混合，第一原料油在热的第一再生催化剂上发生第一催化转化反应，并向上运动。

生成的第一反应产物和半待生催化剂上行进入第一扩径段III，部分半待生催化剂经管线18送入再生器13进行再生；第一反应产物和剩余半待生催化剂在第一扩径段III出口处第二反应段II的中下部与来自管线19的第二再生催化剂混合并上行。第二原料油经管线5与来自管线6的雾化蒸汽一起注入提升管反应器2第二反应段II的下部，与提升管反应器已有的物流混合，第二原料油和第一反应产物继续在积炭量较低的催化剂上发生催化转化反应，并向上运动，生成的第二反应产物和待生催化剂经出口段7进入沉降段8中的旋风分离器中，实现待生催化剂与第二反应产物的分离，第二反应产物进入集气室9，待生催化剂由料腿返回沉降段。沉降段中待生催化剂流向汽提段10，与来自管线11的蒸汽接触。从待生催化剂中汽提出的油气经旋风分离器后进入集气室9，集气室9中的油气经过大油气管线17，进入后续的产物分离系统。汽提后的待生催化剂经斜管12进入再生器13，主风经管线14进入再生器，烧去待生催化剂上的焦炭，使失活的待生催化剂再生，烟气经管线15进入烟机，再生剂经斜管16进入提升管反应器2。

如图2所示，预提升介质经管线1由提升管反应器2底部进入，来自斜管16的第一再生催化剂在预提升介质的提升作用下沿提升管反应器2向上加速运动，部分高氮原料(第一原料)经管线3与来自管线4的雾化蒸汽一起注入第一反应段I，与提升管反应器2已有的物流混合，高氮原料在第一再生催化剂上发生第一催化转化反应，并向上运动。生成的第一反应产物与半待生催化剂上行进入第一扩径段III，其中部分半待生催化剂经管线18离开提升管反应器2进入再生器13再生，第一反应产物与剩余半待生催化剂继续上行进入第二扩径段III'，与补充的第二再生催化剂(来自再生器13，通过管线19输送)混合。另一部分高氮原料(第二原料)经管线5与来自管线6的雾化蒸汽一起从第二扩径段III'上方出口段7下部的某一位置进入出口段7，与提升管反应器2已有的物流混合，高氮原料在较低的含炭催化剂上发生第二催化转化反应，生成的第二反应产物和失活的待生催化剂经出口段7进入沉降段8中的气固分离器，实现待生催化剂与第二反应产物的分离，第二反应产物进入集气室9，待生催化剂由料腿返回沉降段8。沉降段8中待生催化剂流向汽提段10，与来自管线11的蒸汽接触。从待生催化剂中汽提出的油气经气固分离器后进入集气室9。汽提后的待生催化剂经斜管12进入再生器13再生，烧去待生催化剂上的焦炭，使失活的待生催化剂再生，再生后的催化剂经斜管16进入提升管反应器2。

下面将通过实施例来进一步说明本实用新型，但是本实用新型并不因此而受到任何限制。

本实用新型实施例和对比例辛烷值采用RIPP 85-90方法测定，汽油PIONA组成采用汽油单体烃分析测定。

本实用新型实施例和对比例所得反应产物为干气、液化气、汽油、油浆、焦炭和柴油，反应产物分布加和为100％，转化率为干气、液化气、汽油和焦炭的产率之和。

本实用新型所述的RIPP标准方法具体可参见《石油化工分析方法》，杨翠定等编，1990年版。

本实用新型实施例1-2和对比例1-2中所用的原料为减压渣油A和减压渣油B，其性质如表1所示。

本实用新型实施例3和对比例3所用原料为焦化蜡油和减压蜡油，具体性质如表5所示。

实施例1-2中所用的催化转化催化剂GZ-1制备方法如下(性质列于表2)：

1)、将20gNH₄Cl溶于1000g水中，向得到溶液中加入100g(干基)晶化产品ZRP-1沸石(齐鲁石化公司催化剂厂生产，SiO₂/Al₂O₃＝30，稀土含量RE₂O₃＝2.0重％)，在90℃交换0.5h后，过滤得滤饼；加入4.0g H₃PO₄(浓度85％)与4.5g Fe(NO₃)₃溶于90g水中，与滤饼混合浸渍烘干；接着在550℃温度下焙烧处理2小时得到含磷和铁的MFI结构中孔沸石，其元素分析化学组成为0.1Na₂O·5.1Al₂O₃·2.4P₂O₅·1.5Fe₂O₃·3.8RE₂O₃·88.1SiO₂。

