專利名稱：一種降低汽油烯烴的催化裂化工藝與裝置的制作方法
技術領域：
本發(fā)明涉及在不存在氫的情況下，烴油的催化裂化領域，特別涉及一種降低汽油烯烴的催化裂化工藝及裝置。
背景技術：
目前，常規(guī)的單根或多根提升管式催化裂化裝置，存在以下幾方面的問題第一， 是再生器溫度無法實現(xiàn)靈活控制，催化劑的再生溫度一般都高于650°C，使提升管反應器中油劑瞬間接觸溫度較高，過高的油劑接觸溫度會加劇熱裂化反應、降低催化裂化反應的程度，結果是產(chǎn)品分布惡化，干氣和焦炭產(chǎn)率上升、總液體收率下降(總液體收率指液化氣產(chǎn)率、汽油產(chǎn)率和柴油產(chǎn)率之和)，由于較高的再生催化劑溫度，受裝置熱平衡限制，使重油提升管反應器的劑油比相對較小，一般為5 8 (提升管反應器的劑油比為提升管反應器內催化劑的重量循環(huán)量與重油提升管反應器進料的重量流量之比)；第二，由于提升管式反應器的長度決定了原料的反應時間(一般在4s左右)。過長的反應時間在提高原料單程轉化率的同時也加劇了原料裂化生成物的二次反應，使裂化氣產(chǎn)率增加，從而降低了汽、柴油餾分的收率；第三，由于提升管式反應器中的油氣線速高于催化劑線速而造成結炭催化劑的滑落而形成返混，由此，在提升管式反應器原料噴嘴上部，結炭滑落的催化劑與霧化原料和初期裂化生成物再次接觸，從而惡化了產(chǎn)品分布，降低了催化劑對原料裂化的產(chǎn)品選擇性； 第四，由于再生器燒焦能力及燒焦效率相對較低，使再生器的尺寸較大和催化劑藏量較高， 造成設備投資相對較大。另外，催化裂化作為石油二次加工的主要手段在我國占有極其重要的地位。由于催化裂化的工藝特點及其原料的日趨變重，催化裂化汽油烯烴含量在40 60v%之間，其硫含量也呈上升趨勢。由于我國催化裂化裝置總加工量過大，產(chǎn)品結構不合理，其中催化裂化汽油在我國汽油產(chǎn)品中的份額達70%以上，致使成品汽油中的烯烴含量嚴重超標，遠高于我國現(xiàn)在執(zhí)行的國III油品質量要求汽油的烯烴含量不大于35v%的標準。利用傳統(tǒng)的加氫精制雖然能夠將汽油中的烯烴降到很低，但卻大幅度的損失了辛烷值。因此，目前國內各研究機構針對降低汽油烯烴含量開發(fā)了各種技術，中石化石油化工科學研究院開發(fā)了降低催化汽油烯烴含量的GOR系列催化劑(《石油煉制與化工》2002年7期第5 8頁)， 這種催化劑通過引入氧化物表面改性的Y型沸石和改性ZRP沸石，具有很高的氫轉移活性和較高的異構化活性，可以使FCC汽油烯烴降低10個百分點左右。中石化洛陽石化工程公司煉制研究所開發(fā)了降低催化汽油烯烴含量的LAP系列助劑(《煉油設計》2001年9期第 23 27頁)，這種助劑以多金屬氧化物改性的擇形沸石為主要活性組分，具有很高的汽油烯烴芳構化活性和較高的烯烴裂化活性，催化劑中加入5%的LAP助劑時，可以使FCC汽油烯烴降低10個百分點左右。在工藝方法上，中石化石油化工科學研究院開發(fā)了具有降低汽油烯烴含量功能的MGD工藝(《石油煉制與化工》2002年2期第19 22頁)，MGD工藝把常規(guī)FCC主提升管反應器分為兩段，下段作為汽油改質反應區(qū)，上段作為FCC主提升管反應區(qū)，利用大劑油比和高活性催化劑改質汽油，該工藝要兼顧主提升管重油催化裂化的反應條件，汽油改質的量有限，降烯烴幅度也不太理想，可使FCC汽油烯烴降低10 12個百分
點ο中國專利ZL200510017751. 5所涉及再生催化劑降溫技術是利用催化裂化雙提升管的技術優(yōu)勢，將輕烴提升管反應后保留有高剩余活性(相當于再生劑活性的90%)、低溫 (500°C左右)的待生劑部分或全部返回重油提升管底部設置的混合器，在混合器中與來自再生器的再生催化劑混合后進入重油提升管與重油接觸反應。由于混合器中兩股催化劑的熱交換作用使混合催化劑的溫度有效下降至630°C左右，進入重油提升管與重質原料接觸反應，使劑油比得到顯著提高，并有效降低了裝置的干氣、焦炭產(chǎn)率，液體收率提高，產(chǎn)品分布得到改善。催化汽油經(jīng)過輕烴提升管改質，改質后汽油烯烴含量降至10 25v%，降幅 25 50個百分點；汽油辛烷值(RON)提高0. 1 2個單位；汽油硫含量降低20 40%。但該技術存在以下幾點不足1.再生器溫度無法實現(xiàn)靈活控制，該技術優(yōu)勢僅體現(xiàn)于兩根以上提升管的催化裂化裝置。2.由于該技術為傳統(tǒng)的提升管式催化裂化，仍表現(xiàn)出了反應時間長、干氣及焦炭產(chǎn)率相對高、產(chǎn)品分布相對差、再生器燒焦能力低及裝置能耗高的不足。 3.劣質汽油改質時與再生催化劑接觸溫度高，且反應時間長導致裝置的干氣和焦炭產(chǎn)率進一步增加，改質汽油收率降低。中國專利ZL97106088.6所涉及的分子篩催化劑高效再生工藝技術主要包括
