專利名稱：一種催化轉化方法及催化轉化裝置的制作方法
技術領域：
本發(fā)明屬于石油烴類催化轉化技術領域，特別涉及一種能提高催化裂化收率、改善產(chǎn)品質量、特別是降低汽油烯烴含量的催化轉化方法及裝置。
背景技術：
催化裂化是石油重質餾分重要的二次加工手段。尤其在中國，約80％的汽油來自催化裂化裝置。如何提高催化裂化裝置的效率，改進產(chǎn)品質量十分重要。常規(guī)催化裂化方法和裝置使用提升管反應器，其反應過程存在明顯的不足。首先是再生劑溫度較高，限制了反應劑油比和重油預熱溫度；其次是提升管反應器后半部效率較低；另外，催化裂化裝置的產(chǎn)品質量并不理想，尤其是汽油烯烴含量大多在45～55(v)％，不符合環(huán)保要求。
提升管反應器后半部效率低的重要原因是催化劑失活。為了提高重質原料油在催化裂化提升管反應器中的反應效率，相繼出現(xiàn)了多種提高反應器后半部催化劑活性的發(fā)明。中國專利CN1302843A提出了催化劑接力方案，即在提升管中部進行催化劑置換，將反應過的催化劑全部分離出，置換成高活性、經(jīng)降溫處理的低溫再生催化劑，使提升管后半段完全恢復到前半段的效率。中國專利申請99109193.0、02149313.8和200410060430.9則提出了折中方案，在提升管反應器下部反應過的低活性催化劑并不置換出，僅通過向提升管中部補充部分高活性、低溫催化劑，從而適當?shù)奶岣叻磻骱蟀氩康男省?br> 為了改善催化劑與重質原料油接觸狀態(tài)，降低接觸溫度，提高劑油比，UOP公司在NPRA2004會議上提出了RxCAT技術。其實質是從汽提段將部分反應后的低溫待生催化劑引回到提升管底部，與高溫再生劑混合，使再生劑的溫度降低，再與重油接觸反應。但由于重油反應后的待生催化劑活性已很低，在降低催化劑溫度、提高劑油比的同時，也降低了催化劑的活性。
美國專利USP3784463及中國專利申請02116786.9、02139064.9和02123817.0提出了另建提升管反應器，使汽油在單獨的提升管內再進行催化轉化反應的方法。其好處是可以大幅度降低汽油烯烴含量，或轉化為低炭烯烴，形成化工原料。汽油反應反應熱較少，生焦也很少，反應過的催化劑仍有較高的活性。但在現(xiàn)有汽油反應過程中，一方面因汽油直接與高溫再生劑接觸，反應過程溫差較大，致使產(chǎn)品選擇性變差；另一方面反應后低溫、低含炭、高活性的催化劑并未得到很好的利用，而是直接送入了再生器，反而對再生不利。

發(fā)明內容
本發(fā)明目的在于提供一種既實現(xiàn)重質原料油與汽油分開反應改進目的產(chǎn)品品質、又通過汽油反應后的催化劑再利用實現(xiàn)原料油和汽油低接觸溫度、大劑油比反應條件從而提高裝置總收率的催化轉化方法及催化轉化裝置。
為達上述目的，本發(fā)明采用如下技術方案一種催化轉化方法，在重油反應-再生裝置的重油反應器旁并聯(lián)一個與其共用再生裝置的汽油反應器，使經(jīng)過汽油反應器后的催化劑進入重油反應器，與來自再生器的再生催化劑混合參加重油反應。
經(jīng)過汽油反應器后的催化劑部分進入重油反應器中部、部分進入重油反應器底部與來自再生器的再生催化劑混合參加重油反應。
經(jīng)過汽油反應器后的催化劑20-50％進入重油反應器中部、50-80％進入重油反應器底部。
經(jīng)過汽油反應器后的催化劑部分回流至其底部，與來自再生器的再生催化劑混合參加汽油反應。
