催化裂化與加氫生產清潔汽油並增產丙烯的裝置及方法

2024-02-06 12:58:15

催化裂化與加氫生產清潔汽油並增產丙烯的裝置及方法
【專利摘要】本發明公開了一種催化裂化與加氫生產清潔汽油並增產丙烯的裝置及方法。該裝置包括反應—再生系統，分餾系統，吸收—穩定系統和加氫精制單元。通過在催化裂化分餾塔頂增加汽油分餾塔將粗汽油分割為輕、重餾分：重汽油進入加氫單元精製；輕汽油一部分進入吸收穩定系統得到穩定輕汽油，另一部分直接返回催化裂化提升管反應器下部在較苛刻的反應條件下裂解增產丙烯；最後將穩定輕汽油和改質後的重汽油調和得到清潔汽油產品。該方法，既高效改質了催化裂化汽油，增產了丙烯，還可增加催化裂化裝置的劑油比促進重質石油烴的轉化，同時還降低了吸收穩定系統的負荷和能耗，簡化了流程，強化了催化裂化和加氫精制兩套裝置間的協同作用，降低了加工成本。
【專利說明】催化裂化與加氫生產清潔汽油並增產丙烯的裝置及方法
【技術領域】
[0001]本發明屬於石油化工【技術領域】，具體涉及一種催化裂化與加氫精制聯合生產清潔汽油並增產丙烯的裝置及其工藝。
【背景技術】
[0002]在我國，催化汽油提供了成品汽油近80%的調和組分，但同時也引入了超過90%的硫和烯烴。原料的劣質化不僅提高了催化汽油的硫含量，同時也使得汽油烯烴含量增加，目前我國催化汽油的烯烴含量普遍在4(T60 vol.%，遠不能滿足汽油標準的要求。因此，現階段提高我國汽油質量的關鍵就是要降低催化裂化汽油的烯烴含量和硫含量。
[0003]丙烯是重要的基本有機合成原料，市場需求量逐年增長，目前丙烯的主要來源仍是蒸汽裂解工藝，但該工藝丙烯是作為副產品，產出比例較低，且反應條件苛刻、能耗高，最主要的是石腦油資源短缺還要與催化重整爭奪原料，而通過催化裂化過程增產丙烯，原料來源廣泛，生產成本低，不僅可以滿足丙烯市場需求，還可以為煉油企業增加效益。
[0004]對原料進行加氫預處理雖可大幅降低催化裂化汽油的硫含量但在汽油環保指標日益嚴格的今天，催化裂化採用預加氫原料也很難生產出合格的汽油產品，必須對催化汽油進行後期改質。目前主要的催化裂化汽油改質技術有催化裂化「原位」改質技術和後加氫處理改質技術。
[0005]石油化工科學研究院開發的MGD工藝(CN1279270A)是通過在提升管底部回煉穩定汽油以降低催化汽油的烯烴含量並增產一定量的丙烯，但回煉量較重油進料比例較低，因此反應苛刻度過高且較難控制，汽油收率損失嚴重；洛陽石化工程公司開發的靈活多效雙提升管催化裂化FDFCC工藝(CN1401741A)，中國石油大學(北京)開發的FCC汽油輔助提升管改質降烯烴技術(CN1465662A、CN1465663A、CN1458227A、CN1511927A、CN1498949A、CN1498950A等)以及專利CN1244569A、`US3784463等是通過增設單獨的反應器對汽油進行改質，汽油改質效果得到提高，但增加了設備投資；石油化工科學研究院開發的MIP工藝(CN1237477A)是通過串聯一直徑擴大的密相床反應區以增大床層催化劑密度並延長反應時間以促進氫轉移反應來降低汽油烯烴含量，但同時也會使得柴油密度增加。研究發現，若只回煉富含烯烴的輕餾分汽油，不僅可以提高汽油的改質效率，提高丙烯選擇性，還可大幅降低能耗。專利CN1557916A通過增加一個精餾塔將穩定汽油切割為輕、重餾分，將輕餾分回煉改質後再與重汽油餾分調和，但該方法是針對穩定汽油進行切割，且調和後汽油已很難滿足最新汽油質量標準還需進行加氫精制，而到加氫精制單元往往還需要再進行一次切害I]。上述專利均未涉及到催化裂化汽油輕、重餾分的區別處理問題，也未涉及到回煉汽油後對催化裂化分餾及吸收一穩定系統所應作出的調整措施。
[0006]催化裂化「原位」改質技術對於降低汽油烯烴含量是比較有效的，如MIP、FDFCC,SRFCC等技術均已經可以滿足烯烴含量小於28 vol.%的要求且汽油辛烷值不降低，但催化裂化「原位」改質技術脫硫效果差，且研究表明汽油中降低的硫大部分並沒有被脫除而是轉移到了柴油餾分中。因此，催化汽油還需採用其它脫硫方法。[0007]加氫精制是目前改質催化汽油的最主要手段之一，在加氫脫硫過程中烯烴也會被飽和，雖然這有利於降低汽油烯烴含量，但也正是由於高辛烷值的烯烴被飽和為低辛烷值的烷烴特別是正構烷烴才導致了加氫精制過程汽油辛烷值的大幅降低。為了減少烯烴的飽和，法國石油研究院(IFP)開發的Prime G+工藝和ExxonMobil公司開發的SCANfining工藝等選擇性加氫脫硫工藝均可在低的烯烴飽和率下實現99%以上的脫硫率，但是由於該過程不飽和烯烴，因此只適用於低烯烴含量的汽油，對我國高烯烴含量的催化汽油無法適用。通過對汽油中烯烴分布和硫分布進行分析發現汽油中大部分的烯烴集中在輕餾分中，而絕大多數的硫富集在重餾分中。為了儘可能的減少汽油在加氫脫硫過程中的辛烷值損失，專利 US5770047、US7731836B2、W01994/022980A1、CN145666A、CN1621495A、CN101294106A、CN102041085A、CN101275085A、CN101508910A、CN101508911A、CN101845321A、CN102199448A、CN101368111A等均提出優先將催化裂化穩定汽油切割為輕、重餾分，主要對催化裂化汽油重餾分進行加氫脫硫、異構化、芳構化等處理，這就避免了富含烯烴的輕餾分汽油在加氫過程中發生烯烴，特別是端烯的直接加氫飽和導致汽油辛烷值大幅降低。但以上專利均未涉及到對富含烯烴的輕汽油進行降烯烴處理，這就使得重餾分汽油在加氫過程中需要達到一定的烯烴飽和率才可以使最終的產品汽油達到最新汽油標準的要求。還有一個問題就是以上專利均是對催化裂化穩定汽油進行切割，那麼該催化汽油就可能經過了兩次切割，從而增加了能耗和設備投資。專利CN101294108A提出在催化裂化產物分離系統即對催化汽油進行輕、重餾分的分離，再對重餾分進行加氫精制，但未涉及到吸收一穩定系統流程的改進以及對富含烯烴的輕汽油進行降烯改質，也未涉及到對催化裂化和加氫精制兩個過程的系統耦合。

【發明內容】