1.待生催化劑在第一根再生管再生后進入外置旋風分離器組，經(jīng)料腿進入第二根再生管。
2.第二根再生管外置旋風分離器組料腿直接進入外取熱器，經(jīng)底部斜管進入提升管反應器。技術燒焦時間在10秒以內，燒焦強度(每小時、每噸催化劑的燒碳量)是現(xiàn)有技術的 10倍左右。但該技術也存在以下兩點不足1.采用提升管式反應器而無法實現(xiàn)原料短反應時間。2.工藝過程及操作復雜，工程上難以實施。3.該技術不涉及劣質汽油改質。中國專利ZL93242428. 7所涉及的一種催化裂化提升管燒焦再生器技術特點為 提升管再生器上設有多段空氣進氣口進行待生催化劑再生，強化了待生催化劑的燒焦再生過程，其結構簡單，操作方便。但該技術存在提升管式反應器而無法實現(xiàn)原料短反應時間操作。該技術也不涉及劣質汽油改質。美國專利USP :546沈52所涉及的工藝技術特點為1.反應沉降器上部設置催化劑混合罐，混合罐采用水蒸汽進行催化劑的均勻混合；反應沉降器頂部設置混合催化劑室，催化劑由混合催化劑室中心開口進入反應沉降器。2.催化劑與原料的反應以及待生催化劑的汽提均在反應沉降器中進行，催化劑流動方向向下，噴嘴的原料噴射方向與催化劑流動方向成90°夾角，反應沉降器外掛旋風分離器。3. —部分待生催化劑由第一根氣升管提升至再生器進行燒焦再生，另一部分待生催化劑由第二根氣升管提升至催化劑混合罐，再生后的催化劑由第三根氣升管提升至催化劑混合罐與待生催化劑混合來降低進入反應沉降器的混合催化劑溫度。由于以上特征，美國專利USP =5462652技術在反應沉降器中實現(xiàn)原料短反應時間，低油劑接觸溫度，大劑油比操作，使裝置的干氣、焦炭產(chǎn)率下降，液體收率提高，產(chǎn)品分布得到改善。但該技術仍存在以下幾點不足1.采用常規(guī)催化裂化再生器，其燒焦能力低。2.參與反應的催化劑為再生后的催化劑和待生催化劑的混合物，該混合催化劑對原料的裂化活性必然受到影響，也勢必對產(chǎn)品分布帶來不利影響。3.工藝過程及操作復雜。4.該工藝不涉及劣質汽油改質技術。因此，降低和控制再生催化劑的溫度、提高重油催化裂化反應和劣質汽油改質的劑油比，縮短其反應時間、并采用管式燒焦提高再生燒焦能力及燒焦效率，降低總的干氣 (甚至包括液化氣)和焦炭產(chǎn)率以及提高改質汽油收率對改善催化裂化反應的產(chǎn)品分布和產(chǎn)品性質、降低裝置能耗、降低再生器的催化劑藏量，縮小再生器尺寸，減少設備投資具有重要的作用。

發(fā)明內容
本發(fā)明所要解決的技術問題是現(xiàn)有的催化裂化工藝處于再生器的催化劑溫度無法靈活控制、再生催化劑與原料的接觸溫度高、反應時間長、劑油比低及裝置燒焦能力低等。本發(fā)明提供一種降低汽油烯烴的催化裂化工藝，該工藝及裝置實現(xiàn)了在催化裂化裝置上實施待生催化劑管式燒焦再生并控制再生器的催化劑溫度(580 650°C之間)，重油催化裂化和劣質汽油改質均采用低油劑接觸溫度、短反應時間(反應時間在0. 01 1. Os 之間)、大劑油比(5 30)進行操作，達到降低裂化氣(包括干氣和液化氣)和焦炭產(chǎn)率、 大幅提高汽油和柴油餾分收率、改善汽油產(chǎn)品質量的工藝目標，而且在保留現(xiàn)有的催化裂化工藝優(yōu)勢條件下本發(fā)明提供一種降低汽油烯烴的催化裂化工藝，其步驟為1)再生器內的再生催化劑分兩路向下進入反應沉降器，分別與重質進料和劣質汽油進料接觸反應，反應后物流進行分離，分離出的反應生成油氣進入分餾系統(tǒng)進行分餾，分離出的待生催化劑進入步驟2)；2)來自步驟1)的待生催化劑進入管式燒焦器進行燒焦再生，再生的催化劑進入再生器中的旋風分離器進行催化劑與煙氣分離，分離后的煙氣排出再生器，分離后的半再生催化劑進入再生器催化劑密相床進行燒焦再生，再生后的再生催化劑進入到1)。所述一種降低汽油烯烴的催化裂化工藝，重質進料和劣質汽油進料分別經(jīng)噴嘴進入反應沉降與催化劑器接觸反應。