專利名稱：多產烯烴的催化裂化方法及其提升管反應系統(tǒng)的制作方法
技術領域：
本發(fā)明是關于多產烯烴，特別是多產低碳異構烯烴或丙烯的流化催化裂化方法及其所用提升管反應系統(tǒng)。
隨著社會需求對產品要求的提高和原料的重質化，人們對催化裂化技術的要求也在不斷提高。為了滿足新配方汽油對醚類含氧化物的需要，要求增加低碳異構烯烴的產量，煉油和化工日趨緊密的結合，使得許多煉油廠要求增產丙烯；原料的重質化迫使煉廠的反應裝置普遍地摻煉常壓重油和減壓渣油，為此，新的催化裂化工藝和催化劑不斷被開發(fā)，與之相應的反應裝置也不斷被更新和完善。
在催化裂化50多年的發(fā)展中，提升管反應器無論從結構上還是從操作方式上均取得了長足的進步。這主要表現(xiàn)在進料段油氣和催化劑的混合、出口產物的迅速分離、減小提升管截面上溫度梯度和減少返混等方面。具體地說有關這方面的主要進展如下在進料段的混合方面，改進主要集中在噴嘴的不斷完善和提高進料部位初始段的油氣催化劑接觸效率上。噴嘴的改進主要朝低壓降、均勻分散、小的液滴直徑和均一液滴直徑分布等方向發(fā)展，可參見有關專利例如USP4,434,049、USP4,427,537、CN8801168、EP546,739等。
USP4,717,467中描述了一種改善油氣和催化劑混合的方法，即再生催化劑通過斜管進入混合室，混合室由兩根同軸而不同直徑的直管組成，下部的管徑小于上部的管徑。預提升氣由下部直管進入，攜帶催化劑進入上部直管，從而使催化劑由提升管中心進入。油氣由上部直管出口的周圍沿提升管邊壁注入。催化劑和油氣如此的進入方式改善了進料部位初始段內催化劑的徑向分布和油氣接觸，但在增強油氣與催化劑混合的均勻度和混合強度方面沒有得到改進。
USP5,318,691中提出了提高進料部位初始段油氣和催化劑混合效率的方法，即再生催化劑通過預提升從初始段的環(huán)間進入一個減速區(qū)，在該減速區(qū)內通過管道截面的突增產生旋渦流動，油氣即在此段的中心區(qū)域徑向噴入提升管。由此通過旋渦流動增強油氣和催化劑初始段的混合強度，增強油氣的霧化率并減少生焦。但從另一角度講，由于旋渦流動的產生增加了催化劑的返混，因而不能保證新鮮進料與高溫再生劑接觸，這對反應是極不利的。
USP4,650,566中提出了一種改進油氣和催化劑的進料方法。該方法是通過均勻分布在進料段某截面上的多個噴嘴注入油氣，每個噴嘴均通過單獨管線和閥門來控制流量，通過監(jiān)測提升管截面的溫度分布，來調節(jié)各個管線上油氣的相對流量，從而使提升管內各截面上的反應處于同一強度。
USP4,869,807中提出了在傳統(tǒng)提升管反應器中通過分段進料的方式提高產品汽油辛烷值的方法。例如將50％以上的原料油從底部第一進料口進入，其余部分從第二進料口進入。
USP5,154,818中提出了多段反應的方法，即將提升管反應器分為兩個反應區(qū)域第一區(qū)域進待生催化劑和輕質原料，在其上部的第二區(qū)域進新鮮催化劑和重質原料。該方法對減少付產品產率、提高目的產品產量和汽油辛烷值方面均有明顯效果。
USP5,139,748中提出了一種新的進料方法，即油氣沿著基本上垂直于提升管軸線的方向噴于流動著的催化劑顆粒，從而縮短初始段的混合長度，提高了產品質量。
抑制提升管出口處過裂化和熱裂化反應是人們研究開發(fā)的熱點?，F(xiàn)主要有兩條技術路線，一條是采用出口的氣-固快速分離，另一條是采用出口冷激的方法。
氣-固快速分離的技術路線中人們研究較多的有兩種形式閉式旋風分離和敞口彈射式分離。EP162,978提出了提升管出口的閉式旋風分離方法，即將兩個初級旋風分離器直接聯(lián)結在提升管出口處實現(xiàn)氣固的快速分離，從而達到提高分離效率，減少產物過裂化的目的。
EP139,392中則提出了一種克服閉式旋風分離系統(tǒng)中產生壓力波以穩(wěn)定操作的方法，即在旋風分離系統(tǒng)中的不同部位安裝翼閥，這樣壓力的變化可以直接改變翼閥的不同開啟程度從而避免產生壓力波。采用閉式旋風分離方法的優(yōu)點是具有較高分離效率，減少了產物的過裂化，但存在的問題是連接部位和旋風分離器內易結焦，且由于分離室體積實際上沒有減小，因而熱裂解反應并未得到控制。
