本發(fā)明涉及催化裂化過程中的控制方法。

背景技術(shù)：

催化裂化是最重要的重質(zhì)油輕質(zhì)化過程之一。催化裂化過程投資少、操作費(fèi)用低、原料適應(yīng)性強(qiáng)、輕質(zhì)產(chǎn)品收率高、技術(shù)成熟，是目前煉油廠利潤(rùn)的主要來源(左麗華.我國催化裂化技術(shù)發(fā)展現(xiàn)狀及前景[j].石油化工技術(shù)經(jīng)濟(jì)，2000，16(1)：16-21.)。目前我國催化裂化的年加工能力已經(jīng)超過1億t，商品汽油構(gòu)成中，催化裂化汽油占80％左右，柴油占30％左右，而且30％以上的丙烯來自催化裂化過程。

分餾塔是催化裂化裝置重要的工藝過程之一。影響分餾塔塔底液位的因素有反應(yīng)溫度、劑油比變化、反應(yīng)時(shí)間變化、煉油量變化、油漿回?zé)捔孔兓?、油漿返塔量和分餾塔塔底溫度變化以及油漿外甩量的變化等(吳來正，焦來生，龐清民，曹存才.小型催化裂化裝置分餾塔塔底液位控制方案的改進(jìn)[j].石油化工自動(dòng)化，2002,(5)：50-51.)。一般來說，催化裂化裝置分餾塔塔底液位控制在30～40％左右。然而隨著國內(nèi)外催化裂化裝置對(duì)輕質(zhì)油需求的增加，許多裝置改造為mip或mip-cgp，或提高裝置苛刻度，或選用高活性催化劑，然后催化裂化分餾塔塔底液位難以維持。

吳來正等《小型催化裂化裝置分餾塔塔底液位控制方案的改進(jìn)》指出影響分餾塔塔底液位的因素有反應(yīng)溫度變化、煉油量變化、油漿回?zé)捔孔兓?、油漿返塔量和溫度變化以及油漿外甩量的變化等。

隨著高苛刻度催化裂化工藝(mip、mgd、cpp、dcc等)和催化劑(hbo、hdo、cdos等)的開發(fā)，導(dǎo)致分餾塔塔底液位難以控制，而影響分餾塔塔底結(jié)焦，分餾塔塔底結(jié)焦已經(jīng)成為影響催化裂化裝置長(zhǎng)周期的重要因素之一。而其中大部分技術(shù)不引進(jìn)外來原料來通過控制分餾塔塔底液位來控制分餾塔 塔底結(jié)焦，不能從根本上解決分餾塔塔底油漿的密度和固含量。

綜上所述，當(dāng)分餾塔塔底油漿液位升高時(shí)，可以通過提高反應(yīng)苛刻度、增大外甩量等手段進(jìn)行調(diào)節(jié)，但會(huì)增加分餾塔塔底油漿固含量和密度，增加了分餾塔塔底結(jié)焦的風(fēng)險(xiǎn)；當(dāng)分餾塔塔底油漿液位降低時(shí)，可以通過降低反應(yīng)苛刻度、減少外甩量等手段進(jìn)行調(diào)節(jié)，但勢(shì)必會(huì)減少目的產(chǎn)品收率，從而降低了裝置的經(jīng)濟(jì)效益。

技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：

本發(fā)明的目的就在于提供一種控制分餾塔塔底液位和反應(yīng)苛刻度的方法，該方法能夠有效降低催化裂化反應(yīng)產(chǎn)物的焦炭產(chǎn)率，且具有相當(dāng)?shù)囊菏债a(chǎn)率。

