專利名稱：一種催化裂化方法及其裝置的制作方法
技術領域：
本發(fā)明涉及在不存在氫的情況下，烴油的催化裂化，特別一種催化裂化及其裝置。
背景技術：
催化裂化是石油重質餾分加工的重要二次加工工藝，在煉油工業(yè)中占有相當重要 的地位。催化裂化汽油是商品車用汽油的重要來源。在提升管催化裂化裝置中，石油重質 餾分(包括減壓蠟油、焦化蠟油、常壓渣油、減壓渣油、溶劑脫浙青油等)在催化裂化催化劑 的作用下發(fā)生高溫裂化和縮合反應，生成干氣、液化氣、汽油、柴油、重油(包括回煉油和油 漿)和焦炭。隨著經濟的快速發(fā)展，成品油消耗量日益增加，汽車尾氣排放所帶來的環(huán)境污染 問題也越來越受到世人的重視。提高成品油產品質量、減輕環(huán)境污染是當務之急。國家環(huán) 保總局頒布的《車用汽油有害物質控制標準》已于2003年4月1日起在全國范圍內實施，該 標準要求車用汽油硫含量低于0. 08重量％，烯烴含量不大于35體積％，芳烴和苯含量分別 低于40體積％和2. 5體積％。而且2009年12月31日后車用汽油將開始實施滿足排放標 準III的汽油新質量指標，滿足排放標準III的汽油新質量指標要求硫含量不大于150 μ g/ g，汽油烯烴的含量不大于30體積％，芳烴和苯含量分別不大于40體積％和1. 0體積％。催化裂化工藝是我國煉油企業(yè)最主要的重油加工手段，目前，我國催化裂化汽油 占成品汽油總量的75%以上。一般情況下催化裂化裝置若未采取降低汽油烯烴含量和硫含 量的措施，催化裂化汽油烯烴含量通常在40v 60v%之間，硫含量也相對較高。因此，要實 現(xiàn)成品汽油質量達標，解決好催化裂化汽油的質量問題尤為關鍵。另據(jù)國外文獻預測，今后全世界對丙烯的需求將以每年5%的速度遞增，而石油燃 料產品的平均增長速度只有1.9%左右。根據(jù)國家經濟貿易委員會預測，我國丙烯的當量需 求將分別以9. 6%的速度增長，預計到2010年，丙烯的當量需求將達到1448萬噸。以上數(shù) 據(jù)表明，目前及未來國內外市場對丙烯等化工原料的需求相當迫切。乙烯和丙烯都是重要的石油化工基礎原料，現(xiàn)有的生產工藝方法有輕烴管式爐 蒸汽裂解制乙烯和丙烯，其丙烯產率一般為乙烯的60%左右；通過催化裂化或催化裂解工 藝，可以得到一定量的丙烯和少量的乙烯。隨著丙烯應用領域的不斷開發(fā)，市場對丙烯的需 求量越來越大，出現(xiàn)了現(xiàn)有丙烯生產不能滿足市場要求的狀況。催化裂化或催化裂解工藝 是以生產丙烯為主兼產乙烯的工藝，更為可貴的是該工藝具有廣泛的原料適應性，具有靈 活的產品調變能力，因此備受關注，涌現(xiàn)了許多專利技術。為了滿足生產清潔汽油的需要，ZL02139064.9和ZL02139065. 7提出了利用雙提 升管催化裂化工藝(FDFCCIS)對劣質汽油改質并增產丙烯，該工藝在常規(guī)催化裂化裝置 上增設一根與重油提升管并聯(lián)的汽油提升管，但在實際工業(yè)實施過程中，雖然達到了汽油 改質和增產丙烯的目標，但該方法輕油反應器回煉量大，產生的低溫熱較多且難以利用，汽 油產品中苯含量較高，多產烯烴時，犧牲油品產量。王梅正；劉迎春“重油催化裂化裝置MIP-CGP技術改造”石化技術與應用，2007. 12，介紹了中國石化青島石油化工公司采用多產異構烷烴_清潔汽油增產丙烯工藝 (MIP-CGP)，對1. OMt/a重油催化裂化裝置進行技術改造。通過增加第二反應區(qū)，采用專用 CGP催化劑，控制裂化深度，實現(xiàn)降烯烴并兼顧增產液化氣和丙烯的效果。但MIP-CGP技術 由于是利用降低反應溫度增加停留時間的床層反應來降低烯烴，所以生焦率相對偏高，MIP 滑閥調節(jié)余地較?。