一種提升管催化裂化方法與裝置的製作方法

2023-07-10 23:45:21

專利名稱：一種提升管催化裂化方法與裝置的製作方法
技術領域：
本發明涉及一種石油煉製過程提升管催化裂化的方法與裝置。
背景技術：
催化裂化是石油重質餾分加工的重要技術手段，在煉油工業中佔有相當重要的地位。石油重質餾分(包括減壓蠟油、焦化蠟油、常壓渣油、減壓渣油等)在催化裂化催化劑的作用下發生高溫裂化和縮合反應，生成幹氣、液化氣、汽油、柴油、重油(包括回煉油和油漿)及焦炭。現行的流化催化裂化裝置(FCCU)大多採用提升管反應器。提升管長度一般在30～36米之間，最長達40多米。在提升管催化裂化裝置中，原料油和催化劑從提升管的底部進入，沿提升管上行發生反應，然後從提升管頂部出口離開。為了達到一定的原料油轉化率，在提升管反應器中需要一定的反應溫度、油氣停留時間和劑油比。對加工渣油的催化裂化裝置，提升管出口溫度大多在500℃以上，油氣停留時間一般2～3秒。對多產氣體和/或多產汽油的工藝，提升管出口溫度更高，油氣停留時間更長；如深度催化裂化的DCC工藝、最大汽油和氣體產率的MGG工藝等，提升管出口溫度都在530℃以上，油氣停留時間大於3秒。由於催化劑在提升管中存在滑落，催化劑在提升管中的停留時間遠比油氣停留時間長，一般在4～10秒。催化劑在沿提升管上升的過程中，不斷有焦炭生成並沉積在催化劑表面和活性中心上，使催化劑活性逐漸下降。在提升管高度的一半處活性已喪失一半以上，在提升管出口處的活性只及初始活性的三分之一左右。因此，在提升管反應器的後半段催化作用變差，由於溫度仍較高，必然加劇對產品選擇性和產品性質不利的熱裂化反應的效應。總的結果是幹氣和焦炭產率高，輕質油收率低，催化汽油烯烴含量高(達45～60v％，本發明說明書中以v％表示體積百分數)，不能滿足汽油新標準對其烯烴含量的要求。
如何改善傳統提升管反應器後半段反應過程中的不利之處，其要點之一是如何提高後半段的催化劑活性。中國專利CN1302843A提出了一種「兩段提升管催化裂化新技術」，通過兩段式的提升管反應器實現油氣串聯、催化劑接力、分段反應、縮短反應時間和提高催化劑平均性能的目的。該技術將提升管分為上下兩段，第一反應段催化劑直接來自再生器。第一反應段結束，催化劑與反應油氣通過設置在第一反應段末端的分離器進行分離，分離出的催化劑返回到再生器再生，油氣繼續進入第二反應段反應。第二反應段的催化劑為來自再生器的經過外取熱器取熱的再生催化劑。該技術的核心是在反應的後半段(即第二反應段)用活性高且經過外取熱器取熱的溫度較低的再生催化劑置換提升管前半段(即第一反應段)由於結焦而部分失活的催化劑。這種全部置換的方式，由於能較多地提高第二反應段的催化劑活性，其最終效果是明顯的。但該技術也存在一定的問題。在提升管中，第一反應段催化劑雖然失活，但並未全部失活，其上還有部分活性(將近有50％的初始活性)尚可使用。在常規提升管中，正是這部分活性，完成了相當部分原料的催化裂化轉化。但在這項技術中採用分離手段將其與油氣分離，顯然這部分活性資源未能得到充分利用。另外，分離出來的催化劑在進入再生器前必須經過汽提，這裡所用的汽提蒸汽將全部進入提升管第二反應段，從而會影響第二反應段的反應。因此，汽提蒸汽量會受到限制，勢必影響到汽提效果，必有一部分油氣被催化劑夾帶進入再生器作為焦炭燒掉，導致生焦率增加而液體產率降低。該技術的另一個缺點是，這種全部置換部分失活的催化劑的方式，必須在提升管中間增加分離設備，同時還要考慮汽提，顯然使工藝流程複雜化，增加了操作難度。

發明內容
本發明所要解決的技術問題是現有的提升管催化裂化裝置中提升管反應器的後半段催化作用較差，且溫度較高、加劇了熱裂化反應效應的問題；以及現有的兩段式提升管反應器所存在的第一反應段催化劑的活性未能得到充分利用、汽提效果因汽提蒸汽量受限制而受到影響、工藝流程複雜、操作難度增加等問題。
