专利名称：一种烃油催化转化反应器的制作方法
技术领域：
本发明属于在不存在氢的情况下烃油的催化转化设备，更具体的说，是一种烃油催化转化反应器。
背景技术：
早期的催化裂化工艺采用密相床反应器，随着高活性和高选择性沸石催化剂的应用，密相床反应器逐渐被提升管反应器所取代，以减少催化剂返混、提高目的产品收率和质量。
催化裂化的目的产品早期为高质量的汽油，随着环境保护的要求日益严格，要求催化裂化汽油进一步降低烯烃含量、硫含量。为此，开发了降低催化裂化烯烃含量的催化剂和助剂。同时，随着化工基础原料乙烯、丙烯需求增加，开发了以重质油为原料多产低碳烯烃的技术，如增产液化气的MGG、ARGG、DCC、CPP工艺，增产液化气和柴油的MGD工艺、增产丙烯的助剂等，以便通过重油催化裂化过程增产乙烯、丙烯等化工原料。
CN1078094C披露了一种用于流化催化转化的提升管反应器，该反应器的中部适当扩径，以增加二次反应时间，并且还可以用于两段进料。
CN2360148Y对催化裂化提升管反应器中的底部预提升区进行改进，使其成为扩大管，在扩大管内由于内输送管和提升气体管设置位置的不同以及扩大管与提升管连接形式的不同而获得的两种新型催化裂化提升管反应器均能达到改善催化剂和原料油的接触条件，提高目的产品的收率及质量，提高装置的操作弹性，并降低能耗之目的。
CN2214222Y介绍了一种新型的具有上下行反应管的两段催化裂化反应器，它是属于对现有催化裂化提升管反应器结构的改进。它是通过采用两段结构的催化裂化反应器来实现提高轻质油收率、减少气体和焦炭产率的目的。它主要是由两段的上下行反应管和气固分离器组成。它可在段间分离出已结焦的催化剂，同时向下一段通入新的再生催化剂，油气则连续流动，使得每段的油气都能接触选择性及活性较好的催化剂，又可控制每段的反应温度和剂油比，进行条件优化，从而达到改善产品分布、提高轻质油收的目的。
CN1091393C公开了一种催化裂化提升管反应器，其主反应段由第一反应段、第二反应段、反应控制段组成，第一反应段为锥形管，第二反应段为圆柱形管，其内设导流套管，反应控制段为等径管。该反应器可有效减少主反应段返混、提高气固接触效率。
CN1364854A公开了一种改进的催化裂化反应器。该反应器自下而上地由提升管、汽提器、第一流化床、第二流化床和沉降器构成。当采用内提升管时，提升管、汽提器、第一流化床、第二流化床和沉降器同轴，且它们的直径依次扩大；当采用外提升管时，汽提器、第一流化床、第二流化床和沉降器同轴，且它们的直径依次扩大。采用这种反应器可提高催化裂化装置的操作灵活性，并对改善产品分布、提高产品质量具有一定的作用。
CN1340594A公开了一种同时处理多种石油烃的催化裂化方法，是在提升管反应器内部设置油剂分布器，将提升管反应器的下部分隔为平行于轴向的2～4个反应区，并在各反应区设置相应的进料喷嘴；来自再生器的高温再生剂在各反应区内均匀分布；预改质原料注入其中部分反应区内、与高温再生剂接触并进行反应；反应物流以及其它反应区内未参与反应的催化剂在各自的反应区内沿提升管上行，并在主原料入口处与经蒸汽雾化后的主原料接触并发生反应。
CN1259559A公开了一种重渣油流化催化裂化方法，包括将重渣油进料在提升管底部先与吸附剂接触，以脱除重渣油中的残炭、重金属等杂质，然后再与催化剂接触，进行裂化反应；在汽提器中将催化剂和吸附剂与产物烃类分离，在分离器中分离待生催化剂和吸附剂，并将它们分别再生。
USP4579716公开了防过负荷的FCC反应器。该反应器由提升管、一级和二级旋分器和汽提器组成，它们被安排在一个反应器中。一级旋分器和提升管通过有滴流阀或其它方法连接，防止从提升管出来的烃类的热裂化。
发明内容
本发明的目的是在上述现有技术的基础上提供一种新型的烃油催化转化反应器。
本发明提供的烃油催化转化反应器主要包括以下部分第一反应区、直径扩大的第二反应区、第三反应区、直径扩大的第四反应区、出口区以及油剂分离区，其中，第一反应区至第四反应区沿垂直方向自下而上依次同轴设置，出口区的一端与第四反应区相连，而另一端与油剂分离区相连；或者不设置出口区，使油剂分离区直接与第四反应区相连。
与现有技术相比，本发明提供的烃油催化转化反应器具有以下特点1、本发明提供的烃油催化转化反应器是在较成熟的石油烃催化转化反应器的基础上改进而成的，它将石油烃催化转化反应过程划分为几个不同的反应区，并使不同性质的烃油原料注入不同的反应区，分别控制各反应区的反应深度，以获得高产率、高质量的目的产品。
