一種催化裂化工藝及裝置製造方法
2023-12-06 08:47:46
一種催化裂化工藝及裝置製造方法
【專利摘要】本發明公開了一種催化裂化工藝及裝置。原料油與來自催化劑預提升混合器的催化劑接觸反應，反應後油氣與待生催化劑進行分離，分離出的反應油氣進入分餾塔進行分餾，分離出的待生催化劑經汽提後完全再生，一部分再生劑進入催化劑換熱器與部分主風換熱，之後進入催化劑預提升混合器；另一部分再生劑進入外取熱器取熱降溫，降溫再生劑一部分返回再生器，另一部分進入催化劑預提升混合器，與來自催化劑換熱器的再生劑混合，循環回提升管反應器。使用本發明可提高催化裂化裝置劑油比，降低催化裂化裝置幹氣和焦炭產率，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。
【專利說明】一種催化裂化工藝及裝置
【技術領域】
[0001]本發明屬於在不存在氫的情況下，烴油的催化裂化領域，特別涉及一種協同優化反再系統的催化裂化工藝及裝置。
【背景技術】
[0002]在注重環境保護的同時，經濟效益的最大化也是企業追求的目標。而低幹氣和焦炭產率、高液收，則一直是催化裂化技術提高經濟效益的手段。近年來，關於優化反再系統和改善催化裂化產品分布的研究很多。
[0003]美國專利US5451313公開了一種優化反再系統的方法，稱為「X設計」，為UOP公司研究，該技術的目的是提高劑油比，改善產品分布。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，使催化劑循環量增加，劑油比提高，所以熱反應減少、催化反應增加、焦炭和幹氣產率降低、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，不利於原料油的裂化。
[0004]Petrobras公司的IsoCat工藝(US6059958)，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後進入提升管與原料油反應。顯然，混合再生催化劑的溫度低於常規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幹氣產率，並且IsoCat工藝兩股催化劑均為再生催化劑，混合劑的活性更高，更有利於催化反應。但該工藝提升管底部混合催化劑的溫度較難得到平穩控制。
[0005]中國專利申請CN1288933A公開了一種再生斜管催化劑冷卻技術，該技術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，使幹氣和焦炭產率顯著下降，但在工業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。
[0006]中國專利申請CN1710029A公開了一種FDFCC-111工藝技術，該技術由洛陽石化工程公司開發，FDFCC-1II工藝採用雙提升管並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，與高溫再生劑混合後進入原料油提升管，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餘活性，提高原料油提升管催化裂化的劑油比和產品選擇性，降低幹氣和焦炭產率，提高丙烯收率和丙烯選擇性。該工藝不足之處在於汽油待生劑雖然剩餘活性較高，但與再生催化劑相比還是有一定的差距。
[0007] 中國石油大學提出了新型多區協控重油MZCC催化裂化技術(《煉油技術與工程》2008年第12期)，MZCC技術以優化重油與再生劑的混合熱量來促進烴類大分子裂化、減少幹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協同控制新理念。該技術擬新增一根再生斜管和空氣提升管，並在此新增再生斜管上設置催化劑冷卻器，冷卻後的催化劑與原再生斜管來的熱催化劑進行混合，混合後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複雜，需增加設備較多。
【發明內容】
[0008]本發明的目的是提供一種協同優化反再系統的催化裂化工藝及裝置，以優化催化裂化裝置反再系統，提高催化裂化裝置劑油比，降低催化裂化裝置幹氣和焦炭產率，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。
[0009]本發明提供一種催化裂化工藝，其特徵在於包括下述步驟:
[0010]I)原料油進入提升管反應器下部，與來自催化劑預提升混合器的催化劑接觸，進行反應；
[0011]2)反應後的油氣與待生催化劑進行分離，分離出的反應油氣進入分餾塔進行分餾，分離出的待生催化劑經汽提後進入再生器進行完全再生。
