專利名稱：一種重油分級分區(qū)催化裂化的方法和裝置的制作方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明是關(guān)于一種重油催化轉(zhuǎn)化的方法以及用于實施該方法的裝置，具體地說， 是關(guān)于一種對重油進行分級分區(qū)催化裂化以提高其反應效率的方法和裝置，屬于石油加工 技術(shù)領(lǐng)域。
背景技術(shù)：
催化裂化工藝是重質(zhì)油輕質(zhì)化的主要手段，是液化石油氣、汽油、柴油等輕質(zhì)油品 的重要生產(chǎn)過程。傳統(tǒng)的催化裂化原料主要是減壓餾分油，由于對輕質(zhì)油需求的不斷增長 以及原油價格的提高，利用催化裂化技術(shù)加工重質(zhì)原料油如常壓重油、減壓渣油及脫浙青 殘渣油以提高經(jīng)濟效益已經(jīng)成為煉油企業(yè)的重要選擇。目前，對于重質(zhì)原料油的加工，除了殘?zhí)恐岛椭亟饘俸?尤其是釩含量)特別低 的石蠟基減壓(例如大慶減壓渣油)可以直接進入催化裂化裝置加工以外(大慶減壓渣 油催化裂化技術(shù)，吳秀章，楊寶康，石油煉制與化工，2001，32 (8) 6 10 ；燕化減壓渣油催 化裂化裝置再生系統(tǒng)改造的幾項關(guān)鍵技術(shù)措施，宋以常，凌逸群，梁鳳印，石油煉制與化工， 2002,33(5) 20 23)，絕大部分的渣油都是部分摻入減壓餾分油中進入催化裂化裝置加 工，而摻入的比例受到渣油中殘?zhí)恐?、重金屬及氫含量的嚴格限制，這也嚴重限制了利用催 化裂化裝置直接加工渣油的能力。近年來，催化裂化原料重質(zhì)化日趨嚴重，其密度、殘?zhí)恐岛湍z質(zhì)、浙青質(zhì)含量逐漸 增高，其結(jié)果是反應過程中干氣和焦炭產(chǎn)率上升，目的產(chǎn)品收率和質(zhì)量下降。為了強化重油 催化裂化反應過程，一些新型重油催化裂化技術(shù)脫穎而出。例如，ZL 00134054. 9針對重油 催化裂化提升管反應器中催化劑在反應后半程嚴重失活、油氣在反應器中停留時間過長的 弊端，提出了兩段提升管反應器催化裂化工藝技術(shù)。該工藝用兩段提升管反應器取代原來 的單一提升管反應器，構(gòu)成兩路催化劑循環(huán)。新鮮原料進入第一段提升管反應器與再生催 化劑接觸反應；循環(huán)油進入第二段提升管反應器與再生催化劑接觸反應，通過控制兩段提 升管不同的操作條件，實現(xiàn)了催化劑接力、分段反應、短反應時間和大劑油比操作，該技術(shù) 在一定程度上可以控制反應器中不需要的過裂化反應和熱裂化反應，達到改善產(chǎn)品分布、 提高產(chǎn)品質(zhì)量的目的。但是，該技術(shù)忽略了重質(zhì)原料油中各組分性質(zhì)差別大、反應步調(diào)不一 致特性，由于采用短反應時間，即使在劑油比提高的反應環(huán)境中，一部分重組分依然轉(zhuǎn)化不 充分，從而造成該技術(shù)加工性質(zhì)差的原料時，催化裂化裝置焦炭產(chǎn)率高、沉降器結(jié)焦嚴重。此外，為了適應重油原料沸點高、殘?zhí)恐蹈吆椭亟饘俸扛叩奶攸c，國內(nèi)外從優(yōu)化 原料霧化、再生器內(nèi)外取熱、提升管出口快速分離、重金屬鈍化及催化劑預提升等方面開發(fā) 了一系列重油催化裂化成套技術(shù)，例如Kellogg的HOC工藝(重質(zhì)石油烴利用技術(shù)-重質(zhì) 烴氣化-裂解集成工藝的模擬研究，溫浩，許志宏，王韶鋒，趙月紅.過程工程學報，2008， 8 (4) =682-689)、UOP的RCC工藝(US 4332673)、洛陽石化工程公司的ROCC-V工藝(ZL 95210840. 2)等，這些技術(shù)大都是通過優(yōu)化反應_再生裝備及催化劑以強化重油催化裂化 反應過程，雖然都取得了較好的效果，但是這些技術(shù)都是將各種重油原料作為一個“整體”來進料，沒有充分考慮寬沸程的重油原料中不同組分裂化性能存在較大的差異。對于重油催化裂化過程，原料的化學組成是其反應性能的決定性因素。而重油催 化裂化原料的化學組成隨其餾程范圍變化而變化，也表現(xiàn)為其殘?zhí)恐档拿黠@變化。一種含 有大量催化裂化裝置易于處理組分的餾分，對于不同的產(chǎn)地和基屬，餾程范圍存在差異，但 是絕大多數(shù)存在于小于500°C的餾分中。這部分餾分氫含量高，含有大量的飽和分和芳香 分，殘?zhí)恐档陀?. 0wt%，這些都是在催化裂化反應條件下易于轉(zhuǎn)化的組分，因此，這部分餾 分可以稱為優(yōu)質(zhì)催化原料。