專利名稱：一種催化裂化方法及裝置的制作方法
技術領域：
本發(fā)明屬于在不存在氫的情況下，烴油的催化裂化領域，特別涉及一種催化劑多段進入提升管反應器的催化裂化方法及裝置。
背景技術：
在注重環(huán)境保護的同時，經濟效益的最大化永遠是企業(yè)追求的目標。而較低的干氣、焦炭產率和高液收，則一直是催化裂化技術提高經濟效益的根本手段。近年來，國內各研究機構在致力于優(yōu)化催化裂化裝置反再系統(tǒng)、改善催化裂化產品分布方面進行了卓有成效的研究，
US 5451313公開的“X設計”，UOP公司于1995年發(fā)明了這種新設計，其目的是提高劑油比，改善產品分布，其特點是反應器與再生器之間設置了一個催化劑混合器，待生劑與再生劑在混合器內混合，部分混合劑流入提升管與原料接觸反應，剩下的混合劑流入再生器進行再生。這種結構的好處是混合劑進入提升管的溫度比再生器來的低，使催化劑循環(huán)量增加，劑油比提高，所以熱反應減少、催化反應增加、焦炭和干氣產率降低、汽油產率增力口。但該設計缺點就是混合催化劑中的待生劑活性很低，使混合劑的活性偏低，不利于原料油的裂化。US 6059958是Petrobras公司的IsoCat工藝，其特點是將經外取熱器冷卻的催 化劑分成兩股，一股返回再生器床層，另一股與熱的再生催化劑混合后進入提升管與原料油反應。顯然，混合再生催化劑的溫度低于常規(guī)的再生催化劑的溫度。與UOP公司的“X設計”道理類似，IsoCat工藝可以降低焦炭和干氣產率，并且IsoCat工藝兩股催化劑均為再生催化劑，混合劑的活性更高，更有利于催化反應。但該工藝實現(xiàn)起來較為復雜，而且混合催化劑溫度難以控制。CN 1288933公開的再生斜管催化劑冷卻技術，這種方法就是直接在再生斜管外設置一個冷卻水夾套，通過冷卻水把進入提升管反應器的再生催化劑溫度降下來。雖然這種方法在中試裝置上得到了很好的效果，使干氣和焦炭產率顯著下降，但在工業(yè)實踐中卻給反應溫度的控制帶來很大的困難，也就是說這種方法看似簡單，實踐起來難度卻較大。CN 1710029公開的的FDFCC-III工藝技術，該技術由洛陽石化工程公司開發(fā)，F(xiàn)DFCC-III工藝采用雙提升管并增設汽油沉降器和副分餾塔，同時將部分相對溫度較低的汽油提升管待生催化劑引入原料油提升管催化劑預提升混合器，與高溫再生劑混合后進入原料油提升管，這樣既降低了原料油提升管的油劑接觸溫度，又充分利用了汽油提升管待生催化劑的剩余活性，提高原料油提升管催化裂化的劑油比和產品選擇性，降低干氣和焦炭產率，提高丙烯收率和丙烯選擇性。該工藝不足之處在于汽油待生劑雖然剩余活性較高，但與再生催化劑相比還是有一定的差距?！稛捰图夹g與工程》2008年第12期公開了中國石油大學提出的新型多區(qū)協(xié)控重油MZCC催化裂化技術，MZCC技術以優(yōu)化重油與再生劑的混合熱量來促進烴類大分子裂化、減少干氣和焦炭為工藝基礎，提出了進料強返混、反應平流推進、產物超快分離及化學汽提的分區(qū)協(xié)同控制新理念。該技術擬新增一根再生斜管和空氣提升管，并在此新增再生斜管上設置催化劑冷卻器，冷卻后的催化劑與原再生斜管來的熱催化劑進行混合，混合后較低溫度的再生劑與原料進行接觸反應，此技術可降低油劑混合溫度，提高劑油比，改善產品分布，但該技術再生劑降溫措施稍顯復雜，需增設設備較多。

發(fā)明內容
