借助湍流流化床反应器中的隔室的石脑油催化裂化方法

摘要

本发明涉及一种湍流流化床反应器，其直径在6和25米之间，并且H/D比在0.1和1之间，并且具有带有中央区域的隔室；该反应器特别适用于为了生产石油化学的主要中间物、特别是轻质烯烃而催化裂化轻馏分。

权利要求

1.一种用于为了生产石油化学的主要中间物、特别是轻质烯烃而催化裂化轻馏分的分隔式流化床反应器，所述反应器的直径在6米与25米之间，优选在10米与20米之间，并且H/D比在0.1与1之间，并且优选在0.2与0.6之间，并且呈现出通过基本上在所述反应器的整个高度H上延伸的竖直径向隔板而获得的隔室，并且设置有通过溢流与一个或所述隔室连通的中央圆柱形室，所述中央室的直径与所述反应器的直径的比在0.1与0.5之间，并且优选在0.15与0.3之间，位于所述隔室上方的所述反应器的上部使得能够分离流化气体和催化固体颗粒，并且所述反应器的隔室以0.5与1.5m/s之间，优选0.7与1.3m/s之间，且更优选

0.8与1m/s之间的流化速度被流化。

2.根据权利要求1所述的分隔式流化床反应器，其中基本相同的径向隔室的数量在2和

12之间，优选在3和9之间，使得每个隔室的高度与等效直径（H/Deq）的比大于0.5。

3.根据权利要求1所述的分隔式流化床反应器，其中所有的所述隔室都借助于覆盖所述反应器的整体的单个环被流化。

4.一种使用根据权利要求1至3中一项所述的反应器来催化裂化轻质链烷烃馏分的过程，其中所述反应器的隔室并行操作。

5.一种使用根据权利要求1至3中一项所述的反应器来催化裂化轻质链烷烃馏分的过程，其中隔室串联操作，从一个隔室到下一个隔室的传递通过溢流发生。

6.一种使用根据权利要求1至3中一项所述的反应器来催化裂化轻质链烷烃馏分的过程，其中中央室用作汽提器以便去除吸附在催化剂上的烃，并且以0.1与0.5m/s之间并优选

0.2与0.4m/s之间的流化速度作为流化床操作。

说明书

借助湍流流化床反应器中的隔室的石脑油催化裂化方法

[0001] 发明背景NCC（石脑油催化裂化的缩写）工艺可以被定义为催化裂化（FCC）工艺的发展，其区别特征是裂化汽油类型的轻质链烷烃原料，即具有5至12个碳原子，以便特别是产生轻质烯烃和芳族化合物。

[0002] 这些轻馏分的裂化以便产生期望产物（丙烯、乙烯、BTX等）需要约一秒的接触时间，并且不得不频繁地再生催化剂。用于满足这些标准的最合适反应器是循环湍流流化床反应器。为了实现高产能，工业反应器的直径可达10米或更大，高度保持相对较低以便满足所期望的接触时间的标准，该标准在NCC工艺的背景下是大约几秒，从而导致具有低的高度-直径（H/D）比（通常小于0.5）的反应器。

[0003] 本发明描述了一种适用于实施轻质链烷烃馏分的裂化的反应器，所述反应器被分隔，使得能够实现10m或更大的直径，并且呈现低H/D比，即小于0.5。

[0004] 这种反应器使得最终可以：-将外推的风险限制在大范围内，
-提供气体与固体之间的良好混合，因而保证反应器的良好性能质量，
-使不同区域上的操作的灵活性成为可能，
-实际上甚至在替代配置中，催化剂在隔室之间循环以改善该工艺的性能质量。

[0005] 本发明不仅包括分隔式流化反应器，而且还包括自身流化的中央汽提室。反应器/汽提器组件形成整体。

附图说明

[0006] 图1表示在并行隔室的情况下的反应区域（反应器+汽提器）的剖视图。已经通过示例的方式表示了四个隔室，但这不是限制性的。

[0007] 图2表示反应区域的俯视图，并且可以清楚地显示不同的隔室。

[0008] 图3是在隔室并行操作的配置中的根据本发明的反应器的3D视图，这使得可以更好地观察从隔室朝向中央汽提室的流动方向。

[0009] 图4是在隔室串联操作的情况下的反应区域（反应器+汽提器）的3D视图。隔板4a、4b、4c和4d的高度正在减少，以便使得可以从一个隔室到下一个隔室自然溢流。朝向中央汽提室的转移从该系列的最后一个隔室开始发生。