為解決上述問題，本發明採用的技術方案是一種提升管催化裂化方法，原料油和催化裂化催化劑分別由提升管反應器底部的原料油入口、催化劑入口進入提升管反應器，相互接觸並沿提升管反應器上行進行催化裂化反應，反應油氣與待生催化劑由提升管反應器頂部的出口流出進入沉降器，待生催化劑經汽提後進入第一再生器和第二再生器內進行再生，其特徵在於在提升管反應器的中部設有中部催化劑入口，引入來自第二再生器的溫度為400～550℃的再生催化劑，第二再生器的再生溫度為400～550℃，進入提升管反應器底部催化劑入口的催化劑為來自第一再生器的溫度為600～720℃的半再生催化劑，第一再生器的再生溫度為600～720℃，半再生催化劑與原料油接觸後沿所述中部催化劑入口之下的提升管反應器的第一反應段上行進行催化裂化反應，第一反應段的反應溫度為450～550℃，油氣停留時間為0.5～2秒，劑油比為4～8，由所述中部催化劑入口引入的再生催化劑與來自第一反應段的上行的催化劑與油氣混合，進入中部催化劑入口之上的提升管反應器的第二反應段，繼續上行進行催化裂化反應，第二反應段反應溫度為430～540℃，油氣停留時間為1～5秒，總劑油比為8～18，第二反應段的反應溫度比第一反應段的反應溫度低5～50℃。
用於實現上述方法的提升管催化裂化裝置，包括提升管反應器、第一再生器和第二再生器，提升管反應器的底部設有原料油入口、底部催化劑入口，頂部設有出口，位於沉降器內，其特徵在於提升管反應器的中部還設有中部催化劑入口，中部催化劑入口與第二再生器之間設有二段催化劑輸送管，所述提升管反應器底部催化劑入口與第一再生器之間設有一段催化劑輸送管，中部催化劑入口之下的提升管反應器構成第一反應段，中部催化劑入口之上的提升管反應器構成第二反應段。
採用本發明，具有如下的有益效果(1)本發明可以實現提高常規提升管反應器後半段催化劑活性的目的。其技術方案採用了兩段式的提升管反應器；在提升管反應器的中部向提升管反應器的後半段(即第二反應段)直接增補來自第二再生器的活性較高的再生催化劑，與來自提升管反應器前半段(即第一反應段)的催化劑混合進行催化裂化反應。所補充的再生催化劑的活性比已在提升管反應器第一反應段參加了反應的催化劑的活性高，不僅提高了提升管反應器後半段的催化劑活性，而且增加了該反應段中總的劑油比。催化劑活性高、劑油比大，使催化作用增加，而不利的熱裂化反應得到抑制。本發明提升管反應器中催化劑的整體活性得到提高，克服了常規提升管反應器中、上部(即後半段)催化劑活性低的缺點，其結果是可以提高原料油的轉化率，改善產品分布和產品質量，提高輕質油收率；(2)本發明需要控制提升管反應器第二反應段的反應溫度，以儘量減少熱裂化效應。所以增補的催化劑必須活性較高，但溫度不宜過高。為此本發明採用了兩段再生。其中，催化劑在第二再生器中採取低溫再生，並且第二再生器設置一外取熱器對催化劑進行取熱，以控制第二再生器中催化劑的再生溫度。完全再生的催化劑送入提升管反應器的第二反應段，與來自第一反應段的催化劑一起參加反應。由於來自第二再生器的再生催化劑的溫度較低，這樣在提升管反應器的第二反應段就不會由於這部分再生催化劑的引入而使反應溫度升高，從而可以有效地抑制熱裂化和不利的二次反應的發生，降低幹氣和焦炭產率。原料油在高溫的提升管反應器的第一反應段主要發生重質油的裂化反應(重油大分子的裂化反應)，而在溫度相對較低的第二反應段主要發生裂化產品的改質反應(以對催化汽油進行改質為主要目的)，可以降低汽油烯烴含量，提高汽油辛烷值；(3)由於採用兩段式的提升管反應器，可以通過調整引入到提升管反應器第二反應段催化劑的位置(即中部催化劑入口的位置)來調整提升管反應器兩個反應段的油氣停留時間，促進不同反應的發生，以適應不同加工方案的要求；(4)與現有的兩段式提升管催化裂化技術(CN1302843A)相比，本發明不需要在提升管反應器的中間進行催化劑分離，大大地簡化了工藝流程並減少了設備。