一種催化轉化裝置，在重油反應-再生裝置的重油反應器旁并聯(lián)一個與其共用再生裝置的汽油反應器，汽油反應器出口設有沉降器，汽油反應沉降器與重油反應器之間設催化劑輸送管。
汽油反應沉降器與重油反應器底部之間設有催化劑輸送管。
汽油反應沉降器與重油反應器中部之間設有催化劑輸送管。
汽油沉降器與汽油反應器之間設催化劑回流管。
汽油反應器、重油反應器為常規(guī)提升管或者中部擴徑的提升管。
汽油反應沉降器后設催化劑汽提器。
本發(fā)明裝置包括兩個反應系統(tǒng)-重油反應系統(tǒng)(包括重油反應器，反應沉降器，催化劑汽提器，待生催化劑立管)和汽油反應系統(tǒng)(包括汽油反應器，反應沉降器，催化劑回流管)，兩個反應系統(tǒng)共用一套催化劑再生系統(tǒng)(包括再生器，再生立管)。同時，本發(fā)明包括兩種流程-催化劑完全串接流程和催化劑分路混合流程。
在本發(fā)明的催化劑完全串接流程中，重油反應過程為再生催化劑經(jīng)再生立管在重油進入口下方進入重油反應器；同時，經(jīng)過汽油反應器反應后的低溫催化劑從汽油沉降器或汽油反應器引出段經(jīng)接力輸送管進入重油反應器底部，在與重油接觸前先與再生催化劑混合，形成溫度比再生催化劑低的催化劑物流；重油在反應器下部進入重油反應器，與混合后的催化劑接觸并沿反應器上行，同時進行催化裂化反應，然后反應油氣與待生催化劑一起進入重油反應沉降器；在沉降器分離出催化劑后，反應油汽經(jīng)管線排出；分離出的催化劑在汽提器內被蒸汽置換出所夾帶油氣后，經(jīng)待生立管返回再生器。該流程中，與經(jīng)再生立管進入汽油反應器等量的催化劑，在完成汽油反應后，全部經(jīng)接力輸送管送入重油反應器底部，參加重油反應。
在本發(fā)明的催化劑分路混合流程中，重油反應過程為再生催化劑經(jīng)再生立管在重油進入口下方進入重油反應器；同時，經(jīng)過汽油反應器反應后的低溫催化劑從汽油沉降器引出，一部分經(jīng)接力輸送管進入重油反應器底部，與再生催化劑混合，形成溫度比再生催化劑低的催化劑物流，另一部分經(jīng)第二個接力輸送管送入重油反應器中部；重油在反應器下部進入反應器，與混合后的催化劑接觸并沿反應器邊反應邊上行，在反應器中部再與經(jīng)第二個接力輸送管進入的來自汽油反應沉降器的催化劑混合，提高活性，進一步進行催化裂化反應；然后反應油氣與待生催化劑一起進入重油反應沉降器；在沉降器分離出催化劑后，反應油汽經(jīng)管線排出；分離出的催化劑在汽提器內被蒸汽置換出所夾帶油氣后，最后經(jīng)待生立管返回再生器。該流程中，經(jīng)再生立管進入汽油反應器的催化劑，在完成汽油反應后，分成兩路送入重油反應器，參加重油反應。
本發(fā)明的汽油反應過程為再生催化劑經(jīng)立管在汽油進入口下方進入汽油反應器，與從汽油反應沉降器回流的低溫催化劑混合，形成500～620℃左右的催化劑；汽油在反應器下部進入反應器，與混合后的催化劑接觸，并上行，進行催化轉化反應；反應油氣在汽油沉降器內分離出催化劑后，排出反應系統(tǒng)；反應后的催化劑則經(jīng)接力輸送管送入重油反應器。
本發(fā)明的汽油反應器上設置的催化劑回流管，使部分反應后的催化劑從汽油沉降器回流到汽油反應器的底部，調節(jié)其中催化劑溫度和反應劑油比。再生器內催化劑經(jīng)不同的管道(再生立管)進入兩個反應器，但經(jīng)一個共同管道(待生立管)返回再生器，實現(xiàn)催化劑在兩個反應系統(tǒng)完全共用。