[0008]為了解決上述技術問題，本發明提供了一種催化裂化與加氫精制聯合生產清潔汽油並增產丙烯的裝置及方法。
[0009]本發明提供的催化裂化與加氫精制聯合生產清潔汽油並增產丙烯的裝置，包括反應一再生系統，分餾系統，吸收 一穩定系統和加氫精制單元，
其中，反應一再生系統包括提升管反應器、油劑分離器和催化劑再生器，所述提升管反應器的上端與油劑分離器連通，提升管反應器自下向上設有預提升氣入口、催化劑進料口、粗汽油輕餾分進料口和循環油進料口，油劑分離器的固相出口與催化劑再生器連通，催化劑再生器通過再生斜管與提升管反應器的催化劑進料口連通；
分餾系統包括分餾塔、汽油分餾塔、第一分離罐和第二分離罐，油劑分離器的氣相出口與分餾塔的塔底入口連通，分餾塔塔頂的氣相出口通過設有冷凝器的管道與汽油分餾塔的氣相入口連通，汽油分餾塔塔頂的輕餾分出口通過設有冷凝器的管道與第一分離罐的入口連通，汽油分餾塔塔底的重餾分出口通過管道與加氫精制單元的加氫精制反應器入口連通；第一分離罐油相出口通過管道分別與提升管反應器的粗汽油輕餾分進料口以及吸收一穩定系統的吸收塔的液相入口連通；第一分離罐的氣相出口通過設有富氣壓縮機和冷凝器的管道與第二分離罐的入口連通；第二分離罐的氣相出口與吸收一穩定系統的吸收塔的氣相入口連通，第二分離罐的油相出口與吸收-穩定系統的解吸塔入口連通；
所述吸收一穩定系統包括吸收塔、解吸塔、再吸收塔和穩定塔，所述吸收塔的液相入口與所述第一分離罐的油相出口連通，吸收塔的氣相入口與所述第二分離罐的氣相出口連通，吸收塔的氣相出口通過管道與再吸收塔的氣相入口連通，吸收塔的液相出口通過管道與第二分離罐的入口連通；解吸塔的入口通過管道與所述第二分離罐的油相出口連通，解吸塔的氣相出口通過管道與第二分離罐的入口連通，解吸塔的液相出口通過管道與穩定塔入口連通；再吸收塔液相出口通過管道與分餾塔的上進料口連通；穩定塔的氣相出口通過設有冷凝器的管道與第三分離罐連通，第三分離罐分離得到不凝氣和液化氣，穩定塔底得到穩定輕汽油；
所述加氫精制單元包括加氫精制反應器，加氫精制反應器的入口通過設有冷凝器的管道與所述汽油分餾塔塔底的重餾分出口連通，加氫精制反應器的出口輸出重餾分汽油。
[0010]作為優選技術方案，所述提升管反應器為單段式提升管反應器，所述提升管反應器自下向上設有預提升氣入口、催化劑進料口、粗汽油輕餾分進料口、原料油進料口和循環油進料口。
[0011]作為另一優選技術方案，所述提升管反應器為兩段式提升管反應器，包括第一提升管反應器和第二提升管反應器，所述第一提升管反應器的上端與油劑分離器連通，所述第二提升管反應器的上端與油劑分離器連通，第一提升管反應器自下向上設有預提升氣入口、催化劑進料口和原料油進料口，第二提升管反應器自下向上設有預提升氣入口、催化劑進料口、粗汽油輕餾分進料口和循環油進料口，油劑分離器的固相出口與催化劑再生器連通，催化劑再生器通過再生斜管分別與第一提升管反應器的催化劑進料口和第二提升管反應器的催化劑進料口連通。
[0012]作為優選技術方案，所述加氫精制單元至少包括一加氫精制反應器、一高壓分離器和一循環氫壓縮機，所述加氫精制反應器的入口與所述汽油分餾塔塔底的重餾分出口連通，加氫精制反應器的出口與高壓分離器連通，高壓分離器的氣相出口通過管道與循環氫壓縮機的入口連通，循環氫壓縮機的出口通過管道與加氫精制反應器的入口連通，高壓分離器的液相出口得到精製重餾分汽油，輸出裝置。
[0013]作為優選技術方案，分餾塔自底部向上依次設有油漿出口、下進料口、塔底回流入口、回煉油出口、重柴油出口、輕柴油出口、上進料口、塔頂回流入口和分餾塔塔頂的氣相出口，分餾塔的輕柴油出口與再吸收塔的液相入口連通。
[0014]作為優選技術方案，汽油分餾塔塔底的重餾分出口還通過管道與分餾塔的塔頂回流入口連通。
[0015]作為優選技術方案，第一分離罐油相出口還通過管道與汽油分餾塔塔頂的液相入口連通。
[0016]作為優選技術方案，所述提升管反應器為組合反應器，其從下至上由預提升段、湍動床或快速床反應區和輸送床反應區構成，預提升段的高度佔提升管反應器高度的5~20% ；湍動床或快速床反應區高度佔提升管反應器高度的5~30%，其直徑與預提升段直徑之比為
1.2^5.0:1 ;輸送床反應區高度佔提升管反應器總高度的50-90%，其直徑與快速床反應區直徑之比為0.2、.8:1 ;其中預提升段設有預提升氣入口和催化劑進料口，湍動床或快速床反應區設有粗汽油輕餾分進料口，輸送床反應區設有原料油進料口和循環油進料口。
[0017]作為優選技術方案，所述第二提升管反應器為組合反應器，其從下至上由預提升段、湍動床或快速床反應區和輸送床反應區構成，預提升段的高度佔提升管反應器高度的5^20% ;湍動床或快速床反應區高度佔提升管反應器高度的5~30%，其直徑與預提升段直徑之比為1.2~5.0:1 ;輸送床反應區高度佔提升管反應器總高度的50-90%，其直徑與快速床反應區直徑之比為0.2^0.8:1 ;其中預提升段設有預提升氣入口和催化劑進料口，湍動床或快速床反應區設有粗汽油輕餾分進料口，輸送床反應區設有循環油進料口。
[0018]作為優選技術方案，穩定塔的液相出口還通過管道與吸收塔塔頂的補充吸收劑入口連通。
[0019]作為優選技術方案，分餾塔塔底的油漿出口物料部分回流入分餾塔塔底；汽油分餾塔塔底的重餾分出口物料部分回流入汽油分餾塔塔底；解吸塔塔底的液相出口物料部分回流入解吸塔塔底；穩定塔塔底液相出口物料部分回流如穩定塔塔底。
[0020]本發明提供上述裝置進行催化裂化與加氫精制聯合生產清潔汽油並增產丙烯的方法，包括如下步驟:
1)催化裂化
提升管反應器的粗汽油輕餾分進料口和原料油進料口之間為輕汽油反應區，原料油進料口與循環油進料口之間為原料油反應區，循環油進料口上方為重油反應區；
從第一分離罐的油相出口流出的油相成分預熱至4(T200°C後，從提升管反應器的粗汽油輕餾分進料口注入，與從催化劑再生器出來、經預提升氣提升上來的高溫再生催化劑在輕汽油反應區接觸，進行催化裂化反應，將粗汽油輕餾分中的烯烴裂化，反應條件:反應溫度60(T660°C，劑油質量比20~50，反應時間0.1~1.0 S，反應壓力0.1~0.4 Mpa ；
