催化裂化汽油深度降烯烴增辛烷值的改質方法和系統的製作方法
2023-12-06 06:26:31 1
專利名稱：催化裂化汽油深度降烯烴增辛烷值的改質方法和系統的製作方法
技術領域：
本發明公開了一種催化裂化汽油深度降烯烴增辛烷值的改質方法和系統，屬於石油烴的催化轉化工藝，涉及石油化工領域。
烯烴的辛烷值較高，但化學性質活潑，揮發後和大氣中NOX混合，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，控制汽油中的烯烴含量是符合環保要求的。但是，目前我國車用汽油的主要來源是催化裂化工藝，有資料表明我國商品汽油中催化裂化汽油的比例高達90％，而催化裂化汽油中烯烴含量為45～55(v)％，遠高於新配方的汽油標準。所以，降低烯烴含量、生產清潔汽油產品成為當前煉油工業的迫切任務。
為了降低催化裂化汽油的烯烴含量，煉油工業一般採取如下措施催化原料預加氫處理、採用降烯烴催化劑以及優化催化裂化裝置操作條件等，但效果有限，汽油烯烴含量最大只能下降10～12個體積百分點，無法達到汽油新標準的要求，另一方面，辛烷值通常會降低2個單位左右，同時轉化率也有一定程度的下降且催化柴油質量變差。對催化裂化汽油進行單獨改質是生產低烯烴含量清潔汽油的另一類方法如輕汽油醚化、催化裂化汽油脫硫降烯烴、催化裂化汽油加氫異構芳構化及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，難以適用於我國煉油工業；或者工藝技術不成熟，短期內難以實現工業化。
本發明的目的是通過以下方法實現的一種催化裂化汽油深度降烯烴增辛烷值的改質方法，它至少包括以下步驟步驟1催化裂化粗汽油全餾分、輕餾分或重餾分和水蒸氣一起從底部進入增設的催化改質反應器，與來自原催化裂化裝置再生器的高溫再生劑進行接觸、氣化、混合併進行改質反應；步驟2改質油氣與待生催化劑在沉降器內分離後離開沉降器；步驟3分離後的改質油氣進入簡易分離系統，分離出富氣和改質汽油。
所述的催化改質反應的具體條件如下反應溫度為350～500℃；汽油原料預熱溫度為40～200℃；催化劑油料重量比為2～20；催化劑活性為55～65；提升管段的反應時間為1.0～10.0s；流化床重量空速為1～1000h～1；反應壓力為0.1～0.4Mpa。
所述的粗汽油的輕餾分和重餾分由二級冷凝系統獲取，獲取催化裂化粗汽油重餾分的同時，得到的粗汽油輕餾分也可以進一步改質。
所述的改質過程中，待生催化劑進入新設的簡易沉降器、汽提段後進入原再生器，或進入原催化裂化裝置的汽提段。
對粗汽油全餾分改質，則與富氣分離的改質汽油直接進入吸收穩定系統；對粗汽油重餾分改質，則與富氣分離的改質汽油與粗汽油的輕餾分混合後進入吸收穩定系統；對粗汽油輕餾分進行改質，則與富氣分離的改質汽油與粗汽油的重餾分混合後再進入吸收穩定系統。
所述的改質反應所使用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。
一種催化裂化汽油深度降烯烴增辛烷值的改質系統，它至少包括，在重油催化裂化裝置的反應一再生系統中增設催化改質反應器，以及與其相連的改質油氣簡易分離系統；其中，輔助提升管反應系統用於對催化裂化汽油進行催化改質，改質油氣分離系統用於分離改質汽油和富氣。
所述的重油催化裂化裝置中還包括在原有常規冷凝冷卻系統的分餾塔塔頂建立的二級冷凝系統，用於獲取粗汽油重餾分和輕餾分，也可以獲取粗汽油全餾分。
所述的催化改質反應器由下部提升管加上部鼓泡流化床構成，由從原有重油催化裂化裝置的再生器上設立一引出高溫再生催化劑物流的斜管從提升管下部與原有重油催化裂化裝置的再生器相連，該催化改質反應器上部鼓泡流化床部分帶有獨立的沉降系統和汽提系統，該增設的沉降系統內設有二級旋風分離器。
改質油氣分離系統組成為簡易洗滌分離塔塔頂連接冷凝冷卻器，塔底與脫過熱洗滌介質換熱器相連。
適應於簡易洗滌分離塔的脫過熱洗滌介質為回煉油或重柴油。
本發明的工藝技術的優點為由於改質汽油進入單獨的分離系統後出裝置，而不與主提升管的催化裂化汽油混合，所以返回改質提升管的粗汽油全餾分或重餾分或輕餾分的烯烴含量就是主提升管出來的粗汽油全餾分或重餾分或輕餾分的烯烴含量，也就是改質提升管內汽油烯烴初始反應濃度較高，這樣以來，所需要的工藝條件就會較為緩和，且不會使改質過的組分多次在改質提升管反應器中循環，改質過程的損失就會減少，需要改質的汽油量也會降低。
