专利名称：一种催化裂化方法及装置的制作方法
技术领域：
本发明属于石油化工催化裂化领域，特别涉及一种采用两个或三个提升管反应器的催化裂化方法及装置。
背景技术：
目前，在石油化工行业催化裂化过程中所使用的一种双提升管催化裂化装置设有一个重油提升管反应器和一个轻烃提升管反应器，三提升管催化裂化装置还设有一个重油改质提升管反应器；各提升管反应器顶部的出口分别与各自的沉降器相连通，底部通过各自的再生斜管和再生立管与再生器相连通。在上述的催化裂化装置中，催化剂的再生温度一般都高于650℃。由于再生催化剂的温度较高，受装置热平衡的限制，重油提升管反应器的剂油比较小，一般为5～8(重油提升管反应器的剂油比为重油提升管反应器内催化剂的重量循环量与重油提升管反应器进料的重量流量之比)。因为剂油比的大小直接关系到与单位重量的进料接触进行催化裂化反应的活性中心数，所以它对催化裂化反应的产品分布和产品性质有较大的影响。剂油比较大时，产品的选择性较好，反之则产品的选择性变差。提高重油提升管反应器的剂油比通常可采用降低再生催化剂温度或降低重油提升管反应器进料预热温度的方法。但重油提升管反应器进料的粘度受温度的影响，温度较高时粘度较小，反之则粘度较大；为了便于输送和保证一定的雾化效果，重油提升管反应器进料的预热温度不宜过低。因此，降低重油提升管反应器进料预热温度的方法虽然简便易行，但其对提高剂油比的作用受到限制。另一方面，温度较高的再生催化剂与重油提升管反应器进料开始接触的瞬间，由于传热不均匀，必然会造成局部过热的现象，使一部分重油提升管反应器进料的温度超过600℃。温度过高会提高热裂化反应的程度，降低催化裂化反应的程度，恶化产品分布，使干气和焦炭产率上升、总液体收率下降(总液体收率指液化气产率、汽油产率和柴油产率之和)。因此，降低再生催化剂的温度是进一步提高重油提升管反应器剂油比的有效方法，对改善重油提升管反应器催化裂化反应的产品分布和产品性质具有重要作用。
美国专利US6,287,522 B1中所涉及的LOCC技术，是利用一种双提升管催化裂化装置，将由大部分来自轻烃提升管反应器的未经汽提的待生催化剂和少量来自重油提升管反应器的未经汽提的待生催化剂组成的混合待生催化剂通过一根催化剂输送管送至重油提升管反应器的底部，与来自再生器的高温再生催化剂混合，混合后的催化剂在重油提升管反应器内上行与重油提升管反应器进料接触反应。该技术利用轻烃提升管反应器的待生催化剂较高的活性和较低的温度，降低了与重油提升管反应器进料接触的催化剂的温度，可减少重油提升管反应器的热裂化反应并促进催化裂化反应，改善产品分布。但该技术存在以下几点不足之处首先是有少量的重油提升管反应器的待生催化剂循环参与重油提升管反应器的反应，因其含碳量高、活性较低而在一定程度上降低了参与重油提升管反应器反应的混合催化剂的整体活性。第二是进入重油提升管反应器底部参与反应的所有待生催化剂均未经汽提，这样由于待生催化剂孔道内和活性中心上还吸附了一些较重的烃类组分，而使参与重油提升管反应器反应的待生催化剂的活性较低，因此也在一定程度上降低了参与重油提升管反应器反应的混合催化剂的整体活性。第三是将混合待生催化剂输送至重油提升管反应器底部的输送管路上没有设置流量控制阀，因而对重油提升管反应器的剂油比的调节缺少灵活性，不能满足为适应不同生产方案而调节重油提升管反应器反应的操作条件的需求。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是上述现有的双提升管催化裂化装置待生催化剂与再生催化剂的混合方式所导致的混合催化剂在参与重油提升管反应器的反应时整体活性降低，以及对重油提升管反应器剂油比的调节缺少灵活性的问题。
为解决上述问题，本发明采用的技术方案是一种催化裂化方法，其特征在于来自再生器的一部分再生催化剂进入轻烃提升管反应器的底部，与轻烃提升管反应器进料接触后沿轻烃提升管反应器上行进行反应，反应结束后，反应物流由轻烃提升管反应器的顶部出口进入第二沉降器进行催化剂与油气分离，分离出的轻烃提升管反应器反应生成油气进入分馏系统进行分馏，分离出的待生催化剂在第二沉降器汽提段经水蒸汽汽提后通过轻烃提升管反应器待生立管进入轻烃提升管反应器待生斜管，进入轻烃提升管反应器待生斜管中的一部分待生催化剂进入再生器内进行烧焦再生，另一部分待生催化剂经与轻烃提升管反应器待生斜管相连并设有流量控制阀的待生催化剂输送管进入催化剂混合器，在催化剂混合器内与来自再生器的另一部分再生催化剂在水蒸汽作用下混合后进入重油提升管反应器的底部，与重油提升管反应器进料接触后沿重油提升管反应器上行进行反应，反应结束后，反应物流由重油提升管反应器的顶部出口进入第一沉降器进行催化剂与油气分离，分离出的重油提升管反应器反应生成油气进入分馏系统进行分馏，分离出的待生催化剂在第一沉降器汽提段经水蒸汽汽提后通过重油提升管反应器待生立管进入再生器内进行烧焦再生。
