专利名称：一种提升管催化裂化方法与装置的制作方法
技术领域：
本发明属于烃油裂化领域，特别涉及一种提升管催化裂化方法与装置。
背景技术：
催化裂化是石油重质馏分加工的重要二次加工工艺，在炼油工业中占有相当重要的地位。催化裂化汽油是商品车用汽油的重要来源。在提升管催化裂化装置中，石油重质馏分(包括减压蜡油、焦化蜡油、常压渣油、减压渣油、溶剂脱沥青油等)在催化裂化催化剂的作用下发生高温裂化和缩合反应，生成干气、液化气、汽油、柴油、重油(包括回炼油和油浆)和焦炭。为了达到一定的原料油转化率，要求原料油在提升管反应器中需要一定的反应温度、油气停留时间。常规催化裂化装置，提升管出口温度大多在500℃以上，油气停留时间一般2～3秒。由于催化剂在提升管中存在滑落，催化剂在提升管中的停留时间远比油气停留时间长，一般在4～10秒。催化剂在沿提升管上升的过程中，不断有焦炭生成并沉积在催化剂表面和活性中心上，使催化剂活性逐渐下降。在提升管高度的一半处活性已丧失一半以上，在提升管出口处的活性只及初始活性的三分之一左右。因此，在提升管反应器的后半段催化作用变差，由于温度仍较高，相对于催化反应，对产品选择性和产品性质不利的热裂化反应相应提高。总的结果是干气产率高，轻质油收率低，催化汽油烯烃含量高(达45～60v％)，不能满足汽油新标准对其烯烃含量的要求。
如何既要保持重质油的一定的转化深度，又要不增加干气产率和降低催化汽油的烯烃含量，关键是要想方设法提高整个提升管的催化剂的整体活性，降低提升管出口温度。提升管催化剂活性的提高和提升管出口温度的降低，意味着催化反应比例增加，而对产品选择性和产品性质不利的热裂化反应受到抑制。
如何改善传统提升管反应器后半段反应过程中的不利之处，其要点之一是如何提高后半段的催化剂活性。中国专利CN1302843A提出了一种“两段提升管催化裂化新技术”，通过两段式的提升管反应器实现油气串联、催化剂接力、分段反应、缩短反应时间和提高催化剂平均性能的目的。该技术将提升管分为上下两段，第一反应段催化剂直接来自再生器。第一反应段结束，催化剂与反应油气通过设置在第一反应段末端的分离器进行分离，分离出的催化剂返回到再生器再生，油气继续进入第二反应段反应。第二反应段的催化剂为来自再生器的经过外取热器取热的再生催化剂。该技术的核心是在反应的后半段(即第二反应段)用活性高且经过外取热器取热的温度较低的再生催化剂置换提升管前半段(即第一反应段)由于结焦而部分失活的催化剂。这种全部置换的方式，由于能较多地提高第二反应段的催化剂活性，其最终效果是明显的。但该技术也存在一定的问题。在提升管中，第一反应段催化剂虽然失活，但并未全部失活，其上还有部分活性(将近有50％的初始活性)尚可使用。在常规提升管中，正是这部分活性，完成了相当部分原料的催化裂化转化。但在这项技术中采用分离手段将其与油气分离，显然这部分活性资源未能得到充分利用。另外，分离出来的催化剂在进入再生器前必须经过汽提，这里所用的汽提蒸汽将全部进入提升管第二反应段，从而会影响第二反应段的反应。因此，汽提蒸汽量会受到限制，势必影响到汽提效果，必有一部分油气被催化剂夹带进入再生器作为焦炭烧掉，导致生焦率增加而液体产率降低。该技术的另一个缺点是，这种全部置换部分失活催化剂的方式，必须在提升管中间增加分离设备，同时还要考虑汽提，显然使工艺流程复杂化，增加了操作难度。
本发明对现有的催化裂化提升管工艺进行了改进，在提升管中部引入一部分来自第一再生器的半再生催化剂，提高提升管后半段的催化剂活性，通过该方法，可降低催化裂化装置的干气产率、增加催化汽油的产率、降低催化汽油的烯烃含量和硫含量。
发明内容
本发明的目的在于提供一种提升管催化裂化方法与装置，以解决现有提升管催化裂化装置提升管反应器后半段催化作用差，热裂化程度高而导致的干气产率高和裂化汽油烯烃含量高的问题。