所述一種降低汽油烯烴的催化裂化工藝，重質進料和劣質汽油進料與催化劑逆向接觸反應，或者重質進料與催化劑同向接觸反應，劣質汽油進料與催化劑逆向接觸反應，或者重質進料與催化劑逆向接觸反應，劣質汽油進料與催化劑同向接觸反應。所述一種降低汽油烯烴的催化裂化工藝，重質進料和劣質汽油進料與催化劑同向接觸反應，或者重質進料與催化劑同向接觸反應，劣質汽油進料與催化劑逆向接觸反應，或者重質進料與催化劑逆向接觸反應，劣質汽油進料與催化劑同向接觸反應。所述一種降低汽油烯烴的催化裂化工藝，待生催化劑經(jīng)汽提后進入管式燒焦器下部進行燒焦再生。所述一種降低汽油烯烴的催化裂化工藝，特征在于進入反應沉降器中的再生催化劑溫度為580 650°C，重質原料油與再生催化劑的接觸反應時間為0. 01 1. Os ；反應溫度為480 580°C，劑油比為5 30，催化劑來自重油裂化的再生催化劑輸送管，反應絕對壓力為0. 15 0. 40MPa ；劣質汽油與再生催化劑的接觸反應時間為0. 01 1. Os ；反應溫度為400 550°C，劑油比為5 30，催化劑來自劣質汽油改質的再生催化劑輸送管，反應絕對壓力為0. 15 0. 40MPa ；本發(fā)明催化裂化工藝的進一步特征在于管式燒焦器內的燒焦溫度為600 720°C，空氣線速為1.0 5m/s，燒焦強度為300 1000kg/t.h，燒焦時間8 40s。再生器催化劑密相床溫度為580 650°C。本發(fā)明還提供一種降低汽油烯烴的催化裂化裝置，其特征在于該裝置包括再生器、反應沉降器、管式燒焦器，旋風分離器、主風分布管，進料噴嘴，再生器通過兩根再生催化劑輸送管與反應沉降器相連通，反應沉降器的下部設有沉降汽提段，沉降汽提段與管式燒焦器相連通，管式燒焦器與再生器內的旋風分離器相連通。本發(fā)明催化裂化裝置的進一步特征在于沉降汽提段通過待生斜管與管式燒焦器相連通。本發(fā)明催化裂化裝置的進一步特征在于再生器設置在反應沉降器上方。本發(fā)明催化裂化裝置的進一步特征在于重油裂化的再生催化劑輸送管和劣質汽油改質的再生催化劑輸送管入口均設置在再生器的再生器催化劑密相床上部，出口設置在反應沉降器的內，出口與沉降器中的待生催化劑密相床界面的水平高度為2 6米。本發(fā)明催化裂化裝置的進一步特征在于重油裂化的再生催化劑輸送管和劣質汽油改質的再生催化劑輸送管均采用橫截面為圓形。本發(fā)明催化裂化裝置的進一步特征在于反應沉降器中的重質進料噴嘴和劣質汽油進料噴嘴出口方向與再生催化劑流動方向相同，進料噴嘴出口端與的再生催化劑輸送管出口端平齊。本發(fā)明催化裂化裝置的進一步特征在于反應沉降器中的重質進料噴嘴和劣質汽油進料噴嘴出口方向與再生催化劑流動方向相逆，進料噴嘴出口端與再生催化劑輸送管出口間距為2 6米，進料噴嘴出口位于反應沉降器待生催化劑密相床上方。本發(fā)明催化裂化裝置的進一步特征在于所述管式燒焦器上設置取熱器。本發(fā)明催化裂化裝置的進一步特征在于所述再生器設置外取熱器。本發(fā)明與現(xiàn)有技術相比，具有以下的有益效果1.在管式燒焦器中，燒焦空氣流量可靈活調整，而且單位時間的待生催化劑量進入管式燒焦器底部始終與足量的、富含氧的燒焦新鮮空氣接觸加大了管式燒焦器的燒焦能力，使管式燒焦器燒焦強度增大，提高了管式燒焦器的燒焦效率。管式燒焦器可燒去待生催化劑上70 80%的焦炭。管式燒焦器燒焦溫度為600 720°C、空氣線速為1. 0 5m/s、 燒焦時間8 40s ；管式燒焦器燒焦強度(每小時、每噸催化劑的燒碳量)為300 IOOOkg/ (t.h)，管式燒焦器與常規(guī)催化裂化裝置再生方式相比具有較強的燒焦能力和更靈活的操作彈性。2.重油催化裂化以及劣質汽油改質的油劑接觸溫度高會加劇原料的熱裂化反應、 降低催化裂化反應的程度，結果是產(chǎn)品分布惡化，干氣和焦炭產(chǎn)率上升、總液體收率下降 (總液體收率指液化氣產(chǎn)率、汽油產(chǎn)率和柴油產(chǎn)率之和)。采用再生器主風冷卻再生催化劑技術，可有效控制再生催化劑溫度在580 650°C之間，從而降低再生催化劑與原料的接觸溫度，達到降低裝置的干氣、焦炭產(chǎn)率，提高液體收率，改善產(chǎn)品分布，提高煉廠的經(jīng)濟效益的目的。3.重質原料催化裂化過程中，較長的反應時間在提高原料單程轉化率的同時也加劇了原料裂化生成物的二次反應，使裂化氣產(chǎn)率增加，從而降低了汽、柴油餾分的收率；大劑油比操作可以彌補由于短反應時間所帶來的原料單程轉化率下降因素。