專利名稱：一種雙提升管催化裂化方法及其裝置的制作方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及石油烴的催化轉(zhuǎn)化工藝，特別是涉及一種雙提升管催化裂化方法及其
直O(jiān)
背景技術(shù)：
降低催化裂化干氣和焦炭產(chǎn)率，提高總液體產(chǎn)品收率對(duì)提高催化裂化裝置的經(jīng)濟(jì)效益具有重要的作用。研究表明，干氣作為熱裂化反應(yīng)的主要產(chǎn)物，其產(chǎn)率與反應(yīng)溫度密切相關(guān)。在提升管底部，由于再生催化劑溫度較高，原料油與催化劑接觸瞬間因傳熱不均，存在局部過(guò)熱的現(xiàn)象。過(guò)高的溫度促使熱裂化反應(yīng)加劇，產(chǎn)生較多的干氣和焦炭。因此，降低再生催化劑的溫度是降低干氣和焦炭產(chǎn)率的有效方法，對(duì)改善提升管反應(yīng)器催化裂化反應(yīng)的產(chǎn)品分布具有重要作用。近年來(lái)，隨著環(huán)保要求的不斷提高，國(guó)內(nèi)外均頒發(fā)了日益嚴(yán)格的汽油質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)，汽油中的烯烴含量、硫含量等質(zhì)量指標(biāo)不斷降低。為應(yīng)對(duì)這一現(xiàn)狀，國(guó)內(nèi)外多套催化裂化裝置采用了雙提升管催化裂化工藝對(duì)催化汽油進(jìn)行改質(zhì)。對(duì)汽油單獨(dú)進(jìn)行改質(zhì)勢(shì)必增加干氣和焦炭產(chǎn)率，降低總液體收率。為克服這一矛盾，國(guó)內(nèi)外研究機(jī)構(gòu)相繼開(kāi)發(fā)了基于雙提升管催化裂化工藝的降低干氣和焦炭產(chǎn)率的新技術(shù)。美國(guó)專利US6，287, 522公開(kāi)了一種雙提升管催化裂化裝置，其是將由大部分來(lái)自輕烴提升管反應(yīng)器的未經(jīng)汽提的待生催化劑和少量來(lái)自重油提升管反應(yīng)器的未經(jīng)汽提的待生催化劑組成的混合待生催化劑送至重油提升管反應(yīng)器的底部，與來(lái)自再生器的高溫再生催化劑混合，混合后的催化劑在重油提升管反應(yīng)器內(nèi)上行與重油提升管反應(yīng)器進(jìn)料接觸反應(yīng)。該技術(shù)降低了重油提升管的油劑接觸溫度并提高其劑油比，可減少重油提升管反的熱裂化反應(yīng)并促進(jìn)催化裂化反應(yīng)，改善產(chǎn)品分布。與之相似的是中國(guó)專利CN1710029A，該技術(shù)也是利用一種雙提升管催化裂化裝置，將經(jīng)過(guò)汽提的輕烴提升管待生催化劑與重油提升管再生催化劑在催化劑混合器內(nèi)混合，混合后的催化劑進(jìn)入重油提升管反應(yīng)器與重油原料接觸反應(yīng)。該技術(shù)也顯著降低了重油提升管的油劑接觸溫度并提高其劑油比，這種方式充分利用了輕烴提升管待生催化劑較低的溫度和較高的剩余活性，具有重油提升管催化劑整體活性高，調(diào)節(jié)靈活等優(yōu)勢(shì)。但美國(guó)專利US6，287, 522和中國(guó)專利CN1710029A均屬于利用雙提升管催化裂化裝置的獨(dú)特性對(duì)重油提升管操作進(jìn)行優(yōu)化的技術(shù)，但都未對(duì)輕烴提升管的操作采取任何優(yōu)化措施，降低干氣和焦炭產(chǎn)率的幅度較為有限。中國(guó)專利CN1978596A公開(kāi)了一種重油催化裂化與汽油改質(zhì)的互控方法和裝置， 該技術(shù)除通過(guò)混合的方法利用溫度較低的輕烴提升管待生催化劑對(duì)進(jìn)入重油提升管的再生催化劑進(jìn)行適當(dāng)冷卻外，還設(shè)置了催化劑冷卻器采用水、蒸汽或其它油品單獨(dú)對(duì)進(jìn)入輕烴提升管的再生催化劑進(jìn)行冷卻，以降低輕烴提升管的油劑接觸溫度，實(shí)現(xiàn)進(jìn)一步降低干氣和焦炭產(chǎn)率的目的。但該技術(shù)仍然只適用于雙提升管催化裂化裝置；并且，采用水、蒸汽或除輕烴提升管原料以外的其它油品對(duì)輕烴提升管再生催化劑進(jìn)行冷卻時(shí)會(huì)影響裝置的熱平衡，對(duì)于富余熱量較少的雙提升管催化裂化裝置來(lái)說(shuō)不太適用。
