新型下流流化催化裂化設備的製作方法
2023-05-25 16:41:26 1
專利名稱:新型下流流化催化裂化設備的製作方法
本發明涉及在催化劑存在下將烴原料催化轉化成低分子量烴產品的設備和方法。USP3，215，505已公開了烴的連續熱裂解設備，其中上流再生器在細長的氣力提升管中將傳熱顆粒如砂再生，分離後同蒸汽一起送入熱裂解反應器。載熱體的入口通道與熱解反應器頂部連通，反應器內裝有擋板結構，用以克服氣泡在上流方向推動傳熱顆粒的問題。
USP2，458，162報導了另一種在固態物料(可用催化劑)存在下轉化液態烴的設備。其中的圖2舉例說明了下流反應器，操作中調節好送入轉化區的催化劑量之後，讓密相床層下來的固體顆粒與大約從轉化塔中部送入的液態進料接觸。調節下流催化劑量為的是在反應器底部適當地建立起相當緻密的催化劑床層。待生催化劑於再生器中轉化成新鮮催化劑後用傳送器送入轉化器上方的密相催化劑儲鬥。
USP2，420，632和2，411，603說明的是螺旋形流道反應段的應用，這是由中間的擋板段造成的。
USP4，514，285也公開了下流催化裂化反應器與上流再生器連通的方案。反應產物和催化劑混合物從反應段向下直接排入彈道分離段的上部，分離段無擋板且其橫截面積為反應段的20-30倍。儘管這種催化劑靠重力向下流的反應歷程可減少生焦量，但仍會大量生焦。物流這樣從下流反應器底部排入無擋板區，由於延長了催化劑與烴的接觸時間，所以會引起嚴重的「後續裂化」。
USP3，835，029公開的是下流順流催化裂化方法，其中讓各種烴原料在下流過程中與沸石催化劑與蒸汽接觸0.2-5秒，這種方法據說可提高產率。其中的常規汽提器和分離器接收催化劑-烴混合物流，而且還要求-立式旋風分離器以有效地將蒸汽與固體顆粒分開。
本發明涉及成套烴催化裂化設備和方法，其中採用至少3臺相連的容器，包括(1)上流提升管再生器，(2)下流烴轉化反應器以及(3)連接上流提升管再生器底部(入口)和下流反應器低部(出口)的臥式旋風分離器。
再生器頂部(出口)和反應器頂部(入口)用新鮮再生催化劑的增壓管路密封床層連接以確保烴催化轉化過程在相當低的壓降(與提升管再生器相比)下進行。為了有效地操作本發明成套催化轉化設備，催化劑實際上是藉助蒸汽的速度向下「吹送」的，同時與烴反應物流，必要時還有蒸氣稀釋劑形成分散體。本發明設備的重要優點之一是轉化相同量烴物料所需催化劑裝料量減少了5-10倍。
本發明涉及將烴原料轉化成低分子量烴產品的成套烴催化裂化設備，其中包括a)細長的下流催化反應器，在其頂部和低部包括與其頂部並列的烴原料入口和再生催化劑入口以及與其底部並列的產品和待生催化劑出口;
b)細長的上流提升管催化劑再生器，用以再生從反應器送來的待生催化劑，在其頂部和低部包括與其底部並列的待生催化劑入口和含氧再生氣的入口裝置以及與其頂部並列的再生催化劑和蒸汽相出口，蒸氣是用含氧再生氣氧化待生催化劑上的焦炭而產生的，該出口包括適於將再生催化劑和蒸氣分開的裝置;
c)將待生催化劑和烴產品分開的臥式旋風分離裝置，該裝置與反應器底部和再生器底部連通;
d)與再生器頂部和反應器頂部連通用以將來自再生器的再生催化劑和廢氧化氣分開的連接管分離裝置，該裝置可在再生器頂部和反應器頂部之間形成催化劑密相;
e)減壓裝置，用以確保緊靠反應器上遊的密相內的壓力高於反應器頂部的壓力。
臥式分離裝置包括ⅰ)細長的臥式殼體容器，其中包括頂部，第一無孔壁，底部以及讓烴產品出口管穿過的第二有孔壁，容器頂部與下流裂化反應器相連，連接點在偏離由臥式殼體直徑的垂直面所限定的容器頂部中心線的位置足以使待生催化劑和烴產品混合物向下流進細長的容器;
ⅱ)細長的立式下導管，用以向下傳送少量的待生催化劑，該管在容器與反應器連接點的另一端的端部與容器連通;
ⅲ)烴產品排出管，用以連續排出從待生催化劑中二次分離出的烴產品，該管在反應器與容器連接點一側並於連接點以下裝在容器的第二側壁上;
