本發(fā)明屬于石油加工技術(shù)領(lǐng)域，具體涉及一種催化裂化裝置適當(dāng)提壓反再系統(tǒng)和利用透平膨脹機(jī)回收反應(yīng)油氣能量的工藝方法。

背景技術(shù)：

催化裂化是在適宜溫度、壓力和催化劑存在的條件下，通過分解、異構(gòu)化、氫轉(zhuǎn)移、芳構(gòu)化、縮合等反應(yīng)，將重質(zhì)餾分油轉(zhuǎn)化成液化石油氣、汽油、柴油等輕質(zhì)餾分油，并副產(chǎn)干氣、焦炭和少量油漿的煉油裝置。它主要包括反應(yīng)再生、分餾和吸收穩(wěn)定及煙氣能量回收三部分。反應(yīng)再生的功能是在提升管反應(yīng)器中將原料油催化裂化成反應(yīng)油氣和在再生器中空氣燒焦再生積碳催化劑；分餾和吸收穩(wěn)定則是通過主分餾塔將來自提升管反應(yīng)器并經(jīng)沉降和旋風(fēng)分離等工藝脫凈催化劑粉塵后的反應(yīng)油氣經(jīng)脫過熱和分餾，分離成富氣、粗汽油、產(chǎn)品柴油、回?zé)捰秃彤a(chǎn)品油漿，而富氣和粗汽油則進(jìn)一步送吸收穩(wěn)定以分離成產(chǎn)品干氣、液化氣和穩(wěn)定汽油；煙氣能量回收則煙機(jī)做功和余鍋產(chǎn)汽將再生煙氣降溫降壓到約180℃和常壓，然后經(jīng)脫硫脫硝排大氣。

現(xiàn)有操作中，再生空氣的壓力即主風(fēng)機(jī)出口壓力約0.3mpag，對(duì)應(yīng)再生煙氣和反應(yīng)油氣出系統(tǒng)的壓力，由于流路壓降不同，通常分別為0.2mpag和0.22mpag，其溫度則約為660℃和500℃。這就存在兩個(gè)缺陷。一)煙機(jī)和主風(fēng)機(jī)的壓比差別不大，煙氣出煙機(jī)的壓力約15kpag，但再生煙氣的摩爾流率略大于主風(fēng)機(jī)，且溫度高出約630℃(主風(fēng)機(jī)溫度即環(huán)境空氣溫度)，說明煙機(jī)出力大于主風(fēng)機(jī)耗力(目前煙機(jī)雙驅(qū)主風(fēng)機(jī)和發(fā)電機(jī)就源于此)。二)反應(yīng)油氣進(jìn)主分餾塔，首先約500℃的熱量在脫過熱段被循環(huán)油漿取出產(chǎn)飽和溫度只有243℃的3.5mpa蒸汽，熱量被嚴(yán)重降級(jí)使用(況且煉油廠多配大容量煤產(chǎn)汽，其成本遠(yuǎn)低于油漿等工藝熱產(chǎn)汽)，其次主分餾塔的操作壓力通常約0.12mpag，說明反應(yīng)油氣的壓力能也損失了。

技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：

為了解決現(xiàn)有催化裂化裝置再生煙氣和反應(yīng)油氣能利用不充分的缺點(diǎn)和不足，本發(fā)明的目的在于提供一種催化裂化裝置適當(dāng)提壓反再系統(tǒng)和利用透平膨脹機(jī)回收反應(yīng)油氣能量的新工藝。

本發(fā)明是一種回收反應(yīng)能量的方法，利用催化裂化裝置進(jìn)行催化裂化反應(yīng)，所述的裝置包括主分餾塔、提升管反應(yīng)器、燒焦再生器，具體步驟如下：

1)新鮮原料油和來自主分餾塔的回?zé)捰停M(jìn)入提升管反應(yīng)器，與再生催化劑和過熱蒸汽混合，沿提升管反應(yīng)器以流化狀態(tài)進(jìn)行催化裂化反應(yīng)，產(chǎn)生反應(yīng)油氣和催化劑。