用于实现上述催化裂化方法的催化裂化装置，设有重油提升管反应器、第一沉降器、再生器、轻烃提升管反应器和第二沉降器，重油提升管反应器的顶部出口与第一沉降器相连通，第一沉降器的下方设有第一沉降器汽提段，第一沉降器汽提段的下方设有重油提升管反应器待生立管，重油提升管反应器待生立管与再生器相连通，轻烃提升管反应器的顶部出口与第二沉降器相连通，底部通过轻烃提升管反应器再生斜管和轻烃提升管反应器再生立管与再生器相连通，第二沉降器的下方设有第二沉降器汽提段，第二沉降器汽提段的下方设有轻烃提升管反应器待生立管，轻烃提升管反应器待生立管的下部与再生器之间设有轻烃提升管反应器待生斜管，其特征在于在重油提升管反应器底部与再生器之间设有催化剂混合器，催化剂混合器与重油提升管反应器的底部相连通，并通过管道与再生器相连通，在所述轻烃提升管反应器待生斜管与催化剂混合器之间设有待生催化剂输送管，将二者连通，待生催化剂输送管上设有流量控制阀。
采用本发明，具有如下的有益效果本发明充分利用了现有的双提升管催化裂化装置中的轻烃提升管反应器的待生催化剂含碳量低、活性较高的特点，使其与来自再生器的再生催化剂混合在一起参与重油提升管反应器的反应。待生催化剂全部来自轻烃提升管反应器并且经过汽提，提高了参与重油提升管反应器反应的混合催化剂的整体活性。待生催化剂输送管上设有流量控制阀，可调节进入到催化剂混合器内的来自轻烃提升管反应器的经汽提的待生催化剂的流量，并调节待生催化剂与再生催化剂的混合比例以及混合催化剂的温度；待生催化剂与再生催化剂在水蒸汽作用下充分混合后再进入重油提升管反应器与重油提升管反应器进料接触并进行反应；因而本发明对重油提升管反应器的剂油比的调节具有较大的灵活性，克服了现有技术所存在的缺点。
本发明以温度较低的经过汽提的待生催化剂对再生催化剂进行适当冷却，既能降低再生催化剂与重油提升管反应器进料接触时的局部温度以减少热裂化反应，又可以提高重油提升管反应器的催化剂循环量从而提高剂油比，进而改善重油提升管反应器催化裂化反应的产品分布和产品性质。在使用相同的进料并采用相同的反应温度及反应压力的条件下，通过提高剂油比，在达到基本相同的转化率时(转化率指干气产率、液化气产率、汽油产率和焦炭产率之和)，可使重油提升管反应器的总液体收率提高0.2～3.5w％(w％为重量百分数)，干气产率降低0.1～2.0w％，焦炭产率降低0.1～1.5w％；同时还能使重油提升管反应器催化裂化汽油的研究法辛烷值(RON)提高0.2～2个单位，硫含量相对降低10～35w％。另外，还可以在一定程度上降低操作的回炼比，提高重油提升管反应器的处理量并降低能耗。
总之，与现有技术相比，本发明具有操作简便、调控灵活、运行平稳、效果显著等特点。
下面结合附图具体实施方式
和实施例对本发明作进一步详细的说明。附图具体实施方式
和实施例并不限制本发明要求保护的范围。
图1是本发明的一种双提升管催化裂化装置的示意图。
图2是本发明的另一种双提升管催化裂化装置的示意图。
具体实施例方式
如图1所示本发明的一种双提升管催化裂化装置，设有重油提升管反应器12、第一沉降器11、再生器14、轻烃提升管反应器4和第二沉降器8。重油提升管反应器12的顶部出口与第一沉降器11相连通，第一沉降器11的下方设有第一沉降器汽提段13，第一沉降器汽提段13的下方设有重油提升管反应器待生立管15，重油提升管反应器待生立管15与再生器14相连通。轻烃提升管反应器4的顶部出口与第二沉降器8相连通，底部通过轻烃提升管反应器再生斜管22和轻烃提升管反应器再生立管21与再生器14相连通。第二沉降器8的下方设有第二沉降器汽提段7，第二沉降器汽提段7的下方设有轻烃提升管反应器待生立管6，轻烃提升管反应器待生立管6的下部与再生器14之间设有轻烃提升管反应器待生斜管5。