ⅳ)固體槽排放裝置，該裝置在至少與反應器和容器頂部連接點隔開90°的位置與容器底部相連，角度是沿容器圓周測量的，整圓周為360°排放裝置接收待生催化劑和烴產品初次質量流向分離後的待生催化劑，初次質量流向分離是在臥式容器內圍繞上述至少90°的角度對待生催化劑進行離心加速來完成的，其中待生催化劑對著臥式容器圓周加速而進行初次質量分離並藉此將大部分待生催化劑經固體槽排放裝置送入垂直下導管;
ⅴ)其中烴產品排出管，臥式容器及反應器的結構應確保排出管的直徑小於臥式容器的直徑，操作過程中烴產品和待生催化劑的混合物偏心流入後的旋流比大於0.2，旋流比是用烴產品流過反應器橫截面的切線速度除以流過排出管橫截面的邊界軸向速度來定義的，這樣使烴產品連同夾帶的少量待生催化劑一起作螺旋流動，旋流軌跡從與烴產品排出管相對一端的無孔壁延伸出來，從而達到二次離心分離，促使夾帶的少量待生催化劑與旋流烴產品脫開並將脫開的少量待生催化劑送至容器與垂直下導管的連接位置以通過下導管送入汽提區;
ⅵ)汽提區，該區與垂直下導管和再生器底部連通，其中包括待生催化劑密相床層，操作過程中該床層接收1)初次質量流向分離後經槽型排放裝置送來的待生催化劑和2)二次離心分離後經垂直下導管送來的待生催化劑，操作中的汽提氣用汽提氣輸入裝置送入汽提區，而且從第一端壁至排出管的烴產品旋流道跡可阻止至少一部分汽提氣經垂直下流管向上流入臥式容器。
如後續詳述的圖1，2和3所示，催化劑密相床層在反應器頂部位置的停留時間非常短。短停留時間的催化劑密相床層可有效地進行管路密封以確保反應器頂部以上的壓力高於其內部壓力。反應器和管路密相密封床層的這種布置方案要求特殊的壓差裝置以確保烴原料與沿反應器下流的催化劑組成適用的分散體。可滿足此要求的各家閥門銷售商和供貨商包括Kubota American Corporation，Chapman Engineers，Inc.或Tapco International，Inc.。這些壓差閥可使催化劑量符合要求並確保在下流反應器中達到令人滿意的烴轉化率。也可用其它裝置如節流管達到適當的壓差。
反應器頂部壓差裝置之上的管路密封催化劑床層藉助臥式旋風分離器維持，該分離器連接再生器出口和反應器入口，其結構與下述連接反應器和再生器低部的臥式旋風分離器類似。
作為本發明實施特例，可在反應器頂部壓差裝置之上的料管密封催化劑床層裡進行部分再生，確切地說肯定能進行部分再生。
反應器中的工藝參數包括近乎零的低壓降，4-5巴的壓力(當然壓力可為1-50巴)，0.2-5秒的停留時間以及260-649℃的溫度。反應器內壓力與管路密封層(建立在反應器之上)的壓力之差大於34.5毫巴。這有助於蒸汽，烴原料和催化劑等物料以均勻分散相併以近乎零的壓降向下流動。
裂化反應器和提升管再生器在高速流化態下操作。當蒸汽的攜帶速度超過大部分催化劑的終點速度時就可達到流化態。攜帶速度可為單個顆粒終點速度的3-300倍，因為密相催化劑是成串即射流形式流動的。蒸汽攜帶速度超過大部分催化劑的終點速度時的速度即為達到高速流化態的最小速度，在典型密度狀態下為大約1m/s。
經高速流化系統的壓降隨速度頭(1/2 Ps Vs-)增加，而經流化床的壓降相對速度或流速來說是相對恆定的。
高速流化系統中的少量混合由於會引起湍流而非常有效，但其中的大量反混卻比流化床中少得多。在提升管再生器中可用比流化床中少的空氣將催化劑上的積炭燒至較低水平。事實上，流化床反應程度僅為理論燃燒程度的大約10%，而提升管可達到近100%。這種高效率正是提升管再升器進行成功操作所要求的。
下流反應器也是高速流化的，只是按下流布置。蒸汽速度(量值)超過催化劑終點速度。蒸汽攜帶固體沿反應器向下流，而不是讓固體自由下落。反應器底部阻擋性必須為最小以便快速將已反應蒸氣分出並防止固體反向上流。將其直接排進下述的獨特臥式旋風分離器即實現了這一目的。以典型蒸氣速度操作時，催化劑在下流反應器裡的停留時間約為在提升管反應器裡的停留時間的一半，這主要是由高速流化(湍流夾帶)造成的。而接觸時間僅為其三分之一至一半長，所以本設備中的後續再生操作更為容易。
