石油烴類原料生產清潔燃料油的催化轉化方法及裝置的製作方法
2023-06-26 12:46:26 2
專利名稱：石油烴類原料生產清潔燃料油的催化轉化方法及裝置的製作方法
技術領域：
本發明屬於石油烴類催化轉化工藝裝置技術領域，特別涉及一種轉化率高的、生產低烯烴、低硫含量汽油的石油烴類原料生產清潔燃料油的催化轉化反應方法及裝置。
背景技術：
催化裂化工藝過程已歷經六十年的發展，取得了巨大的成就和技術進步。社會發展使得對該工藝要求不斷提高，特別是在環保方面，對催化裂化工藝過程提出了新的挑戰，即不僅要實現經濟效益還要滿足環保的要求。發達國家最新汽油標準要求，烯烴在20％(重)以下，硫含量在100PPM以下。中國的汽油85％來自催化裂化，而目前催化裂化裝置生產汽油烯烴含量多在45％-55％(重)。生產清潔汽油成為催化裂化裝置亟需解決的課題之一。
為使催化裂化工藝能夠生產清潔汽油，在工程上採取了兩條路線其一，採用多反應區單提升管反應器，通過在不同反應區控制不同的反應條件，改進汽油質量。單提升管反應器技術又可以分為兩種方案一是從工藝角度對進料流程調整改進，二是從設備角度對提升管結構改進。USP5043522和USP5846403提出了在原重油提升管內，使劣質汽油回煉的方法，使高烯烴、高硫汽油在提升管底部(原料油前)進入提升管反應器回煉，先與高溫高活性的再生劑接觸。CN1100115C提出了把汽油引入原料油提升管底部流化床回煉加工的方法，經過二次反應，可使烯烴降低。中國專利申請03126217.1號則提出了在單提升管催化裂化裝置反應器後部沉降器內回煉汽油的方法。石油化工科學研究院開發的MGD技術，也是在單提升管反應器上遊回煉汽油以降低烯烴和多產柴油。上述技術方案均是使高烯烴含量的汽油再次進入原有催化裝置反應，達到降烯烴的效果，裝置基本不需改動，只是在原反應系統不同位置進行回煉。CN1081222C則公布了對單提升管反應器採用多段供再生催化劑的方案，原料油先在提升管下部與再生劑反應，在提升管中部或上部注入低溫的再生催化劑，降低後續反應溫度，且增加催化劑活性，達到降烯烴的效果。中國專利申請99105904.2、99105905.0、99109196.5、99109193.0號則是通過對單提升管設備結構改進實現降烯烴的目的。上述技術方案在提升管的中部擴徑並降溫，形成不同反應區；通過增加低溫反應區反應時間來實現降烯烴效果。因此，採用單提升管生產清潔燃料的方案都是通過使提升管內形成多個不同反應條件的反應區實現的。其二，採用雙提升管雙系統反應器，為汽油單獨提供一套反應系統進行二次轉化。中國專利申請02139064.9、02139065.7、03126213.9號提供了除原重油反應器外、另外單獨建一反應系統回煉汽油的方法。該方法中，催化裂化裝置中原提升管反應器不動，並行的另建一個提升管的反應系統，40-70℃左右的高烯烴汽油經噴嘴進入該汽油提升管進行二次反應。汽油提升管反應系統與原料油提升管反應系統形式相同，由再生劑供給管路、催化劑控制閥門、提升管、反應沉降器組成，反應後的催化劑一般進入原料油再生器。反應沉降器可以另建，也可以與原料油共用。這種方法可以使汽油烯烴降至20％(重)以下。
採用單提升管反應器的優點是裝置簡單，改動小，投資少。但因汽油反應與重油反應共用一個反應器，操作條件相互制約，無法做到既有利於重油，又有利於汽油，產品質量改善程度較小，汽油加工量也較小。而採用雙反應系統的方法，兩個系統可單獨調節，使重油和汽油在各自的反應條件下反應，可以大幅度改善汽油質量。缺點是裝置複雜，建設、改造費用高，操作難度較大。
