專利名稱：一種重油串并聯(lián)多區(qū)催化裂化的方法和裝置的制作方法
技術領域：
本發(fā)明涉及一種提高重油催化裂化反應效率的方法和裝置，尤其涉及一種重油串 并聯(lián)多區(qū)催化裂化的方法和裝置，屬于石油加工技術領域。
背景技術：
催化裂化工藝是重質油輕質化的主要手段，是液化石油氣、汽油、柴油等輕質油品 的重要生產過程。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，利用催化裂化技術加工重質原料油如常壓重油、減壓渣油及脫浙青 殘渣油以提高經濟效益已經成為煉油企業(yè)的重要選擇。目前，對于重質原料油的加工，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；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)改造的幾項關鍵技術措施；宋以常，凌逸群，梁鳳??；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，催化裂化原料重質化日趨嚴重，其密度、殘?zhí)恐岛湍z質、浙青質含量逐漸 增高，導致反應過程中干氣和焦炭產率上升，目的產品收率和質量下降。為了解決加工劣質 重油所帶來的一系列問題，強化重油催化裂化反應過程，一些新型重油催化裂化技術脫穎 而出。例如，ZL00134054. 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。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，達到改善產品分布、提高產品質量的目的。但是，該技術忽略了重質原料油中 各組分性質差別大、反應步調不一致的特性，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化不充分，從而造成該技術加工性質差的原料時，催化裂化 裝置焦炭產率高、沉降器結焦嚴重。ZL 01134 . 4提出一種采用雙路進劑套管式反應器的催化裂化方法，該專利的 技術方案是通過采用套管式反應器，將常規(guī)催化裂化原料和輕質油分別從內管以及內管與 外管之間的環(huán)形空間中，分別與再生劑接觸，反應，反應物流在匯合管的入口處匯合，并經 匯合管進入氣固快速分離設備中，使油氣與反應后積碳的催化劑相分離。該專利中將常規(guī) 催化裂化原料作為一個“整體”進料，忽略了仍然存在的各組分性質差別大、反應步調不一 致特性的特點。W09955801提出了一種石油烴非線性進料方法。該方法是將餾分油和劣質重油分別由不同的噴嘴注入同一提升管中，或分別注入同一提升管的軸向劃分的不同反應區(qū)，或 分別注入不同的提升管。但是不同性質的石油烴分別注入同一提升管的軸向分布的不同反 應區(qū)時，注入提升管下部反應區(qū)的石油烴的反應苛刻度較高，而注入提升管上部反應區(qū)的 石油烴反應苛刻度較低，因而總的反應轉化率和產品選擇性會受到一定程度的影響，難以 保證非線性進料的實施效果。另外該專利中所述的優(yōu)、劣質重油沒有按照其反應特性、殘?zhí)?值進行詳細區(qū)分。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，國內外從優(yōu) 化原料霧化、再生器內外取熱、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，例如Kellogg的HOC工藝(重質石油烴利用技 術-重質烴氣化-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(US433^73)、洛陽石化工程公司的ROCC-V工藝 (ZL95210840. 2)等，這些專利技術大都是通過優(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流程范圍變化而變化，一種含有大量催化裂化裝置易于處理組 分的餾分，對于不同的產地和基屬，餾程范圍存在差異，但是絕大多數存在于小于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?. Owt %，這些都 是在催化裂化反應條件下易于轉化的組分，因此，這部分餾分可以稱為優(yōu)質催化原料。