采用再生催化劑與原料的短反應時間(反應時間在0. 01 1. Os之間)、大劑油比5 30操作，可降低了裝置的裂化氣(包括干氣和液化氣)產(chǎn)率，使汽、柴油餾分的收率得到增加，提高了石油資源的利用率。4.劣質汽油在短反應時間、低油劑接觸溫度、大劑油比的條件下進行改質時，裂化氣(液化氣+干氣)和焦炭產(chǎn)率低，改質汽油收率高。經(jīng)過改質的催化汽油，汽油烯烴含量可降至15 35v%，可滿足我國現(xiàn)在執(zhí)行的國III油品質量要求汽油的烯烴含量不大于35v%的標準。改質后的汽油辛烷值(RON)提高0. 1 1個單位；汽油硫含量降低15 25%。5.裝置干氣、焦炭產(chǎn)率下降，可使裝置的能耗降低。管式燒焦器燒焦強度大可降低再生器的催化劑藏量，使再生器的尺寸縮小，裝置投資下降。本發(fā)明重油反應系統(tǒng)適用于常壓渣油、減壓渣油、直餾蠟油、焦化蠟油、脫浙青油、 加氫尾油、回煉油、油漿、原油、頁巖油、合成油和煤焦油等各種烴類重油的催化裂化加工。 劣質汽油改質反應系統(tǒng)適用于催化汽油、焦化汽油、直餾汽油等劣質汽油的改質。下面結合附圖具體實施方式
和實施例對本發(fā)明作進一步詳細的說明。但并不限制本發(fā)明要求保護的范圍。附圖及


圖1是本發(fā)明一種降低汽油烯烴的催化裂化裝置，進料噴嘴出口方向與再生催化劑流動方向相同示意圖。圖2是本發(fā)明另一種降低汽油烯烴的催化裂化裝置，進料噴嘴出口方向與再生催化劑流動方向相逆示意圖。1.旋風分離器，2.再生器，3.再生催化劑密相床，4.劣質汽油改質的再生催化劑輸送管，5.重油裂化的再生催化劑輸送管，6.主風分布管，7.重油裂化的再生催化劑流量控制閥，8劣質汽油改質的再生催化劑流量控制閥，9反應沉降器，10重質原料油，11待生催化劑密相床，12.反應沉降器汽提段，13.待生斜管，14.煙氣，15.再生煙氣集氣室，16.旋風分離器，17.管式燒焦器，18.主風，19.反應生成油氣，20.油氣集氣室，21.旋風分離器， 22.重質進料噴嘴，23.劣質汽油進料噴嘴，24.劣質汽油原料，25.水蒸汽，26.待生催化劑流量控制閥，27.燒焦風，28.燒焦風分布管，29.外取熱器，30.取熱器。
具體實施例方式如圖1所示本發(fā)明一種降低汽油烯烴的催化裂化方法，進料噴嘴出口方向與再生催化劑流動方向相同，具體步驟為1)再生器2內的再生催化劑分兩路向下進入反應沉降器9，分別與重質原料油10 和劣質汽油原料M同向接觸反應，進入反應沉降器中的再生催化劑溫度為580 650°C，重質原料油與再生催化劑的接觸反應時間為0. 01 1. Os ；反應溫度為480 580°C，劑油比為5 30，催化劑來自重油裂化的再生催化劑輸送管，反應絕對壓力為0. 15 0. 40MPa ；劣質汽油與再生催化劑的接觸反應時間為0. 01 1. Os ；反應溫度為400 550°C，劑油比為 5 30，催化劑來自劣質汽油改質的再生催化劑輸送管，反應絕對壓力為0. 15 0. 40MPa ； 反應后物流經(jīng)旋風分離器21進行分離，分離出的反應生成油氣19進入后續(xù)分餾系統(tǒng)進行分餾，分離出的待生催化劑進入步驟2)；
2)來自步驟1)的待生催化劑進入管式燒焦器17進行燒焦再生，管式燒焦器內的燒焦溫度為600 720°C，空氣線速為1. 0 5m/s，燒焦強度為300 1000kg/t. h，燒焦時間8 40s，半再生的催化劑進入再生器2中的旋風分離器16進行催化劑與煙氣分離，分離后的煙氣14排出再生器2，分離后的半再生催化劑進入再生器2催化劑密相床11進行燒焦再生，再生器催化劑密相床溫度為580 650°C，再生后的再生催化劑進入到1)。如圖2所示是本發(fā)明一種降低汽油烯烴的催化裂化方法，進料噴嘴出口方向與再生催化劑流動方向相逆，具體步驟為1)再生器2內的再生催化劑分兩路向下進入反應沉降器9，分別與重質原料油10 和劣質汽油原料M同向接觸反應，進料噴嘴出口端與再生催化劑輸送管出口間距為4米， 進料噴嘴出口位于反應沉降器待生催化劑密相床上方，進入反應沉降器中的再生催化劑溫度為580 650°C，重質原料油與再生催化劑的接觸反應時間為0. 01 1. Os ；反應溫度為 480 580°C，劑油比為5 30，催化劑來自重油裂化的再生催化劑輸送管，反應絕對壓力為0. 