本發(fā)明所公開的一種控制分餾塔塔底液位和反應(yīng)苛刻度的方法，分餾塔的人字板位于分餾塔下部，該方法包括：在分餾塔側(cè)壁的人字板垂直高度附近的位置引入經(jīng)過換熱的催化裂化原料油介質(zhì)，其中催化裂化原料油介質(zhì)與進(jìn)入分餾塔的催化裂化反應(yīng)產(chǎn)物質(zhì)量比例為1:1000～0.5:1；所述的在分餾塔側(cè)壁的人字板垂直高度附近的位置為在人字板和催化裂化反應(yīng)產(chǎn)物入口位置之間的分餾塔側(cè)壁，或人字板和回?zé)捰蜐{出口位置之間的分餾塔側(cè)壁。

本發(fā)明所公開的一種控制分餾塔塔底液位和反應(yīng)苛刻度的方法，所述的介質(zhì)與反應(yīng)油氣質(zhì)量比例為1:1000～0.5:1，優(yōu)選1:500～0.5:1其中更優(yōu)選所述的引入的經(jīng)過換熱的催化裂化原料油介質(zhì)的液位高度h補(bǔ)，滿足關(guān)系式h補(bǔ)＝h1-h2，其中h1的數(shù)值28～50，更優(yōu)選30～48；h2×∏×d²÷4×ρ＝123－(0.5～2)×c×100，優(yōu)選h2×∏×d²÷4×ρ＝123－(0.6～1.5)×c×100；其中的c為催化裂化轉(zhuǎn)化率，分餾塔內(nèi)徑為d，分餾塔塔底油漿密度為ρ。

本發(fā)明所公開的一種控制分餾塔塔底液位和反應(yīng)苛刻度的方法，所述的分餾塔內(nèi)徑、分餾塔塔底油漿密度為本領(lǐng)域的公知常識(shí)。

本發(fā)明所公開的一種控制分餾塔塔底液位和反應(yīng)苛刻度的方法，所述的引入的經(jīng)過換熱的催化裂化原料油介質(zhì)的液位高度是指分餾塔中引入經(jīng)過換熱的催化裂化原料油介質(zhì)后液位垂直高度的變化數(shù)值相對(duì)分餾塔塔底到人字板下部垂直距離的百分?jǐn)?shù)值，其數(shù)學(xué)表達(dá)式為：h補(bǔ)＝引入經(jīng)過換熱的催化裂化原料油介質(zhì)后液位垂直高度的變化數(shù)值*100/分餾塔塔底到人字板下部垂直距離。

本發(fā)明所公開的一種控制分餾塔塔底液位和反應(yīng)苛刻度的方法，所述的分餾塔的催化裂化反應(yīng)產(chǎn)物即催化裂化反應(yīng)的反應(yīng)油氣。

本發(fā)明所公開的一種控制分餾塔塔底液位和反應(yīng)苛刻度的方法，所述的催化裂化轉(zhuǎn)化率可以直觀表述轉(zhuǎn)化深度，其為催化裂化反應(yīng)產(chǎn)物中的干氣、液化氣、汽油、焦炭收率之和。

本發(fā)明所公開的一種控制分餾塔塔底液位和反應(yīng)苛刻度的方法，所述的換熱的催化裂化原料油介質(zhì)，換熱后的催化裂化原料油介質(zhì)為100～380℃，優(yōu)選150～350℃。

本發(fā)明所公開的一種控制分餾塔塔底液位和反應(yīng)苛刻度的方法，所述的分餾塔為本領(lǐng)域技術(shù)人員公知，為連接提升管油氣出口和吸收穩(wěn)定塔之間的分離設(shè)備。

本發(fā)明所公開的一種控制分餾塔塔底液位和反應(yīng)苛刻度的方法，所述的分餾塔人字板為本領(lǐng)域技術(shù)人員公知，位于分餾塔塔底，反應(yīng)油氣進(jìn)口上部，起著阻擋催化劑粉末進(jìn)入輕質(zhì)油品的作用。