2)將步驟1)的反應(yīng)油氣通入透平膨脹機(jī)，透平膨脹機(jī)做功，反應(yīng)油氣降壓成飽和狀態(tài)進(jìn)入主分餾塔，其中，透平膨脹機(jī)的進(jìn)氣壓力控制在0.42-0.72mpag，出口壓力控制在0.22mpag。

3)將步驟1)的催化劑通入燒焦再生器，以及經(jīng)空氣主風(fēng)機(jī)的空氣通入燒焦再生器，在燒焦再生器中催化劑經(jīng)空氣氧化再生，副產(chǎn)物煙氣依次經(jīng)過三級(jí)旋風(fēng)分離器、煙氣輪機(jī)、余熱鍋爐、煙氣脫硫脫硝后排出，其中，空氣主風(fēng)機(jī)是二級(jí)壓縮、最后一級(jí)出口壓力控制在0.5-0.8mpag、出口溫度控制在240℃。

步驟(2)中，反應(yīng)油氣進(jìn)入主分餾塔的溫度控制在460-500℃。

優(yōu)選的，步驟(2)中，透平膨脹機(jī)的進(jìn)氣壓力控制在0.55mpag，反應(yīng)油氣進(jìn)入主分餾塔的溫度控制在470℃。

優(yōu)選的，步驟(3)中，主風(fēng)機(jī)最后一級(jí)出口壓力控制在0.63mpag。

步驟(3)中，煙氣輪機(jī)進(jìn)氣壓力控制在0.4-0.7mpag，溫度控制在650-670℃。

優(yōu)選的，步驟(3)中，煙氣輪機(jī)進(jìn)氣壓力控制在0.53mpag，溫度控制在660℃。

本發(fā)明基于以下原理：

1)適當(dāng)提高主風(fēng)壓力。提高主風(fēng)壓力則相應(yīng)提高了反應(yīng)再生系統(tǒng)的操作壓力，克服流動(dòng)壓降后，煙氣進(jìn)煙機(jī)的壓力和反應(yīng)油氣進(jìn)主分餾塔的壓力相應(yīng)提高，亦即賦予其更高的有效能能級(jí)。在維持余鍋進(jìn)氣壓力不變的條件下，煙機(jī)出力更大，可借發(fā)電機(jī)組產(chǎn)生更多的電功外送。

2)配合反應(yīng)壓力提高，設(shè)置透平膨脹機(jī)回收反應(yīng)油氣一次的壓力能和高溫段熱能，所獲功或發(fā)電外送或(輔助)驅(qū)動(dòng)富氣壓縮機(jī)，在壓比和分子流率以及等熵膨脹效率相同的情況下，透平膨脹的進(jìn)氣溫度越高，做功能力越強(qiáng)。

3)透平膨脹機(jī)是現(xiàn)有技術(shù)條件下回收高溫帶壓流體能量之最有效的方式，其第二定律能效最高，遠(yuǎn)高于余鍋和循環(huán)油漿產(chǎn)汽。雖然會(huì)因此減少循環(huán)油漿的產(chǎn)汽量，但透平收獲的有效能多，因而效益佳。

4)整個(gè)工藝除在反應(yīng)油氣進(jìn)主分餾塔轉(zhuǎn)油線上新增透平膨脹機(jī)外，其他均無改變，新增油氣透平壓差不大，因此，背壓氣溫降不大，還處于過熱狀態(tài)，相應(yīng)主分餾塔的操作不會(huì)受到影響。

本發(fā)明工藝具有如下優(yōu)點(diǎn)及有益效果：

1)提高煙機(jī)出力

利用再生煙氣分子流率稍大于主風(fēng)，煙機(jī)和主風(fēng)機(jī)壓比基本相同，但煙氣溫度遠(yuǎn)高于主風(fēng)溫度的特點(diǎn)，通過提高主風(fēng)壓力即煙氣壓力，在彌補(bǔ)主風(fēng)機(jī)功耗增加的同時(shí)，獲得了更多的煙機(jī)出力差額，并通過發(fā)電機(jī)組產(chǎn)功外送。