在重油提升管反应器12底部与再生器14之间设有催化剂混合器，催化剂混合器与重油提升管反应器12的底部相连通，并通过管道与再生器14相连通。在所述轻烃提升管反应器待生斜管5与催化剂混合器之间设有待生催化剂输送管3，将二者连通；待生催化剂输送管3上设有流量控制阀1。如图1所示的双提升管催化裂化装置，催化剂混合器为设于重油提升管反应器12底部的催化剂混合罐18。催化剂混合罐18包括一个圆柱形筒体，圆柱形筒体的顶部设有圆锥段，底部设有半球形封头，半球形封头内设有蒸汽分布器19。催化剂混合罐18的顶部与重油提升管反应器12的底部相连通，其圆柱形筒体与再生器14之间设有重油提升管反应器再生斜管20和重油提升管反应器再生立管16，将催化剂混合罐18与再生器14相连通。所述的待生催化剂输送管3与催化剂混合器相连的一端连接于催化剂混合罐18的圆柱形筒体上，待生催化剂输送管3的另一端连接于轻烃提升管反应器待生斜管5的管壁上(连接位置无严格要求)。
待生催化剂输送管3、重油提升管反应器再生斜管20与催化剂混合罐18圆柱形筒体相连的两个接口的位置，只要保证进入到催化剂混合罐18内的来自轻烃提升管反应器4的经汽提的待生催化剂与来自再生器14的再生催化剂在催化剂混合罐18内在由蒸汽分布器19通入的水蒸汽的搅拌和提升作用下沿催化剂混合罐18上行一段距离、实现良好混合后再进入重油提升管反应器12的底部即可。一般情况下，待生催化剂输送管3、重油提升管反应器再生斜管20与催化剂混合罐18圆柱形筒体相连的两个接口的中心位于一个水平面上，两个接口的中心至重油提升管反应器12底部与催化剂混合罐18顶部相连的接口端面之间的距离a一般为2400～6000mm。待生催化剂输送管3一般采用横截面为圆形的金属管，通常内衬隔热耐磨衬里，内径一般为Φ300～2000mm。待生催化剂输送管3上所设的流量控制阀1可以采用各种常用的流量控制阀(如采用滑阀)，以调节待生催化剂输送管3内的待生催化剂流量。重油提升管反应器再生斜管20的结构与尺寸则是常规的。催化剂混合罐18的圆柱形筒体是催化剂混合罐18的主体部分，为金属构件，一般内衬隔热耐磨衬里；其内径D一般为Φ800～6000mm，长度L一般为3000～8000mm。催化剂混合罐18通过设于其圆柱形筒体顶部的圆锥段与重油提升管反应器12的底部相连通，圆锥段的锥角角度α一般为50°～90°，以有利于催化剂的流动，消除流动死区。催化剂混合罐18半球形封头内所设的蒸汽分布器19为蒸汽分布环，其结构与作用与现有催化裂化装置所使用的蒸汽分布环相同。蒸汽分布环在催化剂混合罐18内与催化剂混合罐18同轴布置，其水平高度位于半球形封头内。蒸汽分布器19还可以采用现有催化裂化装置所使用的其它结构的蒸汽分布器，布置于半球形封头内。上述催化剂混合罐18的圆锥段和半球形封头一般情况下也内衬隔热耐磨衬里。
采用图1所示本发明双提升管催化裂化装置进行催化裂化加工的方法如下来自再生器14的一部分再生催化剂经轻烃提升管反应器再生立管21和轻烃提升管反应器再生斜管22进入轻烃提升管反应器4的底部，与轻烃提升管反应器进料2接触后沿轻烃提升管反应器4上行进行反应。反应结束后，反应物流由轻烃提升管反应器4的顶部出口进入第二沉降器8进行催化剂与油气分离；分离出的轻烃提升管反应器反应生成油气9进入分馏系统进行分馏以得到所需产品，分离出的待生催化剂在第二沉降器汽提段7经水蒸汽汽提后通过轻烃提升管反应器待生立管6进入设于轻烃提升管反应器待生立管6下部与再生器14之间的轻烃提升管反应器待生斜管5。进入轻烃提升管反应器待生斜管5中的一部分待生催化剂进入再生器14内进行烧焦再生；另一部分待生催化剂经与轻烃提升管反应器待生斜管5相连并设有流量控制阀1的待生催化剂输送管3进入催化剂混合器。如上所述，图1中的催化剂混合器为设于重油提升管反应器12底部的催化剂混合罐18。进入催化剂混合罐18的上述待生催化剂与经由重油提升管反应器再生立管16和重油提升管反应器再生斜管20进入催化剂混合罐18的来自再生器14的另一部分再生催化剂混合，在由蒸汽分布器19通入的水蒸汽的搅拌和提升作用下沿催化剂混合罐18上行一段距离、实现良好混合后再由催化剂混合罐18的顶部进入重油提升管反应器12的底部，与重油提升管反应器进料17接触后沿重油提升管反应器12上行进行反应。反应结束后，反应物流由重油提升管反应器12的顶部出口进入第一沉降器11进行催化剂与油气分离；分离出的重油提升管反应器反应生成油气10进入分馏系统进行分馏以得到所需产品，分离出的待生催化剂在第一沉降器汽提段13经水蒸汽汽提后通过重油提升管反应器待生立管15进入再生器14内进行烧焦再生。上述的操作过程连续循环进行。