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、浙青質，這部分餾分絕大多 數存在于大于500°C的催化裂化原料餾分中，殘?zhí)恐颠h高于2. Owt %，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化，因此這部分餾分可以稱為劣質催化原料。對于優(yōu)質 或劣質催化原料來講，餾程范圍及化學結構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和相同工藝條件下進行 轉化，并沒有根據優(yōu)質與劣質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，而帶有較長側鏈的單環(huán)芳烴及大分子異構烷烴、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)質原料，其中含有大量的在催化裂化反 應條件下易于轉化的組分，如果這部分原料與含有大量非烴類化合物、稠環(huán)芳烴的劣質原 料一同進料反應，勢必在同一反應區(qū)內發(fā)生惡性吸附競爭和對反應的阻滯作用，結果會影 響整個原料的反應轉化。另一方面，劣質原料中大量的稠環(huán)非烴類化合物、稠環(huán)芳烴及膠質浙青質反應速 率低，需要較長的反應時間才能達到理想的轉化深度。常規(guī)提升管反應器的反應時間控制在3s左右，對于易轉化的優(yōu)質催化原料部分來說，這一反應時間是合適的，但對于劣質 催化原料部分來說，這一反應時間遠遠不夠，造成大量非轉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 結焦，另一部分被帶入再生器內像焦炭一樣燒掉(“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MZCC”的提出”；高金森，徐春明，盧春喜，毛羽；煉 油技術與工程；2006,36(1 1-6 ；)，也嚴重地降低了重油催化裂化過程的輕質油收率和 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，促進重油大分子的汽化并進一步發(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和能量傳遞，這對于提高重油催化反 應轉化效率至關重要。但是，對于目前的重油催化裂化裝置，由于再生催化劑的溫度過高 (高達690-710°C )，提升管反應器進料段劑油接觸溫差高達450-500°C，熱裂化副反應大量 增加，從而使產品分布變差-特別是干氣產率和焦炭產率增加；同時，劑油比只能控制在較 小的范圍內(一般為原料油進料量的5-7倍)，導致提升管反應器內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)啃∮?%的優(yōu)質原料來說 將更加不合適。

發(fā)明內容
本發(fā)明所解決的主要技術問題在于，針對目前煉廠催化裂化原料日益劣質化問 題，提供一種對重油進行串并聯(lián)多區(qū)催化裂化的方法及裝置，針對重油催化裂化原料存在 反應特性的差異，按餾程進行分級，然后在各自反應區(qū)內，分別設定不同的催化裂化反應條 件，顯著提高輕質油收率及液收率，尤其是提高了劣質催化原料的轉化效率。為達到上述目的，本發(fā)明首先提供了一種重油串并聯(lián)多區(qū)催化裂化的方法，該方 法包括將重油原料分為優(yōu)質催化原料和劣質催化原料，其中，所述優(yōu)質催化原料的殘?zhí)?值小于2. Owt%，所述劣質催化原料的殘?zhí)恐荡笥?. Owt%。