EP564,678和USP5,104,517中提出了一種敞口彈射式分離法。該法是利用氣固慣力的差異，通過壓差的推動使氣固迅速分離。該法有效地減小了分離段的體積從而減少了熱裂化，同時還能提高汽提段密相床高度。
USP5,308,474中提出了一種平推流敞口彈射式的分離方法。在該方法中，提升管周圍收集器的開口位于收集器下部，從而使油氣和催化劑在出口后保持同一流向。這樣，分離段在不影響分離效率的前提下有效地起到了用于控制氣固接觸時間的目的。
另一條抑制提升管出口后過裂化的技術路線即出口冷激，在諸如USP5,089,235等專利中都對該法進行了描述。由于出口冷激的方法能迅速降低反應物流的出口溫度，因此能有效地抑制過裂化。但其主要問題是引起后續(xù)氣壓機的負荷增加，而且由于冷激也同時降低了催化劑的溫度，故造成了不必要的熱損失。
EP593,823中提出了一種有效地實現(xiàn)氣固分離，同時只使裂解產物冷激的方法。在該方法中，從提升管出來的物料流通過一離心式分離管達到氣固的迅速分離。催化劑沿壁面下落；冷激介質則通過一噴嘴噴于油氣相，通過噴嘴的選擇可使冷激介質形成一定厚度的扇形平面。
提升管反應器雖已取得上述各方面的進展，但還有許多地方需要改進和完善。特別是為了實現(xiàn)多產低碳烯烴的催化裂化工藝目標，必須對現(xiàn)有的提升管反應系統(tǒng)進行革新。因為就該工藝的特點而言，由于所用原料多為摻渣油的重質餾分油，其殘?zhí)恐岛头悬c較高，因而易導致催化劑結焦失活。從反應動力學的觀點考慮，為了達到多產低碳烯烴的目的，反應前期需較高的反應強度，即較高的反應溫度和劑油比；而在反應后期又需適當降低反應強度以抑制氫轉移和過裂化等付反應。另外，為了防止在提升管出口后的過裂化和熱裂解反應的發(fā)生，在提升管出口部位必須盡快終止反應并實現(xiàn)氣固的迅速分離。
上述過程如在傳統(tǒng)的提升管反應裝置上進行，將會產生如下問題1．反應器內催化劑徑向分布不均勻，顆粒有向器壁匯集的趨勢。由此造成中心稀相、近壁區(qū)密相的催化劑顆粒濃度分布，進而造成在提升管內同一截面上不同的劑油比。其結果是近壁區(qū)反應強度較強，中心區(qū)反應強度較弱，操作上難以或不能真正控制提升管內的反應條件。
2．由于催化劑顆粒在反應器內徑向分布的不均勻性，導致反應器內呈內循環(huán)流動的氣、固兩相流結構，即在床層中心部位為顆粒向上流動，而在近壁區(qū)為顆粒向下流動，這種較大程度的顆粒返混現(xiàn)象給目的為多產低碳烯烴的催化裂化工藝帶來極大的不利，即在提升管的預提升段，滑落下來的低溫催化劑與原料油接觸致使后者不能汽化，進而產生焦炭。同時，由于催化劑的滑落導致同一截面上催化劑的溫度不均，進而造成反應強度的較大差異。
3．在提升管出口部位由于顆粒返混及較長的停留時間，過裂化、熱裂化和氫轉移等付反應將較大幅度地降低目的產物的產率。一般在沉降器稀相空間，異構烯烴約有40～50％被氫轉移所飽和轉化為異構烷烴。
本發(fā)明的目的即是為了克服現(xiàn)有技術的不足，在上述現(xiàn)有技術的基礎上提供一種多產烯烴，特別是低碳異構烯烴或丙烯的流化催化裂化方法。
本發(fā)明的另一個目的則是提供一種適用于該多產烯烴的流化催化裂化方法的改進了的提升管反應系統(tǒng)。
本發(fā)明提供的流化催化裂化方法包括目的產物為低碳異構烯烴和目的產物為丙烯的實施方案。當然，如果將本發(fā)明提供的流化催化裂化實施方案應用于傳統(tǒng)的流化催化裂化過程中，則將會在提高產品汽油的收率和質量方面獲得顯著的效果。
一、多產異構烯烴的流化催化裂化方法對于目的產物為低碳異構烯烴的流化催化裂化，本發(fā)明提供的方法是這樣的如

