一种加工重油的催化裂化方法和装置

摘要

本发明涉及一种加工重油的催化裂化方法和装置；装置由主提升管反应器、副提升管反应器、气固分离系统和再生装置构成，其中副提升管的上部与主提升管的中上部相连通，主提升管与副提升管的中轴线不在一个平面上，两者之间距离大于零、小于主提升管半径；可使副提升管油气剂在进入主提升管时进行简单的旋风分离，油气从主提升管上部进入沉降器，催化剂沿主提升管内壁下降与主提升管内与劣质原料反应后的催化剂进行混合，使优质原料反应过后的催化剂和与劣质原料反应过后的催化剂充分混合，利用前者较高温度、活性，将后者上携带油气充分反应；可使轻质油收率提高了2.0个百分点，液收率提高了2.5个百分点，干气和焦炭产率降低2.2个百分点。

权利要求

1.一种加工重油的催化裂化装置，由主提升管反应器、副提升管反应器、气固分离系统和再生装置构成，其中副提升管的上部与主提升管的中上部相连通，其特征在于：主提升管与副提升管的中轴线不在一个平面上，两者之间距离大于零、小于主提升管半径。

2.根据权利要求1所述的加工重油的催化裂化装置，其特征在于：主提升管反应器选自等直径提升管、等线速提升管或变径提升管中的一种。

3.根据权利要求1所述的加工重油的催化裂化装置，其特征在于：主提升管反应器为一变径的提升管，中部为扩径提升管（7），主提升管上部提升管（15）是一个径向与主提升管的下部提升管径向等大或缩小的出口段，并与气固分离系统的沉降器（9）连通；副提升管（6）与主提升管的接口在主提升管的扩径提升管（7）的扩径部分任意位置，主提升管与副提升管接口处的夹角γ为30°～60°。

4.根据权利要求3所述的加工重油的催化裂化装置，其特征在于：所述扩径提升管（7）的扩径部分任意位置为扩径提升管（7）的上侧、下侧。

5.一种利用权利要求1所述的加工重油的催化裂化装置的加工重油的催化裂化方法，其特征在于：用于重油催化反应；

所述的主提升管下部提升管出口处的温度为500～620℃，反应时间为0.4～10.0秒；

副提升管出口处的温度为480～600℃，反应时间为0.4～6.0秒；主提升管出口处的温度为450～540℃，反应时间为0.8～15秒。

6.根据权利要求5所述的加工重油的催化裂化方法，其特征在于：进入主提升管反应器底部的劣质原料油是常压渣油、减压渣油、催化回炼油、溶剂脱沥青油、原油、性质较差的焦化蜡油中的一种或一种以上的任意比例混合物；

进入副提升管反应器底部的优质原料油是常压蜡油、减压蜡油、焦化蜡油、加氢裂化尾油、或残炭含量小于4%的常压渣油中的一种或两种以上的任意比例混合物，或汽油、柴油和中段循环油中的一种或两种以上任意比例的混合物。

7.根据权利要求5所述的加工重油的催化裂化方法，其特征在于：进入主提升管的催化剂是完全再生的再生催化剂；或从沉降器任意位置，或从再生器任意位置引出的挂炭催化剂；引出的挂炭催化剂直接或与再生剂混合后经催化剂入口进入主提升管反应器内；

进入副提升管的催化剂为完全再生的再生催化剂，或从沉降器任意位置引出，或从再生器任意位置引出的挂炭催化剂，再生催化剂或再生催化剂与挂炭催化剂混合后的催化剂可以直接经催化剂入口进入副提升管反应器内，或进入任意类型的催化剂冷却装置降温后再经催化剂入口管线进入副提升管反应器内。

8.根据权利要求5所述的加工重油的催化裂化方法，其特征在于：为了控制反应温度，在主提升管反应器的中部注入急冷剂，该急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油、污油，注入量为催化原料量的1～10wt%；急冷剂的注入位置在主提升管和副提升管汇合处的上部或下部。

