輕油收率高的催化汽油改質降烯烴的方法和裝置的製作方法
2023-06-22 08:14:46 1
專利名稱：輕油收率高的催化汽油改質降烯烴的方法和裝置的製作方法
技術領域：
本發明涉及石油烴的催化轉化工藝，特別是指輕油收率高的催化裂化汽油改質降低烯烴含量的催化轉化工藝技術，屬於石油化工技術領域。
背景技術：
烯烴的辛烷值較高，是維持催化裂化汽油高辛烷值的主要組分，但是，烯烴化學性質活潑，揮發後和大氣中NOX混合在一起，經太陽紫外線照射形成以臭氧為主的有毒光化學煙霧，對大氣造成嚴重汙染；另外，汽油中烯烴含量高時，會引起電噴發動機噴嘴、進料閥積炭嚴重，導致控制偏差，造成燃油消耗增加。因此，近年來隨著環保要求的日益嚴格，美國、日本及歐洲各國相繼頒發了新的汽油標準。我國也在1999年12月制定了《車用汽油有害物質標準》，要求汽油中的烯烴含量≯35(v)％，同時，要求辛烷值(研究法)≮90，芳烴含量≯40(v)％，硫含量≯800ppm，並規定2003年1月1日起在全國範圍內實施。
目前，車用汽油仍以催化裂化汽油為主，有資料表明催化裂化汽油佔成品汽油的量高達85％。催化裂化汽油中烯烴的體積分數為45％-55％，遠高於新配方的汽油標準。因此，降低催化裂化汽油中的烯烴含量成為當前煉油工業中的迫切任務。由於煉廠加工的是石蠟基原油，其汽油辛烷值(研究法)一般在89-90，勉強達到標準，若使烯烴含量大幅度下降，勢必辛烷值無法滿足要求。如何同時滿足汽油中烯烴含量不超過35(v)％的要求，還保證辛烷值達到標準，就成為一個非常迫切而又困難的問題。
為了降低催化裂化汽油的烯烴含量，煉油工業一般採用的措施有催化原料預加氫處理，採用降烯烴催化劑。但是這些方法效果是有限的，汽油烯烴含量最大隻下降10-12個體積百分點，辛烷值有時還有所降低，不能達到汽油新標準的要求。對催化裂化汽油進行單獨改質以降低烯烴含量的一些研究報導包括輕汽油醚化、催化裂化汽油脫硫降烯烴、催化裂化汽油加氫異構芳構化、催化裂化汽油加氫脫硫—重整等，但是，這些方法和技術或者工藝複雜、投資大，許多煉油廠採用尚有很大困難，或者工藝技術還不成熟，沒有實現工業化應用。
為了有效地降低催化裂化汽油的烯烴含量，達到環保法規和汽油新標準的要求，已經提出了在常規催化裂化裝置上設立輔助提升管反應器的方案，對催化裂化汽油進行進一步的改質，並已經申請了相關的專利，包括簡易的催化裂化汽油改質降烯烴的方法及裝置，申請號02116786.9；降低催化裂化汽油烯烴含量的方法及系統，申請號02123817.0，催化裂化汽油深度降烯烴增辛烷值的改質方法和裝置，申請號02123655.0，降低催化裂化汽油烯烴含量並保持辛烷值的方法及系統，申請號02123494.9，催化汽油降烯烴提高辛烷值的改質方法和裝置，申請號02123658.9，降低催化裂化汽油烯烴含量的方法及裝置，申請號02116787.7。這些降低催化裂化汽油烯烴含量的方法和裝置由於採用了輔助提升管反應器，從工藝過程上看是高溫再生劑與常溫液相的催化汽油進行混合接觸，進行氫轉移、芳構化、異構化和裂化的改質反應，因此該過程的裂化氣產率較高，其中主要是液化氣，從而導致汽油收率及輕質油收率降低。對於液化氣市場不好的煉油企業，這一結果是不理想的。分析原因主要是油劑的初始接觸混合溫度較高引起的。
發明內容
本發明的主要目的在於提供一種輕油收率高的催化汽油改質降烯烴的方法和裝置，可提高輕質油收率，降低催化裂化汽油中烯烴的含量並保持辛烷值不變或略有提高。
