專利名稱：一種增產丙烯并改善汽油性質的催化裂化方法和裝置的制作方法
技術領域：
本發(fā)明屬于石油烴催化裂化領域，提供了一種增產低碳烯烴的工藝和反應器。
背景技術：
低碳烯烴如乙烯、丙烯作為用途廣泛的石油化工基礎原料，一般的催化裂化裝置 只有提升管反應器，丙烯產率在10wt%以下。常規(guī)催化裂化裝置的餾分丁烯、輕汽油等，在 小型固定流化床層試驗裝置上具有高的丙烯、乙烯轉化率，但缺少與其工藝條件相結合的 催化裂化工藝，難以達到高低碳烯烴收率?，F(xiàn)有的催化裂化工藝附帶新反應器的工藝多用 于汽油改質的目的，本工藝是一種增產丙烯并提高汽油性質的催化裂化工藝。CN1760342A公開了用兩個提升管反應器實現(xiàn)三段反應的催化裂化方法，原料油在 第一反應器內進行催化裂化反應；回煉油、油漿等循環(huán)油餓汽油共用第二反應器，汽油在下 部進入反應器，先與再生催化劑接觸，在550°C左右的溫度下反應；循環(huán)油在上部較低的接 觸溫度條件下裂化。該方法可減少干氣和焦炭產率，改善汽油性質，并使部分汽油轉化為丙 烯等低碳烯烴。CN1490383A公開了一種生產優(yōu)質汽油并增產輕產品和丙烯的催化轉化方法，該 方法針對反應條件要求不同的原料油和回煉油提供了一種串并聯(lián)結構的反應器，原料油注 入第一提升管下部，而回煉油和回煉油漿注入第二提升管預提升段的上部，反應物在兩個 提升管中分別與再生催化劑接觸進行裂化反應，并分別進入催化轉化段，之后兩支提升管 中的油氣、催化劑匯合或分別進入沉降器進行液固分離，該方法可以使輕產品(液化氣、汽 油、柴油)收率提高0-3個百分點，并可以降低汽油產品中的烯烴含量。CN1624082A公開了一種C4烴類催化轉化方法，將催化汽油改質輔助反應器的預 提升段或者重油催化裂化的預提升段作為C4烴類催化轉化反應器，或者是在催化汽油改 質輔助反應器錢單獨設立一個C4烴類催化轉化反應器，C4烴類從底部進入后，與高溫催化 劑在一定溫度下接觸、混合和催化轉化反應，生成一部分芳烴和乙烯、丙烯；反應產物和催 化劑進入催化汽油改質反應器或者重油裂化主提升管反應器，該方法可以增產芳烴、乙烯 和丙烯，并能減低干氣產率。CN1912065A公開了一種增產丙烯催化轉化方法，采用雙提升管反應系統(tǒng)，將原料 油注入主提升管內，與熱的催化劑接觸進行催化裂化反應，將分離出丙烯后的液化氣產物 注入輔助提升管內與熱催化劑接觸，在輔助提升管中的兩個反應區(qū)內依次進行疊合反應和 催化裂化及烷烴脫氫反應，該方法在不增加液化氣產率的前提下提高丙烯收率。CN1473909A公開了一種輕烯烴轉化為輕質油的催化轉化方法，采用共用一個再生 器的雙提升管流化催化裂化裝置，主提升管進行常規(guī)催化裂化反應，輔助提升管進行輕烯 烴催化轉化反應。將富含輕烯烴的汽提引入輔助提升管反應器的底部，與催化劑接觸并沿 輔助提升管上行進行催化轉化反應。以丁烯、輕汽油等輕烴原料生產丙烯，需要高溫、大劑油比、低空速的反應條件，上 述的發(fā)明工藝由于反應器和工藝的限制很難達到理想的轉化條件，丙烯很難達到高轉化率。

發(fā)明內容
本發(fā)明的目的是提供一種重油催化轉化生產輕質烴油，并顯著增產丙烯、改善汽 油產品性質的催化轉化方法。本發(fā)明的另一個目的是提供一種實現(xiàn)上述目的反應-再生系統(tǒng)。本發(fā)明提供的增產丙烯并改善汽油性質的催化裂化方法，包括(1)將重油原料引入提升管反應器一段反應區(qū)12的底部，再生劑由提升管底部20 進入經過預提升段13后與重油原料混合，向上運動的過程中在催化裂化條件下進行反應；(2)輕烴原料從底部進入床層反應器41，與上部進入床層反應器41的另一路再生 劑逆流接觸進行反應，反應后的催化劑向下運動，經汽提后進入提升管反應器二段反應區(qū) 11底部，與提升管內部的油氣和催化劑混合向上運動，同時進行催化裂化反應；(3)提升管反應器出口 32的油氣和催化劑分離，分離后的待生催化劑經汽提、再 生后重復利用，分離后的反應油氣引入后續(xù)分離系統(tǒng)進一步分離為液化氣、汽油和柴油等