[0010] 图5表示每个隔室的等效直径。

[0011] 更具体地，图1是根据本发明的反应器和汽提器的剖视图，其中可以看到2个隔室a和d，以及表示汽提器的中央室5，以及还有旋风分离器7a和7d，其在将催化固体重新引入相关的一个或多个隔室之前使气体/固体分离成为可能。使用环或喷雾器类型的气体分配器2使反应器流化，该气体是汽化的原料和蒸汽的混合物。

[0012] 图2是根据本发明的反应器-汽提器的俯视图，其使得可以清楚地显示界定不同隔室a、b、c和d的径向壁4a、4b、4c和4d，以及还有中央室（5）。在该图中，流化环由不同的隔室共用。也可以设想独立的分配器，为不同隔室供料。

[0013] 经由特定于隔室的管（3a、3b、3c和3d）向每个隔室供给再生催化剂，针对每个隔室调节催化剂流速。在这方面，该配置被称为“并行”。每个隔室的催化剂在中央室（5）的顶部（6）处溢流，以便被汽提并然后引向再生器（图中未示出）。

[0014] 图3表示前面的图1和图2的3D视图。

[0015] 图4表示处于“串联”的隔室的配置的反应区域。它与“并行”配置的不同之处在于两个要点：-单个催化剂进料（3）在第一隔室a处供给反应器，
-在使用不同高度的壁的情况下，催化剂通过溢流从一个隔室传递到另一个隔室。在最后隔室d，催化剂经由窗口（6）进入汽提器。

[0016] 在两种配置中（并行和串联），隔室的数量可以在2和12之间变化，并且优选地在3和9之间。

[0017] 图5表示每个隔室的等效直径Deq：隔室的表面积相当于直径为Deq的圆盘的表面积。

[0018] 现有技术的调查在分隔式流化床领域中的现有技术相当丰富，甚至保持在精炼和石油化学的背景下。
一些重要文件如下所示：
P. Pongsivapai的题目为“Residence Time Distribution of Solids in a Multi-Compartment Fluidized Bed System”（俄勒冈州立大学，1994）的论文，讨论了使用分隔式流化床以便使固体的停留时间均匀。此研究的目的是通过串联连接若干流化床来接近活塞流，以便增加固体的转化率。

[0019] 通过两个隔室之间的孔的压力差产生了致使固体能够从第一隔室传递到第二隔室的驱动力。

[0020] 专利EP 0 607 363描述了一系列用于连续涂覆肥料基质的颗粒的工艺的矩形流化床区域，其中根据区域具有不同的气体速度。

[0021] 在第一流化床的一部分中具有上开口并在第二流化床的下部具有下开口的管使得可以通过改变气体的速度梯度使颗粒从第一床循环到第二床。

[0022] 专利US 3 236 607描述了一种用于还原铁矿石的反应器，其呈现若干级以便控制每一级处的转化程度。在反应器中使用横向壁可以减少固体的返混，从而促进转化。固体从一个隔室到另一个隔室的传递通过溢流发生。这种配置使得可以在不同区域中使用不同气体。

[0023] 专利KR 100 360 110描述了一种流化床反应器，其使得可以实现高效率并减少回混现象。该文献中描述的反应器包括三个流化室，这三个流化室由竖直隔板分开并且在浸入位置出通过孔彼此连通。

[0024] 本发明描述了一种具有低的高度/直径比（小于0.5的H/D）的流化反应器，其直径D大于6米，其可达25米，该反应器呈现可串联或并行操作的不同隔室。

[0025] 根据本发明的反应器还具有中央室，该中央室与一个或不同的隔室连通并且使得可以在将催化剂送至再生器之前汽提催化剂。

[0026] 在现有技术中，尚未发现其隔室由无孔径向隔板界定的分隔式流化反应器，并且所调查的反应器均未呈现在10米至25米范围内的直径。

[0027] 发明内容本发明可以被定义为用于为了生产轻质烯烃的目的而催化裂化轻馏分的分隔式流化床反应器，所述反应器的直径为6米至25米之间，优选10米至20米之间，并且H/D比为0.1至1之间，并且优选0.2至0.6之间。

[0028] 因此，该反应器具有相对平坦的形状，并且呈现出通过基本上在反应器的整个高度H上延伸的竖直径向隔板而获得的隔室。

[0029] 因此，这些隔室具有大体彼此相同的径向扇形的形状，但在本发明的背景内仍具有尺寸不同的隔室。

[0030] 根据本发明的反应器被设置有基本上位于反应器中央的圆柱形室，该室随后将被称为中央室，其在“并行”情况下通过溢流与所述隔室连通或在“串联”情况下与最后隔室连通。