本发明提供一种提升管催化裂化方法，原料油和催化裂化催化剂分别由提升管反应器底部的原料油入口和提升管底部催化剂入口进入提升管反应器，相互接触并沿提升管反应器上行进行催化裂化反应，反应油气与待生催化剂由提升管反应器顶部出口流出进入沉降器，待生催化剂经汽提后进入第一再生器和第二再生器内进行再生，循环使用，其特征在于在提升管反应器的中部设有中部催化剂入口，引入来自第一再生器的经过第一再生器外取热器取热后的温度为400～600℃，最好为450～550℃的半再生催化剂，第一再生器的再生温度为500～700℃，最好为550～650℃，进入提升管反应器底部催化剂入口的催化剂为来自第二再生器的温度为600～720℃，最好为620～710℃的完全再生催化剂，第二再生器的再生温度为600～720℃，最好为620～710℃，再生催化剂与原料油接触后沿所述中部催化剂入口之下的提升管反应器的第一反应段上行进行催化裂化反应，第一反应段的反应温度为450～580℃，最好为480～560℃，油气停留时间为0.5～2秒，最好为0.6～1秒，剂油比为4～8，最好为5～8，由所述中部催化剂入口引入的半再生催化剂与来自第一反应段的上行的催化剂与油气混合，进入中部催化剂入口之上的提升管反应器的第二反应段，继续上行进行催化裂化反应，第二反应段的反应温度为430～540℃，最好为最好为450～530℃，油气停留时为1～5秒，最好为1.5～3秒，总剂油比为8～18，最好为8～15，第二反应段的反应温度比第一反应段的反应温度低5～50℃，最好为10～30℃。
本发明提供的提升管催化裂化装置，包括提升管反应器、第一再生器和第二再生器，提升管反应器底部设有原料油入口、底部催化剂入口，顶部设有出口，位于沉降器内，其特征在于提升管反应器2的中部还设有中部催化剂入口204，第一再生器3设有第一再生器外取热器5，第一再生器外取热器5与中部催化剂入口204之间设有二段催化剂输送管8，第二再生器4设有第二再生器外取热器6，所述提升管反应器底部催化剂入口203与第二再生器4之间设有一段催化剂输送管9，中部催化剂入口204之下的提升管反应器构成第一反应段201，中部催化剂入口204之上的提升管反应器构成第二反应段202。
本发明所述中部催化剂入口至提升管反应器底部催化剂入口的距离为提升管反应器总长度的20～80％，优选30～70％。。
本发明的提升管反应器分为两个反应段，采用两个再生器再生的工艺。提升管第一反应段的催化剂为来自第二再生器的完全再生高温催化剂，在提升管中部又引入来自第一再生器的部分再生的经过第一再生器外取热器取热后的温度较低的半再生催化剂，提升管第二反应段的催化剂为上述两部分的催化剂。由于提升管后半部分补充了经过部分再生的活性较高的催化剂，使提升管的整体催化剂活性得到提高，与常规催化裂化的提升管相比，剂油比有大的提高，催化剂活性高、剂油比大，使催化作用增加，而不利的热裂化反应得到抑制。本发明提升管反应器中催化剂的整体活性得到提高，克服了常规提升管反应器中、上部(即后半段)催化剂活性低的缺点，其结果是与常规提升管催化裂化工艺相比，在原料油的转化率有大幅度提高的情况下，干气产率降低，催化汽油产率增加，催化汽油烯烃含量降低很多，催化汽油硫含量也有所降低。本发明为了控制提升管第二反应段的热裂化反应，要求增补的催化剂必须活性较高，但温度不宜过高，采用两个再生器再生的方法实现该工艺要求。催化剂在第一再生器内实行不完全再生，通过控制主风量和烧焦温度控制在第一再生器催化剂烧掉大部分的碳和所有的氢，经过第一再生器再生的催化剂(称为半再生剂)一部分进入第二再生器内继续再生，另一部分经过第一再生器的取热器取热降温后进入提升管中部参加反应。进入第二再生器的半再生剂在第二再生器中继续再生，烧掉剩余的炭。第二再生器设置一外取热器，控制第二再生器的再生温度和进入提升管底部的再生催化剂的温度，使其符合工艺要求。再生剂进入提升管底部参加反应。由于在提升管中部引入了一部分活性高的半再生剂，提高了提升管的整体活性，加强了对产品选择性和汽油性质有利的催化反应的程度，而降低了不利的热裂化的反应程度，总的结果是重油转化率提高，干气产率降低，催化汽油的烯烃含量降低。
与现有的两段式提升管催化裂化技术(CN1302843A)相比，本发明不需要在提升管反应器的中间进行催化剂分离，大大地简化了工艺流程并减少了设备。本发明只须采用一根常规的提升管，分为两个反应段，结构较为简单。由于第一反应段的催化剂直接进入第二反应段继续参加反应，再加上又从提升管反应器的中部引入来自第一再生器的活性较高的半再生催化剂，使第二反应段中总的剂油比高于CN1302843A所述提升管反应器第二反应段的剂油比。由于剂油比大，使催化反应得到加强，而不利的热裂化反应得到抑制；总的结果是裂化产品选择性好，干气产率低，裂化汽油烯烃含量低。
