专利名称：一种烃类原料催化裂化方法及提升管反应器的制作方法
技术领域：
本发明属于石油炼制设备技术领域，特别涉及一种烃类原料催化裂化方法及提升管反应器。
背景技术：
催化裂化装置是炼油厂原料油二次加工的重要设备之一，而催化裂化反应过程是在提升管反应器内实现的。常规催化裂化装置中，提升管反应器仅是一普通管道，总长约40米，原料油经雾化，按平均流速10-15米/秒左右速度，经3秒左右时间完成反应。研究结果表明，催化裂化的反应结果直接取决于提升管反应器的结构和设计参数。
近十年来，催化裂化技术取得了很大进步。这些进步主要归功于对反应过程基理研究的深入。研究发现，原料油中不同馏分在催化剂环境下汽化、裂化过程各不相同，且在共同的环境下还会相互干扰。首先裂化反应主要发生在提升管下部五分之一至四分之一的区域内，催化剂的活性在后部的大部分区域一般也只有原来的50％；其次，循环油浆较其它馏分更易于汽化和被催化剂吸附，很快使催化剂活性中心失活，影响了其他馏分的裂化；而汽油馏分在其他油气成分的影响下，又形成较高的烯烃含量。据此，提出了按馏分设计反应条件的设计思路。
首先出现了原料油和循环油浆在不同位置分别进入提升管的方案。通常是循环油浆在原料油上方(下游)引入提升管。使再生催化剂先与原料油反应，然后再与循环油浆接触反应，避免了油浆过早吸附的影响。国内大量使用的MED技术以及中国专利申请01119807.9即为典型的例子。
进一步发展过程中，人们提出了“两段催化裂化”方案。即直接设计两个提升管反应器，使不同的馏分在不同的提升管内反应，彻底的解决了相互干扰的问题。两段设计的核心在于(1)缩短反应时间，(2)按馏分分炼。
为了同时解决原料油、循环油浆和汽油反应互相干扰问题，中国专利申请0311944109提出了建设三个提升管反应器，分别用以加工原料油、循环油和汽油的方案。
以上方案虽然能较好的解决因反应时间过长、各馏分相互干扰带来的目的产物收率低、质量差的问题，但采取的措施基本上是重复增加装置，实际工程上实施相当困难，有的几乎不能实施。另外，已有技术中各提升管反应器通常采用常规型式，仍然存在反应器上部反应效率很低的问题。中国专利申请99213769.1、00134054.9提出的双提升管反应器方案，双提升管反应器呈上下两段布置，第一段(第一根提升管反应器)用于原料油裂化，反应产物经气固分离后，汽油进入上部第二根提升管反应器，在第二根提升管内重新引入新的再生催化剂。其两根提升管都较短，油气反应时间较常规反应器缩短一倍，解决了常规提升管反应器上部效率低的问题，但每个提升管反应器均为常规结构。
这些方案中，各提升管反应器与再生器之间都设有供催化剂循环的管道，每个管道上装有滑阀，以控制催化剂循环量。有几个提升管，就形成几路循环。有些还要设单独的沉降器和汽提段，结构相当复杂。
发明内容
本发明目的在于提供一种既能实现两段催化的要求、又能满足生产低烯烃汽油工艺条件的烃类原料催化裂化方法及提升管反应器，利用本发明不增加沉降器、汽提段等设备。
为达上述目的，本发明采用如下技术方案一种烃类原料催化裂化方法，使原料油和二次反应原料进入同一个提升管反应器裂化反应段各自反应通道内进行裂化后，进入改质反应和后续处理工序。
原料油和二次反应原料经裂化后混合降温然后进行改质反应。
从油气引出段引出催化剂至改质段增大该段剂油比。
再生催化剂在预提升段进行降温处理。
一种烃类原料提升管反应器，包括自下而上贯通连接的预提升段、裂化反应段、改质段和油气引出段，预提升段和裂化反应段空间内设有与其轴向相同的二次反应通道，预提升段上部侧壁设有原料油入口、下部设有与二次反应通道连通的二次反应原料入口。
二次反应通道轴线与反应器轴线错开布置，设置于靠近反应器内壁处。
二次反应通道顶端与改质段之间留有间距形成油气混合段，混合段侧壁设有冷却剂入口。
油气引出段通过催化剂回流管与改质段下部连接。
预提升段内部设有换热装置，改质段直径为裂化反应段直径的2-3倍，回流催化剂引出口处提升管直径扩大，二次反应原料进料口设于预提升段底部。
预提升段高度4-6米，裂化反应段高度为8-20米，混合段高度1-3米，改质段高度为6-15米。