2、采用本发明所提供的反应区可增加丙烯产率，改善汽油质量，降低汽油硫含量、烯烃含量，并降低干气产率。
3、本发明所提供的反应器易于实施。可以依照本发明对现有的催化裂化反应装置进行改造。新建装置亦可降低建设投资。
4、本发明所提供的反应器通过设置一系列相互密闭连接的反应出口区、油剂分离设施、集气室、油气管线等，从而取代了常规催化裂化装置所采用的反应器沉降器，使设备的建设投资大幅度降低。
5、本发明通过对反应器结构的精细设计，分别强化了轻质烃油馏分的裂化和重质烃油的裂化，增加重质油一次裂化产物的再裂化，从而增加液化气产率和丙烯产率。
图1是本发明所提供反应器的结构示意图。
具体实施例方式
如图1所示，本发明提供的烃油催化转化反应器主要包括以下部分第一反应区1、直径扩大的第二反应区2、第三反应区3、直径扩大的第四反应区4、出口区5以及油剂分离区6。第一反应区至第四反应区沿垂直方向自下而上依次同轴设置，上述各反应区之间固定且密闭连接。出口区5的一端与第四反应区相连，而另一端与油剂分离区6相连。
本发明所述第一反应区与常规FCC提升管反应器的底部反应段基本相同，该反应区不仅与再生催化剂管线13固定连接并相连通，而且还应设置石油烃进料喷嘴15、雾化蒸汽和预提升介质分布器等。所述第一反应区的高度占该反应器总高度的5-20％，优选8-15％。所述第一反应区的直径与常规FCC提升管反应器的预提升段基本相同，例如，其直径可为0.2-5米。
本发明所述第二反应区的直径与第一反应区的直径之比为1.2-8∶1，优选1.5-5∶1。第二反应区的高度占该反应器总高度的10-40％，优选20-35％。第一、二反应区结合部位为圆台形，其纵剖面等腰梯形的顶角α为30-80°。
本发明所述第三反应区的直径与第一反应区的直径之比为0.8-1.2∶1，优选0.9-1.1∶1。第三反应区的高度占该反应器总高度的5-20％，优选8-15％。第二、三反应区结合部位为圆台形，其纵剖面等腰梯形的底角β为30-80°。第三反应区设置石油烃进料喷嘴17和相应的雾化蒸汽注入设备。
本发明所述第四反应区的直径与第一反应区的直径之比为1.2-8∶1，优选1.5-5∶1。第四反应区的高度占该反应器总高度的10-40％，优选20-35％。第三、四反应区结合部位为圆台形，其纵剖面等腰梯形的顶角γ为30-80°。所述第四反应区通过催化剂输送管线10与催化剂汽提器9相连，使第四反应区内的催化剂可以经管线10输送至汽提器9中。此外，第四反应区通过管线8与汽提器9的顶部相连，使汽提介质及所汽提出来的反应油气可经管线8返回第四反应区的稀相段。
本发明所述出口区的直径与第一反应区的直径之比为0.8-1.2∶1，优选0.9-1.1∶1。出口区的高度占该反应器总高度的0-20％，优选5-15％。第四反应区与出口区的结合部位为圆台形，其纵剖面等腰梯形的底角δ为30-80°。出口区5的一端与第四反应区相连，而另一端与油剂分离区6相连。当该反应器不设置出口区时，即出口区的高度占该反应器总高度的比例为0时，使油剂分离区6的入口管线直接与第四反应区的出口相连即可。
本发明所述油剂分离区6采用本领域常用的能够使反应油气与催化剂相分离的设备即可，例如，旋风分离器等，且所述油剂分离设备可以采用一级，也可以采用多级。所述油剂分离设备所分离下来的催化剂颗粒通过管线19返回第四反应区中，所分离出来的反应油气送至集气室20汇集，然后经油气管线7送至后续分离系统进一步分离为各种产品。
本发明所述反应器的工作流程如下预热后或未经预热的汽油原料经管线14或15进入第一反应区1的底部，与来自再生斜管13的再生催化剂接触，并在第一反应区进行反应，所形成的反应物流上行、进入直径扩大了的第二反应区2中。在第二反应区中反应油气和催化剂继续接触、反应，进一步增加轻汽油的裂化，增加轻烯烃收率。流经第二反应区的反应物流继续向上流动，进入较第二反应区直径缩小了的第三反应区3。在第三反应区中，预热后的重质原料油经管线17注入，与该反应区内的反应物流接触、反应，所形成的反应物流继续向上流动，进入扩径的第四反应区4，使重质原料油所生成的中间产物进一步裂化。反应物流流经第四反应区后，进入出口区5，由于出口区较第四反应区有比较明显的缩径设计，使进入出口区的反应物流的流动速度得到提高，并经该出口区进入油剂分离区6。