徊裼唾|量差；柴汽比調節(jié)幅度小；劑油比不能靈活調節(jié)。汽油產品中苯 含量較高；多產烯烴時，犧牲油品產量。專利CN19122065提出了一種增產丙烯的催化轉化方法，該工藝采用雙提升管反 應一再生系統(tǒng)，一個提升管進重油；另一個提升管回煉重油提升管生成的C4液化氣，回煉 C4液化氣的提升管設兩個反應區(qū)，第一個反應區(qū)為液化氣疊合反應區(qū)，第二個反應區(qū)為液 化氣催化裂化及烷烴脫氫反應區(qū)。該工藝回煉C4液化氣的過程比較復雜，設液化氣疊合反 應區(qū)與提高丙烯產率二者無相關性。

發(fā)明內容
本發(fā)明的主要目的是提供一種催化裂化方法，用同一生產裝置既可以得到清潔燃 料又可以得到乙烯、丙烯等化工原料。本發(fā)明提供一種催化裂化方法，具體步驟為1)來自再生器的催化劑在混合段與重質原料油混合進入反應器I的提升管反應 器、等速床反應器和沉降器，反應后的油氣去分餾塔，催化劑進入再生器進行再生；2)來自再生器的催化劑與輕質原料油混合進入反應器II，反應油氣與催化劑混 合物進入沉降器，反應后的油氣進入分餾塔，催化劑進入再生器進行再生。本發(fā)明提供另一種流化催化裂化方法，具體步驟為1)來自再生器和來自2)的催化劑在混合段經取熱后與重質原料油混合后進入反 應器I的提升管反應器、等速床反應器和沉降器，反應后的油氣去分餾塔，催化劑進入再生 器進行再生；2)來自再生器的催化劑與輕質原料油混合進入反應器II，反應油氣與催化劑混 合物進入沉降器，油氣進入分餾，催化劑部分或者全部返回到再生器進行再生，部分或者全 部回到1)。所述是來自再生器的催化劑在混合段經取熱后與重質原料油混合進入反應器I 的提升管反應器、等速床反應器和沉降器所述提升管反應器反應條件為溫度為450 580°C，壓力為0. 03 0. 30MPa，水 蒸汽與原料油的重量比為0. 01 1. 00，最好為0. 05 0. 10，催化劑與原料油的重量比為 2 20，最好為6 15，反應時間為0. 1 2s，最好為0. 5 1. 5s ；所述等速床反應器，為倒置的錐臺，反應條件為；溫度為400 530°C，壓力為 0. 03 0. 30MPa，空速為 0. 1 31Γ1，最好為 0. 5 1. 51Γ1 ；所述反應器II的反應條件為溫度為530 730°C，壓力為0. 03 0. 20MPa，最好 為0. 03 0. IOMpa,水與輕質原料油比為0. 01 1. 00，最好為0. 02 0. 50 ；反應時間為 0. 5 10s，最好為1 5s ；催化劑與輕質原料油重量比為2 30，最好為4 25。所述的重質原料油為沸點大于350°C的烴類，如減壓蠟油、常壓渣油、減壓渣油、原 油中的一種或者其化合物及通過二次加工得到的重油餾分等的單組分或其混合物；
所述引入反應器II的輕質原料油餾程為C4 350°C餾分如C4烴、直餾石腦油餾 分、催化裂化石腦油餾分、延遲焦化石腦油餾分、管式爐蒸汽裂解石腦油餾分、熱裂化石腦 油餾分中的一種或者其化合物。通過本發(fā)明流化催化裂化方法，重質原料油經反應器I加工可以得到符合新標準 的清潔汽油，也就是汽油的烯烴小于30體積％、苯含量小于體積1%，并可以得到6% 10%的丙烯；經反應器II加工的原料可以最大量生產乙烯、丙烯，乙烯產率可以達到6 15%，丙烯產率以達到15 35%。本發(fā)明的突出優(yōu)點反應器I的提升管反應器的劑油比可以在較大范圍調節(jié)；反 應器I的等速床反應器的催化劑床層徑向分布均勻，改善了油氣接觸效果，提高了油氣轉 化率。汽油質量能夠符合新標準的清潔汽油標準，柴油質量與傳統(tǒng)催化裂化工藝柴油性質 基本一致；采用本發(fā)明另一優(yōu)點為可以得到最大量的汽油產率的同時，可以生產出更多的 乙烯、丙烯，乙烯產率可以達到6 15重量％，丙烯產率以達到8 35重量％，以原料計。