而另外一種餾分含有大量的多環(huán)芳烴乃至稠環(huán)芳烴、重金屬和 膠質(zhì)、浙青質(zhì)，這部分餾分絕大多數(shù)存在于大于500°C的催化裂化原料餾分中，殘?zhí)恐颠h高 于2. 0wt%，由于這部分餾分在常規(guī)重油催化裂化反應條件下難以轉(zhuǎn)化，因此這部分餾分可 以稱為劣質(zhì)催化原料。對于優(yōu)質(zhì)或劣質(zhì)催化原料而言，餾程范圍及化學結(jié)構(gòu)和組成的較大 差異決定了它們反應性能存在較大差異。然而，目前的重油催化裂化技術(shù)并沒有對其進料 的餾分組成及其反應性能進行區(qū)分，都是將其混合在一起進入催化裂化裝置，并在同一個 反應器內(nèi)和相同工藝條件下進行轉(zhuǎn)化，并沒有根據(jù)優(yōu)質(zhì)與劣質(zhì)催化原料兩者的反應性能差 異分別采取優(yōu)化措施，這就造成了原料性質(zhì)與反應環(huán)境之間的不匹配，影響了重油催化裂 化反應過程的轉(zhuǎn)化效率。對于重油催化裂化反應，原料中各種烴類、非烴類化合物在催化劑表面的吸附和 裂化能力存在很大區(qū)別，具體表現(xiàn)在稠環(huán)的非烴類化合物、稠環(huán)芳烴及稠環(huán)環(huán)烷烴吸附能 力強而反應速率低，而帶有較長側(cè)鏈的單環(huán)芳烴及大分子異構(gòu)烷烴、環(huán)烷烴吸附能力弱而 反應速率高，這就造成了不同烴類之間的競爭吸附和對反應的阻滯作用。吸附能力強而反 應速率低的稠環(huán)非烴類化合物、稠環(huán)芳烴一旦首先占據(jù)催化劑表面，它們反應速率慢，不易 脫附，甚至縮合成為焦炭覆蓋在催化劑表面，造成催化劑失活，這就嚴重影響了其它易于裂 化烴類的反應效率。而對于重油催化裂化裝置的優(yōu)質(zhì)原料，其中含有大量的在催化裂化反 應條件下易于轉(zhuǎn)化的組分，如果這部分原料與含有大量非烴類化合物、稠環(huán)芳烴的劣質(zhì)原 料一同進料反應，勢必在同一反應區(qū)內(nèi)發(fā)生惡性吸附競爭和對反應的阻滯作用，結(jié)果會影 響整個原料的反應轉(zhuǎn)化。另一方面，劣質(zhì)原料中大量的稠環(huán)非烴類化合物、稠環(huán)芳烴及膠質(zhì)浙青質(zhì)反應速 率低，需要較長的反應時間才能達到理想的轉(zhuǎn)化深度。常規(guī)提升管反應器的反應時間控制 在3s左右，對于易轉(zhuǎn)化的優(yōu)質(zhì)原料部分來說，這一反應時間是合適的，但對于劣質(zhì)原料部 分來說，這一反應時間遠遠不夠，造成大量非轉(zhuǎn)化徹底的重組分吸附在待生劑上被帶入汽 提段，這些重組分一部分被汽提出來進入沉降器后容易冷凝下來，造成沉降器結(jié)焦，另一部 分被帶入再生器內(nèi)像焦炭一樣燒掉(對重油催化裂化反應歷程的若干再認識——“新型多 區(qū)協(xié)控重油催化裂化技術(shù)MZCC”的提出，高金森，徐春明，盧春喜，毛羽，煉油技術(shù)與工程， 2006,36(12) :1-6)，也嚴重地降低了重油催化裂化過程的輕質(zhì)油收率和液收率。重油催化裂化反應過程是典型的氣-液-固多相吸熱反應過程，再生催化劑攜帶 充分的熱量與原料油接觸，促進重油大分子汽化并進一步發(fā)生裂化反應，其中，油、劑之間 快速充分的接觸、混合可以有效促進兩者之間的物質(zhì)和能量傳遞，這對于提高重油催化反 應轉(zhuǎn)化效率至關(guān)重要。但是，對于目前的重油催化裂化裝置，再生催化劑的溫度過高(高達 690 710V )，提升管反應器進料段劑油接觸溫差高達470 500°C，熱裂化副反應大量增 加，從而使產(chǎn)品分布變差，特別是干氣產(chǎn)率和焦炭產(chǎn)率增加；同時，劑油比只能控制在較小的范圍內(nèi)(一般為原料油進料量的5 7倍)，導致提升管反應器內(nèi)催化劑整體活性不足， 也加劇了熱裂化副反應的發(fā)生。如此高的劑油接觸溫差對于殘?zhí)恐敌∮?. 0wt%的優(yōu)質(zhì)原 料來說將更加不合適。因此，目前的重油催化裂化工藝存在待改進的空間。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明的一個目的在于針對目前常規(guī)催化裂化提升管反應器內(nèi)劣質(zhì)原料與優(yōu)質(zhì) 原料間發(fā)生惡性吸附競爭及對反應產(chǎn)生阻滯作用、劣質(zhì)原料在常規(guī)提升管反應器內(nèi)反應深 度不足、以及煉廠催化裂化原料日益劣質(zhì)化的問題，提供一種重油催化裂化的方法，以解決 上述問題，提高輕質(zhì)油及液收率。