2)高效回收反應(yīng)油氣的壓力能和高溫段熱能

原流程反應(yīng)油氣的壓力能和高溫段熱能被降級(jí)產(chǎn)中壓蒸汽，新流程則通過膨脹機(jī)將其回收做功，第二定律能效大大提高，并巧妙的呼應(yīng)了主風(fēng)提壓。

3)反應(yīng)油氣透平能長周期運(yùn)行

反應(yīng)油氣溫度進(jìn)透平溫度在500℃左右，經(jīng)沉降和多級(jí)旋風(fēng)分離后，催化劑微塵含量極低；同時(shí)透平壓差不大，背壓氣還處于高過熱狀態(tài)，不會(huì)因?yàn)榕蛎浗禍囟霈F(xiàn)凝液。

4)在壓力許可的范圍內(nèi)適當(dāng)提壓反再系統(tǒng)，對(duì)反應(yīng)平衡和催化劑再生基本不構(gòu)成影響，因此目標(biāo)產(chǎn)物的收率以及質(zhì)量指標(biāo)不會(huì)受到影響，控制方案不會(huì)因此需要做大的調(diào)整，故新工藝適于老裝置改造和新裝置建設(shè)。

附圖說明

圖1為本發(fā)明對(duì)比例1的現(xiàn)有催化裂化裝置再生煙氣和反應(yīng)油氣流程圖。

圖2為本發(fā)明實(shí)施例1的催化裂化再生煙氣和反應(yīng)油氣流程圖。

1-主分餾塔；2-循環(huán)油漿蒸汽發(fā)生器；3-富氣壓縮機(jī)；4-提升管反應(yīng)器；5-沉降器；6-再生催化劑斜管；7-待生催化劑斜管；8-燒焦再生器；9-沉降器；10-三級(jí)旋風(fēng)分離器、11、煙氣輪機(jī)；12-主風(fēng)機(jī)、13-發(fā)電機(jī)、14-余熱鍋爐；15-煙氣脫硫脫硝；16-反應(yīng)油氣透平膨脹機(jī)。

具體實(shí)施方式

下面結(jié)合實(shí)施例及附圖對(duì)本發(fā)明作進(jìn)一步詳細(xì)的描述，但本發(fā)明的實(shí)施方式不限于此。

對(duì)比例1

對(duì)比例為現(xiàn)有某80萬噸/年催化裂化裝置再生煙氣和反應(yīng)油氣的工藝流程。如圖1所示，新鮮原料(93t/h、220℃)和來自主分餾塔1的回?zé)捰?23t/h、336℃)及回?zé)捰蜐{(12t/h、290℃，不是常規(guī)流程，圖中未標(biāo)出)依次進(jìn)提升管反應(yīng)器4，與來自再生斜管6的再生催化劑(812t/h、662℃)和為騰出再生催化劑分子篩孔隙從提升管底部注入的1.0mpag過熱蒸汽(15.6t/h)一起，沿提升管以流化狀態(tài)邊高速上升邊進(jìn)行催化裂化反應(yīng)，約2～4秒鐘后，反應(yīng)完成進(jìn)入沉降器5，借重力和旋風(fēng)分離實(shí)現(xiàn)反應(yīng)油氣和催化劑分離。其中，脫凈催化劑顆粒的反應(yīng)油氣(500℃、137.2t/h、50832nm³/h、0.22mpag)自壓進(jìn)主分餾塔1脫過熱段，被循環(huán)油漿取熱1156×10⁴kcal/h交蒸汽發(fā)生器2發(fā)生3.5mpa飽和蒸汽21t/h，在降溫到367℃后以飽和狀態(tài)進(jìn)入精餾段，分離得到富氣、粗汽油、柴油和回?zé)捰?。其中柴油出裝置，回?zé)捰头堤嵘?，粗汽油?jīng)泵提壓進(jìn)吸收塔，富氣(0.1mpag、30℃、20000nm³/h)則經(jīng)三級(jí)壓縮升壓到1.1mpag送吸收塔。富氣壓縮機(jī)3由背壓透平驅(qū)動(dòng)，消耗3.5mpag蒸汽21t/h，折軸功1115kw。而表面積碳催化劑則聚集在沉降器5的下部，依重力經(jīng)待生斜管7自壓進(jìn)再生燒焦器8，在來自主風(fēng)機(jī)12主風(fēng)(0.3mpag、240℃、110000nm³/h)的作用下(耗功8348kw)，發(fā)生氧化反應(yīng)，燒去催化劑表面積碳，恢復(fù)活性后經(jīng)沉降器9和再生斜管6送提升管反應(yīng)器4循環(huán)使用。經(jīng)沉降器和三級(jí)旋風(fēng)分離器10脫除催化劑粉塵后的再生煙氣(0.2mpag、662℃、115000nm³/h)則先進(jìn)煙機(jī)膨脹11做功，然后以微正壓狀態(tài)(0.015mpag、422℃)進(jìn)入余熱鍋爐14發(fā)生中壓蒸汽，外取熱器及余熱鍋爐共發(fā)3.5mpa蒸汽45t/h，最后煙氣約150℃經(jīng)脫硫脫硝15后排大氣。流程中，煙機(jī)出力9262kw，其中8348kw提壓主風(fēng)，914kw交發(fā)電機(jī)13(為了應(yīng)對(duì)煙機(jī)事故停工，實(shí)際生產(chǎn)過程中有約2000nm³/h煙氣走旁路跨煙機(jī)直接進(jìn)余鍋)。