可將烴原料在與再生催化劑和蒸汽混合物流通過上述壓差裝置的方向並行的某一點加入到下流反應器，烴原料沸點一般為93-427℃，可以部分蒸汽部分液體狀態送入反應器上部或注入其上的催化劑密相中。適宜轉化為低分子量烴產品的烴原料一般來自天然原油和合成原油，其具體例子可為真空瓦斯油沸程餾分，常壓蒸餾下部餾分，煤油沸程烴餾分或石腦油。還應看到，瀝青也可用作烴原料，當然由於其中氫含量低，裂化結果就不一定相同。
由於本發明中觀察到優選催化劑會迅速失活(詳見下述)，實際上就要求催化劑和烴原料的接觸時間短，為此可沿下流反應器採用多級原料入口以儘量延長或縮短催化劑與烴原料的實際接觸時間。催化劑會很快失去活性，一旦出現這種情況，催化劑和烴原料之間就只是非生產性接觸。本工藝的低分子量烴產品優選為內燃機用汽油或其它燃料油如飛機燃料油，柴油機燃料油以及日用燃料油。
下流反應器和上流再生器是底部對底部和頂部對頂部相連的，這種連接採用的是高速分離裝置，特別是在底部對底部的連接上。頂部對頂部連接中的高速分離裝置可包括臥式旋風分離器，立式旋風分離器，回流分離器或彎管分離分離器，該分離器的入口管尺寸小於反應段直徑的4倍或橫截面積的6倍。在本發明反應器底部下遊獨特的臥式旋風分離器中，待生催化劑分離時間僅為0.2-2.0秒，這與USP4，514，285所述的無擋板分離時間8-60秒形成鮮明的對比。因此，本發明底部連接的高速分離裝置必須包括至少一臺臥式旋風分離器且優選為本申請所述的等效分離器。
臥式旋風分離器優選的是與反應器的最底部(出口)和再生器的最低部(入口)相連，其頂部有輸入待生催化劑和烴產品的偏心入口，其輸入角加速度遠遠大於重力加速度，這樣可迫使待生催化劑流向分離器壁並因而以角加速度和離心力的作用對催化劑進行初次質量分離。
臥式旋風分離器裝有旋流穩定器，用以從其一端至產品出口端形成螺旋形蒸氣流道。這種旋流作為二次分離手段將夾帶的待生催化劑從烴產品中分離出來。該分離器還裝有特定固體槽排放裝置，該裝置與分離器底部相連並與待生催化劑和烴產品(氣相)的入口和連接分離器的另一端的下導管並行，這樣可將待生催化劑迅速從烴產品中分離出來，因而可消除或至少是可減輕後續裂化或過量生焦。本發明的臥式旋風分離器與下流反應器和提升管再生器協同操作可使工藝方法更具靈活性且生焦處理起來也比現有技術特別是USP4，514，285所述更容易。然而，最好是分離器和再生器底部用一汽提區相連，其中的汽提介質優選為蒸汽或煙道氣，用其與沉積了0.1-5.0%(重量碳)的催化劑緊密接觸以從待生催化劑中排除吸附的和孔間的烴產品。汽提器可作常見的立式設計，其底部容鈉密相催化劑;或作臥式設計，其中將下傾管集中起來的催化劑送入裝料室，該室幾乎全部由密相催化劑和未填充空間構成。不管其結構如何，汽提器一般都維持在反應器的相同溫度下，通常為454-566℃。常用蒸汽或氮氣等做汽提氣，一般以0.7-2.4巴的壓力送入，其用量足以基本上完全徹底地從待生催化劑中抽提出揮發性組分。汽提區的下遊區與連通再生器的移動閥相連。
再生器可將待生催化劑再生達到幾乎新鮮催化劑的水平，其構型是各種多樣的。對再生器的主要設想是讓其在整個高度範圍內以密相高速流化態操作。為在再生器底部引發焦炭燃燒，就必須提高汽提後送入其底部的待生催化劑的溫度。這可有多種方式，其中包括向其底部回送實際燃燒(即焦炭氧化成CO)的熱量，所採取的措施包括建立密相催化劑床，循環再生催化劑，讓傳熱介質對流以及採用擴大的反混段，如可將密相催化劑床層置於接近再生器底部的位置但應儘量減小該床以減少催化劑裝料量。減少裝料量帶來的優點是可節省投資，緩和催化劑失活速度並降低催化劑的磨損。在回送並反混催化劑的情況下，再生器底部溫度將提高到起燃溫度即燒炭程度受傳質而不是氧化動力學影響的溫度附近。這一升高溫度可比汽提後送入的待生催化劑原有溫度高55.6-166.7℃。這一反混段可稱為密相循環區，這對提高上述溫度是不可少的。