2)、用250千克脱阳离子水将75.4千克多水高岭土(苏州瓷土公司工业产品，固含量71.6重％)打浆，再加入54.8千克拟薄水铝石(山东铝厂工业产品，固含量63重％)，用盐酸将其pH调至2-4，搅拌均匀，在60-70℃下静置老化1小时，保持pH为2-4，将温度降至60℃以下，加入41.5千克铝溶胶(齐鲁石化公司催化剂厂产品，Al₂O₃含量为21.7重％)，搅拌40分钟，得到混合浆液。

3)、将步骤1)制备的含磷和铁的MFI结构中孔沸石(干基为2千克)以及DASY沸石(齐鲁石化公司催化剂厂工业产品，晶胞常数为2.445-2.448nm，干基为22.5千克)加入到步骤2)得到的混合浆液中，搅拌均匀，喷雾干燥成型，用磷酸二氢铵溶液(磷含量为1重％)洗涤，洗去游离Na⁺，干燥即得催化转化催化剂GZ-1，该催化剂的组成为2重％含磷和铁的MFI结构中孔沸石、18重％DASY沸石、32重％拟薄水铝石、7重％铝溶胶和余量高岭土。

本实用新型对比例1-2所用MLC-500催化剂由中国石油化工集团公司齐鲁催化剂厂生产，性质列于表2。

本实用新型实施例3和对比例3所用的催化剂为RHZ-200，具体性质列于表4。

实施例1

该实施例按照图1的流程进行试验，减压渣油A作为劣质原料油，在提升管反应器的中型装置(提升管反应器2的高度为30米，预提升段的内径为0.8米，预提升段的高度1.5米，第一反应段I内径为1米，第一反应段I的高度为6米，第一扩径段III的内径为3米，第一扩径段III的高度为1米，第二反应段II内径为1米，第二反应段II的高度为19米，出口段7的内径为0.8米，出口段7的高度为2.5米，下同)上进行试验，所用催化剂为催化剂GZ-1。减压渣油A进入第一反应段I下部，与来自预提升段的第一再生催化剂接触并发生第一催化转化反应。在第一反应段I，减压渣油A在反应温度550℃、反应时间0.4秒、剂油比6、水油比为0.10的条件下进行第一催化转化反应，所得第一反应产物和半待生催化剂进入第一扩径段III取出部分半待生催化剂，第一反应产物在第一扩径段III的停留时间0.1秒，其中占提升管反应器循环量8％的半待生催化剂送出第一扩径段III进入再生器再生，第一反应产物、剩余的半待生催化剂与高温的占提升管反应器循环量8％的第二再生催化剂混合进入第二反应段II，与外来汽油(外来汽油与减压渣油A的重量比为1：4)混合后，在反应温度500℃、反应时间5秒、水油比为0.05条件下进行第二催化转化反应，得到第二反应产物和待生催化剂在沉降段分离，第二反应产物送入分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气(包括丙烯、丙烷和C4烃，下同)、汽油、柴油和油浆。操作条件和产品分布列于表3。

从表3可以看出，汽油产率高达49.37重％，其中烯烃含量为23.26％，RON达到93.2，干气产率仅为2.26重％，焦炭产率为6.43重％，油浆产率大幅度下降。

对比例1

该对比例是以减压渣油原料A直接作为催化转化的原料，在中型提升管反应器装置(与实施例1相比不设置扩径段，不取剂和补剂)上进行试验，在反应温度500℃、反应时间为2.5秒、剂油比6、水油比为0.10条件下进行催化转化反应，反应产物和带炭的待生催化剂在沉降段分离，反应产物送入分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气、汽油、柴油、油浆。操作条件和产品分布列于表3。

从表3可以看出，汽油产率为41.40重％，其中烯烃含量为50.81％，RON为91.0，但MON仅为75.1，且干气产率高达4.46重％，油浆产率高达9.85重％，焦炭产率为9.27％。与实施例1相比，汽油产率较低，且烯烃含量过高，低价值的副产物产率较高，造成石油资源利用效率的降低。