本發明的目的是通過以下技術方案實現的一種輕油收率高的催化汽油改質降烯烴的方法，該方法的工藝流程至少包括
步驟一催化裂化汽油餾分從底部進入流態化催化改質反應器，與床層中的催化劑進行接觸、氣化、混合併反應；步驟二反應後的待生催化劑經汽提後回到原催化裂化裝置再生器，改質油氣從沉降系統上部引出後，將其引入原催化裂化裝置的大油氣管線，然後與主提升管反應器的反應油氣混合，再進入主分餾塔下部進行富氣、粗汽油輕餾分、粗汽油重餾分、柴油、回煉油和油漿的分離；或者進入單獨的分餾系統進行分離。
所述的改質反應的條件為反應溫度350-500℃；汽油原料預熱溫度40-300℃；催化劑活性50-65；反應壓力0.1-0.4MPa。
催化裂化汽油餾分為粗汽油全餾分或粗汽油輕餾分(＜80-110℃)或粗汽油重餾分(＞60-80℃)。
所述的催化劑為原重油催化裂化裝置的催化劑，至少包括無定型矽鋁催化劑或分子篩催化劑。
當對催化裂化粗汽油重餾分進行改質時，相應的粗汽油輕餾分直接與改質後的汽油餾分混合，或者進行改質後再與改質後的汽油餾分混合。
一種輕油收率高的催化汽油改質降烯烴的裝置，該裝置的結構為在原有重油催化裂化裝置的再生器上設置並引出一個高溫再生催化劑物流的斜管和一個催化劑待生斜管，其與一個流態化催化改質反應器相連，該流態化催化改質反應器的底部連接原催化裂化裝置的再生系統，該流態化催化改質反應器頂部通過原催化裂化裝置的大油氣管線連接主分餾塔，或者單獨連接分餾系統。
所述的改質反應的條件為反應溫度350-500℃；汽油原料預熱溫度40-300℃；
催化劑活性50-65；反應壓力0.1-0.4MPa。
所述的流態化催化改質反應器至少包括湍動床型改質反應器或快速床型改質反應器。
採用湍動床型改質反應器時，湍動床重量空速為1-1000hr-1；採用快速床型改質反應器時，床層線速為0.6-2.5m/s，反應時間為0.1～10.0分鐘。
在重油催化裂化裝置分餾塔塔頂的原有常規冷凝冷卻系統上建立二級冷凝系統，用以獲取粗汽油全餾分或者獲取粗汽油輕餾分或者獲取粗汽油重餾分。通過以上技術方案，本發明具有如下效果本發明的工藝技術的優點為對原催化裂化裝置的改動最小，流程簡單，易於實現，且易於控制，操作穩定。可以將催化裂化汽油烯烴含量降低到25(v)％以下，可以滿足環保法規的要求，並且保持改質過程的輕油收率在93％以上。
圖1為原有重油催化裂化工藝流程圖；圖2為湍動床型反應器改質催化汽油的工藝流程圖；圖3為快速床型反應器改質催化汽油的工藝流程圖；圖4為湍動床型反應器改質催化汽油又一實施例的工藝流程圖；圖5為快速床型反應器改質催化汽油再一實施例的工藝流程圖。
具體實施例方式
以下結合附圖和具體實施例對本發明進行詳細說明分餾塔塔頂二級冷凝系統是在原有分餾塔頂常規冷凝冷卻系統上經過改變設計建立起來的。在對粗汽油輕餾分或粗汽油重餾分進行改質時，可以按二級冷凝操作，在對粗汽油全餾分進行改質時，可以按常規冷凝冷卻操作。如果是對催化裂化粗汽油重餾分進行改質，那麼相應的粗汽油輕餾分可以直接與汽油餾分混合，也可以進行改質後(如醚化、異構芳構化等)再與汽油餾分混合。此部分流程可見圖1，也可參見發明專利《降低催化裂化汽油烯烴含量的方法及系統》，申請號02123817.0，簡述如下由分餾塔1的頂部出來油氣2(包括粗汽油和富氣)，經過冷凝器3冷凝冷卻到合適溫度(如果是對催化裂化粗汽油重餾分進行改質，此溫度為50-60℃；如果是對催化裂化粗汽油輕餾分進行改質，此溫度為62-80℃)後進入分離罐4進行油水氣的分離，凝結水5由凝結水泵6抽離分離罐4。冷凝下來的液體產物是粗汽油重餾分7，經過重餾分汽油泵8從分離罐4中抽出，一部分作為分餾塔1的頂部回流9，另一部分10經過冷卻器11進一步冷卻至40℃。
