专利名称：一种烃类原料催化裂化转化方法及催化裂化转化反应器的制作方法
技术领域：
本发明属于石油炼制技术领域，特别涉及一种烃类原料催化裂化转化方法及催化裂化转化反应器。
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，提升管反应器仅是普通管道，总长约40米。经喷嘴雾化后的原料油，按平均10-15米/秒左右的速度，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气化、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，催化剂也在此区域内迅速失活，其活性在后部的大部分区域一般也只有原来的50％，提升管后半部分效率已很低；其次，循环油浆较其它馏分更易于气化和被催化剂吸附，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开进入提升管的方案。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，使不同的原料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)按原料性质分炼。
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提出了建设三个反应器，分别用以加工原料油、循环油和汽油的方案。
以上按原料分开裂化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，实际工程上实施受到限制，有的几乎不能实施。另外，上面的方案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提出的提升管上下接力串联反应方案，使提升管反应器分成上下串接的两段布置，第一段(下部的提升管反应器)用于原料油裂化，反应产物经分离出催化剂后，油气向上进入上部的第二根提升管反应器，进行进一步反应。在第二根提升管内重新补充新的低温再生催化剂。这就等于把常规的提升管分成了上下两个都较短的提升管，解决了常规提升管反应器上部效率低的问题。相类似的，中国专利申请99109193.0、200410060430.9提出了不将反应过的催化剂分出，仅在中部补充低温再生催化剂，适当提高提升管后半段催化剂活性，改进提升管效率的办法。但这些发明中，每个提升管反应器均为常规结构，反应产品的质量仍不理想，尤其是汽油烯烃含量较高。
在已有的原料油，回炼油、循环油浆分炼的两段催化裂化技术中，由于回炼油和循环油浆温度都在300℃以上，反应剂油比只能维持在3～4的水平，难以取得理想的产品。
现有催化裂化反应器中，来自再生器的高温催化剂直接与反应原料接触，限制了剂油比提高，同时高温催化剂也引起了较多的副反应，产生多余的干气和焦炭，影响了装置的效益。
另外，已有多提升管方案中，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催化剂汽提段，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转化方法及反应器，利用本发明不增加、也不需改造已有的沉降器、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转化方法，使原料油、二次反应原料分别经催化裂化后一同进行改质转化。
使进入催化裂化段的催化剂降温以增大剂油比；在油气混合同时进行降温以抑制过度裂化反应，强化氢转移和异构化反应。
在改质转化段使催化剂回流以增大改质段的催化剂藏量和反应剂油比。
反应过程共用一套催化剂再生装置。
一种烃类原料催化裂化转化反应器，包括由催化裂化段和改质转化段组成的原料油提升管反应器，在原料油提升管反应器旁并列设置上端与其改质转化段连接的二次反应原料催化裂化反应管。
原料油提升管反应器改质转化段直径为催化裂化段直径的2-4倍。
催化裂化段下部设有催化剂预冷装置。
原料油与二次反应原料气混合段设有急冷介质进口。
油气引出段上部与催化改质段下部之间设有催化剂回流管。
原料油催化裂化段和二次反应原料催化裂化段共用催化剂再生装置。
本发明将反应器分成上下两个主反应部分，下部为催化裂化反应段(区)，上部为产品改质段(区)，使不同反应原料先分开进行催化裂化反应，后共同改质。反应器下部的催化裂化反应段(区)为两个独立的提升管反应器。