说明书

一种加工重油的催化裂化方法和装置

技术领域

[0001] 本发明涉及一种非临氢条件下的石油烃的催化装置和应用，更具体地说，是一种加工劣质重油的提升管催化裂化装置和应用。

背景技术

[0002] 一般认为，在催化裂化反应过程中，化学键的断裂主要发生于链状烃和环烷烃、苯环侧链，以及连接环状结构的桥键，而且反应物的分子越大，裂化反应越容易发生。因此，重油裂化所需的反应时间应该小于馏分油催化裂化。这一观点被广泛接受，从而开发成功了各种油剂快分技术和毫秒催化反应技术，并也致力于下行管反应器的开发研究(如在USP4797262、USP4832825、USP5582712中公开下流式反应器)。此外，还研究发现较短的油剂接触时间可以抑制不利的热裂化反应；现有技术对渣油的加工基本趋向于较高的反应温度、较短的反应时间。由CN1118539C、CN1262625C等公开的两段提升管催化裂化技术就是此类技术的代表，其特点采用两段式提升管反应器和接力式地使用催化剂来达到油气串联、催化剂接力、分段反应、缩短反应时间和提高催化剂的平均性能的目的。该类技术在加工原料性质较好的蜡油时，轻质油产率较高，特别是柴油产率和十六烷值均较高；但在推广过程中，当掺渣比提高后，由于采用短油剂接触时间，催化剂上的油份在反应器出口末端时也不能反应完全，致使催化剂的携带焦过多，从而沉降器结焦严重，油浆密度偏低，焦炭和干气产率高，整个产品分布也趋恶化。由此可以看出，将原先适用于蜡油催化裂化方法用于加工渣油，是不适合的。

[0003] 近年来，催化裂化技术进步的一个重要方面就是可加工劣质烃油，一般采用的蜡油搀兑渣油。渣油与蜡油相比，原料更重，残炭和重金属含量更高，更容易吸附在催化剂活性位上，影响蜡油的反应。二者的反应性能、对催化剂活性位的吸附能力以及生焦性能均存在很大的差别，共处一个反应体系反应时必然存在恶性竞争。此外，不同的反应物需要的理想反应条件也不同，混在一起难以进行选择。为此，在中国专利201010169270.7中发明人已提出了一种加工劣质重油的提升管催化装置和应用：由主提升管反应器、副提升管反应器、气固分离系统和再生装置构成；主提升管反应器中部为扩径提升管，主提升管上部提升管是一个径向与主提升管的下部提升管径向等大或缩小的出口段，并与气固分离系统的沉降器连通，下部提升管设有提升蒸汽入口、劣质重油入口和再生斜管；副提升管与主提升管的接口在主提升管的扩径提升管的上侧、下侧或扩径提升管的任意位置或扩径提升管的中下部，副提升管提升蒸汽入口、再生斜管和优质原料油入口设在副提升管的下端，由再生斜管与催化剂冷却装置连通，主提升管和副提升管接口处的上部或下部设有急冷剂入口。本发明基本避免了劣质原料与优质原料间发生恶性吸附竞争及对反应产生阻滞作用，克服了劣质原料在反应器内反应深度不足的问题。

[0004] 通过实际工业应用现场对提升管内不同位置的油气、催化剂进行分析，与优质原料(以蜡油为代表)反应后的催化剂碳含量较低、温度较高，与劣质原料(以渣油为代表)反应后的催化剂碳含量较高、温度较低。由于劣质原料中稠环芳烃、胶质、沥青质含量高，在提升管内汽化率较低，在两股油剂混合处，与劣质原料反应后的催化剂上未气化、反应组分较多，粘附在催化剂上。为此，应尽量将与优质原料反应过后的催化剂和与劣质原料反应过后的催化剂充分混合，充分利用前者较高温度、活性，将后者上携带油气充分反应。现有工业应用中，主提升管与副提升管的中心线在一个平面上，即副提升管中心线与主提升管中心线相交，从副提升管来的油气、催化剂与主提升管来的油气、催化剂正面相冲，并混合后在主提升管内上半段内上升。现有技术从主、副提升管内上升油气剂的混合较为充分，但还有改进的空间，特别现有技术将两股油气剂一块混合，而不是有所区分的重点混合相关的催化剂。

发明内容

[0005] 本发明的目的是提供一种可对主、副提升管内催化剂和油气进行优化混合的方法和装置，是对中国专利201010169270.7的改进。本发明的提升管反应器的特征仍为：提升管装置分为主提升管和副提升管两部分，副提升管的上部与主提升管的中上部相连通；后续的沉降系统、再生系统的尺寸及连接方式与中国专利201010169270.7相同。劣质原料油(以渣油为代表)进入主提升管底部，优质原料油(以蜡油为代表)进入副提升管底部。

[0006] 本发明的特点是，主提升管与副提升管的中轴线不在一个平面上，即副提升管中轴线与主提升管中轴线不相交，两者之间距离大于零、小于主提升管半径；副提升管内油气剂进入主提升管时可以进行简单的旋风分离，油气倾向于进入主提升管上部而进入沉降器，催化剂倾向于沿主提升管内壁而下降与主提升管内与劣质原料反应后的催化剂进行混合。