15 0. 40MPa ；劣質汽油與再生催化劑的接觸反應時間為0. 01 1. Os ；反應溫度為 400 550°C，劑油比為5 30，催化劑來自劣質汽油改質的再生催化劑輸送管，反應絕對壓力為0. 15 0. 40MPa;反應后物流經(jīng)旋風分離器21進行分離，分離出的反應生成油氣19 進入后續(xù)分餾系統(tǒng)進行分餾，分離出的待生催化劑進入步驟2)；2)來自步驟1)的待生催化劑進入管式燒焦器17進行燒焦再生，管式燒焦器內的燒焦溫度為600 720°C，空氣線速為1. 0 5m/s，燒焦強度為300 1000kg/t. h，燒焦時間8 40s，半再生的催化劑進入再生器2中的旋風分離器16進行催化劑與煙氣分離，分離后的煙氣14排出再生器2，分離后的半再生催化劑進入再生器2催化劑密相床11進行燒焦再生，再生器催化劑密相床溫度為580 650°C，再生后的再生催化劑進入到1)。來自再生器2的再生催化劑通過重油裂化的再生催化劑輸送管5、劣質汽油改質的再生催化劑輸送管4和再生催化劑流量控制閥7，8進入反應沉降器9，重質原料10和劣質汽油原料M通過重質進料噴嘴22和劣質汽油進料噴嘴23分別與進入反應沉降器9中與再生催化劑短時間同向接觸并進行反應，反應結束后，反應物流與汽提蒸汽25經(jīng)反應沉降器9中的旋風分離器21進行分離，分離出反應生成油氣19和待生催化劑，分離出的反應油氣19與汽提蒸汽25經(jīng)反應沉降器9中的油氣集氣室20進入分餾系統(tǒng)進行分餾；分離出的待生催化劑在反應沉降器9的汽提段12經(jīng)水蒸汽25汽提后通過待生斜管13及待生催化劑流量控制閥26進入管式燒焦器17底部與來自分布管觀的燒焦風27接觸并沿管式燒焦器17上行進行待生催化劑燒焦再生。通過管式燒焦器17再生后的半再生催化劑進入再生器2中的旋風分離器16進行催化劑與煙氣分離。分離后的半再生催化劑經(jīng)旋風分離器 16的料腿進入再生器2的催化劑密相床3中，主風18通過分布管6進入再生器2的底部與半再生催化劑接觸燒去半再生催化劑上的剩余焦炭并冷卻再生催化劑，再生后催化劑進入兩根再生催化劑輸送管進行循環(huán)使用。生成的煙氣14經(jīng)旋風分離器1通過再生煙氣集氣室15排出再生器2。上述的操作過程連續(xù)循環(huán)進行。圖1為所示本發(fā)明一種降低汽油烯烴的催化裂化方法，進料噴嘴出口方向與再生催化劑流動方向相同的裝置，該裝置包括再生器2、重油裂化的再生催化劑輸送管5、劣質汽油改質的再生催化劑輸送管4，重油裂化的再生催化劑流量控制閥7，劣質汽油改質的再生催化劑流量控制閥8 ；反應沉降器9、汽提段12及管式燒焦器17，再生器2通過重油裂化的再生催化劑輸送管5、劣質汽油改質的再生催化劑輸送管4與反應沉降器9相連通，再生器2與反應沉降器9之間的重油裂化的再生催化劑輸送管5、劣質汽油改質的再生催化劑輸送管4上分別設置再生催化劑流量控制閥7和8，反應沉降器9的下部為待生催化劑汽提段 12，反應沉降器9的汽提段12下方立管與待生斜管13相連通。待生斜管13中部設置待生催化劑流量控制閥沈，待生斜管13與管式燒焦器17下部相連通；管式燒焦器17出口與再生器2內的旋風分離器16相連通。旋風分離器16的料腿進入再生催化劑密相床3中。所述的再生器2包括旋風分離器1、旋風分離器16，其尺寸和結構確定符合常規(guī)提升管式催化裂化裝置再生器的一般特征。重油裂化的再生催化劑輸送管5、劣質汽油改質的再生催化劑輸送管4的管道采用橫截面為圓形的金屬管，內徑為Φ200 2000mm，其直徑根據(jù)常規(guī)單或雙提升管式催化裂化裝置再生器內的淹流管計算方法確定。所述的再生催化劑流量控制閥7和8分別設在再生器2與反應沉降器9之間相連的重油裂化的再生催化劑輸送管5、劣質汽油改質的再生催化劑輸送管4上，可以采用各種常用的流量控制閥，如采用滑閥，以調節(jié)再生催化劑流量，實現(xiàn)對反應沉降器9的反應溫度控制。所述的重油裂化的再生催化劑輸送管5、劣質汽油改質的再生催化劑輸送管4的入口設置在再生催化劑密相床3上部，再生催化劑密相床3界面下方，其設置方式可參照常規(guī)催化裂化裝置再生器內的淹流管來確定。重油裂化的再生催化劑輸送管5、劣質汽油改質的再生催化劑輸送管4的出口設置在反應沉降器9的內部，出口位置與反應沉降器9中的待生催化劑密相床11界面的間距L為2 6米。