本發(fā)明提供一種流化催化裂化裝置，由反應器I、反應器II、沉降器和再生器組 成，其特征在于反應器I由混合段、提升管反應器和等速床反應器組成，混合段出口與提 升管反應器入口相連、提升管反應器出口與等速床反應器入口相連、等速床反應器出口與 沉降器入口相連。反應器II為一個或多個獨立的反應器，反應器II為上行提升管式、下行管式反應 器、密相流化床反應器或者密相流化床反應器。在所述的反應器I的混合段和等速床反應器設置取熱器，所述的取熱器為內取熱 器或者外取熱器。本發(fā)明提供另一種流化催化裂化裝置由反應器I、反應器II、沉降器和再生器組 成，其特征在于反應器I、反應器II出口分別與不同沉降器相連，與反應器II出口相連的 沉降器底部分別與再生器和反應器I的混合段相連。所述的應器II下部設置有催化劑取熱段，取熱器為外取熱器或者內取熱器。利用 應器II下部設置有催化劑取熱段，調節(jié)反應器II內的劑油比，控制反應器II的反應溫度。 與現(xiàn)有技術相比本發(fā)明利用在混合段的取熱器使重質原料油與催化劑混合時，催化劑的 溫度相對較低，可以減少熱裂化反應，得到比較理想的產品分布和所需的汽柴油產品。由于催化劑的溫度相對較低，在原料與催化劑混合時，可以采取較大的劑油比，有 較多的催化劑活性中心提供給需要發(fā)生反應的原料，可以提高原料發(fā)生催化裂化反應效 率，可以降低非目標產物的產率，提高目標產物的產率，實現(xiàn)效益最大化。


圖1為本發(fā)明一種流化催化裂化裝置圖。圖2為本發(fā)明另一種流化催化裂化裝置圖。1、混合器，2、等速床反應器，3、提升管反應器，4第二提升管反應器，5、第一沉降 器，6-再生器，7-再生斜管，8-再生斜管，9-輕質原料油，10-重質原料油，11-第二沉降器， 12-待生管，13-催化劑管線，14，15-取熱器
具體實施例方式下面結合附圖進一步說明本發(fā)明，但并不限制本發(fā)明。如圖1所示本發(fā)明提供的反應器I與反應器II共用一個沉降器的方法流程示意圖。來自再生器6的高溫催化劑經催化劑再生斜管7進入到反應器I下部的催化劑混 合段1，高溫催化劑在此與設置在催化劑混合段1的取熱器15中的取熱介質進行熱交換調 節(jié)催化劑的降溫達到提升管反應器3所需反應溫度，與重質原料油10接觸進入提升管反應 器3并發(fā)生催化裂化反應，從提升管反應器3出來的混合物流進入到等速床反應器2，在此 與取熱器14中的取熱介質進行熱交換，通過控制取熱量控制混合物流溫度達到等速床反 應器2需求的溫度，混合物流進一步發(fā)生催化裂化、氫轉移等反應、異構化等反應，從等速 床反應器2出來的混合物流通過導管4進入沉降器5，在沉降器5內反應產物與積炭的催化 劑進行分離，積炭催化劑經汽提后進入再生器6進行燒焦再生并循環(huán)使用，反應產物去分 離系統(tǒng)進行分離；來自再生器6的高溫催化劑經催化劑再生斜管8進入到反應器II的下部與輕質 原料油9混合近入反應器II進行發(fā)生催化裂化反應，從反應器II出來的反應油氣與催化 劑進入沉降器5，在沉降器5內反應產物與積炭的催化劑進行分離，積炭催化劑經汽提后進 入再生器6進行燒焦再生并循環(huán)使用，反應產物去分離系統(tǒng)進行分離。如圖2所示，本發(fā)明提供的反應器I與反應器II分別用各自的沉降器的方法流程 示意圖。