总之，采用本发明的技术方案，能够简单易行地实现降低催化裂化装置干气产率、增加裂化汽油产率、降低裂化汽油烯烃和降低裂化汽油硫含量的目的。与常规提升管催化裂化工艺相比，本发明干气产率下降0.05～0.50个重量百分点，裂化汽油产率提高1.5～4.5个重量百分点，裂化汽油烯烃降低10～25个体积百分点，裂化汽油硫含量相对降低5～25％，裂化汽油研究法辛烷值保持不变或略有增加。
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是本发明提升管反应器-再生器的结构与布置示意图。
图1中的附图标记表示1-沉降器；2-提升管反应器；201-提升管反应器第一反应段； 202-提升管反应器第二反应段；203-提升管底部催化剂入口；204-提升管中部催化剂入口；3-第一再生器；4-第二再生器；5-第一再生器外取热器；6-第二再生器外取热器；7-原料油入口；701-原料油8-二段催化剂输送管； 9-一段催化剂输送管；10-待生斜管； 11-半再生催化剂输送管；12-一段预提升气(介质为干气或水蒸汽)； 13-裂化反应油气；14-二段预提升气(介质为干气或水蒸汽)； 15-再生主风；16-再生烟气； 17-由第一再生器外取热器流出的取热介质(介质为高温水蒸气)；18-流入第一再生器外取热器的取热 19-由第二再生器外取热器流出的介质(介质为水或低温水蒸汽)；取热介质(介质为高温水蒸气)；20-流入第二再生器外取热器的取热 21-第二再生器外取热器循环空气。
介质(介质为水或低温水蒸汽)；具体实施方式
参见图1所示本发明提升管反应器-再生器的结构与布置示意图。本发明的提升管催化裂化装置，包括提升管反应器2、沉降器1、第一再生器3和第二再生器4、第一再生器外取热器5和第二再生器外取热器6(此外还有分馏系统，附图和说明从略)。
提升管反应器2的底部设有原料油入口7、底部催化剂入口203，顶部设有出口，位于沉降器1内。提升管反应器2的中部设有中部催化剂入口204，中部催化剂入口204至提升管反应器底部催化剂入口203的距离为提升管反应器2总长度的20～80％，最好为30～70％。本发明说明书规定，底部催化剂入口203的高度为零，提升管反应器顶部出口高度定为提升管反应器总长度的100％。中部催化剂入口204与第一再生器外取热器5之间由二段催化剂输送管8相连，提升管反应器底部催化剂入口203与第二再生器4之间由一段催化剂输送管9相连，一段催化剂输送管9和二段催化剂输送管8上均设有再生滑阀，以控制相应的催化剂的流量；两段催化剂输送管上均设有预提升气入口。两个再生器之间设有半再生催化剂输送管11。
本发明的提升管反应器2，中部催化剂入口204以下原料油入口7以上的提升管反应器构成第一反应段201，中部催化剂入口204以上至提升管出口的提升管反应器构成第二反应段202。
参见图1，第一再生器3和第二再生器4采用重叠式的布置。待生斜管10由沉降器1伸入第一再生器3，第一再生器3和第二再生器4之间设有半再生催化剂输送管11，第一再生器3设有第一再生器外取热器5，第二再生器4设有第二再生器外取热器6。此外第一再生器3和第二再生器4内还分别设有旋风分离器、主风分布器等部件。由于第一再生器3和第二再生器4的结构与布置与现有技术基本相同，所以只进行上述的简要说明。
采用图1所示的提升管反应器-再生器系统进行本发明提升管催化裂化的方法如下预热后的原料油701由原料油入口7经喷嘴雾化后进入提升管反应器2的底部，与来自于第二再生器4的完全再生催化剂接触上行反应。第一反应段201的反应条件为反应温度450～580℃，优选480～560℃；油气停留时间0.5～2秒，优选0.6～1秒；剂油比为4～8，优选5～8。(说明第一反应段201的反应温度是指第一反应段的末端温度，亦即中部催化剂入口204或第二反应段202的催化剂入口的前端温度；第一反应段201的剂油比是指由底部催化剂入口203进入第一反应段201的催化剂重量与原料油重量之比)。在提升管反应器2的中部催化剂入口204经二段催化剂输送管8引入来自第一再生器3的经过第一再生器外取热器5取热后的半再生催化剂，与来自第一反应段201的上行的催化剂与油气混合，进入提升管反应器2的第二反应段202，上行反应。第二反应段202的反应条件为反应温度为430～540℃，优选450～530℃；油气停留时为1～5秒，优选1.5～3秒；总剂油比为8～18，优选8～15。(说明第二反应段202的反应温度是指提升管反应器2的顶部出口亦即第二反应段202的顶部出口温度；第二反应段202的总剂油比是指由底部催化剂入口203进入第一反应段201的催化剂和由中部催化剂入口204进入第二反应段202的催化剂的总重量与原料油的重量之比)。第二反应段202的反应温度比第一反应段201的反应温度低5～50℃，优选10～30℃。反应后的油气与待生催化剂由提升管反应器2顶部的出口流出进入沉降器1进行分离。沉降器分离出的反应油气13进入分馏塔进行分馏(图略)。