本發(fā)明是為了優(yōu)化催化裂化裝置反再系統(tǒng)、降低催化裂化裝置干氣和焦炭產率，提高總液收，同時降低汽油烯烴含量和催化煙氣中的SOx排放而提供的一種新的催化裂化方法。本發(fā)明的一種催化裂化方法，其特征在于包括下述步驟I)原料油進入提升管反應器底部，與來自催化劑換熱器的催化劑接觸，進行反 應；2)反應后的油氣與待生催化劑進行分離，分離出的反應油氣進入分餾塔，分離出的待生催化劑經汽提后進入再生器再生，再生劑一部分從提升管不同高度位置進入提升管反應器，另一部分經催化劑換熱器后返回步驟I)。所述的一種催化裂化方法，從提升管不同高度進入提升管反應器的高溫再生劑是通過催化劑輸送支管進入提升管反應器不同高度位置，由催化劑輸送支管輸送至提升管反應器的催化劑量為提升管反應器總循環(huán)量的5 30重量經催化劑換熱器換熱后的再生催化劑通過再生斜管進入提升管反應器底部。所述的一種催化裂化方法，待生催化劑與部分系統(tǒng)主風和自催化劑換熱器的主風接觸進行燒焦再生。所述一種催化裂化方法，再生后進入催化劑換熱器的高溫再生劑與FCC系統(tǒng)主風逆流接觸換熱，換熱后的主風進入再生器進行燒焦，換熱后的催化劑進入提升管反應器。。進入催化劑換熱器的主風量一般占FCC全部主風量的20 % 100 %，較好為30 % 90 %，最好為40% 85%;經催化劑換熱器換熱后再生劑溫度一般為580 670°C，較好為600 660 °C，最好為 610 660 0C o所述提升管反應器出口溫度為450 560°C，較好為460 540°C，最好為470 5300C ;反應時間一般為0. 5 5秒，較好為I. 0 4. 5秒，最好I. 5 4. 0秒；劑油重量比(催化劑循環(huán)量與進料量重量比，催化劑循環(huán)量按提升管出口循環(huán)量計)為3 20，較好為5 18，最好8 15 ;反應絕對壓力一般為0. 15 0. 40MPa，較好為0. 20 0. 36MPa，最好為0. 22 0. 33MPa ;再生器的再生溫度為650 750°C，再生催化劑的含碳量為0. 02 0. 2重量％，再生催化劑微反活性一般為55 70。所述的提升管反應器進料至少含有常壓渣油、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、煤焦油中的一種。本發(fā)明的一種催化裂化裝置，含有提升管反應器、沉降器、待生立管、再生器、外取熱器、再生立管、主風出口管、催化劑換熱器、再生斜管、催化劑輸送主管、催化劑輸送支管，提升管反應器頂部出口與沉降器入口相連通，提升管反應器底部與催化劑換熱器底部相連通，沉降器與再生器相連通，再生器與外取熱器相連通，再生器與催化劑換熱器頂部相連通，催化劑換熱器與提升管反應器相連通。
所述的一種催化裂化裝置，再生器通過催化劑輸送主管和催化劑輸送支管與提升管反應器相連通，催化劑輸送主管通過催化劑輸送支管與提升管反應器相連通，催化劑輸送支管為I 5根，其中最下方催化劑輸送支管與提升管反應器相連位置在原料油進料位置上方0. 5 10米處，其它催化劑輸送支管與提升管反應器相連位置距下方輸送支管位置4 10米。所述的一種催化裂化裝置，提升管反應器底部通過再生斜管與催化劑換熱器相連，沉降器汽提段通過待生立管與再生器相連，再生器通過再生立管、主風出口管與催化劑換熱器頂部相連。本發(fā)明對現(xiàn)有的提升管催化裂化裝置反再系統(tǒng)進行了優(yōu)化改進，首先通過設置催化劑換熱器，使部分或全部主風在催化劑換熱器內與再生器來的高溫再生劑進行換熱，一方面使進入再生器的主風溫度升高，另一方面降低了進入提升管反應器底部的再生劑溫度，使油劑接觸溫度降低，原料油熱裂化反應程度減弱，干氣和焦炭產率大幅下降，總液收明顯提高；同時提升管反應器的劑油比也顯著提高，而劑油比的提高更有助于催化反應的進行，有利于產品分布的改善，同時可降低汽油的烯烴含量。劑油比增大，催化劑循環(huán)量顯 著提高，因催化劑中含有一定的金屬氧化物，提高的催化劑循環(huán)量相當于可起到更多硫轉移劑的作用，因此可明顯降低催化煙氣中SOx含量。