所述的反應沉降器9包括旋風分離器21、汽提段12，其尺寸和結構確定符合常規(guī)提升管式催化裂化裝置沉降器的一般計算特征。所述的反應沉降器9中的重質進料噴嘴22和劣質汽油進料噴嘴23出口方向與再生催化劑流動方向同向設置，其位置設置在位于反應沉降器9中各自的再生催化劑輸送管出口的中心線上，重質進料噴嘴22和劣質汽油進料噴嘴23出口端口與各自的再生催化劑輸送管出口處于同一水平高度，重質進料噴嘴22和劣質汽油進料噴嘴23符合常規(guī)催化裂化裝置進料噴嘴的一般特征。所述的待生斜管13，管道采用橫截面為圓形的金屬管，內襯隔熱耐磨襯里，內徑為 Φ300 2000mm，其直徑根據(jù)常規(guī)提升管式催化裂化裝置待生斜管計算方法確定。待生催化劑流量控制閥26設在反應沉降器9的汽提段12與管式燒焦器17之間相連的待生斜管 13上，可以采用各種常用的流量控制閥(如采用滑閥)，以調節(jié)待生催化劑流量。所述的管式燒焦器17采用橫截面為圓形的金屬管，內襯隔熱耐磨襯里，長度為 20 40Μ、Φ400 2500mm ；管式燒焦器17底部設置分布管觀，分布管28的尺寸根據(jù)常規(guī)提升管式催化裂化裝置的分布管計算方法確定。管式燒焦器17的具體直徑根據(jù)燒焦風27 在管式燒焦器17的操作線速確定，管式燒焦器17長度根據(jù)再生器2以及反應沉降器9的總高度確定。如圖2所示本發(fā)明一種催化裂化裝置，其與圖1的不同之處在于所述的重質進料噴嘴22和劣質汽油進料噴嘴23與再生催化劑流動方向逆向設置，位置設置在位于反應沉降器9中各自再生催化劑輸送管出口的中心線，重質進料噴嘴22和劣質汽油進料噴嘴23 出口與各自再生催化劑輸送管出口間距H為2 6M，并且位于反應沉降器9待生催化劑密相床11界面上方，所述的管式燒焦器17中上部設置取熱器30 ；所述的再生器設置外取熱 29 ο本發(fā)明采用管式燒焦及再生器主風冷卻，可有效控制再生催化劑溫度，從而降低再生催化劑與重質原料和劣質汽油的接觸溫度，達到降低重質原料裂化和劣質汽油改質生成的干氣、焦炭產(chǎn)率，提高液體收率，改善產(chǎn)品分布和產(chǎn)品質量，提高煉廠的經(jīng)濟效益；采用短反應時間，大劑油比操作降低了原料裂化和劣質汽油改質過程中的二次反應，使裂化氣 (包括干氣和液化氣)產(chǎn)率下降，汽、柴油餾分的收率得到增加；采用管式燒焦器提高了裝置的燒焦能力和燒焦效率，降低了再生器的催化劑藏量，縮小了再生器的尺寸，使裝置設備投資下降。裝置干氣、焦炭產(chǎn)率下降，使裝置的能耗降低。所述再生器2內再生催化劑溫度為580 650°C，絕對再生壓力為0. 15 0. 40MPa,催化劑停留時間3 6min。其他操作參數(shù)符合常規(guī)催化裂化裝置再生器的一般特征。所述的再生器2的主風18為壓縮空氣，該主風18的主要作用是燒去半再生催化劑上的剩余焦炭并冷卻再生器2的催化劑密相床3的溫度，達到控制再生器2的催化劑密相床3溫度在580 650°C之目的。主風18的風量根據(jù)再生器2的催化劑藏量和溫度控制目標通過熱平衡計算確定。所述的反應沉降器9的重質原料裂化操作條件為反應溫度為480 580°C，較好為500 560°C，最好為530 550°C ；原料10通過進料噴嘴22與再生催化劑的接觸的反應時間為0. 01 1. Os，較好為0. 05 0. 5s，最好為0. 1 0. 3s ；劑油比為5 30，劑油比由反應時的熱平衡計算確定；反應絕對壓力為0. 15 0. 40MPa ；所述的反應沉降器9的劣質汽油改質操作條件為反應溫度為400 550°C，較好為420 530°C，最好為450 500°C ；劣質汽油原料M通過劣質汽油進料噴嘴23與再生催化劑的接觸的反應時間為0. 01 1. Os，較好為0. 05 0. 5s，最好為0. 1 0. 3s ；劑油比為5 30，劑油比由反應時的熱平衡計算確定；反應絕對壓力為0. 15 0. 40MPa ；所述的反應沉降器9的汽提段12的汽提條件也是常規(guī)的，汽提介質為水蒸汽，汽提溫度為480 520°C。所述的待生催化劑在管式燒焦器17下部與燒焦風27接觸并沿管式燒焦器17上行燒去待生催化劑上70 80%的焦炭。管式燒焦器17燒焦溫度為600 720°C，管式燒焦器17的空氣線速為1. 0 5m/s，管式燒焦器燒焦強度(每小時、每噸催化劑的燒碳量) 為300 1000kg/(t. h)，燒焦時間8 40s。