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綜合上述分析，可以看出現(xiàn)有的幾種降低雙提升管催化裂化裝置干氣和焦炭產(chǎn)率的技術(shù)均存在著一定的局限性。其一是某些雙提升管催化裂化工藝技術(shù)只針對(duì)重油提升管反應(yīng)器的操作進(jìn)行了優(yōu)化，而未對(duì)輕烴提升管的操作采取任何優(yōu)化措施，降低干氣和焦炭產(chǎn)率的幅度較為有限；其二是某些技術(shù)因?qū)ρb置熱平衡造成影響而只適用于富余熱量充足的雙提升管催化裂化裝置。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明所要解決的主要技術(shù)問(wèn)題在于克服上述幾種現(xiàn)有降低雙提升管催化裂化裝置干氣和焦炭產(chǎn)率技術(shù)所存在的降低干氣和焦炭產(chǎn)率的幅度較小或局限性較強(qiáng)的問(wèn)題， 提供一種適用范圍較廣并能更加有效的降低干氣和焦炭產(chǎn)率的雙提升管催化裂化方法及其裝置。本發(fā)明提供一種雙提升管催化裂化方法，其特征是再生器內(nèi)的再生催化劑分成兩部分，一部分進(jìn)入催化劑混合器，另一部分進(jìn)入催化劑冷卻器，進(jìn)入催化劑冷卻器的再生催化劑與輕烴原料油進(jìn)行換熱，換熱冷卻后的再生催化劑進(jìn)入輕烴提升管反應(yīng)器與換熱升溫的輕烴原料油接觸進(jìn)行反應(yīng)，反應(yīng)結(jié)束后，輕烴提升管反應(yīng)生成油氣與輕烴提升管待生催化劑經(jīng)輕烴提升管沉降器進(jìn)行分離，分離后的輕烴提升管待生催化劑在輕烴提升管沉降器汽提段進(jìn)行汽提，部分或全部經(jīng)汽提的輕烴提升管待生催化劑進(jìn)入催化劑混合器，剩余的經(jīng)汽提的輕烴提升管待生催化劑進(jìn)入再生器進(jìn)行燒焦再生，進(jìn)入催化劑混合器的輕烴提升管待生催化劑與進(jìn)入催化劑混合器的再生催化劑混合后進(jìn)入重油提升管反應(yīng)器與重質(zhì)原料油接觸進(jìn)行反應(yīng)，反應(yīng)結(jié)束后，重油提升管待生催化劑與重油提升管反應(yīng)生成油氣經(jīng)重油提升管沉降器進(jìn)行分離，分離后的重油提升管待生催化劑進(jìn)重油提升管沉降器汽提段進(jìn)行汽提，汽提后進(jìn)入再生器進(jìn)行燒焦再生，再生器內(nèi)的再生催化劑循環(huán)使用，重油提升管反應(yīng)生成油氣與輕烴提升管反應(yīng)生成油氣分別或單獨(dú)進(jìn)入分餾系統(tǒng)進(jìn)行分餾。本發(fā)明雙提升管催化裂化方法的進(jìn)一步特征在于重油提升管反應(yīng)器的反應(yīng)條件為反應(yīng)溫度為450 550°C，反應(yīng)時(shí)間為0. 5 k (s表示時(shí)間秒)，劑油比為5 20 (重油提升管反應(yīng)器內(nèi)催化劑與重質(zhì)原料油的重量比)，反應(yīng)絕對(duì)壓力為0. 15 0. 40Mpa,催化劑活性為55 70。本發(fā)明雙提升管催化裂化方法的進(jìn)一步特征在于輕烴提升管反應(yīng)器的反應(yīng)條件為反應(yīng)溫度為350 660°C，反應(yīng)時(shí)間為1. 0 8s (s表示時(shí)間秒)，劑油比為3 45 (輕烴提升管反應(yīng)器內(nèi)催化劑與輕烴原料油的重量比)，反應(yīng)絕對(duì)壓力為0. 15 0. 40Mpa,催化劑活性為55 70。本發(fā)明雙提升管催化裂化方法的進(jìn)一步特征在于催化劑混合器的混合催化劑溫度為580 700°C，催化劑冷卻器的再生催化劑入口溫度為600 750°C，出口溫度為450 700 "C。本發(fā)明還提供一種本發(fā)明雙提升管催化裂化方法所用的裝置，包括重油提升管反應(yīng)器、重油提升管沉降器、再生器、輕烴提升管反應(yīng)器和輕烴提升管沉降器，重油提升管反應(yīng)器的頂部出口與重油提升管沉降器相連通，重油提升管沉降器的下方設(shè)有重油提升管沉降器汽提段，重油提升管沉降器汽提段下端通過(guò)重油提升管待生立管或重油提升管待生斜管與再生器相連通，輕烴提升管反應(yīng)器的頂部出口與輕烴提升管沉降器相連通，輕烴提升管沉降器的下方設(shè)有輕烴提升管沉降器汽提段，輕烴提升管沉降器汽提段的下端通過(guò)輕烴提升管待生斜管與再生器相連通，其特征在于所述雙提升管催化裂化裝置還包括催化劑混合器和催化劑冷卻器，催化劑混合器置于重油提升管反應(yīng)器下方，其頂部出口與重油提升管反應(yīng)器底部相連通，下部與再生器之間通過(guò)重油提升管再生斜管相連通，并通過(guò)待生催化劑輸送管與輕烴提升管沉降器汽提段下端相連通，催化劑冷卻器置于輕烴提升管反應(yīng)器底部，其頂部出口與輕烴提升管反應(yīng)器底部相連通，下部與再生器之間通過(guò)輕烴提升管再生斜管相連通。