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，特別涉及一種新的催化裂化方法及裝置。
背景技術：
近年來國內外催化裂化工藝發(fā)展迅速，各種新型增產低碳烯烴和清潔汽油生產工藝層出不窮，但經濟效益的最大化永遠是企業(yè)追求的目標，而低干氣和焦炭產率、高液收， 則一直是催化裂化技術提高經濟效益的根本手段。國內外各研究機構在這方面做出了卓有成效的研究，開發(fā)的技術主要有以下幾項UOP公司的“X設計”(US 5451313)，U0P公司于1995年發(fā)明了這種新設計，其目的是提高劑油比，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、汽油產率增加。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。Petrobras公司的IsoCat工藝(US 6059958)，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)， FDFCC- 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。中國石油大學提出了新型多區(qū)協(xié)控重油MZCC催化裂化技術(《煉油技術與工程》 2008年第12期)，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1)原料油進入提升管反應器下部，與來自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粗分離，分離出的反應油氣進一步分離出催化劑細粉后進入分餾塔，分離出的待生催化劑進行汽提，汽提后的待生催化劑進入再生器再生。3)再生后的高溫再生劑一部分從提升管不同位置進入提升管反應器；另一部分進入換熱器，降溫后的再生劑進入1)。所述的一種催化裂化方法，還有一部分再生后的高溫再生劑通過外循環(huán)管進入換熱器。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再生劑是通過催化劑輸送主管、催化劑輸送支管進入提升管反應器；所述的一種催化裂化方法，待生催化劑與部分系統(tǒng)主風及來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。進入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% ；經換熱器換熱后再生催化劑溫度一般為580 670V，較好為600 660°C，最好為610 660°C。所述提升管反應器軸向溫度是近似相等的，一般為450 560 V，較好為460 5400C，最好為470 530°C ；反應時間一般為0. 5 5秒，較好為1. 0 4. 5秒，最好1. 5 4. 0秒；劑油重量比，催化劑循環(huán)量按提升管出口循環(huán)量計，一般為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 ；由催化劑輸送主管、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% ；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、再生器、換熱器、待生斜管、外循環(huán)管、立管、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換熱器底部相連通，沉降器與再生器相連通，再生器與換熱器頂部相連通，再生器與提升管反應器相連通。所述的一種催化裂化裝置，再生器通過外循環(huán)管與換熱器底部連通。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，催化劑輸送主管與催化劑輸送支管連通，催化劑輸送支管為1 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換熱器相連，再生器通過待生斜管與沉降器汽提段相連，再生器通過立管與換熱器頂部相連，本發(fā)明通過設置換熱器，使部分或全部主風在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，降低油劑接觸溫度，原料油熱裂化反應程度減弱，干氣和焦炭產率大幅下降，總液收提高；由于提升管反應器的劑油比提高，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。本發(fā)明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，提出等溫提升管概念，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，代表油霧的射流相與代表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。與常規(guī)催化裂化裝置相比，在原料和催化劑相同的情況下，本發(fā)明的有益效果在于(1)提升管反應器劑油比可提高至10以上。(2)裝置干氣和焦炭總產率下降0. 8 1. 5個百分點，液化氣、汽油和柴油總液收提高1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1為本發(fā)明實現(xiàn)一種催化裂化方法的裝置示意圖。1-反應油氣；2-沉降器；3-待生斜管；4-主風A ;5_催化劑輸送主管；6-提升管反應器；7-催化劑輸送支管；8-原料油；9-再生斜管；10-主風B ；11-換熱器；12-外循環(huán)管；13-立管；14-再生器；15-煙氣
具體實施例方式如圖1所示本發(fā)明一種催化裂化方法，具體步驟為1)原料油8進入提升管反應器6下部，與來自換熱器11的催化劑接觸，進行反應；2)反應后的油氣與待生催化劑在沉降器2中進行粗分離，分離出的反應油氣1進一步分離出催化劑細粉后進入后續(xù)分餾塔，分離出的待生催化劑在沉降器2底部進行汽提，汽提后的待生催化劑進入再生器14進行再生。3)再生后的高溫再生劑一部分從提升管6不同高度進入提升管反應器6 ；另一部分進入換熱器11，降溫后的再生劑進入1)。如圖1所示為實現(xiàn)本發(fā)明一種催化裂化方法的裝置，包括提升管反應器6、沉降器2、再生器14、換熱器11、待生斜管3、外循環(huán)管12、立管13、再生斜管9、催化劑輸送主管 5、催化劑輸送支管7。提升管反應器6的頂部出口與沉降器2相連通，提升管反應器6底部通過再生斜管9與換熱器11相連通，通過待生斜管3將沉降器2汽提段與再生器14相連通，再生器14內部通過立管13與換熱器11連通，再生器14外部通過外循環(huán)管12與換熱器11底部相連通，換熱器11底部通過再生斜管9與提升管反應器6底部相連通，再生器 14通過催化劑輸送主管5與催化劑輸送支管7相連通，催化劑輸送主管5通過催化劑輸送支管7與提升管反應器6相連通。本發(fā)明催化劑輸送支管7可設置1 5根，其中最下方催化劑輸送支管7與提升管反應器6相連位置在原料油8進料位置上方0. 