[0007] 上述的主提升管反应器可以选自等直径提升管、等线速提升管、流化床或变径提升管之一进行改造或新建，一般采用变径的提升管，即主提升管反应器中部采取扩径处理。主提升管上部一般设立一段径向较主提升管的下部提升管等大或缩小了的出口段。副提升管与主提升管的接口可选在主提升管的扩径部分的上侧、下侧，或扩径部分任意位置。

[0008] 上述的提升管反应器中的主提升管可以在现有的单根提升管催化裂化装置上，通过简单的改造完成；也可新建。副提升管一般需要新建，即建造安装包括催化剂入口和油气入口的一段提升管，副提升管上部直接连入主提升管中部即可。若主提升管和副提升管均为新建，则主、副提升管连接处的下部部分和上部部分可以不在一条垂直线上。主提升管与副提升管汇合处的夹角γ为0～90°，优选为30°～60°。

[0009] 本发明提供的方法是：预热后的劣质原料油和催化剂分别由主提升管底部的雾化蒸汽和原料油入口和催化剂入口进入主提升管，在预提升蒸汽提升下相互接触上行在主提升管下部反应段进行热冲击裂化反应；预热后的优质原料油和催化剂分由副提升管底部的雾化蒸汽和原料油入口和催化剂入口进入副提升管，在预提升蒸汽提升下相互接触上行在副提升管内进行催化转化反应。从主提升管反应器下部反应段进入主提升管中部的扩径反应段，由于扩径可使油剂停留时间变长并可充分混合接触，与冷却剂接触后可大幅降低温度，充分完成重油的二次反应(即低温、长接触时间的改质裂化)。从副提升管提升上来的油气和催化剂进入主提升管中部扩径段的中上部，由于主、副提升管中心线不相交，油气和催化剂沿主提升管内壁进行简单的旋风分离，催化剂进入倾向于与主提升管扩径区形成催化剂床层混合，从而使两股催化剂充分混合，使粘附于其上油品发生充分的改质反应；油气倾向于与主提升管内上升而来的油剂等组分混合上行进入出口段，该出口段通过提升管缩径以提高物流的流速，使反应物流快速进入气固分离系统中的沉降器、旋风分离器，反应产物经管线去分离系统。反应后带炭的待生催化剂进入汽提器，经水蒸汽汽提后由待生斜管进入再生装置，经空气烧焦再生后的热催化剂经再生斜管返回提升管反应器底部循环使用。

[0010] 上述方法中，适用的原料油可以是不同沸程的石油馏分、渣油和原油。具体地说，进入主提升管反应器底部的劣质原料油可以是常压渣油、减压渣油(包括减压深拔后的减压深拔渣油)、催化回炼油、溶剂脱沥青油、原油、也可包括性质较差的焦化蜡油等中的一种，两种或两种以上的任意比例混合物；进入副提升管反应器底部的优质原料油可以是常压蜡油、减压蜡油、焦化蜡油、加氢裂化尾油、也可包括残炭含量小于4％的常压渣油等中的一种，两种或两种以上的任意比例混合物，也可以汽油、柴油和中段循环油中的一种或一种以上的混合物。

[0011] 上述方法中，进入主提升管的催化剂可为完全再生的再生剂；也可从沉降器任意位置，或从再生器任意位置引出的挂炭催化剂；引出的挂炭催化剂直接或与再生剂混合后经催化剂入口进入主提升管反应器内。进入副提升管的催化剂一般为完全再生的再生剂，也可从沉降器任意位置引出，或从再生器任意位置引出的挂碳剂，再生剂或再生剂与挂炭剂混合后的催化剂可以直接经催化剂入口进入提升管反应器内，也可进入任意类型的催化剂冷却装置降温后再经催化剂入口管线进入提升管反应器内；优选后一种方法，即优选催化剂经降温冷却后再进入提升管反应器内。

[0012] 上述方法中，对于本发明的提升管反应系统，为了控制反应温度，要求在主提升管反应器的中部注入急冷剂，该急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油、污油，注入量为催化原料量的1～10wt％。急冷剂的注入位置可以在主提升管和副提升管汇合处的上部或下部均可。优选在主提升管和副提升管汇合处的下部。