本發(fā)明的另一個目的是提供一種用于實施所述重油催化裂化的方法的裝置。一方面，本發(fā)明提供了一種重油催化裂化的方法，該方法主要是把催化裂化原料 按照反應特性的差異區(qū)分為優(yōu)質(zhì)原料和劣質(zhì)原料，然后使其分別進入催化裂化裝置反應器 系統(tǒng)的不同反應區(qū)內(nèi)進行轉(zhuǎn)化，即，本發(fā)明提供的是一種重油分級分區(qū)催化裂化的方法。根據(jù)本發(fā)明的具體實施方案，本發(fā)明提供的重油分級分區(qū)催化裂化的方法包括將重油原料分為優(yōu)質(zhì)催化原料和劣質(zhì)催化原料，其中，所述優(yōu)質(zhì)催化原料的殘?zhí)?值小于2. 0wt%，所述劣質(zhì)催化原料的的殘?zhí)恐荡笥?. 0wt%。以提升管反應器作為優(yōu)質(zhì)催化原料的反應區(qū)，將優(yōu)質(zhì)催化原料從該提升管反應器 的底部輸入該提升管反應器，同時，將催化劑從該提升管反應器的底部輸入該提升管反應 器，使催化劑在提升氣體的提升作用下向上流動，優(yōu)質(zhì)催化原料與催化劑接觸反應；反應后 的油氣與催化劑經(jīng)分離后，油氣被引出反應系統(tǒng)，而催化劑進入催化劑再生器進行燒焦再 生；以湍動床或快速床加輸送床組合反應器作為劣質(zhì)催化原料的反應區(qū)，將劣質(zhì)催化 原料從該組合反應器的底部輸入該組合反應器，同時，將催化劑從該組合反應器的底部輸 入該組合反應器，使催化劑在提升氣體的提升作用下向上流動，劣質(zhì)催化原料與催化劑接 觸反應；反應后的油氣與催化劑經(jīng)分離后，油氣被引出反應系統(tǒng)，而催化劑進入催化劑再生 器進行燒焦再生。本發(fā)明提供的重油分級分區(qū)催化裂化的方法，主要是根據(jù)催化裂化原料存在的反 應特性的差異，先對原料按其殘?zhí)恐颠M行分級，然后分別對分級后的優(yōu)質(zhì)催化原料和劣質(zhì) 催化原料設置不同的反應區(qū)，分別設定各自優(yōu)選的反應條件。本發(fā)明所定義的“優(yōu)質(zhì)催化原 料”和“劣質(zhì)催化原料”，是指煉廠通過蒸餾或溶劑萃取方法，將通常做為催化裂化進料的沸 程大于350°C的重油分離而得到的性質(zhì)、組成截然不同的兩部分，對于餾程較低、殘?zhí)恐敌?于2. 0wt%的部分，做為“優(yōu)質(zhì)催化原料”，對于餾程范圍較高、殘?zhí)恐荡笥?. 0wt%的部分， 做為“劣質(zhì)催化原料”。煉廠的進料中，最具代表性的“優(yōu)質(zhì)催化原料”就是沸點范圍在350 500°C的減 壓蠟油，殘?zhí)恐颠h小于2. Owt %，如大慶原油的減壓蠟油殘?zhí)恐禐?. 12wt%,遼河原油的減 壓蠟油的殘?zhí)恐禐?. 75wt% ；最具代表性的“劣質(zhì)催化原料”就是沸點范圍大于500°C的減 壓渣油，殘?zhí)恐颠h高于2. Owt %，如大慶原油減壓渣油的殘?zhí)恐禐?. Owt %，遼河原油的減 壓渣油的殘?zhí)恐禐?7. 5wt%。
誠然，在不同的常減壓裝置中，隨著操作條件的不同，減壓蠟油拔出深度也不同， 減壓蠟油和減壓渣油的切割點將在500 600°C之間變化。如果控制減壓蠟油的殘?zhí)恐?在2. 0wt%以下，這一切割點越高，優(yōu)質(zhì)催化原料的量就會越大，越有利于提高重油催化裂 化過程的輕質(zhì)油收率和液收率。這正是本發(fā)明提供的重油分級分區(qū)催化裂化方法將重油 原料根據(jù)反應特性的差異，按其殘?zhí)恐颠M行分級的內(nèi)涵。本發(fā)明是通過對原料油的餾分切 割提供優(yōu)質(zhì)催化原料和劣質(zhì)催化原料，劃分的依據(jù)是餾分的殘?zhí)恐?，理論上講，殘?zhí)恐登≡?2. 的情況應該很少，此時餾分的劃分結(jié)果可以根據(jù)具體情況決定，但從工業(yè)生產(chǎn)上綜 合考慮，殘?zhí)恐禐?. Owt %的餾分屬于優(yōu)質(zhì)催化原料。優(yōu)質(zhì)催化原料氫含量高，含有大量的飽和餾分和芳香餾分，在催化裂化反應條件 下易于轉(zhuǎn)化，本發(fā)明采用常規(guī)的提升管反應器作為優(yōu)質(zhì)催化原料的反應區(qū)。進一步，根據(jù) 本發(fā)明的具體實施方案，針對現(xiàn)有技術(shù)的重油催化裂化工藝中提升管反應器進料段劑油接 觸溫差高、劑油比范圍較小而導致提升管反應器內(nèi)催化劑整體活性不足、副反應增加、產(chǎn)品 分布變差、干氣產(chǎn)率和焦炭產(chǎn)率增加等問題，本發(fā)明特別對裂化性能較好的優(yōu)質(zhì)原料部分 采用了低劑油接觸溫差、大劑油比的工藝條件。