女口
廣 PFt ο本發(fā)明提供的方法中，所述的床層反應器頂部引出的反應油氣與催化劑分離后， 引入提升管反應器三段反應區(qū)10中，和提升管反應器中的反應油氣和催化劑混合繼續(xù)反應。本發(fā)明提供的方法中，所述的床層反應器的操作條件為反應溫度為540-700°C， 重時空速為1-20，劑油比為5-25，床層反應器的床層氣速為0. 1-1. 5m/s。所述的提升管反 應器的操作條件為反應溫度為450-580°C，劑油比為4-20。本發(fā)明提供的方法中，所述的輕質原料為汽油和/或C4混合物，輕質原料從底部 引入獨立的床層反應器，從再生器來的再生催化劑從上部引入床層反應器，和輕質原料油 逆向接觸，反應后的催化劑經汽提段汽提后通過滑閥進入提升管反應器。所述的重質原料 為原油、蠟油、渣油或回煉油，由底部進入提升管反應器與催化劑接觸裂化反應。本發(fā)明提供的方法中，所述的提升管反應器從下到上分為一段反應區(qū)、二段反應 區(qū)，在一段反應區(qū)中，提升管底部引入的重質原料和由再生器來的再生催化劑混合進行催 化裂化反應；在二段反應區(qū)內，一段反應區(qū)內的反應油氣和催化劑和由床層反應器底部引 出的催化劑混合，并進行反應；在優(yōu)選的情況下，提升管反應器還包括第三段反應區(qū)，在第 三段反應區(qū)中，二段反應區(qū)中的反應油氣和來自床層反應器的反應油氣混合，進行反應。反 應完成后的反應油氣和催化劑由提升管反應器出口排出，由沉降設備進行油氣分離，分離 以后的反應油氣引入后續(xù)分離系統(tǒng)進行分離；分離出的待生催化劑到汽提器中經水蒸汽汽 提后引入再生器進行燒焦再生，恢復活性。本發(fā)明提供的方法中，所述的催化劑可以是活性組分選自含或不含稀土的Y或HY 型沸石、含或不含稀土的超穩(wěn)Y型沸石、ZSM-5系列沸石或具有五元環(huán)結構的高硅沸石、β 沸石中的一種或幾種的催化劑，也可以是無定型硅鋁催化劑?？偠灾景l(fā)明提供的方法 適應于所有用于催化裂化和流化催化裂解的催化劑。本發(fā)明提供的方法中，所述的待生催化劑與含氧介質接觸反應，燒掉待生催化劑 上全部或絕大部分焦炭，使得該催化劑的活性得以恢復。該催化劑上也可存在部分未完全燒掉的焦炭，待生催化劑上的帶碳量沒有限制，只要再生催化劑能有適當?shù)幕钚?。催化劑的再生可以是各種的再生器形式，如單段流化床富氧再生、單段流化床貧 氧再生、快速床+流化床貧氧再生或富氧再生、兩段流化床再生等本領域技術人員熟悉的 再生工藝方法和設備。所述的再生器的催化劑再生條件為溫度600 800°C，壓力0. 1 0. 6MPa (絕對 壓力)，停留時間60 720秒。本發(fā)明提供的雙反應器的反應再生系統(tǒng)包括提升管反應器、床層反應器、沉降器、 汽提器、再生器和氣固分離設備，所述的再生器下部分別通過再生催化劑管線、再生滑閥和 提升管反應器及床層反應器相連通，床層反應器下部通過催化劑管線和提升管反應器二段 反應區(qū)底部聯(lián)通，提升管反應器出口連接沉降器、汽提器，汽提器下部通過待生催化劑管線 聯(lián)通再生器，沉降器上部的油氣管線和后續(xù)的分離系統(tǒng)連接。優(yōu)選的，所述的床層反應器上 部的油氣管線連接到提升管反應器三段反應區(qū)底部。本發(fā)明提供的方法的有益效果為本發(fā)明提供的方法在不影響催化裂化裝置裂化重質原料生產輕質產品的情況 下，有效提高低碳烯烴收率，將丁烯、輕汽油轉化為丙烯和乙烯。