烃类反应油气的分离方法

专利名称：烃类反应油气的分离方法
技术领域：
本发明涉及催化裂解反应油气的分离方法，具体地说，是一种富含C2、C3、C4烃类的催化裂解反应油气的分离方法。
背景技术：
流化催化裂化是石油二次加工的一项重要工艺之一，它采用酸性固体催化剂以流化态的方式和石油烃类接触、反应，将重质石油烃类转化为汽柴油等轻质石油产品和低碳烃类。目前随着轻质原料油的短缺，利用重质原料通过催化裂化的方法生产低碳烯烃，已经成为一种发展的趋势。
CN1069016A公开了一种利用重质石油烃类制取低碳烯烃的催化转化方法，选用固体酸催化剂，在反应温度650-900℃、剂油比为5-35的条件下，乙烯+丙烯+丁烯的产率可以达到30-40m％。CN1083092A、CN1218786A、CN1403540A公开了类似的制取乙烯和丙烯的方法。
采用流化催化裂化制取低碳烯烃的方法其显著的工艺特点是反应温度高、剂油比大、反应时间短等。由于催化裂解制低碳烯烃的反应温度为600-900℃，为避免高温油气在油气管道中凝结生焦，从反应器出来的反应油气要进行冷却分离。目前，在高温油气的冷却方面主要采用直接冷却法或间接冷却法，在烃类的分离方面多采用板式精馏塔。
CN1100851C公开了一种烃类流化催化转化反应产物的急冷塔和急冷方法。其急冷塔中部设有挡板，分为急冷传热区和催化剂洗涤区。塔顶为气相分离区，在塔底设有液位控制区，设有热反应物流进料管和含尘急冷液排出口。急冷液的进口设在传热区和催化剂粉尘洗涤区上部。其方法是将反应油气进入急冷塔底部，反应物流向上通过急冷传热区和催化剂洗涤区，与向下的急冷液逆流接触换热，同时反应物中带有的少量催化剂颗粒也被急冷液带走。降温后的油气通过气相分离区出急冷塔。在急冷塔中反应油气从670-730℃的温度降温到300-400℃左右，然后进行后续分离。
《乙烯工学》给出了蒸汽裂解制乙烯的分离流程。馏分油裂解装置中裂解炉出口高温裂解气，在废热锅炉(间接换热器)中与水及水蒸气进行间接换热，以回收高温油气的热量，高温油气(通常温度为780-900℃左右)根据裂解原料的不同降温到450-600℃左右。采用间接换热的主要优点为可以通过与水的换热，发生高压蒸汽，有效利用高温热。如果裂解原料较重时，需要相应提高油气换热出口温度，防止温度低于油气露点发生结焦，影响换热器的运行周期。
对于典型的催化裂化FCC工艺分离系统，反应油气进入分馏塔底部，在分馏塔分成不同的中间产品，塔顶为粗汽油和富气，侧线有柴油和回炼油等。塔顶的汽油和富气再经过吸收稳定进一步分离，柴油经过汽提、冷却换热后，作为成品出装置。
US6576805公开了一种富含低碳烯烃的石油烃类分离方法。催化裂化反应后油气首先进入主分馏塔分离成重循环油、柴油馏分，塔顶为汽油馏分和气体(湿气)，湿气经过多级压缩和冷却，将C3和C3-与C3+分离开来，C3+经过汽提塔和稳定塔后分离出C4和汽油馏分。C3和C3-馏分经过精制、干燥，进入后续深冷分离系统，经过脱甲烷塔、脱乙烷塔以及脱丙烷塔，最终将乙烯和丙烯分离。
在处理含尘油气的分离中，普遍在分馏塔的底部采取特殊的结构以防止高温油气结焦和粉尘的沉积，在催化裂化的主分馏塔底部一般采用人字挡板，CN1100851C公开的急冷塔底部也采用了相应的挡板结构。人字挡板结构具有流通量大，催化剂粉尘容易被冲洗、不易沉积等特点，但作为一个传热、传质分离构件时，一个明显的缺点是存在油气容易短路，气液两相接触效率低。
在提高气液两相接触效率方面，现有文献和专利公布了许多不同的填料结构和塔板型式，比如可以采用规整填料、蒸馏塔板等。CN1116925C公布了一种结构填料，波纹板上的波纹延伸方向与其上面流体流动方向相反，每一层填料由多块波纹板构成，相邻的两块波纹板之间有一定的夹角。在相邻填料件的交界面上带有一个减小连续相从一个填料件向下一个填料件流动时所产生的压降的装置。该填料的主要优点为通过填料角度的变换保证了良好的气液两相接触效率。