在本發(fā)明的重油分級分區(qū)催化裂化的方法 中，優(yōu)選控制所述優(yōu)質(zhì)催化原料的反應條件為優(yōu)質(zhì)催化原料進入提升管反應器的預熱溫 度100 300°C，催化劑進入提升管反應器的溫度580 670°C，劑油比7 11，反應時間 2. 0 3. Os，提升管反應器的出口溫度460 520°C。劣質(zhì)催化原料含有大量的多環(huán)芳烴、稠環(huán)芳烴、重金屬和膠質(zhì)浙青質(zhì)，其中含有的 多環(huán)烴類或非烴類化合物吸附能力強而反應速率慢，本發(fā)明采用了湍動床或快速床加輸送 床組合反應器作為這部分原料的反應區(qū)，通過設置擴徑段形成的湍動床或快速床(通過控 制氣速成為湍動床或快速床)達到延長油氣停留時間的效果，并且優(yōu)選增加反應器內(nèi)催化 劑床層密度以提高油氣與催化劑的接觸幾率。根據(jù)本發(fā)明的具體實施方案，本發(fā)明的重油 分級分區(qū)催化裂化的方法中，優(yōu)選控制所述劣質(zhì)催化原料的反應條件為劣質(zhì)催化原料進 入組合反應器的預熱溫度150 300°C，催化劑進入組合反應器的溫度680 710°C，劑油 比6 8，組合反應器的出口溫度450 550°C ；組合反應器中湍動床或快速床部分的反應 條件為反應時間2. 0 10. Os、床層線速度0. 5 4. 5m/s ；組合反應器中輸送床部分的反 應條件為反應時間1. 0 2. Os、油氣線速度8 12m/s。根據(jù)本發(fā)明的具體實施方案，本發(fā)明的重油分級分區(qū)催化裂化的方法中，所述組 合反應器為湍動床或快速床與輸送床串聯(lián)的組合反應器，所述湍動床或快速床設置在組合 反應器的下部，高度為組合反應器整體高度的5% 30%，使進入組合反應器的油氣與催 化劑先經(jīng)過組合反應器的湍動床或快速床部分進行反應，然后進入組合反應器的輸送床部 分進一步反應。根據(jù)本發(fā)明的具體實施方案，本發(fā)明的重油分級分區(qū)催化裂化的方法中，還可在 所述組合反應器的湍動床或快速床的中部或上部注入急冷劑以控制組合反應器出口溫度， 所述急冷劑包括水、回煉油、汽油、柴油或污油中的一種或多種，注入量為劣質(zhì)催化原料量 的 Iwt IOwt % ο根據(jù)本發(fā)明的具體實施方案，本發(fā)明的重油分級分區(qū)催化裂化的方法中，所述提 升管反應器中反應后的油氣與催化劑、所述組合反應器中反應后的油氣與催化劑可以分別 利用油氣分離系統(tǒng)實現(xiàn)油氣與催化劑的分離，分離后的催化劑進入同一催化劑再生器進行燒焦再生；或者，所述提升管反應器中反應后的油氣與催化劑、所述組合反應器中反應后的 油氣與催化劑也可以先匯合后再利用一個油氣分離系統(tǒng)實現(xiàn)油氣與催化劑的分離，分離后 的催化劑再進入催化劑再生器進行燒焦再生。根據(jù)本發(fā)明的具體實施方案，本發(fā)明的重油分級分區(qū)催化裂化的方法中，再生后 的催化劑的一部分經(jīng)過催化劑冷卻器冷卻后輸送入提升管反應器循環(huán)使用，另一部分直接 輸送入組合反應器循環(huán)使用。本發(fā)明的方法適用于利用所有類型的催化裂化催化劑進行的重油催化裂化反應。另一方面，本發(fā)明還提供了一種用于實施所述的重油分級分區(qū)催化裂化的方法的 裝置，該裝置主要是在重油催化裂化裝置的再生器旁邊設置不同的反應器分別作為優(yōu)質(zhì)催 化原料和劣質(zhì)催化原料的反應區(qū)，以為優(yōu)質(zhì)催化原料和劣質(zhì)催化原料提供各自的優(yōu)化工藝 條件，特別是為優(yōu)質(zhì)原料部分提供低劑油接觸溫差、大劑油比的工藝條件。根據(jù)本發(fā)明的具體實施方案，本發(fā)明的用于實施所述的重油分級分區(qū)催化裂化的 方法的裝置主要包括提升管反應器，該提升管反應器底部設置優(yōu)質(zhì)催化原料入口以及催化劑入口，頂 部設置反應后的油氣與催化劑的混合物料出口；湍動床或快速床加輸送床組合反應器，該組合反應器底部設置劣質(zhì)催化原料入口 以及催化劑入口，頂部設置反應后的油氣與催化劑的混合物料出口 ；至少一個油氣分離系統(tǒng)，該油氣分離系統(tǒng)設置油氣與催化劑的混合物料入口、油 氣出口以及催化劑出口；催化劑再生器，該催化劑再生器設置催化劑入口以及催化劑出口 ；其中，所述提升管反應器的混合物料出口、所述組合反應器的混合物料出口分別 與油氣分離系統(tǒng)的混合物料入口連通，或者，所述提升管反應器的混合物料出口、所述組合 反應器的混合物料出口相連通后連通到同一油氣分離系統(tǒng)的混合物料入口 ；所述油氣分離系統(tǒng)的催化劑出口與所述催化劑再生器的催化劑入口連通；所述催 化劑再生器的催化劑出口與所述提升管反應器的催化劑入口、所述組合反應器的催化劑入 口分別連通。