其次，本發(fā)明提出等溫提升管概念，通過將少量高溫再生劑經催化劑輸送主管、支管分段注入提升管不同高度區(qū)域，為反應補充熱量，使提升管軸向接近等溫分布。通常情況下，催化裂化反應總體表現(xiàn)為吸熱反應，隨著提升管高度的增加，反應不斷進行，催化劑的溫度會持續(xù)下降。在噴嘴上方進料混合段，油霧射流相與催化劑顆粒相的分布形態(tài)很不利于兩相間的接觸均勻，射流相濃度大的位置，顆粒相的濃度卻小，不相匹配，顆粒相與射流相的濃度分布匹配不好，是影響油劑兩相不能良好均勻接觸的主要原因。而本發(fā)明可較好地解決進料混合段油劑兩相不能良好均勻接觸的問題。本發(fā)明將少量高溫再生劑分段注入提升管不同高度區(qū)域，使提升管軸向接近等溫分布。在原料油進料位置上方的進料混合段，補入的催化劑可適當提高顆粒相濃度較小的區(qū)域，使射流相與顆粒相濃度相匹配，實現(xiàn)油劑兩相均勻接觸，抑制顆粒相濃度較小區(qū)域發(fā)生的熱裂化反應，促進催化反應的進行；在提升管其它區(qū)域補入的再生劑可為反應補充熱量，同時提高提升管內催化劑平均活性，保證催化反應持續(xù)進行，使產品分布得以優(yōu)化。對于同一原料，并使用同一種催化劑，與常規(guī)催化裂化裝置相比，本發(fā)明的有益效果在于(I)反再系統(tǒng)得以優(yōu)化，提升管反應器劑油比可提高至10以上；(2)干氣和焦炭總產率下降0. 5 I. 5個百分點，液化氣、汽油和柴油總液收提高1.0個百分點以上；(3)汽油烯烴體積含量可降低5 15個百分點；(4)催化煙氣中SOx含量降低30%以上。下面利用附圖和具體實施方式
對本發(fā)明進行進一步的說明，但并不限制本發(fā)明的范圍。


圖I是本發(fā)明裝置的示意圖。其中1.反應油氣；2.沉降器；3.提升管反應器；4.再生器；5.催化劑輸送支管；6.催化劑輸送主管；7.原料油；8.再生斜管；9.主風A ;10.催化劑換熱器；11.再生立管；12.主風B;13.主風出口管；14.外取熱器；15.待生立管
具體實施例方式本發(fā)明催化裂化裝置包括提升管反應器3、沉降器2、再生器4、外取熱器14、催化劑換熱器10、待生立管15、主風出口管13、再生立管11、再生斜管8、催化劑輸送主管6、3根催化劑輸送支管5，提升管反應器3的頂部出口與沉降器2相連通，底部通過再生斜管8與催化劑換熱器10相連通，沉降 器2汽提段通過待生立管15與再生器4相連通，再生器4內部通過再生立管11、主風出口管13與催化劑換熱器10內部相連通，再生器4通過斜管與外取熱器14相連通，催化劑換熱器10底部通過再生斜管8與提升管反應器3底部相連通，再生器4通過催化劑輸送主管6與若干催化劑輸送支管5相連通，催化劑輸送主管6通過3根催化劑輸送支管5與提升管反應器3相連通。本發(fā)明催化劑輸送支管5可設置I 5根，其中最下方催化劑輸送支管5與提升管反應器3相連位置在原料油7進料位置上方0. 5 10米處，其它催化劑輸送支管5與提升管反應器3相連位置距下方輸送支管5位置4 10米。原料油7進入提升管反應器3下部，與來自催化劑換熱器10的催化劑接觸，完成原料的升溫、汽化及反應。反應后的油氣與待生催化劑在提升管出口經粗旋迅速分離，氣體進入沉降器2單級旋風分離器，進一步除去攜帶的催化劑細粉后，反應油氣離開沉降器2，進入分餾塔實現(xiàn)分離。待生催化劑經粗旋料腿進入汽提段，在此與汽提蒸汽逆流接觸，以汽提催化劑中所攜帶的油氣。汽提后的催化劑經待生立管15進入再生器4與全部或部分系統(tǒng)主風B 12及從催化劑換熱器10過來的主風接觸進行燒焦，實現(xiàn)完全再生。