在以上的操作过程中，第二沉降器汽提段7的操作条件是常规的；汽提介质为水蒸汽，汽提温度一般为480～520℃。来自轻烃提升管反应器4的经第二沉降器汽提段7汽提的待生催化剂的温度一般为470～520℃，含碳量一般为0.05～0.30w％，微反活性一般为53～65；上述的待生催化剂经过轻烃提升管反应器待生立管6进入轻烃提升管反应器待生斜管5，其中的一部分通过待生催化剂输送管3进入催化剂混合罐18。来自轻烃提升管反应器4和重油提升管反应器12的待生催化剂，在再生器14内于常规催化裂化催化剂再生条件下进行烧焦再生，再生温度一般控制在650～750℃(再生器14内催化剂的再生温度是指密相催化剂床层温度)，再生催化剂的含碳量一般为0.02～0.20w％，微反活性一般为55～70；再生后的催化剂循环使用。经重油提升管反应器再生立管16和重油提升管反应器再生斜管20进入催化剂混合罐18的来自再生器14的再生催化剂的温度与再生器14内催化剂的再生温度基本相同。轻烃提升管反应器4和重油提升管反应器12使用相同的催化剂，催化剂采用现有常用的各种催化裂化催化剂(例如CC-20D)，可以按常规选用。第一沉降器汽提段13的汽提条件也是常规的；汽提介质为水蒸汽，汽提温度一般为480～520℃。在催化剂混合罐18内，来自轻烃提升管反应器4的经汽提的待生催化剂与来自再生器14的再生催化剂的重量混合比例一般为1∶6～1∶1，较好为1∶5～1∶2，最好为1∶4～1∶3；混合催化剂的温度一般为600～690℃，较好为620～670℃，最好为630～650℃。在催化剂混合罐18内，由蒸汽分布器19通入的水蒸汽的温度一般为150～250℃，重量流量一般为混合催化剂重量循环量的0.05～0.60w％。上述的混合催化剂温度，是指经蒸汽分布器19通入的水蒸汽搅拌、混合均匀后的混合催化剂的温度；由于水蒸汽的用量很小，其对混合催化剂温度的影响不大。
本发明，重油提升管反应器进料17在重油提升管反应器12内进行反应的条件，除剂油比外均为常规催化裂化条件。重油提升管反应器12的主要操作条件通常如下反应温度一般为450～550℃，反应时间一般为0.5～5s(s为秒)，剂油比一般为5～20，反应绝对压力一般为0.15～0.40MPa。重油提升管反应器进料17包括常压渣油、减压渣油、直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢尾油、回炼油、油浆、原油、页岩油、合成油、煤焦油。本领域的技术人员对重油提升管反应器12的操作和控制过程是清楚的，可以根据具体操作情况选用操作条件。
本发明，轻烃提升管反应器4内的反应按常规条件进行，根据不同的目的可分为如下几种类型。(1)轻烃提升管反应器进料2为催化裂化汽油、催化裂化轻汽油、焦化汽油、凝缩油、石脑油。①当以降低汽油烯烃含量为主要目的时，其操作条件为反应温度一般为350～500℃，最好为400～450℃；反应时间一般为1.0～3.0s，最好为1.5～2.0s；剂油比一般为3～9，最好为4～6；反应绝对压力一般为0.15～0.40MPa，最好为0.2～0.3MPa。其中，轻烃提升管反应器的剂油比为轻烃提升管反应器内催化剂的重量循环量与轻烃提升管反应器进料的重量流量之比。②当以提高汽油辛烷值或增产低碳烯烃(指丙稀或乙烯)为主要目的时，其操作条件为反应温度一般为500～600℃，最好为530～560℃；反应时间一般为1.5～5.0s，最好为2.0～3.0s；剂油比一般为7～25，最好为10～13；反应绝对压力一般为0.15～0.40MPa，最好为0.15～0.20MPa。(2)轻烃提升管反应器进料2为碳四组分，以制取烯烃(丙烯或乙烯)为主要目的时，其操作条件为反应温度一般为550～660℃，最好为600～630℃；反应时间一般为2.0～10.0s，最好为4.0～6.0s；剂油比一般为10～45，最好为18～30；反应绝对压力一般为0.15～0.40MPa，最好为0.15～0.20MPa。其中，碳四组分包括丁烯、丁烷及其混合物。本发明中提及的轻烃，即是指上述的催化裂化汽油、催化裂化轻汽油、焦化汽油、凝缩油、石脑油和碳四组分。