本发明中，使用一个提升管反应器即可实现原料油和二次反应原料(如循环油浆、回炼汽油等)分炼的两段催化裂化过程，并降低汽油中烯烃含量。提升管反应器沿高度自下而上分成再生剂预提升段、高温裂化反应段、低温产品改质段和油气引出段。在下部的高温裂化反应段，靠近反应器的边壁区设置二次反应通道，从而在裂化反应段形成两个反应通道，在一台反应器内实现两段催化裂化反应。高温裂化段的二次反应通道和原料油反应通道高度占常规提升管反应器的二分之一，反应时间按0.5-1.2秒控制。既可保证裂化时间的要求，也克服了提升管反应器后半部分效率低的缺点。低温产品改质段采用直径扩大的结构设计，在该段内，来自高温裂化段的油气的裂化反应受到抑制，在低温、高剂油比工况下进行产品改质，有利于汽油烯烃含量降低。该段直径一般为下部高温裂化区的2-3倍。以上两反应段之间为混合段，高度为1-2米，油汽流速10～20米/秒，用于使来自下部不同反应通道的原料油气和二次反应原料油气混合，并在此区引入急冷水，使油气降温，终止裂化反应。为强化低温区改质效果，在提升管上部设催化剂回流管，从低温反应区上方的油气引出段引部分催化剂返回低温反应区内，增加其内的剂油比。如此，从催化剂循环量角度，形成了下部的低剂油比和上部高剂油比两个反应区。反应油气和循环催化剂经出口管流出提升管反应器，进入沉降器及其内旋风器，催化剂从油气中分离出，进入汽提段。进入旋分器和汽提段的催化剂量与经再生立管进入提升管反应器的催化剂量相等，不增加后续设备的负荷。即反应器内的高剂油比在反应器本身实现，也仅引起提升管本身的改变。产品油气在沉降器顶部排出装置，进入后续的产品分离单元。在预提升段内设置的换热管，可取走部分催化剂的热量，降低温度，使反应区的剂油比增加，降低汽油中烯烃含量。换热管内可用水作冷却介质。
本发明的反应器与催化裂化装置的再生器、沉降器之间只有一个催化剂循环通道。原料油反应与二次原料反应共用一个再生剂立管和一个预提升段。原料油从侧壁进入原料油反应通道，二次反应原料在底部沿轴向进入循环油反应通道。原料油进口设在侧壁处，经雾化喷嘴喷入的原料油物流仍可在通道中心汇聚。
本发明裂化段的反应温度为510-560度(摄氏)，反应时间为0.6-1.2秒；改质段的反应温度为490-530度(摄氏)，反应时间为3-6秒；原料油预热温度为200-250度(摄氏)，二次原料温度为340-360度(摄氏)，预提升段催化剂冷却降温30-80度(摄氏)，催化剂流速为1.5-2.5米/秒，混合段流速为10-20米/秒，改质段流速为3-6米/秒。改质段催化剂回流比为0.5-2。
本发明的提升管反应器总高度为35-50米，其中预提升段高度4-6米，裂化反应段高度为8-20米，混合段1-3米，改质段高度为6-15米。
本发明用简单的结构方式，在一个提升管内实现了两段催化转化，在常规反再装置上同时实现了短提升管、短反应时间的裂化反应要求和汽油降烯烃的要求，可以提高轻油收率1-2％；低温改质段可使所生产的汽油烯烃含量降低7-10个百分点，低温改质段催化剂回流的作用可使汽油烯烃降低5-10个百分点，合计可降低汽油烯烃含量15个百分点以上。除提升管变化外，不增加设备，不另设沉降器、汽提段等；不改变原装置沉降器、旋风器和预提升段的负荷及工况；不增加与再生器和沉降器间的催化剂回路，与原再生器和沉降器间只有一个催化剂循环系统。
本发明的工作过程为来自再生器的催化剂经再生立管进入反应器的预提升段，再生剂在预提升段内分成两路，分别进入原料油通道和二次反应原料通道。这些催化剂在预提升蒸汽的作用下，向上流动，进入反应区。原料油和二次反应原料如回炼油经各自的雾化喷嘴进入反应区，在催化剂环境下进行裂化反应。完成裂化反应后，在混合段被激冷水冷却，终止裂化反应。然后进入低温低流速反应区，进行产品改质转化。反应油汽和循环催化剂经顶部的出口进入沉降器，与其内的旋风器相接，进行气固分离。反应油汽在沉降器顶部经油汽管线引出，进入后续的产品分离装置。旋风器分出的催化剂先进入汽提段，被蒸汽置换出夹带的油汽后，进入再生器，在700度(摄氏)左右的温度下与氧气反应，除去在反应过程形成的集碳，恢复活性。再生后的催化剂经再生立管进入提升管。
