专利名称：一种重油催化裂化与汽油改质的互控方法和装置的制作方法
技术领域：
本发明涉及石油烃的催化转化工艺，特别是涉及通过重油催化裂化转化与催化汽油改质降低烯烃含量的催化转化工艺的耦合技术和实现该工艺的装置，属于石油化工技术领域。
背景技术：
近年来随着环保标准的日益严格，国内外相继颁发了新的汽油标准，对汽油中的烯烃含量、硫含量等提出了严格的要求。在中国，2003年7月1日开始执行新的汽柴油标准，汽油的烯烃含量≯35％(v)，硫含量≯800ppm；2005年7月1日的执行标准要求汽油硫含量≯500ppm；2007年要求部分地区的汽油质量标准要达到欧III标准，即，烯烃含量≯18％(V)，硫含量≯150ppm。我国催化裂化汽油占成品汽油的量高达85％，所以，炼油工业必须采取有效的措施改进目前的催化裂化工艺，才能使成品汽油满足汽油新标准的要求。
为了解决上述问题，提高催化裂化汽油的质量，各种改进工艺被研究和公开。中国石油大学(北京)开发了在常规催化裂化装置上设立辅助的流态化反应器对催化裂化汽油进行改质的方法(专利CN1233794C与CN1233794C)。这些降低催化裂化汽油烯烃含量的工艺技术由于采用了辅助的流态化反应器，从工艺过程上看是高温催化裂化的再生催化剂与常温液相的催化汽油进行混合接触，进行氢转移、芳构化、异构化和裂化的改质反应，因此该过程会有焦炭和裂化气(大部分为液化气)产生，从而导致炼油企业的汽油收率及轻质油收率会有1.5％左右的损失。
任何一种实施催化裂化汽油降低烯烃含量的措施都会带来轻质油收率和液收率的损失，从技术角度讲，这是降烯烃过程的科学必然。也就是说，既要降低催化裂化汽油的烯烃含量，又要没有损失，这在理论上是不可能的。因此，在采用合理的工艺条件尽量减少催化裂化汽油改质过程中轻质油收率和液收率损失的同时，还应该把注意力转向重油催化裂化过程上来，采取有力措施提高重油深度催化裂化转化，提高轻质油收率和液收率，从而弥补清洁汽油生产带来的损失。
为此，中国石油大学(北京)又提出了促进重油深度催化裂化转化的重油裂化与汽油改质耦合调控的工艺技术(专利CN1233799C与CN1233801C)，这些技术利用催化汽油改质反应后具有较高活性和较低温度的待生催化剂，将其引入到重油催化裂化提升管反应器的的中上部，降低了引入点下游的反应温度，也增大了引入点下游的剂油比，对重油催化裂化反应进行了有效的控制。但是这些技术也存在着以下不足首先是汽油改质待生催化剂与重油提升管内催化剂具有不同的活性和温度，两者在重油提升管反应器内混合均匀需要一定的时间，在混合过程中重油提升管反应器内局部催化剂密度、活性和温度的不均匀性会加剧油气在提升管反应器内局部发生过裂化反应和热裂化反应；第二是将汽油改质待生催化剂注入到重油催化裂化提升管反应器的的中上部，虽然降低了引入点下游的反应温度，但是引入点下游的剂油比增大了，这样会使提升管反应器下游发生更多的二次裂化反应，使轻质油收率下降，裂化气收率增加。
随着原料的日益重质化，在目前的技术研究基础上，探索更科学合理的工艺操作，优化重油原料的催化裂化工艺和汽油改质工艺，有效提高轻质油收率和转化率，进一步降低催化裂化汽油的烯烃含量，对于实现更高的燃油标准，保护环境，有更重要的意义。
发明内容
本发明要解决的主要技术问题，在于提供一种重油催化裂化与汽油改质过程相互调控的方法，通过调控重油催化裂化反应和催化汽油改质过程中原料油与催化剂的初始混合状态，重油催化裂化过程的轻质油收率和催化汽油中的烯烃转化率都得到提高。
本发明还提供了一种用于实现上述重油催化裂化与汽油改质过程相互调控的装置，增加催化剂环流混合器和再生催化剂冷却器，在现有装置的基础上改动小，易于实现和控制稳定操作。
对于催化裂化工艺，近些年来，随着原料的日益重质化，越来越多的提升管反应器采用高温、短停留时间、大剂比的反应条件，以提高反应苛刻度，对重油中的胶质和沥青质形成热冲击，保持足够的转化率和较高的轻质油收率。反应苛刻度的提高使重油与催化剂接触反应的初始混合状态显得尤为重要。良好的油剂初始混合状态可以有效防止原料油与催化剂接触混合瞬间由于两者温差较大、传热不均匀造成的局部过热现象，减少热裂化反应程度，促使进料快速汽化，有利于单位重量的重油进料接触更多的催化剂活性中心进行催化裂化反应，促进重油催化裂化反应的深入进行，提高轻质油收率。