來自再生器6的高溫催化劑經催化劑再生斜管7進入到反應器I下部的催化劑混 合段1，高溫催化劑在此與設置在催化劑混合段1的取熱器15中的取熱介質進行熱交換調 節(jié)催化劑的降溫達到提升管反應器3所需反應溫度，與重質原料油接觸進入提升管反應器 3并發(fā)生催化裂化反應，從提升管反應器3出來的混合物流進入到等速床反應器2，在此與 取熱器14中的取熱介質進行熱交換，通過控制取熱量控制混合物流溫度達到等速床反應 器2需求的溫度，混合物流進一步發(fā)生氫轉移反應、異構化等反應，從等速床反應器2出料 的混合物流通過管線4進入沉降器5，在沉降器5內反應產物與積炭的催化劑進行分離，積炭 催化劑經汽提后進入再生器6進行燒焦再生并循環(huán)使用，反應產物去分離系統(tǒng)進行分離；來自再生器6的高溫催化劑經催化劑再生斜管8進入到反應器II的下部與輕質 原料油9混合近入反應器II進行發(fā)生催化裂化反應，從反應器II出來的反應油氣與催化 劑進入沉降器11，在沉降器11內反應產物與積炭的催化劑進行分離，沉積炭催化劑經汽提 后部分或者全部經催化劑管線13進入到反應器I的催化劑混合段1，部分經待生管12進入 再生器6進行燒焦再生并循環(huán)使用，反應產物去分離系統(tǒng)進行分離。下面通過實施例進一步說明本發(fā)明，并不限制本發(fā)明。實施例1所用重質原料油A的主要性質列于表1，輕質原料為重質原料油A裂化生成的液 化氣。實驗采用單程通過的操作方式，實驗在圖1的裝置進行，催化劑為RSC-2006。重質 原料油A在反應器I中進行，反應器I中的提升管反應器的反應溫度為515°C，反應壓力為 0. IlMpa(表壓)，水油比為0. 05，反應時間為1. Is,劑油比為9. 5 ；等速床反應段的反應溫 度為500°C，反應壓力為0. IlMPa (表壓)，反應空速為1. 51Γ1 ；輕質原料碳四液化氣在輕質原料反應器II進行反應，反應器II的反應溫度為610°C，反應壓力為0. IlMpa(表壓)，水 油比為0. 02，反應時間為3. 2s，劑油比為20。實驗結果列于表2，汽油主要性質列于表3。 由表2、表3可以看出，丙烯及汽油產率分別比對比例高3. 2%、3. 55%，且汽油的質量達到 清潔汽油的質量標準。對比例1對比例與實施例1的主要差別在于，重質原料反應器為一不帶任何附加結構的提 升管反應器。催化劑為RSC-2006，重質原料反應器的反應溫度為500°C，輕質原料反應器的 反應溫度為610°C。實驗結果列于表2，汽油主要性質列于表3。實施例2實驗所用重質原料A，輕質原料為直餾汽油的主要性質列于表1，。實驗采用單程 通過的操作方式，實驗在類似圖2的實驗裝置進行，催化劑為恩格哈特公司的多產烯烴催 化劑。重質原料油A在重質原料油反應器中進行，重質原料油反應器中的提升管反應段的 反應溫度為520°C，等速床反應段的反應溫度為505°C，直餾汽油在輕質原料反應器進行， 輕質原料反應器的反應溫度為620°C。實驗結果列于表3，汽油主要性質列于表4。由表3、 表4可以看出，丙烯及汽油產率分別比對比例高4. 0%、1.5%，且汽油的質量達到清潔汽油 的質量標準。對比例2對比例與實施例2的主要差別在于，重質原料油反應器為一不帶任何附加結構的 提升管反應器。催化劑與實施例2相同，重質原料油反應器的反應溫度為505°C，輕質原料 反應器的反應溫度為620°C。實驗結果列于表3，汽油主要性質列于表4。表1原料性質
權利要求
一種催化裂化方法，其特征在于1)來自再生器的催化劑在混合段與重質原料油混合進入反應器I的提升管反應器、等速床反應器和沉降器，油氣去分餾塔，催化劑進入再生器進行再生；2)來自再生器的催化劑與輕質原料油混合進入反應器II，反應油氣與催化劑化合物進入沉降器，油氣進入分餾塔，催化劑進入再生器進行再生。
2.依照權利要求1所示的一種催化裂化方法，其特征在于提升管反應器反應條件為 溫度為450 580°C，壓力為0. 03 0. 30MPa，水蒸汽與原料油的重量比為0. 01 1. 00，催 化劑與原料油的重量比為2 20，反應時間為0. 1 2s。