[0013] 上述方法的反应条件如下：主、副提升管汇合处下部的主提升管下部反应段出口处的温度为500～620℃，优选为510～600℃；反应时间为0.4～10.0秒，优选1.0～6.0秒。副提升管出口处的温度为480～600℃，优选500～580℃；反应时间为0.4～6.0秒，优选0.6～4.0秒。主提升管出口处的温度为450～540℃，优选470～525℃；反应时间为0.8～15秒，优选1.2～10.0秒。

[0014] 与现有技术相比，本发明的有益效果主要体现在以下几个方面：

[0015] 1、主提升管与副提升管的中轴线不在一个平面上，从而可使副提升管油气剂在进入主提升管时进行简单的旋风分离，油气倾向于进入主提升管上部而进入沉降器，催化剂倾向于沿主提升管内壁而下降与主提升管内与劣质原料反应后的催化剂进行混合。从而使优质原料反应过后的催化剂和与劣质原料反应过后的催化剂充分混合，充分利用前者较高温度、活性，将后者上携带油气充分反应。

[0016] 2、本发明是在中国专利201010169270.7的改进，后者所具有的发明效果，本发明都具有。具体而言为：

[0017] (1)可在现有的单根等直径提升管、等线速提升管、流化床或变径提升管上进行简单改造即可实现。

[0018] (2)相对于现有的提升管技术，本发明调控手段更多，对原料劣质化的适应能力更强。将蜡油和渣油分别进不同的反应器/区反应，可按原料性质各自最适宜的工艺反应条件，可有效避免性质差别较大原料油在同一反应体系的恶性竞争。

[0019] (3)提升管反应器可以对劣质重油分别采取高温、短接触时间热冲击裂化(主要发生在主提升管下部反应段和低温、长接触时间的改质裂化(主要发生在主提升管上部扩径反应段，使其反应完全，且产品分布较优，减少催化剂上的携带焦量；进入副提升管的优质原料可在较低的反应温度下与催化剂接触反应，可降低热裂化反应发生比例，降低干气产率。

[0020] 3、通过实验室对改造前后的提升管连续反应装置进行对比表明：采取该方法可提高轻质油(汽油+柴油)产率1～3个百分点；其中柴油的十六烷值提高2～3个单位，汽油烯烃含量降10～20个体积百分点；焦炭和干气产率可减少1.5～3个百分点。

附图说明

[0021] 图1主提升管为变径提升管加工劣质重油的催化装置；

[0022] 图2一种主、副提升管俯视图；

[0023] 图3一种主、副提升管俯视图。

[0024] 图中：1、提升蒸汽2口a 2、提升蒸汽入口b 3、劣质重油入口 4、优质原料入口5、下部提升管 6、副提升管 7、扩径提升管 8、催化剂冷却装置 9、沉降器 10、旋风分离器 11、去油气分离系统管线12、汽提器 13、汽提蒸汽管线 14、待生斜管 15、上部提升管 16、再生斜管a 17、再生斜管b 18、急冷剂入口。

具体实施方式

[0025] 本发明所述的主、副提升管俯视图可以采用图2或图3形式，本实施方式采用图2形式；加工重油的提升管催化装置如图1所示，由主提升管反应器、副提升管反应器、气固分离系统和再生装置构成；主提升管反应器位于再生装置旁，为一变径的提升管，主提升管反应器中部为扩径提升管7，主提升管上部提升管15是一个径向与主提升管的下部提升管径向等大或缩小的出口段，并与气固分离系统的沉降器9连通，下部提升管5设有提升蒸汽入口a1、劣质重油入口3和再生斜管a16，扩径提升管7在主提升管高度的20～95％处的任意位置，扩径提升管7高度占主提升管高度的20～75％，扩径提升管7与主提升管下部提升管的直径之比为(1.0～3.0)∶1；

[0026] 副提升管6与主提升管的接口在主提升管的扩径提升管7的上侧、下侧或扩径升管的任意位置；优选在主提升管的扩径提升管的中部，即扩径提升管高度10～70％处，主提升管与副提升管接口处的夹角γ为0～90°，优选为30°～60°；主、副提升管的中轴线不在同一平面上，即不相交，两者之间距离大于零、小于主提升管半径；副提升管提升蒸汽入口b2、再生斜管b17和优质原料油入口4设在副提升管6的下端，由再生斜管b17与催化剂冷却装置连通，主提升管和副提升管接口处的上部或下部设有急冷剂入口18；气固分离系统由旋风分离器10、沉降器9、汽提器12和汽提蒸汽管线13构成，旋风分离器10、沉降器9位于再生装置上部，旋风分离器10顶端与去油气分离系统管线11连接，下部为汽提器12，汽提器12下段为汽提蒸汽管线13，待生催化剂通过待生斜管14输送至再生装置内烧焦再生，再生后的催化剂通过催化剂冷却装置8后再经再生斜管b17或直接通过再生斜管a16至各自反应器底部。