图1为带有烃类原料提升管反应器的反-再装置结构示意图；图2为实施例2中反-再装置结构示意图；图3为烃类原料提升管反应器裂化段横截面示意图，箭头为原料油进向；图4为烃类原料提升管反应器内剂油比变化示意图；图5为烃类原料提升管反应器内温度变化示意图。
具体实施例方式
实施例1、如图1所示，烃类原料提升管反应器由自下而上贯通连接的预提升段11、裂化反应段12、改质段15和油气引出段组成，预提升段11上方侧壁设有原料油入口25、其内部设有冷却换热管19，换热管19内可通冷水对催化剂进行冷却。预提升段11和裂化反应段12空间内设有与其轴向相同的循环油浆反应通道13，循环油浆进料口24设于预提升段11底部。循环油浆反应通道13轴线与反应器轴线错开布置，设置于靠近反应器内壁处，循环油浆反应通道13顶端与改质段15之间留有间距，形成混合段14。改质段15直径为裂化反应段12直径的2倍。裂化反应段12顶部侧壁设有冷却剂入口23，油气引出段通过催化剂回流管17与改质段15下部连接。
再生器4内再生过的700度(摄氏)左右温度、高活性催化剂在再生滑阀6控制下，经立管5进入提升管反应器1底部的预提升段11。催化剂在预提升段与换热管19换热，催化剂被冷却、降温30-80度(摄氏)。冷却后的催化剂在来自预提升蒸汽进口22的蒸汽作用下，向上输送，进入反应器的裂化反应段12。预提升段11的蒸汽表观流速为2米/秒左右。原料油先预热至200-250度(摄氏)，在预提升段11上方，经喷嘴雾化后从提升管侧壁进口25进入原料油反应通道。循环油浆温度350度(摄氏)左右，在预提升段11底部，沿提升管轴线方向，向上进入循环油反应通道。预提升段11内的催化剂冷却后分成两路，70％-80％进入原料油反应通道，20％-30％进入循环油反应通道13。反应后的原料油油气与循环油浆油气在混合段14内混合，并在此被来自进口23的激冷水冷却，抑制裂化反应。降温后的油气与催化剂共同进入产品改质段15，进行芳构化、烷基化和氢转移反应。油气进入改质段15后，与经回流管17、并被滑阀18控制的补充催化剂34接触，使反应剂油比增加，改质效果进一步提高。回流的催化剂从油气引出段引出，在改质段12底部送入。反应油气及与流经再生剂立管5等量的催化剂一起经出口16进入沉降器2内的旋风分离器8，分理出催化剂后，油气经管线7送出反-再装置，进入后面的产品分离部分。旋风分离器8分离出的催化剂则向下流入汽提器3，与汽提蒸汽接触，置换出催化剂夹带的油气后，流入再生器4，与来自再生器底部进口的氧气21反应，恢复活性后再进入反应器1，完成反应循环。27为外取热器。
在一套加工量100×104t/a、以生产汽油和柴油为主的催化裂化装置中采用了上述提升管反应器，反-再装置总高50米，提升管反应器1长40米。沉降器2直径5.0米，再生器4直径9.0米，汽提器3直径2.5米。提升管反应器1预提升段11直径1.6米、高5.0米，原料油通道(裂化反应段12)直径800毫米、高度15米，回炼油通道13直径300毫米、高18米，混合段14直径1000毫米、高2.0米，改质段15直径2.0米、高10米。反应器出口(油气引出段)直径900毫米，催化剂回流管17直径500毫米，再生立管5直径700毫米。
原料油在同一高度从四支喷嘴25周向相隔90°进入原料油反应通道；循环油浆从一个喷嘴24在底部进入循环油浆反应通道；激冷水从两个喷嘴23进入混合段14。原料油预热温度200℃，循环油浆温度350℃，原料油裂化反应温度510℃，循环油浆裂化反应温度500℃；改质段温度490℃。预提升蒸汽量2.0t/h，原料油雾化蒸汽量6.0t/h，循环油浆雾化蒸汽量为1.0t/h；激冷水用量8.0t/h。
经再生立管5进入提升管反应器和再生器间催化剂循环量为1000t/h，其中20％进入循环油浆反应通道13。经回流管17返回改质段15的催化剂量为1500t/h；经反应器出口进入沉降器旋风器、汽提器及再生器的催化剂量为1000t/h。提升管反应器顶部操作压力0.35MPa(a-绝对压力)，再生器4操作压力0.38MPa(a)。
产品分别为汽油45％，柴油30％，液化石油气15％，干气加损失3％，焦炭7％。汽油烯烃含量降低15个百分点。