在本發明的一個實施方案中，提升管再生器中包括其底部的待生和正在再生的密相催化劑床層(第一密相床)以及其上部進入第二分離器且優選為臥式旋風分離器的催化劑稀釋相。將來自汽提區的汽提後待生催化劑送入再生器底部，可建立起用以達到燒炭溫度的密相催化劑床層，但與常見提升管再生器比較，其催化劑密相床的裝料量應儘量降低。必要時可加裝帶或不帶旋風分離器的循環裝置以從再生器內部或外部將再生催化劑回送到其底部，從而達到燒炭溫度。催化劑循環量最好隨再生器密相內的溫度變化而進行調節。本發明中還可在催化劑循環迴路中加裝流化裝置以流化再生後的循環催化劑。循環催化劑流化程度隨再生系統溫度而進行調節，以能夠更好地調節再生器底部催化劑密相溫度為準。
再生器底部密相催化劑用流化氣流化，該氣體還用於將待生催化劑上的沉積焦炭氧化成一氧化碳，隨後氧化成二氧化碳，最後這兩種氣體從工藝流程中分離出去或在再生器下遊的能源回收系統中產生能源。最為優選的流化氣為空氣，其用量最好稍為多於進行焦炭氧化所必須的化學計量用量(以氧為準)。過量氧可為上述化學計量用量的0.1-25%，從而可經再生得到活性最高的催化劑。
FCC裝置中的溫度控制很嚴格，因此必須對再生器溫度進行嚴格監控。再生器的主要障礙是入口溫度低且停留時間短。為了緩解這些困難，煉油商都採用下述並不相互排斥的方案之一。第一，讓傳熱顆粒經提升管下落以回送熱量，延長催化劑停留時間或儘量提高傳熱效率。如需再循環傳熱顆粒，可用適當的氣力提升裝置讓顆粒在提升管底部和頂部之間循環。第二，讓再生後的催化劑再循環返回至提升管底部以回送熱量。第三，在提生管低部設置擴大段以將熱量回送入再生器進料區。
提升管內再生後的催化劑再於密相催化劑床中幾乎完全得到再生。再生器中建立(如火炬油的初始燃燒要求的話)並加以維持的反應條件為溫度621-768℃，壓力0.35-3.5巴。必要時可在密相催化劑床下遊位置添加二次含氧氣體。如再生器底部已有氧化氣體源，則優選的是在緊靠密相催化劑床上方加入此二次氧化氣體。還可加進助燃劑以更密切地調節溫度並儘可能降低催化劑上的焦炭量。USP4，341，623和4，341，660對可採用的再生助燃劑進行了說明，其公開內容僅作參考。
在提升管再生器底部保持有催化劑密相床的實施方案中，再生催化劑離開密相床，然後進入溫度保持在649～815℃的稀釋相區。需再次指出，必須找出再生區溫度的關係，這對向反應段提供熱再生催化劑以儘量減少整個工藝中的熱消耗是必要的。要認識到，與標準的上流提升管反應器相比，催化劑的裝料量大大降低，因此可以找到並且維持下流反應器和上流再生器中更精確的溫度平衡。進一步的構思還有，提升管再生器可有一催化劑稀釋相進入隔離室，其中底部保持有再生器的第二催化劑密相床，用於積累並且使其通過再生催化劑循環裝置，達到提升管再生器底部的催化劑密相床。
本發明的構思還包括，選用的已知固體顆粒傳熱材料，如金屬球、相變材料、熱交換顆粒或其它低碳固體，應分散在催化劑之中。在這一較好的實施方案中，受熱顆粒被用來維持再生器提升管底部的高溫，這些顆粒對催化劑的實際功能以及烴類反應材料的理想轉化一般來講是惰性的。儘管存在這些傳熱材料，再生催化劑表面的沉積碳仍要低於0.5%(重量)，最好低於0.02%(重量)的炭。
本發明所採用的催化劑含有催化活性晶體矽鋁酸鹽，這些晶體矽鋁酸鹽在烴轉化過程中初始活性高，在較好的催化劑中沸石分散於氧化鋁基質中。也可以採用二氧化矽-氧化鋁組合物。其它耐火金屬氧化物，如鎂或鋯的氧化物也是可用的，但其有效性不如二氧化矽-氧化鋁催化劑。還可以採用適宜的分子篩，分子篩可與氧化鋁基質摻合，也可不與其摻合，氧化鋁基質的實例有八面沸石、菱沸石、X型和Y型矽鋁酸鹽材料和超穩定大孔晶體矽鋁酸鹽材料，如Z SM-5或Z SM-8催化劑。使用前，這些材料的金屬離子應用銨或氫交換。如果存在鹼金屬或鹼土金屬，其存在量只能是很少的。
就本發明方法的整體來說，提升管再生器要比下流催化反應器長。這種結構尺寸的不同其原因在於下流反應器中催化劑活性的快速下降。下流催化反應器的長度最好不超過提升管再生器長度的一半。