在油剂分离区中，借助于旋风分离器等分离设施使反应油气和催化剂相分离，分离出来的反应油气先送至集气室20汇集，然后通过油气管线7送入后续分离系统，进一步分离为各种产品。而经旋风分离器分离下来的催化剂通过管线19返回至第四反应区的催化剂床层中。通过催化剂管线10以及该管线上的滑阀18控制第四反应区内的催化剂料位高度，使第四反应区内的催化剂连续不断地经管线10输送至汽提器9中进行汽提。在汽提器中所汽提出来的反应油气通过管线8返回第四反应区的上部稀相段，汽提后的催化剂经待生管线11输送至再生器12烧焦再生，再生后的催化剂返回该反应器的第一反应区循环使用。
本发明所述反应器建议采用以下主要操作条件预热后的汽油原料进入第一反应区与催化剂接触，反应温度为200-700℃，最好为400-650℃；反应压力为130-450千帕，最好为250-400千帕；总重量空速为1-120小时-1，最好为2-100小时-1；催化剂与汽油原料的重量比为2-15∶1，最好为3-10∶1；水蒸汽与汽油原料的重量比为0-0.1∶1，最好为0.01-0.05∶1；第三反应区和第四反应区中重质烃油原料的反应条件为反应温度为200-650℃，最好为400-600℃；反应压力为130-450千帕，最好为250-400千帕；总重量空速为1-120小时-1，最好为2-100小时-1；催化剂与重质烃油原料的重量比为2-15∶1，最好为4-10∶1；水蒸汽与重质烃油原料的重量比为0-0.1∶1，最好为0.01-0.05∶1。
下面的实施例将对本发明予以进一步的说明，但本发明并不因此而受到任何限制。实施例所使用的催化剂和原料烃的性质分别列于表1和表2，表1中的催化剂由中国石化齐鲁催化剂厂工业生产。
实施例1本实施例说明采用本发明所述反应器进行催化转化试验，可使产品分布和产品质量得到改善。
以表2中的重质油和表3中的轻汽油馏分为原料，使用表1所列的催化剂，在采用本发明所述反应器的中型催化裂化装置上进行试验，反应器的结构如图1所示。其中，反应器的总高度为12米，第一反应区1.5米、第二反应区4米、第三反应区1.5米、第四反应区4米、出口区1米，且各反应区的直径之比依次为1∶2∶1∶2∶1。各反应区间的结合部位均为圆台形，其纵剖面等腰梯形的顶角或底角均为40°。
试验步骤简述如下轻汽油原料经管线14进入第一反应区1的底部，与再生催化剂接触、反应，所形成的反应物流上行、进入第二反应区继续反应。流经第二反应区的反应物流继续向上流动，进入第三反应区3。在第三反应区中，预热后的重质原料油经管线17注入，与该反应区内的反应物流接触、反应，所形成的反应物流继续向上流动，进入第四反应区4，使重质原料油所生成的中间产物进一步裂化。反应物流流经第四反应区后，进入出口区5，并经该出口区进入油剂分离区6。在油剂分离区使反应油气和催化剂相分离，分离出来的反应油气先送至集气室汇集，然后通过油气管线7送入后续分离系统。而经旋风分离器分离下来的催化剂通过管线19返回至第四反应区中。使第四反应区内的催化剂连续不断地经管线10输送至汽提器9中进行汽提。汽提后的催化剂经再生后返回第一反应区循环使用。主要操作条件、产品分布及主要产品性质见表5。
对比例1该对比里说明采用CN1078094C所述的反应器所得到的试验结果。
以表2中的重质油和表3中的轻汽油馏分为原料，使用表1所列的催化剂，在采用CN1078094C所述反应器的中型催化裂化装置上进行试验。其中，反应器的总高度为12米，预提升段2米、第一反应区2米、第二反应区6米、出口区2米，且各反应区的直径之比依次为1∶1∶2∶1。各反应区间的结合部位均为圆台形，其纵剖面等腰梯形的顶角或底角均为40°。试验步骤与实施例1基本相同，汽油原料和重油原料分别注入反应器，所得到的试验结果参见表5。
实施例2本实施例说明采用连续反应-再生操作的本发明所述反应器进行催化转化试验，可使产品分布和产品质量得到改善。
以表2中的重质油和表4中的C4馏分为原料，使用表1所列的催化剂，在采用本发明所述反应器的中型催化裂化装置上进行试验，反应器的结构如图1所示。其中，反应器的总高度为12米，第一反应区1.5米、第二反应区4米、第三反应区1.5米、第四反应区4米、出口区1米，且各反应区的直径之比依次为1∶2∶1∶2∶1。各反应区间的结合部位均为圆台形，其纵剖面等腰梯形的顶角或底角均为40°。