新鮮原料油預熱至15(T30(TC後，從原料油進料口注入提升管反應器，與從輕汽油反應區來的催化劑在原料油反應區接觸，進行催化裂化反應，反應條件為:反應溫度50(T570°C，劑油質量比5~12，反應時間1.0~3.0 S，反應壓力0.1~0.4 Mpa ；
循環油換熱至20(T38(rC，從循環油`進料口進入提升管反應器，與從原料油反應區來的催化劑在循環油反應區接觸反應，反應條件為:反應溫度48(T550°C，劑油質量比20-40，反應時間1.0~2.0 s ；
反應物料從提升管反應器中進入油劑分離器，待生催化劑經油劑分離器的汽提段汽提後進入催化劑再生器燒焦再生，而油氣則自油劑分離器的氣相出口進入分餾塔；
2)分餾和加氫:
在分餾塔分餾後，氣相產物進入汽油分餾塔被分割為粗汽油輕餾分和粗汽油重餾分；粗汽油重餾分進入加氫精制反應單元的加氫精制反應器與加氫催化劑接觸進行加氫反應，得到重餾分汽油；粗汽油輕餾分經冷凝後進入第一分離罐，在第一分離罐中分離後，油相成分一部分注入提升管反應器的粗汽油輕餾分進料口，一部分進入吸收塔作為吸收劑，氣相成分經富氣壓縮機壓縮和冷凝後進入第二分離罐；
3)吸收、穩定:
第二分離罐分離得到的氣相成分進入吸收塔進行吸收，而油相成分進入解吸塔；吸收塔塔底的油相成分經冷凝後再引入第二分離罐進行分離，吸收塔塔頂得到氣相成分進入再吸收塔；解吸塔塔頂的氣相成分經冷凝後引入第二分離罐進行分離，解吸塔塔底的油相成分進入穩定塔；再吸收塔的塔底液相成分回流入分餾塔的上進料口 ；
穩定塔塔頂氣相成分經冷凝後進入第三分離罐，分離得到不凝氣和液化氣；穩定塔塔底液相為穩定輕汽油，其與重餾分汽油按照比例混合得到清潔汽油。[0021]本發明提供上述裝置進行催化裂化與加氫精制聯合生產清潔汽油並增產丙烯的方法，包括如下步驟:
1)催化裂化:
第二提升管反應器的粗汽油輕餾分進料口和循環油進料口之間為輕汽油反應區，循環油進料口上方為重油反應區；
將預熱至15(T300°C的新鮮原料油從第一提升管反應器的原料油進料口注入，與從催化劑再生器來的高溫再生催化劑接觸進行催化裂化反應，反應條件為:反應溫度46(T540°C，劑油質量比4~12，反應壓力0.1~0.4 Mpa，反應時間0.8~2.0 s ;反應後的油氣和催化劑進入油劑分離器進行油劑的分離；待生催化劑經汽提段汽提後進入催化劑再生器燒焦再生，而油氣則自油劑分離器的氣相出口進入分餾塔；
從第一分離罐的油相出口流出的油相成分預熱至4(T200°C從第二提升管反應器的粗汽油輕餾分進料口注入，與從催化劑再生器出來、經預提升氣提升上來的高溫再生催化劑在輕汽油反應區接觸進行催化裂化反應，反應條件為:反應溫度55(T660°C，劑油質量比15^30,反應壓力0.1~0.4 MPa,反應時間0.1~2.0 s,反應後進入重油反應區；
換熱至20(T38(TC的循環油從循環油進料口注入第二提升管反應器的重油反應區，循環油與從輕汽油反應區來的催化劑接觸進行催化裂化反應，反應條件為:反應溫度48(T550°C，劑油質量比8~20，反應壓力0.1~0.4 MPa，反應時間0.5~2.0 s ;反應後的油氣和催化劑進入油劑分離器進行油劑的分離；待生催化劑經汽提段汽提後進入催化劑再生器燒焦再生，而油氣則自油劑分離器的氣相出口進入分餾塔；
2)分餾和加氫:
在分餾塔分餾後，氣相產物進入汽油分餾塔被分割為粗汽油輕餾分和粗汽油重餾分；粗汽油重餾分進入加氫精制反應器與加氫催化劑接觸進行加氫反應，得到重餾分汽油；粗汽油輕餾分經冷凝後進入第一分離罐，在第一分離罐中分離後，油相成分一部分注入第二提升管反應器的粗汽油輕餾分進料口，一部分進入吸收塔作為吸收劑，氣相成分經富氣壓縮機壓縮和冷凝後進入第二分離罐；
3)吸收、穩定:
第二分離罐分離得到的氣相成分進入吸收塔進行吸收，而油相成分進入解吸塔；吸收塔塔底的油相成分經冷凝後引入第二分離罐進行分離，吸收塔塔頂得到氣相成分進入再吸收塔；解吸塔塔頂的氣相成分經冷凝後引入第二分離罐進行分離，解吸塔塔底的油相成分進入穩定塔；再吸收塔的塔底液相成分回流入分餾塔；
穩定塔塔頂氣相成分經冷凝後進入第三分離罐，分離得到不凝氣和液化氣；穩定塔塔底液相為穩定輕汽油，其與重餾分汽油按照比例混合得到清潔汽油。
[0022]作為優選技術方案，分餾塔自底部向上依次得到油漿、回煉油、重柴油和輕柴油，輕柴油注入再吸收塔的液相入口作為吸收劑，油漿和回煉油的其中之一或其混合物作為循環油加入第二提升管反應器。
[0023]作為優選技術方案，汽油分餾塔得到的粗汽油重餾分，一部分進入加氫精制反應器進行加氫反應，一部分回流進入分餾塔的塔頂，還有一部分回流入汽油分餾塔的塔底。
[0024]作為優選技術方案，第一分離罐分離得到的油相成分，一部分注入提升管反應器的粗汽油輕餾分進料口，一部分進入吸收塔的液相入口作為吸收劑，還有一部分回流入汽油分餾塔塔頂。
[0025]作為優選技術方案，步驟I)催化裂化的催化劑至少包括無定型矽鋁催化劑或分子篩催化劑的一種或兩種以上的混合物，進一步優選地，步驟I)催化裂化的催化劑為擇形分子篩佔活性組分的比例大於50%的催化劑。
[0026]作為優選技術方案，步驟2)所述的加氫催化劑可以是選擇性加氫脫硫催化劑或選擇性加氫脫硫催化劑和異構/芳構化等多功能催化劑任意比例的混合催化劑，也可以將上述兩種催化劑分別裝填在一個反應器的不同床層位置或串聯的不同反應器中。
[0027]優選地，汽油分餾塔中輕重餾分切割溫度為6(Tl2(TC。
[0028]通過以上技術方案，本發明至少具有如下優點:
①由於只有部分輕餾分汽油進入吸收一穩定系統，且穩定輕汽油具有較好的吸收效果，可降低吸收一穩定系統的負荷，降低能耗富含烯烴的輕餾分汽油通過催化裂化過程改質，一方面增加了催化裂化裝置的劑油比，促進了重質原料油的轉化，另一方面輕汽油可以在催化裂化催化劑上發生裂解反應和芳構化反應將汽油烯烴轉化為高附加值的丙烯和辛烷值較高的芳烴從而可以在降低汽油的烯烴含量的同時保證汽油辛烷值不降低並增產丙烯，該過程相比加氫過程操作成本低，辛烷值損失小；③針對我國汽油高烯烴含量的特點，輕餾分汽油烯烴含量大幅降低後，也就大幅降低了重餾分汽油在加氫改質過程中對烯烴飽和率的要求，因此重餾分汽油採用選擇性加氫脫硫即可達到國IV汽油標準的要求，克服了選擇性加氫脫硫技術在降低汽油烯烴含量方面的不足。此外，減少了烯烴的加氫飽和也就減小了汽油加氫過程中的辛烷值損失；④耦合了催化裂化和加氫精制兩個過程將兩次汽油切割過程整合為一次，進一步降低了能耗。