[0012]3)主風分兩部分，一部分進入再生器，另一部分進入催化劑換熱器，來自步驟2)再生器中的一部分再生劑進入催化劑換熱器與部分主風進行換熱，之後進入催化劑預提升混合器；再生器中的另一部分再生劑進入外取熱器進行降溫，外取熱器中的降溫再生劑一部分返回再生器，另一部分進入催化劑預提升混合器，與來自催化劑換熱器的再生劑混合，進入步驟I)循環使用。
[0013]本發明進一步技術特徵在於:進入催化劑換熱器的主風量佔全部主風量的20%~100%，較好為30%~90%，最好為40%~85%。
[0014]本發明進一步技術特徵在於:所述經催化劑換熱器換熱後的再生劑溫度一般為580~670°C，較好為600~660°C，最好為610~660°C。
[0015]本發明進一步技術特徵在於:所述經外取熱器後的再生劑溫度一般為450~6200C，較好為500~600°C，最好為520~590°C。
[0016]本發明進一步技術特徵在於:所述經催化劑換熱器換熱後進入催化劑預提升混合器的再生劑循環量與來自外取熱器進入催化劑預提升混合器的再生劑循環量比例一般為8~10: 1，較好為5~8: 1，最好為3~5: I。
[0017]本發明進一步技術特徵在於:所述催化劑預提升混合器內混合催化劑溫度一般為560~670°C，較好為580~660°C，最好為590~660°C。
[0018]本發明進一步技術特徵在於:所述提升管反應器出口溫度一般為450~560°C，較好為460~540°C，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(催化劑循環量與進料量重量比，催化劑循環量按提升管出口循環量計)一般為3~20，較好為5~18，最好為7~15 ;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。
[0019]本發明進一步技術特徵在於:所述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。
[0020]本發明進一步技術特徵在於:所述提升管反應器進料為常壓渣油、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、合成油和煤焦油中的至少一種。
[0021]本發明提供一種催化裂化裝置，包括提升管反應器、沉降器、催化劑預提升混合器、再生斜管、待生立管和再生器，提升管反應器頂部與沉降器入口相連通，底部與催化劑預提升混合器相連通，提升管反應器下部設有原料油進口管，沉降器包括沉降器汽提段，沉降器汽提段通過待生立管與再生器相連通，其特徵在於:該催化裂化裝置還包括催化劑換熱器和外取熱器，再生器底部設有第I主風進口管，催化劑換熱器頂部設有主風出口管，催化劑換熱器底部設有第II主風進口管，催化劑預提升混合器通過再生斜管與催化劑換熱器相連通，再生器通過再生立管和主風出口管與催化劑換熱器相連通，外取熱器通過第I斜管和第III斜管與再生器下部相連通，外取熱器通過第II斜管與催化劑預提升混合器相連通。
[0022]本發明與現有技術相比具有下述優點:
[0023]I)本發明對現有的提升管催化裂化裝置進行了改進，一方面通過設置催化劑換熱器，使部分系統主風在催化劑換熱器內與再生器來的高溫再生劑進行換熱，使進入再生器的主風溫度升高，降低了進入提升管反應器底部催化劑預提升混合器的再生劑溫度；
[0024]2)本發明將外取熱器的部分降溫再生劑引入催化劑預提升混合器，利用進入催化劑預提升混合器的兩股降溫再生劑的協同作用來控制催化劑預提升混合器內催化劑溫度，使溫度調節手段更豐富，溫度調節範圍更靈活，溫度控制更加精確。
[0025]3)本發明提升管反應器底部催化劑預提升混合器的降溫再生劑與原料油接觸時，使油劑接觸溫度降低，原料油熱反應減弱，幹氣和焦炭產率顯著下降，總液收明顯提高；同時提升管反應器的劑油比也顯著提高，而劑油比的提高更有助於催化反應的進行，有利於產品分布的改善，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，提高的催化劑循環量相當於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。
[0026]4)對於同一原料，並使用同一種催化劑，與常規催化裂化裝置相比，採用本發明技術方案可使提升管反應器劑油比提高至10以上，裝置幹氣和焦炭總產率下降0.6~1.8個百分點，液化氣、汽油和柴油總液收提高1.2個百分點以上，汽油烯烴體積含量可降低5~15個百分點，催化煙氣中SOx含量降低30%以上。
[0027]下面利用附圖和【具體實施方式】對本發明進行進一步的說明，但附圖和【具體實施方式】並不限制本發明的範圍。
【專利附圖】
【附圖說明】
[0028]圖1是本發明裝置簡單示意圖。
[0029]圖中所示附圖標記為:
[0030]1-反應油氣；2_沉降器；3_提升管反應器；4_再生器；5_再生立管；6_主風出口管；7_原料油；8_沉降器汽提段；9_催化劑預提升混合器；10_再生斜管；11_主風；12_催化劑換熱器；13-第II斜管；14_外取熱器；15_待生立管；16_第I斜管；17-第III斜管；18-第I主風進口管；19_第II主風進口管；20_原料油進口管；21_反應油氣出口管。
【具體實施方式】
[0031]如圖1所示，催化裂化裝置包括提升管反應器3、沉降器2、催化劑預提升混合器9、再生斜管10、待生立管15和再生器4，提升管反應器3頂部與沉降器2入口相連通，底部與催化劑預提升混合器9相連通，提升管反應器3下部設有原料油進口管20，沉降器2包括沉降器汽提段8，沉降器汽提段8通過待生立管15與再生器4相連通，該催化裂化裝置還包括催化劑換熱器12和外取熱器14，再生器4底部設有第I主風進口管18，催化劑換熱器12頂部設有主風出口管6，催化劑換熱器底部設有第II主風進口管19，催化劑預提升混合器9通過再生斜管10與催化劑換熱器12相連通，再生器4通過再生立管5和主風出口管6與催化劑換熱器12相連通，外取熱器14通過第I斜管16和第III斜管17與再生器4下部相連通，外取熱器14通過第II斜管13與催化劑預提升混合器9相連通。
[0032]原料油7經原料油進口管20進入提升管反應器3下部，與來自催化劑預提升混合器9的催化劑接觸，完成原料的升溫、汽化及反應。反應後的油氣與待生催化劑在提升管出口經粗旋迅速分離，氣體進入沉降器2單級旋風分離器，進一步除去攜帶的催化劑細粉後，反應油氣離開沉降器2，進入分餾塔實現分離。待生催化劑經粗旋料腿進入沉降器汽提段8，在此與汽提蒸汽逆流接觸，以汽提催化劑中所攜帶的油氣。主風11分兩部分，一部分經第I主風進口管18進入再生器4，另一部分經第II主風進口管19進入催化劑換熱器12，汽提後的催化劑經待生立管15進入再生器4與部分系統主風及從催化劑換熱器12過來的主風接觸進行燒焦，實現完全再生。再生後的高溫再生劑分成兩部分，一部分經再生立管5進入催化劑換熱器12，與部分系統主風接觸換熱，經充分換熱後，換熱後的主風通過主風出口管6進入再生器4進行燒焦。降溫後的再生劑經再生斜管10進入提升管反應器3底部的催化劑預提升混合器9，再生後的高溫再生劑的另一部分進入外取熱器14發生蒸汽同時自身降溫，外取熱器14中的降溫再生劑一部分返回再生器4，另一部分進入催化劑預提升混合器9，在催化劑預提升混合器9中，來自外取熱器14的再生劑與來自催化劑換熱器12的再生劑混合，之後與原料油7接觸反應，實現反應-再生循環。
[0033]本發明所述提升管反應器的出口溫度一般為450~560°C，較好為460~540°C，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；劑油比一般為3~20，較好為5~18，最好為7~15 ;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 ;進催化劑換熱器換熱主風量一般佔全部主風量的20%~100%，較好為30%~90%，最好為40%~85% ;在催化劑換熱器換熱後再生劑溫度一般為580~670°C，較好為600~660°C，最好為610~660°C ;再生後進入外取熱器的高溫再生劑與水換熱後的再生劑溫度一般為450~620°C，較好為500~600°C，最好為520~590°C ;經催化劑換熱器換熱後進入催化劑預提升混合器的再生劑循環量與來自外取熱器進入催化劑預提升混合器的再生劑循環量比例一般為8~10: 1，較好為5~8: I,最好為3~5: I ;催化劑預提升混合器內混合催化劑溫度一般為560~670V,較好為580~660°C，最好為590~660°C ;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％，微反活性一般為55~70。提升管反應器進料為常壓渣油、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、合成油和煤焦油中的至少一種。
[0034]實施例
[0035] 實施例1 (對比例)
[0036]在普通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，主要性質列於表1，處理量為30千克/天，試驗所用催化劑為CDC工業平衡劑，平衡催化劑微反活性為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於表2和表3。
[0037]實施例2 (對比例)
[0038]按實施例1，所不同的是進料為加氫蠟油，主要性質列於表1，處理量為30千克/天，試驗所用催化劑為RSC-2006工業平衡劑，平衡催化劑微反活性為60，含碳量為0.06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於表2和表3。
[0039]實施例3 (對比例)