在再生器旁設置組合反應器(例如垂直套管式擴徑提升管加輸送床的組合反應 器)，該組合反應器的上部形成上反應區(qū)，其下部設置一垂直套管式擴徑提升管形成下反應 區(qū)，該垂直套管式擴徑提升管的內管中形成內管反應區(qū)(內管區(qū)域)，其內管與外管之間形 成環(huán)形反應區(qū)(環(huán)形區(qū)域)；使來自再生器的一股催化劑(再生催化劑)在提升氣體的作用下，由下反應區(qū)的 底部進入內管反應區(qū)，與優(yōu)質催化原料在內管反應區(qū)中接觸，并發(fā)生催化裂化反應，反應后 的油氣與催化劑進入下反應區(qū)的頂部；使來自再生器的另一股催化劑(再生催化劑)進入環(huán)形反應區(qū)，在提升介質的流 化提升作用下與劣質催化原料在環(huán)形反應區(qū)中接觸，并發(fā)生催化裂化反應，反應后的油氣 與催化劑進入下反應區(qū)的頂部；來自內管反應區(qū)的油氣與催化劑和來自環(huán)形反應區(qū)的油氣與催化劑在下反應區(qū) 的頂部混合后，通過上反應區(qū)并在油氣與催化劑分離后引出反應系統(tǒng)，分離后的催化劑經 再生器燒焦再生而循環(huán)使用。
本發(fā)明提供的重油串并聯(lián)多區(qū)催化裂化的方法，根據重油催化裂化原料存在反應 特性的差異，先對原料按餾程進行分級，然后分別進入催化裂化反應系統(tǒng)中的不同反應區(qū) 內進行轉化，即在一個催化裂化反應系統(tǒng)中設置相互串聯(lián)的上、下反應區(qū)，同時將下反應區(qū) 分成并聯(lián)的內外兩個反應區(qū)，分別對分級后的優(yōu)質催化原料(輕原料油)和劣質催化原料 (重原料油)設定可行的反應條件。優(yōu)質催化原料氫含量高，含有大量的飽和餾分和芳香餾分，在催化裂化反應條件 下易于轉化的特點，本發(fā)明采用垂直套管式擴徑提升管的內管之中的內管區(qū)域作為這部分 原料的反應區(qū)。在本發(fā)明提供的上述方法中，優(yōu)選地，下反應區(qū)的內管反應區(qū)的反應條件 為優(yōu)質催化原料的預熱溫度為100-300°C，劑油比(進入內管反應區(qū)的催化劑與優(yōu)質催化 原料之比)為5-10，反應時間為2. 0-3. Os ；劣質催化原料含有大量的多環(huán)芳烴、稠環(huán)芳烴、重金屬和膠質浙青質，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的特點，本發(fā)明采用了垂直套管式擴徑 提升管的內管和外管之間的環(huán)形區(qū)域作為這部分原料的反應區(qū)，通過設置擴徑段形成的垂 直套管式擴徑提升管達到延長油氣停留時間的效果，并且利于增加催化劑床層密度以提高 油氣與催化劑的接觸幾率。在本發(fā)明提供的上述方法中，優(yōu)選地，下反應區(qū)的環(huán)形反應區(qū)的 反應條件為劣質催化原料的預熱溫度為150-300°C，劑油比(進入環(huán)形反應區(qū)的催化劑與 劣質催化原料之比)為5-10，反應時間為2. 0-10. Os,反應溫度為450-550°C，床層線速度為 0. 2-6m/s，優(yōu)選為 0. 5-4. 5m/s。本發(fā)明提供的是一種串并聯(lián)多區(qū)催化裂化反應方法，所限定的各種反應條件分別 是優(yōu)質催化原料在下反應區(qū)的內管反應區(qū)中的反應條件(包括劑油比、反應時間等)，以及 劣質催化原料在下反應區(qū)的環(huán)形反應區(qū)中的反應條件(包括劑油比、反應時間等)。實際反 應中，完成下反應區(qū)的反應之后，優(yōu)質催化原料、劣質催化原料以及催化劑進入上反應區(qū)仍 會發(fā)生反應，因此，在整個反應過程中，優(yōu)質催化原料和劣質催化原料的實際反應的劑油比 要比上面所限定的劑油比大，同時反應時間也更長。在本發(fā)明提供的上述方法中，優(yōu)選地，進入內管反應區(qū)的催化劑(再生催化劑)的 溫度和/或進入環(huán)形反應區(qū)的催化劑(再生催化劑)的溫度為680-710°C。在本發(fā)明提供的上述方法中，優(yōu)選地，對于所述組合反應器，其下部設置的垂直套 管式擴徑提升管占整個組合反應器總高度的5-30%。來自再生器的催化劑(再生催化劑)可以直接進入各個反應區(qū)，與各種催化原料 進行催化裂化反應。在本發(fā)明提供的上述方法中，優(yōu)選地，設置至少一個再生催化劑冷卻 器，對來自再生器的催化劑(再生催化劑)的溫度先按照下述方法進行處理使催化劑(再 生催化劑)先被冷卻到580-670°C再進入所述組合反應器的下反應區(qū)的內管反應區(qū)。