参见图1，在沉降器1内分离出的待生催化剂汽提后经待生斜管10进入第一再生器3内进行烧焦再生。第一再生器3的再生温度为500～700℃，优选550～650℃；再生后的催化剂含炭量为0.15～0.3w％(本发明说明书中以w％表示重量百分数)。经第一再生器3再生的催化剂一部分经第一再生器外取热器5取热后由二段催化剂输送管8送至提升管反应器的第二反应段202参加反应，另一部分经半再生催化剂输送管11进入到第二再生器4进行进一步再生。第二再生器4的再生温度为600～720℃，优选620～710℃；再生后的再生催化剂含炭量低于0.05w％。经第二再生器4再生的催化剂经二段催化剂输送管9和底部催化剂入口203进入提升管反应器2的下部，进入第一反应段201参加反应。通过控制第一再生器外取热器5的取热量的大小保证进入提升管第二反应段202的半再生剂的温度。通过控制第二再生器外取热器6的取热量保证进入提升管第一反应段201的完全再生催化剂温度。
在上述的两段再生过程中，再生主风15首先从第二再生器4的底部进入。由于需在第二再生器4烧掉的半再生催化剂上的炭含量很少，所以第二再生器4内的催化剂再生过程显然是一个富氧的再生过程。由于第二再生器4实行富氧再生，有大量的过剩氧存在，所以再生效果很好，再生后的再生催化剂含炭量小于0.05w％，在第二再生器4的外部设置第二再生器外取热器6进行取热，以保证进入提升管底部的催化剂温度不致过高，第一反应段剂油比较高，以利于重质原料油的汽化和重馏分的裂化。第一再生器3与第二再生器4烟气串联，第二再生器4烧焦产生的烟气作为主风进入第一再生器3；由于烟气温度较高，对第一再生器3的再生效果十分有利。上述再生操作的其余步骤条件(例如第一再生器外取热器5、第二再生器外取热器6的操作)，因与现有技术基本相同，说明从略。
图1中，所有在以上的说明中未提及的附图标记的意义可参见“
”部分的说明。
本发明的提升管催化裂化方法，对采用的催化剂牌号和种类没有特别限制。可以是HY型、REY型、REHY型，也可以是USY型或REUSY型；可以是常规催化裂化催化剂，也可以是多产汽油和液化气的催化剂、多产柴油的催化剂，等等。本发明所加工的原料油种类可以是减压蜡油、常压渣油、减压渣油，也可以是焦化蜡油、溶剂脱沥青油、加氢裂化尾油等。
实施例实施例试验是在两段式中型提升管试验装置上进行的。试验采用的原料油为鲁宁管输油的减压蜡油(VGO)掺炼10％(重)的减压渣油(简称鲁宁管输混和油)、大庆常压渣油和中原常压渣油，催化剂为中国石化长岭分公司催化剂厂生产的CC-20D裂化催化剂的工业平衡剂和中国石油兰州石化公司催化剂厂生产的LRC-99裂化催化剂的工业平衡剂。为了对比，同时还进行了常规提升管的试验。常规提升管反应器的高度(即总长度)、直径与本发明的两段式中型提升管试验装置相同，装置处理量也相同；不同的是催化剂全部为来自第二再生器的再生催化剂，从提升管的底部进入。原料油和催化剂的性质见表1和表2。
实施例1本实施例第二反应段的催化剂入口(即提升管反应器的中部催化剂入口)至提升管反应器底部催化剂入口的距离为提升管反应器总长度的50％。表3给出了实施例1和对比例1的主要操作条件和产品分布和汽油质量的具体数据。