图2所示本发明的另一种双提升管催化裂化装置，与图1所示双提升管催化裂化装置的不同之处是，催化剂混合器为重油提升管反应器再生斜管20。重油提升管反应器再生斜管20的一端与重油提升管反应器12的底部相连通，另一端通过重油提升管反应器再生立管16与再生器14相连通。待生催化剂输送管3与催化剂混合器相连的一端连接于重油提升管反应器再生斜管20的管壁上。参见图2，重油提升管反应器12的底部通过重油提升管反应器再生斜管20和重油提升管反应器再生立管16与再生器14相连通，与现有的双提升管催化裂化装置相同；重油提升管反应器再生斜管20既具有本发明混合催化剂的作用，又具有通常的输送催化剂的作用。重油提升管反应器再生斜管20的结构是常规的，其内部设有多个松动蒸汽喷嘴(图中未示出)，向重油提升管反应器再生斜管20内部通入水蒸汽。水蒸汽在重油提升管反应器再生斜管20内对进行密相输送的催化剂起松动作用的同时，也对进入到重油提升管反应器再生斜管20内的来自轻烃提升管反应器4的经汽提的待生催化剂与来自再生器14的再生催化剂这两股催化剂进行搅拌混合。待生催化剂输送管3与重油提升管反应器再生斜管20相连的接口位置，只要保证进入到重油提升管反应器再生斜管20内的上述待生催化剂与再生催化剂在由松动蒸汽喷嘴通入的水蒸汽的搅拌、混合作用下沿重油提升管反应器再生斜管20流动一段距离、实现良好混合后再进入重油提升管反应器12的底部即可。一般情况下，待生催化剂输送管3与重油提升管反应器再生斜管20相连的接口中心至重油提升管反应器12底部与重油提升管反应器再生斜管20相连的接口中心之间的距离s为2000～6000mm。图2所示装置其余未提及的部件结构、结构参数，以及相关的连接和位置关系，均与图1所示的双提升管催化裂化装置相同，说明从略。
图2所示的双提升管催化裂化装置，在操作过程中，来自轻烃提升管反应器4的待生催化剂在第二沉降器汽提段7经水蒸汽汽提后通过轻烃提升管反应器待生立管6进入轻烃提升管反应器待生斜管5，之后其中的一部分经汽提的待生催化剂经设于轻烃提升管反应器待生斜管5与重油提升管反应器再生斜管20之间的设有流量控制阀1的待生催化剂输送管3进入重油提升管反应器再生斜管20，在重油提升管反应器再生斜管20内与经重油提升管反应器再生立管16进入重油提升管反应器再生斜管20的来自再生器14的再生催化剂在由松动蒸汽喷嘴通入的水蒸汽的搅拌、混合作用下沿重油提升管反应器再生斜管20流动一段距离、实现良好混合后进入重油提升管反应器12的底部，与重油提升管反应器进料17接触后沿重油提升管反应器12上行进行反应。需要说明的是，上述重油提升管反应器再生斜管20内部使用松动蒸汽是现有的成熟技术，可以根据现有技术确定松动蒸汽的重量流量和温度等操作条件，以松动催化剂并使催化剂实现良好混合。松动蒸汽的用量也是很小的，其对混合催化剂温度的影响也不大。除上述与催化剂混合器有关的操作上的不同之处外，图2所示双提升管催化裂化装置其余未提及的操作过程、操作条件、各提升管反应器的进料以及催化剂等，包括进入到催化剂混合器(重油提升管反应器再生斜管20)的来自轻烃提升管反应器4的经第二沉降器汽提段7汽提后的待生催化剂和来自再生器14的再生催化剂的温度(以及含碳量和微反活性)、催化剂混合器内的上述待生催化剂与再生催化剂的重量混合比例和混合催化剂的温度，均与图1所示的双提升管催化裂化装置相同，说明从略。图2中，与图1相同的附图标记表示相同的技术特征。
本发明方案还适用于设有重油改质提升管反应器的三提升管催化裂化装置。本发明的三提升管催化裂化装置与图1或图2所示双提升管催化裂化装置的不同，仅在于其还设置有一个重油改质提升管反应器；重油改质提升管反应器的主要作用是对其进料进行催化改质或深度转化，以向重油提升管反应器提供进料或提高装置的总转化率和总液体收率。重油改质提升管反应器的顶部出口与第三沉降器相连通，底部通过重油改质提升管反应器再生斜管和重油改质提升管反应器再生立管与再生器14相连通。第三沉降器的下方设有第三沉降器汽提段，第三沉降器汽提段的下方设有重油改质提升管反应器待生立管，重油改质提升管反应器待生立管的下部与再生器14之间设有重油改质提升管反应器待生斜管。