5 10米處，其它催化劑輸送支管7與提升管反應器6相連位置距下方輸送支管7位置4 10米。實施例1為對比例在常規(guī)的提升管催化裂化試驗裝置上進行試驗，進料為管輸混合重油，主要性質列于表1，處理量為30千克/天，試驗所用催化劑為CDC工業(yè)平衡劑，平衡催化劑的微反活性為62，含碳量為0. 05重量％。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，所不同的是進料為加氫蠟油，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，平衡催化劑的微反活性為60，含碳量為 0. 06%。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1，所不同的是進料為加氫重油，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. 03重量％。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1所示本發(fā)明的催化裂化試驗裝置上進行試驗，處理量為30千克/天，進料、催化劑與實施例1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1所示本發(fā)明的催化裂化試驗裝置上進行試驗，處理量為30千克/天，進料、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1所示本發(fā)明的催化裂化試驗裝置上進行試驗，處理量為30千克/天，進料、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1提升管反應器進料的主要性質
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下部，與來自換熱器的催化劑接觸反應；2)反應后的油氣與待生催化劑進行粗分離，分離出的反應油氣進一步分離出催化劑細粉后進入分餾塔，分離出的待生催化劑進行汽提，汽提后的待生催化劑進入再生器再生。3)再生后的高溫再生劑一部分從提升管不同位置進入提升管反應器；另一部分進入換熱器，降溫后的再生劑進入1)。
2.依照權利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于還有一部分再生后的高溫再生劑通過外循環(huán)管進入換熱器。
3.依照權利要求1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再生劑是通過催化劑輸送主管、催化劑輸送支管進入提升管反應器。
4.依照權利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于待生催化劑與部分系統(tǒng)主風及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1所述的一種催化裂化方法，其特征在于再生后進入換熱器的高溫再生劑與FCC系統(tǒng)主風逆流接觸換熱，進入換熱器的主風量占FCC全部主風量的20體積％ 100體積％，換熱后再生催化劑溫度為580 670°C。
6.依照權利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于進入換熱器的主風量占FCC 全部主風量的30體積％ 90體積％，換熱后再生催化劑溫度為600 660°C。
7.依照權利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于進入換熱器的主風量占FCC 全部主風量的40體積％ 85體積％，換熱后再生催化劑溫度為610 660°C。
8.依照權利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于提升管反應器軸向溫度是為450 560°C，反應時間一般為0. 5 5秒，劑油重量比，為3 20，反應絕對壓力為 0. 15 0. 40Mpa。
9.依照權利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于提升管反應器軸向溫度是為460 540°C，反應時間為1. 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。
10.依照權利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于提升管反應器軸向溫度是為470 530°C，反應時間為1. 5 4.0秒，劑油重量比，為8 15，反應絕對壓力為0. 20 0.36Mpa。
11.依照權利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于由催化劑輸送主管、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%。
12.依照權利要求1至11所述的任一種催化裂化方法，其特征在于所述原料油為常壓渣油、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、煤焦油中至少一種。
13.一種催化裂化裝置，含有提升管反應器(6)、沉降器(2)、再生器(14)、換熱器(11)、 待生斜管(3)、立管(13)、再生斜管(9)、催化劑輸送主管(5)、催化劑輸送支管(7)，提升管反應器(6)頂部出口與沉降器(2)入口相連通，提升管反應器(6)底部與換熱器(11)底部相連通，沉降器(2)與再生器(14)連通，再生器(14)與換熱器(11)頂部連通，再生器(14) 通過催化劑輸送主管(5)和催化劑輸送支管(7)與提升管反應器(6)連通。
14.依照權利要求13所述的一種催化裂化裝置，其特征在于再生器(14)通過外循環(huán)管(12)與換熱器(11)連通。
15.依照權利要求13所述的一種催化裂化裝置，其特征在于催化劑輸送主管與催化劑輸送支管連通，催化劑輸送支管為1 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，催化劑輸送支管為2根或者多于2根時，催化劑輸送支管之間的距離為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，克服了現(xiàn)有技術二次裂化造成的氣體和焦炭產率高，液收低的不足。原料油進入提升管反應器下部，與來自換熱器的催化劑接觸反應；反應后的油氣與待生催化劑進行粗分離，分離出的反應油氣進一步分離出催化劑細粉后進入分餾塔，分離出的待生催化劑進行汽提，汽提后的待生催化劑進入再生器再生。再生后的高溫再生劑一部分從提升管不同高度進入提升管反應器；另一部分進入換熱器，降溫后的再生劑循環(huán)使用。
文檔編號C10G55/06GK102268290SQ20101018883
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)明者劉昱, 孟凡東, 張亞西, 張振千, 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