圖1所示，在一由預提升段[1]和三段反應區(qū)[2,3,4]構成的提升管反應器中，部分再生劑分別經由底部和沿軸切向進入的氣體介質的兩次提升后，與由徑向噴入的一次進料油氣混合并立即進入徑向收縮了的第一反應區(qū)，經0.5～1.0秒的停留時間后進入徑向較第一反應區(qū)擴張了的第二反應區(qū)下部。在該部位，另一部分再生劑經沿軸切向進入的氣體介質的提升，與由徑向噴入的二次進料油氣以及來自第一反應區(qū)的物流混合后立即進入徑向收縮了的第二反應區(qū)，經0.5～1.0秒的停留時間后進入位于提升管水平段的第三反應區(qū)，并將冷激介質注入其中。物流在第三反應區(qū)至出口部位的停留時間為0.5～1.0秒，在提升管反應系統(tǒng)內的總停留時間為1.0～2.0秒。冷激后的反應物料流進入一由閉式旋風分離器和一具有連續(xù)多段氣固分離結構的下行床組成的分離系統(tǒng)進行氣固分離，分離出的氣相由旋風分離器的出口引出，催化劑顆粒經汽提進入再生器。
按照本發(fā)明提供的上述方法，多產低碳異構烯烴的目的是在一個由改進了的提升管反應器和專門設計的分離系統(tǒng)組成的新型提升管反應系統(tǒng)中達到的。
該改進了的提升管反應器是由預提升段[1]和三段反應區(qū)[2,3,4]構成的。
在預提升段[1]中，來自再生器的占再生劑循環(huán)總量50％以下，較好為10～40％，最好為15～35％的再生劑由斜管[5]進入，并被由氣體入口[6]進入并通過底部分布器[7]的氣體介質所預提升。為了使從噴嘴出來的原料油液滴與高溫再生劑混合均勻，提高混合效率，達到液滴的瞬間汽化，同時也為了盡量減少原料油與帶碳回落的、表面溫度較低的催化劑接觸以達到強化初始裂化反應的目的，除上述常規(guī)的預提升外，在一次進料噴嘴[9]下方由氣體噴嘴[8]沿軸切向通入不多于提升氣體總量1/3的氣體介質進行再次提升。所用的氣體介質一般為水蒸汽或催化裂化裝置所產生的干氣，氣速一般要求使提升管中的流動狀態(tài)維持在湍流至快速流化床的狀態(tài)之間，且使催化劑顆粒在預提升段中的體積濃度即固含率控制在0.15～0.4，最好是0.2～0.3之間。
催化劑被提升至一定高度后，作為反應原料欲摻入的全部的重質組分(減壓塔底油)和少部分相對較輕組分(減壓瓦斯油)的混合物由一次進料噴嘴[9]沿徑向噴入預提升段與催化劑混合，且一并立即進入徑向收縮了的第一反應區(qū)并在該區(qū)內停留0.5～1.0秒進行一次裂化反應。通過一次進料噴嘴的進料量一般占總進料量的60％以下，較好為10～50％，最好為20～40％。該反應區(qū)為高苛刻度一次裂化高轉化區(qū)，其作用主要是保證重質原料的充分裂化。
來自第一反應區(qū)的物料流繼續(xù)上行進入徑向較第一反應區(qū)擴張了的第二反應區(qū)下部[10]。在該部位來自再生器的占再生劑循環(huán)總量50％以上，較好為60～90％，最好為65～85％的再生劑由斜管[11]進入，并被由位于二次進料噴嘴[13]下方由氣體噴嘴[12]沿軸切向通入的氣體介質所均勻分散并提升。氣體介質仍為水蒸汽或干氣。由斜管[11]再次進入大部分再生劑的目的在于通過調節(jié)部分反應催化劑和再生劑的混合比例以調節(jié)反應器內催化劑的活性。
反應原料中大部分較輕組分(減壓瓦斯油)由二次進料噴嘴[13]沿徑向噴入第二反應區(qū)下部，與來自第一反應區(qū)的物料流以及來自斜管[11]并被分散、提升了的再生劑混合?；旌虾蟮奈锪狭髁⒓催M入徑向收縮了的第二反應區(qū)[3]并在該區(qū)內停留0.5～1.0秒進行二次裂化反應。通過二次進料噴嘴的進料量一般占總進料量的40％以上，較好為50～90％，最好為60～85％。二次進料的注入不僅起到了適當降低反應溫度的作用，而且是調節(jié)第二反應區(qū)的劑油比、提高反應選擇性的重要手段，由于來自第一反應區(qū)的裂化產物進入第二反應區(qū)后勢必造成劇烈的二次裂化，其中包括大量的氫轉移及過裂化等付反應，因此必須通過新鮮的低溫原料的注入來抑制二次裂化反應。
由第二反應區(qū)出來的物料流沿提升管反應器進入位于提升管水平段的第三反應區(qū)[4]。在該反應區(qū)內，用于冷激及終止裂化反應的液體介質由注入口[14]注入。以降低反應強度、增加異構化反應、減少氫轉移等付反應。用作冷激的液體介質必須具備降溫快、使催化劑中毒失活快的性能，并應盡量不增加氣壓機的負荷。為此，本發(fā)明中采用的液體介質選自焦化瓦斯油、焦化汽柴油或稀釋并經充分霧化了的油漿。在該反應區(qū)內，物料流的結構是上行、水平及下行輸送串聯(lián)構成的。