本發(fā)明的重油反應條件為反應溫度(反應器出口)480-550℃，劑油比8-12，油氣在反應器內的平均停留時間3-8秒。汽油反應條件為反應溫度(出口)380-520℃，反應前催化劑混合溫度500-620℃，反應劑油比6-12，油氣在反應器內的平均停留時間3-6秒。
本發(fā)明的重油和汽油兩套反應系統(tǒng)，使重質原料油和汽油分別在各自的反應器內，按各自要求的反應條件進行催化轉化，反應油氣經(jīng)各自的管線排出，互不影響；汽油反應后的催化劑不再直接進入再生器，而是全部進入重油反應器，實現(xiàn)催化劑在兩個反應系統(tǒng)完全共用；無需使再生催化劑與其他介質換熱或降溫，即可實現(xiàn)低接觸溫度、大劑油比反應工況；無需特殊的再生方式，使用簡單的常規(guī)再生器即可。本發(fā)明能使重油反應劑油比提高30-50％，轉化率提高3-5個百分點；使汽油反應劑油比提高50-150％，汽油烯烴含量降低至20％(v)以下，辛烷值增加一個單位。


圖1為實施例1中催化劑完全串聯(lián)流程催化轉化裝置結構示意圖；圖2為實施例2中催化劑分路混合流程催化轉化裝置結構示意圖；圖3為實施例3中汽油反應系統(tǒng)不設汽提器的催化轉化裝置結構示意圖；圖4為實施例4中汽油反應系統(tǒng)不設汽提器的催化轉化裝置結構示意圖；圖5為實施例5中汽油反應系統(tǒng)不設汽提器的催化轉化裝置結構示意圖。
圖中編號標記內容如下10-重油反應器；11重油；12汽油反應后的催化劑入口；13催化劑提升介質；14、14B催化劑輸送管；16、16B汽油待生劑滑閥；15重油入口；30重油反應沉降器；31氣固分離器；32油氣管線；50重油催化劑汽提器；20汽油反應器；201汽油提升管氣化段；202汽油流化床脫硫段；21汽油；22汽油反應后的催化劑入口；23催化劑提升介質；24催化劑回流管；25滑閥；26汽油入口；40汽油反應沉降器；41氣固分離器；42油氣管線；60汽油催化劑汽提器；70再生器；71A、71B再生立管；73A、73B再生滑閥；75空氣；80待生立管。
具體實施例方式
180-250℃的重油被噴嘴霧化后，經(jīng)入口進入提升管反應器，與550-650℃左右的催化劑混合后被氣化，以10m/s(米/秒，下同)左右的流速沿提升管向上流動，在480-550℃溫度環(huán)境下，經(jīng)3-8s(秒，下同)時間完成反應后，進入沉降器，被氣固分離器分離出催化劑，油氣經(jīng)油氣管線流出裝置；40-70℃的汽油經(jīng)入口進入汽油反應器，與550℃左右的催化劑接觸，氣化后以7-15m/s的速度邊向上流動邊反應，在400-500℃溫度、劑油比6-12環(huán)境下，經(jīng)3-8s時間完成反應后，進入沉降器，被氣固分離器分離出催化劑，經(jīng)油氣管線流出裝置；再生器內700℃左右的再生催化劑分別經(jīng)立管71A、71B進入反應器底部，完成反應后，經(jīng)重油反應器進入重油沉降器，進行氣固分離，分離出的催化劑則在汽提器內與蒸汽接觸，置換出夾帶的油氣，然后經(jīng)待生立管80進入再生器，與空氣接觸在660-720℃溫度下進行再生，完成循環(huán)。進入汽油反應器的催化劑，完成反應后，不進入再生器，而是經(jīng)催化劑(接力)輸送管14送入重油反應器，汽油反應后的催化劑可經(jīng)單獨的汽提后再進入重油反應器，也可以不經(jīng)汽提，直接進入重油反應器。反應溫度由滑閥73A、73B控制；汽油反應器中反應前催化劑的溫度由滑閥25控制。