本發明只須採用一根常規的提升管、將其分為兩個反應段，結構較為簡單。提升管反應器前半段(即第一反應段)使用過的尚有部分剩餘活性的催化劑在第二反應段繼續得到進一步的使用，使這部分催化劑的活性能得到充分利用。由於第一反應段的催化劑直接進入第二反應段繼續參加反應，再加上又從提升管反應器的中部引入來自第二再生器的活性較高的完全再生的催化劑，使第二反應段中總的劑油比高於CN1302843A所述提升管反應器第二反應段的劑油比。由於劑油比大，使催化反應得到加強，而不利的熱裂化反應得到抑制；總的結果是裂化產品選擇性好，裂化汽油質量好。
總之，採用本發明的技術方案，能夠簡單易行地實現改善催化裂化裝置裂化產品分布與裂化汽油質量的雙重目的。與常規提升管催化裂化工藝相比，本發明裂化汽油和柴油收率可分別提高0.8～2個重量百分點，幹氣產率和焦炭產率不增加或略微下降；催化汽油硫含量相對降低25～35％，烯烴降低15～30個體積百分點，研究法辛烷值RON增加0.5～1個單位。
下面結合附圖具體實施方式
和實施例對本發明作進一步詳細的說明。附圖具體實施方式
和實施例並不限制本發明要求保護的範圍。


圖1是本發明提升管反應器—再生器的結構與布置示意圖。
圖1中的附圖標記表示1-沉降器分離出的反應油氣； 2-沉降器；3-提升管反應器； 301-第一反應段；302-第二反應段； 303-底部催化劑入口；304-中部催化劑入口； 4-原料油入口；401-原料油； 5-一段預提升氣(介質為幹氣或水蒸汽)；6-待生斜管； 7-二段催化劑輸送管；8-一段催化劑輸送管； 9-再生煙氣；10-第一再生器；11-半再生催化劑輸送管；12-由一再外取熱器流出的13-一再外取熱器；取熱介質(介質為高溫水蒸氣)；14-第二再生器；15-二再外取熱器；
16-二段預提升氣17-再生主風；(介質為幹氣或水蒸汽)；18-流入二再外取熱器的取熱介質 19-流入一再外取熱器的取熱介質(介質為水或低溫水蒸汽)； (介質為水或低溫水蒸汽)；20-由二再外取熱器流出的21-輸送空氣。
取熱介質(介質為高溫水蒸氣)；具體實施方式
參見圖1所示本發明提升管反應器—再生器的結構與布置示意圖。本發明的提升管催化裂化裝置，包括提升管反應器3、第一再生器10和第二再生器14(此外還有分餾系統，附圖和說明從略)。提升管反應器3的底部設有原料油入口4、底部催化劑入口303；頂部設有出口，位於沉降器2內。
提升管反應器3的中部設有中部催化劑入口304，設於提升管反應器3底部的原料油入口4、底部催化劑入口303與提升管反應器3的頂部出口之間。中部催化劑入口304至提升管反應器底部催化劑入口303的距離為提升管反應器3總長度的20～80％，最好為30～60％。本發明說明書規定，底部催化劑入口303的高度為零，提升管反應器頂部出口高度定為提升管反應器總長度的100％。中部催化劑入口304與第二再生器14之間設有二段催化劑輸送管7；二段催化劑輸送管7的一端與中部催化劑入口304相連，另一端與第二再生器14的下部相連。提升管反應器底部催化劑入口303與第一再生器10之間設有一段催化劑輸送管8；一段催化劑輸送管8的一端與底部催化劑入口303相連，另一端與第一再生器10的下部相連。一段催化劑輸送管8和二段催化劑輸送管7上均設有閥門，以控制相應的催化劑的流量；二段催化劑輸送管7上還設有二段預提升氣入口。
本發明的提升管反應器3，中部催化劑入口304之下的提升管反應器構成第一反應段301，中部催化劑入口304之上的提升管反應器構成第二反應段302。顯然，提升管反應器3底部的原料油入口4、底部催化劑入口303亦即第一反應段301的原料油入口和底部催化劑入口；提升管反應器3的中部催化劑入口304和頂部出口亦即第二反應段302的催化劑入口和頂部出口。本發明的提升管反應器採用常規結構的提升管反應器，通過上述的改裝而成為具有兩個反應段的提升管反應器。
