专利名称：一种催化裂化方法及装置的制作方法
技术领域：
本发明属于在不存在氢的情况下，烃油的催化裂化领域，特别涉及一种催化剂多段进入提升管反应器的催化裂化方法及装置。
背景技术：
在注重环境保护的同时，经济效益的最大化永远是企业追求的目标。而较低的干气、焦炭产率和高液收，则一直是催化裂化技术提高经济效益的根本手段。近年来，国内各研究机构在致力于优化催化裂化装置反再系统、改善催化裂化产品分布方面进行了卓有成效的研究，
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、汽油产率增力口。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。US 6059958是Petrobras公司的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。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。但该工艺实现起来较为复杂，而且混合催化剂温度难以控制。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。《炼油技术与工程》2008年第12期公开了中国石油大学提出的新型多区协控重油MZCC催化裂化技术，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，需增设设备较多。
发明内容
本发明是为了优化催化裂化装置反再系统、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SOx排放而提供的一种新的催化裂化方法。本发明的一种催化裂化方法，其特征在于包括下述步骤I)原料油进入提升管反应器底部，与来自催化剂换热器的催化剂接触，进行反 应；2)反应后的油气与待生催化剂进行分离，分离出的反应油气进入分馏塔，分离出的待生催化剂经汽提后进入再生器再生，再生剂一部分从提升管不同高度位置进入提升管反应器，另一部分经催化剂换热器后返回步骤I)。所述的一种催化裂化方法，从提升管不同高度进入提升管反应器的高温再生剂是通过催化剂输送支管进入提升管反应器不同高度位置，由催化剂输送支管输送至提升管反应器的催化剂量为提升管反应器总循环量的5 30重量经催化剂换热器换热后的再生催化剂通过再生斜管进入提升管反应器底部。所述的一种催化裂化方法，待生催化剂与部分系统主风和自催化剂换热器的主风接触进行烧焦再生。所述一种催化裂化方法，再生后进入催化剂换热器的高温再生剂与FCC系统主风逆流接触换热，换热后的主风进入再生器进行烧焦，换热后的催化剂进入提升管反应器。。进入催化剂换热器的主风量一般占FCC全部主风量的20 % 100 %，较好为30 % 90 %，最好为40% 85%;经催化剂换热器换热后再生剂温度一般为580 670°C，较好为600 660 °C，最好为 610 660 0C o所述提升管反应器出口温度为450 560°C，较好为460 540°C，最好为470 5300C ;反应时间一般为0. 5 5秒，较好为I. 0 4. 5秒，最好I. 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)为3 20，较好为5 18，最好8 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 ;再生器的再生温度为650 750°C，再生催化剂的含碳量为0. 02 0. 2重量％，再生催化剂微反活性一般为55 70。所述的提升管反应器进料至少含有常压渣油、减压渣油、直馏蜡油、焦化蜡油、脱浙青油、加氢尾油、回炼油、油浆、原油、页岩油、合成油、煤焦油中的一种。本发明的一种催化裂化装置，含有提升管反应器、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、再生斜管、催化剂输送主管、催化剂输送支管，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，沉降器与再生器相连通，再生器与外取热器相连通，再生器与催化剂换热器顶部相连通，催化剂换热器与提升管反应器相连通。
所述的一种催化裂化装置，再生器通过催化剂输送主管和催化剂输送支管与提升管反应器相连通，催化剂输送主管通过催化剂输送支管与提升管反应器相连通，催化剂输送支管为I 5根，其中最下方催化剂输送支管与提升管反应器相连位置在原料油进料位置上方0. 5 10米处，其它催化剂输送支管与提升管反应器相连位置距下方输送支管位置4 10米。所述的一种催化裂化装置，提升管反应器底部通过再生斜管与催化剂换热器相连，沉降器汽提段通过待生立管与再生器相连，再生器通过再生立管、主风出口管与催化剂换热器顶部相连。本发明对现有的提升管催化裂化装置反再系统进行了优化改进，首先通过设置催化剂换热器，使部分或全部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，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，原料油热裂化反应程度减弱，干气和焦炭产率大幅下降，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。