物料流經過第三反應區(qū)后切向進入分離系統(tǒng)中的下行床[15]，依靠離心力的作用，催化劑顆粒由下行床出口落入汽提段[16]，油氣則經下行床中多段罩式多孔氣固分離結構[17]通過閉式旋風分離器[18]分出。物料流在第三反應區(qū)內至到達下行床出口的停留時間為0.5～1.0秒，在提升管反應系統(tǒng)內的總停留時間以1.0～20秒為宜，可根據實施時原料和催化劑的具體情況，通過反應動力學進行優(yōu)化確定。
在本發(fā)明提供的改進了的提升管反應系統(tǒng)內，在預提升段、第一反應區(qū)、第二反應區(qū)和第三反應區(qū)這四個部位中油氣與再生劑的混合密度依次分別為ρ1、ρ2、ρ3和ρ4。在以低碳異構烯烴為目的產物的流化催化裂化中，該密度分布以ρ1＞ρ3＞ρ2≈ρ4為宜。
二、多產丙烯的流化催化裂化方法對于目的產物為丙烯的流化催化裂化，本發(fā)明提供的方法是這樣的如圖1所示，在一由預提升段[1]和三段反應區(qū)[2,3,4]構成的提升管反應器中，部分再生劑分別經由底部和沿軸切向進入的氣體介質的兩次提升后，與由徑向噴入的一次進料油氣混合并立即進入徑向收縮了的第一反應區(qū)，經05～1.0秒的停留時間后進入徑向較第一反應區(qū)擴張了的第二反應區(qū)下部。在該部位，另一部分再生劑經沿軸切向進入的氣體介質的提升，與由徑向噴入的二次進料油氣以及來自第一反應區(qū)的物流混合后立即進入徑向收縮了的第二反應區(qū)，經1.0～1.5秒的停留時間后進入位于提升管水平段的第三反應區(qū)，并將冷激介質注入其中。物流在第三反應區(qū)至出口部位的停留時間為0.5～1.0秒，在提升管反應系統(tǒng)內的總停留時間為2.0～4.5秒。冷激后的反應物料流進入一由閉式旋風分離器和一具有連續(xù)多段氣固分離結構的下行床組成的分離系統(tǒng)進行氣固分離，分離出的氣相由旋風分離器的出口引出，催化劑顆粒經汽提進入再生器。
按照本發(fā)明提供的上述方法，多產丙烯的目的是在一個與前述相同的由改進了的提升管反應器和專門設計的分離系統(tǒng)組成的新型提升管反應系統(tǒng)中達到的。
在預提升段[1]中，來自再生器的占再生劑循環(huán)總量50％以上，較好為60～90％，最好為65～85％的再生劑由斜管[5]進入，并被由氣體入口[6]進入并通過底部分布器[7]的氣體介質所預提升。為了使從噴嘴出來的原料油液滴與高溫再生劑混合均勻，提高混合效率，達到液滴的瞬間汽化，同時也為了盡量減少原料油與帶碳回落的、表面溫度較低的催化劑接觸以達到強化初始裂化反應的目的，除上述常規(guī)的預提升外，在一次進料噴嘴[9]下方由氣體噴嘴[8]沿軸切向通入不多于提升氣體總量1/3的氣體介質進行再次提升。所用的氣體介質一般為水蒸汽或催化裂化裝置所產生的干氣，氣速一般要求使提升管中的流動狀態(tài)維持在湍流至快速流化床的狀態(tài)之間，且使催化劑顆粒在預提升段中的體積濃度即固含率控制在0.15～0.4，最好是0.2～0.3之間。
催化劑被提升至一定高度后，作為反應原料欲摻入的重質組分(減壓塔底油)和相對較輕組分(減壓瓦斯油)的混合物由一次進料噴嘴[9]沿徑向噴入預提升段與催化劑混合，且一并立即進入徑向收縮了的第一反應區(qū)并在該區(qū)內停留0.5～1.0秒進行一次裂化反應。通過一次進料噴嘴的進料量一般占總進料量的40％以上，較好為50～95％，最好為60～85％。該反應區(qū)為苛刻度一次裂化高轉化區(qū)，其作用主要是保證大部分原料的充分裂化。