參見圖1，第一再生器10和第二再生器14採用重疊式的布置。待生斜管6由沉降器2伸入第一再生器10，第一再生器10和第二再生器14之間設有半再生催化劑輸送管11和一再外取熱器13，第二再生器14設有二再外取熱器15。此外第一再生器10和第二再生器14內還分別設有旋風分離器、主風分布器等部件。由於第一再生器10和第二再生器14的結構與布置與現有技術基本相同，所以只進行上述的簡要說明。
採用圖1所示的提升管反應器—再生器系統進行本發明提升管催化裂化的方法如下預熱後的原料油401由原料油入口4經噴嘴進入提升管反應器3的底部，第一再生器10的半再生催化劑經一段催化劑輸送管8、提升管反應器底部催化劑入口303進入提升管反應器3的底部，並通過提升管反應器3底部的入口通入一段預提升氣5(介質為幹氣或水蒸氣)；原料油401與半再生催化劑接觸後沿提升管反應器3的第一反應段301上行進行催化裂化反應。第一反應段301的反應條件為反應溫度為450～550℃，優選480～530℃；油氣停留時間為0.5～2秒，優選0.6～1秒；劑油比為4～8，優選5～8。(說明第一反應段301的反應溫度是指第一反應段的末端溫度，亦即中部催化劑入口304或第二反應段302的催化劑入口的前端溫度；第一反應段301的劑油比是指由底部催化劑入口303進入第一反應段301的催化劑與原料油的重量比。)在提升管反應器3的中部催化劑入口304經二段催化劑輸送管7引入來自第二再生器14的再生催化劑(輸送過程中，二段催化劑輸送管7通過其上的入口通入二段預提升氣16，介質為幹氣或水蒸氣)，與來自第一反應段301的上行的催化劑與油氣混合，進入中部催化劑入口304之上的提升管反應器3的第二反應段302，繼續上行進行催化裂化反應。第二反應段302的反應條件為反應溫度為430～540℃，優選450～520℃；油氣停留時間為1～5秒，優選1.5～3秒；總劑油比為8～18，優選8～15。(說明第二反應段302的反應溫度是指提升管反應器3的頂部出口亦即第二反應段302的頂部出口的溫度；第二反應段302的總劑油比是指由底部催化劑入口303進入第一反應段301的半再生催化劑和由中部催化劑入口304進入第二反應段302的再生催化劑的總重量與原料油的重量之比。)第二反應段302的反應溫度比第一反應段301的反應溫度低5～50℃，優選10～30℃。反應後的油氣與待生催化劑由提升管反應器3頂部的出口流出進入沉降器2進行分離。沉降器分離出的反應油氣1進入分餾塔進行分餾(圖略)。
參見圖1，在沉降器2內分離出的待生催化劑汽提後經待生斜管6進入第一再生器10內進行高溫燒焦再生。第一再生器10的再生溫度為600～720℃，優選660～710℃；再生後的半再生催化劑含炭量為0.15～0.3w％(本發明說明書中以w％表示重量百分數)。在第一再生器10內再生後的高溫半再生催化劑一部分直接由一段催化劑輸送管8送至提升管反應器的第一反應段301底部參加反應，另一部分經半再生催化劑輸送管11和一再外取熱器13取熱後進入到第二再生器14進行完全再生。第二再生器14(也稱為後置燒焦罐)的再生溫度為400～550℃，優選450～520℃；再生後的再生催化劑含炭量低於0.05w％。第二再生器14內的完全再生的低溫催化劑經二段催化劑輸送管7和中部催化劑入口304引入提升管反應器3的中部，進入第二反應段302參加反應。對於本發明而言，進入提升管反應器底部催化劑入口303的半再生催化劑的溫度與第一再生器10的再生溫度相同，進入提升管反應器中部催化劑入口304的再生催化劑的溫度與第二再生器14的再生溫度相同。通過引入不同溫度的半再生催化劑和再生催化劑，可以控制第一反應段和第二反應段的反應溫度。