若對粗汽油全餾分改質，這時閥門23、30和31打開，閥門24關閉，粗汽油重餾分10和粗汽油輕餾分21混合成粗汽油全餾分22後取一定的合適量25進入新增設的新型流態化催化改質反應器進行改質，其餘部分26進入吸收穩定系統；若對粗汽油重餾分改質，這時閥門23、24和30都打開，閥門31關閉，通過流量控制取一定合適量的粗汽油重餾分27直接進入新增設的新型流態化催化改質反應器進行改質，其餘部分28與粗汽油輕餾分21混合成粗汽油全餾分22後進入吸收穩定系統，這時輕汽油21可以直接與粗汽油重餾分28混合後進入吸收穩定系統，也可以先進行如輕汽油醚化、異構芳構化等方面的改質後，再與粗汽油重餾分28混合後進入吸收穩定系統。若對粗汽油輕餾分進行改質，這時閥門23、29和30都打開，閥門24和31關閉，通過流量控制取一定合適量的粗汽油輕餾分32直接進入新增設的新型流態化催化改質反應器進行改質，其餘部分與粗汽油重餾分28混合成粗汽油全餾分22後進入吸收穩定系統。
從分離罐4中出來的未冷凝油氣12經過冷凝器13冷凝冷卻到40℃後進入分離罐14進行油水氣的分離，凝結水15由凝結水泵16抽離分離罐14。從分離罐14中出來的未冷凝油氣為富氣17，進入富氣壓縮機。由氣壓機機間分離罐分離出來的凝析油18返回到分離罐14。分離罐14中冷凝下來的液體產物是粗汽油輕餾分19由輕餾分汽油泵20抽出成為粗汽油輕餾分21。
原催化裂化反應系統的操作不變，即含有霧化蒸汽的原料33從底部進入主提升管34與來自再生器35由水蒸氣36提升的高溫再生劑37在反應溫度為460-530℃，重油原料預熱溫度為160-250℃，催化劑油料重量比為5-8，催化劑活性為50-65，反應時間為2.5-3.0s，反應壓力為0.1-0.4MPa下進行接觸、氣化、混合和反應，油氣、水蒸氣與催化劑一起通過主提升管反應器34，到主提升管反應器出口由高效氣固快速分離裝置38和沉降器頂旋39將主反應油氣42和催化劑分開，催化劑經過沉降器40進入汽提段41，經過汽提後進入再生器35。在催化汽油改質油氣單獨分離方案中，主反應油氣42(即44)離開沉降器40進入主分餾塔1底部進行富氣、粗汽油輕餾分、粗汽油重餾分、柴油、回煉油、油漿的分離。在催化汽油改質油氣不單獨分離的方案中，主反應油氣42與新型流態化催化改質反應器出口油氣混合成油氣44離開沉降器40進入主分餾塔1底部進行富氣、粗汽油輕餾分、粗汽油重餾分、柴油、回煉油、油漿的分離。
實施例1對於湍動床型的改質反應器，本發明流程可見圖2，簡述如下由再生器35上設立的一引出高溫再生催化劑物流的斜管45將再生催化劑引到催化劑提升管47，再由提升蒸汽46通過催化劑提升管47提升到增設的流態化催化改質反應器48內形成反應床層49，催化劑提升管47的上噴口在反應床層49的頂部，含有霧化蒸汽的催化裂化汽油餾分50(即圖1中的催化裂化粗汽油全餾分25或粗汽油重餾分(＞60-80℃)27或粗汽油輕餾分餾分(＜80-110℃)32)通過噴頭進入流態化催化改質反應器床層49的下部，與床層49中的催化劑進行接觸、氣化、混合和反應。在增設的流態化催化改質反應器48的反應床層49內，維持反應溫度為350-500℃，汽油原料預熱溫度為40-300℃，催化劑活性為50-65，湍動床重量空速為1-1000hr-1，反應壓力為0.1-0.4Mpa。