來自第一反應區(qū)的物料流繼續(xù)上行進入徑向較第一反應區(qū)擴張了的第二反應區(qū)下部[10]。在該部位來自再生器的占再生劑循環(huán)總量50％以下，較好為10～40％，最好為15～35％的再生劑由斜管[11]進入，并被由位于二次進料噴嘴[13]下方由氣體噴嘴[12]沿軸切向通入的氣體介質所均勻分散并提升。氣體介質仍為水蒸汽或干氣。由斜管[11]進入高溫再生劑的目的在于通過提高此時的反應強度增加中間產物及汽油產物的過裂化，并使異戊烯進一步裂化。
另一部分重質組分和較輕組分混合原料由二次進料噴嘴[13]沿徑向噴入第二反應區(qū)下部，與來自第一反應區(qū)的物料流以及來自斜管[11]并被分散、提升了的再生劑混合?；旌虾蟮奈锪狭髁⒓催M入徑向收縮了的第二反應區(qū)[3]并在該區(qū)內停留1.0～1.5秒進行二次裂化反應。通過二次進料噴嘴的進料量一般占總進料量的60％以下，較好為10～50％，最好為20～40％。
由第二反應區(qū)出來的物料流沿提升管反應器進入位于提升管水平段的第三反應區(qū)[4]。在該反應區(qū)內，用于冷激及終止裂化反應的液體介質由注入口[14]注入，以降低反應強度、減少氫轉移等付反應。用作冷激的液體介質必須具備降溫快、使催化劑中毒失活快的性能，并應盡量不增加氣壓機的負荷。為此，本發(fā)明中采用的液體介質選自焦化瓦斯油、焦化汽柴油或稀釋并經充分霧化了的油漿。在該反應區(qū)內，物料流的結構是上行、水平及下行輸送串聯(lián)構成的。
物料流經過第三反應區(qū)后切向進入分離系統(tǒng)中的下行床[15]，依靠離心力的作用，催化劑顆粒由下行床出口落入汽提段[16]，油氣則經下行床中多段罩式多孔氣固分離結構[17]通過閉式旋風分離器[18]分出。物料流在第三反應區(qū)內至到達下行床出口的停留時間為0.5～1.0秒，在提升管反應系統(tǒng)內的總停留時間以2.0～4.5秒為宜，可根據實施時原料和催化劑的具體情況。通過反應動力學進行優(yōu)化確定。
在本發(fā)明提供的改進了的提升管反應系統(tǒng)內，在預提升段、第一反應區(qū)、第二反應區(qū)和第三反應區(qū)這四個部位中油氣與再生劑的混合密度依次分別為ρ1、ρ2、ρ3和ρ4。在以丙烯為目的產物的流化催化裂化中，該密度分布以ρ1＞ρ3＞ρ2＞ρ4為宜。三、改進了的提升管反應系統(tǒng)本發(fā)明提供的適用于上述多產低碳異構烯烴或丙烯的流化催化裂化方法的改進了的提升管反應系統(tǒng)由兩部分組成，即由預提升段和沿床層高度劃分的第一、二、三反應區(qū)構成的提升管反應器；由含有多段的罩式多孔氣固分離結構的下行床和閉式旋風分離器構成的氣固快速分離系統(tǒng)。其結構如下在設有再生劑入口斜管[5]、與氣體介質入口[6]相通的氣體分布器[7]、沿軸切向的氣體介質噴嘴[8]及一次進料噴嘴[9]的預提升段[1]與位于其上方的第一反應區(qū)[2]之間為一徑向收縮的過度部分[19]，第一反應區(qū)與位于其上方的第二反應區(qū)[3]之間為徑向擴張了的、設有再生劑入口斜管[11]、沿軸切向的氣體介質噴嘴[12]及二次進料噴嘴[13]的第二反應區(qū)下部[10]，第二反應區(qū)上方是位于提升管水平段、端點處設有液體介質注入口[14]的第三反應區(qū)[4]，其出口聯(lián)接著下行床[15]，閉式旋風分離器[18]的入口管[20]延伸入該下行床內，該延伸部分之下是與之連成一體的多段串聯(lián)的罩式多孔氣固分離結構[17]。
具體地說，如圖1所示，在預提升段[1]的底部為與氣體介質入口[6]相通的氣體分布器[7]，斜管[5]為再生劑入口。在預提升段的上部設置有沿周壁軸切向均勻分布的2～8個，最好3～6個氣體介質噴嘴[8]，噴嘴開口朝上，軸向角一般在20～40°之間。氣體噴嘴的上方為一次進料噴嘴[9]，該噴嘴的位置一般控制在床層密相區(qū)和稀相區(qū)間的轉變點處。
在預提升段和徑向收縮了的第一反應區(qū)[2]之間為徑向收縮的過度部分[19]，進料噴嘴即位于這一收縮部分的下方，該收縮部分的收縮角一般在45～80°之間，收縮長度和角度可由流動方程對其進行模擬優(yōu)化確定。