燒焦風27為壓縮空氣，該壓縮空氣符合常規(guī)催化裂化裝置壓縮空氣的一般特征，其流量可根據(jù)原料單位時間總生焦量乘以單位重量焦炭在燃燒時所需空氣量計算來確定。所述的重質原料油10和劣質汽油原料M符合常規(guī)提升管式催化裂化裝置的原料要求。圖2所述本發(fā)明的催化裂化方法，進料噴嘴出口方向與再生催化劑流動方向相逆示，與圖1所示的不同之處在于來自再生器2的再生催化劑經(jīng)外取熱器四取熱后，通過重油裂化的再生催化劑輸送管5、劣質汽油改質的再生催化劑輸送管4和重油裂化的再生催化劑流量控制閥7，劣質汽油改質的再生催化劑流量控制閥8進入反應沉降器9分別重質原料油和劣質汽油進行逆流接觸反應，待生催化劑沿管式燒焦器17上行進行待生催化劑燒焦再生時產(chǎn)生的過剩熱量通過取熱器30取走，經(jīng)再生取熱后的半再生催化劑進入再生器2 中的旋風分離器16進行催化劑與煙氣分離。本發(fā)明所述的一種降低汽油烯烴的催化裂化方法采用的是常規(guī)提升管式催化裂化催化劑。對比例1試驗原料采用大慶常壓渣油，催化劑采用市售的CC-20催化裂化工業(yè)平衡催化劑，微反活性為65。催化裂化在催化裂化提升管中試裝置上進行試驗。中試裝置提升管反應器模擬全回煉操作，再生器內催化劑的再生溫度為700°C，再生催化劑的含碳量為 0. 03w%，微反活性為65。反應沉降器汽提段的汽提介質為水蒸汽，汽提溫度均為500°C。催化裂化重質進料性質見表1，催化裂化反應的操作條件、產(chǎn)品分布見表3。對比例2試驗原料采用大慶常壓渣油催化裂化的生成汽油。催化劑采用市售的CC-20催化裂化工業(yè)平衡催化劑，微反活性為65。劣質汽油改質在催化裂化提升管中試裝置上進行試驗，再生器內催化劑的再生溫度為700°C，再生催化劑的含碳量為0. 03w%，微反活性為65。 反應沉降器汽提段的汽提介質為水蒸汽，汽提溫度均為500°C。劣質汽油原料性質見表2， 劣質汽油改質條件、產(chǎn)品分布及部分性質見表4。實施例3試驗原料采用大慶常壓渣油，催化劑采用市售的CC-20催化裂化工業(yè)平衡催化劑，微反活性為65。本發(fā)明一種降低汽油烯烴的催化裂化工藝試驗，在實驗室小型流化床裝置上進行，待生催化劑采用管式燒焦后進入再生器內，微反活性為65。反應沉降器汽提段的汽提介質為水蒸汽，汽提溫度均為500°C。本實施例催化裂化裝置采用全回煉操作，操作條件、產(chǎn)品分布及部分產(chǎn)品性質見表5。實施例4按實施例1，所不同的是自再生器的再生催化劑的溫度、原料在反應沉降器的反應溫度、劑油比、和反應時間。本實施例催化裂化裝置的操作條件、產(chǎn)品分布及部分產(chǎn)品性質見表6。實施例5按實施例1，所不同的是自再生器的再生催化劑的溫度、原料在反應沉降器的劑油比、和反應時間。本實施例催化裂化裝置的操作條件、產(chǎn)品分布及部分產(chǎn)品性質見表7。實施例6按實施例1，所不同的是自再生器的再生催化劑的溫度、原料在反應沉降器的劑油比、和反應時間。本實施例催化裂化裝置的操作條件、產(chǎn)品分布及部分產(chǎn)品性質見表8。實施例7按實施例1，所不同的是自再生器的再生催化劑的溫度、原料在反應沉降器的反應溫度、劑油比、和反應時間。本實施例催化裂化裝置的操作條件、產(chǎn)品分布及部分產(chǎn)品性質見表9。實施例8按實施例1，所不同的是自再生器的再生催化劑的溫度、原料在反應沉降器的反應溫度、劑油比、和反應時間。本實施例催化裂化裝置的操作條件、產(chǎn)品分布及部分產(chǎn)品性質見表10。實施例9試驗原料采用大慶常壓渣油催化裂化的生成汽油。催化劑采用市售的CC-20催化裂化工業(yè)平衡催化劑，微反活性為65。催化汽油改質方案在實驗室小型流化床裝置上進行，待生催化劑采用管式燒焦后進入再生器內，微反活性為65。反應沉降器汽提段的汽提介質為水蒸汽，汽提溫度均為 500°C。本實施例催化裂化裝置改質劣質汽油的操作條件、產(chǎn)品分布及部分產(chǎn)品性質見表 11。實施例10按實施例7，所不同的是原料在反應沉降器的反應溫度、劑油比、和反應時間。本實施例催化裂化裝置改質劣質汽油的操作條件、產(chǎn)品分布及部分產(chǎn)品性質見表12。表1催化裂化重質進料性質
權利要求