[0027] 提升蒸汽经提升蒸汽入口a1进入主提升管反应器下部反应管5，热的再生催化剂经再生斜管a16进入主提升管反应器下部反应管5由提升蒸汽进行提升；预热后的劣质原料油和雾化蒸汽经劣质重油入口3进入与热的催化剂混合后进入主提升管反应器下部提升管5内，在一定的条件下发生高温热冲击裂化反应。提升蒸汽经提升蒸汽入口b2进入，经冷却的催化剂经再生斜管b17进入，由提升蒸汽进行提升；预热后的优质原料油和雾化蒸汽经优质原料油进口4进入与热的催化剂混合后进入副提升管6内，在一定的条件下发生催化转化反应。由于主提升管与副提升管的中轴线不在一个平面上，从而可使副提升管油气剂在进入主提升管时进行简单的旋风分离，油气倾向于进入主提升管上部而进入沉降器，催化剂倾向于沿主提升管内壁而下降与主提升管内与劣质原料反应后的催化剂进行混合。从而使优质原料反应过后的催化剂和与劣质原料反应过后的催化剂充分混合，充分利用前者较高温度、活性，将后者上携带油气充分反应。为了控制反应温度，要求在主提升管反应器的中部注入急冷剂，该急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油、污油中的一种或几种，注入量为劣质催化原料量的1～10wt％。从副提升管6提升上来的油气和催化剂进入主提升管中部扩径段7的中部，与主提升管的油剂等组分混合上行进入上部提升管15出口段，该出口段通过提升管缩径以提高物流的流速，使反应物流快速进入气固分离系统中的沉降器9、旋风分离器10，反应产物经去油气分离系统管线11去分离系统。反应后带炭的待生催化剂进入汽提器12，经来自水蒸汽管线13的水蒸汽汽提后由待生斜管14进入再生系统，经空气烧焦再生后的热催化剂经再生斜管a16、再生斜管17b返回提升管反应器底部循环使用。

[0028] 为验证本发明的效果，采用附图1所示的工艺流程，主、副提升管俯视图采用图2形式，在某炼油厂的100万吨/年重油催化裂化装置上进行工业试验，试验结果列于表3。

[0029] 为了对比中国专利201010169270.7与本发明的效果，中国201010169270.7的实验为对比实验，实验条件与本发明同。采用本发明和中国专利201010169270.7的对比方案后，对原来的催化原料进行分馏切割分别得到优质原料和劣质原料(性质见表1)，将优质原料和劣质原料分别进入副提升管和主提升管进行反应，各自采用的优化反应条件如表2所示。同常规重油催化裂化相比较，采用该专利技术可以使轻质油收率提高了2.0个百分点，液收率提高了2.5个百分点，干气和焦炭产率降低2.2个百分点；同对比方案相比，轻质油收率提高了0.7个百分点，干气和焦炭产率降低1.0个百分点。详细产品分布可见表3。

[0030] 表1 重油原料性质

[0031]项目 分馏前原料 劣质原料 优质原料
密度(20℃)kg/m3 0.9206 0.9962 0.8954
残炭值，wt％ 5.79 17.14 2.00
元素分析
碳含量，wt％ 87.18 88.18 86.85
氢含量，wt％ 12.02 10.32 12.58
硫含量，wt％ 0.38 0.42 0.37
氮含量，wt％ 0.36 0.61 0.27
烃族组成分析
饱和烃，wt％ 60.26 36.30 68.24
芳烃，wt％ 24.69 38.48 20.09
胶质，wt％ 13.12 20.32 10.72
沥青质，wt％ 1.94 4.90 0.95
Ni含量，ug/g 10.6 29.3 4.3
V含量，ug/g 7.4 16.4 4.4

[0032] 表2 主要工艺条件

[0033]

[0034] 表3 主要产品分布

[0035]产品分布及性质 现有技术方案 对比方案 本发明方案
H2S 0.5 0.7 0.8
燃料气 4.1 3.3 3.0
液化气 15.3 15.6 15.8
汽油 44.7 46.4 46.7
柴油 25.3 24.9 25.3
澄清油 1.8 1.1 1.2
焦炭 8.3 7.9 7.2
合计 100.0 100.0 100.0