[0031] 该室本身是流化的，具有提供对催化剂的汽提的作用，也就是说，在将催化剂送到再生区域之前，解吸在催化剂表面处吸附的烃。再生区域将不会在本发明中进行描述，因为它没有表现出关于常规催化裂化单元的再生区域的独特的不同。

[0032] 中央室直径与反应器直径的比通常在0.1与0.5之间，并且优选在0.15与0.3之间。2
汽提器的直径的尺寸被设置成使得催化剂流为在20和250kg/m/s之间。

[0033] 位于隔室上方的反应器上部使得能够分离流化气体和催化固体颗粒，催化固体颗粒被重新引入流化隔室中。气态流出物和催化剂颗粒通常由一级或多级旋风分离器分离，该旋风分离器的返回支管浸没在每个隔室的流化床中，或仅浸没在一些隔室中。

[0034] 通常，根据本发明的分隔式流化床反应器-汽提器具有多个径向隔室，基本上在2和12之间，优选在3和9之间。该分隔使得可以从具有一个H/D比的反应器传递到具有比率H/Deq的若干分隔式反应器。

[0035] 在具有相同截面的n个隔室的情况下，Deq等于D除以n的平方根。在4个相等的隔室的情况下，隔室的高度与直径之比因此等于没有隔室的反应器的比率的两倍。

[0036] 根据优选的替代形式，根据本发明的分隔式流化床反应器通过由所有隔室共用的气体分配器（例如为每个隔室服务的单个环）被流化，或者通过每个隔室处的独立流化装置（该装置通常可以是环或喷雾器）被流化。

[0037] 术语“喷雾器”是指任何流化气体分配系统，其以设置有有分支的网格的形式存在。这些流化装置、环或喷雾器是本领域技术人员熟知的，并且将不再进一步描述。

[0038] 在优选的替代形式中，反应器通过单个环来流化，该单个环用于隔室中的每一个并覆盖整个反应器。

[0039] 根据本发明的反应器-汽提器的主要应用是用于为了生产石油化学的主要中间物、特别是乙烯、丙烯和BTX的目的而催化裂化轻质链烷烃馏分的工艺，该工艺被称为按“石脑油催化裂化”的缩写的NCC。

[0040] 该工艺不同于通常称为FCC（流化催化裂化）的对VGO或真空馏出物类型的重馏分的催化裂化，需要催化剂和原料之间更长的接触时间。对于FCC的几分之一秒变为对于NCC的几秒钟。

[0041] 区分FCC和NCC的另一个特征是单元的热平衡。对于FCC，并对于大多数处理过的馏分，热平衡是自然平衡的，也就是说，沉积在催化剂上的焦炭燃烧所产生的热足以维持不同柱的热消耗、原料的蒸发和裂化反应的吸热性。

[0042] 在NCC中，由于原料的低康拉逊残碳含量，焦炭的形成显著较低，因此必须引入原料的额外馏分以提供必要的热量。这种较低的焦炭形成也解释了在NCC反应器中固体的停留时间比其在FCC提升管中的停留时间更长的可能性。这方面将不会进一步发展，但只要能够调整每个隔室中的原料流速，反应器的串联操作可以使根据每个隔室中存在的催化剂的平均焦炭含量来改变该原料流速成为可能，该内容物从一个隔室到另一个隔室增加。

[0043] 在根据本发明的反应器应用于NCC的替代形式中，反应器的隔室以0.5和1.5m/s之间，优选0.7和1.3m/s之间，且更优选0.8和1m/s之间的流化速度并行操作。

[0044] 在根据本发明的反应器应用于NCC的另一种替代形式中，隔室串联操作，从一个隔室到下一个隔室的传递通过溢流发生，并且在从一个隔室传递到下一个隔室时，使得流化速度能够减少约15%，优选减少10%。

[0045] 由中央室进行的汽提催化剂的功能使得能够去除吸附在催化剂上的烃，并且在流化床中以0.1和0.5m/s之间并优选0.2和0.4m/s之间的流化速度操作。汽提器中的催化剂流为在20和250kg/m2/s之间。