再生后少量高溫再生劑通過催化劑輸送主管6、若干催化劑輸送支管5補入提升管不同高度區(qū)域，實現(xiàn)提升管反應器3近似等溫反應；其它高溫再生劑經再生立管11進入催化劑換熱器10，與部分系統(tǒng)主風A 9接觸換熱，經充分換熱后，換熱后的主風通過主風出口管13進入再生器4進行燒焦，降溫后的再生劑進入提升管反應器3下部與原料油7接觸反應，實現(xiàn)反應-再生循環(huán)。本發(fā)明所述提升管反應器的軸向溫度是近似相等的，一般為450 560°C，較好為460 550°C，最好為470 540°C ;反應時間一般為0. 5 5秒，較好為I. 0 4. 5秒，最好I. 5 4. 0秒；劑油比一般為3 20，較好為5 18，最好為7 15 ;反應絕對壓力一般為0. 15 0. 40MPa,較好為0. 20 0. 36MPa,最好為0. 22 0. 33MPa ;進催化劑換熱器換熱主風量一般占全部主風量的20% 100%，較好為30% 90%，最好為40% 85% ;在催化劑換熱器換熱后再生劑溫度一般為580 670°C，較好為600 660°C，最好為610 6600C。由催化劑輸送主管、支管輸送至提升管反應器的總催化劑循環(huán)量為提升管反應器總循環(huán)量的5 30%;再生器的再生溫度為650 750°C，再生催化劑的含碳量為0. 02 0. 2重量％，微反活性一般為55 70。提升管反應器進料包括常壓渣油、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、煤焦油。實施例
實施例I對比例在普通的提升管催化裂化試驗裝置上進行試驗，原料油為管輸混合重油，主要性質列于表I，處理量為30千克/天，試驗所用催化劑為CDC工業(yè)平衡劑，平衡催化劑微反活性為62，含碳量為0. 05w%。提升管反應器的主要操作條件、產品分布及產品的主要性質列于表2和表3。實施例2對比例按實施例1，所不同的是原料油為加氫蠟油，主要性質列于表1，處理量為30千克/天，試驗所用催化劑為RSC-2006工業(yè)平衡劑，平衡催化劑微反活性為60，含碳量為0. 06w%。提升管反應器的主要操作條件、產品分布及產品的主要性質列于表2和表3。實施例3對比例
按實施例I，所不同的是原料油為加氫重油，主要性質列于表1，處理量為30千克/天，試驗所用催化劑為MLC-500工業(yè)平衡劑，平衡催化劑微反活性為63，含碳量為0. 03w%。提升管反應器的主要操作條件、產品分布及產品的主要性質列于表2和表3。實施例4在如圖I所示的催化裂化試驗裝置上進行試驗，處理量為30千克/天，原料油、催化劑與實施例I相同，提升管反應器的主要操作條件、產品分布及產品的主要性質列于表4和表5。實施例5在如圖I所示的催化裂化試驗裝置上進行試驗，處理量為30千克/天，原料油、催化劑與實施例2相同，提升管反應器的主要操作條件、產品分布及產品的主要性質列于表4和表5。實施例6在如圖I所示的催化裂化試驗裝置上進行試驗，處理量為30千克/天，原料油、催化劑與實施例3相同，提升管反應器的主要操作條件、產品分布及產品的主要性質列于表4和表5。表I原料油主要性質
項目實施例1、4實施例2、5實施例3、6
原料油名稱管輸混合重油加氫蠟油加氫重油
密度(20°C )/kg.nf3923.6896.8918.2
殘?zhí)?%^500 46^92
分子量450451500
餾程/°C
~IBP32036916權利要求
1.一種催化裂化方法，其特征在于，包括下述步驟 1)原料油進入提升管反應器底部，與來自催化劑換熱器的催化劑接觸，進行反應； 2)反應后的油氣與待生催化劑進行分離，分離出的反應油氣進入分餾塔，分離出的待生催化劑經汽提后進入再生器再生，再生催化劑一部分從提升管不同高度位置進入提升管反應器，另一部分經催化劑換熱器后返回步驟I)。
2.依照權利要求I所述的一種催化裂化方法，其特征在于從提升管不同高度進入提升管反應器的高溫再生劑通過催化劑輸送支管進入提升管反應器不同高度位置；經催化劑換熱器換熱后的再生催化劑通過再生斜管進入提升管反應器底部。