由實施例可見，重質烴油 常規(guī)催化裂化轉化為輕質產品后，其液化氣產率為16.79wt%，丙烯產率為5.00wt%。本 發(fā)明提供的提升管反應器含有三段反應區(qū)的方法，液化氣產率提高了 11. 9-15. 3個百分 點，丙烯產率提高了 6. 5-10. 2個百分點。經過床層反應器反應后的催化劑溫度降低，進 入提升管后可以實現(xiàn)低溫大劑油比操作，由實施例可見，與常規(guī)催化裂化方法相比，可以 增產丙烯10個百分點，產品中汽油的烯烴體積含量降低了 21. 4個百分點，硫含量降低了 42.7% _53.8%，研究法辛烷值提高了 3-5個單位，汽油的性質明顯改善。


附圖1為提升管反應器包含兩段反應區(qū)的增產丙烯并提高汽油性質的催化裂化 方法流程圖；附圖2為提升管反應器包含三段反應區(qū)的增產丙烯并提高汽油性質的催化裂化 方法流程圖。附圖中各編號說明如下10-提升管三段反應區(qū)；11-提升管二段反應區(qū)；12-提升管一段反應區(qū)；13-預提 升段；20-提升管反應器底部；21-原料油管線；22-輕汽油、丙烯進料管線；23-汽提水蒸 汽管線；24-再生器主風分布管線；30-汽提段；31-沉降器；32-提升管出口 ；34-旋風分離 器；35-集氣室；36-油氣管線；37-待生斜管；38-待生滑閥；39-提升管三段反應區(qū)底部； 40-床層反應器反應油氣轉移管線；41-床層反應器；43-床層反應器待生斜管；44-床層 反應器待生滑閥；45-提升管二段反應區(qū)底部；46-去床層反應器再生斜管；47-再生滑閥； 49-再生斜管；50-再生滑閥；51-再生器；55-床層反應器汽提段；56-汽提水蒸氣管線。
具體實施例方式下面結合附圖對本發(fā)明所提供的方法予以進一步的說明。本發(fā)明提供的提升管反應器包含兩段反應區(qū)的增產丙烯并提高汽油性質的催化裂化方法如附圖1所示，預提升水蒸氣由提升管底部20進入提升管預提升段13，熱的再生 催化劑經再生斜管49、再生滑閥50進入預提升段，由預提升水蒸氣對催化劑進行預提升， 預熱后的原料油和霧化水蒸氣經原料油管線21進入提升管一段反應區(qū)12，與熱的催化劑 混合接觸后向上運動，并在催化裂化反應條件下在提升管一段反應區(qū)發(fā)生裂化反應，繼續(xù) 向上運動到提升管二段反應區(qū)11，床層反應器41反應后的催化劑經待生斜管43、滑閥44 由二段反應區(qū)底部45進入提升管反應器，油氣和催化劑與來自床層反應器41反應后的催 化劑混合，油氣繼續(xù)發(fā)生反應，反應后的生焦催化劑和油氣經提升管出口 32進入沉降器 31,生焦催化劑在汽提段30經汽提水蒸氣脫除油氣后經待生斜管37進入再生器51，進行燒 焦恢復活性，反應油氣經旋風分離器34分離催化劑后進入油氣轉移管線36進入分餾塔進 行分離。再生器經過燒焦再生的催化劑除一路進入上述的提升管反應器外，另一路進入床 層反應器41。預熱后的輕汽油、丙烯和霧化水蒸氣經管線22進入床層反應器41與經再生 斜管46、滑閥47由床層反應器上部引入的催化劑逆流接觸，并發(fā)生裂解反應，反應后的油 氣引出反應器。本發(fā)明提供的提升管反應器包含三段反應區(qū)的增產丙烯并提高汽油性質的催化 裂化方法如附圖2所示，(2)再生器經過燒焦再生的催化劑除一路進入上述的提升管反應 器外，另一路進入床層反應器41。預熱后的輕汽油、丙烯和霧化水蒸氣經管線22進入床層 反應器41與經再生斜管46、滑閥47由床層反應器上部引入的催化劑逆流接觸，并發(fā)生裂解 反應，反應后的油氣向上運動出床層反應器41經管線40進入提升管反應器三段反應區(qū)10。 反應后生焦的催化劑向下運動，部分催化劑經床層反應器擴徑段沉降后也一起向下運動， 在汽提段55經過水蒸氣汽提后，經過待生斜管43、待生滑閥44進入提升管反應二區(qū)11。