本發(fā)明雙提升管催化裂化裝置的進(jìn)一步特征在于催化劑混合器包括一個(gè)圓柱形筒體，圓柱形筒體的頂部與重油提升管反應(yīng)器底部之間設(shè)有圓錐過(guò)渡段，底部設(shè)有半球形封頭，半球形封頭內(nèi)設(shè)有蒸汽分布器，圓柱形筒體中心沿軸向設(shè)有催化劑導(dǎo)流管。本發(fā)明雙提升管催化裂化裝置的進(jìn)一步特征在于催化劑冷卻器包括一個(gè)圓柱形筒體，圓柱形筒體的頂部與輕烴提升管底部之間設(shè)有圓錐過(guò)渡段，底部設(shè)有半球形封頭，半球形封頭內(nèi)設(shè)有蒸汽分布器，圓柱型筒體內(nèi)設(shè)有換熱管，換熱管進(jìn)口與輕烴原料油輸送管線相連通，換熱管出口與輕烴原料油噴嘴通過(guò)管路相連通。本發(fā)明雙提升管催化裂化裝置的進(jìn)一步特征在于所述催化劑冷卻器內(nèi)的換熱管是帶肋片或不帶肋片的直管，或者是帶肋片或不帶肋片的盤(pán)管。采用本發(fā)明，具有如下的有益效果本發(fā)明充分利用了現(xiàn)有雙提升管催化裂化裝置中的輕烴提升管反應(yīng)器的待生催化劑含碳量低、活性較高的特點(diǎn)，使其與重油提升管再生催化劑經(jīng)催化劑混合器混合后一起參與重油提升管反應(yīng)器的反應(yīng)；同時(shí)，將輕烴提升管反應(yīng)器再生催化劑與輕烴原料在催化劑冷卻器進(jìn)行換熱后再相互接觸進(jìn)行反應(yīng)。在上述待生催化劑與再生催化劑混合同再生催化劑與輕烴原料換熱的過(guò)程中，整個(gè)催化裂化裝置基本未與外界發(fā)生物質(zhì)或熱量交換，熱平衡基本不受影響。因此對(duì)裝置的富余熱量沒(méi)有嚴(yán)格要求。同時(shí)，由于兩個(gè)提升管反應(yīng)器的再生催化劑均被適當(dāng)冷卻，油劑接觸溫度降低，熱裂化反應(yīng)受到抑制；此外，重油提升管劑油比適當(dāng)提高和輕烴提升管原料溫度適當(dāng)提高均有利于催化裂化反應(yīng)的進(jìn)行。因此，與常規(guī)催化裂化工藝相比，在達(dá)到基本相同的轉(zhuǎn)化率時(shí)， 干氣產(chǎn)率降低0. 1 2. 0重量％，焦炭產(chǎn)率降低0. 1 1. 0重量％，總液體收率提高0. 2 3.0%。另外本發(fā)明還具有形式簡(jiǎn)單，操作簡(jiǎn)便，適用性強(qiáng)，效果顯著等特點(diǎn)。下面結(jié)合附圖具體實(shí)施方式
、對(duì)比例和實(shí)施例對(duì)本發(fā)明作進(jìn)一步詳細(xì)的說(shuō)明。但并不限制本發(fā)明要求保護(hù)的范圍。附圖及


圖1是本發(fā)明的一種雙提升管催化裂化裝置的示意圖。圖2是本發(fā)明的另一種雙提升管催化裂化裝置的示意圖。圖中1-輕烴原料油，2-催化劑冷卻器，3-輕烴原料油噴嘴，4-輕烴提升管待生斜管，5-輕烴提升管反應(yīng)器，6-輕烴提升管沉降器汽提段，7-輕烴提升管沉降器，8-輕烴提升管反應(yīng)生成油氣，9-重油提升管反應(yīng)生成油氣，10-重油提升管沉降器，11-重油提升管反應(yīng)器，12-重油提升管沉降器汽提段，13-再生器，
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14-重油提升管待生立管，15-重質(zhì)原料油噴嘴，16-重質(zhì)原料油，17-催化劑混合器，18-待生催化劑輸送管，19-重油提升管再生斜管，20-輕烴提升管再生斜管，21-重油提升管待生斜管。
具體實(shí)施例方式如圖1所示本發(fā)明的一種雙提升管催化裂化裝置，該圖中重油提升管沉降器10與再生器13同軸布置，設(shè)有重油提升管反應(yīng)器11、重油提升管沉降器10、再生器13、輕烴提升管反應(yīng)器5和輕烴提升管沉降器7。重油提升管反應(yīng)器11的頂部出口與重油提升管沉降器 10相連通，重油提升管沉降器10的下方設(shè)有重油提升管沉降器汽提段12，重油提升管沉降器汽提段12下端通過(guò)重油提升管待生立管14與再生器13相連通。輕烴提升管反應(yīng)器5 的頂部出口與輕烴提升管沉降器7相連通，輕烴提升管沉降器7的下方設(shè)有輕烴提升管沉降器汽提段6，輕烴提升管沉降器汽提段6的下端通過(guò)輕烴提升管待生斜管4與再生器13 相連通。在重油提升管反應(yīng)器11下方設(shè)有催化劑混合器17。催化劑混合器17的頂部出口與重油提升管反應(yīng)器11底部相連通，下部通過(guò)重油提升管再生斜管19與再生器13相連通，并通過(guò)待生催化劑輸送管18與輕烴提升管沉降器汽提段6下端相連通。在輕烴提升管反應(yīng)器5下方設(shè)有催化劑冷卻器2。