本实施例采用的催化剂为CC-20D，原料油为鲁宁管输混和油，操作条件为第一再生器的再生温度为600℃，再生后的半再生催化剂含炭量为0.25w％，一部分半再生剂经第一再生器外取热器5取热后温度降低到520℃，由提升管中部催化剂入口204进入提升管参加反应。另一部分再生剂由半再生催化剂输送管11进入第二再生器继续再生。第二再生器的再生温度为680℃，经第二再生器完全再生的催化剂含炭量小于0.05w％，二再的完全再生催化剂由提升管底部催化剂入口203进入提升管底部参加反应，进入提升管底部的完全再生催化剂温度为680℃。提升管反应器第一反应段的反应条件为提升管底部油剂混合温度540℃，第一反应段末段反应温度(指紧邻提升管中段催化剂入口204下端的温度)为520℃，油气停留时间为1.86秒，剂油比为6.5。提升管反应器第二反应段的反应条件为提升管出口温度为510℃，油气停留时间为1.53秒，总剂油比(由提升管底部催化剂加入口203进入的催化剂和中部催化剂入口204进入的催化剂总和)为9.2。操作方式为原料油单程通过。
对比例1原料油和催化剂与实施例1相同，装置操作条件为第一再生器的再生温度为680℃，第二再生器的再生温度为680℃，再生催化剂进入提升管反应器的温度为680℃，再生催化剂含炭量为0.05w％。再生催化剂由底部进入提升管反应器，提升管底部油剂混合温度540℃，提升管反应器中的剂油比为6.43，提升管反应器顶部出口温度为510℃，油气在提升管反应器中的停留时间为3.21秒。操作方式为原料油单程通过。
由表3数据可以看出，本发明提供的工艺在提升管中部补充部分再生催化剂后，原料油的转化率有大幅度的提高，表现在重油产率降低、汽油和裂化气产率的增加，重油从10.48％降低到6.10％，汽油产率从44.68％增加到48.18％，裂化气从20.58％增加到21.86％，并且裂化气的增加主要表现在液化气的增加上，而干气的产率不但不增加，还比不补剂前降低，从1.99％降低到1.63％。裂化汽油硫含量由1191μg/g下降到1041μg/g，烯烃由44.2v％降低到29.3v％，降低了14.9个体积百分点；研究法辛烷值基本不变。
实施例2本实施例第二反应段的催化剂入口(即提升管反应器的中部催化剂入口)至提升管反应器底部催化剂入口的距离为提升管反应器总长度的50％。表4给出了实施例2和对比例2的主要操作条件和产品分布和汽油质量的具体数据。
本实施例采用的催化剂为LRC-99工业平衡催化剂，原料油为大庆常压渣油，操作条件为第一再生器的再生温度为620℃，再生后的半再生催化剂含炭量为0.28w％，一部分半再生剂经第一再生器外取热器5取热后温度降低到520℃，由提升管中部催化剂入口204进入提升管参加反应。另一部分再生剂由半再生催化剂输送管11进入第二再生器继续再生。第二再生器的再生温度为720℃，经第二再生器完全再生的再生催化剂的含炭量小于0.05w％，二再的完全再生催化剂由提升管底部催化剂入口203进入提升管底部参加反应，进入提升管底部的完全再生催化剂温度为700℃。提升管反应器第一反应段的反应条件为提升管底部油剂混合温度520℃，第一反应段末段反应温度(指紧邻提升管中段催化剂入口204下端的温度)为500℃，油气停留时间为2.17秒，剂油比为6.1。提升管反应器第二反应段的反应条件为提升管出口温度为490℃，油气停留时间为1.61秒，总剂油比(由提升管底部催化剂入口203进入的催化剂和中部催化剂入口204进入的催化剂总和)为8.8。操作方式为原料油单程通过。
对比例2原料油和催化剂与实施例1相同，装置操作条件为第一再生器的再生温度为650℃，第二再生器的再生温度为700℃，再生催化剂进入提升管反应器的温度为700℃，再生催化剂含炭量为0.05w％。再生催化剂由底部进入提升管反应器，提升管底部油剂混合温度520℃，提升管反应器中的剂油比为6.25，提升管反应器顶部出口温度为490℃，油气在提升管反应器中的停留时间为3.76秒。操作方式为原料油单程通过。
由表4数据可以看出，实施例2的重油产率为8.25％，比对比例2的重油产率11.23％降低了2.98个百分点，汽油产率由对比例2的42.38％增加到45.35％，增加了2.97个百分点。尽管裂化气产率从16.15％增加到17.96％，增加了1.81个百分点，但干气产率不但不增加，反而有所降低，从2.38％降低到1.96％，降低了0.42个百分点，裂化气产率的增加主要表现在液化气产率的增加幅度很大，这主要是因为本发明工艺在提升管中部引入了一部分半再生剂，提高了整个提升管的剂油比，催化反应增加，而对产品不利的热裂化反应受到抑制，使产品分布变好。与对比例2相比，本发明工艺实施例2的裂化汽油烯烃也较低，前者为52.7v％，而后者为31.6v％，降低了21.1个百分点。实施例2的裂化汽油的硫含量也比对比例2低，前者为116μg/g，后者为152μg/g，降低了36μg/g。研究法辛烷值实施例2为91.2，对比例为90.7，增加了0.5个单位。