本發明還涉及在下流裂化反應器中將烴原料連續裂化為低分子量烴產品的方法，該方法包括在催化裂化組合物存在下，使烴原料進入細長的下流反應器頂部，並在操作溫度大約為260～815℃，壓力為大約1～50巴，壓降接近0的條件下將所述原料的分子裂化為較小的分子，所述烴原料下流至反應器出口，在反應器中的停留時間約為0.2～5秒;經過上述停留時間後，從所述反應器的出口排出烴產品和表面帶有積炭的待生催化劑;將所述烴產品與所述待生催化劑分離並將烴產品從流程中排出;將所述表面帶有積炭的待生催化劑送入提升管上流再生器並加入含有含氧氣體的再生氣中;用升溫裝置將所述再生器底部的溫度升至燒炭程度並在上流提升管再生器的幾乎整個長度內保持密相高速流化催化劑床，溫度為593～982℃，壓力為1～50(大氣壓)，其中所述催化劑在所述上流再生器中停留時間約為30～300秒;將再生催化劑和在含氧氣體存在下氧化所述積炭所形成的蒸氣相送入水平安置的旋風分離器;在所述的臥式旋風分離器中將再生催化劑與所述蒸氣相分離並將該氣相排出所述工藝;將分離後的再生催化劑從所述臥式旋風分離器送至催化劑密相床，催化劑密相床溫度保持在大約538～982℃，壓力在大約1～50巴，催化劑在所述密相床的停留時間大約為1～600秒;使再生催化劑從所述密相床進入所述下流反應器的頂部並使其與進入所述反應器頂部的烴原料接觸，其中催化劑密相床的壓力比所述下流反應器內的壓力要高34.5毫巴以上。
圖1 是本發明的總體圖。
圖2 是與提升管再生器和下流反應器相聯的臥式旋風分離器的詳細圖。
圖3 是關於顆粒催化劑回收的本發明較好實施方案的流程圖。
圖1展示了下流反應器1經臥式旋風分離器2與再生器3相連。烴原料經管線5和控制閥6被加入到下流反應器1的頂部或頂部附近。進料最好經多支管系統(未示出)輸入，以使原料在下流反應器的頂部完全分散並在再生過的催化劑的存在下向下移動。進料位置最好在壓差裝置2米以下，此處表示為一閥門，以使催化劑加速和分散。通過壓差閥7將再生催化劑加入到下流反應器1，確保下流反應器上方(數字8所示)的壓力高於下流反應器內(數字10所示)的壓力。這種壓差最好大於34.5毫巴以使催化劑在較短的停留時間裡在整個下流反應器中具有有效的分散能力。
下流反應器內的溫度條件最好為427～815℃，壓力為4～5巴。下流反應器應在溫度高於提升管平均溫度下操作以降低分散蒸汽量，近而使催化劑與油之比增高。本發明突出的優點之一是整個下流催化反應器中的壓降接近於0。如有必要，可在與進料物流並列的點加入蒸汽，最好是經管線9和閥11將蒸汽加到第二催化劑密相床12。第二催化劑密相床12對於確保下流反應器中適當的壓差是必需的。催化劑在該第二密相床內停留的時間只需要能確保在上述兩部分之間形成適當的管路密封即可。催化劑在下傾管路中的停留時間一般不超過5分，最好少於30秒。
下流反應器1通過臥式旋風分離器2和汽提區14與提升管再生器3相通。待生催化劑和烴產品由下流反應器1底部卸出，在旋風分離器臥式容器偏心點處進入臥式旋風分離器2。流入的不同固體和流體相受角加速力(通常270°)作用而進行初次質量流向分離。固體顆粒經固體槽排放裝置16(側視圖中不能看到)直接進入下導管15，該裝置由固緊裝置17支撐。少量固體待生催化劑將夾帶在烴類流體產品中。臥式旋風分離二器2的具體結構應使得通過容器的流體的切線速度(Ui)除以通過產品排出管線18的流體的軸向速度(Vi)應大於0.2，如下所定義旋流比＝ (Ui)/(Vi) ＝ (Re)/(Ri) × 1/(F)其中Re＝下流反應器1的半徑;
Ri＝排出管18的半徑;
F＝管狀反應器的橫截面積除以流體排出管橫截面積。
滿足上述關係式，在水平軸向19處形成流體的螺旋流道，始自任選的旋流穩定器20，延至烴產品出口18。這樣可分離出少量夾帶的待生固體催化劑，固體催化劑經下導管15進入汽提器14。