[0040]按實施例1，所不同的是進料為加氫重油，主要性質列於表1，處理量為30千克/天，試驗所用催化劑為MLC-500工業平衡劑，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於表2和表3。
[0041]實施例4
[0042]在如圖1所示本發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於表4和表5。
[0043]實施例5
[0044]在如圖1所示本發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於表4和表5。
[0045]實施例6
[0046]在如圖1所示本發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於表4和表5。
[0047]表1提升管反應器進料的主要性質
[0048]
【權利要求】
1.一種催化裂化工藝，其特徵在於包括下述步驟: 1)原料油進入提升管反應器下部，與來自催化劑預提升混合器的催化劑接觸，進行反應； 2)反應後的油氣與待生催化劑進行分離，分離出的反應油氣進入分餾塔進行分餾，分離出的待生催化劑經汽提後進入再生器進行完全再生； 3)主風分兩部分，一部分進入再生器，另一部分進入催化劑換熱器，來自步驟2)再生器中的一部分再生劑進入催化劑換熱器與部分主風進行換熱，之後進入催化劑預提升混合器；再生器中的另一部分再生劑進入外取熱器進行降溫，外取熱器中的降溫再生劑一部分返回再生器，另一部分進入催化劑預提升混合器，與來自催化劑換熱器的再生劑混合，進入步驟I)循環使用； 其中所述進入催化劑換熱器的主風量佔全部主風量的20%~100%，經催化劑換熱器換熱後的再生劑溫度為580~670°C，經外取熱器後的再生劑溫度為450~620°C，經催化劑換熱器換熱後進入催化劑預提升混合器的再生劑循環量與來自外取熱器進入催化劑預提升混合器的再生劑循環量比例為8~10: I，催化劑預提升混合器內混合催化劑溫度為560~670°C，提升管反應器出口溫度為450~560°C，反應時間為0.5~5秒，劑油重量比為3~20，反應絕對壓力為0.15~0.40Mpa。
2.根據權利要求1所述的工藝，其特徵在於:所述進入催化劑換熱器的主風量佔全部主風量的30%~90%。
3.根據權利要求2所 述的工藝，其特徵在於:所述進入催化劑換熱器的主風量佔全部主風量的40%~85%。
4.根據權利要求1所述的工藝，其特徵在於:所述經催化劑換熱器換熱後的再生劑溫度為600~660°C。
5.根據權利要求1所述的工藝，其特徵在於:所述經外取熱器後的再生劑溫度為500 ~600。。。
6.根據權利要求1所述的工藝，其特徵在於:所述經催化劑換熱器換熱後進入催化劑預提升混合器的再生劑循環量與來自外取熱器進入催化劑預提升混合器的再生劑循環量比例一般為5~8: I。
7.根據權利要求1所述的工藝，其特徵在於:所述催化劑預提升混合器內混合催化劑溫度為580~660°C。
8.根據權利要求1所述的工藝，其特徵在於:所述提升管反應器出口溫度為460~540°C，反應時間為1.0~4.5秒，劑油重量比為5~18，反應絕對壓力為0.20~0.36Mpa。
9.根據權利要求8所述的工藝，其特徵在於:所述提升管反應器出口溫度為470~530°C，反應時間為1.5~4.0秒，劑油重量比為7~15，反應絕對壓力為0.22~0.33Mpa。
10.根據權利要求1所述的工藝，其特徵在於:所述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為55~70。
11.根據權利要求1所述的工藝，其特徵在於:所述提升管反應器進料為常壓渣油、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、合成油和煤焦油中的至少一種。
12.—種催化裂化裝置，包括提升管反應器、沉降器、催化劑預提升混合器、再生斜管、待生立管和再生器，提升管反應器頂部與沉降器入口相連通，底部與催化劑預提升混合器相連通，提升管反應器下部設有原料油進口管，沉降器包括沉降器汽提段，沉降器汽提段通過待生立管與再生器相連通，其特徵在於:該催化裂化裝置還包括催化劑換熱器和外取熱器，再生器底部設有第I主風進口管，催化劑換熱器頂部設有主風出口管，催化劑換熱器底部設有第II主風進口管，催化劑預提升混合器通過再生斜管與催化劑換熱器相連通，再生器通過再生立管和主風出口管與催化劑換熱器相連通，外取熱器通過第I斜管和第III斜管與再生器下部相連 通，外取熱器通過第II斜管與催化劑預提升混合器相連通。
【文檔編號】C10G55/06GK104046387SQ201310086046
【公開日】2014年9月17日 申請日期:2013年3月11日 優先權日:2013年3月11日
【發明者】閆鴻飛, 孟凡東, 王龍延, 樊麥躍, 黃延召, 李秋芝 申請人:中石化洛陽工程有限公司, 中石化煉化工程（集團）股份有限公司