实施例2

该实施例按照图1的流程进行试验，减压渣油B作为劣质原料油，在实施例1所用的提升管反应器的中型装置上进行试验，所用催化剂为催化剂GZ-1。减压渣油A进入第一反应段I下部，与来自预提升段的第一再生催化剂接触并发生第一催化转化反应。在第一反应段I，减压渣油A在反应温度560℃、反应时间0.4秒、剂油比7、水油比为0.12的条件下进行第一催化转化反应，所得第一反应产物和半待生催化剂进入第一扩径段III取出部分半待生催化剂，第一反应产物在第一扩径段III的停留时间0.15秒，其中占提升管反应器循环量12％的半待生催化剂送出第一扩径段III进入再生器再生，第一反应产物、剩余的半待生催化剂与高温的占提升管反应器循环量12％的第二再生催化剂混合进入第二反应段II，在反应温度510℃、反应时间5秒、水油比为0.12条件下进行第二催化转化反应，得到第二反应产物和待生催化剂在沉降段分离，第二反应产物送入分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气、汽油、柴油和油浆。操作条件和产品分布列于表3。

从表3可以看出，汽油产率高达48.68重％，其中烯烃含量为27.26％，RON达到92.0，干气产率仅为2.75重％，焦炭产率为6.83重％，油浆产率大幅度下降。

对比例2

该对比例是以减压渣油B直接作为催化转化的原料，在中型提升管反应器装置(与对比例1的装置相同)上进行试验，在反应温度510℃、反应时间为2.5秒、剂油比7、水油比为0.12条件下进行催化转化反应，反应产物和带炭的待生催化剂在沉降段分离，反应产物送入分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气、汽油、柴油、油浆。操作条件和产品分布列于表3。

从表3可以看出，汽油产率为38.20重％，其中烯烃含量为55.01％，RON为91，但MON仅为70.2，且干气产率高达5.54重％，油浆产率高达10.46重％，焦炭产率为10.97％。与实施例2相比，汽油产率较低，且烯烃含量过高，低价值的副产物产率较高，造成石油资源利用效率的降低。

实施例3

该实施例按照图2的流程进行试验，本实施例在提升管反应器的中型装置(提升管反应器2的高度为30米，预提升段的内径为0.8米，预提升段的高度1.5米，第一反应段I内径为1米，第一反应段I的高度为6米，第一扩径段III的内径为3米，第一扩径段III的高度为1.5米，缩径段的内径为1米，高度为1米，第二扩径段III'的内径为3米，第二扩径段III'的高度为1.5米，出口段7的内径为0.8米，出口段7的高度为17.5米)上进行试验，所用催化剂为催化剂RHZ-200。预热至350℃的焦化蜡油进入第一反应段I下部，与来自预提升段的第一再生催化剂接触并发生第一催化转化反应。在第一反应段I，焦化蜡油在反应温度520℃、反应时间2.0秒、剂油比8、水油比为0.13的条件下进行第一催化转化反应，所得第一反应产物和半待生催化剂进入第一扩径段III取出部分半待生催化剂，占提升管反应器循环量20％的半待生催化剂送出第一扩径段III进入再生器再生，第一反应产物、剩余的半待生催化剂与来自第二扩径段III'的占提升管反应器循环量25％的第二再生催化剂混合进入出口段7，在反应温度520℃、反应时间5秒、水油比为0.13条件下进行第二催化转化反应，得到第二反应产物和待生催化剂在沉降段分离，第二反应产物送入分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气、汽油、柴油和油浆。操作条件和产品分布列于表6。

对比例3

该对比例按照常规催化转化反应过程操作，采用与实施例3相近的常规提升管反应器，与实施例3的区别是不设有第一扩径段和第二扩径段，其加工的原料也用含氮量较低的减压蜡油代替焦化蜡油，操作条件和产品分布列于表6。

从表6可以看出，本实用新型提供的实施例3的原料性质明显要劣于对比例3的原料油，前者的原料总含氮量是后者的6倍多，然而转化率却提升了16.5％，液化气产率提升了1.8％，汽油产率提升了16.0％，未转化的重油产率降低了4.3％，焦炭产率减少1.0％，而干气产率降低了0.3％，柴油产率降低了12.2％。由表6可知，采用本实用新型提供的反应器的方法适合高氮原料油的催化转化，同时能显著提高液化气、汽油等目的产品的产率。