改質反應後的催化劑進入流態化催化改質反應器的汽提段54，與自汽提段54底部引入的汽提蒸汽55進行逆流接觸，以汽提出催化劑夾帶的油氣。汽提後的催化劑由新設的待生斜管56進入原再生器35。反應後的改質油氣進入流態化催化改質反應器48的沉降段51，再進入頂部旋風分離器52與攜帶的催化劑進行分離，完全與催化劑分離的改質油氣53離開流態化催化改質反應器後，併入原催化裂化裝置的大油氣管線，與主提升管反應器的反應油氣混合後進入主分餾塔下部進行富氣、粗汽油輕餾分、粗汽油重餾分、柴油、回煉油和油漿的分離。
實施例2對於快速床型的改質反應器，本發明流程可見圖3，簡述如下由再生器35上設立的一引出高溫再生催化劑物流的斜管45將再生催化劑引入快速床57的中部，在快速床57內形成較密的流動床層，含有霧化蒸汽的催化裂化汽油餾分50(即圖1中的催化裂化粗汽油全餾分25或粗汽油重餾分(＞60-80℃)27或粗汽油輕餾分餾分(＜80-110℃)32)通過噴頭進入流態化催化改質反應器快速床57的底部，與快速床57中的催化劑進行接觸、氣化、混合和反應。在增設流態化催化改質反應器57內，維持反應溫度為350-500℃，汽油原料預熱溫度為40-300℃，催化劑活性為50-65，床層線速為0.6-2.5m/s，反應時間為0.1-10.0min，反應壓力為0.1-0.4MPa。然後，反應油氣和催化劑進入流態化催化改質反應器的稀相提升管58，再通過設在稀相提升管頂部的出口快分裝置59將催化劑和反應油氣分開，催化劑進入汽提段54，與自汽提段54底部引入的汽提蒸汽55進行逆流接觸，以汽提出催化劑夾帶的油氣。汽提後的催化劑由新設的待生斜管56進入原再生器35。反應後的改質油氣進入流態化催化改質反應器的沉降段51，再進入頂部旋風分離器52與攜帶的催化劑進行分離，完全與催化劑分離的改質油氣53離開流態化催化改質反應器後，併入原催化裂化裝置的大油氣管線，與主提升管反應器的反應油氣混合後進入主分餾塔下部進行富氣、粗汽油輕餾分、粗汽油重餾分、柴油、回煉油和油漿的分離。
本發明對於改質油氣的分離方式還包括實施例3參見圖2、圖4，其中改質的流程與實施例1相一致，不同的是改質後的油氣53進入單獨的分離系統，而不是與新型流態化催化改質反應器出口油氣混合成油氣44一同進入原催化裂化裝置的大油氣管線。
實施例4參見圖3、圖5，其中改質的流程與實施例2相一致，不同的是改質後的油氣53進入單獨的分離系統，而不是與新型流態化催化改質反應器出口油氣混合成油氣44一同進入原催化裂化裝置的大油氣管線。
本發明所用的催化劑可以是適用於催化裂化過程的任何催化劑，即催化裂化汽油改質反應由原重油催化裂化裝置催化劑實現。例如，無定型矽鋁催化劑或分子篩催化劑，其中，分子篩催化劑的活性組分選自含或不含稀土和/或磷的Y型或HY型沸石、含或不含稀土和/或磷的超穩Y型沸石、ZSM-5系列沸石或具有五元環結構的高矽沸石、β沸石、鎂鹼沸石中的一種或多種。
最後所應說明的是，以上實施例僅用以說明本發明的技術方案而非限制，儘管參照較佳實施例對本發明進行了詳細說明，本領域的普通技術人員應當理解，可以對本發明的技術方案進行修改或者等同替換，而不脫離本發明技術方案的精神和範圍，其均應涵蓋在本發明的權利要求範圍當中。
權利要求