根據(jù)本發(fā)明，可以形成多種具體的催化轉化方法(1)汽油和重油反應器使用常規(guī)提升管，汽油反應后的催化劑全部進入重油提升管底部，參與整個重油反應過程。(2)汽油和重油反應器使用常規(guī)提升管，汽油反應后的催化劑分成兩部分，一部分進入重油提升管底部，參與整個重油反應過程；另一部分在重油提升管中部進入重油提升管，參與后半部分重油反應。(3)在以上實施例中，重油提升管中部改為流化床形式。需要在中部補充汽油反應后的催化劑時，補充催化劑在該流化床區(qū)進入。(4)在有脫硫要求時，汽油反應器由提升管形式的氣化段和中部的流化床脫硫段組成。(5)在以上各方式中，汽油反應系統(tǒng)可不設汽提器，汽油反應后的催化劑直接進入重油反應器。
本發(fā)明具體應用實例如下實施例1、反應物料為管輸常壓重油，100t/h重油，汽油進料為重油反應自產(chǎn)汽油；重油預熱220℃，汽油40℃；反應器為提升管形式；重油分四路進入提升管，汽油分兩路進入反應器；重油反應溫度500℃，反應時間2.5s，汽油反應溫度430℃，反應時間3s；重油提升管反應前催化劑混合溫度620℃，汽油反應器內反應前催化劑溫度550℃；再生溫度690℃；本實施例中，汽油反應后的催化劑全部進入重油提升管底部；汽油反應后的催化劑經(jīng)汽提后進入重油提升管。
本實施例采用裝置見圖1。該裝置中，在重油反應-再生裝置的重油反應器10旁并聯(lián)一個與其共用再生裝置的汽油反應器20，汽油反應器20出口設有沉降器40，汽油反應沉降器40與重油反應器10底部之間設催化劑輸送管14。汽油沉降器40下部的氣提器60與汽油反應器20底部之間設催化劑回流管24。汽油反應器20、重油反應器10為常規(guī)提升管。41為氣固分離器。
對比例采用已有的獨立的雙提升管反應技術，汽油反應后的催化劑直接進入再生器。重油反應部分與本發(fā)明實施例不同的是，重油反應僅與高溫再生催化劑接觸。汽油反應部分與實施例不同的是，來自再生器的高溫催化劑直接與汽油接觸反應。
對比反應結果在表1中給出。可以看出，在相同的反應條件下，本發(fā)明的重油反應液體產(chǎn)品收率增加了1.4個百分點，生成汽油烯烴降低8個百分點；汽油再反應結果與已有技術比，烯烴含量低20％，硫含量低10％。
實施例2、反應物料為大慶常壓重油，100t/h重油，汽油進料為重油反應自產(chǎn)汽油；重油預熱220℃，汽油40℃；重油反應器為提升管形式，汽油反應器為提升管氣化段和流化床串聯(lián)形式；重油分四路進入提升管，汽油分兩路進入反應器；重油反應溫度500℃，反應時間2.5s；汽油反應溫度400℃，反應時間6s，其中汽油在氣化段停留時間0.5s，在中部流化床內的停留時間4s，在流化床上方的提升管內停留時間1.5s在；流化床內油氣表觀流速1.5m/s；重油提升管反應前催化劑混合溫度620℃，汽油反應器內反應前催化劑溫度550℃再生溫度690℃汽油反應后的催化劑全部進入重油提升管底部；汽油反應后的催化劑經(jīng)汽提后進入重油提升管。
本實施例采用裝置見圖2。該裝置中，汽油反應沉降器40下部的氣提器60與重油反應器10底部之間設催化劑輸送管14，催化劑輸送管14上端與重油反應器10反應段之間設有催化劑輸送分管14B。其他同實施例1。