在徑向尺寸相同的第一反應區(qū)[2]和第二反應區(qū)[3]之間是一直徑擴張了的第二反應區(qū)下部[10]，在此擴張的部位設有再生劑入口斜管[11]、與預提升段內噴嘴[8]分布、數(shù)量均相同的氣體介質噴嘴[12]以及二次進料噴嘴[13]，擴張及收縮過度部分的角度要求同預提升段。
在預提升段和第一反應區(qū)之間以及在第二反應區(qū)下部和第二反應區(qū)之間專門設計的徑向收縮部分將有助于提高催化劑顆粒和油汽氣相的上行速度，有效地減小催化劑徑向濃度梯度和防止上部催化劑向下滑落而與新鮮反應原料接觸。由于此收縮作用，流速分布得更均勻；由于收縮產生的加速作用，從能量守恒觀點可知，收縮后的壓力將比收縮前的壓力有較大幅度的降低，這均有效地防止了催化劑的滑落和返混。
第二反應區(qū)之上方便是位于提升管水平段的第三反應區(qū)[4]，于該水平段的端點處為一液體介質注入口[14]，水平段的出口聯(lián)接著下行床[15]。閉式旋風分離器[18]的入口管[20]延伸入下行床內，該延伸部分之下便是與之連成一體的多段串聯(lián)的罩式多孔氣固分離結構[17](以下簡稱罩式結構)。
所說的罩式結構是由中心管與連接于其上的罩組成的。該中心管與旋風分離器入口管[20]同軸同徑。該罩式結構可由4～10段串聯(lián)而成，視下行床的規(guī)模尺寸而定。罩式結構的起始段應低于提升管水平段的位置，終結段與下行床底部端面之間的距離應為旋風分離器入口管直徑的1～2倍。罩式結構如圖二所示。圖中線段a即表示單段的罩式結構，在每段罩式結構的罩下沿中心管周壁開有1～3排均勻分布的3～9個小孔。多段罩式結構上所有小孔的總面積為旋風分離器入口管截面積的0.3～1.2倍。罩與中心管間的夾角α為15～45°。罩的高度H為小孔直徑的3～10倍。罩上無夾角垂直段的高度h約為罩高度H的二分之一。
如此設計的進行連續(xù)氣固分離的特殊裝置，能夠使輕烴依次通過罩下的小孔、罩式結構的中心管、旋風分離器的入口管，盡快地自反應區(qū)中引出，實現(xiàn)迅速的氣固分離。
本發(fā)明提供的工藝方法及其配套使用的改進的提升管反應系統(tǒng)具有如下的特點
1．本發(fā)明中采用部分提升氣體沿軸切向進入的方式使催化劑顆粒從邊壁的大尺度回流轉變成全截面的小尺度回流，因為軸向的流速將邊壁催化劑向上攜帶，切向的流速則利用慣性力將催化劑推向中心區(qū)，且邊壁的向上軸向流動破壞了循環(huán)流動結構、增加了返混的均勻性，使常規(guī)的上行式反應段中的氣固兩相流動接近于平推流。毫無疑義，這強化了油氣與催化劑顆粒接觸的混合效率。
2．本發(fā)明中采用了沿提升管床層高度劃分的三段反應區(qū)，通過調節(jié)反應強度，抑制中間產物發(fā)生付反應的技術措施，包括控制不同反應區(qū)內的停留時間、采用新的冷激用介質等，來達到多產低碳異構烯烴或丙烯的目的。
3．本發(fā)明在第一反應區(qū)及第二反應區(qū)之前均采用了徑向收縮這一特殊措施，連同部分提升氣由軸切向進入，該二措施聯(lián)合作用的結果是有效地防止了上部催化劑的向下滑落及返混。
4．本發(fā)明中采用了特殊的連續(xù)氣固分離裝置，使輕烴盡快自反應區(qū)中引出，避免和減少了過裂化、熱裂化和氫轉移等付反應的發(fā)生，確保了氣體及汽油產物中的高烯烴度及異構烯烴中的高烯烴對烷烴比。
5．在相同條件下本發(fā)明方法較常規(guī)流化催化裂化的異構烯烴產率提高2倍，丙烯產率提高2～3倍，圖1為本發(fā)明提供的改進了的提升管反應系統(tǒng)示意圖。
圖中編號[1]～[20]的說明如下[1]為預提升段；[2]為第一反應區(qū)；[3]為第二反應區(qū)；[4]為第三反應區(qū)；[5]為再生劑一次進入斜管；[6]為氣體介質入口；[7]為底部氣體分布器；[8]為沿軸切向氣體介質噴嘴，[9]為一次進料噴嘴，[10]為第二反應區(qū)下部；[11]為再生劑二次進入斜管；[12]為沿軸切向氣體介質噴嘴；[13]為二次進料噴嘴；[14]為液體介質注入口；[15]為氣固分離下行床；[16]為汽提段；[17]為罩式多孔氣固分離結構；[18]為閉式旋風分離器；[19]為提升管反應器徑向收縮的過度部分[20]為旋風分離器的入口管。