具体实施方式

[0046] 本发明描述了一种分隔式流化反应器，其直径大于6米，其可达到25米，并且具有低H/D比（＜0.5），以便：-将外推的风险限制在大范围内，
-提供气体与固体之间的良好混合，
-使不同区域上的操作的灵活性成为可能（气体速度、原料与蒸汽比，表示为H/C），-实际上甚至在替代配置中，催化剂在隔室之间循环以改善该工艺的性能质量。

[0047] 通常，从现有技术中已知，在流化床反应器中，在床底处注入的流化气体主要在反应器中央在向上流中夹带固体，向上流在壁处再次下降，从而形成固体再循环单元。

[0048] 在大直径的情况下以及对于低H/D比，若干固体再循环单元并行地形成（这种现象尤其在参考书：2003年的“流化和流体-颗粒系统手册”中被描述）。

[0049] 对于同一个表观气体速度，通过增加反应器的直径，并因此增加再循环单元的数量，固体混合的程度显著减少，这可能不利于反应器的性能质量。

[0050] 据我们所知，例如，专用于FCC再生器的工业流化床反应器的直径最大可达15米。此外，在FCC焦化的催化剂再生的情况下，要紧的是注入空气——过量注入——以便焚烧焦炭。

[0051] 在本发明中，要紧的是将气态烃原料转化到最高程度。

[0052] 因此，在本发明的情况下，气体与固体之间的接触在反应区域本身和汽提器处都是必要的，其目的是最大可能程度地去除催化剂流中夹带的以及还有在催化剂颗粒表面处吸附的小部分气态流出物。

[0053] 本发明描述了一种具有大直径（从6米至25米）和低H/D比（<0.5）的分隔式流化反应器。

[0054] 径向壁在反应器中限定若干隔室，每个隔室表示反应器的角扇区。隔室的尺寸可以相同或不同。这些隔室的倍增使得可以在每个隔室中保持固体的高度混合。

[0055] 因此，根据本发明的反应器非常适合于对碳数范围从5扩展到12的轻质的烯烃和/或链烷烃原料进行催化裂化反应，以用于生产石油化学的主要中间物，特别是轻质烯烃，主要是丙烯和乙烯（还有氢、丁烯和含有高比例烯烃和芳香烃的汽油馏分）的目的。

[0056] 在这种类型的裂化中，催化剂必须在对反应级期间形成的吸附焦炭执行燃烧的单元中被再生，如在任何催化裂化单元中，即使考虑到有关原料的范围，其焦炭形成的可能性低，焦炭的形成也显著低于在对真空馏出物或常压渣油类型的常规原料进行操作的FCC装置中。

[0057] 在再生之前，催化剂经历汽提级以便解吸在催化剂表面吸附的烃。

[0058] 根据本发明，汽提室形成反应器的整体部分，并以中央圆柱形室的形式位于中央。

[0059] 该中央圆柱形室通常设置有填料或促进气相和分散的固相之间的接触的任何其他元素。

[0060] 反应隔室的径向壁（通常通过焊接，但本领域技术人员已知的任何其他方式在本发明的范围内）附接到汽提器的室以便不经受热膨胀。

[0061] 根据本发明的第一替代形式，反应器的不同隔室并行操作。

[0062] 在并行隔室的配置中，来源于再生器的新鲜催化剂经由管供给每个反应隔室，每个管都设置有阀，阀使得能够调节催化剂的流速（如图1、图2和图3中所示）。

[0063] 在隔室串联操作的情况下（如图4中所示），单个隔室被供给再生的催化剂，其他隔室通过从先前隔室朝向下一个隔室的溢流来供给。

[0064] 在两种情况（串联或并行）下，在汽提后，催化剂被导向再生器。

[0065] 在两种配置中，催化剂的停留时间相同：-在并行隔室的情况下，它等于（反应器的体积Vr除以隔室的数量），除以（催化剂的循环流速Cv除以隔室的数量），即Vr/Cv。隔室的数量不再出现在停留时间的表达中。

[0066] -在串联隔室的情况下，它等于反应器的体积Vr除以隔室的数量，除以催化剂的循环流速，乘以隔室的数量，即Vr/Cv。因此不再出现隔室的数量。

[0067] 串联操作模式与并行操作模式之间的区别在于以下事实：在串联隔室的情况下，催化剂在从一个隔室前进到另一个隔室时越来越多地被焦化。因此，更有利的是将原料流速回归地分配在不同隔室中。回归分布应当被理解为意味着随着催化剂的焦炭含量的变化原料流速的减小，该焦炭含量在从一个隔室前进到下一个隔室时增加。