本發(fā)明所公開的一種控制分餾塔塔底液位和反應(yīng)苛刻度的方法，所述的催化裂化原料油介質(zhì)為本領(lǐng)域技術(shù)人員所公知。催化裂化原料油介質(zhì)可以為沸點(diǎn)不小于300℃的天然烴油和合成的含烴油。催化裂化原料油介質(zhì)也可以是20℃時(shí)密度為0.85～1.20g.cm^-3的天然的和合成的含烴油。以催化裂化原料油質(zhì)量組成為100份計(jì)，碳元素90～80份，氫元素10～20份，優(yōu)選碳元素88～85份，氫元素12～15份。常見的催化裂化原料油選自減壓蠟油、常壓蠟油、劣質(zhì)柴油、富含碳?xì)浠衔锏母鞣N動(dòng)植物油類、減壓渣油、抽余油、脫瀝青油、焦化蠟油、頁巖油、瀝青砂油、重質(zhì)殘石油原油中的一種或多種。

所述的富含碳?xì)浠衔锏母鞣N動(dòng)植物油類可以為動(dòng)物油、植物油、合成油中的一種或多種。

本發(fā)明所公開的一種控制分餾塔塔底液位和反應(yīng)苛刻度的方法，反應(yīng)油氣產(chǎn)物在分餾塔中的物料走向?yàn)椋悍磻?yīng)油氣經(jīng)換熱后進(jìn)入分餾塔塔底部，輕質(zhì)組分經(jīng)人字板后蒸餾得到輕質(zhì)組分，油漿經(jīng)循環(huán)油漿泵抽出和換熱，一部分塔底油漿作為回?zé)捰蜐{進(jìn)入提升管，一部分油漿由外甩油漿泵抽出，一部分作為冷卻介質(zhì)和清洗介質(zhì)返回人字板上下；經(jīng)過換熱的催化裂化原料油介質(zhì)自分餾塔側(cè)壁的人字板垂直高度附近的位置引入，所述的在分餾塔側(cè)壁的人字板垂直高 度附近的位置為在人字板和反應(yīng)油氣進(jìn)口位置之間的分餾塔側(cè)壁，或人字板和回?zé)捰统隹谖恢弥g的分餾塔側(cè)壁。

本發(fā)明所述的一種控制分餾塔塔底液位和反應(yīng)苛刻度的方法，在分餾塔中引入催化裂化原料油介質(zhì)，可以根據(jù)分餾塔塔底部的液位，補(bǔ)充液體的量，同時(shí)由于加入的催化裂化的原料油介質(zhì)其密度較輕且沒有夾帶催化劑粉末，從而能夠有效調(diào)整分餾塔塔底油漿的密度和固含量，使用本發(fā)明所述的方法，分餾塔塔底液位不用考慮催化裂化的反應(yīng)苛刻度和催化劑的活性變化，催化裂化裝置的焦炭產(chǎn)率較低，從而能夠?qū)崿F(xiàn)裝置的連續(xù)生產(chǎn)；同時(shí)，催化裂化的液收產(chǎn)率也和現(xiàn)有技術(shù)相當(dāng)。另一方面，本發(fā)明所公開的方法中引入催化裂化原料油介質(zhì)，能夠吸收分餾塔下部的部分熱量，降低裝置的能耗，同時(shí)提高分餾塔的分餾效率。

附圖說明

圖1原料油介質(zhì)經(jīng)人字板上方進(jìn)入分餾塔圖，其中1-分餾塔，2-外甩油漿出口，3-催化裂化反應(yīng)產(chǎn)物入口，4-人字板，5-原料油介質(zhì)入口，6-回?zé)捰蜐{出口，7-油漿上返塔入口，8-油漿下返塔入口。

圖2原料油介質(zhì)經(jīng)人字板下方進(jìn)入分餾塔圖，其中1-分餾塔，2-外甩油漿出口，3-催化裂化反應(yīng)產(chǎn)物入口，4-人字板，5-原料油介質(zhì)入口，6-回?zé)捰蜐{出口，7-油漿上返塔入口，8-油漿下返塔入口。

具體實(shí)施方式

下面結(jié)合附圖和具體實(shí)施方式對(duì)本發(fā)明作進(jìn)一步詳細(xì)的說明。附圖和具體實(shí)施方式并不限本發(fā)明要求保護(hù)的范圍。