在本發(fā)明提供的上述方法中，優(yōu)選地，可以設置至少一個再生催化劑冷卻器，對來 自再生器的催化劑(再生催化劑)的溫度先按照下述方法進行處理使催化劑(再生催化 劑)先被冷卻到620-670°C再進入組合反應器的下反應區(qū)的環(huán)形反應區(qū)。在本發(fā)明提供的上述方法中，優(yōu)選地，也可以設置至少兩個再生催化劑冷卻器，同 時對進入內管反應區(qū)和環(huán)形反應區(qū)的催化劑(再生催化劑)進行處理，處理方法與上述的 方法相同。在本發(fā)明提供的上述方法中，優(yōu)選地，對于劣質催化原料的環(huán)形反應區(qū)，可以在環(huán)形反應區(qū)的中部或上部注入急冷劑，以控制該反應區(qū)內的反應溫度，該急冷劑包括水、回煉 油、汽油、柴油、污油或其混合物，注入量為劣質催化原料量的l-10wt%。在本發(fā)明提供的上述方法中，優(yōu)選地，對于在下反應區(qū)完成反應完成并混合進入 上反應區(qū)的油氣和催化劑，可以在其通過上反應區(qū)之后利用油氣分離機構實現(xiàn)反應油氣與 催化劑的分離。本發(fā)明所定義的“優(yōu)質催化原料”和“劣質催化原料”，是指煉油廠通過蒸餾或溶劑 萃取方法，將通常作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、組成截然 不同的兩部分，對于餾程較低、殘?zhí)恐敌∮?. 0wt%的部分，作為“優(yōu)質催化原料”，對于餾程 范圍較高、殘?zhí)恐荡笥?. Owt%的部分，作為“劣質催化原料”。煉油廠中，最具代表性的“優(yōu)質催化原料”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“優(yōu)質催化原料”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)恐翟?2. Owt %以下，這一切割點越高，優(yōu)質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 根據反應特性的差異，按其殘?zhí)恐颠M行分級的內涵。本發(fā)明是通過對原料油的餾分切割提 供優(yōu)質和劣質催化原料，劃分的依據是餾分的殘?zhí)恐担碚撋现v，殘?zhí)恐登≡?. 0wt%的情 況應該很少，此時餾分的劃分結果可以根據具體情況決定，但從工業(yè)生產上綜合考慮，殘?zhí)?值為2. Owt %的餾分屬于優(yōu)質催化原料。在本發(fā)明提供的上述方法中，優(yōu)質催化原料、劣質催化原料分別在下反應區(qū)的內 管反應區(qū)、環(huán)形反應區(qū)中與催化劑進行接觸、反應，然后經過混合再進入上反應區(qū)，在上反 應區(qū)中繼續(xù)進行反應。采用這種方式，可以避免性質差別很大的原料相互干擾，使劣質催化 原料發(fā)生初步反應，使其性質改善后進一步與優(yōu)質催化原料一起反應，可以顯著提高反應 效率，并增加目的產品的產量。本發(fā)明還提供了一種能夠實現(xiàn)上述的重油串并聯(lián)多區(qū)催化裂化的方法的裝置，該 裝置至少包括催化劑再生器和組合反應器，其中所述組合反應器為垂直套管式擴徑提升管加輸送床的組合反應器，其上部為輸送 床，下部為垂直套管式擴徑提升管，該垂直套管式擴徑提升管具有內管和外管，其內管中形 成內管區(qū)域，內管與外管之間形成環(huán)形區(qū)域；所述催化劑再生器至少設置二個催化劑輸送管，分別與所述內管區(qū)域的底部、所 述環(huán)形區(qū)域的底部連通，且各催化劑輸送管中均設置用于控制再生催化劑流量的滑閥；組 合反應器的出口端與催化劑再生器中的油氣分離器連通。在本發(fā)明提供的上述裝置中，優(yōu)選地，該裝置還可以包括至少一個再生催化劑冷 卻器，其設置方式包括下述之一或其組合該再生催化劑冷卻器串接于催化劑再生器與所述內管區(qū)域之間的催化劑輸送管 中；