[0029]綜上所述，採用本發明不僅可以提高催化裂化裝置的原料轉化率，增加目的產品產率，增產高附加值的丙烯，還可降低汽油加氫精制過程的辛烷值損失、降低氫耗和系統能耗。該方法裝置改動小，簡化了現有流程，投資小，易於工業化實施。
【專利附圖】

【附圖說明】
[0030]圖1是本發明催化裂化與加氫精制聯合生產清潔汽油並增產丙烯的裝置實施例一示意圖。
[0031]圖2是本發明催化裂化與加氫精制聯合生產清潔汽油並增產丙烯的裝置實施例二示意圖。
[0032]圖3是組合反應器結構示意圖。
[0033]圖4是本發明催化裂化與加氫精制聯合生產清潔汽油並增產丙烯的裝置實施例三示意圖。
[0034]圖5是本發明催化裂化與加氫精制聯合生產清潔汽油並增產丙烯的裝置實施例四示意圖。
【具體實施方式】
[0035]下面結合附圖和具體實施例對本發明作進一步說明，以使本領域的技術人員可以更好的理解本發明並能予以實施，但所舉實施例不作為對本發明的限定。
[0036]實施例1:兩段式提升管反應器如圖1所示，本實施例提供的催化裂化與加氫精制聯合生產清潔汽油並增產丙烯的裝置，包括反應一再生系統，分餾系統、加氫精制單元和吸收一穩定系統，
其中，反應一再生系統包括提升管反應器、油劑分離器和催化劑再生器，
提升管反應器為兩段式提升管反應器，包括第一提升管反應器10和第二提升管反應器11，第一提升管反應器10的上端與油劑分離器12連通，第二提升管反應器11的上端與油劑分離器12連通，第一提升管反應器10自下向上設有預提升氣入口 103、催化劑進料口102和原料油進料口 101，第二提升管反應器11自下向上設有預提升氣入口 114、催化劑進料口 113、粗汽油輕餾分進料口 112和循環油進料口 111，油劑分離器12的固相出口與催化劑再生器13連通，催化劑再生器13通過管道分別與第一提升管反應器10的催化劑進料口102和第二提升管反應器11的催化劑進料口 113連通。當加工劣質原料焦炭產率較高時，為了取走燒焦時產生的過多熱量，可在催化劑再生器13設置外取熱器130。油劑分離器12包括氣固沉降分離器122 (底部設汽提段125)、高效氣固分離器123和沉降器頂旋124，第一提升管反應器10和第二提升管反應器11的上端出口與高效氣固分離器123連通，氣固沉降分離器122以及高效氣固分離器123分別與沉降器頂旋124連通，沉降器頂旋124設有油劑分離器的氣相出口 121和固相出口，沉降器頂旋124進一步分離油氣和催化劑，汽提段內通常裝有多層人字形擋板並從底部通入過熱水蒸氣將吸附在催化劑上的油氣汽提出來。
[0037]分餾系統包括分餾塔20、汽油分餾塔21、第一分離罐22和第二分離罐23，油劑分離器的氣相出口 121與分餾塔20的塔底入口 201連通，分餾塔塔頂的氣相出口 202通過設有冷凝器的管道與汽油分餾塔21的進料口 211連通，汽油分餾塔塔頂的輕餾分出口 212通過設有冷凝器的管道與第一分離罐22的入口 221連通，汽油分餾塔21塔底的重餾分出口213通過管道與加氫精制反應器30和分餾塔塔頂回流入口 204連通；第一分離罐22油相出口 222通過管道分別與第二提升管反應器11的粗汽油輕餾分進料口 112以及吸收塔40的液相入口 401連通；第一分離罐22的氣相出口 223通過設有富氣壓縮機24和冷凝器25的管道與第二分離罐23的入口連通；第二分離罐的氣相出口 231與吸收塔40的氣相入口402連通，第二分離罐的油相出口 232與吸收-穩定系統的解吸塔41的入口 411連通；分餾塔20自底部向上依次設有油漿出口 205、回煉油出口 206、重柴油出口 207、輕柴油出口 208和分餾塔塔頂的氣相出口 202，分餾塔的輕柴油出口 208通過管道200與再吸收塔42的液相入口 423連通；汽油分餾塔21塔底的重餾分出口 213還通過管道分別與分餾塔20的塔頂回流入口 204以及汽油分餾塔21的塔底回流入口連通；第一分離罐22油相出口 222還通過管道與汽油分餾塔21的塔頂回流入口 214連通。
[0038]加氫精制單元包括加氫精制反應器30、高壓分離器33和循環氫壓縮機34，加氫精制反應器30的入口 301通過設有冷凝器31的管道與汽油分餾塔塔底的重餾分出口 213連通，加氫精制反應器30的出口 302通過設有冷凝器32的管道與高壓分離器33連通，高壓分離器33的氣相出口與循環氫壓縮機34連通，循環氫壓縮機34出口通過管道與加氫精制反應器30的入口 301連通；高壓分離器33的液相出口得到精製重餾分汽油。
[0039]吸收一穩定系統包括吸收塔40、解吸塔41、再吸收塔42和穩定塔43，吸收塔40的液相入口 401與第一分離罐22的油相出口 222連通，吸收塔40的氣相入口 402與第二分離罐23的氣相出口 231連通，吸收塔40的氣相出口 403通過管道與再吸收塔42的氣相入口 421連通，吸收塔40的液相出口 404通過管道與第二分離罐23的入口連通；解吸塔41的入口 411通過管道與第二分離罐23的油相出口 232連通，解吸塔41的氣相出口 412通過管道與第二分離罐23的入口連通，解吸塔41的液相出口 413通過管道與穩定塔43入口431連通；再吸收塔42液相出口通過管道420與分餾塔20的液相入口 203連通；穩定塔43的氣相出口 432通過設有冷凝器44的管道與第三分離罐45連通，第三分離罐45分離得到不凝氣451和液化氣452，穩定塔43的液相出口 433得到穩定輕汽油；解吸塔41的液相出口 413還通過管道與解吸塔41底部回流入口連通；穩定塔43的液相出口 433還通過管道分別與吸收塔40的塔頂補充吸收劑入口 405以及穩定塔43底部回流入口連通；吸收塔40的液相出口 404以及解吸塔41的氣相出口 412分別通過管道與連接在第二分離罐23入口的、富氣壓縮機24與冷凝器25之間的管道連通；液化氣452部分回流入穩定塔43的塔頂。