實(shí)施例1

本實(shí)施例為一種催化裂化裝置適當(dāng)提壓反再系統(tǒng)和利用膨脹透平回收反應(yīng)油氣能量的新工藝，其流程如圖2所示。具體過程如下：

如圖2所示，新鮮原料(93t/h、220℃)和來自主分餾塔1的回?zé)捰?23t/h、336℃)及回?zé)捰蜐{(12t/h、290℃，不是常規(guī)流程，圖中未標(biāo)出)依次進(jìn)提升管反應(yīng)器4，與來自再生斜管6的再生催化劑(812t/h、662℃)和為騰出再生催化劑分子篩孔隙從提升管底部注入的1.0mpag過熱蒸汽(15.6t/h)一起，沿提升管以流化狀態(tài)邊高速上升邊進(jìn)行催化裂化反應(yīng)，約2～4秒鐘后，反應(yīng)完成進(jìn)入沉降器5，借重力和旋風(fēng)分離實(shí)現(xiàn)反應(yīng)油氣和催化劑分離。其中，脫凈催化劑顆粒的反應(yīng)油氣(500℃、137.2t/h、50832nm³/h、0.52mpag)經(jīng)新增的透平膨脹機(jī)16降壓至0.22mpag，在出力1864kw后，482℃自壓進(jìn)主分餾塔1脫過熱段，被循環(huán)油漿取熱991×10⁴kcal/h交蒸汽發(fā)生器2發(fā)生3.5mpa飽和蒸汽18t/h，降溫至367℃以飽和狀態(tài)進(jìn)入精餾段，分離得到富氣、粗汽油、柴油和回?zé)捰?。其中柴油離開主分餾塔，回?zé)捰头堤嵘?，粗汽油?jīng)泵提壓進(jìn)吸收塔，富氣(0.1mpag、30℃、20000nm³/h)則經(jīng)三級(jí)壓縮升壓到1.1mpag送吸收塔。富氣壓縮機(jī)3由背壓透平驅(qū)動(dòng)，消耗3.5mpag蒸汽21t/h，軸功1115kw(也可改由新增反應(yīng)油氣透平驅(qū)動(dòng))。而表面積碳催化劑則聚集在沉降器5的下部，依重力經(jīng)待生斜管7自壓進(jìn)再生燒焦器8，在來自二級(jí)壓縮主風(fēng)機(jī)12(級(jí)間115℃、0.22mpag)的主風(fēng)(0.6mpag、240℃、110000nm³/h)的作用下(共耗功11675kw)，發(fā)生氧化反應(yīng)，燒去催化劑表面積碳，恢復(fù)活性后經(jīng)沉降器9和再生斜管6送提升管反應(yīng)器4循環(huán)使用。經(jīng)沉降器和三級(jí)旋風(fēng)分離器10脫除催化劑粉塵后的再生煙氣(0.5mpag、662℃、115000nm³/h)則先進(jìn)煙機(jī)膨脹11做功，然后以微正壓狀態(tài)(0.015mpag、368℃)進(jìn)入余熱鍋爐14發(fā)生中壓蒸汽，外取熱器及余熱鍋爐共發(fā)3.5mpa蒸汽38.3t/h，最后煙氣約150℃經(jīng)脫硫脫硝15后排大氣。流程中，煙機(jī)出力13569kw，其中11675kw提壓主風(fēng)，1894kw交發(fā)電機(jī)13(為了應(yīng)對(duì)煙機(jī)緊急停工，實(shí)際生產(chǎn)過程中有約2000nm³/h煙氣走旁路跨煙機(jī)直接進(jìn)余鍋)。