试验步骤简述如下C4馏分经管线14进入第一反应区1的底部，与再生催化剂接触、反应，所形成的反应物流上行、进入第二反应区继续反应。流经第二反应区的反应物流继续向上流动，进入第三反应区3。在第三反应区中，预热后的重质原料油经管线17注入，与该反应区内的反应物流接触、反应，所形成的反应物流继续向上流动，进入第四反应区4，使重质原料油所生成的中间产物进一步裂化。反应物流流经第四反应区后，进入出口区5，并经该出口区进入油剂分离区6。在油剂分离区使反应油气和催化剂相分离，分离出来的反应油气先送至集气室汇集，然后通过油气管线7送入后续分离系统。而经旋风分离器分离下来的催化剂通过管线19返回至第四反应区中。使第四反应区内的催化剂连续不断地经管线10输送至汽提器9中进行汽提。汽提后的催化剂经再生后返回第一反应区循环使用。主要操作条件、产品分布及主要产品性质见表5。
表1
表2
表3
表4
表5
权利要求
1.一种烃油催化转化反应器，其特征在于该反应器主要包括以下部分第一反应区、直径扩大的第二反应区、第三反应区、直径扩大的第四反应区、出口区以及油剂分离区，其中，第一反应区至第四反应区沿垂直方向自下而上依次同轴设置，出口区的一端与第四反应区相连，而另一端与油剂分离区相连；或者不设置出口区，使油剂分离区直接与第四反应区相连。
2.按照权利要求1的反应器，其特征在于所述第一反应区的高度占该反应器总高度的5-20％，第二反应区的高度占该反应器总高度的10-40％，第三反应区的高度占该反应器总高度的5-20％，第四反应区的高度占该反应器总高度的10-40％，出口区的高度占该反应器总高度的0-20％。
3.按照权利要求2的反应器，其特征在于所述第一反应区的高度占该反应器总高度的8-15％，第二反应区的高度占该反应器总高度的20-35％，第三反应区的高度占该反应器总高度的8-15％，第四反应区的高度占该反应器总高度的20-35％，出口区的高度占该反应器总高度的5-15％。
4.按照权利要求1的反应器，其特征在于所述第二反应区的直径与第一反应区的直径之比为1.2-8∶1，第三反应区的直径与第一反应区的直径之比为0.8-1.2∶1，第四反应区的直径与第一反应区的直径之比为1.2-8∶1，出口区的直径与第一反应区的直径之比为0.8-1.2∶1。
5.按照权利要求4的反应器，其特征在于所述第二反应区的直径与第一反应区的直径之比为1.5-5∶1，第三反应区的直径与第一反应区的直径之比为0.9-1.1∶1，第四反应区的直径与第一反应区的直径之比为1.5-5∶1，出口区的直径与第一反应区的直径之比为0.9-1.1∶1。
6.按照权利要求1的反应器，其特征在于所述第一、二反应区结合部位、第二、三反应区结合部位、第三、四反应区结合部位、第四反应区与出口区的结合部位均为圆台形，其纵剖面为等腰梯形，且等腰梯形的顶角或底角为30-80°。
7.按照权利要求1的反应器，其特征在于所述第四反应区通过催化剂输送管线(10)与催化剂汽提器(9)相连，使第四反应区内的催化剂经管线(10)输送至汽提器中；且第四反应区通过管线(8)与汽提器(9)的顶部相连，使汽提介质及所汽提出来的反应油气经管线(8)返回第四反应区的稀相段。
8.按照权利要求1的反应器，其特征在于所述油剂分离区采用一级或多级相互之间密闭连接的旋风分离器，且使旋风分离器分离下来的催化剂颗粒通过管线(19)返回第四反应区中，所分离出来的反应油气送至集气室(20)汇集，然后经油气管线(7)送出。
9.按照权利要求1的反应器，其特征在于该反应器不设置沉降器。
全文摘要
一种烃油催化转化反应器，主要包括以下部分第一反应区、直径扩大的第二反应区、第三反应区、直径扩大的第四反应区、出口区以及油剂分离区，其中，第一反应区至第四反应区沿垂直方向自下而上依次同轴设置，出口区的一端与第四反应区相连，而另一端与油剂分离区相连。该反应器使不同性质的烃油原料注入不同的反应区，并分别控制各反应区的反应深度，以获得高产率、高质量的目的产品。
文档编号C10G57/00GK1763154SQ200410083888
公开日2006年4月26日 申请日期2004年10月22日 优先权日2004年10月22日
发明者毛安国, 侯曲国, 张久顺, 谢朝钢, 许友好 申请人:中国石油化工股份有限公司