CN1358565A公布了一种传质塔中用的填料，填料段具有多个垂直取向且具有斜角交叉的填料片，形成一个段高。每个段高具有一个底部区域、一个本体区域和一个顶部区域。底部区域具有不同于本体区域几何形状的特定形状，顶部区域也不同于本体几何形状。通过改变不同段的几何形状来实现和改变塔的各种效能。
CN2183817Y公布了一种复合填料形式，由斜置式波纹填料和水平波纹填料组成，两层斜置式波纹填料和两层水平波纹填料组成一个填料单元。采用这种结构可以不用设置液体再分布器，且具有通量大、压降低及效率高等特点。由于催化裂解产气量大、反应油气温度高，受塔内气相线速和热负荷的限制，常规FCC主分馏塔的分离流程已经很难适应这种分离要求。另外，由于裂解原料的重质化以及裂解气中含有固体催化剂颗粒，因此传统的蒸汽裂解制乙烯的分离流程也不适用于催化裂解制低碳烯烃工艺过程。而对于普通结构填料而言，在含有催化剂颗粒的石油烃类分离中，催化剂微粒容易堵塞填料孔道，也容易导致高温油气的结焦。

发明内容
本发明的目的是提供一种烃类反应油气的换热分离方法，使得高温、高气体含量且夹带催化剂颗粒的反应油气得到有效的冷却和分离。
本发明提供的方法如下富含C2-C4烃类的催化裂解反应油气由底部进入包括塔釜、冷却洗涤区和换热分馏区的冷换预分塔内，与由该塔顶部注入的催化裂解重质原料逆流接触；在塔釜和冷却洗涤区脱除反应油气中所夹带的催化剂颗粒；在换热分馏区逐步降低反应油气的温度并使反应油气中的重组分冷凝下来进入重质原料中；降温后的反应油气经该冷换预分塔的顶部输送至后续分离系统；重质原料在沿换热分馏区向下流动的过程中逐步升高温度，并在流经换热分馏区后被抽出，作为原料油送至催化裂解反应器或加氢处理反应器。
与现有技术相比，本发明的有益效果主要体现在以下方面1.本发明所述冷却洗涤区设有多层挡板式内构件，使反应油气和重质原料在流经每一层挡板时各自的流动方向发生改变，延长了油气停留时间，提高了气液两相的传热、传质效率，保证反应油气中的重油组分(馏程大于530℃)凝析到重质原料中。另外，高空隙率的内构件结构保证了冷换预分塔可以在高气相负荷下正常操作。
2.重油原料与反应产物在冷却预分塔中直接换热，一方面可以使反应油气在很短的时间内迅速冷却，与此同时加热了重油原料，节省了大量的换热设备；另一方面未反应的有效组分(柴油馏分及馏程小于530℃的组分)在冷却预分塔中冷凝成为液相，起到了分馏效果。另外油气中夹带的少量催化剂粉尘被向下流动的重质原料洗涤下来并从塔底引出。
3.催化裂解的重油原料有时需要通过加氢预处理来改善其性质。本发明通过使重油原料在冷却预分塔中和催化裂解产品直接接触换热，可以将其加热到加氢反应所需的温度，不必另设原料加热炉，加氢反应器的进料温度可通过改变侧线抽出口的位置调节，简化了流程，热量利用充分、合理。
4.催化裂解反应油气产品中的重油组分经冷换预分塔进入塔釜后可以部分或全部作为燃烧油直接喷入再生器使用，以补充催化裂解反应所需的热量。根据再生器的热量平衡的需求，多余的油浆可以通过调节侧线抽出量控制油浆的产量。
5.重油原料在催化裂解反应器中通过和高温催化剂接触，生成富含C2、C3、C4烃类的反应油气。所生成的反应油气离开反应器时一般是大于500℃的，如果不及时对这些产物进行冷却，其中的重油馏分就可能在输送管线中结焦，从而威胁装置的安全运行。本发明通过使高温位的反应油气与作为反应原料的重质原料直接接触、换热，不仅可以及时地降低反应油气的温度防止结焦，还可以使反应产物得到初步的分离。同时，由于反应油气中携带的少量催化剂细粉，可以在冷换预分塔内将催化剂细粉洗涤到重油里，使其在塔釜沉降到塔底，随油浆一起排出，从而避免催化剂细粉在后续的产品分离过程中堵塞或磨损设备和构件。


图1是本发明所述方法的流程示意图。
具体实施例方式