圖2為本發(fā)明提供的罩式多孔分離結構示意圖。
下面將通過實例對本發(fā)明予以進一步的說明，但并不因此而限制本發(fā)明。
實例中所用的催化劑為一種用于流化催化裂化的含Y型沸石和pentasil型沸石的半合成載體催化劑，其工業(yè)牌號為RFC(齊魯石化公司催化劑廠工業(yè)產品)，使用前經100％水蒸汽790℃老化處理8小時。
實例1本實例說明在本發(fā)明提供的改進了的中型提升管裝置上，以石蠟基混合重油為原料時，本發(fā)明提供的多產低碳異構烯烴和多產丙烯過程的實施情況。
所用的原料油規(guī)格性能列于表1。實施結果所得數(shù)據列于表2。為對比起見，相同催化劑在常規(guī)中型提升管裝置上按常規(guī)FCC方式操作所得的結果也一并列于表2。
由表2數(shù)據可知本發(fā)明提供的工藝方法在本發(fā)明特定的裝置上低碳異構烯烴和丙烯的產率均可大大高于FCC。
表1餾程，℃ 初餾點249； 60％522特性因數(shù) 12.4密度(20℃),g/cm30.8687運動粘度，mm2/s 14.82(80℃)；9.334(100℃)凝固點，℃36殘?zhí)?，重?.8碳/氫(重量比) 6.44硫，重％ 0.11氮，重％ 0.15堿性氮，ppm 581鐵，ppm 2.5鎳，ppm 2.1釩，ppm ＜0.1鈉，ppm 2.6膠質，重％11.2瀝青質，重％ 0.2
表2
實例2本實例進一步說明本發(fā)明提供的多產低碳異構烯烴和多產丙烯過程在工業(yè)裝置上實施的結果。
所用原料油規(guī)格性能列于表3。實施結果所得數(shù)據列于表4。為對比起見，相同催化劑按常規(guī)FCC操作所得結果也一并列于表4。
表3餾程，℃初餾點233； 70％500密度(20℃)，g/cm30.8809運動粘度，mm2/s13.5(80℃)； 8.09(100℃)凝固點，℃ 40殘?zhí)?，重? 3.2碳/氫(重量比) 6.63硫，重％0.33氮，重％0.08堿性氮，ppm 600鐵，ppm 5.95鎳，ppm 3.73釩，ppm 11.52銅，ppm 0.12膠質，重％ 12.4瀝青質，重％0.9
權利要求
1．一種多產低碳異構烯烴的流化催化裂化方法，其特征在于在一由預提升段[1]和三段反應區(qū)[2,3,4]構成的提升管反應器中，部分再生劑分別經由底部和沿軸切向進入的氣體介質的兩次提升后，與由徑向噴入的一次進料油氣混合并立即進入徑向收縮了的第一反應區(qū)，經0.5～1.0秒的停留時間后進入徑向較第一反應區(qū)擴張了的第二反應區(qū)下部。在該部位，另一部分再生劑經沿軸切向進入的氣體介質的提升，與由徑向噴入的二次進料油氣以及來自第一反應區(qū)的物流混合后立即進入徑向收縮了的第二反應區(qū)，經0.5～1.0秒的停留時間后進入位于提升管水平段的第三反應區(qū)，并將冷激介質注入其中。物流在第三反應區(qū)至出口部位的停留時間為0.5～1.0秒，在提升管反應系統(tǒng)內的總停留時間為1.0～2.0秒。冷激后的反應物料流進入一由閉式旋風分離器和一具有連續(xù)多段氣固分離結構的下行床組成的分離系統(tǒng)進行氣固分離，分離出的氣相由旋風分離器的出口引出，催化劑顆粒經汽提進入再生器。
2．按照權利要求1所述的方法，其特征在于其中所說進入第一反應區(qū)的再生劑占再生劑循環(huán)總量50％以下；由第二反應區(qū)下部進入的再生劑占再生劑循環(huán)總量50％以上。
3．按照權利要求1所述的方法，其特征在于其中所說一次進料為作為反應原料欲摻入的全部的重質組分和少部分相對較輕組分的混合物，進料量占總進料量的60％以下；二次進料為作為反應原料的大部分較輕組分，進料量占總進料量的40％以上。