在上述的兩段再生過程中，再生主風17為低溫空氣(溫度為80～120℃)，首先從第二再生器14的底部進入；並且由於需在第二再生器14燒掉的半再生催化劑上的炭含量又很少，所以第二再生器14內的催化劑再生過程顯然是一個富氧、低溫的再生過程。由於第二再生器實行富氧再生，有大量的過剩氧存在，所以再生效果很好，再生後的再生催化劑含炭量可以小於0.05w％。為確保第二再生器14中的低溫再生，可在第二再生器14的外部設置二再外取熱器15進行取熱，使第二再生器14的再生溫度在規定的範圍內，從而確保進入提升管反應器第二反應段302的再生催化劑的溫度不致過高，儘量降低對產品選擇性和產品性質不利的熱裂化和二次反應的發生。第一再生器10與第二再生器14煙氣串聯，第二再生器14燒焦產生的煙氣作為主風進入第一再生器10；由於煙氣溫度較高，對第一再生器10的再生效果十分有利。上述再生操作的其餘步驟和條件(例如一再外取熱器13、二再外取熱器15的操作)，因與現有技術基本相同，說明從略。
圖1中，所有在以上的說明中未提及的附圖標記的意義可參見「

」部分的說明。
本發明的提升管催化裂化方法，對採用的催化劑牌號和種類沒有特別限制。可以是HY型、REY型、REHY型，也可以是USY型或REUSY型；可以是常規催化裂化催化劑，也可以是多產汽油和液化氣的催化劑、多產柴油的催化劑，等等。本發明所加工的原料油種類可以是減壓蠟油、常壓渣油、減壓渣油，也可以是焦化蠟油、溶劑脫瀝青油、加氫裂化尾油等。
實施例實施例試驗是在兩段式中型提升管試驗裝置上進行的。試驗採用的原料油為大慶常壓渣油、中原常壓渣油和魯寧管輸常壓渣油，催化劑為中國石油蘭州石化公司催化劑廠生產的LRC-99裂化催化劑的工業平衡劑。為了對比，同時還進行了常規提升管的試驗。常規提升管反應器的高度(即總長度)、直徑與本發明的兩段式中型提升管試驗裝置相同，裝置處理量也相同；不同的是催化劑全部為來自第二再生器的再生催化劑，從提升管的底部進入。試驗所用原料油的性質見表1。
實施例1本實施例說明以大慶常壓渣油為原料油的催化裂化結果。第二反應段的催化劑入口(即提升管反應器的中部催化劑入口)至提升管反應器底部催化劑入口的距離為提升管反應器總長度的50％。表2給出了產品分布和汽油質量的具體數據，同時表中也給出常規提升管的對比數據。
本實施例採用的操作條件為第一再生器的再生溫度為700℃，再生後的半再生催化劑含炭量為0.25w％，由提升管反應器底部進入第一反應段的半再生催化劑的溫度為700℃。第二再生器的再生溫度為520℃，再生催化劑的含炭量為0.05w％，進入提升管反應器第二反應段的再生催化劑溫度為520℃。提升管反應器第一反應段的反應條件為反應溫度為510℃，油氣停留時間為1.1秒，劑油比為6.8。提升管反應器第二反應段的反應條件為反應溫度為505℃，油氣停留時間為1.6秒，總劑油比為13.4。操作方式為原料油單程通過。
對比例1與本實施例相對比的常規提升管裝置的操作條件為第一再生器的再生溫度為650℃，第二再生器的再生溫度為700℃，再生催化劑進入提升管反應器的溫度為700℃，再生催化劑含炭量為0.05w％。再生催化劑由底部進入提升管反應器，提升管反應器中的劑油比為6.8，提升管反應器頂部出口溫度為510℃，油氣在提升管反應器中的停留時間為2.5秒。操作方式為原料油單程通過。
由表2數據可以看出，本發明提供的工藝，其裂化產品中幹氣和焦炭產率比常規提升管工藝(對比例1)的要低，而液化氣、汽油和柴油的收率提高。其中汽油產率提高較多，超過2個重量百分點；柴油收率增加大於1個重量百分點，重油收率下降近4個重量百分點，總液收(液化氣+汽油+柴油)增加5.17個重量百分點。裂化汽油硫含量由98μg/g下降到64μg/g，降低了34.7％。烯烴由54.4v％降低到32.4v％，降低了22個體積百分點；研究法辛烷值RON由89.6提高到90.5，增加了0.9個單位。
實施例2本實施例說明以中原常壓渣油為原料油的裂化結果。與實施例1不同的是，第二反應段的催化劑入口至提升管反應器底部催化劑入口的距離為提升管反應器總長度的40％。