圖1和圖2原料油介質(zhì)經(jīng)人字板上方和下方進(jìn)入分餾塔圖，其中1-分餾塔，2-外甩油漿出口，3-催化裂化反應(yīng)產(chǎn)物入口，4-人字板，5-原料油介質(zhì)入口，6-回?zé)捰蜐{出口，7-油漿上返塔入口，8-油漿下返塔入口。

主要原料及來源

hdo-70新鮮催化劑和hdc-200催化劑，蘭州石化公司催化劑廠生產(chǎn)。

原料油取自蘭州石化公司300萬噸/年催化裂化裝置的原料油(性質(zhì)見表1)，以下簡(jiǎn)稱300萬催料，減壓蠟油與減壓渣油混合質(zhì)量比例為(6:4)。

表1原料油的性質(zhì)

反應(yīng)油氣經(jīng)換熱后進(jìn)入分餾塔底部，輕質(zhì)組分經(jīng)人字板后蒸餾得到輕質(zhì)組分，油漿經(jīng)循環(huán)油漿泵抽出和換熱，一部分油漿作為回?zé)捰蜐{進(jìn)入提升管，一部分油漿由外甩油漿泵抽出，一部分油漿分別進(jìn)入人字板上下部返回分餾塔；經(jīng)過換熱的催化裂化原料油介質(zhì)自分餾塔側(cè)壁的人字板垂直高度附近的位置引入，所述的在分餾塔側(cè)壁的人字板垂直高度附近的位置為在人字板和反應(yīng)油氣進(jìn)口位置之間的分餾塔側(cè)壁，或人字板和回?zé)捰统隹谖恢弥g的分餾塔側(cè)壁。

實(shí)施例1

參照?qǐng)D1，300萬催料在蘭州300萬噸/年催化裂化裝置與再生催化劑接觸反應(yīng)，催化劑為hdo-70新鮮催化劑，在反應(yīng)溫度500℃、劑油比6、反應(yīng)時(shí)間1.9s條件下，反應(yīng)后進(jìn)入氣固沉降分離器和分餾塔1底部；具體反應(yīng)條件和結(jié)果見表2。介質(zhì)為減壓蠟油，原料油介質(zhì)進(jìn)入分餾塔流量與反應(yīng)油氣質(zhì)量比例為1:20。反應(yīng)轉(zhuǎn)化率為74.26％，油漿密度為1.01g/cm³，分餾塔塔底液位為35。

實(shí)施例2

參照?qǐng)D2，300萬催料在呼和浩特260萬噸/年mip型催化裂化裝置與再生催化劑接觸反應(yīng)，催化劑為hdc-200新鮮催化劑，在反應(yīng)溫度490℃、劑油比5.8、第一反應(yīng)區(qū)時(shí)間1.0s/第二反應(yīng)區(qū)時(shí)間3.5s條件下，反應(yīng)后進(jìn)入氣固沉降分離器和分餾塔1底部；具體反應(yīng)條件和結(jié)果見表2。介質(zhì)為300萬催料，介質(zhì)進(jìn)入分餾塔流量與反應(yīng)油氣2質(zhì)量比例為1:5。反應(yīng)轉(zhuǎn)化率為72.87％，油 漿密度為1.08g/cm³，分餾塔塔底液位為38。

實(shí)施例3

參照?qǐng)D2，300萬催料在呼和浩特260萬噸/年mip型催化裂化裝置與再生催化劑接觸反應(yīng)，催化劑為hdc-200新鮮催化劑，在反應(yīng)溫度520℃、劑油比5.5、第一反應(yīng)區(qū)時(shí)間1.0s/第二反應(yīng)區(qū)時(shí)間3.5s條件下，反應(yīng)后進(jìn)入氣固沉降分離器和分餾塔1底部；具體反應(yīng)條件和結(jié)果見表2。介質(zhì)為300萬催料，介質(zhì)進(jìn)入分餾塔流量與反應(yīng)油氣2質(zhì)量比例為1:13。反應(yīng)轉(zhuǎn)化率為69.17％，油漿密度為1.05g/cm³，分餾塔塔底液位為42。