实施例2、如图2所示，本实施例中，在提升管回流催化剂引出口处，设置扩径的催化剂引出区31，更有利于催化剂引出及回流。其他同实施例1。
在一套加工量100×104t/a、以生产低碳烯烃为主的催化裂化装置中，采用了上述提升管反应器。反-再装置总高50米、提升管长40米，沉降器2直径5.0米，再生器4直径9.0米，汽提器3直径2.5米。提升管反应器预提升段11直径1.8米、高6.0米；原料油通道(裂化反应段12)直径900毫米、高度15米；回炼油通道13直径280毫米、高18米；混合段14直径1000毫米、高2.0米；改质段15直径2.0米、高8米；反应器出口直径1000毫米；催化剂回流管17直径600毫米；再生立管5直径700毫米。
原料油在同一高度从四支喷嘴25周向相隔90°进入原料油反应通道；循环油浆从一个喷嘴24在底部进入循环油浆反应通道。激冷水从两个喷嘴23进入混合段14。
原料油预热温度200℃，循环油浆温度350℃，原料油裂化反应温度530℃，回炼油浆裂化反应温度530℃；改质段温度505℃。
预提升蒸汽量2.0t/h，原料油雾化蒸汽量6.0t/h，回炼油浆雾化蒸汽量为1.0t/h；激冷水用量8.0t/h。
经再生立管进入提升管反应器和再生器间催化剂循环量为1200t/h，其中25％进入循环油浆反应通道。经回流管返回改质段的催化剂量为1500t/h；经反应器出口进入沉降器、旋风分离器、汽提器及再生器的催化剂量为1200t/h。提升管顶部操作压力0.35MPa(a)，再生器操作压力0.38MPa(a)。
产品分别为汽油39％，柴油30％，液化石油气20％，干气加损失4％，焦炭7％。汽油烯烃含量降低12个百分点。
权利要求
1.一种烃类原料催化裂化方法，其特征在于，使原料油和二次反应原料进入同一个提升管反应器裂化反应段各自反应通道内进行裂化后，进入改质反应和后续处理工序。
2.如权利要求1所述的方法，其特征在于，原料油和二次反应原料经裂化后混合降温然后进行改质反应。
3.如权利要求1或2所述的方法，其特征在于，从油气引出段引出催化剂至改质段增大该段剂油比。
4.如权利要求3所述的方法，其特征在于，再生催化剂在预提升段进行降温处理。
5.一种烃类原料提升管反应器，包括自下而上贯通连接的预提升段、裂化反应段、改质段和油气引出段，其特征在于，预提升段和裂化反应段空间内设有与其轴向相同的二次反应通道，预提升段上部侧壁设有原料油入口、下部设有与二次反应通道连通的二次反应原料入口。
6.如权利要求5述的反应器，其特征在于，二次反应通道轴线与反应器轴线错开布置，设置于靠近反应器内壁处。
7.如权利要求5或6所述的反应器，其特征在于，二次反应通道顶端与改质段之间留有间距形成油气混合段，混合段侧壁设有冷却剂入口。
8.如权利要求7所述的反应器，其特征在于，油气引出段通过催化剂回流管与改质段下部连接。
9.如权利要求8所述的反应器，其特征在于，预提升段内部设有换热装置，改质段直径为裂化反应段直径的2-3倍，回流催化剂引出口处提升管直径扩大，二次反应原料进料口设于预提升段底部。
10.如权利要求9所述的反应器，其特征在于，预提升段高度4-6米，裂化反应段高度为8-20米，混合段高度1-3米，改质段高度为6-15米。
全文摘要
一种烃类原料催化裂化方法及提升管反应器，属于石油炼制技术领域。使原料油和二次反应原料进入同一个提升管反应器裂化反应段各自反应通道内进行裂化后，进入改质反应和后续处理工序。原料油和二次反应原料经裂化后混合降温然后进行改质反应。从油气引出段引出催化剂至改质段增大该段剂油比。再生催化剂在预提升段进行降温处理。本发明反应器与再生器之间只有一个催化剂循环回路，在同一提升管内既实现两段催化转化，又使产品质量得到改善，特别是汽油烯烃含量降低。利用本发明可提高轻油收率1％，所产汽油中烯烃含量降低10－15个百分点。
文档编号C10G11/00GK1789379SQ20041006032
公开日2006年6月21日 申请日期2004年12月13日 优先权日2004年12月13日
发明者石宝珍 申请人:洛阳石化设备研究所