操作过程中，来自再生器14的再生催化剂经重油改质提升管反应器再生立管和重油改质提升管反应器再生斜管进入重油改质提升管反应器的底部，与重油改质提升管反应器进料接触后沿重油改质提升管反应器上行进行反应。反应结束后，反应物流由重油改质提升管反应器的顶部出口进入第三沉降器进行催化剂与油气分离。第三沉降器分离出的重油改质提升管反应器反应生成油气进入分馏系统进行分馏；分离出的待生催化剂在第三沉降器汽提段经水蒸汽汽提后通过重油改质提升管反应器待生立管和重油改质提升管反应器待生斜管进入再生器14内进行烧焦再生。重油改质提升管反应器进料包括常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、脱沥青油，还包括重油提升管反应器12所生成的重油(此重油在重油改质提升管反应器内再反应，之后经分馏以得到所需的反应产物)。重油改质提升管反应器的设置及操作相对于重油提升管反应器12和轻烃提升管反应器4而言是独立的，与现有技术完全相同；三个提升管反应器均使用相同的各种常规催化裂化催化剂，并共用一个再生器。第三沉降器以及第三沉降器汽提段的设置及操作也是常规的。重油改质提升管反应器的主要操作条件有反应温度一般为450～530℃，反应时间一般为1.0～3.0s，剂油比一般为4.0～9.0，反应绝对压力一般为0.15～0.40MPa。其中，重油改质提升管反应器的剂油比为重油改质提升管反应器内催化剂的重量循环量与重油改质提升管反应器进料的重量流量之比。本发明三提升管催化裂化装置中的重油提升管反应器12和轻烃提升管反应器4的设置及操作(包括催化剂混合器和待生催化剂输送管3的设置及操作)与图1或图2所示的双提升管催化裂化装置相同，没有变化，可参见有关的说明。本发明三提升管催化裂化装置的附图和详细说明从略；其与双提升管催化裂化装置及操作相同的部分是借助图1或图2说明的。采用本发明的三提升管催化裂化装置及催化裂化方法，可取得与本发明双提升管催化裂化装置及催化裂化方法相同的有益效果。
对比例与实施例对比例在图1所示的双提升管催化裂化中试装置上进行试验。重油提升管反应器加工大庆常压渣油，处理量为30kg/d(千克/天)；轻烃提升管反应器加工长岭催化裂化汽油，处理量为15kg/d。重油提升管反应器和轻烃提升管反应器均使用市售的CC-20D催化裂化催化剂。重油提升管反应器进行模拟全回炼操作。再生器内催化剂的再生温度为700℃；进入催化剂混合罐的来自再生器的再生催化剂的温度为700℃，再生催化剂的含碳量为0.03w％，微反活性为62。第二沉降器汽提段与第一沉降器汽提段的汽提介质均为水蒸汽，汽提温度均为520℃。来自轻烃提升管反应器的经第二沉降器汽提段汽提的待生催化剂的温度为510℃，含碳量为0.15w％，微反活性为60。催化剂混合罐内由蒸汽分布环通入的水蒸汽的温度为190℃，流量为0.04kg/h(千克/小时)。
对比例中，在催化剂混合罐内，来自轻烃提升管反应器的经汽提的待生催化剂与来自再生器的再生催化剂的重量混合比例为0∶1，即催化剂混合罐内的催化剂全部为来自再生器的再生催化剂。
重油提升管反应器进料性质见表1，重油提升管反应器的操作条件、产品分布及所产汽油的部分性质见表2。轻烃提升管反应器的操作条件及产品分布见表3；对比例中，轻烃提升管反应器的操作是以降低汽油烯烃含量为主要目的。
实施例1按对比例，所不同的是催化剂混合罐内来自轻烃提升管反应器的经汽提的待生催化剂与来自再生器的再生催化剂的重量混合比例、催化剂混合罐内的混合催化剂温度、重油提升管反应器的剂油比、回炼比和反应时间。本实施例重油提升管反应器的操作条件、产品分布及所产汽油的部分性质见表4。
实施例2按对比例，所不同的是催化剂混合罐内来自轻烃提升管反应器的经汽提的待生催化剂与来自再生器的再生催化剂的重量混合比例、催化剂混合罐内的混合催化剂温度、重油提升管反应器的剂油比、回炼比和反应时间。本实施例重油提升管反应器的操作条件、产品分布及所产汽油的部分性质见表5。
实施例3按对比例，所不同的是催化剂混合罐内来自轻烃提升管反应器的经汽提的待生催化剂与来自再生器的再生催化剂的重量混合比例、催化剂混合罐内的混合催化剂温度、重油提升管反应器的剂油比、回炼比和反应时间。本实施例重油提升管反应器的操作条件、产品分布及所产汽油的部分性质见表6。