實(shí)施例1與對(duì)比例能耗比較

對(duì)比例中，煙機(jī)11產(chǎn)功9262kw，扣除主風(fēng)機(jī)12耗功8348kw，發(fā)電914kw；富氣壓縮機(jī)3背壓透平消耗3.5mpag蒸汽21t/h，耗功1115kw；余鍋和外取熱器產(chǎn)3.5mpag蒸汽45t/h，循環(huán)油漿產(chǎn)3.5mpag蒸汽21t/h，合計(jì)66t/h。

實(shí)施例1中，主風(fēng)壓力由0.3mpag提壓到0.6mpag，相應(yīng)主風(fēng)機(jī)由一級(jí)壓縮改二級(jí)壓縮(一級(jí)出口0.216mpag、202.6℃，經(jīng)循環(huán)水冷卻至115℃進(jìn)二級(jí)；二級(jí)出口0.6mpag、240℃)，共耗軸功11675kw；煙機(jī)進(jìn)氣壓力則由0.2mpag升至0.5mpag(溫度662℃保持不變)，在膨脹出力13569kw后降壓至0.015mpag后送余鍋，由于溫度從對(duì)比例422℃降到了368℃，余鍋少產(chǎn)3.5mpag蒸汽6.7t/h；反應(yīng)油氣的壓力則從0.22mpag提高到0.52mpag，經(jīng)透平背壓到0.22mpag出力1864kw后進(jìn)主分餾塔，由于溫度從500℃下降到482℃，循環(huán)油漿少產(chǎn)3.5mpag蒸汽3t/h。

表1列出了對(duì)比例和實(shí)施例的主要能耗參數(shù)。表1對(duì)比例和實(shí)施例主要能耗參數(shù)對(duì)比

*取等熵膨脹效率78％。

從表1可以看出，相較于對(duì)比例，實(shí)施例1：

1)煙機(jī)發(fā)電增加980kw、新增反應(yīng)油氣透平獲功1864kw，合計(jì)2844kw。

2)余鍋和循環(huán)油漿合計(jì)少產(chǎn)3.5mpa蒸汽9.7t/h。

按3.5mpa蒸汽200元/t、電價(jià)0.9元/kwh計(jì)算，實(shí)施例較比較例可實(shí)現(xiàn)年綜合效益520.5萬元。說明新工藝中，雖然余鍋和循環(huán)油漿產(chǎn)汽會(huì)減少，但等值能量時(shí)，電的有效能遠(yuǎn)高于中壓蒸汽，故新工藝是效益增加的。

另外根據(jù)節(jié)約1度電等于減排0.997千克co2，節(jié)約1千克標(biāo)準(zhǔn)煤等于減排2.493千克co2，一千克煤的標(biāo)準(zhǔn)熱值是0.7×10⁴kcal，新工藝可節(jié)約co2排放量1108kg/h，折合9309t/a。

上述實(shí)施例為本發(fā)明較佳的實(shí)施方式，但本發(fā)明的實(shí)施方式并不受上述實(shí)施例的限制，其它的任何未背離本發(fā)明的精神實(shí)質(zhì)與原理下所作的改變、修飾、替代、組合、簡化，均應(yīng)為等效的置換方式，都包含在本發(fā)明的保護(hù)范圍之內(nèi)。