实施例3本实施例第二反应段的催化剂入口(即提升管反应器的中部催化剂入口)至提升管反应器底部催化剂入口的距离为提升管反应器总长度的50％。表5给出了实施例3和对比例3的主要操作条件和产品分布和汽油质量的具体数据。
本实施例采用的催化剂为LRC-99工业平衡催化剂，原料油为中原常压渣油，操作条件为第一再生器的再生温度为630℃，再生后的半再生催化剂含炭量为0.23w％，一部分半再生剂经第一再生器外取热器5取热后温度降低到505℃，由提升管中部催化剂入口204进入提升管参加反应。另一部分再生剂由半再生催化剂输送管11进入第二再生器继续再生。第二再生器的再生温度为700℃，经第二再生器完全再生的再生催化剂的含炭量小于0.05w％，二再的完全再生催化剂由提升管底部催化剂入口203进入提升管底部参加反应，进入提升管底部的完全再生催化剂温度为700℃。提升管反应器第一反应段的反应条件为提升管底部油剂混合温度520℃，第一反应段末段反应温度(指紧邻提升管中段催化剂入口204下端的温度)为505℃，油气停留时间为1.78秒，剂油比为6.32。提升管反应器第二反应段的反应条件为提升管出口温度为490℃，油气停留时间为1.67秒，总剂油比(由提升管底部催化剂入口203进入的催化剂和中部催化剂入口204进入的催化剂总和)为9.15。操作方式为原料油单程通过。
对比例3原料油和催化剂与实施例1相同，装置操作条件为第一再生器的再生温度为630℃，第二再生器的再生温度为700℃，再生催化剂进入提升管反应器的温度为700℃，再生催化剂含炭量为0.05w％。再生催化剂由底部进入提升管反应器，提升管底部油剂混合温度520℃，提升管反应器中的剂油比为6.45，提升管反应器顶部出口温度为490℃，油气在提升管反应器中的停留时间为3.63秒。操作方式为原料油单程通过。
由表5数据可以看出，实施例3的重油产率为10.24％，比对比例3的重油产率15.56％降低了5.32个百分点，汽油产率由对比例3的42.54％增加到44.25％，增加了1.71个百分点。总裂化气产率从14.05％增加到16.21％，增加了2.16个百分点，其中干气产率2.12％降低到1.78％，降低了0.34个百分点，液化气产率从11.93％增加到14.43％，增加了2.50个百分点。实施例3的裂化汽油烯烃为26.7％，比对比例3的裂化汽油烯烃48.8％降低了22.1个百分点。实施例3的裂化汽油的硫含量为827μg/g，比对比例3的裂化汽油的硫含量986μg/g降低了159μg/g。研究法辛烷值实施例3为92.4，对比例3为92.1，增加了0.3个单位。
实施例4本实施例第二反应段的催化剂入口(即提升管反应器的中部催化剂入口)至提升管反应器底部催化剂入口的距离为提升管反应器总长度的30％。表6给出了实施例4和对比例4的主要操作条件和产品分布和汽油质量的具体数据。
本实施例采用的催化剂为CC-20D，原料油为鲁宁管输混和油，操作条件为第一再生器的再生温度为580℃，再生后的半再生催化剂含炭量为0.31w％，一部分半再生剂经第一再生器外取热器5取热后温度降低到530℃，由提升管中部催化剂入口204进入提升管参加反应。另一部分再生剂由半再生催化剂输送管11进入第二再生器继续再生。第二再生器的再生温度为680℃，经第二再生器完全再生的再生催化剂的含炭量小于0.05w％，二再的完全再生催化剂由提升管底部催化剂入口203进入提升管底部参加反应，进入提升管底部的完全再生催化剂温度为680℃。提升管反应器第一反应段的反应条件为提升管底部油剂混合温度510℃，第一反应段末段反应温度(指紧邻提升管中段催化剂入口204下端的温度)为490℃，油气停留时间为0.87秒，剂油比为5.5。提升管反应器第二反应段的反应条件为提升管出口温度为495℃，油气停留时间为2.35秒，总剂油比(由提升管底部催化剂入口203进入的催化剂和中部催化剂入口204进入的催化剂总和)为8.96。操作方式为原料油单程通过。
对比例4原料油和催化剂与实施例4相同，装置操作条件为第一再生器的再生温度为630℃，第二再生器的再生温度为680℃，再生催化剂进入提升管反应器的温度为680℃，再生催化剂含炭量为0.05w％。再生催化剂由底部进入提升管反应器，提升管底部油剂混合温度510℃，提升管反应器中的剂油比为5.80，提升管反应器顶部出口温度为510℃，油气在提升管反应器中的停留时间为3.46秒。操作方式为原料油单程通过。