[0040]使用上述裝置的催化裂化與加氫精制聯合生產清潔汽油並增產丙烯的方法概述如下:
結合圖1，本實施例的工藝流程簡述如下:預熱至15(T300°C的新鮮重質原料油經高溫水蒸氣霧化後進入第一提升管反應器10的原料油進料口 101，來自催化劑再生器13的再生催化劑由再生斜管輸送至催化劑進料口 102，預提升蒸汽或提升幹氣自預提升氣入口 103將高溫再生催化劑(催化劑為常規的催化裂化催化劑，至少包括無定型矽鋁催化劑或分子篩催化劑或其它類型催化劑的一種或兩種以上的混合物，優選擇形分子篩佔活性組分的比例大於50%的催化劑，活性40-70)提升上來，在第一提升管反應器10中催化劑和原料油進行接觸反應，在該反應溫度46(T540°C，劑油質量比(即催化劑與原料油的質量比)1-12，壓力0.1-0.4 Mpa條件下反應0.8^2.0 S。反應後，混合產物進入氣固沉降分離器122和沉降器頂旋123進行油劑的分離，油氣自油劑分離器的氣相出口 121進入分餾塔20，結焦催化劑經過氣固沉降分離器122進入汽提段125，經汽提後進入催化劑再生器13燒焦再生。
[0041]分餾系統的第一分離罐22流出的油相成分(主要為粗汽油輕餾分)預熱到4(T20(TC，進入第二提升管反應器11自粗汽油輕餾分進料口 112進入的第二提升管反應器11的輕汽油反應區115，與來自催化劑再生器13由再生斜管輸送至催化劑進料口 113，預提升蒸汽或提升幹氣自預提升氣入口 114將高溫再生催化劑(催化劑為常規的催化裂化催化劑，至少包括無定型矽鋁催化劑或擇形分子篩催化劑或其它類型催化劑的一種或兩種以上的混合物)提升上來(活性40-70)，第二提升管反應器11中的催化劑和粗汽油輕餾分進行接觸反應，於反應溫度55(T660°C，劑油比(催化劑和輕汽油進料的質量比)15~30，壓力0.1-0.4 MPa條件下反應0.1-2.0 s後(在此反應苛刻度下輕汽油裂解為丙烯、丁烯等低碳烯烴，增加丙烯等低碳烯烴的產量)，混合物進入重油反應區116，在重油反應區116的底部，催化劑與換熱至20(T38(TC、自循環油進料口 111來的的循環油(一般為回煉油和回煉油漿)接觸反應。此時催化劑活性降低到40-60，在反應溫度48(T550°C，劑油比(催化劑和循環油的質量比)8~20，壓力0.f 0.4 MPa條件下反應0.5~2.0 s後，進入高效氣固分離器123和沉降器頂旋124進行油劑的分離，分離後得到的油氣與主反應油氣在混合後進入分餾塔20。待生催化劑經氣固沉降分離器122進入汽提段125，經汽提後進入催化劑再生器13燒焦再生。當焦炭產率較高時可增加再生催化劑的取熱器130對進入反應系統的再生催化劑進行取熱降溫。
[0042]需要改質的催化裂化汽油輕餾分是在分餾塔20塔頂增加汽油分餾塔21來實現。自油劑分離器的氣相出口 12 1出來的油氣進入分餾塔20，分餾後，分餾塔由下往上依次分離出油漿(油漿出口 205)、回煉油(回煉油出口 206)、重柴油(重柴油出口 207)、輕柴油(輕柴油出口 208)。由分餾塔20頂部的氣相出口 202出來的油氣經過冷凝器冷凝冷卻後進入汽油分餾塔21進行輕、重餾分的切割。汽油分餾塔21塔頂的氣相出口 212流出的油氣經過冷凝器進一步冷卻到40°C後進入第一分離罐22進行油水氣的分離。冷凝水自冷凝水出口 224排出裝置，冷凝下來的粗汽油輕餾分自油相出口 222流出，一部分作為汽油分餾塔21的頂部回流，一部分返回第二提升管反應器的粗汽油輕餾分進料口 112進行催化裂解反應，另一部分自吸收塔的液相入口 401進入吸收塔40 (具體分配比例可根據實際需要進行選擇)。從第一分離罐22中出來的未冷凝油氣自氣相出口 223流出經富氣壓縮機24壓縮、冷凝器25冷凝後，進入第二分離罐23。
[0043]部分粗汽油輕餾分自液相入口 401進入吸收塔40作為吸收劑，吸收塔40底油(自液相出口 404流出)與解吸塔41塔頂來的解吸氣(自氣相出口 412流出)以及富氣壓縮機24壓縮後的氣體一起經冷凝器25冷卻後進入第二分離罐23 (高壓分離罐)進行油水氣的分離。汙水自汙水出口 233排出，凝縮油(自油相出口 232排出)進入解吸塔41，不凝氣(自氣相出口 231排出)進入吸收塔40的氣相入口 402。吸收塔40頂氣(自氣相出口 403排出)進入再吸收塔42，再吸收塔的吸收劑為來自分餾塔輕柴油出口 208的輕柴油。從再吸收塔42塔頂得到幹氣(主要成分包括:氫氣、甲烷、乙烷、乙烯)，塔底富吸收油自液相出口 422排出進入分餾塔20的液相入口 203。解吸塔底油自液相出口 413排出進入穩定塔43。穩定塔底得到穩定輕汽油自液相出口 433排出，經冷凝器冷凝冷卻後一部分作為吸收塔40的補充吸收劑流入吸收塔的塔頂補充吸收劑入口 405，一部分作為汽油調和組分434輸出裝置作為汽油調和組分。穩定塔頂油氣自氣相出口 432排出經冷凝器44冷凝冷卻後進入第三分離罐45，分離出不凝氣451 (主要為C2、C3)和液化氣244 (主要為C3、C4)。
[0044]汽油分餾塔21塔底粗汽油重餾分自重餾分出口 213排出，一部分作為分餾塔20的頂部回流，另一部分經過冷卻器31進一步冷卻後進入加氫精制反應器30。加氫改質後的重汽油餾分經冷卻器32冷凝 冷卻後進入高壓分離器33，不凝氣(自氣相出口 333排出)進入循環氫壓縮機34，壓縮循環氫與粗汽油重餾分混合後進入加氫精制反應器。高壓分離器33液相出口得到精製重餾分汽油304輸出裝置作為汽油調和組分。汽油調和組分434與精製重餾分汽油304調和後即得清潔汽油產品。
[0045]實施例2:
本發明的裝置見圖2，其結構與實施例1基本相同，不同之處在於，第二提升管反應器採用湍動床或快速床和輸送床的組合反應器。如圖2和3所示，第二提升管反應器從下至上由預提升段1101、湍動床或快速床反應區1102和輸送床反應區1103構成，具體設計要求如下:反應器總高度為l(T40m ;底部預提升段1101直徑為0.2~5m，其高度佔反應器總高度的5~20% ;湍動床或快速床反應區1102高度佔反應器總高度的5~50%，其直徑與預提升段1101直徑之比為1.2~5.0:1 ;輸送床反應區1103高度佔反應器總高度的20、0%，其直徑與快速床反應區1102直徑之比為0.2^0.8:1 ;預提升段1101與湍動床或快速床反應區1102的結合部位為圓臺形，其底部錐角α為20-120° ;湍動床或快速床反應區1102與輸送床反應區1103的結合部位為圓臺形，其頂部錐角β為20-120°。其中預提升段1101設有預提升氣入口 114和催化劑進料口 113，湍動床或快速床反應區1102設有粗汽油輕餾分進料口 112，輸送床反應區1103設有循環油進料口 111。[0046]湍動床或快速床位於輸送床下方，用於輕汽油的裂解反應，湍動床或快速床可以提高床層催化劑密度，促進輕汽油中烯烴的轉化，進一步降低輕汽油的烯烴含量，提高丙烯產率。
[0047]實施例3:單段式提升管反應器
如圖4所示，本實施例提供的催化裂化與加氫精制聯合生產清潔汽油並增產丙烯的裝置，與實施例1相似，區別在於本實施例的反應再生系統的提升管反應器為單段式提升管反應器。
[0048]結圖4，兩裝置的區別描述如下:
提升管反應器11』的上端與油劑分離器12』連通，提升管反應器11』自下向上設有預提升氣入口 114』、催化劑進料口 113』、粗汽油輕餾分進料口 112』、原料油進料口 101』和循環油進料口 111』，油劑分離器12』的固相出口與催化劑再生器13連通，催化劑再生器13通過管道與提升管反應器11』的催化劑進料口 113』連通；
油劑分離器12』包括氣固沉降分離器122』(底部設汽提段125』)、高效氣固分離器123』和沉降器頂旋124』，高效氣固分離器123』與提升管反應器11』的上端出口連通，高效氣固分離器123』與沉降器頂旋124』連通，沉降器頂旋124』設有油劑分離器的氣相出口 121』和固相出口。
[0049]油劑分離器的氣相出口 121』與分餾塔20的氣相入口連通.201連通，第一分離罐.22的油相出口 222通過管道與提升管反應器11』的粗汽油輕餾分進料口 112』連通。
[0050]本實施例裝置的其餘部分結構同實施例1。
[0051]使用上述裝置的催化裂化與加氫精制聯合生產清潔汽油並增產丙烯的工藝概述如下:
將部分粗汽油輕餾分(來自第一分離罐22的油相出口 222)預熱至溫度4(T20(TC，注入提升管反應器下部的粗汽油輕餾分進料口 112』，來自催化劑再生器13的再生催化劑由再生斜管輸送至催化劑進料口 113』，預提升蒸汽或提升幹氣自預提升氣入口 114』將高溫再生催化劑(催化劑為常規的催化裂化催化劑，至少包括無定型矽鋁催化劑或分子篩催化劑或其它類型催化劑的一種或兩種以上的混合物，優選擇形分子篩佔活性組分的比例大於50%的催化劑，活性40-70)提升上來，粗汽油輕餾分與高溫再生催化劑在輕汽油反應區115』接觸反應，在較苛刻的反應條件下將輕汽油中的烯烴裂化為丙烯等，反應溫度.60(T660°C，劑油質量比20~50，反應時間0.1~1.0 s，反應壓力.0.1~θ.4 Mpa0
[0052]在原料油進料口 101』注入預熱至溫度15(T300°C的新鮮原料油，與從輕汽油反應區115』來的催化劑在原料油反應區116』接觸反應，反應條件為:反應溫度50(T57(rC，劑油質量比(催化劑與原料油的質量比)5~12，反應時間1.0-3.0 S，反應壓力0.1~0.4 Mpa ；
將換熱至溫度20(T380°C的循環油(回煉油和回煉油漿)從循環油進料口 111』注入提升管反應器，與結焦催化劑在重油反應區117』繼續發生反應，反應條件為:反應溫度.48(T550°C，劑油質量比(催化劑與循環油的質量比)20^40 ;反應時間1.0^2.0 s ;反應後的油氣和催化劑進入油劑分離器12』進行油劑的分離；待生催化劑經高溫水蒸氣汽提後進入再生器燒焦再生；反應油氣進入分餾塔20。
[0053]該工藝的其餘部分操作同實施例1。
[0054]實施例4:本發明的裝置見圖5，其結構與實施例3基本相同，不同之處在於，提升管反應器採用湍動床或快速床和輸送床的組合反應器。如圖5和3所示，提升管反應器自下而上由預提升段1101、湍動床或快速床反應區1102和輸送床反應區1103構成，具體設計要求如下:反應器總高度為3(T60m ;底部預提升段1101直徑為0.2~5m，其高度佔反應器總高度的5~20% ；湍動床或快速床反應區1102高度佔反應器總高度的5~30%，其直徑與預提升段1101直徑之比為1.2^5.0:1 ;輸送床反應區1103高度佔反應器總高度的50-90%，其直徑與快速床反應區1102直徑之比為0.2^0.8:1 ;預提升段1101與湍動床或快速床反應區1102的結合部位為圓臺形，其底部錐角α為20-120° ;湍動床或快速床反應區1102與輸送床反應區1103的結合部位為圓臺形，其頂部錐角β為20-120°。其中預提升段1101設有預提升氣入口114』和催化劑進料口 113』，湍動床或快速床反應區1102設有粗汽油輕餾分進料口 112』，輸送床反應區1103設有循環油進料口 111』和原料油進料口 101』。
[0055]湍動床或快速床位於輸送床下方，用於輕汽油的裂解反應，湍動床或快速床可以提高床層催化劑密度，促進輕汽油中烯烴的轉化，進一步降低輕汽油的烯烴含量，提高丙烯產率。
[0056]實施例5:
為驗證本發明的部分效果，在催化裂化提升管中試裝置上進行了輕汽油回煉改質試驗(如實施例1所示工藝流程)，催化裂化反應器的催化劑為某煉油廠催化裂化裝置多產丙烯平衡劑，活性組分為ZSM-5擇形分子篩，第一提升管反應器10的原料油為CG0，性質列於表
1。第二提升管反應器11的循環油進料口111的進料為分餾塔20中經實沸點蒸餾切割出汽柴油餾分後得到的重油餾分(回煉油和油漿)。自第一分離罐22回流入第二提升管反應器11的粗汽油輕餾分進料口 112的粗汽油輕餾分(切割溫度為70°C，其中輕餾分佔40 wt.%)的回煉比例佔二段循環油進料量的34% ;在加氫精制中試裝置上進行了重汽油的加氫精制試驗，加氫精制催化劑為汽油選擇性加氫脫硫催化劑，活性組分為Co-Mo，操作條件和實驗結果列於表2。