顯然，以上兩條線路均未能將汽油反應和重油反應形成一個整體考慮。由於獨立系統汽油反應器幾乎與重油提升管按同樣的方法設計，高度也基本相同，汽油反應後油氣進入沉降器(沉降器專設或與重油反應共用，催化劑則進入再生器)，反應時間難以控制，而汽油反應要求較短時間。另外，汽油反應生焦量很小，反應後催化劑仍有較高的活性，且一般溫度較低(降烯烴時一般為420℃-450℃)。現有技術中這些低碳、低溫、高活性的催化劑進入了再生器，顯然也對再生不利。
發明內容
本發明目的在於提供一種汽油與重油反應相互協調、優勢互補的組合式石油烴類原料生產清潔燃料油的催化轉化方法及裝置。
為達上述目的，本發明採用如下技術方案石油烴類原料生產清潔燃料油的催化轉化方法，使從汽油提升管反應器引出的油氣進入原料油提升管反應器內進行氣固分離，催化劑進入原料油提升管反應器改質區，提高改質反應區劑油比，汽油氣經設於原料油提升管反應器內的升氣管直接引出。
石油烴類原料生產清潔燃料油的催化轉化裝置，由並列設置的原料油提升管反應器和汽油提升管反應器組成，原料油提升管反應器中設有汽油氣固分離器，氣固分離器上、下出口分別接汽油升氣管和催化劑降劑管，汽油提升管反應器出口與原料油提升管反應器中的汽油氣固分離器連接，汽油升氣管設在原料油提升管內，延伸至原料油提升管反應器頂部。
原料油提升管反應器由預提升段、進行高溫裂化反應的第一反應區、以汽油改質為主的第二反應區、油氣引出區組成，汽油氣固分離器位於第二反應區上部，催化劑降劑管下端伸至第二反應區中下部。
原料油提升管反應器第二反應區直徑為第一反應區的1-4倍。
原料油提升管反應器第二反應區可以由若干不同直徑的筒節組成。
汽油提升管反應器底部預提升段內設有催化劑冷卻換熱管。
本發明通過把原料油催化轉化提升管反應器和較短的汽油提升管反應器組合成一個複合的催化轉化裝置，把汽油提升管反應器上端接入原料油提升管反應器，兩者形成H型組合反應系統，即下部為雙提升管，上部為單提升管。汽油經較短的汽油提升管反應器轉化後進入原料油提升管反應器內部，但不與原料油提升管內的介質接觸，而是經專門的氣固分離器，把汽油反應油氣中的催化劑分出，終止反應後，汽油氣經獨立的升氣管向上引出，直至原料油反應器出口。這樣兩股反應物流互不影響，可保證各自的反應條件，特別是保證了汽油轉化短反應時間的要求。汽油提升管內的物流，進入原料油提升管後，其催化劑從油汽中分出，經降劑管向下流動，補充至原料油提升管反應器中部，與來自原料油提升管反應器裂化反應區的催化劑和油氣物流混合後，一起在原料油提升管內進行反應，使原料油提升管形成催化劑流量和性質都不同的兩個反應區。
本發明中，原料油提升管下部為高溫、低劑油比的裂化反應區，原料油在該區經1秒左右的反應後與汽油提升管反應器排出的低溫、高活性的催化劑接觸，降低反應溫度，增加劑油比，形成第二反應區。由於提高了活性、降低了溫度、增加了劑油比，第二反應區的形成可直接改善原始裂化的產品質量，特別是降低原料油裂化反應生成汽油的烯烴含量，且增加轉化率。本發明既實現了汽油與原料油單獨轉化，又實現了催化劑共用，有分有合。本發明共用一套反應器出口旋分系統，共用一套沉降器和再生器，工程裝置簡單，對常規裝置改動工程量較小。
圖1為本發明結構示意圖；圖2為實施例2結構示意圖；圖3為本發明的反應裝置用於外置提升管(同軸式)催化轉化裝置的實施方式圖。
具體實施例方式