(1)冷换预分塔在本发明所述方法中，所述冷换预分塔主要由塔体和塔内构件组成。该塔自下而上依次为塔釜1、冷却洗涤区2和换热分馏区3。其中，所述塔釜的高度占该冷换预分塔总高度的5-20％，优选8-15％；所述冷却洗涤区的高度占该冷换预分塔总高度的10-40％，优选12-35％；所述换热分馏区的高度占该冷换预分塔总高度的40-80％，优选55-70％。
如图1所示，在冷换预分塔的塔釜设有反应油气入口管4、油浆排出管5以及循环油抽出和返回管线6。塔釜的液位高于反应油气入口管。油浆排出管设置于该塔釜的底部。
在本发明所述方法中，所述塔釜的上部即为冷却洗涤区。冷却洗涤区内平行设置两层或两层以上的塔盘式内构件10，优选设置两层以上的塔盘式内构件。所述塔盘式内构件的具体结构参见CN1485406A。所述塔盘式内构件主要由2组或2组以上的挡板以及设置在各组挡板之间的垂直隔板组成，所述的每组挡板均由一组倾斜角相同且与垂直隔板固定连接的挡板片组成。优选由2-16组挡板组成所述的内构件，最优选由3-9组挡板组成所述的内构件。
所述的每组挡板均由一组倾斜角相同且与垂直隔板固定连接的挡板片组成。所述倾斜角为挡板片的下沿与水平方向所形成的夹角，该夹角应为10-90°，优选30-90°。本发明对所述挡板片的形状没有限制，它们既可以是弧形板，也可以是平板，或者是由呈一定角度的两片或两片以上的平板所构成的折板。各挡板片之间的水平距离为汽提器内径的0.1-5％，优选0.5-4％。挡板片的长度小于或等于汽提器内径的1/2，挡板片的高度为汽提器内径的1-5％，优选1.5-4.5％。所述挡板片上最好适当开孔，其开孔率为1-30％，优选3-25％。
每两组挡板之间均设置有垂直隔板。垂直隔板的长度小于或等于汽提器的内径。垂直隔板的高度略小于或等于倾斜布置的挡板片的垂直高度。
为了使所述内构件具有更高的强度，可沿该内构件的外侧设置环形侧壁。各挡板片的一侧与垂直隔板固定连接，而另一侧与环形侧壁或垂直隔板固定连接。本发明对所述固定连接的具体方式没有限制，焊接、铆接等均可。环形侧壁的垂直高度略大于或等于倾斜布置的挡板片的垂直高度。
所述内构件的设置方法如下所述内构件在冷却洗涤区内逐层水平放置，且相邻两层内构件沿垂直方向相互对应的挡板片的倾斜角度不同。这样，物流在由上层内构件流入下层内构件时，其流动方向发生改变。所设置的内构件的数量根据具体的工程设计要求而定，例如，冷却洗涤区的垂直高度、冷却和洗涤的效率等等。
所述塔盘式内构件的上方设置液体分配器11，使来自换热冷却区的液态的石油烃在进入冷却洗涤区后重新均匀分配，以提高对于反应油气的冷却和洗涤效率。本发明对于所述液体分配器的结构并没有特殊的要求，任何适用于塔内液体均匀分布的分配器均可以使用，例如，V字型窄槽式液体分布器等。
所述冷却洗涤区的上部是换热分馏区，换热分馏区内设置两段或两段以上的用以提高分馏效率的填料段12。所述填料段最好选用规整填料，例如，金属丝网等，以降低塔的压降。建议根据换热分馏区所设置的回流口、抽出口的个数来相应地设置填料段。
本发明所述换热分馏区应至少设置一个重质原料入口7、一个冷却后反应油气的引出口8、一个加热后重质原料的抽出口9、一个中段液相抽出口和回流口。所有液相物料的入口处最好设置液体分配器，以保证液相物料在塔内的均匀分布。所有液相物料的抽出口处最好设置集液器13，以防止液相物料在塔内发生偏流。本发明对于液体分配器和集液器的设计没有特殊要求，采用本领域常规的结构型式即可。
(2)冷换预分塔的物流设置催化裂解重质原料作为冷却介质从换热分馏区的上部进入冷换预分塔，而来自催化裂解过程的高温反应油气，包括反应过程中使用的雾化蒸汽、汽提蒸汽等，通过输送管线由位于塔釜的油气入口管进入冷换预分塔。反应油气与重质原料在冷换预分塔内逆流接触，实现两股物料之间的传热和传质。在冷却洗涤区，来自上部换热分馏区的液相烃油物料经液体分配器均匀分布后，在沿塔盘式内构件自上而下流动的过程中不断地改变流动方向，与反应油气逆流接触，使反应油气的温度得到降低，同时将反应油气所夹带的催化剂颗粒洗涤至液相烃油物料中，并随液相烃油物料一起汇聚至塔釜。塔釜的液相烃油物料的液位应高于反应油气入口管的标高。塔釜的液相烃油物料经塔底抽出后一部分作为塔底回流返回至冷却洗涤区液体分配器的上方，另一部分作为油浆外甩。