催化裂化汽油餾分11，即粗汽油全餾分或粗汽油重餾分(＞60～80℃)或粗汽油輕餾分(＜80～110℃)，與水蒸氣一起從底部進入新型催化改質反應器12，與來自再生器3的由水蒸氣13提升的高溫再生劑14在反應溫度為350～500℃，汽油原料預熱溫度為40～200℃，催化劑油料重量比為2～20，催化劑活性為55～65，提升管段反應時間為1.0～10.0s，流化床反應器重量空速為1～1000h～1，反應壓力為0.1～0.4Mpa的情況下進行接觸、氣化、混合併反應，油氣、水蒸氣與催化劑一起通過新型催化改質反應器12，改質油氣與催化劑在新設沉降器15中分離，催化劑進入汽提段16，經過汽提後待生催化劑17進入原再生器3。改質油氣18離開沉降器15進入由洗滌分離塔19、冷凝冷卻器20、油氣分離罐21、脫過熱洗滌介質換熱器22和循環泵23構成的改質油氣分離系統，分離出富氣24和改質汽油25。如果是對催化裂化粗汽油全餾分改質，改質汽油25可以直接進入吸收穩定系統；如果是對催化裂化粗汽油重餾分改質，那麼改質汽油25在這裡要與粗汽油輕餾分47(該餾分也可進行改質，如醚化、異構芳構化等)混合後進入吸收穩定系統；如果是對催化裂化粗汽油輕餾分改質，那麼改質汽油25在這裡要與粗汽油重餾分48混合後再進入吸收穩定系統。洗滌分離塔19底部由脫過熱洗滌介質換熱器22和循環泵23對過熱的改質油氣進行脫過熱並洗滌催化劑粉，26為攜帶少量改質重組分的脫過熱洗滌介質，可以為回煉油或重柴油。
粗汽油由分餾塔塔頂二級冷凝系統分離出輕餾分(＜80～110℃)、重餾分(＞60～80℃)的流程簡述如下油氣27(包含粗汽油和富氣)由分餾塔28的頂部出來，經過冷凝器29冷凝冷卻到合適溫度(如果是對粗汽油重餾分改質，此溫度為50～60℃；如果是對粗汽油輕餾分改質，此溫度為62～80℃)後進入分離罐30進行油、水、氣的分離，凝結水31由凝結水泵32抽離分離罐30。冷凝下來的液體產物是粗汽油重餾分33，經過粗汽油重餾分泵34從分離罐30中抽出，一部分35作為分餾塔28的頂部回流，另一部分36經過冷卻器37進一步冷卻至40℃。若對粗汽油全餾分改質，這時閥門50打開，閥門51關閉，粗汽油重餾分36和粗汽油輕餾分47混合成粗汽油全餾分49(即汽油餾分進料11)後進入新型催化改質反應器12進行改質；若對粗汽油重餾分改質，這時閥門51打開，閥門50關閉，粗汽油重餾分48(即汽油餾分進料11)可以直接進入新型催化改質反應器12進行改質，這時粗汽油輕餾分47可以直接與從新增的改質油氣分離系統出來的改質汽油25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，再與從改質汽油25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51打開，閥門50關閉，粗汽油輕餾分47或49(即汽油餾分進料11)可以直接進入新型催化改質反應器12進行改質，這時重餾分48可與改質汽油25混合後進入吸收穩定系統。
從分離罐30中出來的未冷凝油氣38經過冷凝器39冷凝冷卻到40℃後進入分離罐40進行油、水、氣的分離，凝結水41由凝結水泵42抽離分離罐40。從分離罐40中出來的未冷凝油氣為富氣43，進入富氣壓縮機。由氣壓機機間分離罐分離出來的凝析油44返回到分離罐40。分離罐40中冷凝下來的液體產物是粗汽油輕餾分45，由泵46抽出後，或者與粗汽油重餾分36混合成全餾分粗汽油49後進行改質，或者直接進入新型催化改質反應器12進行改質，或者進入後續系統與改質汽油25混合。
本發明對於由增設的新型催化改質反應器出來的待生催化劑回到原催化裂化裝置的方式還包括如下2種
圖1中由新設的汽提段引出的待生催化劑可以引入到原催化裂化裝置的汽提段內，由此可以得到圖3的方式；圖1中新設的汽提段可以不設，待生催化劑可以直接由反應器流化床床層引入到原催化裂化裝置的汽提段內，由此可以得到圖4的方式。
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