本发明使原料油进入反应器下部的一个提升管进行催化裂化反应，循环油浆、回炼油、汽油等二次反应原料进入反应器下部的另一个提升管反应器进行催化裂化反应。两提升管内的反应油气混合后，向上进入共用的混合段(区)混合，并在此区与急冷介质混合，被急冷介质降温。反应物流接着向上流入产品改质反应段(区)进行改质反应。最后经油气引出段引出反应器，进入后续工序。
本发明的二次原料催化裂化反应提升管中，有劣质汽油时，劣质汽油在下方进入反应器，回炼油、油浆在汽油上方进入反应器。汽油先与较高活性的催化剂接触反应，使催化剂进一步降温，同时减少积炭，然后再与回炼油及油浆接触。本发明可在反应器下部的裂化反应区为二次反应物料提供流化床与提升管串联的反应形式。汽油先进入下方的流化床部分，回炼油、循环油浆则在流化床上方进入，在提升管部分反应。
本发明催化裂化段的二次反应提升管和原料油反应提升管高度小于反应器总长的二分之一，既可保证催化裂化时间的要求，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流化床结构设计，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、高催化剂密度环境下进行产品改质，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2-4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，并在此区引入急冷介质，使油气降温，终止裂化反应。为强化改质区改质效果，在反应器上部设催化剂回流管，从低温改质反应区上方的油气引出段引部分催化剂返回至改质反应区内，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反应器，进入沉降器及其内旋风分离器，催化剂从油气中分离出，进入汽提器。进入旋分器和汽提器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。在催化剂预冷器内设置的换热管，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，提高目的产品收率。换热管内可用水作冷却介质。
本发明原料油提升管催化裂化反应段的反应温度为510-560度(摄氏)，反应时间为0.6-1.2秒；回炼油等二次物料提升管裂化反应温度为400-530℃；改质区(段)的反应温度为490-530℃，反应时间为3-6秒；原料油预热温度为200-250℃，二次原料温度为250-360℃。改质段催化剂回流比为0.3-1.0。
本发明的反应器总长度为35-50米，其中催化剂预冷器4-6米，催化裂化反应段提升管长6-15米，反应物流混合段长1-3米，改质段高度为3-6米。
由于在反应器下方的催化裂化反应区域设置两个提升管，可实现原料油和二次反应原料(如循环油浆、回炼汽油等)分开进行催化裂化反应，实现反应条件与反应原料的分别控制和优化，提高转化率和目的产品收率；反应器后半部分设计成有利于氢转移和异构化反应的流化床转化区。既解决了常规提升管反应器过长、后半部效率低的问题，又降低了汽油中烯烃含量，提高了产品质量。由于流化床转化改质段为下部两个提升管反应油气共用，使设备更简化，投资更低。
本发明用简单的结构方式，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，也实现了不同原料分开反应，还实现了汽油降烯烃的要求。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10个百分点，低温改质段催化剂回流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(另设沉降器、汽提段等)，不改变原装置沉降器、旋风器和汽提段的负荷及工序。
本发明的工作过程为来自再生器的催化剂经两个再生立管分别进入原料油提升管反应器和循环油、汽油等二次反应物料提升管反应器底部的预冷器，这些催化剂被冷却至要求的温度后，在预提升蒸汽或干气的作用下，向上流动，进入催化裂化反应区。原料油和二次反应物料，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，在混合段被激冷介质冷却，终止裂化反应；然后进入低温低流速改质反应区，进行产品改质转化。反应油气和循环催化剂经顶部的出口段进入沉降器，与其内的旋风器相接，进行气固分离。反应油气在沉降器顶部经油气管线引出，进入后续的产品分离装置。旋风分离器分出的催化剂先进入汽提段，被蒸汽置换出夹带的油气后，进入再生器，在700℃左右的温度下与氧气反应，除去在反应过程形成的积碳，恢复活性。再生后的催化剂经再生立管进入提升管。