由表6数据可以看出，实施例4的重油产率为8.23％，比对比例4的重油产率13.31％降低了5.08个百分点，汽油产率由对比例4的41.64％增加到45.78％，增加了4.14个百分点。总裂化气产率从17.63％增加到19.36％，增加了1.73个百分点，其中干气产率1.98％降低到1.69％，降低了0.29个百分点，液化气产率从15.65％增加到17.67％，增加了2.02个百分点。实施例4的裂化汽油烯烃为32.4％，比对比例4的裂化汽油烯烃43.8％降低了11.4个百分点。实施例4的裂化汽油的硫含量为927μg/g，比对比例4的裂化汽油的硫含量1054μg/g降低了127μg/g。研究法辛烷值实施例4为95.2，对比例4为94.8，增加了0.6个单位。
实施例5本实施例第二反应段的催化剂入口(即提升管反应器的中部催化剂入口)至提升管反应器底部催化剂入口的距离为提升管反应器总长度的70％。表7给出了实施例5与对比例5的主要操作条件和产品分布和汽油质量的具体数据。
本实施例采用的催化剂为CC-20D，原料油为鲁宁管输混和油，操作条件为第一再生器的再生温度为600℃，再生后的半再生催化剂含炭量为0.27w％，一部分半再生剂经第一再生器外取热器5取热后温度降低到560℃，由提升管中部催化剂入口204进入提升管参加反应。另一部分再生剂由半再生催化剂输送管11进入第二再生器继续再生。第二再生器的再生温度为660℃，经第二再生器完全再生的再生催化剂的含炭量小于0.05w％，二再的完全再生催化剂由提升管底部催化剂入口203进入提升管底部参加反应，进入提升管底部的完全再生催化剂温度为640℃。提升管反应器第一反应段的反应条件为提升管底部油剂混合温度490℃，第一反应段末段反应温度(指紧邻提升管中段催化剂入口204下端的温度)为470℃，油气停留时间为2.34秒，剂油比为6.6。提升管反应器第二反应段的反应条件为提升管出口温度为500℃，油气停留时间为0.84秒，总剂油比(由提升管底部催化剂入口203进入的催化剂和中部催化剂入口204进入的催化剂总和)为10.68。操作方式为原料油单程通过。
对比例5原料油和催化剂与实施例5相同，装置操作条件为第一再生器的再生温度为610℃，第二再生器的再生温度为710℃，再生催化剂进入提升管反应器的温度为680℃，再生催化剂含炭量为0.05w％。再生催化剂由底部进入提升管反应器，提升管底部油剂混合温度490℃，提升管反应器中的剂油比为6.54，提升管反应器顶部出口温度为460℃，油气在提升管反应器中的停留时间为3.64秒。操作方式为原料油单程通过。
由表7数据可以看出，实施例5的重油产率为8.18％，比对比例5的重油产率为13.40％降低了5.22个百分点，汽油产率由对比例5的41.98％增加到45.11％，增加了3.13个百分点。总裂化气产率从15.85％增加到17.39％，增加了1.50个百分点，其中干气产率0.98％降低到0.91％，降低了0.07个百分点，液化气产率从14.87％增加到16.48％，增加了1.59个百分点。实施例5的裂化汽油烯烃为30.7％，比对比例5的裂化汽油烯烃44.6％降低了13.9个百分点。实施例5的裂化汽油的硫含量为898μg/g，比对比例5的裂化汽油的硫含量996μg/g降低了98μg/g。研究法辛烷值实施例5为94.6，对比例5为94.4，增加了0.2个单位。
表1 原料油性质
表2 催化剂性质
表3 鲁宁管输混合油裂化产品分布和裂化汽油质量
表4 大庆常压渣油裂化产品分布和裂化汽油质量
表5 中原常压渣油裂化产品分布和裂化汽油质量
表6 鲁宁管输混合油裂化产品分布和裂化汽油质量
表7 鲁宁管输混合油裂化产品分布和裂化汽油质量
权利要求