本實施例採用的操作條件為第一再生器的再生溫度為705℃，再生後的半再生催化劑含炭量為0.20w％，由提升管反應器底部進入第一反應段的半再生催化劑的溫度為705℃。第二再生器的再生溫度為510℃，再生催化劑的含炭量為0.05w％，進入提升管反應器第二反應段的再生催化劑溫度為510℃。提升管反應器第一反應段的反應條件為反應溫度為510℃，油氣停留時間為1.0秒，劑油比為7.2。提升管反應器第二反應段的反應條件為反應溫度為505℃，油氣停留時間為2.8秒，總劑油比為12.6。操作方式為原料油單程通過。
對比例2與本實施例相對比的常規提升管裝置的操作條件為第一再生器的再生溫度為650℃，第二再生器的再生溫度為700℃，再生催化劑進入提升管反應器的溫度為700℃，再生催化劑含炭量為0.05w％。再生催化劑由底部進入提升管反應器，提升管反應器中的劑油比為7.0，提升管反應器頂部出口溫度為510℃，油氣在提升管反應器中的停留時間為2.8秒。操作方式為原料油單程通過。
表3為具體的試驗結果。
實施例2與實施例1比較，油氣在提升管反應器第二反應段的停留時間較長。與常規提升管工藝(對比例2)相比，雖然裂化產品中裂化氣(幹氣+液化氣)收率提高較多，但幹氣產率與常規提升管工藝相當。增加的裂化氣收率主要體現在液化氣收率的提高上，總的液化氣收率由12.26w％增加到16.18w％，增加了將近4個百分點；其中氣體烯烴(丙烯和丁烯)增加較多，丙烯增加1.46個重量百分點，丁烯增加1.17個重量百分點。焦炭產率相當或略有下降。柴油收率增加0.84個重量百分點，汽油收率增加1.78個重量百分點，總液收增加6.54個重量百分點，重油收率下降6.44個重量百分點。裂化汽油硫含量由1125μg/g降低到764μg/g，降低了32.1％；烯烴由44.7v％降低到25.3v％，降低了19.4個體積百分點；研究法辛烷值RON增加0.8個單位。
本實施例操作條件特別適合達到既要增加氣體烯烴、又要兼顧改質汽油性質的雙重目的。
實施例3本實施例說明以魯寧管輸常壓渣油為原料油的裂化結果。第二反應段的催化劑入口至提升管反應器底部催化劑入口的距離為提升管反應器總長度的65％。
本實施例採用的操作條件為第一再生器的再生溫度為705℃，再生後的半再生催化劑含炭量為0.20w％，由提升管反應器底部進入第一反應段的半再生催化劑的溫度為705℃。第二再生器的再生溫度為510℃，再生催化劑的含炭量為0.05w％，進入提升管反應器第二反應段的再生催化劑溫度為510℃。提升管反應器第一反應段的反應條件為反應溫度為515℃，油氣停留時間為1.4秒，劑油比為7.6。提升管反應器第二反應段的反應條件為反應溫度為505℃，油氣停留時間為1.2秒，總劑油比為13.4。操作方式為原料油單程通過。
對比例3與本實施例相對比的常規提升管裝置的操作條件為第一再生器的再生溫度為650℃，第二再生器的再生溫度為700℃，再生催化劑進入提升管反應器的溫度為700℃，再生催化劑含炭量為0.05w％。再生催化劑由底部進入提升管反應器，提升管反應器中的劑油比為6.6，提升管反應器頂部出口溫度為510℃，油氣在提升管反應器中的停留時間為2.6秒。操作方式為原料油單程通過。
表4為具體的試驗結果。
本實施例，油氣在提升管反應器第二反應段的停留時間較短，總的裂化氣收率增加較少。與對比例3相比，汽油增加1.39個重量百分點，柴油增加0.8個重量百分點，總液收增加3.46個重量百分點。汽油硫含量降低27.6％，烯烴含量下降16.1個體積百分點，研究法辛烷值RON增加0.7個單位。
本實施例操作條件適合於滿足既要對汽油進行改質、降低汽油烯烴含量、增加辛烷值，又要維持裂化氣產率不明顯增加、不突破氣壓機負荷的操作工藝的要求。