实施例4在图1所示的双提升管催化裂化中试装置上进行试验。重油提升管反应器加工大庆常压渣油，处理量为30kg/d；轻烃提升管反应器所加工的进料是纯度为99.5w％的异丁烯，用于制取丙烯，处理量为12kg/d。重油提升管反应器和轻烃提升管反应器均使用市售的CC-20D催化裂化催化剂。重油提升管反应器进行模拟全回炼操作。再生器内催化剂的再生温度为700℃；进入催化剂混合罐的来自再生器的再生催化剂的温度为700℃，再生催化剂的含碳量为0.03w％，微反活性为62。第二沉降器汽提段与第一沉降器汽提段的汽提介质均为水蒸汽，汽提温度均为520℃。进入催化剂混合罐的来自轻烃提升管反应器的经第二沉降器汽提段汽提的待生催化剂的温度为510℃，含碳量为0.12w％，微反活性为60.5。催化剂混合罐内由蒸汽分布环通入的水蒸汽的温度为190℃，流量为0.04kg/h。本实施例重油提升管反应器的操作条件、产品分布及所产汽油的部分性质见表7，轻烃提升管反应器的操作条件及产品分布见表8。
表1 重油提升管反应器进料性质(对比例)
表2 重油提升管反应器的操作条件、产品分布及汽油产品性质(对比例)
表3 轻烃提升管反应器的操作条件及产品分布(对比例)
表4 重油提升管反应器的操作条件、产品分布及汽油产品性质(实施例1)
表5 重油提升管反应器的操作条件、产品分布及汽油产品性质(实施例2)
表6 重油提升管反应器的操作条件、产品分布及汽油产品性质(实施例3)
表7 重油提升管反应器的操作条件、产品分布及汽油产品性质(实施例4)
表8 轻烃提升管反应器的操作条件及产品分布(实施例4)
权利要求
1.一种催化裂化方法，其特征在于来自再生器(14)的一部分再生催化剂进入轻烃提升管反应器(4)的底部，与轻烃提升管反应器进料(2)接触后沿轻烃提升管反应器(4)上行进行反应，反应结束后，反应物流由轻烃提升管反应器(4)的顶部出口进入第二沉降器(8)进行催化剂与油气分离，分离出的轻烃提升管反应器反应生成油气(9)进入分馏系统进行分馏，分离出的待生催化剂在第二沉降器汽提段(7)经水蒸汽汽提后通过轻烃提升管反应器待生立管(6)进入轻烃提升管反应器待生斜管(5)，进入轻烃提升管反应器待生斜管(5)中的一部分待生催化剂进入再生器(14)内进行烧焦再生，另一部分待生催化剂经与轻烃提升管反应器待生斜管(5)相连并设有流量控制阀(1)的待生催化剂输送管(3)进入催化剂混合器，在催化剂混合器内与来自再生器(14)的另一部分再生催化剂在水蒸汽作用下混合后进入重油提升管反应器(12)的底部，与重油提升管反应器进料(17)接触后沿重油提升管反应器(12)上行进行反应，反应结束后，反应物流由重油提升管反应器(12)的顶部出口进入第一沉降器(11)进行催化剂与油气分离，分离出的重油提升管反应器反应生成油气(10)进入分馏系统进行分馏，分离出的待生催化剂在第一沉降器汽提段(13)经水蒸汽汽提后通过重油提升管反应器待生立管(15)进入再生器(14)内进行烧焦再生。
2.根据权利要求1所述的催化裂化方法，其特征在于催化裂化装置还设有重油改质提升管反应器，来自再生器(14)的再生催化剂进入重油改质提升管反应器的底部，与重油改质提升管反应器进料接触后沿重油改质提升管反应器上行进行反应，反应结束后，反应物流由重油改质提升管反应器的顶部出口进入第三沉降器进行催化剂与油气分离，分离出的重油改质提升管反应器反应生成油气进入分馏系统进行分馏，分离出的待生催化剂在第三沉降器汽提段经水蒸汽汽提后进入再生器(14)内进行烧焦再生。
3.根据权利要求1或2所述的催化裂化方法，其特征在于进入催化剂混合器的来自轻烃提升管反应器(4)的经第二沉降器汽提段(7)汽提后的待生催化剂温度为470～520℃，进入催化剂混合器的来自再生器(14)的再生催化剂温度为650～750℃，在催化剂混合器内，来自轻烃提升管反应器(4)的经汽提的待生催化剂与来自再生器(14)的再生催化剂的重量混合比例为1∶6～1∶1，混合催化剂的温度为600～690℃。
4.根据权利要求3所述的催化裂化方法，其特征在于在催化剂混合器内，来自轻烃提升管反应器(4)的经汽提的待生催化剂与来自再生器(14)的再生催化剂的重量混合比例为1∶5～1∶2，混合催化剂的温度为620～670℃。