1.一種降低汽油烯烴的催化裂化工藝，特征在于，步驟為1)再生器內的再生催化劑分兩路進入反應沉降器，分別與重質進料和劣質汽油進料接觸反應，反應后物流進行分離，分離出的反應生成油氣進入分餾系統(tǒng)，分離出的待生催化劑進入步驟2)；2)來自步驟1)的待生催化劑進入管式燒焦器進行燒焦再生，再生的催化劑進入再生器中的旋風分離器進行催化劑與煙氣分離，分離后的煙氣排出再生器，分離后的半再生催化劑進入再生器催化劑密相床進行燒焦再生，再生后的再生催化劑進入到1)。
2.依照權利要求1所述催化裂化工藝，其特征在于重質進料和劣質汽油進料分別經(jīng)噴嘴進入反應沉降與催化劑器接觸反應。
3.依照權利要求1所述催化裂化工藝，其特征在于重質進料和劣質汽油進料與催化劑逆向接觸反應。
4.所述一種降低汽油烯烴的催化裂化工藝，重質進料和劣質汽油進料與催化劑同向接觸反應。
5.依照權利要求1所述催化裂化工藝，其特征在于重質進料與催化劑同向接觸反應， 劣質汽油進料與催化劑逆向接觸反應。
6.依照權利要求1所述催化裂化工藝，其特征在于重質進料與催化劑逆向接觸反應， 劣質汽油進料與催化劑同向接觸反應。
7.依照權利要求1所述催化裂化工藝，其特征在于待生催化劑經(jīng)汽提后進入管式燒焦器下部進行燒焦再生。
8.依照權利要求1所述催化裂化工藝，其特征在于進入反應沉降器中的再生催化劑溫度為580 650°C，重質原料油與再生催化劑的接觸反應時間為0. 01 1. Os ’反應溫度為480 580°C，劑油比為5 30，反應絕對壓力為0. 15 0. 40MPa ；劣質汽油與再生催化劑的接觸反應時間為0. 01 1. Os ；反應溫度為400 550°C，劑油比為5 30，反應絕對壓力為0. 15 0. 40MPa。
9.依照權利要求1所述催化裂化工藝，其特征在于管式燒焦器內的燒焦溫度為 600 720°C，空氣線速為1. 0 5m/s，燒焦強度為300 1000kg/t. h，燒焦時間8 40s， 再生器催化劑密相床溫度為580 650°C。
10.一種降低汽油烯烴的催化裂化裝置，其特征在于包括再生器、反應沉降器、管式燒焦器，旋風分離器、主風分布管，進料噴嘴，再生器通過重油裂化的再生催化劑輸送管和劣質汽油改質的再生催化劑輸送管與反應沉降器相連通，反應沉降器的下部設有沉降汽提段，沉降汽提段與管式燒焦器相連通，管式燒焦器與再生器內的旋風分離器相連通。
11.依照權利要求10所述的催化裂化裝置，特征在于沉降汽提段通過待生斜管與管式燒焦器相連通。
12.依照權利要求10所述的催化裂化裝置，特征在于再生器設置在反應沉降器上方。
13.依照權利要求10所述的催化裂化裝置，特征在于重油裂化的再生催化劑輸送管和劣質汽油改質的再生催化劑輸送管入口設置在再生器催化劑密相床，出口設置在反應沉降器的內，出口與沉降器中的待生催化劑密相床界面的水平高度為2 6米。
14.依照權利要求10所述的催化裂化裝置，特征在于反應沉降器中的重質進料噴嘴和劣質汽油進料噴嘴出口方向與再生催化劑流動方向相同，進料噴嘴出口端與的再生催化劑輸送管出口端平齊。
15.依照權利要求10所述的催化裂化裝置，特征在于反應沉降器中的重質進料噴嘴和劣質汽油進料噴嘴出口方向與再生催化劑流動方向相逆，進料噴嘴出口端與再生催化劑輸送管出口間距為2 6米，進料噴嘴出口位于反應沉降器待生催化劑密相床上方。
16.依照權利要求10所述的催化裂化裝置，特征在于重油裂化的再生催化劑輸送管和劣質汽油改質的再生催化劑輸送管均采用橫截面為圓形。
17.依照權利要求10所述的催化裂化裝置，特征在于所述管式燒焦器上設置取熱器。
18.依照權利要求10所述的催化裂化裝置，特征在于所述再生器設置外取熱器。
全文摘要
本發(fā)明公開了一種降低汽油烯烴的催化裂化工藝和裝置，步驟為再生催化劑分兩路反應沉降器，分別與重質進料和劣質汽油進料接觸反應，反應后物流進行分離，分離出的反應生成油氣進入分餾系統(tǒng)進行分餾，分離出的待生催化劑進入管式燒焦器進行燒焦再生，再生的催化劑進入再生器中的旋風分離器進行催化劑與煙氣分離，分離后的煙氣排出再生器，分離后的半再生催化劑進入再生器催化劑密相床進行燒焦再生，再生后的再生催化劑循環(huán)使用。
文檔編號C10G11/18GK102268291SQ20101018890
公開日2011年12月7日 申請日期2010年6月2日 優(yōu)先權日2010年6月2日
發(fā)明者孟凡東, 張亞西, 樊麥躍, 武立憲, 湯海濤, 王文柯, 王龍延, 閆鴻飛, 陳曼橋 申請人:中國石化集團洛陽石油化工工程公司, 中國石油化工集團公司