表1为本实用新型实施例1-2和对比例1-2中所用的原料

原料油名称	减压渣油	减压渣油
			原料油代号	A	B
密度(20℃),kg/m3	920.9	932.1
			运动粘度(100℃),mm2/s	114.4	116.3
残炭，重％	11.2	15.3
			凝点，℃	25	23
元素分析，重％	/
			N	0.33	0.45
S	0.21	0.20
			C	86.91	88.23
H	12.55	11.23
			金属含量，ppm
Ni	8.8	7.9
			V	0.1	0.1
Fe	1.8	1.9
			Cu	<0.1	<0.1
Na	3.0	41
			馏程，℃
初馏点	415	425
			10％	545	556

表2为本实用新型实施例1-2和对比例1-2中所用的催化剂

催化剂编号	MLC-500	GZ-1
			沸石类型	大孔沸石	中孔和大孔沸石
化学组成，重％
			氧化铝	50.2	40.0
氧化钠	0.321	0.29
			氧化铁	/	1.1
稀土	/	2.5
			表观密度，kg/m3	700	750
孔体积，mL/g	0.38	0.40
			比表面积，m2/g	229	196
磨损指数,重％	1.9	1.5
			筛分组成，重％
0～40微米	17.3	20.2
			40～80微米	49.3	50.1
>80微米	33.4	29.7

表3实施例1-2和对比例1-2的操作条件和产品分布

	实施例1	对比例1	实施例2	对比例2
					原料油编号	A	A	B	B
反应器	扩径提升管	提升管	扩径提升管	提升管
					催化转化单元
催化剂	GZ-1	MLC-500	GZ-1	MLC-500
					提升管出口温度，℃	500	500	510	510
反应段I/II温度，℃	550/500	/	560/510	/
					反应段I/II反应时间，秒	0.4/5	2.5秒	0.4/5	2.5秒
剂油比	6	6	7	7
					水油比	0.10	0.10	0.12	0.12
产品分布，重％
					干气	2.26	4.46	2.75	5.54
液化气	16.61	13.64	15.98	12.77
					汽油	49.37	41.40	48.68	38.20
柴油	19.46	21.38	18.76	22.38
					油浆	5.87	9.85	7.0	10.14
焦炭	6.43	9.27	6.83	10.97
					合计	100	100	100	100
转化率	74.67	68.77	74.24	67.48
					汽油族组成，重％
正构烷烃	4.39	8.38	6.32	10.41
					异构烷烃	35.73	18.23	33.23	12.20
烯烃	23.26	50.81	27.26	55.01
					环烷烃	10.38	11.32	11.38	12.12
芳烃	26.24	11.26	21.81	10.26
					汽油辛烷值
RON	93.2	91.0	92.0	91.2
					MON	81.7	75.1	80.5	72.2

表4本实用新型实施例3和对比例3所用的催化剂

催化剂	RHZ-200
		化学组成，wt％
氧化铝	45.1
		氧化钠	0.20
表观密度，kg/m3	861
		总孔体积，mL/g	0.20
比表面积，m2/g	117
		磨损指数，wt％h-1	1.6
筛分组成，wt％
		0-40μm	15.6
40-80μm	66.2
		>80μm	18.2

表5本实用新型实施例3和对比例3所用的原料油

原料油名称	焦化蜡油	减压蜡油
			密度,kg/m3(20℃)	913.1	887.9
粘度,mm2/s(100℃)	4.2	4.1
			残炭，wt％	0.26	0.01
凝点，℃	28.0	27.6
			总氮，wt％	0.68	0.11
碱氮，wt％	0.22	0.04
			硫，wt％	0.21	0.56
碳，wt％	86.91	85.69
			氢，wt％	12.55	13.21
馏程，℃
			10％	366	293
50％	403	346
			90％	465	425

表6实施例3和对比例3的操作条件和产品分布

项目	实施例3	对比例3
			原料油	焦化蜡油	减压蜡油
原料预热温度，℃	350	350
			提升管出口温度，℃	520	520
反应段I/II温度，℃	520/520	/
			水油比	0.13	0.13
剂油比	8.0(I)	8.0
			反应时间，s	2.0(I)/5.0(II)	2.0
反应压力，MPa	0.2	0.2
			产品分布，wt％
干气	1.6	1.9
			液化气	15.2	13.4
汽油	52.1	36.1
			柴油	20.4	32.6
重油	5.9	10.2
			焦炭	4.8	5.8
转化率，％	73.7	57.2