[0057]對比例1:
為了更好的說明本發明的效果，在催化裂化提升管中試裝置上進行了未進行輕汽油回煉操作的常規兩段提升管催化裂化試驗，即分餾系統未設汽油分餾塔，全部粗汽油都進入吸收穩定系統，從穩定塔底得到穩定汽油，提升管反應器上無輕汽油進料口。實驗採用催化劑為某煉油廠催化裂化裝置多產丙烯平衡劑(同實施例5)，第一提升管原料為CG0，第二提升管原料為一段反應後液體產物經實沸點蒸餾切割出汽柴油餾分後得到的重油餾分；在加氫精制中試裝置上進行了全餾分汽油的加氫精制試驗，加氫精制催化劑為汽油選擇性加氫脫硫催化劑，活性組分為Co-Mo，操作條件和實驗結果列於表2。
[0058]從表2可以看出，採用本發明後，重油轉化率提高5.6個百分點，汽柴油收率提高
2.6個百分點，液收率(液化氣+汽油+柴油)提高5.5個百分點，丙烯收率提高1.5個百分點。實施例5中由於輕汽油中的烯烴在催化裂化催化劑上發生裂解、異構化和芳構化等反應，降低了汽油 的烯烴含量並將其轉化為高附加值的丙烯和具有較高辛烷值的異構烷烴和芳烴組分。而對比例I中汽油烯烴含量要高出近10個百分點，由於對全餾分汽油進行加氫精制，難以避免部分加氫活性高的小分子端烯飽和為辛烷值很低的正構烷烴，因此降低了汽油的總體辛烷值。[0059] 表1原料油性質
【權利要求】
1.一種催化裂化與加氫精制聯合生產清潔汽油並增產丙烯的裝置，其特徵在於，包括反應一再生系統，分餾系統，吸收一穩定系統和加氫精制單元， 其中，反應一再生系統包括提升管反應器、油劑分離器和催化劑再生器，所述提升管反應器的上端與油劑分離器連通，提升管反應器自下向上設有預提升氣入口、催化劑進料口、粗汽油輕餾分進料口和循環油進料口，油劑分離器的固相出口與催化劑再生器連通，催化劑再生器通過再生斜管與提升管反應器的催化劑進料口連通； 分餾系統包括分餾塔、汽油分餾塔、第一分離罐和第二分離罐，油劑分離器的氣相出口與分餾塔的塔底入口連通，分餾塔塔頂的氣相出口通過設有冷凝器的管道與汽油分餾塔的氣相入口連通，汽油分餾塔塔頂的輕餾分出口通過設有冷凝器的管道與第一分離罐的入口連通，汽油分餾塔塔底的重餾分出口通過管道與加氫精制單元的加氫精制反應器入口連通；第一分離罐油相出口通過管道分別與提升管反應器的粗汽油輕餾分進料口以及吸收一穩定系統的吸收塔的液相入口連通；第一分離罐的氣相出口通過設有富氣壓縮機和冷凝器的管道與第二分離罐的入口連通；第二分離罐的氣相出口與吸收一穩定系統的吸收塔的氣相入口連通，第二分離罐的油相出口與吸收-穩定系統的解吸塔入口連通； 所述吸收一穩定系統包括吸收塔、解吸塔、再吸收塔和穩定塔，所述吸收塔的液相入口與所述第一分離罐的油相出口連通，吸收塔的氣相入口與所述第二分離罐的氣相出口連通，吸收塔的氣相出口通過管道與再吸收塔的氣相入口連通，吸收塔的液相出口通過管道與第二分離罐的入口連通；解吸塔的入口通過管道與所述第二分離罐的油相出口連通，解吸塔的氣相出口通過管道與第二分離罐的入口連通，解吸塔的液相出口通過管道與穩定塔入口連通；再吸收塔液相出口通過管道與分餾塔的上進料口連通；穩定塔的氣相出口通過設有冷凝器的管道與第三分離罐連通，第三分離罐分離得到不凝氣和液化氣，穩定塔底得到輕餾分汽油； 所述加氫精制單元包括加氫精制反應器，加氫精制反應器的入口通過設有冷凝器的管道與所述汽油分餾塔塔底的重餾分出口連通，加氫精制反應器的出口輸出重餾分汽油。
2.根據權利要求1所述的裝 置，其特徵在於，所述提升管反應器為單段式提升管反應器，所述提升管反應器自下向上設有預提升氣入口、催化劑進料口、粗汽油輕餾分進料口、原料油進料口和循環油進料口。
3.根據權利要求1所述的裝置，其特徵在於，所述提升管反應器為兩段式提升管反應器，包括第一提升管反應器和第二提升管反應器，所述第一提升管反應器的上端與油劑分離器連通，所述第二提升管反應器的上端與油劑分離器連通，第一提升管反應器自下向上設有預提升氣入口、催化劑進料口和原料油進料口，第二提升管反應器自下向上設有預提升氣入口、催化劑進料口、粗汽油輕餾分進料口和循環油進料口，油劑分離器的固相出口與催化劑再生器連通，催化劑再生器通過再生斜管分別與第一提升管反應器的催化劑進料口和第二提升管反應器的催化劑進料口連通。
4.根據權利要求f3任一項所述的裝置，其特徵在於，所述加氫精制單元至少包括一加氫精制反應器、一高壓分離器和一循環氫壓縮機，所述加氫精制反應器的入口與所述汽油分餾塔塔底的重餾分出口連通，加氫精制反應器的出口與高壓分離器連通，高壓分離器的氣相出口通過管道與循環氫壓縮機的入口連通，循環氫壓縮機的出口通過管道與加氫精制反應器的入口連通，高壓分離器的液相出口得到精製重餾分汽油，輸出裝置。
5.根據權利要求1所述的裝置，其特徵在於，分餾塔自底部向上依次設有油漿出口、下進料口、塔底回流入口、回煉油出口、重柴油出口、輕柴油出口、上進料口、塔頂回流入口和分餾塔塔頂的氣相出口，分餾塔的輕柴油出口與再吸收塔的液相入口連通；汽油分餾塔塔底的重餾分出口還通過管道與分餾塔的塔頂回流入口連通；第一分離罐油相出口還通過管道與汽油分餾塔塔頂的液相入口連通；穩定塔的液相出口還通過管道與吸收塔塔頂的補充吸收劑入口連通。
6.根據權利要求2所述的裝置，其特徵在於，所述提升管反應器為組合反應器，其從下至上由預提升段、湍動床或快速床反應區和輸送床反應區構成，預提升段的高度佔提升管反應器高度的5~20% ;湍動床或快速床反應區高度佔提升管反應器高度的5~30%，其直徑與預提升段直徑之比為1.2~5.0:1 ;輸送床反應區高度佔提升管反應器總高度的50-90%，其直徑與快速床反應區直徑之比為0.2、.8:1 ;其中預提升段設有預提升氣入口和催化劑進料口，湍動床或快速床反應區設有粗汽油輕餾分進料口，輸送床反應區設有原料油進料口和循環油進料口。
7.根據權利要求3所述的裝置，其特徵在於，所述第二提升管反應器為組合反應器，其從下至上由預提升段、湍動床或快速床反應區和輸送床反應區構成，預提升段的高度佔提升管反應器高度的5~20% ;湍動床或快速床反應區高度佔提升管反應器高度的5~30%，其直徑與預提升段直徑之比為1.2~5.0:1 ;輸送床反應區高度佔提升管反應器總高度的50-90%，其直徑與快速床反應區直徑之比為0.2^0.8:1 ;其中預提升段設有預提升氣入口和催化劑進料口，湍動床或快速床反應區設有粗汽油輕餾分進料口，輸送床反應區設有循環油進料口。