其次，本发明提出等温提升管概念，通过将少量高温再生剂经催化剂输送主管、支管分段注入提升管不同高度区域，为反应补充热量，使提升管轴向接近等温分布。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，油雾射流相与催化剂颗粒相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。而本发明可较好地解决进料混合段油剂两相不能良好均匀接触的问题。本发明将少量高温再生剂分段注入提升管不同高度区域，使提升管轴向接近等温分布。在原料油进料位置上方的进料混合段，补入的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；在提升管其它区域补入的再生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。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，本发明的有益效果在于(I)反再系统得以优化，提升管反应器剂油比可提高至10以上；(2)干气和焦炭总产率下降0. 5 I. 5个百分点，液化气、汽油和柴油总液收提高1.0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
对本发明进行进一步的说明，但并不限制本发明的范围。
图I是本发明装置的示意图。其中1.反应油气；2.沉降器；3.提升管反应器；4.再生器；5.催化剂输送支管；6.催化剂输送主管；7.原料油；8.再生斜管；9.主风A ;10.催化剂换热器；11.再生立管；12.主风B;13.主风出口管；14.外取热器；15.待生立管
具体实施例方式本发明催化裂化装置包括提升管反应器3、沉降器2、再生器4、外取热器14、催化剂换热器10、待生立管15、主风出口管13、再生立管11、再生斜管8、催化剂输送主管6、3根催化剂输送支管5，提升管反应器3的顶部出口与沉降器2相连通，底部通过再生斜管8与催化剂换热器10相连通，沉降 器2汽提段通过待生立管15与再生器4相连通，再生器4内部通过再生立管11、主风出口管13与催化剂换热器10内部相连通，再生器4通过斜管与外取热器14相连通，催化剂换热器10底部通过再生斜管8与提升管反应器3底部相连通，再生器4通过催化剂输送主管6与若干催化剂输送支管5相连通，催化剂输送主管6通过3根催化剂输送支管5与提升管反应器3相连通。本发明催化剂输送支管5可设置I 5根，其中最下方催化剂输送支管5与提升管反应器3相连位置在原料油7进料位置上方0. 5 10米处，其它催化剂输送支管5与提升管反应器3相连位置距下方输送支管5位置4 10米。原料油7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。汽提后的催化剂经待生立管15进入再生器4与全部或部分系统主风B 12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。再生后少量高温再生剂通过催化剂输送主管6、若干催化剂输送支管5补入提升管不同高度区域，实现提升管反应器3近似等温反应；其它高温再生剂经再生立管11进入催化剂换热器10，与部分系统主风A 9接触换热，经充分换热后，换热后的主风通过主风出口管13进入再生器4进行烧焦，降温后的再生剂进入提升管反应器3下部与原料油7接触反应，实现反应-再生循环。本发明所述提升管反应器的轴向温度是近似相等的，一般为450 560°C，较好为460 550°C，最好为470 540°C ;反应时间一般为0. 5 5秒，较好为I. 0 4. 5秒，最好I. 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. 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°C，较好为600 660°C，最好为610 6600C。由催化剂输送主管、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%;再生器的再生温度为650 750°C，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。提升管反应器进料包括常压渣油、减压渣油、直馏蜡油、焦化蜡油、脱浙青油、加氢尾油、回炼油、油浆、原油、页岩油、合成油、煤焦油。实施例