[0068] 汽化的原料，通常与蒸汽一起，经由反应器底部处的气体分配器注入，以便使不同的隔室流化并转化与催化剂接触的原料。

[0069] 通常，催化剂的引入基本上位于给定隔室的原料注入器上方，以防止在原料注入水平下形成任何固定床。

[0070] 如果反应隔室并行操作，则每个隔室通过增加每个隔室中的床的水平而能够朝向中央汽提室溢流。

[0071] 如果反应隔室串联操作，则从系列的最后隔室进行朝向汽提室的溢流。

[0072] 在隔室串联操作的情况下，可以使它们中的每一个的流化速度不同，从而使接触时间变化。这种可能性非常有利于通过增加停留时间来补偿从一个隔室到下一个隔室的催化剂的温度下降，该温度下降是由于总体上是吸热的裂化反应而引起的。

[0073] 因此，每个反应隔室以温度-停留时间-气体/固体接触时间三元操作，这使得可以维持一定的反应效率。

[0074] 催化剂可以是任何类型的催化剂，优选包含高比例的沸石Y和/或沸石ZSM-5。它甚至可以100%由沸石ZSM-5组成。

[0075] 根据本发明的示例本示例提供了根据本发明的反应器-汽提器的尺寸设置，其使得可以处理具有在30和
100℃之间的蒸馏范围的直馏汽油原料，用于优先生产丙烯的目的。

[0076] 范围从C5至C9的原料是链烷烃原料，其具有下表1中给出的组成：  P IP O N A
C5 2.31 0.39 0.00 0.00 0.00
C6 23.24 21.20 0.00 10.74 2.54
C7 8.12 19.19 0.00 7.80 1.54
C8 0.00 0.46 0.00 0.61 0.01
C9 0.00 0.02 0.00 0.03 0.00
总计 33.67 41.26 0.00 19.18 4.09
表1：原料的组成。

[0077] P表示链烷烃，IP表示异链烷烃或支链烷烃，O表示烯烃，N表示环烷烃，并且A表示芳族化合物。在表1的示例中，原料不含烯烃，但在一些情况下，完全有可能包含烯烃，含量高达40%。

[0078] 下面的表2给出了在小型试装置上进行实验后，对于100ms、600ms、1600ms和4000ms的接触时间在610℃下获得的乙烯、丙烯和BTX产率。
  乙烯产率（%wt） 丙烯产率（%wt） BTX产率（%wt）
tc=100ms 7 14 4.5
tc=600ms 8.5 17 7
tc=1600ms 15 19 11
tc=4000ms 20 17.5 15
表2：作为接触时间的函数的产率的变化。

[0079] 根据表2，观察到在1600ms值附近存在用于丙烯生产的最佳接触时间，因为在使该接触时间增加到100ms和1600ms之间后，丙烯产率对于4000ms的接触时间显著减少。

[0080] 乙烯产率和BTX产率继续增加至少直到4000ms。

[0081] 为了提升期望产品的产率，因此几秒钟的接触时间是必需的。从最大化对于丙烯的选择性的角度来看，在该示例中选择的最佳接触时间是1.6秒。

[0082] 其它操作条件如下：原料流速：63000桶/天
接触时间：1.6秒
温度：610℃
总压力：1.2巴
HC分压：0.6巴
在设置尺寸的分隔式湍流流化床反应器中以下列方式获得1.6秒的接触时间：
向原料注入蒸汽（按蒸汽的重量相对于原料为20%）。

[0083] 反应器直径D：15米反应器高度H：4米
中央汽提器直径：3米
反应器的H/D（高度与直径）之比为0.27。

[0084] 并行工作的隔室的数量：4（每个隔室的H/Deq因此等于0.53）每个隔室中的流化速度：底部处为50cm/s，即顶部为1.2m/s（考虑到与比原料分子轻的分子的产生相关的摩尔膨胀）
2
中央汽提器中的流化速度：20cm/s（固体流量为50kg/m/s）
在串联操作的情况下，反应器的尺寸与上面所展示的相同。另一方面，不同隔室中的流化速度是不同的。

[0085] 根据下面的分级，从一个隔室到下一个隔室实施原料流速的减少。这是为了考虑到裂化反应进展期间的焦炭含量的增加。

[0086] 隔室1中的流化速度：顶部处为1.2m/s隔室2中的流化速度：顶部处为1.1m/s
隔室3中的流化速度：顶部处为1.0m/s
隔室4中的流化速度：顶部处为0.9m/s。