床層反應器41上部出口引出的反應油氣與二段反應區(qū)向上運動的油氣和催化劑 混合，在提升管三段反應區(qū)10繼續(xù)向上運動并反應，反應后的生焦催化劑和油氣經提升管 出口 32進入沉降器31，生焦催化劑在汽提段30經汽提水蒸氣脫除油氣后經待生斜管37進 入再生器51，進行燒焦恢復活性，反應油氣經旋風分離器34分離催化劑后進入油氣轉移管 線36進入分餾塔進行分離。下面的實施例將對本發(fā)明予以進一步的說明，但并非因此而限制本發(fā)明。實施例、 對比例中所用的原料和催化劑的性質列于表1和表2中。催化劑由中國石化齊魯石化催化 劑廠生產。對比例對比例說明常規(guī)的催化裂化方法轉化重質烴油生產輕質產品的方法和效果。反應裝置為等直徑提升管的中型催化裂化裝置，反應再生系統(tǒng)的提升管總長度為 6米，提升管內徑為21mm，催化劑為活性組分為Y型沸石的常規(guī)催化裂化催化劑MLC-500，重 質烴油原料為大慶原油，性質見表2。預提升水蒸氣由提升管底部進入提升管預提升段，熱 的再生催化劑經再生斜管、再生滑閥進入預提升段，由預提升水蒸氣對催化劑進行預提升， 預熱后的原料油和霧化水蒸氣經原料油管線進入提升管，與熱的催化劑混合接觸后向上運 動，并發(fā)生裂化反應，反應后的生焦催化劑和油氣經提升管出口進入沉降器，生焦催化劑在 汽提段經汽提水蒸氣脫除油氣后經待生斜管進入再生器，經燒焦恢復活性后循環(huán)使用，反 應油氣經旋風分離器分離催化劑后進入分餾塔進行分離。
主要操作條件和產品分布列于表4、表5，產品汽油的性質列于表6。由表5、表6 數(shù)據(jù)可知，液化氣產率為16. 79wt%，丙烯產率為5. OOwt%，汽油烯烴體積含量為51. 6%， 硫含量為438ug/g，研究法辛烷值為90. 4。實施例1實施例1說明本發(fā)明提供的包含兩段提升管反應區(qū)加床層反應器的增產丙烯并 提高汽油性質的催化裂化方法的效果。試驗裝置為中型催化裂化裝置，主提升管總長度為8米，提升管一段反應區(qū)的內 徑為18mm、二段反應區(qū)內徑為21mm ；提升管一段反應區(qū)、二段反應區(qū)的高度分別為2. 0m、 6.0m。床層反應器的內徑為60mm，高度為2000mm。采用了活性組分為Y的常規(guī)催化裂化催 化劑MLC-500進行烴油的催化轉化過程。反應流程如附圖1所示，主要操作條件和產品分 布列于表4、表5，產品汽油的性質列于表6。由表5、表6可見，液化氣產率為28. 73wt%，丙烯產率為13. 5wt%，汽油烯烴體積 含量為30. 7%，硫含量為251ug/g，研究法辛烷值為93. 2。實施例2實施例2說明本發(fā)明提供的包含三段反應區(qū)的增產丙烯并提高汽油性質的催化 裂化方法的效果。試驗裝置為中型催化裂化裝置，主提升管總長度為8米，提升管一段反應區(qū)、二段 反應區(qū)內徑為18mm，提升管三段反應區(qū)內徑為21mm;提升管一段反應區(qū)、二段反應區(qū)、三段 反應區(qū)的高度分別為2. 0m、4. 0、2. Om。床層反應器的內徑為60mm，高度為2000mm。采用了 同時Y型沸石和ZSM-5沸石的催化裂化催化劑CRP-I進行烴油的催化轉化過程。反應流程 如附圖2所示，重質原料引入提升管進行反應，輕質原料引入床層反應器進行反應，催化劑 性質、重質原料性質和輕質原料性質分別見表1、表2和表3。主要操作條件和產品分布列 于表4、表5，產品汽油的性質列于表6。由表5、表6可見，液化氣產率為30. 67wt%，丙烯產率為14. 75wt%，汽油烯烴體積 含量為30. 2%，硫含量為207ug/g，研究法辛烷值為94. 5。實施例3實施例3說明本發(fā)明提供的包含三段反應區(qū)的增產丙烯并提高汽油性質的催化 裂化方法的效果。試驗裝置為中型催化裂化裝置，主提升管和床層反應器的結構同實施例2。催化劑 同實施例2。反應流程如附圖2所示，主要操作條件和產品分布列于表4、表5，產品汽油的 性質列于表6。由表5、表6可見，液化氣產率為32. 16wt%，丙烯產率為15. 2wt%，汽油烯烴體積 含量為30. 2%，硫含量為202ug/g，研究法辛烷值為94. 8。表1催化劑性質