实施例I对比例在普通的提升管催化裂化试验装置上进行试验，原料油为管输混合重油，主要性质列于表I，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，所不同的是原料油为加氢蜡油，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I，所不同的是原料油为加氢重油，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I所示的催化裂化试验装置上进行试验，处理量为30千克/天，原料油、催化剂与实施例I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I所示的催化裂化试验装置上进行试验，处理量为30千克/天，原料油、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I所示的催化裂化试验装置上进行试验，处理量为30千克/天，原料油、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I原料油主要性质
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°C )/kg.nf3923.6896.8918.2
残炭/%^500 46^92
分子量450451500
馏程/°C
~IBP32036916权利要求
1.一种催化裂化方法，其特征在于，包括下述步骤 1)原料油进入提升管反应器底部，与来自催化剂换热器的催化剂接触，进行反应； 2)反应后的油气与待生催化剂进行分离，分离出的反应油气进入分馏塔，分离出的待生催化剂经汽提后进入再生器再生，再生催化剂一部分从提升管不同高度位置进入提升管反应器，另一部分经催化剂换热器后返回步骤I)。
2.依照权利要求I所述的一种催化裂化方法，其特征在于从提升管不同高度进入提升管反应器的高温再生剂通过催化剂输送支管进入提升管反应器不同高度位置；经催化剂换热器换热后的再生催化剂通过再生斜管进入提升管反应器底部。
3.依照权利要求I所述的一种催化裂化方法，其特征在于所述通过催化剂输送支管输送进入提升管反应器的催化剂量占提升管反应器催化剂总循环量的5 30重量％。
4.依照权利要求I所述的一种催化裂化方法，其特征在于所述的待生催化剂与部分系统主风和来自催化剂换热器的主风接触进行烧焦再生。
5.依照权利要求I所述的一种催化裂化方法，其特征在于所述提升管反应器出口温度为450 560°C，较好为460 540°C，最好为470 530°C ;反应时间一般为0. 5 5秒，较好为I. 0 4. 5秒，最好I. 5 4. 0秒；剂油重量比为3 20，反应绝对压力一般为0. 15 0. 40MPa,再生器的再生温度为650 750°C。
6.依照权利要求I所述的一种催化裂化方法，其特征在于所述进入催化剂换热器的再生催化剂与系统主风逆流接触换热，进入催化剂换热器的主风量一般占FCC全部主风量的20% 100体积％。
7.依照权利要求5所述的一种催化裂化方法，其特征在于所述进入催化剂换热器的主风量一般占FCC全部主风量的30% 90体积％。
8.依照权利要求I所述的一种催化裂化方法，其特征在于所述进入催化剂换热器的主风量一般占FCC全部主风量的40% 85体积％。
9.依照权利要求I所述的一种催化裂化方法，其特征在于所述提升管反应器出口温度为460 540°C，反应时间一般为为I. 0 4. 5秒，剂油重量比为5 18，反应绝对压力一般为0. 20 0. 36MPa，再生器的再生温度为650 750°C。
10.依照权利要求I所述的一种催化裂化方法，其特征在于所述的原料油至少含有常压渣油、减压渣油、直馏蜡油、焦化蜡油、脱浙青油、加氢尾油、回炼油、油浆、原油、页岩油、合成油、煤焦油中的一种。
11.一种催化裂化装置，含有提升管反应器、沉降器、待生立管、再生器、外取热器、再生立管、主风出口管、再生斜管、催化剂输送主管、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，沉降器与再生器相连通，再生器与外取热器相连通，再生器与催化剂换热器顶部相连通，其特征在于还含有催化剂换热器和催化剂输送支管，催化剂换热器一端与提升管反应器相连通，另一端与再生器相连通。催化剂输送支管一端通过催化剂输送主管与再生器相连通，另一端连在提升管反应器不同高度位置。
12.依照权利要求11所述的一种催化裂化装置，催化剂输送支管为I 5根，最下方催化剂输送支管与提升管反应器相连位置在原料油进料位置上方0. 5 10米处，其它催化剂输送支管与提升管反应器相连位置距下方输送支管位置4 10米。
全文摘要
本发明公开了一种催化裂化方法及装置，其特征在于，包括下述步骤原料油进入提升管反应器底部，与来自催化剂换热器的催化剂接触，进行反应；反应后的油气与待生催化剂进行分离，分离出的反应油气进入分馏塔，分离出的待生催化剂经汽提后进入再生器再生，再生催化剂一部分从提升管不同高度位置进入提升管反应器，另一部分经催化剂换热器换热后进入提升管反应器底部。本发明方法可降低干气和焦炭总产率0.5～1.5个百分点，液化气、汽油和柴油总液收提高1.0个百分点以上，汽油烯烃体积含量可降低5～15个百分点。
文档编号C10G11/00GK102746893SQ20111009683
公开日2012年10月24日 申请日期2011年4月19日 优先权日2011年4月19日
发明者乔立功, 刘昱, 吴辰捷, 孟凡东, 李秋芝, 樊麦跃, 汤海涛, 王龙延, 闫鸿飞, 陈曼桥 申请人:中国石油化工股份有限公司, 中石化洛阳工程有限公司