3.依照權利要求1或者2所示的一種催化裂化方法，其特征在于提升管反應器反應 條件為水蒸汽與原料油的重量比為0. 05 0. 10，催化劑與重質原料油的重量比為6 15，反應時間為0. 5 1. 5s。
4.依照權利要求1所示的一種催化裂化方法，其特征在于來自再生器的催化劑在混 合段經取熱來自再生器的催化劑在混合段與重質原料油混合進入反應器I的提升管反應 器、等速床反應器和沉降器
5.依照權利要求1所示的一種催化裂化方法，其特征在于等速床反應器反應條件為； 溫度為400 530°C，壓力為0. 03 0. 30MPa，空速為0. 1 31Γ1。
6.依照權利要求1或者4所示的一種催化裂化方法，其特征在于等速床反應器反應 條件空速為0. 5 1. 51Γ1
7.依照權利要求1所示的一種催化裂化方法，其特征在于反應器II的反應條件為 溫度為530 730°C，壓力為0. 03 0. 20MPa,水與輕質原料油重量比為0. 01 1. 00，反應 時間為0. 5 10s，催化劑與輕質原料油重量比為2 30。
8.依照權利要求1或者6所示的一種催化裂化方法，其特征在于反應器II的壓力為 0. 03 0. lOMpa，水與輕質原料油重量比為0. 02 0. 50 ；反應時間為1 5s，催化劑與輕 質原料油重量為4 25。
9.依照權利要求1所示的一種催化裂化方法，其特征在于重質原料油為沸點大于 350°C的烴類。
10.依照權利要求1所示的一種催化裂化方法，其特征在于重質原料油為減壓蠟油、 常壓渣油、減壓渣油、原油及二次加工得到的重油餾分中的至少一種。
11.依照權利要求1所示的一種催化裂化方法，其特征在于輕質原料油是餾程為c4 350°C餾分。
12.依照權利要求1所示的一種催化裂化方法，其特征在于輕質原料油為(；烴、直餾 石腦油餾分、催化裂化石腦油餾分、延遲焦化石腦油餾分、管式爐蒸汽裂解石腦油餾分、熱 裂化石腦油餾分中的至少一種。
13. 一種催化裂化裝置，其特征在于裝置由反應器I、反應器II、沉降器和再生器組 成，其特征在于反應器I由混合段、提升管反應器、等速床反應器組成，混合段出口與提升 管反應器入口相連、提升管反應器出口與等速床反應器入口相連、等速床反應器出口與沉 降器入口相連。
14.依照權利要求13所示的一種催化裂化裝置，其特征在于混合段和等速床反應器 設置內取熱器。
15.依照權利要求13所示的一種催化裂化裝置，其特征在于混合段和等速床反應器 設置外取熱器。
16.依照權利要求13所示的一種催化裂化裝置，其特征在于反應器II底部設置外取 熱器。
17.依照權利要求13所示的一種催化裂化裝置，其特征在于反應器II底部設置內取 熱器。
18.依照權利要求13所示的一種催化裂化裝置，其特征在于反應器II為一個或多個 獨立的反應器。
19.依照權利要求13所示的一種催化裂化裝置，其特征在于反應器II上行提升管式 反應器或者下行管式反應器或者密相流化床反應器或者密相流化床反應器。
全文摘要
本發(fā)明公開了一種催化裂化方法和裝置，來自再生器的催化劑在混合段經取熱與重質原料油混合進入反應器I的提升管反應器、等速床反應器和沉降器，油氣去分餾塔，催化劑進入再生器進行再生；來自再生器的另一部分催化劑與輕質原料油混合進入反應器II，反應油氣與催化劑化合物進入沉降器，油氣進入分餾塔，催化劑進入再生器進行再生，反應器I生產合格的汽油，反應器II生產烯烴，利用一套裝置滿足生產汽油和化工原料的需要。
文檔編號C10G11/00GK101993709SQ200910065720
公開日2011年3月30日 申請日期2009年8月11日 優(yōu)先權日2009年8月11日
發(fā)明者張聚越, 李占寶, 王明黨 申請人:中國石化集團洛陽石油化工工程公司