在换热分馏区，通过反应油气与重质原料的逆流接触，进一步降低反应油气的温度，并使反应油气中的重质烃油馏分冷凝下来，进入液相烃油物料中。反应油气流经换热分馏区各填料段后，由冷换预分塔的顶部引出，送至后续产品分离系统，进一步分离为汽油、柴油和气态烃等各种产品。在换热分馏区最好设置一个或一个以上的中段循环回流，以取出塔内多余的热量，平衡塔内汽液相负荷。流经上述换热分馏区后温度已升高的液相烃油物料由换热分馏区的底部抽出，作为催化裂解反应的原料。
(3)冷换预分塔的操作条件冷换预分塔的操作压力为0.1-0.35Mpa，优选0.15-0.30Mpa；塔顶温度为50-300℃，优选80-250℃；塔底温度为350-500℃，优选400-480℃；重质原料侧线抽出温度为300-400℃，优选320-380℃；中间回流抽出温度为300-450℃，优选350-420℃；中间回流返塔温度为150-320℃，优选180-300℃。反应油气入塔温度为500-800℃，优选550-700℃；重油原料入塔温度为30-130℃，优选50-100℃。
下面结合附图进一步说明本发明提供的方法，但本发明并不因此而受到任何限制。
来自催化裂解反应器的含催化剂粉尘的高温反应油气通过冷却预分塔下部的气体分布器进入塔釜。与塔釜内的油浆接触、换热，反应油气中的重质组分冷却凝析进入油浆中，反应油气中夹带的催化剂颗粒也被洗涤至油浆中。塔釜油浆一部分抽出去催化裂化再生器，作为燃料油以补充催化裂解反应热的不足，一部分经过冷却后返回到冷却洗涤区顶部。从罐区来的催化裂解原料(重质原料)被引入到冷换预分塔的顶部，经液体分配器分配后向下流动，重质原料在向下流动过程中与上升的油气直接接触并被加热。流经换热分馏区的重质原料被加热到200-400℃，由位于换热分馏区底部的侧线抽出口抽出，作为催化裂解过程的反应进料。反应油气在沿该冷换预分塔上升的过程中逐步降低温度，反应油气中的重质组分经冷却成为液相，进入液相的重质原料中。上升至冷换预分塔顶部的反应油气已被冷却至80-280℃左右，送至后续分离系统，进一步分离为各种产品。在冷换预分塔换热分馏区的中下部从侧线抽出一股液体并冷却后从抽出口以下返回塔内，以取出塔内多余的热量以保证热量平衡。
下面的实施例将对本发明提供的方法予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。
实施例1该实施例说明本发明所提供方法的实施效果。
试验过程中所采用的反应油气和重质原料的组成见表1，冷换预分塔的主要操作条件如下冷换预分塔塔顶温度为223℃，塔底温度为452℃，塔顶压力为1.7bar，塔底压力为1.9bar。冷换分离效果见表2。由表2可以看出，采用本发明提供的方法可以使富含低碳烯烃的烃类混合物得到比较理想的冷却和分离效果。
表1



表2


对比例该对比例所采用的是常规的催化裂化主分馏塔，反应油气的组成与实施例1相同，FCC主分馏塔的主要操作条件见表3。由于催化裂解反应油气温度高且富含C2-C4馏分，致使分馏塔内塔板的过孔线速太大，使分馏塔处于液泛状态，操作不稳定，无法进行正常分离。
表3

实施例2本实施例所采用的反应油气和重质原料的组成与实施例1相同，冷换预分塔的主要操作条件如下冷换预分塔塔顶温度为95.6℃，塔底温度为347℃，塔顶压力为200KPa，塔底压力为201KPa。冷换分离效果见表4。由表4可以看出，采用本发明提供的方法可以有效地实现富含低碳烯烃石油烃类的冷却分离。
表4


权利要求