實施例1、如圖1所示，石油烴類原料生產清潔燃料油的催化轉化反應裝置由原料油提升管反應器1和汽油提升管反應器2組成，二者並列設置。原料油提升管反應器1由預提升段11、第一反應區12、第二反應區13、油氣引出區14組成，第二反應區13直徑為第一反應區12的2.5倍。原料油提升管反應器1中設有汽油氣固分離器16，氣固分離器16上、下部分別接汽油升氣管15和催化劑降劑管17，汽油提升管反應器2出口與原料油提升管反應器1中的汽油氣固分離器16連接，汽油升氣管15伸出原料油提升管反應器1。汽油氣固分離器16位於第二反應區13上部，降劑管17下端伸至原料油提升管反應器1第二反應區13中下部；汽油提升管反應器2底部預提升段21內設有催化劑冷卻換熱管25。18為再生劑引入管。原料油提升管反應器1第二反應區13由直徑大於第一反應段12的若干個筒體組成。汽油提升管反應器2由催化劑預提升管21、反應段22、催化劑引入管23組成。
在原料油提升管反應器1中，再生催化劑31經引入管18進入預提升段11，在預提升氣體(蒸汽)32的作用下，向上流動進入第一反應區12，烴類原料油33經進料噴嘴霧化進入第一反應區12與高溫再生劑接觸反應，並向上流動，進入第二反應區13。在第二反應區13內，來自汽油提升管反應器2的低溫催化劑34經降劑管17與來自第一反應區的物流35混合，形成新物流36，在新反應物流36中只有來自原料油提升管反應器1第一反應區12的反應油汽，來自汽油提升管反應器2的反應油汽不與其混合，而是經獨立的升汽管15引出反應區，進入共同的沉降器，進行氣固分離。由於催化劑34溫度較低、活性較高，因此反應物流36中來自其第一反應區12的物流得以降低溫度，提高催化劑活性，並增加劑油比。
在汽油提升管反應器2內，高溫催化劑41經進入接管23進入預提升段21，在經預提升氣體入口42進入的蒸汽的作用下，向上進入反應段22，汽油經入口44在此處霧化後進入反應段22與催化劑接觸，經1-2秒反應後進入原料油提升管1。汽油一般換熱至40-70℃。原料油為各種催化裂化原料，預熱溫度一般在180-250℃。汽油提升管反應器2的預提升段21同時是對催化劑41的冷卻器，其內分布有冷卻換熱管25，將催化劑的部分熱量傳給冷卻介質45使與汽油接觸的催化劑得以降溫，以提高劑油比，減少熱裂化反應，減少汽油損失。
實施例2、本實施例中，原料油提升管反應器1的第二反應區13直徑與第一反應段12相同。其他同實施例1。
根據反應目的的變化，控制的反應條件不同。
以生產標準汽、柴油為主要目的時原料油提升管反應器1的第一反應區12出口溫度控制在500-530℃，第二反應區13出口溫度控制在485-520℃。汽油提升管反應器2出口反應溫度控制在420-490℃以生產液化氣為主要目的時原料油提升管反應器1第一反應區12出口溫度控制在530-600℃，第二反應區13出口溫度控制在520-580℃。汽油提升管反應器2出口溫度控制在490-550℃。
對比的條件為汽油進汽油提升管反應器2的溫度40℃，反應溫度430℃。原料油進原料油提升管反應器1溫度490℃，汽油回煉為原料油處理量的40％，汽油提升管反應器回煉汽油為本裝置自產汽油，原料油反應劑油比7。在所選用的原料油性質及反應條件下，已有技術的結果如下同樣原料油，同樣操作條件，使用常規單提升管技術時，產品分布(重量)為輕油收率45％，柴油收率29％，液化石油氣收率13％，幹氣收率3％。汽油烯烴含量50％。
同樣原料油，同樣反應條件，使用已有為汽油另建提升管回煉時，產品收率(重量)為汽油39％，柴油28％，液化石油氣17％，幹氣收率4％。裝置汽油烯烴含量35％。