汽提器14具有第三個(待生)催化劑密相床21，經汽提氣體輸入管線22和控制閥23導入的汽提劑，最好是空氣或蒸汽，立即與該密相催化劑接觸。催化劑在汽提器14內的停留時間應足以使部分吸附的烴從催化劑表面脫離，最好為10～100秒，汽提後的待生催化劑經連接導管25和流量控制裝置26進入第一催化劑密相床層24。第三催化劑密相床21溫度通常為26～537℃。
第一催化劑密相床24保持在一特定規格的篩板(未示出)上，以使蒸氣通過篩板上流，待生催化劑從催化劑密相中下流。適宜的流化氣體是含氧氣體，也用來將催化劑表面的積炭氧化成一氧化碳和二氧化碳。含氧氣體經管線29和氣體分布支管束31提供。本發明的範圍還包括，再生器3的流化氣體的加入量可以根據燃燒區的溫度、第一催化劑密相床24中催化劑的數量或高度調節。如果需要，可以提供一再生過的催化劑循環裝置27，經管路27和控制閥28從提升管再生器3的稀釋相的上部使催化劑循環，這也可根據再生區稀釋相的溫度來調節。圖中所示的催化劑循環線在提升管再生器的外部，以可以裝在再生器的內部以保證循環的催化劑在達到催化劑密相床24的過程中不致過度冷卻。還可以考慮使管路27與管路25相交，將再生的催化劑與待生催化劑的混合物經管路25同時加到第一催化劑密相層24。
再生催化劑和氧化積炭所形成的蒸氣餾出物穿過催化劑稀釋相33至分離裝置，最好是臥式旋風分離器，其它類似分離器如立式旋風分離也是可使用的。再次指出，可以使用1臺以上的旋風分離器，組成串聯的或並聯的分離流程。上流的催化劑與蒸氣分離。進入管線41的蒸氣通常含有少於1000ppm的CO，經管路43，蒸氣可從工藝中排出，或經管路41進入能源回收器45或一氧化碳鍋爐裝置(未示出)。旋風分離器連通管路47用以使催化劑與任何不需要的氣體脫離並保證再生催化劑進入第二密相層12，密相層12在下流反應器的上方形成管路密封層。
圖2更詳細地展示了臥式旋風分離器2，該分離器用以將下流反應器卸出的待生催化劑和烴產品分離，將催化劑送至汽提器，最終送至上流提升管再生器的第一催化劑密相層。
圖3展示了本發明更為完善的設備和工藝流程。下流反應器101通過上方的臥式旋風分離器102與提升管再生器103相連。提升管再生器103的底部經管路105和支管束107供應含氧氣體。選用的多孔板109用來支撐催化劑流化床的底部。催化劑密相層很小，即直徑為2.44米時，多孔板不是必需的。催化劑密相111保持在適宜的再生條件下，即溫度為649～815℃，以將催化劑表面的積炭降低至0.05%(重量)或更低。在再生器103經過再生的催化劑進入稀釋相113，其下部可經管路115和/或二次空氣供應線117加入助燃劑。通常要調節空氣量以使氧氣含量按化學計量足以將積炭燒成一氧化碳，近而將其部分或全部轉化成二氧化碳。再生過的催化劑被夾帶向上穿過保持在上述條件下的稀釋相，進入臥式旋風分離器102或通過循環線121和控制閥123被循環至再生催化劑密相111。需再指出，圖中所示循環物流在再生器的外面，但也可裝在裡面並且含有各種工藝流程控制裝置，如流量指示器或溫感和溫控裝置，以將溫度做為稀釋相113內條件的調節參數。燃燒產品，通常主要為二氧化碳、氮和水，通過旋流排放管131離開臥式旋風分離器102。旋流排出導管使催化劑135沿旋風分離器以基本上垂直於提升管再生器103的方向成螺旋流動。這種螺旋流體最好全部繞過折流錐體裝置137，使顆粒催化劑向下流動至密相管路密封層139。連接管141可以是臥式旋風分離器的延伸管，也可以是旋風分離器的催化劑輸送導管。進料由壓差閥147下面的導管145供給。如有必要，可經管線149和/或管線151加入蒸汽。壓差閥147的存在是為了保證烴類不會倒流進入催化劑密封段。這樣，下移的蒸氣將催化劑顆粒吹下，使催化劑一烴反應物流分散良好。這三種物體沿反應器101向下流形成目的烴類產品。在本實施方案中，下流反應器101的底部裝有第二臺臥式旋風分離器。蒸氣可由下導管的任一邊離開，在本實施方案中，蒸氣通過連接於常規立式旋風分離器157的旋流排出導管167排出。在所述的立式旋風分離器中，氣體經導管159離開流程，而所提取的固體催化劑經下傾管161送到蒸汽汽提區165中的另一催化劑密相163。旋流排出導管167也使待生催化劑169產生螺旋流動，經旋流穩定器171進入汽提器密相床163。催化劑密相163可裝一下傾管173，為汽提塔底部的另一催化劑密相床供應催化劑。後一個催化劑密相床有兩個蒸汽源，即由管線177和179供給。汽提後的待生催化劑經管線181從汽提器165底部排出並經過滑閥183進入提升管再生器103的密相床111。