催化劑冷卻器2的頂部出口與輕烴提升管反應(yīng)器5底部相連通，下部通過(guò)輕烴提升管再生斜管20與再生器13相連通。催化劑混合器17包括一個(gè)圓柱形筒體，圓柱形筒體的頂部與重油提升管11底部之間設(shè)有圓錐過(guò)渡段，底部設(shè)有半球形封頭，半球形封頭內(nèi)設(shè)有蒸汽分布器，圓柱形筒體中心沿軸向設(shè)有催化劑導(dǎo)流管。催化劑冷卻器2包括一個(gè)圓柱形筒體，圓柱形筒體的頂部與輕烴提升管5底部之間設(shè)有圓錐過(guò)渡段，底部設(shè)有半球形封頭，半球形封頭內(nèi)設(shè)有蒸汽分布器，圓柱型筒體內(nèi)設(shè)有換熱管(可以是直管或盤(pán)管，可以帶肋片或不帶肋片)，換熱管進(jìn)口與輕烴原料油1的輸送管線相連通，換熱管出口與輕烴原料油噴嘴3通過(guò)管路相連通。重油提升管再生斜管19、待生催化劑輸送管18與催化劑混合器17的圓柱形筒體相連的接口的位置，只要保證進(jìn)入到催化劑混合器17的輕烴提升管待生劑和再生催化劑在其內(nèi)部在由蒸汽分布器通入的蒸汽的流化作用下沿催化劑混合器17與其內(nèi)部的催化劑導(dǎo)流管之間的環(huán)行空間下行一段距離、實(shí)現(xiàn)良好混合后進(jìn)入催化劑導(dǎo)流管即可。一般情況下，重油提升管再生斜管19、待生催化劑輸送管18、與催化劑混合器17的圓柱形筒體相連的兩個(gè)接口的中心位于一個(gè)水平面上，兩個(gè)接口的中心至重油提升管反應(yīng)器11底部與催化劑混合器17頂部相連的接口端面之間的距離一般為500 3000mm。重油提升管再生斜管19的結(jié)構(gòu)與尺寸則是常規(guī)的。催化劑混合器17的圓柱形筒體是其主體部分，為金屬構(gòu)件，一般內(nèi)襯隔熱耐磨襯里；其內(nèi)徑一般為1000 4000mm，長(zhǎng)度一般為3000 8000mm。催化劑混合器17通過(guò)設(shè)于其圓柱形筒體頂部的圓錐段與重油提升管反應(yīng)器11的底部相連通，圓錐段的錐角角度一般為50° 90°，以有利于催化劑的流動(dòng)，消除流動(dòng)死區(qū)。催化劑混合器17底部半球形封頭內(nèi)所設(shè)的蒸汽分布器為蒸汽分布環(huán)，其結(jié)構(gòu)與作用與現(xiàn)有催化裂化裝置所使用的蒸汽分布環(huán)相同。蒸汽分布環(huán)在催化劑混合器17內(nèi)與催化劑混合器17
7同軸布置。上述催化劑混合器17的圓錐段和半球形封頭一般情況下也內(nèi)襯隔熱耐磨襯里。 催化劑導(dǎo)流管為金屬管件，其內(nèi)徑一般為400 2500mm。長(zhǎng)度一般為2500 7000mm。輕烴提升管再生斜管20與催化劑冷卻器2的圓柱形筒體相連的接口的位置，只要保證進(jìn)入到催化劑冷卻器2的再生催化劑在其內(nèi)部在由蒸汽分布器通入的蒸汽的整流和提升作用下沿催化劑冷卻器2上行一段距離、與換熱管內(nèi)的輕烴原料油1充分換熱后再進(jìn)入輕烴提升管反應(yīng)器5的底部即可。接口的中心至輕烴提升管反應(yīng)器5底部與催化劑冷卻器2頂部相連的接口端面之間的距離一般為2000 6000mm。輕烴提升管再生斜管20的結(jié)構(gòu)與尺寸則是常規(guī)的。催化劑冷卻器2的圓柱形筒體是其主體部分，為金屬構(gòu)件，一般內(nèi)襯隔熱耐磨襯里；其內(nèi)徑一般為800 3000mm，長(zhǎng)度一般為3000 8000mm。催化劑冷卻器2 通過(guò)設(shè)于其圓柱形筒體頂部的圓錐段與輕烴提升管反應(yīng)器5的底部相連通，圓錐段的錐角角度一般為50 90°C，以有利于催化劑的流動(dòng)，消除流動(dòng)死區(qū)。催化劑冷卻器2底部半球形封頭內(nèi)所設(shè)的蒸汽分布器為蒸汽分布環(huán)，其結(jié)構(gòu)與作用與現(xiàn)有催化裂化裝置所使用的蒸汽分布環(huán)相同。蒸汽分布環(huán)在催化劑冷卻器2內(nèi)與催化劑冷卻器2同軸布置。上述催化劑冷卻器2的圓錐段和半球形封頭一般情況下也內(nèi)襯隔熱耐磨襯里。換熱管為于再生催化劑入口上方，與催化劑冷卻器2殼體內(nèi)壁焊接。換熱管外徑一般為40 160mm，換熱管為直管時(shí)直管時(shí)長(zhǎng)度一般為2500 6000mm，管程數(shù)一般為1 4，換熱管為盤(pán)管時(shí)長(zhǎng)度一般為 15 80m，換熱管外壁總面積一般為20 120m2。