該再生催化劑冷卻器串接于催化劑再生器與所述環(huán)形區(qū)域之間的催化劑輸送管 中。在本發(fā)明提供的上述裝置中，優(yōu)選地，垂直套管式擴徑提升管的內管與外管的管 徑之比為1 1. 1-10。本發(fā)明提供的上述重油串并聯(lián)多區(qū)催化裂化的方法和裝置，通過將催化裂化反應 裝置分成上、下兩個串聯(lián)的反應區(qū)，同時將下反應區(qū)分成內、外兩個并聯(lián)的反應區(qū)，在不同 的反應區(qū)對切割分級后的原料油采用各自優(yōu)化的工藝條件進行催化裂化反應，有效避免了 常規(guī)催化裂化提升管反應器內劣質催化原料與優(yōu)質催化原料間發(fā)生惡性吸附競爭及對反 應產生阻滯作用，同時也能夠克服了原料的劣質部分在常規(guī)提升管反應器內反應深度不足 的問題，顯著提高輕質油及液收率，一定程度上解決煉廠催化裂化原料日益劣質化問題。本發(fā)明方法適用所有類型的催化裂化催化劑。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、垂直套管式擴徑提升管加輸送床組合反 應器、催化劑冷卻器等，均為石油加工領域的常用設備，按照本發(fā)明工藝要求進行適當改造 和組裝即可投入使用，利于工業(yè)化實施。


圖1為本發(fā)明實施例1的工藝流程及裝置示意圖；圖2為本發(fā)明實施例2的工藝流程及裝置示意圖；圖3為本發(fā)明實施例3的工藝流程及裝置示意圖。
具體實施例方式為了對本發(fā)明的技術特征、目的和有益效果有更加清楚的理解，現(xiàn)參照說明書附 圖對本發(fā)明的技術方案進行以下詳細說明，但不能理解為對本發(fā)明的可實施范圍的限定。實施例1參見圖1所示的工藝流程以及裝置示意圖，在重油催化裂化反應裝置的催化劑再 生器4旁設置一組合反應器1，該組合反應器1為垂直套管式擴徑提升管加輸送床組合反應 器，其上部為輸送床，形成上反應區(qū)23，下部為垂直套管式擴徑提升管，形成下反應區(qū)，該垂 直套管式擴徑提升管具有內管和外管，內管與外管的管徑之比為1 (1.1-10)，其中，內管 中形成內管區(qū)域，即內管反應區(qū)21，內管與外管之間形成環(huán)形區(qū)域，即環(huán)形反應區(qū)22，上述 垂直套管式擴徑提升管占整個組合反應器總高度的5-30% ；催化劑再生器4中的一部分高溫催化劑(高溫再生催化劑)通過催化劑輸送管6 和再生催化劑滑閥7進入組合反應器1的下反應區(qū)中的內管反應區(qū)21內，并在提升氣體16 的提升作用下向上流動與優(yōu)質催化原料油15 (對原料油事先進行蒸餾切割，餾程范圍的最 高點小于580°C，且殘?zhí)恐敌∮?. 5wt%的原料油，以下實施例相同)接觸混合、反應；下反 應區(qū)中的內管反應區(qū)21的工藝條件為優(yōu)質催化原料的預熱溫度為100-300°C，進入組合 反應器前再生催化劑的溫度為680-710°C，劑油比(進入內管反應區(qū)的催化劑與優(yōu)質催化 原料之比)5-10，反應時間為2. 0-3. Os,反應后的油氣與催化劑進入下反應區(qū)的頂部，與來 自環(huán)形反應區(qū)22的油氣與催化劑混合后，經一變徑管道進入上反應區(qū)23的底部；催化劑再生器4中的另一股高溫催化劑(高溫再生催化劑)通過催化劑輸送管8和再生催化劑滑閥9進入提升管下反應區(qū)的內管與外管之間的環(huán)形反應區(qū)22內，由提升介 質通過一個環(huán)形分布器在其內部進行流化提升，并與劣質催化原料14(對原料油事先進行 蒸餾切割，餾程范圍高于580°C的分級原料油，以下實施例相同)接觸混合，反應；下反應區(qū) 中的環(huán)形反應區(qū)22工藝條件為劣質催化原料的預熱溫度為150-300°C，進入組合反應器 前再生催化劑的溫度為680-710°C，劑油比(進入環(huán)形反應區(qū)的催化劑與劣質催化原料之 比)為5-10，反應時間為2. 0-10. Os,反應溫度為450-550°C，床層線速度為0. 5-4. 5m/s ； 為了控制反應溫度，在下反應區(qū)中的環(huán)形反應區(qū)22的中上部注入急冷劑19，該急冷劑包括 水、回煉油、汽油、柴油、污油或其混合物，注入量為劣質催化原料量的l-10wt% ；反應后的 油劑與內管反應區(qū)的油劑在下反應區(qū)的頂部與來自內管反應區(qū)的油氣和催化劑混合之后， 經一變徑管道進入上反應區(qū)23的底部，通過反應區(qū)23進入油氣分離系統(tǒng)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，后經過催化劑輸 送管18進入再生器4進行燒焦再生。