實(shí)施例4

參照?qǐng)D2，300萬催料在呼和浩特260萬噸/年mip型催化裂化裝置與再生催化劑接觸反應(yīng)，催化劑為hdo-70新鮮催化劑，在反應(yīng)溫度510℃、劑油比7.2、第一反應(yīng)區(qū)時(shí)間1.0s/第二反應(yīng)區(qū)時(shí)間3.5s條件下，反應(yīng)后進(jìn)入氣固沉降分離器和分餾塔1底部；具體反應(yīng)條件和結(jié)果見表2。介質(zhì)為300萬催料，介質(zhì)進(jìn)入分餾塔流量與反應(yīng)油氣2質(zhì)量比例為1:32。反應(yīng)轉(zhuǎn)化率為75.97％，油漿密度為1.05g/cm³，分餾塔塔底液位為45。

實(shí)施例5

參照?qǐng)D2，300萬催料在呼和浩特260萬噸/年mip型催化裂化裝置與再生催化劑接觸反應(yīng)，催化劑為hdc-200新鮮催化劑，在反應(yīng)溫度515℃、劑油比8.1、第一反應(yīng)區(qū)時(shí)間1.0s/第二反應(yīng)區(qū)時(shí)間3.5s條件下，反應(yīng)后進(jìn)入氣固沉降分離器和分餾塔1底部；具體反應(yīng)條件和結(jié)果見表2。介質(zhì)為300萬催料，介質(zhì)進(jìn)入分餾塔流量與反應(yīng)油氣2質(zhì)量比例為1:100。反應(yīng)轉(zhuǎn)化率為83.37％，油漿密度為1.05g/cm³，分餾塔塔底液位為46。

實(shí)施例6

參照?qǐng)D2，300萬催料在大慶石化100萬噸/年mip型催化裂化裝置與再生催化劑接觸反應(yīng)，催化劑為hdo-70新鮮催化劑，在反應(yīng)溫度500℃、劑油比6.5、第一反應(yīng)區(qū)時(shí)間1.0s/第二反應(yīng)區(qū)時(shí)間3.5s條件下，反應(yīng)后進(jìn)入氣固沉降分離器和分餾塔1底部；具體反應(yīng)條件和結(jié)果見表2。介質(zhì)為300萬催料，介質(zhì)進(jìn)入分餾塔流量與反應(yīng)油氣2質(zhì)量比例為1:55。反應(yīng)轉(zhuǎn)化率為78.57％，油漿密度為1.05g/cm³，分餾塔塔底液位為40。

對(duì)比例1

參照?qǐng)D2，300萬催料在大慶石化100萬噸/年mip型催化裂化裝置與再生催化劑接觸反應(yīng)，催化劑為hdc-200新鮮催化劑，在反應(yīng)溫度500℃、劑油比8.1、第一反應(yīng)區(qū)時(shí)間1.0s/第二反應(yīng)區(qū)時(shí)間3.5s條件下，反應(yīng)后進(jìn)入氣固沉降分離器和分餾塔1底部；具體反應(yīng)條件和結(jié)果見表2。未引入介質(zhì)進(jìn)入分餾塔，分餾塔塔底液位為25。

由表2可知，對(duì)比例1中，催化裂化在高反應(yīng)苛刻度時(shí)，重油收率較低，因此分餾塔塔底液位高度也較低，重油固含量和密度也較大，因此特別容易在分餾塔塔底部生成焦炭，影響裝置的長(zhǎng)周期運(yùn)行，而實(shí)施例1～6，采用本發(fā)明所述的方法，在分餾塔中加入催化裂化原料油介質(zhì)，重油密度和固含量明顯降低，且改善了產(chǎn)品收率，焦炭選擇性明顯降低，總液收收率相當(dāng)。

表2反應(yīng)條件和反應(yīng)結(jié)果