采用圖1所示本發(fā)明雙提升管催化裂化裝置進(jìn)行催化裂化加工的方法如下再生器13內(nèi)的再生催化劑分成兩部分，一部分再生催化劑經(jīng)重油提升管再生斜管19引入催化劑混合器17，另一部分再生催化劑經(jīng)輕烴提升管再生斜管20引入催化劑冷卻器2在蒸汽的流化作用下通過(guò)換熱管與輕烴原料油1進(jìn)行換熱，換熱后被冷卻的再生催化劑在蒸汽的提升作用下上行進(jìn)入輕烴提升管反應(yīng)器5。輕烴原料油1在換熱管內(nèi)與再生催化劑換熱升溫后經(jīng)輕烴原料油噴嘴3進(jìn)入輕烴提升管反應(yīng)器5與被冷卻的再生催化劑接觸并沿輕烴提升管反應(yīng)器5上行進(jìn)行反應(yīng)。反應(yīng)結(jié)束后，反應(yīng)物流由輕烴提升管反應(yīng)器5的頂部出口進(jìn)入輕烴提升管沉降器7進(jìn)行催化劑與油氣分離。分離出輕烴提升管反應(yīng)生成油氣8和輕烴提升管待生催化劑，分離出的輕烴提升管待生催化劑在輕烴提升管沉降器汽提段6由蒸汽進(jìn)行汽提，一部分或全部經(jīng)汽提的輕烴提升管待生催化劑在輕烴提升管沉降器汽提段6底部通過(guò)待生催化劑輸送管18進(jìn)入催化劑混合器17，剩余的經(jīng)汽提的輕烴提升管待生催化劑在輕烴提升管沉降器汽提段6底部通過(guò)輕烴提升管待生斜管4進(jìn)入再生器13進(jìn)行燒焦再生。進(jìn)入催化劑混合器17的來(lái)自輕烴提升管沉降器汽提段6的輕烴提升管待生催化劑與通過(guò)重油提升管再生斜管19進(jìn)入催化劑混合器17的來(lái)自再生器13的再生催化劑在蒸汽的流化作用下沿催化劑混合器17下行一段距離、實(shí)現(xiàn)均勻混合后進(jìn)入催化劑導(dǎo)流管，混合催化劑在蒸汽的整流和提升的作用下沿催化劑導(dǎo)流管上行進(jìn)入重油提升管反應(yīng)器11，與經(jīng)重質(zhì)原料油噴嘴15進(jìn)入重油提升管反應(yīng)器11的重質(zhì)原料油16接觸并沿重油提升管反應(yīng)器11上行進(jìn)行反應(yīng)。反應(yīng)結(jié)束后，反應(yīng)物流由重油提升管反應(yīng)器11的頂部出口進(jìn)入重油提升管沉降器10進(jìn)行催化劑與油氣分離；分離出的重油提升管反應(yīng)生成油氣9與輕烴提升管反應(yīng)生成油氣8單獨(dú)或混合后進(jìn)入分餾系統(tǒng)進(jìn)行分餾，分離出的重油提升管待生催化劑在重油提升管沉降器汽提段12經(jīng)蒸汽汽提后通過(guò)重油提升管待生立管14進(jìn)入再生器13 內(nèi)進(jìn)行燒焦再生。上述的操作過(guò)程連續(xù)循環(huán)進(jìn)行。
在以上的操作過(guò)程中，再生器13的操作條件是常規(guī)的；再生溫度一般控制在 600 750°C (再生器13的再生溫度是指密相催化劑床層溫度)，再生催化劑的含碳量一般為0.02 0. 20重量％，微反活性一般為55 70。催化劑采用現(xiàn)有常用的各種催化裂化催化劑(例如CC-20D)，可以按常規(guī)選用。在以上的操作過(guò)程中，輕烴提升管沉降器汽提段6的操作條件是常規(guī)的，汽提溫度一般為480 520°C。經(jīng)待生催化劑輸送管18進(jìn)入催化劑混合器17的經(jīng)輕烴提升管沉降器汽提段6汽提的待生催化劑的溫度一般為470 520°C，含碳量一般為0. 05 0. 40重量％，微反活性一般為53 65 ；經(jīng)重油提升管再生斜管19進(jìn)入催化劑混合器17的再生催化劑的溫度與再生器13內(nèi)催化劑的再生溫度基本相同。催化劑混合器17內(nèi)混合催化劑的溫度一般為580 700°C，較好為600 670°C，最好為620 640°C (上述的混合催化劑溫度，是指經(jīng)蒸汽分布器通入的蒸汽攪拌、混合均勻后的混合催化劑的溫度)。在催化劑混合器17內(nèi)，由蒸汽分布器通入的蒸汽的溫度一般為150 250°C，重量流量一般為混合催化劑重量循環(huán)量的0. 10 0. 60重量％。在以上的操作過(guò)程中，經(jīng)輕烴提升管再生斜管20進(jìn)入催化劑冷卻器2的再生催化劑溫度與再生器13的再生溫度基本相同。因此，對(duì)于催化劑冷卻器2，再生催化劑的入口溫度為600 750°C，當(dāng)輕烴提升管反應(yīng)器5加工催化裂化汽油、催化裂化輕汽油等且以降低汽油烯烴含量為主要目的時(shí)，其再生催化劑的出口溫度(此溫度與輕烴提升管反應(yīng)器5底部再生催化劑溫度相同)一般為450 700V,較好為480 600°C，最好為500 550°C ； 當(dāng)輕烴提升管反應(yīng)器5加工催化裂化汽油、催化裂化輕汽油、焦化汽油、凝縮油、石腦油等且以改質(zhì)汽油或多產(chǎn)低碳烯烴為主要目的時(shí)，其再生催化劑的出口溫度(此溫度與輕烴提升管反應(yīng)器5底部再生催化劑溫度相同)一般為520 700°C，較好為550 650°C，最好為580 620°C;當(dāng)輕烴提升管反應(yīng)器5加工碳四或碳五組分且以制取低碳烯烴(丙烯或乙烯)為主要目的時(shí)，其再生催化劑的出口溫度(此溫度與輕烴提升管反應(yīng)器5底部再生催化劑溫度相同)一般為600 700°C，較好為620 680°C，最好為640 660°C ；催化劑冷卻器2內(nèi)再生催化劑流速一般為0. 