實施例2參見圖2所示的工藝流程以及裝置示意圖，其是在實施例1中的催化劑再生器4 旁再設置一再生催化劑冷卻器60，該再生催化劑冷卻器設置再生器4的出口與滑閥7之 間；催化劑再生器4中的一部分高溫催化劑(高溫再生催化劑)通過催化劑輸送管 70進入再生劑冷卻器60，冷卻介質由入口 61通入，并經出口 62流出，將進入該冷卻器60 的再生催化劑的溫度由680-710°C降低至580-670°C，冷卻后的催化劑經再生斜管71 (實 際就是滑閥7與內管上的入口之間的輸送管，業(yè)內也將其稱為斜管，以下實施例相同)和 再生催化劑滑閥7進入垂直套管式擴徑提升管的內管反應區(qū)21內，并在提升氣體16的提 升作用下向上流動與優(yōu)質催化原料15接觸混合、反應；下反應區(qū)中的內管反應區(qū)21的工 藝條件為優(yōu)質催化原料的預熱溫度為100-300°C，進入組合反應器前再生催化劑的溫度 為580-670°C，劑油比為7-10，反應時間為2. 0-3. Os，反應后的油氣與催化劑進入下反應區(qū) 的頂部，與來自環(huán)形反應區(qū)22的油氣與催化劑混合后，經一變徑管道進入上反應區(qū)23的底 部；催化劑再生器4中的另一股高溫催化劑(高溫再生催化劑)通過催化劑輸送管8 和再生催化劑滑閥9進入提升管下反應區(qū)的內管與外管之間的環(huán)形反應區(qū)22內，由提升介 質通過一個環(huán)形分布器在其內部進行流化提升，并與劣質催化原料14接觸混合，反應；下 反應區(qū)中的環(huán)形反應區(qū)22工藝條件為劣質催化原料的預熱溫度為150-300°C，進入組合 反應器前再生催化劑的溫度為680-710°C，劑油比為5-10，反應時間為2. 0-10. Os，反應溫 度為450-550°C，床層線速度為0. 5-4. 5m/s ；為了控制反應溫度，在下反應區(qū)中的環(huán)形反應 區(qū)22的中上部注入急冷劑19，該急冷劑包括水、回煉油、汽油、柴油、污油或其混合物，注入 量為劣質催化原料量的l-10wt% ；反應后的油劑與內管反應區(qū)的油劑在下反應區(qū)的頂部與 來自內管反應區(qū)的油氣和催化劑混合之后，經一變徑管道進入上反應區(qū)23的底部，通過反 應區(qū)23進入油氣分離系統(tǒng)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，后經過催化劑輸送管18進入再生器4進行燒焦再生。實施例3參見圖3所示的工藝流程以及裝置示意圖，其是在實施例1中的催化劑再生器4旁再設置兩個再生催化劑冷卻器60和80，或者是在實施例2中的催化劑再生器4旁再設置 一個再生催化劑冷卻器80 ；催化劑再生器4中的一部分高溫催化劑(高溫再生催化劑)通過催化劑輸送管70 進入再生劑冷卻器60，冷卻介質由入口 61通入，并經出口 62流出，將進入該冷卻器60的 催化劑(再生催化劑)的溫度由680-710°C降低至580-670°C，冷卻后的催化劑經再生斜管 71和再生催化劑滑閥7進入垂直套管式擴徑提升管的內管反應區(qū)21內，并在提升氣體16 的提升作用下向上流動與優(yōu)質催化原料15接觸混合、反應；下反應區(qū)中的內管反應區(qū)21的 工藝條件為優(yōu)質催化原料的預熱溫度為100-300°C，進入組合反應器前再生催化劑溫度 為580-670°C，劑油比為7-10，反應時間為2. 0-3. Os，反應后的油氣與催化劑進入下反應區(qū) 的頂部，與來自環(huán)形反應區(qū)22的油氣與催化劑混合后，經一變徑管道進入上反應區(qū)23的底 部；催化劑再生器4中另一股高溫催化劑(高溫再生催化劑)通過催化劑輸送管90 進入再生劑冷卻器80，冷卻介質由入口 81通入，并經出口 82流出，將進入該冷卻器80的 再生催化劑的溫度由680-710°C降低至620-670°C，冷卻后的催化劑經再生斜管91和再生 催化劑滑閥9進入提升管下反應區(qū)中的內管與外管之間環(huán)形區(qū)反應區(qū)22內，由提升介質通 過一個環(huán)形分布器在其內部進行流化提升，并與劣質催化原料14接觸混合，反應；下反應 區(qū)的環(huán)形反應區(qū)22的工藝條件為劣質催化原料的預熱溫度控制為150-300°C，進入組合 反應器前再生催化劑的溫度為620-670°C，劑油比為5-7，反應時間為2. 