表1 原料油性質魯寧管輸項 目大慶常壓渣油 中原常壓渣油常壓渣油密度(20℃)，g/cm30.8943 0.9144 0.9282粘度80℃，mm2/s 45.18 73.73 186.5100℃，mm2/s 25.30 37.34 142.2凝固點，℃ 36 47 35殘炭，w％ 4.66 7.82 9.4平均分子量 586527606元素分析C，w％ 86.46 86.50 86.67H，w％ 12.66 12.67 11.34S，w％ 0.110.61 1.20N，w％ 0.17 0.30 0.65金屬含量Fe，μg/g 11.58 25.56 22.81Ni，μg/g 3.80 4.69 21.40V，μg/g＜0.10 2.62 1.65Na，μg/g 6.40 10.46 21.5族組成飽和烴，w％ 63.1 52.5 42.8芳烴，w％ 20.6 19.4 32.8膠質+瀝青質，w％16.3 28.1 24.4餾程，℃初餾點 23024623210％35638134650％55751055390％68567669295％690685705
表2 大慶常壓渣油裂化產品分布和裂化汽油質量項 目 對比例1實施例1(常規提升管工藝)(本發明工藝)產品分布，w％幹氣 3.32 2.86其中，H20.25 0.22H2S 0.16 0.15CH40.88 0.76C2H41.12 0.95C2H60.91 0.78液化氣 14.13 16.06其中，C3H65.26 5.62C3H81.58 1.98C4H84.07 4.53C4H103.22 3.93汽油 41.56 43.68柴油 22.03 23.15重油 12.11 8.13焦炭 6.28 5.64損失 0.57 0.48裂化汽油質量硫，μg/g 9864族組成，v％飽和烴 28.4 40.0烯烴54.4 32.4芳烴17.2 27.6RON 89.6 90.5
表3 中原常壓渣油裂化產品分布和裂化汽油質量項 目 對比例2 實施例2(常規提升管工藝) (本發明工藝)產品分布，w％幹氣3.253.28其中，H20.250.26H2S0.160.17CH40.860.81C2H41.101.08C2H60.880.96液化氣 12.26 16.18其中，C3H64.576.03C3H81.371.64C4H83.534.70C4H102.793.81汽油 39.88 41.66柴油 21.22 22.06重油 15.02 8.58焦炭 7.867.72損失 0.510.52裂化汽油質量硫，μg/g1125764族組成，v％飽和烴 36.745.1烯烴 44.725.3芳烴 18.629.6RON 90.391.1
表4 魯寧管輸常壓渣油裂化產品分布和裂化汽油質量項 目 對比例3 實施例3(常規提升管工藝)(本發明工藝)產品分布，w％幹氣3.65 3.14其中，H20.26 0.24H2S0.18 0.16CH40.97 0.83C2H41.24 1.04C2H61.00 0.87液化氣 11.61 12.88其中，C3H64.36 4.81C3H81.29 1.31C4H83.33 3.72C4H102.63 3.04汽油 38.26 39.65柴油 22.76 23.56重油 15.54 13.21焦炭 7.56 7.04損失 0.62 0.52裂化汽油質量硫，μg/g1356 982族組成，v％飽和烴 35.6 42.2烯烴 43.6 27.5芳烴 20.8 30.3RON 91.0 91.權利要求