8 1. 5m/s。換熱管內(nèi)原料油的液相流速一般為0. 6 1. 5m/s。由蒸汽分布器通入的蒸汽的溫度一般為150 250°C，重量流量一般為混合催化劑重量循環(huán)量的0. 10 0. 50重量％。本發(fā)明中，重油提升管反應(yīng)器11的操作條件，除底部再生催化劑溫度外均為常規(guī)催化裂化條件。重油提升管反應(yīng)器11的主要操作條件通常如下反應(yīng)溫度一般為450 550°C，反應(yīng)時(shí)間一般為0. 5 為秒)，劑油比一般為5 20，反應(yīng)絕對(duì)壓力一般為 0. 15 0. 40Mpa，催化劑活性為55 70。重油提升管反應(yīng)器進(jìn)料包括常壓渣油、減壓渣油、 直餾蠟油、焦化蠟油、脫浙青油、加氫尾油、回?zé)捰汀⒂蜐{、原油、頁(yè)巖油、合成油、煤焦油。本領(lǐng)域的技術(shù)人員對(duì)重油提升管反應(yīng)器11的操作和控制過(guò)程是清楚的，可以根據(jù)具體操作情況選用操作條件。本發(fā)明中，輕烴提升管反應(yīng)器5的操作條件，除底部再生催化劑溫度外均為常規(guī)催化裂化條件。輕烴提升管反應(yīng)器5的主要操作條件根據(jù)不同的目的可分為如下幾種類型。(1)加工催化裂化汽油、催化裂化輕汽油等且以降低汽油烯烴含量為主要目的時(shí)，其主要操作條件為反應(yīng)溫度一般為350 500°C，最好為430 460°C ；反應(yīng)時(shí)間一般為1. 0 3. Os，最好為1. 5 2. Os ；劑油比一般為3 9，最好為4 6 ；反應(yīng)絕對(duì)壓力一般為0. 15 0. 40MPa，最好為0. 2 0. 3Mpa ；催化劑活性為55 70。(2)當(dāng)加工催化裂化汽油、催化裂化輕汽油、焦化汽油、凝縮油、石腦油等且以提高汽油辛烷值或增產(chǎn)低碳烯烴(指丙稀或乙烯)為主要目的時(shí)，其主要操作條件為反應(yīng)溫度一般為500 600°C，最好為530 560°C; 反應(yīng)時(shí)間一般為1. 5 5. Os，最好為2. 0 3. Os ；劑油比一般為7 25，最好為10 13 ； 反應(yīng)絕對(duì)壓力一般為0. 15 0. 40MPa，最好為0. 15 0. 20Mpa ；催化劑活性為55 70。 (3)當(dāng)加工碳四組分，以制取烯烴(丙烯或乙烯)為主要目的時(shí)，其主要操作條件為反應(yīng)溫度一般為550 660°C，最好為600 630°C ；反應(yīng)時(shí)間一般為2. 0 8. Os，最好為4. 0 6. Os ；劑油比一般為10 45，最好為19 30 ；反應(yīng)絕對(duì)壓力一般為0. 15 0. 40MPa，最好為0. 15 0. 20Mpa ；催化劑活性為55 70。其中，碳四組分包括丁烯、丁烷及其混合物。 本發(fā)明中提及的輕烴，即是指上述的催化裂化汽油、催化裂化輕汽油、焦化汽油、凝縮油、石腦油和碳四組分。圖2所示本發(fā)明的另一種雙提升管催化裂化裝置，與圖1所示雙提升管催化裂化裝置的不同之處是，該裝置重油提升管沉降器10與再生器13呈高低并列式布置。重油提升管沉降器汽提段12與再生器13之間通過(guò)重油提升管待生斜管21相連接。不設(shè)重油提升管待生立管14。輕烴反應(yīng)系統(tǒng)與再生系統(tǒng)各設(shè)備的構(gòu)形與連接方式與圖1所示雙提升管催化裂化裝置完全相同。圖2所示的雙提升管催化裂化裝置的操作方法與圖1所示雙提升管催化裂化裝置的操作方法基本相同。細(xì)微的差別僅存在于經(jīng)汽提的重油提升管待生催化劑向再生器13的輸送途徑。即圖2所示的雙提升管催化裂化裝置的操作方法中，經(jīng)汽提的重油提升管待生催化劑通過(guò)重油提升管待生斜管21輸送至再生器13。實(shí)施例對(duì)比例在圖1所示的雙提升管催化裂化中試裝置上進(jìn)行試驗(yàn)。重油提升管反應(yīng)器加工魯寧管輸混合重油，處理量為30kg/d(千克/天)；輕烴提升管反應(yīng)器加工長(zhǎng)嶺催化裂化汽油，處理量為Mkg/d。重油提升管反應(yīng)器和輕烴提升管反應(yīng)器均使用市售的CC-20D催化裂化催化劑。