0-10. Os，反應溫度 為450-550°C，床層線速度為0. 5-4. 5m/s ；為了控制反應溫度，在下反應區(qū)中的環(huán)形反應區(qū) 22的中上部注入急冷劑19，該急冷劑包括水、回煉油、汽油、柴油、污油或其混合物，注入量 為劣質催化原料量的l-10wt% ；反應后的油劑與內管反應區(qū)的油劑在下反應區(qū)的頂部與來 自內管反應區(qū)的油氣和催化劑混合之后，經一變徑管道進入上反應區(qū)23的底部，通過反應 區(qū)23進入油氣分離系統(tǒng)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，后經過催化劑輸送管18進入再生器4進行燒焦再生。本實施例提供的上述裝置中，也可以是在實施例1中的催化劑再生器4旁再設置 一個再生催化劑冷卻器，使該再生催化劑冷卻器的入口通過兩根輸送管分別與催化劑再生 器兩股催化劑的出口相連通，同時使該再生催化劑冷卻器的出口分別與垂直套管式擴徑提 升器相應的入口相連通，利用一個再生催化劑冷卻器實現(xiàn)對兩股催化劑的冷卻。本發(fā)明針對重油催化裂化原料存在反應特性的差異，提出了一種按其餾程進行分 級，然后分別進入催化裂化裝置反應器系統(tǒng)中不同反應區(qū)內進行轉化的方法。該發(fā)明針對 不同性質原料進行催化裂化反應需要不同的能量及催化環(huán)境，其優(yōu)點在于，通過將催化裂 化反應器分為相互串聯(lián)的上、下兩個反應區(qū)，其中，下反應區(qū)通過采用一個垂直套管結構， 又將其分為相互并聯(lián)的內、外兩個獨立反應區(qū)，讓優(yōu)質催化原料進入內管反應區(qū)，而劣質催 化原料進入內管與外管之間的環(huán)形反應區(qū)，實現(xiàn)為不同性質原料的裂化反應提供獨立的反 應區(qū)域，并且不同反應區(qū)域采用各自優(yōu)化的工藝條件，此外還可以通過增設催化劑冷卻器 來降低劑油接觸溫差、實現(xiàn)大劑油比，從而提高了反應器系統(tǒng)內催化劑的整體活性，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劣質催化原料與優(yōu)質 催化原料間發(fā)生惡性吸附競爭及對反應產生阻滯作用，同時也克服了原料的劣質部分在常 規(guī)提升管反應器內反應深度不足的問題，顯著提高輕質油及液收率。
實例為驗證本發(fā)明的效果，采用實施例3提供的裝置和工藝流程，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，試驗結果列于表1。采用該發(fā)明后，對原來的催化原料進行分餾切割分別得到優(yōu)質催化原料和劣質催 化原料(性質見表1)，將優(yōu)質催化原料和劣質催化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，采用該實施例 的技術方案可以使輕質油收率(以汽油+柴油計)提高1. 8個百分點，液收率提高2. 2個 百分點(以液化氣+汽油+柴油計)，干氣和焦炭產率明顯降低。詳細產品分布可見表3。表1重油原料性質
權利要求
1.一種重油串并聯(lián)多區(qū)催化裂化的方法，該方法包括將重油原料分為優(yōu)質催化原料和劣質催化原料，其中，所述優(yōu)質催化原料的殘?zhí)恐敌?于2. Owt %，所述劣質催化原料的殘?zhí)恐荡笥?. Owt % ；在再生器旁設置組合反應器，該組合反應器的上部形成上反應區(qū)，其下部設置一垂直 套管式擴徑提升管形成下反應區(qū)，該垂直套管式擴徑提升管的內管中形成內管反應區(qū)，其 內管與外管之間形成環(huán)形反應區(qū)；使來自再生器的一股催化劑在提升氣體的作用下，由下反應區(qū)的底部進入內管反應 區(qū)，與優(yōu)質催化原料在內管反應區(qū)中接觸，并發(fā)生催化裂化反應，反應后的油氣與催化劑進 入下反應區(qū)的頂部；使來自再生器的另一股催化劑進入環(huán)形反應區(qū)，在提升介質的流化提升作用下與劣質 催化原料在環(huán)形反應區(qū)中接觸，并發(fā)生催化裂化反應，反應后的油氣與催化劑進入下反應 區(qū)的頂部；來自內管反應區(qū)的油氣與催化劑和來自環(huán)形反應區(qū)的油氣與催化劑在下反應區(qū)的頂 部混合后，通過上反應區(qū)并在油氣與催化劑分離后引出反應系統(tǒng)，分離后的催化劑經再生 器燒焦再生而循環(huán)使用。