根據(jù)本發(fā)明的具體實施方案，本發(fā)明的用于實施重油分級分區(qū)催化裂化的方法的 裝置還包括串聯(lián)設置在催化劑再生器的催化劑出口與提升管反應器的催化劑入口之間的 催化劑冷卻器。本發(fā)明中通過該在催化裂化裝置再生器旁增設一個再生催化劑冷卻器的設 置，可以將再生器來的一部分高溫再生催化劑通過輸送管引入該再生催化劑冷卻器降溫， 并提高進入提升管反應器的再生催化劑循環(huán)量，以控制再生催化劑與原料油在提升管反應 器中的初始混合溫度和劑油比在最佳范圍內(nèi)，以實現(xiàn)產(chǎn)品分布的優(yōu)化。根據(jù)本發(fā)明的具體實施方案，本發(fā)明的用于實施重油分級分區(qū)催化裂化的方法的 裝置中，所述組合反應器為湍動床或快速床與輸送床串聯(lián)的組合反應器，所述湍動床或快 速床設置在組合反應器的下部，高度為組合反應器整體高度的5% 30% ；優(yōu)選地，在所述 湍動床或快速床的中部或上部還設置有急冷劑入口。本發(fā)明所采用的催化裂化反應裝置中各具體設備，例如催化劑再生器、提升管反 應器、湍動床或快速床加輸送床組合反應器、油氣分離系統(tǒng)、催化劑冷卻器等，均為石油加 工領(lǐng)域的常用設備，按照本發(fā)明工藝要求進行適當改造和組裝(組裝中各出入口的連通可利用管道如斜管等，并可設置開關(guān)閥門等)即可投入使用，利于工業(yè)化實施。綜上所述，本發(fā)明針對不同性質(zhì)原料進行催化裂化反應需要不同的能量及催化環(huán) 境，通過在催化裂化裝置上設置兩個不同結(jié)構(gòu)的反應器，為優(yōu)質(zhì)催化原料和劣質(zhì)催化原料 的裂化反應分別提供各自獨立的反應區(qū)，并且根據(jù)不同原料的反應性能為其匹配最優(yōu)的工 藝條件，特別是對裂化性能較好的優(yōu)質(zhì)原料部分采用低劑油接觸溫差、大劑油比的工藝條 件，提高優(yōu)質(zhì)原料的提升管反應器內(nèi)催化劑整體活性，降低熱裂化副反應發(fā)生的程度，從而 有效避免常規(guī)催化裂化提升管反應器內(nèi)劣質(zhì)原料與優(yōu)質(zhì)原料間發(fā)生惡性吸附競爭及對反 應產(chǎn)生阻滯作用，同時也克服了原料的劣質(zhì)部分在常規(guī)提升管反應器內(nèi)反應深度不足的問 題，可顯著提高輕質(zhì)油及液收率，一定程度上解決煉廠催化裂化原料日益劣質(zhì)化問題。


圖1為本發(fā)明實施例1的重油催化裂化的裝置及工藝示意圖。圖2為本發(fā)明實施例2的重油催化裂化的裝置及工藝示意圖。
具體實施例方式以下結(jié)合附圖進一步說明本發(fā)明的方法和裝置的實施方案和特點。實施例1本發(fā)明提供了一種重油分級分區(qū)催化裂化的方法及用于實施該方法的裝置，請參 見圖1所示，本實施例中的重油分級分區(qū)催化裂化的裝置主要包括提升管反應器1、湍動 床或快速床加輸送床組合反應器2、油氣分離系統(tǒng)、催化劑再生器4以及再生催化劑冷卻器 6。其中，所述提升管反應器1底部設置優(yōu)質(zhì)催化原料入口以及催化劑入口，頂部設置反應 后的油氣與催化劑的混合物料出口 ；所述組合反應器2為湍動床或快速床21與輸送床22 串聯(lián)的組合反應器，所述湍動床或快速床21設置在組合反應器2的下部，高度為組合反應 器2整體高度的5 % 30 %，在所述湍動床或快速床21的中部或上部還設置有急冷劑入 口，組合反應器2底部設置劣質(zhì)催化原料入口以及催化劑入口，頂部設置反應后的油氣與 催化劑的混合物料出口 ；所述油氣分離系統(tǒng)包括油氣分離器11和12、沉降器10以及頂旋 13，油氣分離器11、12設置油氣與催化劑的混合物料入口，分別承接來自所述提升管反應 器1的混合物料出口、所述組合反應器2的混合物料出口的混合物料；所述催化劑再生器 4設置催化劑入口，用于承接來自油氣分離系統(tǒng)分離后的催化劑，催化劑再生器4還設置有 兩個催化劑出口，一個與所述組合反應器2的催化劑入口連通用于將部分再生后的催化劑 返回組合反應器2循環(huán)使用，另一個催化劑出口與再生催化劑冷卻器6連通，并通過該再生 催化劑冷卻器6的催化劑出口與所述提升管反應器1的催化劑入口連通。