Claims (9)

1.一种催化转化反应器，其特征在于，该催化转化反应器包括中部设置有扩径段的提升管反应器(2)，所述提升管反应器(2)的下部设置有第一再生催化剂入口和第一原料油入口，所述提升管反应器(2)的顶部设置有反应产物出口，所述扩径段的中下部设置有半待生催化剂出口，所述提升管反应器(2)还设置有位于所述半待生催化剂出口上方所述反应产物出口下方的第二再生催化剂入口。

2.根据权利要求1所述的催化转化反应器，其特征在于，所述提升管反应器(2)设置有位于所述扩径段上方的出口段(7)、以及由上至下依次位于所述扩径段下方的第一反应段(I)和预提升段，所述扩径段、出口段(7)、第一反应段(I)和预提升段同轴设置且流体连通，所述扩径段的内径大于所述第一反应段(I)和出口段(7)的内径；

所述第一再生催化剂入口位于所述预提升段上，所述第一原料油入口位于所述第一反应段(I)的下部，所述反应产物出口位于所述出口段(7)的顶部。

3.根据权利要求2所述的催化转化反应器，其特征在于，所述扩径段设置为第一扩径段(III)，所述提升管反应器(2)还设置有位于所述第一扩径段(III)上方所述出口段(7)下方的第二反应段(II)，所述第二反应段(II)与所述第一扩径段(III)以及所述出口段(7)同轴且流体连通；所述半待生催化剂出口位于所述第一扩径段(III)的中下部，所述第二再生催化剂入口位于所述第二反应段(II)的中下部。

4.根据权利要求3所述的催化转化反应器，其特征在于，所述提升管反应器(2)的高度为10-60米；所述预提升段的内径为0.2-5米，所述预提升段的高度占提升管反应器(2)高度的5-10％；所述第一反应段(I)与预提升段的内径之比为(0.5-1.5)：1，所述第一反应段(I)的高度占提升管反应器(2)高度的10-40％；所述第一扩径段(III)与第一反应段(I)的内径之比为(1.2-5.0)：1，所述第一扩径段(III)的高度占提升管反应器(2)高度的5-10％；所述第二反应段(II)与第一反应段(I)的内径之比为(1.2-5.0)：1，所述第二反应段(II)的高度占提升管反应器(2)高度的30-80％；所述出口段(7)与第一反应段(I)的内径之比为(0.8-1.5)：1，所述出口段(7)的高度占提升管反应器(2)高度的0-15％。

5.根据权利要求3所述的催化转化反应器，其特征在于，所述第二反应段(II)的中下部设置有第二原料油入口。

6.根据权利要求2所述的催化转化反应器，其特征在于，所述扩径段设置为相邻的第一扩径段(III)和第二扩径段(III')，所述第一扩径段(III)位于所述第二扩径段(III')的下方，所述半待生催化剂出口位于所述第一扩径段(III)的中下部，所述第二再生催化剂入口位于所述第二扩径段(III')的中下部。

7.根据权利要求6所述的催化转化反应器，其特征在于，所述提升管反应器(2)的高度为10-60米；所述预提升段的内径为0.2-5米，所述预提升段的高度占提升管反应器(2)高度的5-10％；所述第一反应段(I)与预提升段的内径之比为(0.5-1.5)：1，所述第一反应段(I)的高度占提升管反应器(2)高度的10-40％；所述第一扩径段(III)与第一反应段(I)的内径之比为(1.2-5.0)：1，所述第一扩径段(III)的高度占提升管反应器(2)高度的5-10％；所述第二扩径段(III')与第一反应段(I)的内径之比为(1.2-5.0)：1，所述第二扩径段(III')的高度占提升管反应器(2)高度的5-10％；所述出口段(7)与第一反应段(I)的内径之比为(0.8-1.5)：1，所述出口段(7)的高度占提升管反应器(2)高度的30-60％。

8.根据权利要求6所述的催化转化反应器，其特征在于，所述出口段(7)的中下部设置有第二原料油入口。

9.根据权利要求1-8中任意一项所述的催化转化反应器，其特征在于，所述催化转化反应器还包括上下同轴设置且流体连通的沉降段(8)和汽提段(10)，所述沉降段(8)和汽提段(10)套设在所述提升管反应器(2)的中上部之外，所述提升管反应器(2)的顶部设置的反应产物出口位于所述沉降段(8)中。