對比例重油反應部分與實施例不同的是，重油反應僅與高溫再生催化劑接觸。汽油反應部分與實施例不同的是，來自再生器的高溫催化劑直接與汽油接觸反應，反應器為已有技術中的提升管形式，反應時間3s。
對比結果見表2。從表2數(shù)據(jù)可以看出，在相同的反應條件下，本發(fā)明的重油反應液體產(chǎn)品收率增加了1.4個百分點，汽油烯烴降低5個百分點；汽油再反應后，烯烴含量可以低30％，硫含量從600ppm降至220ppm，降低63％。
實施例3、本實施例裝置中，催化劑輸送管14上端直接與汽油反應沉降器40下部連接。其他同實施例1。
實施例4，本實施例裝置中，催化劑輸送管14上端直接與汽油反應沉降器40下部連接。其他同實施例2。
實施例5、本實施例裝置中，催化劑輸送管14上端直接與汽油反應沉降器40下部連接，汽油反應器改質段202采用流化床結構。其他同實施例3。
表1、實施例1方案與已有技術對比

表2、實施例2方案與已有技術對比

權利要求
1.一種催化轉化方法，其特征在于，在重油反應-再生裝置的重油反應器旁并聯(lián)一個與其共用再生裝置的汽油反應器，使經(jīng)過汽油反應器后的催化劑進入重油反應器，與來自再生器的再生催化劑混合參加重油反應。
2.如權利要求1所述的方法，其特征在于，經(jīng)過汽油反應器后的催化劑部分進入重油反應器中部、部分進入重油反應器底部與來自再生器的再生催化劑混合參加重油反應。
3.如權利要求2所述的方法，其特征在于，經(jīng)過汽油反應器后的催化劑20-50％進入重油反應器中部、50-80％進入重油反應器底部。
4.如權利要求1、2或3所述的方法，其特征在于，經(jīng)過汽油反應器后的催化劑部分回流至其底部，與來自再生器的再生催化劑混合參加汽油反應。
5.一種催化轉化裝置，其特征在于，在重油反應-再生裝置的重油反應器旁并聯(lián)一個與其共用再生裝置的汽油反應器，汽油反應器出口設有沉降器，汽油反應沉降器與重油反應器之間設催化劑輸送管。
6.如權利要求5所述的裝置，其特征在于，汽油反應沉降器與重油反應器底部之間設有催化劑輸送管。
7.如權利要求6所述的裝置，其特征在于，汽油反應沉降器與重油反應器中部之間設有催化劑輸送管。
8.如權利要求5、6或7所述的裝置，其特征在于，汽油沉降器與汽油反應器之間設催化劑回流管。
9.如權利要求8所述的裝置，其特征在于，汽油反應器、重油反應器為常規(guī)提升管或者中部擴徑的提升管。
10.如權利要求9所述的裝置，其特征在于，汽油反應沉降器后設催化劑汽提器。
全文摘要
一種催化轉化方法及催化轉化裝置，屬于石油烴類催化轉化技術領域。本發(fā)明方法在重油反應－再生裝置的重油反應器旁并聯(lián)一個與其共用再生裝置的汽油反應器，使經(jīng)過汽油反應器后的催化劑進入重油反應器，與來自再生器的再生催化劑混合參加重油反應。本發(fā)明裝置在重油反應－再生裝置的重油反應器旁并聯(lián)一個與其共用再生裝置的汽油反應器，汽油反應器出口設有沉降器，汽油反應沉降器與重油反應器之間設催化劑輸送管。利用本發(fā)明能提高催化裂化收率，改善產(chǎn)品質量，特別是降低汽油烯烴含量。
文檔編號C10G63/00GK1888025SQ20051001774
公開日2007年1月3日 申請日期2005年6月30日 優(yōu)先權日2005年6月30日
發(fā)明者石寶珍 申請人:洛陽石化設備研究所