熱蒸氣流用管線131從臥式旋風分離器102導出後進入常規立式旋風分離器201，該分離器配有蒸氣排出裝置203和催化劑下流管205，回收的再生催化劑沿下流管回到密相111。立式分離器201將尾氣送入與旋風分離器102結構相似的第三個旋風分離器207。再生催化劑從熱氣體中回收後經管線209循環至催化劑密相床111。管線211中的尾氣基本上不含固體材料。從旋風分離器207排出的尾氣進入裝有渦輪機215的發電裝置，由發電機221發出電力。這些電力可用來運轉煉油廠的其它部分或通過併網售給公眾。尾氣發電後進入壓縮機213。
權利要求
1.將烴原料轉化成低分子量烴產品的成套烴催化裂化設備，其中包括a)細長的下流催化反應器，在其頂部和低部包括與其頂部並列的烴原料入口和再生催化劑入口以及與其底部並列的產品和待生催化劑出口；b)細長的上流提升管催化劑再生器，用以再生從反應器送來的待生催化劑，在其頂部和低部包括與其底部並列的待生催化劑入口和含氧再生氣的入口裝置以及與其頂部並列的再生催化劑和蒸汽相出口，蒸氣是用含氧再生氣氧化待生催化劑上的焦炭而產生的，該出口包括適於將再生催化劑和蒸氣分開的裝置；c)將待生催化劑和烴產品分開的臥式旋風分離裝置，該裝置與反應器底部和再生器底部連通；d)與再生器頂部和反應器頂部連通用以將來自再生器的再生催化劑和廢氧化氣分開的連接管分離裝置，該裝置可在再生器頂部和反應器頂部之間形成催化劑密相；e)減壓裝置，用以確保緊靠反應器上遊的密相內的壓力高於反應器頂部的壓力。
2.權利要求
1的設備，其中的臥式分離裝置包括ⅰ)細長的臥式殼體容器，其中包括頂部，第一無孔壁，底部以及讓烴產品出口管穿過的第二有孔壁，容器頂部與下流裂化反應器相連，連接點在偏離由臥式殼體直徑的垂直面所限定的容器頂部中心線的位置足以使待生催化劑和烴產品混合物向下流進細長的容器;ⅱ)細長的立式下導，用以向下傳送少量的待生催化劑，該管在容器與反應器連接點的另一端的端部與容器連通;ⅲ)烴產品排出管，用以連續排出從待生催化劑中二次分離出的烴產品，該管在反應器與容器連接點一側並於連接點以下裝在容器的第二側壁上;ⅳ)固體槽排放裝置，該裝置在至少與反應器和容器頂部連接點隔開90°的位置與容器底部相連，角度是沿容器圓周測量的，整圓周為360°排放裝置接收待生催化劑和烴產品初次質量流向分離後的待生催化劑，初次質量流向分離是在臥式容器內圍繞上述至少90°的角度對待生催化劑進行離心加速來完成的，其中待生催化劑對著臥式容器圓周加速而進行初次質量分離並藉此將大部分待生催化劑經固體槽排放裝置送入垂直下導管;ⅴ)其中烴產品排出管，臥式容器及反應器的結構應確保排出管的直徑小於臥式容器的直徑，操作過程中烴產品和待生催化劑的混合物偏心流入後的旋流比大於0.2，旋流比是用烴產品流過反應器橫截面的切線速度除以流過排出管橫截面的邊界軸向速度來定義的，這樣使烴產品連同夾帶的少量待生催化劑一起作螺旋流動，旋流軌跡從與烴產品排出管相對一端的無孔壁延伸出來，從而達到二次離心分離，促使夾帶的少量待生催化劑與旋流烴產品脫開並將脫開的少量待生催化劑送至容器與垂直下導管的連接位置以通過下導管送入汽提區;ⅵ)汽提區，該區與垂直下導管和再生器底部連通，其中包括待生催化劑密相床層，操作過程中該床層接收1)初次質量流向分離後經槽型排放裝置送來的待生催化劑和2)二次離心分離後經垂直下導管送來的待生催化劑，操作中的汽提氣用汽提氣輸入裝置送入汽提區，而且從第一端壁至排出管的烴產品旋流流道可阻止至少一部分汽提氣經垂直下流管向上流入臥式容器。