本發(fā)明是以油氣 分離系統(tǒng)的沉降器10與催化劑再生器4同軸設置的同軸式催化裂化裝置為例，生產(chǎn)中也可 以采用沉降器在提升管反應器或輸送床反應器上部但與催化劑再生器平行設置的高低并 列式催化裂化裝置，二者均為本領(lǐng)域的常規(guī)結(jié)構(gòu)。利用本實施例的裝置進行重油分級分區(qū)催化裂化時，重油催化裂化裝置的再生器 4旁邊設置的提升管反應器1是作為優(yōu)質(zhì)催化原料15 (殘?zhí)恐敌∮?. Owt % )的反應區(qū)，將 優(yōu)質(zhì)催化原料15從該提升管反應器1的底部入口輸入該提升管反應器1，同時，將催化劑從 該提升管反應器的底部入口輸入該提升管反應器1，使催化劑在預提升氣體16的提升作用下向上流動，優(yōu)質(zhì)催化原料與催化劑接觸反應；其中，控制提升管反應器1的工藝條件為 優(yōu)質(zhì)催化原料15預熱溫度100 300°C，進入提升管反應器前催化劑溫度為580 670°C， 提升管反應器1出口反應溫度460 520°C，劑油比7 11，反應時間2. 0 3. Os ；反應后 的催化劑和油氣經(jīng)過油氣分離器11、沉降器10和頂旋13分離后，油氣引出催化裂化反應系 統(tǒng)，而催化劑進入汽提段5汽提，后經(jīng)過催化劑輸送管18進入再生器4進行燒焦再生；再生 器4中的一部分再生后的高溫(680 710V )催化劑通過催化劑輸送管70進入再生催化 劑冷卻器6，由再生催化劑冷卻器6的冷卻介質(zhì)入口 61通入冷卻介質(zhì)，并經(jīng)出口 62流出，將 溫度在680 710°C的再生催化劑降低至580 670°C，然后經(jīng)再生斜管71和再生催化劑 滑閥7進入提升管反應器1循環(huán)使用；同時，重油催化裂化裝置的再生器4旁邊設置的湍動床或快速床加輸送床組合反 應器2是作為劣質(zhì)催化原料14 (殘?zhí)恐荡笥?. Owt % )的反應區(qū)，將劣質(zhì)催化原料14從該組 合反應器的底部輸入該組合反應器2中湍動床或快速床部分21的底部，同時，將催化劑從 該組合反應器2的底部輸入該組合反應器2中湍動床或快速床部分21的底部，使催化劑在 提升氣體17的提升作用下向上流動，劣質(zhì)催化原料與催化劑接觸反應；控制湍動床或快速 床21部分的工藝條件為劣質(zhì)催化原料預熱溫度為150 300°C，進入提升管反應器前催 化劑溫度為680 710°C，劑油比6 8，反應時間2. 0 10. Os，床層線速度0. 5 4. 5m/s ； 在湍動床或快速床21中反應后的油氣與催化劑隨后進入組合反應器2的輸送床部分22，進 一步在反應時間1. 0 2. Os、油氣線速度8 12m/s條件下發(fā)生反應；為了控制整個組合 反應器2出口溫度(控制范圍為450 550°C )，在組合反應器2的湍動床或快速床21中 上部注入急冷劑19，該急冷劑包括水、回煉油、汽油、柴油、污油，注入量為劣質(zhì)催化原料量 的1 10wt%;經(jīng)在組合反應器2反應后的催化劑和油氣經(jīng)過油氣分離器12、沉降器10和 頂旋13分離后，油氣引出催化裂化反應系統(tǒng)，而催化劑進入汽提段5汽提，后經(jīng)過催化劑輸 送管18進入再生器4進行燒焦再生；再生器4中的一部分再生后的高溫催化劑通過催化劑 輸送管8和再生催化劑滑閥9進入組合反應器2中湍動床或快速床部分21的底部循環(huán)使 用，可通過調(diào)節(jié)再生催化劑滑閥9開度控制進入提升管反應器前再生催化劑溫度為680 710°C。實施例2本實施例提供的重油分級分區(qū)催化裂化的方法及用于實施該方法的裝置請參見 圖2所示，其中，在重油催化裂化裝置再生器4旁邊為優(yōu)質(zhì)原料設置的常規(guī)提升管反應器 1 (再生器4與提升管反應器1之間設置有再生催化劑冷卻器6)與為劣質(zhì)原料設置的湍動 床或快速床加輸送床組合反應器2在反應后的催化劑和油氣混合物料出口匯合于121后， 催化劑和油氣經(jīng)過油氣分離器11、沉降器10和頂旋13分離后，油氣引出催化裂化反應系 統(tǒng)，而催化劑進入汽提段5汽提，后經(jīng)過催化劑輸送管18進入再生器4進行燒焦再生。裝 置的其他結(jié)構(gòu)及工藝與圖1所示實施例相同。總之，本發(fā)明中是將催化裂化原料按照反應特性的差異區(qū)分為優(yōu)質(zhì)原料和劣質(zhì)原 料，然后使其分別進入催化裂化裝置反應器系統(tǒng)的不同反應區(qū)內(nèi)進行轉(zhuǎn)化。