4．一種多產丙烯的流化催化裂化方法，其特征在于在一由預提升段[1]和三段反應區(qū)[2,3,4]構成的提升管反應器中，部分再生劑分別經由底部和沿軸切向進入的氣體介質的兩次提升后，與由徑向噴入的一次進料油氣混合并立即進入徑向收縮了的第一反應區(qū)，經0.5～1.0秒的停留時間后進入徑向較第一反應區(qū)擴張了的第二反應區(qū)下部。在該部位，另一部分再生劑經沿軸切向進入的氣體介質的提升，與由徑向噴入的二次進料油氣以及來自第一反應區(qū)的物流混合后立即進入徑向收縮了的第二反應區(qū)，經1.0～1.5秒的停留時間后進入位于提升管水平段的第三反應區(qū)，并將冷激介質注入其中。物流在第三反應區(qū)至出口部位的停留時間為0.5～1.0秒，在提升管反應系統(tǒng)內的總停留時間為2.0～4.5秒。冷激后的反應物料流進入一由閉式旋風分離器和一具有連續(xù)多段氣固分離結構的下行床組成的分離系統(tǒng)進行氣固分離，分離出的氣相由旋風分離器的出口引出，催化劑顆粒經汽提進入再生器。
5．按照權利要求4所述的方法，其特征在于其中所說進入第一反應區(qū)的再生劑占再生劑循環(huán)總量50％以上；由第二反應區(qū)下部進入的再生劑占再生劑循環(huán)總量50％以下。
6．按照權利要求4所述的方法，其特征在于其中所說一次進料為作為反應原料欲摻入的重質組分和相對較輕組分的混合物，進料量占總進料量的40％以上；二次進料為剩余的重質組分和較輕組分的混合物，進料量占總進料量的60％以下。
7．一種用于權利要求1或4方法的改進了的提升管反應系統(tǒng)，其特征為該系統(tǒng)由如下兩部分組成(1)由預提升段和沿床層高度劃分的第一、二、三反應區(qū)構成的提升管反應器；(2)由含有多段的罩式多孔氣固分離結構的下行床和閉式旋風分離器構成的氣固快速分離系統(tǒng)，其結構如下在設有再生劑入口斜管[5]、與氣體介質入口[6]相通的氣體分布器[7]、沿軸切向的氣體介質噴嘴[8]及一次進料噴嘴[9]的預提升段[1]與位于其上方的第一反應區(qū)[2]之間為一徑向收縮的過度部分[19]，第一反應區(qū)與位于其上方的第二反應區(qū)[3]之間為徑向擴張了的、設有再生劑入口斜管[11]、沿軸切向的氣體介質噴嘴[12]及二次進料噴嘴[13]的第二反應區(qū)下部[10]，第二反應區(qū)上方是位于提升管水平段、端點處設有液體介質注入口[14]的第三反應區(qū)[4]，其出口聯(lián)接著下行床[15]，閉式旋風分離器[18]的入口管[20]延伸入該下行床內，該延伸部分之下是與之連成一體的多段串聯(lián)的罩式多孔氣固分離結構[17]。
8．按照權利要求7所述的反應系統(tǒng)，其特征在于所說提升管反應器中沿軸切向的氣體介質噴嘴[8]或[12]為2～8個，沿周壁均勻分布，噴嘴開口朝上，軸向角為20～40°。
9．按照權利要求7所述的反應系統(tǒng)，其特征在于所說提升管反應器中徑向收縮或擴張部分的收縮或擴張角為45～80°。
10．按照權利要求7所述的反應系統(tǒng)，其特征在于所說多段串聯(lián)的罩式多孔氣固分離結構是由4～10段由中心管與連接于其上的罩構成的罩式結構串聯(lián)而成，該中心管與入口管[20]同軸同徑，在罩下沿中心管周壁開有1～3排均勻分布的3～9個小孔，多段罩式結構上總孔面積為入口管[20]截面積的0.3～1.2倍，罩與中心管間的夾角α為15～45°，罩的高度H為小孔直徑的3～10倍，罩上無夾角垂直段的高度h約為罩高度H的二分之一。
全文摘要
一種多產低碳異構烯烴或丙烯的流化催化裂化方法,是在一由以下兩部分組成的提升管反應系統(tǒng)中進行的:(1)由預提升段和沿床層高度劃分的三段反應區(qū)構成的改進了的提升管反應器;(2)由含有多段的罩式多孔氣固分離結構的下行床和閉式旋風分離器構成的氣固快速分離系統(tǒng)。本發(fā)明解決了常規(guī)提升管中上部催化劑向下滑落及返混的問題,可獲得較常規(guī)FCC方法高得多的低碳異構烯烴和丙烯產率。
文檔編號C10G11/00GK1217366SQ9712027
公開日1999年5月26日 申請日期1997年11月11日 優(yōu)先權日1997年11月11日
發(fā)明者鐘孝湘, 潘煜, 林文才, 張瑞馳, 李世春, 毛安國, 汪燮卿, 陳祖庇 申請人:中國石油化工總公司, 中國石油化工總公司石油化工科學研究院