3.權利要求
1的設備，其中所述的再生催化劑均勻床包括所述再生器底部的密相催化劑床和所述再生器上部的催化劑稀釋相。
4.權利要求
1的設備，其中所述的再生催化劑均勻床包括一部分經再生催化劑循環裝置循環到所述提升管再生器底部的再生催化劑。
5.權利要求
1的設備，其中所述的再生催化劑的均勻床包括一個與上流的再生催化劑的流動方式逆向安置的附加熱交換裝置。
6.權利要求
1的設備，其中所述的烴原料進口直接位於所述減壓裝置的某點。
7.權利要求
1的設備，其中所述的連接提升管再生器的上部和下流裂化反應器上部的分離器連接裝置包括1)與所述上流提升管再生器的上部相通的進料裝置;2)從廢氧化氣體中分離再生催化劑的旋轉排出管，其中所述再生催化劑在基本水平的方向上獲得螺旋流動加速;3)旋流排出管的廢氧化氣體的排出裝置;4)錐體流動控制裝置，包括裝在所述分離裝置中與旋流排出管相對一側的旋流穩定器，其安置位置可使所述廢氧化空氣圍繞所述錐體流動控制裝置的錐形體產生螺旋流動軌跡;5)與所述第二再生催化劑相對密相聯通、使再生催化劑從所述分離連接裝置進入所述第二催化劑密相的出口裝置。
8.權利要求
1的設備，其中所述的下流裂化反應器上方的再生催化劑密相具有一蒸汽入口，以使蒸汽與催化劑一起加到所述下流裂化反應器。
9.權利要求
2的設備，其中所述流動方向控制裝置包括一窄的釘銷形方尖結構。
10.權利要求
1的設備，其中所述減壓裝置包括與減壓裝置並列的氣動滑閥，以保證下流反應器上方的催化劑密相床中的壓力比下流烴催化反應器上部的壓力高。
11.用下流裂化反應器將烴原料連續裂化為低分子量烴產品的方法，包括1)使烴類原料在催化裂化組合物存在下進入細長的下流反應器的頂部，並在操作溫度大約為260～815℃，壓力為大約1～50巴，壓降接近0的條件下將所述原料的分子裂化為較小的分子，所述烴原料向下流動至反應器的出口，在反應器中的停留時間約為0.2～5秒;2)上述停留時間後，從所述反應器的出口排出烴產品和表面帶有積炭的待生催化劑;3)用臥式旋風分離器將所述烴類產品與所述待生催化劑分離並將烴產品從流程中排出;4)將表面有積炭的待生催化劑從所述臥式旋風分離器送入提升管上流再生器並加入含有含氧氣體的再生器中;5)用升溫裝置將所述再生器底部的溫度升至燃炭程度並在上流提升管再生器的幾乎整個長度內保持密相高速流化再生催化劑床，以產生再生的催化劑和廢再生氣蒸氣相;6)將所述再生催化劑以及含氧空氣氧化積炭所形成的蒸氣相送入離心分離器;7)在所述離心分離器中將再生催化劑與所述蒸氣相分離並將所述蒸氣相排出所述工藝流程;8)將所述分離後的再生的催化劑從所述離心分離器送至溫度保持在537～982℃，壓力在1～50巴的催化劑密相床，催化劑在所述密相床中的停留時間為2～600秒;9)使再生過的催化劑從所述密相床進入所述下流反應器的頂部，與進入所述反應器頂部的烴類原料接觸，其中所述催化劑密相床的壓力比所述下流反應器內的壓力高34.5毫巴以上。
12.權利要求
11的方法，其中所述從下流反應器底部排出的待生催化劑與蒸汽接觸，溫度為427～649℃，以從所述待生催化劑中汽提出烴類材料。
13.權利要求
11的方法，其中離開所述提升管再生器中催化劑密相床的催化劑與含氧再生氣體第二物流接觸，以增強再生的徹底性，使所述提升管再生器上部所存一氧化碳的量達到低於100ppm的程度。
14.基本上按上述並參照附圖所述轉化烴原料的整套烴催化裂化轉化設備。
15.基本上按上述連續裂化烴原料的方法。
專利摘要
本發明公開在近乎零的壓降下將烴原料轉化成低分子量烴產品的成套烴轉化設備和方法，其中包括下流反應器，上流提升管再生器和臥式旋風分離器並於下流反應器上方設置管路密封層。
文檔編號B01J8/08GK87104227SQ87104227
公開日1988年2月17日 申請日期1987年6月15日
發明者湯馬斯·西安·德維茨 申請人:國際殼牌研究公司導出引文BiBTeX, EndNote, RefMan