本發(fā)明針對不 同性質(zhì)原料進行催化裂化反應需要不同的能量及催化環(huán)境，具有以下優(yōu)點通過在催化裂 化裝置上設置兩個不同結(jié)構(gòu)的反應器，為不同性質(zhì)原料的裂化反應提供獨立的反應空間， 并且通過優(yōu)化不同反應區(qū)的工藝條件，從而有效避免常規(guī)催化裂化提升管反應器內(nèi)劣質(zhì)原料與優(yōu)質(zhì)原料間發(fā)生惡性吸附競爭及對反應產(chǎn)生阻滯作用，同時也克服了原料劣質(zhì)部分在 常規(guī)提升管反應器內(nèi)反應深度不足的問題，顯著提高輕質(zhì)油及液收率，一定程度上解決煉 廠催化裂化原料日益劣質(zhì)化問題。實例為驗證本發(fā)明的效果，采用圖1(實施例一)所示的裝置和工藝流程，在某煉油廠 的100萬噸/年重油催化裂化裝置上進行工業(yè)試驗，試驗結(jié)果列于表1。采用本發(fā)明后，對原來的催化原料進行分餾切割分別得到優(yōu)質(zhì)原料和劣質(zhì)原料 (性質(zhì)見表1)，將優(yōu)質(zhì)原料和劣質(zhì)原料分別進入各自的催化裂化反應區(qū)進行反應，各自采 用的優(yōu)化反應條件如表2所示，同常規(guī)重油催化裂化相比較，采用本發(fā)明的技術(shù)可以使輕 質(zhì)油收率提高1. 7個百分點，液收率提高2. 0個百分點，干氣和焦炭產(chǎn)率明顯降低。詳細產(chǎn) 品分布可見表3。表1重油原料性質(zhì)
項目分餾前原料劣質(zhì)原料優(yōu)質(zhì)原料密度(20°C )kg/m30. 92060. 99620.8954殘?zhí)恐?，Wt %5. 7917. 141. 63元素分析碳含量，Wt %87. 1888. 1886. 85氫含量，Wt %12. 0210. 3212. 58硫含量，Wt %0. 380. 420. 37氮含量，Wt %0. 360. 610. 27烴族組成分析飽和烴，Wt %60. 2636. 3068. 24芳烴，Wt %24. 6938. 4820. 09膠質(zhì)，Wt %13. 1220. 3210. 72浙青質(zhì)，Wt %1. 944. 900. 95Ni含量，wt%10. 629. 34. 3V含量，wt%7. 416. 44. 4表2主要工藝條件
權(quán)利要求
1.一種重油分級分區(qū)催化裂化的方法，該方法包括將重油原料分為優(yōu)質(zhì)催化原料和劣質(zhì)催化原料，其中，所述優(yōu)質(zhì)催化原料的殘?zhí)恐敌?于2. Owt %，所述劣質(zhì)催化原料的殘?zhí)恐荡笥?. Owt % ；以提升管反應器作為優(yōu)質(zhì)催化原料的反應區(qū)，將優(yōu)質(zhì)催化原料從該提升管反應器的底 部輸入該提升管反應器，同時，將催化劑從該提升管反應器的底部輸入該提升管反應器，使 催化劑在提升氣體的提升作用下向上流動，優(yōu)質(zhì)催化原料與催化劑接觸反應；反應后的油 氣與催化劑經(jīng)分離后，油氣被引出反應系統(tǒng)，而催化劑進入催化劑再生器進行燒焦再生；以湍動床或快速床加輸送床組合反應器作為劣質(zhì)催化原料的反應區(qū)，將劣質(zhì)催化原料 從該組合反應器的底部輸入該組合反應器，同時，將催化劑從該組合反應器的底部輸入該 組合反應器，使催化劑在預提升氣體的提升作用下向上流動，劣質(zhì)催化原料與催化劑接觸 反應；反應后的油氣與催化劑經(jīng)分離后，油氣被引出反應系統(tǒng)，而催化劑進入催化劑再生器 進行燒焦再生。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的重油分級分區(qū)催化裂化的方法，其中，控制所述優(yōu)質(zhì)催化原 料的反應條件為優(yōu)質(zhì)催化原料進入提升管反應器的預熱溫度100 300°C，催化劑進入提 升管反應器的溫度580 670°C，劑油比7 11，反應時間2. 0 3. Os，提升管反應器的出 口溫度 460 520"C。
3.根據(jù)權(quán)利要求1所述的重油分級分區(qū)催化裂化的方法，其中，控制所述劣質(zhì)催化原 料的反應條件為劣質(zhì)催化原料進入組合反應器的預熱溫度150 300°C，催化劑進入組合 反應器的溫度680 710°C，劑油比6 8，組合反應器的出口溫度450 550°C ；組合反應 器中湍動床或快速床部分的反應條件為反應時間2. 0 10. Os、床層線速度0. 5 4. 5m/ s ；組合反應器中輸送床部分的反應條件為反應時間1. 0 2. Os、油氣線速度8 12m/s。