5.根据权利要求4所述的催化裂化方法，其特征在于在催化剂混合器内，来自轻烃提升管反应器(4)的经汽提的待生催化剂与来自再生器(14)的再生催化剂的重量混合比例为1∶4～1∶3，混合催化剂的温度为630～650℃。
6.根据权利要求1或2所述的催化裂化方法，其特征在于重油提升管反应器(12)的反应温度为450～550℃，反应时间为0.5～5s，剂油比为5～20，反应绝对压力为0.15～0.40MPa。
7.一种用于实现权利要求1所述催化裂化方法的催化裂化装置，设有重油提升管反应器(12)、第一沉降器(11)、再生器(14)、轻烃提升管反应器(4)和第二沉降器(8)，重油提升管反应器(12)的顶部出口与第一沉降器(11)相连通，第一沉降器(11)的下方设有第一沉降器汽提段(13)，第一沉降器汽提段(13)的下方设有重油提升管反应器待生立管(15)，重油提升管反应器待生立管(15)与再生器(14)相连通，轻烃提升管反应器(4)的顶部出口与第二沉降器(8)相连通，底部通过轻烃提升管反应器再生斜管(22)和轻烃提升管反应器再生立管(21)与再生器(14)相连通，第二沉降器(8)的下方设有第二沉降器汽提段(7)，第二沉降器汽提段(7)的下方设有轻烃提升管反应器待生立管(6)，轻烃提升管反应器待生立管(6)的下部与再生器(14)之间设有轻烃提升管反应器待生斜管(5)，其特征在于在重油提升管反应器(12)底部与再生器(14)之间设有催化剂混合器，催化剂混合器与重油提升管反应器(12)的底部相连通，并通过管道与再生器(14)相连通，在所述轻烃提升管反应器待生斜管(5)与催化剂混合器之间设有待生催化剂输送管(3)，将二者连通，待生催化剂输送管(3)上设有流量控制阀(1)。
8.根据权利要求7所述的催化裂化装置，其特征在于催化裂化装置还设有重油改质提升管反应器，重油改质提升管反应器的顶部出口与第三沉降器相连通，底部通过重油改质提升管反应器再生斜管和重油改质提升管反应器再生立管与再生器(14)相连通，第三沉降器的下方设有第三沉降器汽提段，第三沉降器汽提段的下方设有重油改质提升管反应器待生立管，重油改质提升管反应器待生立管的下部与再生器(14)之间设有重油改质提升管反应器待生斜管。
9.根据权利要求7或8所述的催化裂化装置，其特征在于所述的催化剂混合器为设于重油提升管反应器(12)底部的催化剂混合罐(18)，催化剂混合罐(18)包括一个圆柱形筒体，圆柱形筒体的顶部设有圆锥段，底部设有半球形封头，半球形封头内设有蒸汽分布器(19)，催化剂混合罐(18)的顶部与重油提升管反应器(12)的底部相连通，其圆柱形筒体与再生器(14)之间设有重油提升管反应器再生斜管(20)和重油提升管反应器再生立管(16)，将催化剂混合罐(18)与再生器(14)相连通，所述的待生催化剂输送管(3)与催化剂混合器相连的一端连接于催化剂混合罐(18)的圆柱形筒体上。
10.根据权利要求7或8所述的催化裂化装置，其特征在于所述的催化剂混合器为重油提升管反应器再生斜管(20)，重油提升管反应器再生斜管(20)的一端与重油提升管反应器(12)的底部相连通，另一端通过重油提升管反应器再生立管(16)与再生器(14)相连通，所述的待生催化剂输送管(3)与催化剂混合器相连的一端连接于重油提升管反应器再生斜管(20)的管壁上。
全文摘要
本发明公开了石油化工行业的一种催化裂化方法及装置，以解决现有的双提升管催化裂化装置待生催化剂与再生催化剂的混合方式所导致的混合催化剂的整体活性降低以及对重油提升管反应器剂油比的调节缺少灵活性的问题。本发明方法的主要特征在于，来自轻烃提升管反应器(4)的待生催化剂在第二沉降器汽提段(7)经水蒸汽汽提后，一部分待生催化剂经设有流量控制阀(1)的待生催化剂输送管(3)进入催化剂混合器，在催化剂混合器内与来自再生器(14)的再生催化剂在水蒸汽作用下混合后进入重油提升管反应器(12)参与反应。本发明方法适用于双提升管催化裂化工艺和设有重油改质提升管反应器的三提升管催化裂化工艺；本发明公开了相关的装置。
文档编号C10G11/00GK1710029SQ20051001775
公开日2005年12月21日 申请日期2005年7月1日 优先权日2005年7月1日
发明者陈曼桥, 王文柯, 闫鸿飞, 李玖云, 刘金龙, 汤海涛 申请人:中国石油化工集团公司, 中国石化集团洛阳石油化工工程公司