重油提升管反應(yīng)器進(jìn)行模擬部分回?zé)挷僮?。再生器?nèi)催化劑的再生溫度為 6900C ；進(jìn)入催化劑混合器和催化劑冷卻器的再生催化劑的溫度均為690°C。對(duì)比例中，無(wú)輕烴提升管待生催化劑進(jìn)入催化劑混合器內(nèi)與再生催化劑混合，即重油提升管反應(yīng)器進(jìn)行常規(guī)催化裂化操作；同樣，在催化劑冷卻器內(nèi)，無(wú)汽油原料通過(guò)換熱管與再生催化劑換熱， 即汽油提升管反應(yīng)器進(jìn)行常規(guī)催化改質(zhì)操作。重油提升管反應(yīng)器進(jìn)料性質(zhì)見(jiàn)表1，輕烴提升管反應(yīng)器進(jìn)料性質(zhì)見(jiàn)表2，重油提升管反應(yīng)器的操作條件及產(chǎn)品分布見(jiàn)表3。輕烴提升管反應(yīng)器的操作條件及產(chǎn)品分布見(jiàn)表4;對(duì)比例中，輕烴提升管反應(yīng)器的操作是以多產(chǎn)低碳烯烴為主要目的。實(shí)施例1按對(duì)比例，所不同的是催化劑混合器內(nèi)混合催化劑的溫度、重油提升管反應(yīng)器的劑油比、回?zé)挶群头磻?yīng)時(shí)間；以及催化劑冷卻器的再生催化劑出口溫度、輕烴提升管反應(yīng)器的反應(yīng)時(shí)間。本實(shí)施例重油提升管反應(yīng)器的操作條件、產(chǎn)品分布及輕烴提升管反應(yīng)器的操作條件、產(chǎn)品分布見(jiàn)表5、表6。實(shí)施例2按對(duì)比例，所不同的是催化劑混合器內(nèi)混合催化劑的溫度、重油提升管反應(yīng)器的劑油比、回?zé)挶群头磻?yīng)時(shí)間；以及催化劑冷卻器的再生催化劑出口溫度、輕烴提升管反應(yīng)器的反應(yīng)時(shí)間。本實(shí)施例重油提升管反應(yīng)器的操作條件、產(chǎn)品分布及輕烴提升管反應(yīng)器的操作條件、產(chǎn)品分布見(jiàn)表7、表8。實(shí)施例3按對(duì)比例，所不同的是催化劑混合器內(nèi)混合催化劑的溫度、重油提升管反應(yīng)器的劑油比、回?zé)挶群头磻?yīng)時(shí)間；以及催化劑冷卻器的再生催化劑出口溫度、輕烴提升管反應(yīng)器的反應(yīng)時(shí)間。本實(shí)施例重油提升管反應(yīng)器的操作條件、產(chǎn)品分布及輕烴提升管反應(yīng)器的操作條件、產(chǎn)品分布見(jiàn)表9、表10。表1重油提升管反應(yīng)器進(jìn)料性質(zhì)
權(quán)利要求
1.一種雙提升管催化裂化的方法，其特征在于再生器(1 內(nèi)的再生催化劑分成兩部分，一部分進(jìn)入催化劑混合器(17)，另一部分進(jìn)入催化劑冷卻器O)，進(jìn)入催化劑冷卻器 (2)的再生催化劑與輕烴原料油(1)進(jìn)行換熱，換熱冷卻后的再生催化劑進(jìn)入輕烴提升管反應(yīng)器(5)與換熱升溫的輕烴原料油(1)接觸進(jìn)行反應(yīng)，反應(yīng)結(jié)束后，輕烴提升管反應(yīng)生成油氣(8)與輕烴提升管待生催化劑經(jīng)輕烴提升管沉降器(7)進(jìn)行分離，分離后的輕烴提升管待生催化劑在輕烴提升管沉降器汽提段(6)進(jìn)行汽提，部分或全部經(jīng)汽提的輕烴提升管待生催化劑進(jìn)入催化劑混合器(17)，剩余的經(jīng)汽提的輕烴提升管待生催化劑進(jìn)入再生器 (13)進(jìn)行燒焦再生，進(jìn)入催化劑混合器(17)的輕烴提升管待生催化劑與進(jìn)入催化劑混合器(17)的再生催化劑混合后進(jìn)入重油提升管反應(yīng)器(11)與重質(zhì)原料油(16)接觸進(jìn)行反應(yīng)，反應(yīng)結(jié)束后，重油提升管待生催化劑與重油提升管反應(yīng)生成油氣(9)經(jīng)重油提升管沉降器(10)進(jìn)行分離，分離后的重油提升管待生催化劑進(jìn)重油提升管沉降器汽提段(12)進(jìn)行汽提，汽提后進(jìn)入再生器(1 進(jìn)行燒焦再生，再生器內(nèi)的再生催化劑循環(huán)使用，重油提升管反應(yīng)生成油氣(9)與輕烴提升管反應(yīng)生成油氣(8)分別或單獨(dú)進(jìn)入分餾系統(tǒng)進(jìn)行分溜。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于重油提升管反應(yīng)器(11)的反應(yīng)條件為 反應(yīng)溫度為450 550°C，反應(yīng)時(shí)間為0. 5 5s，劑油比為5 20，反應(yīng)絕對(duì)壓力為0. 15 0. 40Mpa，催化劑活性為55 70。