1.一種提升管催化裂化方法，原料油(401)和催化裂化催化劑分別由提升管反應器(3)底部的原料油入口(4)、催化劑入口(303)進入提升管反應器(3)，相互接觸並沿提升管反應器(3)上行進行催化裂化反應，反應油氣與待生催化劑由提升管反應器(3)頂部的出口流出進入沉降器(2)，待生催化劑經汽提後進入第一再生器(10)和第二再生器(14)內進行再生，其特徵在於在提升管反應器(3)的中部設有中部催化劑入口(304)，引入來自第二再生器(14)的溫度為400～550℃的再生催化劑，第二再生器(14)的再生溫度為400～550℃，進入提升管反應器底部催化劑入口(303)的催化劑為來自第一再生器(10)的溫度為600～720℃的半再生催化劑，第一再生器(10)的再生溫度為600～720℃，半再生催化劑與原料油(401)接觸後沿所述中部催化劑入口(304)之下的提升管反應器(3)的第一反應段(301)上行進行催化裂化反應，第一反應段(301)的反應溫度為450～550℃，油氣停留時間為0.5～2秒，劑油比為4～8，由所述中部催化劑入口(304)引入的再生催化劑與來自第一反應段(301)的上行的催化劑與油氣混合，進入中部催化劑入口(304)之上的提升管反應器(3)的第二反應段(302)，繼續上行進行催化裂化反應，第二反應段(302)的反應溫度為430～540℃，油氣停留時間為1～5秒，總劑油比為8～18，第二反應段(302)的反應溫度比第一反應段(301)的反應溫度低5～50℃。
2.根據權利要求1所述的催化裂化方法，其特徵在於第一反應段(301)的反應溫度為480～530℃，油氣停留時間為0.6～1秒，劑油比為5～8，所述半再生催化劑的溫度為660～710℃，第一再生器(10)的再生溫度為660～710℃，第二反應段(302)的反應溫度為450～520℃，油氣停留時間為1.5～3秒，總劑油比為8～15，第二反應段(302)的反應溫度比第一反應段(301)的反應溫度低10～30℃，所述再生催化劑的溫度為450～520℃，第二再生器(14)的再生溫度為450～520℃。
3.一種用於實現權利要求1所述方法的提升管催化裂化裝置，包括提升管反應器(3)、第一再生器(10)和第二再生器(14)，提升管反應器(3)的底部設有原料油入口(4)、底部催化劑入口(303)，頂部設有出口，位於沉降器(2)內，其特徵在於提升管反應器(3)的中部還設有中部催化劑入口(304)，中部催化劑入口(304)與第二再生器(14)之間設有二段催化劑輸送管(7)，所述提升管反應器底部催化劑入口(303)與第一再生器(10)之間設有一段催化劑輸送管(8)，中部催化劑入口(304)之下的提升管反應器構成第一反應段(301)，中部催化劑入口(304)之上的提升管反應器構成第二反應段(302)。
4.根據權利要求3所述的提升管催化裂化裝置，其特徵在於所述中部催化劑入口(304)至提升管反應器底部催化劑入口(303)的距離為提升管反應器(3)總長度的20～80％。
5.根據權利要求4所述的提升管催化裂化裝置，其特徵在於所述中部催化劑入口(304)至提升管反應器底部催化劑入口(303)的距離為提升管反應器(3)總長度的30～60％。
全文摘要
本發明公開了一種石油煉製過程提升管催化裂化的方法與裝置，主要用於解決現有提升管反應器後半段的催化作用較差、熱裂化反應加劇等問題。本發明採用兩段式的提升管反應器，來自第一再生器(10)的溫度較高的半再生催化劑與原料油(401)進入提升管反應器(3)的底部，沿第一反應段(301)上行進行催化裂化反應；經提升管反應器(3)的中部催化劑入口(304)引入來自第二再生器(14)的溫度較低的再生催化劑，與來自第一反應段(301)的上行的催化劑與油氣混合，進入第二反應段(302)繼續上行進行催化裂化反應。本發明主要用於石油重質餾分的催化裂化加工，以改善催化裂化裝置裂化產品分布與裂化汽油質量。
文檔編號C10G11/18GK1587352SQ200410060430
公開日2005年3月2日 申請日期2004年7月28日 優先權日2004年7月28日
發明者陳俊武, 王龍延, 王國良, 劉現峰, 張振千, 湯海濤, 趙東明, 劉振軍 申請人:中國石油化工集團公司, 中國石化集團洛陽石油化工工程公司