图1为实施例1中反-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为实施例3中反-再装置结构示意图。
具体实施例方式
实施例1、二次物料仅为回炼油，目的产品为柴油和低烯烃汽油。如图1所示，烃类原料催化裂化转化反应器由下部的原料油提升管反应器1、回炼油提升管反应器2、中部的反应物混合段3、流化床改质段4和上部的反应物流引出段5、催化剂回流管6组成。相关的设备有反应沉降器7、催化剂汽提器8、催化剂再生器9。
在原料油提升管1中，催化剂预冷器11设在底部，其内设有取热管12，取热管内通软化水19；预冷器11上方为原料油催化裂化反应段13，原料油16在该段底部从侧壁进口进入；流化介质(蒸汽或干气)15从下端进口进入预冷器11，既用于实现传热，也用来实现向反应段输送催化剂；经再生立管17来自再生器9的再生催化剂14先进入预冷器11，在流化介质15作用下送入催化裂化反应段13，实现裂化反应。
在回炼油、循环油等二次物料反应提升管2中，催化剂预冷器21设在底部，其内设有取热管22，取热管内通软化水29；预冷器上方为二次物料催化裂化反应段23，反应物料26在该段底部从侧壁进入；流化介质25进入预冷器，既用于实现传热，也用来实现向反应段输送催化剂。经再生立管27来自再生器9的再生催化剂24先进入预冷器21，然后在流化介质25作用下送入催化裂化反应段23，实现裂化反应。
在催化裂化段完成反应后，两提升管内的反应物流进入混合段3，同时与急冷介质31混合、降温。急冷介质为水。
降温后的反应油气向上进入流化床改质段4进行改质反应，同时在此与经回流管6循环的回流催化剂61接触。反应油气中的汽油经改质后烯烃降低20个百分点。
反应油气及与流经再生剂立管17、27等量的催化剂一起经引出段5上端的引出管52进入沉降器7内的旋风分离器71，分离出催化剂后，油气经管线72送出反-再装置，进入后面的产品分离部分。旋风分离器71分离出的催化剂则向下流入汽提器8，与汽提蒸汽接触，置换出催化剂夹带的油气后，流入再生器9，与来自再生器底部进口的氧气91反应，恢复活性后再进入反应器1、2，完成反应循环。97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反应器，反-再装置总高50米，原料油裂化提升管反应器1长15米，直径1.0米，预冷器11直径1.5米。回炼油裂化提升管反应器2长14米，直径0.35米，预冷器21直径0.7米。沉降器7直径5.0米，再生器9直径9.0米，汽提器8直径2.5米。混合段3中间直径1500毫米、高2.0米，改质段4直径3.0米、高5米。油气引出段5直径1200毫米，催化剂回流管6直径500毫米。
原料油预热温度200℃，回炼油、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515℃；改质段温度490℃。激冷水用量10.0t/h。原料油裂化提升管的预冷器使催化剂降温80℃，回炼油裂化提升管预冷器使催化剂降温120℃。
经再生立管17进入原料油提升管反应器的催化剂循环量为1000t/h，经再生立管27进入回炼油提升管反应器的催化剂循环量为200t/h，经回流管返回改质段的催化剂量为500t/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1200t/h。沉降器7操作压力0.30MPa(a)(a-绝对压力)，再生器9操作压力0.38MPa(a)。
产品分别为汽油42％，柴油33％，液化石油气12％，干气加损失3％，焦炭8％，油浆2％。汽油烯烃含量33％(v)。
实施例2、如图2所示，一套加工量100×104t/a、要求20×104t/a劣质汽油改质且兼顾液态烃的装置。本实施例中，在物流引出段5的回流催化剂引出口处，设置扩径的催化剂引出区51，其直径2.0米。更有利于催化剂引出及回流。汽油、回炼油和油浆等二次反应原料在提升管反应器2内反应，其提升管直径500mm。装置其他结构尺寸同实施例1。