3.依照權利要求I所述的一種催化裂化方法，其特征在于所述通過催化劑輸送支管輸送進入提升管反應器的催化劑量占提升管反應器催化劑總循環(huán)量的5 30重量％。
4.依照權利要求I所述的一種催化裂化方法，其特征在于所述的待生催化劑與部分系統(tǒng)主風和來自催化劑換熱器的主風接觸進行燒焦再生。
5.依照權利要求I所述的一種催化裂化方法，其特征在于所述提升管反應器出口溫度為450 560°C，較好為460 540°C，最好為470 530°C ;反應時間一般為0. 5 5秒，較好為I. 0 4. 5秒，最好I. 5 4. 0秒；劑油重量比為3 20，反應絕對壓力一般為0. 15 0. 40MPa,再生器的再生溫度為650 750°C。
6.依照權利要求I所述的一種催化裂化方法，其特征在于所述進入催化劑換熱器的再生催化劑與系統(tǒng)主風逆流接觸換熱，進入催化劑換熱器的主風量一般占FCC全部主風量的20% 100體積％。
7.依照權利要求5所述的一種催化裂化方法，其特征在于所述進入催化劑換熱器的主風量一般占FCC全部主風量的30% 90體積％。
8.依照權利要求I所述的一種催化裂化方法，其特征在于所述進入催化劑換熱器的主風量一般占FCC全部主風量的40% 85體積％。
9.依照權利要求I所述的一種催化裂化方法，其特征在于所述提升管反應器出口溫度為460 540°C，反應時間一般為為I. 0 4. 5秒，劑油重量比為5 18，反應絕對壓力一般為0. 20 0. 36MPa，再生器的再生溫度為650 750°C。
10.依照權利要求I所述的一種催化裂化方法，其特征在于所述的原料油至少含有常壓渣油、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、煤焦油中的一種。
11.一種催化裂化裝置，含有提升管反應器、沉降器、待生立管、再生器、外取熱器、再生立管、主風出口管、再生斜管、催化劑輸送主管、提升管反應器頂部出口與沉降器入口相連通，提升管反應器底部與催化劑換熱器底部相連通，沉降器與再生器相連通，再生器與外取熱器相連通，再生器與催化劑換熱器頂部相連通，其特征在于還含有催化劑換熱器和催化劑輸送支管，催化劑換熱器一端與提升管反應器相連通，另一端與再生器相連通。催化劑輸送支管一端通過催化劑輸送主管與再生器相連通，另一端連在提升管反應器不同高度位置。
12.依照權利要求11所述的一種催化裂化裝置，催化劑輸送支管為I 5根，最下方催化劑輸送支管與提升管反應器相連位置在原料油進料位置上方0. 5 10米處，其它催化劑輸送支管與提升管反應器相連位置距下方輸送支管位置4 10米。
全文摘要
本發(fā)明公開了一種催化裂化方法及裝置，其特征在于，包括下述步驟原料油進入提升管反應器底部，與來自催化劑換熱器的催化劑接觸，進行反應；反應后的油氣與待生催化劑進行分離，分離出的反應油氣進入分餾塔，分離出的待生催化劑經汽提后進入再生器再生，再生催化劑一部分從提升管不同高度位置進入提升管反應器，另一部分經催化劑換熱器換熱后進入提升管反應器底部。本發(fā)明方法可降低干氣和焦炭總產率0.5～1.5個百分點，液化氣、汽油和柴油總液收提高1.0個百分點以上，汽油烯烴體積含量可降低5～15個百分點。
文檔編號C10G11/00GK102746893SQ20111009683
公開日2012年10月24日 申請日期2011年4月19日 優(yōu)先權日2011年4月19日
發(fā)明者喬立功, 劉昱, 吳辰捷, 孟凡東, 李秋芝, 樊麥躍, 湯海濤, 王龍延, 閆鴻飛, 陳曼橋 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中石化洛陽工程有限公司