4.根據(jù)權(quán)利要求1或3所述的重油分級分區(qū)催化裂化的方法，其中，在所述組合反應 器的湍動床或快速床的中部或上部注入急冷劑以控制組合反應器出口溫度，所述急冷劑 包括水、回煉油、汽油、柴油或污油中的一種或多種，注入量為劣質(zhì)催化原料量的 IOwt %。
5.根據(jù)權(quán)利要求1或3所述的重油分級分區(qū)催化裂化的方法，其中，所述組合反應器為 湍動床或快速床與輸送床串聯(lián)的組合反應器，所述湍動床或快速床設置在組合反應器的下 部，高度為組合反應器整體高度的5% 30%，使進入組合反應器的油氣與催化劑先經(jīng)過 組合反應器的湍動床或快速床部分進行反應，然后進入組合反應器的輸送床部分進一步反應。
6.根據(jù)權(quán)利要求1所述的重油分級分區(qū)催化裂化的方法，其中，所述提升管反應器中 反應后的油氣與催化劑、所述組合反應器中反應后的油氣與催化劑分別利用油氣分離系統(tǒng) 實現(xiàn)油氣與催化劑的分離，分離后的催化劑進入同一催化劑再生器進行燒焦再生；或者，所 述提升管反應器中反應后的油氣與催化劑、所述組合反應器中反應后的油氣與催化劑匯合 后利用一個油氣分離系統(tǒng)實現(xiàn)油氣與催化劑的分離，分離后的催化劑再進入催化劑再生器 進行燒焦再生。
7.根據(jù)權(quán)利要求1或2或3或6所述的重油分級分區(qū)催化裂化的方法，其中，再生后的 催化劑的一部分經(jīng)過催化劑冷卻器冷卻后輸送入提升管反應器循環(huán)使用，另一部分直接輸 送入組合反應器循環(huán)使用。
8.一種用于實施權(quán)利要求1 7任一項所述的重油分級分區(qū)催化裂化方法的裝置，該 裝置包括提升管反應器，該提升管反應器底部設置優(yōu)質(zhì)催化原料入口以及催化劑入口，頂部設 置反應后的油氣與催化劑的混合物料出口 ；湍動床或快速床加輸送床組合反應器，該組合反應器底部設置劣質(zhì)催化原料入口以及 催化劑入口，頂部設置反應后的油氣與催化劑的混合物料出口 ；至少個油氣分離系統(tǒng)，該油氣分離系統(tǒng)設置油氣與催化劑的混合物料入口、油氣出口 以及催化劑出口；催化劑再生器，該催化劑再生器設置催化劑入口以及催化劑出口 ； 其中，所述提升管反應器的混合物料出口、所述組合反應器的混合物料出口分別與油 氣分離系統(tǒng)的混合物料入口連通，或者，所述提升管反應器的混合物料出口、所述組合反應 器的混合物料出口相連通后連通到同一油氣分離系統(tǒng)的混合物料入口 ；所述油氣分離系統(tǒng)的催化劑出口與所述催化劑再生器的催化劑入口連通；所述催化劑 再生器的催化劑出口與所述提升管反應器的催化劑入口、所述組合反應器的催化劑入口分 別連通。
9.根據(jù)權(quán)利要求8所述的裝置，其中，該裝置還包括串聯(lián)設置在催化劑再生器的催化 劑出口與提升管反應器的催化劑入口之間的催化劑冷卻器。
10.根據(jù)權(quán)利要求8所述的裝置，其中，所述組合反應器為湍動床或快速床與輸送床串 聯(lián)的組合反應器，所述湍動床或快速床設置在組合反應器的下部，高度為組合反應器整體 高度的5% 30% ；優(yōu)選地，在所述湍動床或快速床的中部或上部還設置有急冷劑入口。
全文摘要
本發(fā)明提供了一種重油分級分區(qū)催化裂化的方法和裝置，所述方法包括將重油原料按照反應特性的差異分為優(yōu)質(zhì)催化原料和劣質(zhì)催化原料，以提升管反應器作為優(yōu)質(zhì)催化原料的反應區(qū)，以湍動床或快速床加輸送床組合反應器作為劣質(zhì)催化原料的反應區(qū)，反應后的油氣與催化劑經(jīng)分離后，油氣被引出反應系統(tǒng)，而催化劑進入催化劑再生器進行燒焦再生。本發(fā)明同時提供用于實施所述的重油分級分區(qū)催化裂化的方法的裝置。本發(fā)明通過為不同性質(zhì)原料的裂化反應提供各自獨立的反應區(qū)及優(yōu)化的工藝條件，可有效避免常規(guī)提升管反應器內(nèi)劣質(zhì)原料與優(yōu)質(zhì)原料間的惡性吸附競爭及對反應產(chǎn)生的阻滯作用，克服劣質(zhì)原料反應深度不足的問題，顯著提高輕質(zhì)油及液收率。
文檔編號C10G51/06GK102102028SQ20091024291
公開日2011年6月22日 申請日期2009年12月17日 優(yōu)先權(quán)日2009年12月17日
發(fā)明者張兆前, 張冬超, 徐春明, 文堯順, 王剛, 白光, 白躍華, 藍興英, 高浩華, 高金森 申請人:中國石油大學(北京)