原料油预热温度200℃，循环油浆温度350℃，劣质汽油温度40℃。原料油裂化反应温度530℃，回炼油及油浆裂化反应温度530℃；改质段温度505℃。激冷水用量13.0t/h。原料油裂化提升管的预冷器使催化剂降温60℃，二次原料裂化提升管预冷器使催化剂降温80℃。
回炼油26B在汽油26上方3m处进入反应器。经再生立管17进入原料油提升管反应器的催化剂循环量为1200t/h，经再生立管27进入回炼油提升管反应器的催化剂循环量为600t/h，经回流管返回改质段的催化剂量为1000t/h；经反应器出口管进入沉降器、旋风分离器、汽提器及再生器的催化剂量为1800t/h。提升管顶部操作压力0.30MPa(a)，再生器操作压力0.38MPa(a)。
产品分别为汽油35％，柴油25％，液化石油气24％，干气加损失3.5％，焦炭9.0％。油浆3.5％汽油烯烃含量25％(v)，汽油脱硫30％。
实施例3、如图3所示，一套加工量100×104t/a、要求20×104t/a劣质汽油改质且兼顾液态烃的装置。本实施例中，提升管反应器23分为流化床段23A和提升管段23B两部分，汽油、回炼油和油浆等二次反应原料在流化床段23A与提升管段23B串联的环境下反应。汽油先进入下方的流化床23A，然后与催化剂一起进入提升管23B部分；回炼油、油浆则在流化床下部提升管部分进入。其中流化床部分23A按气相表观流速0.6m/s，平均停留时间按3s设计。相接的提升管部分23B直径500mm。装置其他结构尺寸同实施例2。
原料油预热温度200℃，循环油浆温度350℃，劣质汽油温度40℃。原料油裂化反应温度530℃，回炼油及油浆裂化反应温度530℃；改质段温度505℃。激冷水用量13.0t/h。原料油裂化提升管的预冷器使催化剂降温60℃，回炼油裂化提升管预冷器使催化剂降温80℃。
经再生立管17进入原料油提升管反应器的催化剂循环量为1200t/h，经再生立管27进入回炼油提升管反应器的催化剂循环量为600t/h，经回流管返回改质段的催化剂量为1000t/h；经反应器出口管进入沉降器、旋风分离器、汽提器及再生器的催化剂量为1800t/h。提升管顶部操作压力0.30MPa(a)，再生器操作压力0.38MPa(a)。
产品分别为汽油32％，柴油26％，液化石油气26％，干气加损失3.5％，焦炭9.0％。油浆3.5％；汽油烯烃含量20％(v)；汽油脱硫70％。
权利要求
1.一种烃类原料催化裂化转化方法，其特征在于，使原料油、二次反应原料分别经催化裂化后一同进行改质转化。
2.如权利要求1所述的方法，其特征在于，使进入催化裂化段的催化剂降温以增大剂油比；在裂化油气混合同时进行降温以抑制过度裂化反应，强化氢转移和异构化反应。
3.如权利要求1或2所述的方法，其特征在于，在改质转化段使催化剂从反应器回流以增大改质段的剂油比。
4.如权利要求3所述的方法，其特征在于，反应过程共用一套催化剂再生装置。
5.一种烃类原料催化裂化转化反应器，包括由催化裂化段和改质转化段组成的原料油提升管反应器，其特征在于，在原料油提升管反应器旁并列设置上端与其改质转化段连接的二次反应原料催化裂化反应管。
6.如权利要求5所述的反应器，其特征在于，原料油提升管反应器改质转化段直径为催化裂化段直径的2-4倍。
7.如权利要求5或6所述的反应器，其特征在于，催化裂化段下部设有催化剂预冷装置。
8.如权利要求7所述的反应器，其特征在于，原料油与二次反应原料气混合段设有急冷介质进口。
9.如权利要求8所述的反应器，其特征在于，油气引出段上部与催化改质段下部之间设有催化剂回流管。
10.如权利要求9所述的反应器，其特征在于，原料油催化裂化段和二次反应原料催化裂化段共用催化剂再生装置。
全文摘要
一种烃类原料催化裂化方法及反应器，属于石油炼制技术领域。本发明使原料油和回炼油、油浆、劣质汽油等二次反应原料先进入各自的低温反应器进行催化裂化反应，然后进入混合段混合并降温，再进入共同的流化床改质反应段和后续处理工序。部分催化剂在反应器内回流，增大催化剂藏量和剂油比。再生催化剂在先经预冷降温，然后再与反应物料接触。本发明反应器与再生器之间下部有两个催化剂循环管路，与沉降器间只有一个接管。利用本发明可提高轻油收率1％－2％，所产汽油中烯烃含量降低15个百分点以上。
文档编号C10G11/00GK1888021SQ20051001774
公开日2007年1月3日 申请日期2005年6月30日 优先权日2005年6月30日
发明者石宝珍 申请人:洛阳石化设备研究所