2.如權利要求1所述的方法，其中，下反應區(qū)的內管反應區(qū)的反應條件為優(yōu)質催化原 料的預熱溫度為100-300°C，劑油比為5-10，反應時間為2. 0-3. Os ；下反應區(qū)的環(huán)形反應區(qū)的反應條件為劣質催化原料的預熱溫度為150-300°C，劑油 比為5-10，反應時間為2. 0-10. Os，反應溫度為450-550°C，床層線速度為0. 5-4. 5m/s。
3.如權利要求2所述的方法，其中，進入內管反應區(qū)的催化劑的溫度和/或進入環(huán)形反 應區(qū)的催化劑的溫度為680-710°C。
4.如權利要求2所述的方法，其中，對于所述組合反應器，其下部設置的垂直套管式擴 徑提升管占整個組合反應器總高度的5-30%。
5.如權利要求2所述的方法，其中，設置至少一個再生催化劑冷卻器，對來自再生器的 催化劑的溫度先按照下述方法進行處理使催化劑先被冷卻到580-670°C再進入所述組合 反應器的下反應區(qū)的內管反應區(qū)。
6.如權利要求2或5所述的方法，其中，設置至少一個再生催化劑冷卻器，對來自再生 器的催化劑的溫度先按照下述方法進行處理使催化劑先被冷卻到620-670°C再進入所述 組合反應器的下反應區(qū)的環(huán)形反應區(qū)。
7.如權利要求1-6任一項所述的方法，其中，對于劣質催化原料的環(huán)形反應區(qū)，在所述 環(huán)形反應區(qū)的中部或上部注入急冷劑，以控制該反應區(qū)內的反應溫度，所述急冷劑包括水、 回煉油、汽油、柴油、污油或其混合物，注入量為劣質催化原料量的l-10wt%。
8.實現(xiàn)權利要求1-7任一項所述的重油串并聯(lián)多區(qū)催化裂化的方法的裝置，該裝置至 少包括催化劑再生器和組合反應器，其中所述組合反應器為垂直套管式擴徑提升管加輸送床的組合反應器，其上部為輸送床， 下部為垂直套管式擴徑提升管，該垂直套管式擴徑提升管具有內管和外管，其內管中形成 內管區(qū)域，內管與外管之間形成環(huán)形區(qū)域；所述催化劑再生器至少設置二個催化劑輸送管，分別與所述內管區(qū)域的底部、所述環(huán) 形區(qū)域的底部連通，且各催化劑輸送管中均設置用于控制再生催化劑流量的滑閥；組合反應器的出口端與催化劑再生器中的油氣分離器連通。
9.如權利要求8所述的裝置，其中，該裝置還包括至少一個再生催化劑冷卻器，其設置 方式包括下述之一或其組合該再生催化劑冷卻器串接于催化劑再生器與所述內管區(qū)域之間的催化劑輸送管中； 該再生催化劑冷卻器串接于催化劑再生器與所述環(huán)形區(qū)域之間的催化劑輸送管中。
10.如權利要求8所述的裝置，其中，所述垂直套管式擴徑提升管的內管與外管的管徑 之比為1 1. 1-10。
全文摘要
本發(fā)明涉及一種重油串并聯(lián)多區(qū)催化裂化的方法及裝置。本發(fā)明提供的上述方法和裝置，通過將催化裂化反應器分為相互串聯(lián)的上、下反應區(qū)，下反應區(qū)通過采用一個垂直套管結構，又分為相互并聯(lián)的兩個反應區(qū)，讓優(yōu)質催化原料進入內管反應區(qū)，而劣質催化原料進入內管與外管之間的環(huán)形反應區(qū)，并且不同反應區(qū)域采用各自優(yōu)化的工藝條件，還可通過增設催化劑冷卻器來降低劑油接觸溫差、實現(xiàn)大劑油比，提高反應器系統(tǒng)內催化劑的整體活性，降低熱裂化副反應發(fā)生的程度，有效避免常規(guī)催化裂化提升管反應器內劣質催化原料與優(yōu)質催化原料間發(fā)生惡性吸附競爭及對反應產生阻滯作用，同時也克服了原料的劣質部分在常規(guī)提升管反應器內反應深度不足的問題。
文檔編號C10G51/00GK102102025SQ200910242920
公開日2011年6月22日 申請日期2009年12月17日 優(yōu)先權日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)