8.根據權利要求2所述裝置進行催化裂化與加氫精制聯合生產清潔汽油並增產丙烯的方法，其特徵在於，包括如下步驟: 1)催化裂化 提升管反應器的粗汽油輕餾分進料口和原料油進料口之間為輕汽油反應區，原料油進料口與循環油進料口之間為原料油反應區，循環油進料口上方為重油反應區； 從第一分離罐的油相出口流出的油相成分預熱至4(T200°C後，從提升管反應器的粗汽油輕餾分進料口注入，與從催化劑再生器出來、經預提升氣提升上來的高溫再生催化劑在輕汽油反應區接觸，進行催化裂化反應，將粗汽油輕餾分中的烯烴裂化，反應條件:反應溫度60(T660°C，劑油質量比20~50，反應時間0.1~1.0 S，反應壓力0.1~0.4 Mpa ； 新鮮原料油預熱至15(T30(TC後，從原料油進料口注入提升管反應器，與從輕汽油反應區來的催化劑在原料油反應區接觸，進行催化裂化反應，反應條件為:反應溫度50(T570°C，劑油質量比5~12，反應時間1.0~3.0 S，反應壓力0.1~0.4 Mpa ； 循環油換熱至20(T38(rC，從循環油進料口進入提升管反應器，與從原料油反應區來的催化劑在循環油反應區接觸反應，反應條件為:反應溫度48(T550°C，劑油質量比20-40，反應時間1.0~2.0 s ； 反應物料從提升管反應器中進入油劑分離器，待生催化劑經油劑分離器的汽提段汽提後進入催化劑再生器燒焦再生，而油氣則自油劑分離器的氣相出口進入分餾塔； 2)分餾和加氫: 在分餾塔分餾後，氣相產物進入汽油分餾塔被分割為粗汽油輕餾分和粗汽油重餾分；粗汽油重餾分進入加氫精制反應單元的加氫精制反應器與加氫催化劑接觸進行加氫反應，得到重餾分汽油；粗汽油輕餾分經冷凝後進入第一分離罐，在第一分離罐中分離後，油相成分一部分注入提升管反應器的粗汽油輕餾分進料口，一部分進入吸收塔作為吸收劑，氣相成分經富氣壓縮機壓縮和冷凝後進入第二分離罐； 3)吸收、穩定: 第二分離罐分離得到的氣相成分進入吸收塔進行吸收，而油相成分進入解吸塔；吸收塔塔底的油相成分經冷凝後再引入第二分離罐進行分離，吸收塔塔頂得到氣相成分進入再吸收塔；解吸塔塔頂的氣相成分經冷凝後引入第二分離罐進行分離，解吸塔塔底的油相成分進入穩定塔；再吸收塔的塔底液相成分回流入分餾塔的上進料口 ； 穩定塔塔頂氣相成分經冷凝後進入第三分離罐，分離得到不凝氣和液化氣；穩定塔塔底液相為穩定輕汽油，其與重餾分汽油按照比例混合得到清潔汽油。
9.權利要求3所述裝置進行催化裂化與加氫精制聯合生產清潔汽油並增產丙烯的方法，其特徵在於，包括如下步驟: 1)催化裂化: 第二提升管反應器的粗汽油輕餾分進料口和循環油進料口之間為輕汽油反應區，循環油進料口上方為重油反應區； 將預熱至15(T300°C的新鮮原料油從第一提升管反應器的原料油進料口注入，與從催化劑再生器來的高溫再生催化劑接觸進行催化裂化反應，反應條件為:反應溫度46(T540°C，劑油質量比4~12，反應壓力0.1~0.4 Mpa，反應時間0.8~2.0 s ;反應後的油氣和催化劑進入油劑分離器進行油劑的分離；待生催化劑經汽提段汽提後進入催化劑再生器燒焦再生，而油氣則自油劑分離器的氣相出口進入分餾塔； 從第一分離罐的油相出口流出的油相成分預熱至4(T200°C從第二提升管反應器的粗汽油輕餾分進料口注入，與從催化劑再生器出來、經預提升氣提升上來的高溫再生催化劑在輕汽油反應區接觸進行催化裂化反應，反應條件為:反應溫度55(T660°C，劑油質量比15^30,反應壓力0.1~0.4 MPa,反應時間0.1~2.0 s,反應後進入重油反應區； 換熱至20(T380°C的循環油從循環油進料口注入第二提升管反應器的重油反應區，循環油與從輕汽油反應區來的催化劑接觸進行催化裂化反應，反應條件為:反應溫度48(T550°C，劑油質量比8~20，反應壓力0.1~0.4 MPa，反應時間0.5~2.0 s ;反應後的油氣和催化劑進入油劑分離器進行油劑的分離；待生催化劑經汽提段汽提後進入催化劑再生器燒焦再生，而油氣則自油劑分離器的氣相出口進入分餾塔； 2)分餾和加氫: 在分餾塔分餾後，氣相產物進入汽油分餾塔被分割為粗汽油輕餾分和粗汽油重餾分；粗汽油重餾分進入加氫精制反應器與加氫催化劑接觸進行加氫反應，得到重餾分汽油；粗汽油輕餾分經冷凝後進入第一分離罐，在第一分離罐中分離後，油相成分一部分注入第二提升管反應器的粗汽油輕餾分進料口，一部分進入吸收塔作為吸收劑，氣相成分經富氣壓縮機壓縮和冷凝後進入第二分離罐； 3)吸收、穩定: 第二分離罐分離得到的氣相成分進入吸收塔進行吸收，而油相成分進入解吸塔；吸收塔塔底的油相成分經冷凝後引入第二分離罐進行分離，吸收塔塔頂得到氣相成分進入再吸收塔；解吸塔塔頂的氣相成分經冷凝後引入第二分離罐進行分離，解吸塔塔底的油相成分進入穩定塔；再吸收塔的塔底液相成分回流入分餾塔； 穩定塔塔頂氣相成分經冷凝後進入第三分離罐，分離得到不凝氣和液化氣；穩定塔塔底液相為穩定輕汽油，其與重餾分汽油按照比例混合得到清潔汽油。
10.根據權利要求8或9所述的方法，其特徵在於，分餾塔自底部向上依次得到油漿、回煉油、重柴油和輕柴油，輕柴油注入再吸收塔的液相入口作為吸收劑，油漿和回煉油的其中之一或其混合物作為循環油加入第二提升管反應器；汽油分餾塔得到的粗汽油重餾分，一部分進入加氫精制反應器進行加氫反應，一部分回流進入分餾塔的塔頂，還有一部分回流入汽油分餾塔的塔底；第一分離罐分離得到的油相成分，一部分注入提升管反應器的粗汽油輕餾分進料口， 一部分進入吸收塔的液相入口作為吸收劑，還有一部分回流入汽油分餾塔塔頂。
【文檔編號】C10G69/00GK103571536SQ201310423606
【公開日】2014年2月12日 申請日期:2013年9月17日 優先權日:2013年9月17日
【發明者】張金弘, 楊朝合, 賈少磊, 山紅紅, 劉文菁, 陳小博, 李春義 申請人:中國石油大學(華東), 山東石大科技集團有限公司