1.一种烃类反应油气的分离方法，其特征在于富含C2-C4烃类的催化裂解反应油气由底部进入包括塔釜、冷却洗涤区和换热分馏区的冷换预分塔内，与由该塔顶部注入的催化裂解重质原料逆流接触；在塔釜和冷却洗涤区降低反应油气的温度、脱除反应油气中所夹带的催化剂颗粒；在换热分馏区逐步降低反应油气的温度并使反应油气中的重组分冷凝下来进入重质原料中；降温后的反应油气经该冷换预分塔的顶部输送至后续分离系统；重质原料在沿换热分馏区向下流动的过程中逐步升高温度，并在流经换热分馏区后被抽出，作为原料油送至催化裂解反应器或加氢处理反应器。
2.按照权利要求1的方法，其特征在于所述冷换预分塔自下而上依次为塔釜、冷却洗涤区和换热分馏区；所述塔釜的高度占该冷换预分塔总高度的5-20％，所述冷却洗涤区的高度占该冷换预分塔总高度的10-40％，所述换热分馏区的高度占该冷换预分塔总高度的40-80％。
3.按照权利要求2的方法，其特征在于所述塔釜的高度占该冷换预分塔总高度的8-15％；所述冷却洗涤区的高度占该冷换预分塔总高度的12-35％；所述换热分馏区的高度占该冷换预分塔总高度的55-70％。
4.按照权利要求1的方法，其特征在于所述冷却洗涤区内平行设置两层或两层以上的塔盘式内构件。
5.按照权利要求4的方法，其特征在于所述塔盘式内构件主要由2组或2组以上的挡板以及设置在各组挡板之间的垂直隔板组成，所述的每组挡板均由一组倾斜角相同且与垂直隔板固定连接的挡板片组成。
6.按照权利要求4的方法，其特征在于所述内构件在冷却洗涤区内逐层水平放置，且相邻两层内构件沿垂直方向相互对应的挡板片的倾斜角度不同。
7.按照权利要求4的方法，其特征在于所述塔盘式内构件的上方设置液体分配器。
8.按照权利要求1的方法，其特征在于所述换热分馏区内设置两段或两段以上的用以提高分馏效率的填料段。
9.按照权利要求1的方法，其特征在于所述换热分馏区至少设置一个重质原料入口、一个冷却后反应油气的引出口、一个加热后重质原料的抽出口、一个中段液相抽出口和回流口。
10.按照权利要求1的方法，其特征在于所述冷换预分塔的操作压力为0.1-0.35Mpa，塔顶温度为50-300℃，塔底温度为350-500℃，重质原料侧线抽出温度为300-400℃，中间回流抽出温度为300-450℃，中间回流返塔温度为150-320℃，反应油气入塔温度为500-800℃，重油原料入塔温度为30-130℃。
11.按照权利要求10的方法，其特征在于所述冷换预分塔的操作压力为0.15-0.30Mpa，塔顶温度为80-250℃，塔底温度为400-480℃，重质原料侧线抽出温度为320-380℃，中间回流抽出温度为350-420℃；中间回流返塔温度为180-300℃，反应油气入塔温度为550-700℃，重油原料入塔温度为50-100℃。
12.按照权利要求1的方法，其特征在于所述冷换预分塔换热分馏区的中下部从侧线抽出一股液体，经冷却后从抽出口以下返回塔内。
全文摘要
烃类反应油气的分离方法，是使富含C2－C4烃类的催化裂解反应油气由底部进入包括塔釜、冷却洗涤区和换热分馏区的冷换预分塔内，与由该塔顶部注入的催化裂解重质原料逆流接触；在塔釜和冷却洗涤区脱除反应油气中所夹带的催化剂颗粒并降低油气的温度；在换热分馏区进一步降低反应油气的温度并使其中的重组分冷凝下来进入重质原料中；降温后的反应油气经该冷换预分塔的顶部输送至后续分离系统；重质原料在沿换热分馏区向下流动的过程中逐步升高温度，并在流经换热分馏区后被抽出，作为原料油送至催化裂解反应器。该方法可使高温、高气体含量且夹带催化剂颗粒的反应油气得到简单有效的分离。
文档编号C10G7/06GK1765455SQ20041008622
公开日2006年5月3日 申请日期2004年10月28日 优先权日2004年10月28日
发明者侯栓弟, 李松年, 张占柱, 龙军, 达志坚, 张久顺, 汪燮卿 申请人:中国石油化工股份有限公司, 中国石油化工股份有限公司石油化工科学研究院