3.根據(jù)權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于輕烴提升管反應(yīng)器(5)的反應(yīng)條件為反應(yīng)溫度為350 660°C，反應(yīng)時(shí)間為1. 0 8s，劑油比為3 45，反應(yīng)絕對(duì)壓力為0. 15 0. 40Mpa，催化劑活性為55 70。
4.根據(jù)權(quán)利要求1所述的雙提升管催化裂化的方法，其特征在于催化劑混合器(17) 的混合催化劑溫度為580 700°C，催化劑冷卻器O)的再生催化劑入口溫度為600 750°C，出口溫度為 450 700°C。
5.一種實(shí)現(xiàn)權(quán)利要求1所述的雙提升管催化裂化方法的裝置，包括重油提升管反應(yīng)器 (11)、重油提升管沉降器(10)、再生器(13)、輕烴提升管反應(yīng)器( 和輕烴提升管沉降器 (7)，重油提升管反應(yīng)器(11)的頂部出口與重油提升管沉降器(10)相連通，重油提升管沉降器(10)的下方設(shè)有重油提升管沉降器汽提段(12)，重油提升管沉降器汽提段(1 下端通過(guò)重油提升管待生立管(14)或重油提升管待生斜管與再生器(1 相連通，輕烴提升管反應(yīng)器(5)的頂部出口與輕烴提升管沉降器(7)相連通，輕烴提升管沉降器(7)的下方設(shè)有輕烴提升管沉降器汽提段(6)，輕烴提升管沉降器汽提段(6)的下端通過(guò)輕烴提升管待生斜管(4)與再生器(1 相連通，其特征在于所述雙提升管催化裂化裝置還包括催化劑混合器(17)和催化劑冷卻器O)，催化劑混合器(17)置于重油提升管反應(yīng)器(11)下方，其頂部出口與重油提升管反應(yīng)器(11)底部相連通，下部與再生器(1 之間通過(guò)重油提升管再生斜管(19)相連通，并通過(guò)待生催化劑輸送管(18)與輕烴提升管沉降器汽提段(6) 下端相連通，催化劑冷卻器( 置于輕烴提升管反應(yīng)器( 底部，其頂部出口與輕烴提升管反應(yīng)器( 底部相連通，下部與再生器(1 之間通過(guò)輕烴提升管再生斜管00)相連通。
6.根據(jù)權(quán)利要求5所述的雙提升管催化裂化裝置，其特征在于催化劑混合器(17)包括一個(gè)圓柱形筒體，圓柱形筒體的頂部與重油提升管反應(yīng)器(11)底部之間設(shè)有圓錐過(guò)渡段，底部設(shè)有半球形封頭，半球形封頭內(nèi)設(shè)有蒸汽分布器，圓柱形筒體中心沿軸向設(shè)有催化劑導(dǎo)流管。
7.根據(jù)權(quán)利要求5所述的雙提升管催化裂化裝置，其特征在于催化劑冷卻器(2)包括一個(gè)圓柱形筒體，圓柱形筒體的頂部與輕烴提升管反應(yīng)器( 底部之間設(shè)有圓錐過(guò)渡段，底部設(shè)有半球形封頭，半球形封頭內(nèi)設(shè)有蒸汽分布器，圓柱型筒體內(nèi)設(shè)有換熱管，換熱管進(jìn)口與輕烴原料油(1)輸送管線相連通，換熱管出口與輕烴原料油噴嘴(3)通過(guò)管路相連通。
8.根據(jù)權(quán)利要求7所述的雙提升管催化裂化裝置，其特征在于所述催化劑冷卻器(2) 內(nèi)的換熱管是帶肋片或不帶肋片的直管，或者是帶肋片或不帶肋片的盤(pán)管。
全文摘要
本發(fā)明公開(kāi)了一種雙提升管催化裂化方法及其裝置，本發(fā)明方法主要特征在于來(lái)自再生器的再生催化劑分成兩部分，分別進(jìn)入催化劑混合器和催化劑冷卻器，進(jìn)入催化劑冷卻器內(nèi)的再生催化劑與輕烴原料油進(jìn)行換熱，被冷卻的再生催化劑進(jìn)入輕烴提升管反應(yīng)器與被加熱的輕輕原料油接觸進(jìn)行反應(yīng)。部分或全部輕烴提升管待生催化劑經(jīng)汽提后進(jìn)入催化劑混合器與來(lái)自再生器的再生催化劑在蒸汽的流化作用下混合均勻后進(jìn)入重油提升管反應(yīng)器與重質(zhì)原料油接觸進(jìn)行反應(yīng)。本發(fā)明的實(shí)施可以使催化裂化裝置的干氣產(chǎn)率降低0.1～2.0重量％，焦炭產(chǎn)率降低0.1～1.0重量％，總液體收率提高0.2～3.0重量％。
文檔編號(hào)C10G55/00GK102212390SQ201010140068
公開(kāi)日2011年10月12日 申請(qǐng)日期2010年4月2日 優(yōu)先權(quán)日2010年4月2日
發(fā)明者孟凡東, 張亞西, 樊麥躍, 武立憲, 湯海濤, 王文柯, 王龍延, 閆鴻飛, 陳曼橋, 陳章淼 申請(qǐng)人:中國(guó)石化集團(tuán)洛陽(yáng)石油化工工程公司, 中國(guó)石油化工集團(tuán)公司