1.一種輕油收率高的催化汽油改質降烯烴的方法，其特徵在於該方法的工藝流程至少包括步驟一催化裂化汽油餾分從底部進入流態化催化改質反應器，與床層中的催化劑進行接觸、氣化、混合併反應；步驟二反應後的待生催化劑經汽提後回到原催化裂化裝置再生器，改質油氣從沉降系統上部引出後，將其引入原催化裂化裝置的大油氣管線，然後與主提升管反應器的反應油氣混合，再進入主分餾塔下部進行富氣、粗汽油輕餾分、粗汽油重餾分、柴油、回煉油和油漿的分離；或者進入單獨的分餾系統進行分離。
2.根據權利要求1所述的輕油收率高的催化汽油改質降烯烴的方法，其特徵在於所述的改質反應的條件為反應溫度350-500℃；汽油原料預熱溫度40-300℃；催化劑活性50-65；反應壓力0.1-0.4MPa。
3.根據權利要求1所述的輕油收率高的催化汽油改質降烯烴的方法，其特徵在於催化裂化汽油餾分為粗汽油全餾分或粗汽油輕餾分(＜80-110℃)或粗汽油重餾分(＞60-80℃)。
4.根據權利要求1所述的輕油收率高的催化汽油改質降烯烴的方法，其特徵在於所述的催化劑為原重油催化裂化裝置的催化劑，至少包括無定型矽鋁催化劑或分子篩催化劑。
5.根據權利要求1所述的輕油收率高的催化汽油改質降烯烴的方法，其特徵在於當對催化裂化粗汽油重餾分進行改質時，相應的粗汽油輕餾分直接與改質後的汽油餾分混合，或者進行改質後再與改質後的汽油餾分混合。
6.一種輕油收率高的催化汽油改質降烯烴的裝置，其特徵在於該裝置的結構為在原有重油催化裂化裝置的再生器上設置並引出一個高溫再生催化劑物流的斜管和一個催化劑待生斜管，其與一個流態化催化改質反應器相連，該流態化催化改質反應器的底部連接原催化裂化裝置的再生系統，該流態化催化改質反應器頂部通過原催化裂化裝置的大油氣管線連接主分餾塔，或者單獨連接分餾系統。
7.根據權利要求6所述的輕油收率高的催化汽油改質降烯烴的裝置，其特徵在於所述的改質反應的條件為反應溫度350-500℃；汽油原料預熱溫度40-300℃；催化劑活性50-65；反應壓力0.1-0.4MPa。
8.根據權利要求1或6所述的輕油收率高的催化汽油改質降烯烴的裝置，其特徵在於所述的流態化催化改質反應器至少包括湍動床型改質反應器或快速床型改質反應器。
9.根據權利要求6所述的輕油收率高的催化汽油改質降烯烴的裝置，其特徵在於採用湍動床型改質反應器時，湍動床重量空速為1-1000hr-1；採用快速床型改質反應器時，床層線速為0.6-2.5m/s，反應時間為0.1～10.0分鐘。
10.根據權利要求6所述的輕油收率高的催化汽油改質降烯烴的裝置，其特徵在於在重油催化裂化裝置分餾塔塔頂的原有常規冷凝冷卻系統上建立二級冷凝系統，用以獲取粗汽油全餾分或者獲取粗汽油輕餾分或者獲取粗汽油重餾分。
全文摘要
本發明公開了一種輕油收率高的催化汽油改質降烯烴的方法和裝置，依託原有工業催化裂化裝置，以常規催化裂化工藝為基礎，在再生器上設立一引出高溫再生催化劑物流的斜管和增設一個單獨的新型流態化催化改質反應器來對催化裂化汽油餾分進行催化改質反應，以達到深度降低烯烴含量並增加辛烷值的目的，同時保證較高的輕油收率。增設的新型流態化反應器是湍動床型的或者是快速床型的，並帶有汽提系統和沉降系統。本發明的工藝技術的優點為對原催化裂化裝置的改動小，流程簡單，易於實現，且易於控制，操作穩定。可以將催化裂化汽油烯烴含量降低到25(v)％以下，達到環保法規的要求，並且保持改質過程的輕油收率在93％以上。
文檔編號C10G35/04GK1493658SQ0214613
公開日2004年5月5日 申請日期2002年11月1日 優先權日2002年11月1日
發明者高金森, 徐春明, 白躍華 申請人:石油大學(北京)