1.一种提升管催化裂化方法，原料油(701)和催化裂化催化剂分别由提升管反应器(2)底部的原料油入口(7)、提升管底部催化剂入口(203)进入提升管反应器(2)，相互接触并沿提升管反应器(2)上行进行催化裂化反应，反应油气与待生催化剂由提升管反应器(2)顶部的出口流出进入沉降器(1)，待生催化剂经汽提后进入第一再生器(3)和第二再生器(4)内进行再生，循环使用，其特征在于在提升管反应器(2)的中部设有中部催化剂入口(204)，引入来自第一再生器(3)的经过第一再生器外取热器(5)取热后的温度为400～600℃的半再生催化剂，第一再生器(3)的再生温度为500～700℃，进入提升管反应器底部催化剂入口(203)的催化剂为来自第二再生器(4)的温度为600～720℃的完全再生催化剂，第二再生器(4)的再生温度为600～720℃，来自第二再生器(4)的完全再生催化剂与原料油(701)接触后沿所述中部催化剂入口(204)之下的提升管反应器(2)的第一反应段(201)上行进行催化裂化反应，第一反应段(201)的反应温度为450～580℃，油气停留时间为0.5～2秒，剂油比为4～8，由所述中部催化剂入口(204)引入的半再生催化剂与来自第一反应段(201)的上行的催化剂与油气混合，进入中部催化剂入口(204)之上的提升管反应器(2)的第二反应段(202)，继续上行进行催化裂化反应，第二反应段(202)的反应温度为430～540℃，油气停留时为1～5秒，总剂油比为8～18，第二反应段(202)的反应温度比第一反应段(201)的反应温度低5～50℃。
2.根据权利要求1所述的催化裂化方法，其特征在于第一反应段(201)的反应温度为480～560℃，油气停留时间为0.6～1秒，剂油比为5～8，所述完全再生催化剂的温度为620～710℃，第二再生器(4)的再生温度为620～710℃，第二反应段(202)的反应温度为450～530℃，油气停留时为1.5～3秒，总剂油比为8～15，第二反应段(202)的反应温度比第一反应段(201)的反应温度低10～30℃，所述的经过第一再生器外取热器(5)取热后的半再生催化剂的温度为450～550℃，第一再生器(3)的再生温度为550～650℃。
3.一种实现权利要求1所述方法的提升管催化裂化装置，包括提升管反应器(2)、第一再生器(3)和第二再生器(4)，提升管反应器(2)的底部设有原料油入口(7)、底部催化剂入口(203)，顶部设有出口，位于沉降器(1)内，其特征在于提升管反应器(2)的中部还设有中部催化剂入口(204)，第一再生器(3)设有第一再生器外取热器(5)，第一再生器外取热器(5)与中部催化剂入口(204)之间设有二段催化剂输送管(8)，第二二再生器(4)设有第二再生器外取热器(6)，所述提升管反应器底部催化剂入口(203)与第二再生器(4)之间设有一段催化剂输送管(9)，中部催化剂入口(204)之下的提升管反应器构成第一反应段(201)，中部催化剂入口(204)之上的提升管反应器构成第二反应段(202)。
4.根据权利要求3所述的提升管催化裂化装置，其特征在于所述中部催化剂入口(204)至提升管反应器底部催化剂入口(203)的距离为提升管反应器(2)总长度的20～80％。
5.根据权利要求4所述的提升管催化裂化装置，其特征在于所述中部催化剂入口(204)至提升管反应器底部催化剂入口(203)的距离为提升管反应器(2)总长度的30～70％。
全文摘要
本发明公开了一种石油炼制过程提升管催化裂化的方法与装置，主要用于解决现有提升管反应器后半段的催化作用较差、热裂化反应加剧而导致的裂化干气产率高和裂化汽油烯烃含量高等问题。本发明采用两段式的提升管反应器，来自第二再生器(4)的温度较高的再生催化剂与原料油(701)进入提升管反应器(2)的底部，沿第一反应段(201)上行进行催化裂化反应；经提升管反应器(2)的中部催化剂入口(204)引入来自第一再生器(3)的经过第一再生器外取热器(5)取热后的温度较低的半再生催化剂，与来自第一反应段(201)的上行的催化剂与油气混合，进入第二反应段(202)继续上行进行催化裂化反应。本发明主要用于石油重质馏分的催化裂化加工，以降低催化裂化装置的干气产率、增加催化汽油的产率、降低催化汽油的烯烃含量和硫含量，达到改善催化裂化装置裂化产品分布与裂化汽油质量的目的。
文档编号C10G11/00GK1928023SQ20061010699
公开日2007年3月14日 申请日期2006年9月6日 优先权日2006年9月6日
发明者刘现峰, 胡重建, 樊麦耀, 赵东明, 陈润良, 苗文彬 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