1.一種催化裂化汽油深度降烯烴增辛烷值的改質方法，其特徵在於它至少包括以下步驟步驟1催化裂化粗汽油全餾分、輕餾分或重餾分和水蒸氣一起從底部進入增設的催化改質反應器，與來自原催化裂化裝置再生器的高溫再生劑進行接觸、氣化、混合併進行改質反應；步驟2改質油氣與待生催化劑在沉降器內分離後離開沉降器；步驟3分離後的改質油氣進入簡易分離系統，分離出富氣和改質汽油。
2.根據權利要求1所述的催化裂化汽油深度降烯烴增辛烷值的改質方法，其特徵在於所述的催化改質反應的具體條件如下反應溫度為350～500℃；汽油原料預熱溫度為40～200℃；催化劑油料重量比為2～20；催化劑活性為55～65；提升管段的反應時間為1.0～10.0s；流化床重量空速為1～1000h～1；反應壓力為0.1～0.4Mpa。
3.根據權利要求1所述的催化裂化汽油深度降烯烴增辛烷值的改質方法，其特徵在於所述的粗汽油的輕餾分和重餾分由二級冷凝系統獲取，獲取催化裂化粗汽油重餾分的同時，得到的粗汽油輕餾分也可以進一步改質。
4.根據權利要求1所述的催化裂化汽油深度降烯烴增辛烷值的改質方法，其特徵在於所述的改質過程中，待生催化劑進入新設的簡易沉降器、汽提段後進入原再生器，或進入原催化裂化裝置的汽提段。
5.根據權利要求1所述的催化裂化汽油深度降烯烴增辛烷值的改質方法，其特徵在於對粗汽油全餾分改質，則與富氣分離的改質汽油直接進入吸收穩定系統；對粗汽油重餾分改質，則與富氣分離的改質汽油與粗汽油的輕餾分混合後進入吸收穩定系統；對粗汽油輕餾分進行改質，則與富氣分離的改質汽油與粗汽油的重餾分混合後再進入吸收穩定系統。
6.根據權利要求1所述的催化裂化汽油深度降烯烴增辛烷值的改質方法，其特徵在於所述的改質反應所使用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。
7.一種催化裂化汽油深度降烯烴增辛烷值的改質系統，其特徵在於它至少包括，在重油催化裂化裝置的反應一再生系統中增設催化改質反應器，以及與其相連的改質油氣簡易分離系統；其中，輔助提升管反應系統用於對催化裂化汽油進行催化改質，改質油氣分離系統用於分離改質汽油和富氣。
8.根據權利要求7所述的催化裂化汽油深度降烯烴增辛烷值的改質系統，其特徵在於所述的催化改質反應的具體條件如下反應溫度為350～500℃；汽油原料預熱溫度為40～200℃；催化劑油料重量比為2～20；催化劑活性為55～65；提升管段的反應時間為1.0～10.0s；流化床重量空速為1～1000h～1；反應壓力為0.1～0.4Mpa。
9.根據權利要求7所述的催化裂化汽油深度降烯烴增辛烷值的改質系統，其特徵在於所述的重油催化裂化裝置中還包括在原有常規冷凝冷卻系統的分餾塔塔頂建立的二級冷凝系統，用於獲取粗汽油重餾分和輕餾分，也可以獲取粗汽油全餾分。
10.根據權利要求7所述的催化裂化汽油深度降烯烴增辛烷值的改質系統，其特徵在於所述的催化改質反應器由下部提升管加上部鼓泡流化床構成，由從原有重油催化裂化裝置的再生器上設立一引出高溫再生催化劑物流的斜管從提升管下部與原有重油催化裂化裝置的再生器相連，該催化改質反應器上部鼓泡流化床部分帶有獨立的沉降系統和汽提系統，該增設的沉降系統內設有二級旋風分離器。
11.根據權利要求7所述的催化裂化汽油深度降烯烴增辛烷值的改質系統，其特徵在於改質油氣分離系統組成為簡易洗滌分離塔塔頂連接冷凝冷卻器，塔底與脫過熱洗滌介質換熱器相連。
12.根據權利要求11所述的催化裂化汽油深度降烯烴增辛烷值的改質系統，其特徵在於適應於簡易洗滌分離塔的脫過熱洗滌介質為回煉油或重柴油。
全文摘要
一種催化裂化汽油深度降烯烴增辛烷值的改質方法和系統，是在重油催化裂化裝置的反應－再生系統中增設一個催化改質反應器，對催化裂化汽油餾分進行催化改質反應，改質油氣進入單獨的油氣分餾系統進行改質產物的分離，以達到深度降低烯烴含量並增加辛烷值的目的。所改質的催化裂化汽油餾分可以是粗汽油全餾分、粗汽油輕餾分或粗汽油重餾分，這些餾分是在分餾塔塔頂建立二級冷凝系統來獲取的。新型催化改質反應器由下部提升管加上部鼓泡流化床構成，帶有獨立的汽提系統和沉降系統。通過該改質工藝可以將催化裂化汽油烯烴含量降低到20(V)％以下，並且研究法辛烷值提高5個單位，滿足更高的環保法規要求。
文檔編號C10G35/00GK1465662SQ0212365
公開日2004年1月7日 申請日期2002年7月5日 優先權日2002年7月5日
發明者高金森, 徐春明, 白躍華, 劉耀芳, 盧春喜 申請人:石油大學(北京)