權利要求
1.本發(fā)明提供的增產丙烯并改善汽油性質的催化裂化方法，其特征在于包括(1)將 重油原料引入提升管反應器一段反應區(qū)(1 的底部，再生劑由提升管底部00)進入經過 預提升段(π)后與重油原料混合，向上運動的過程中在催化裂化條件下進行反應；(2)輕 烴原料從底部進入床層反應器Gl)，與上部進入床層反應器的另一路再生劑逆流接觸進行 反應，反應后的催化劑向下運動，經汽提后進入提升管反應器二段反應區(qū)(11)底部，與提 升管內部的油氣和催化劑混合向上運動，同時進行催化裂化反應；C3)提升管反應器出口 (32)的油氣和催化劑分離，分離后的待生催化劑經汽提、再生后重復利用，分離后的反應油 氣引入后續(xù)分離系統(tǒng)進一步分離為液化氣、汽油和柴油等產品。
2.按照權利要求1的方法，其特征在于所述的床層反應器Gl)頂部引出的反應油氣與 催化劑分離后，引入提升管反應器三段反應區(qū)(10)底部，和提升管中的反應油氣和催化劑 混合繼續(xù)反應。
3.按照權利要求1或2的方法，其特征在于所述的床層反應器的操作條件為反應溫 度為540-700°C，重時空速為1-20，劑油比為5_25，床層反應器的床層氣速為0. 1-1. 5m/s ； 所述的提升管反應器的操作條件為反應溫度為450-580°C，劑油比為4-20。
4.按照權利要求1或2的方法，其特征在于所述的輕質原料為汽油和/或C4混合物； 所述的重質原料為原油、蠟油、渣油或回煉油。
5.實現(xiàn)權利要求1或2的方法的雙反應器反應再生系統(tǒng)，其特征在于包括提升管反應 器、床層反應器、沉降器、汽提器、再生器和氣固分離設備，所述的再生器下部分別通過再生 催化劑管線、再生滑閥和提升管反應器及床層反應器相連通，床層反應器下部通過催化劑 管線和提升管反應器二段反應區(qū)底部聯(lián)通，提升管反應器出口連接沉降器、汽提器，汽提器 下部通過待生催化劑管線聯(lián)通再生器，沉降器上部的油氣管線和后續(xù)的分離系統(tǒng)連接。
6.按照權利要求5的雙反應器反應系統(tǒng)，其特征在于所述的床層反應器上部的油氣管 線連接到提升管反應器三段反應區(qū)底部。
全文摘要
本發(fā)明提供的增產丙烯并改善汽油性質的催化裂化方法和裝置，包括(1)將重油原料引入提升管反應器第一反應區(qū)與再生劑混合接觸在催化裂化條件下進行反應；(2)輕烴原料從底部進入床層反應器，與上部進入床層反應器的另一路再生劑逆流接觸進行反應，反應后的催化劑經汽提后進入提升管反應器第二反應區(qū)，與提升管內部的油氣和催化劑混合接觸反應；反應后的油氣和催化劑分離，分離后的催化劑經汽提、再生后重復利用，分離后的反應油氣進一步分離為液化氣、汽油和柴油等產品。本發(fā)明提供的方法可以提高催化裂化裝置低碳烯烴收率，將丁烯、輕汽油轉化為丙烯和乙烯，同時不影響裝置采用其他重質原料，同時汽油的性質明顯改善。
文檔編號C10G11/18GK102086402SQ200910250060
公開日2011年6月8日 申請日期2009年12月3日 優(yōu)先權日2009年12月3日
發(fā)明者于敬川, 朱根權, 毛安國 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司石油化工科學研究院