圖3中催化裂化轉化裝置由原料油提升管反應器1、汽油提升管反應器2，再生器3，沉降器4組成。來自於再生器3的催化劑分別經各自的再生劑管線和再生劑滑閥進入原料油提升管反應器1和汽油提升管反應器2。原料油提升管反應器1的預提升段高度5m，第一反應區高度12m，第二反應區直徑為第一反應區的2.2倍，高度為15m，第一反應區出口反應溫度為515℃，第二反應區反應溫度為480℃。來自提升管反應器1、2的反應油汽及催化劑物流一併進入沉降器4，在其內由旋風分離器5進行氣固分離，產品油氣在沉降器4頂部排出裝置進入後序的分餾塔，催化劑則經料腿進入汽提器6，在其內被蒸汽置換後，經待生立管進入再生器3內再生，完成了一個循環。汽油提升管反應器2的預提升段高度5米，反應段高度20米，汽油反應後的催化劑在原料油提升管反應器1第一反應區上方的1米處進入第二反應區與原料油提升管反應器1內的油汽混合。汽油提升管反應器2的油汽線速為15米/秒，反應時間為1.3秒。原料油提升管反應器1第一反應區油汽流速為15米/秒，反應時間為0.8秒，第二反應區反應時間為4秒。汽油提升管反應器2冷卻段降溫80℃，汽油反應劑油比8。
反應結果汽油收率40％，柴油收率32％，液化石油氣收率16％，幹氣收率3％。汽油提升管反應器2出口汽油烯烴含量16％，裝置汽油烯烴含量30.5％。
權利要求
1.石油烴類原料生產清潔燃料油的催化轉化方法，其特徵在於，使從汽油提升管反應器引出的油氣進入原料油提升管反應器內進行氣固分離，催化劑進入原料油提升管反應器改質區，提高改質反應區劑油比，汽油氣經設於原料油提升管反應器內的升氣管直接引出。
2.石油烴類原料生產清潔燃料油的催化轉化裝置，其特徵在於，由並列設置的原料油提升管反應器和汽油提升管反應器組成，原料油提升管反應器中設有汽油氣固分離器，氣固分離器上、下出口分別接汽油升氣管和催化劑降劑管，汽油提升管反應器出口與原料油提升管反應器中的汽油氣固分離器連接，汽油升氣管設在原料油提升管內，延伸至原料油提升管反應器頂部。
3.如權利要求2所述的裝置，其特徵在於，原料油提升管反應器由預提升段、進行高溫裂化反應的第一反應區、以汽油改質為主的第二反應區、油氣引出區組成，汽油氣固分離器位於第二反應區上部，催化劑降劑管下端伸至第二反應區中下部。
4.如權利要求2或3所述的裝置，其特徵在於，原料油提升管反應器第二反應區直徑為第一反應區的1-4倍。
5.如權利要求4所述的裝置，其特徵在於，原料油提升管反應器第二反應區可以由若干不同直徑的筒節組成。
6.如權利要求5所述的裝置，其特徵在於，汽油提升管反應器底部預提升段內設有催化劑冷卻換熱管。
全文摘要
石油烴類原料生產清潔燃料油的催化轉化方法及裝置，屬於石油烴類催化轉化工藝裝置技術領域。裝置由並列設置的原料油提升管反應器和汽油提升管反應器組成，原料油提升管反應器中設有汽油氣固分離器，氣固分離器上、下出口分別接汽油升氣管和催化劑降劑管，汽油提升管反應器出口與原料油提升管反應器中的汽油氣固分離器連接，汽油升氣管伸出原料油提升管反應器。汽油提升管反應器底部預提升段內設有催化劑冷卻換熱管。利用本裝置使從汽油提升管反應器引出的油氣進入原料油提升管反應器內，經氣固分離後催化劑進入原料油提升管反應器提高其劑油比，汽油氣經升氣管直接引出。汽油與重油反應相互協調、優勢互補，產品汽油中烯烴含量低。
文檔編號C10G11/00GK1789380SQ20041006032
公開日2006年6月21日 申請日期2004年12月13日 優先權日2004年12月13日
發明者石寶珍 申請人:洛陽石化設備研究所