发明人的研究显示，将具有较高活性和较低温度的汽油改质待生催化剂经过汽提后部分或全部与热的再生催化剂充分混合，然后进入到重油催化裂化主提升管反应器油剂混合区，可以在不影响原装置热平衡的情况下增加参与重油原料裂化反应的催化剂循环量，减少原料油与催化剂接触混合时的温度差，调节催化剂的反应活性，对重油原料与催化剂接触反应的初始混合状态进行有效调控。
对于催化汽油的改质过程，辅助流态化反应器内汽油原料与热再生剂的初始混合状态也可通过改变改质汽油原料的进料状态以及进入辅助流态化反应器的催化剂温度进行调控。目前催化汽油的改质过程中汽油原料都是以常温液相状态进入辅助流态化反应器内与热再生剂接触混合发生反应，有关实验表明，汽油原料以常温液相状态进料不利于汽油原料与催化剂之间的传质与传热，反应过程中焦炭、干气的产率较高，而汽油原料以气相状态进料与催化剂接触混合可以明显减少改质汽油与再生催化剂之间的温度差及两者之间传热的不均匀性，优化汽油与催化剂之间的传质、传热，减少汽油改质反应中的焦炭、干气产率，降低催化裂化汽油改质过程中轻质油收率和液收率损失。
发明人的研究还显示，在改质汽油气相进料的同时，通过换热方式调节与改质汽油接触反应的催化剂温度，则可以进一步优化汽油与催化剂之间的传质、传热作用，优化催化裂化汽油改质过程。
基于对上述重油催化裂化和汽油改质工艺的研究，本发明通过以下技术手段的实施来达到解决所提出的技术问题。
本发明的一个主要方面是提供了一种重油催化裂化与汽油改质互控方法，采用带有汽油改质辅助流态化反应器的重油提升管反应器和再生器，所述的方法至少包括以下过程将来自汽油改质辅助流态化反应器的待生催化剂和来自再生器的再生催化剂分别通过管路引入一个催化剂环流混合器中，使流化水蒸汽从该催化剂环流混合器底部引入；使所述两股催化剂在流化水蒸汽的作用下于催化剂环流混合器中进行充分混合后输入重油提升管反应器，与待处理的重油原料接触，实现重油的催化裂化反应，反应油气与催化剂在反应器出口分离后，催化剂返回再生器再生而成为再生催化剂；将来自再生器的再生催化剂引入一个再生催化剂冷却器，使其与换热介质热交换而被冷却，经过冷却的再生催化剂输入汽油改质辅助流态化反应器；使待改质汽油经换热处理以气相状态被送入流态化反应器与所述经过冷却的再生催化剂接触、混合及实施改质反应，改质后待生催化剂一部分返回再生器，另一部分注入到所述的催化剂环流混合器中，改质油气进入分馏系统进行各馏分的分离。
本发明提供的是一种重油催化裂化与汽油改质互控的工艺，有关重油催化裂化与汽油改质过程的耦合技术和装置的具体说明，本案申请人曾有多个在先专利申请被公开，本发明将不再对此做过多重复说明。
根据本发明提出的互控方法，具体地，在重油提升管反应器内催化剂与重油原料的初始混合条件为重油原料预热温度160-350℃，优选为200-280℃；来自催化剂环流混合器的混合催化剂温度500-690℃，优选580-650℃；催化剂与重油原料的重量比5-20，优选为8-15。
在重油提升管反应器中的反应条件为反应温度450-550℃，优选为500-530℃；催化剂与重油原料的重量比5-20，优选为8-15；反应时间0.5-3.0s，优选为1.5-3.0s；催化剂活性50-65；反应压力0.1-0.4MPa。
根据本发明的方法，辅助流态化反应器形式可以是提升管加湍动床反应器，改质反应条件为反应温度350℃-550℃，优选为430℃-550℃，汽油原料预热温度80℃-250℃，催化剂与油料重量比2-20，优选为4-12，催化剂活性55-65，提升管段的反应时间1.0-10.0s，流化床重量空速1-1000h-1，反应压力0.1-0.4MPa。
本发明的重油催化裂化与汽油改质互控方法中，一般可以控制汽油改质辅助流态化反应器输出的待生催化剂总量的20-100％引入所述催化剂环流混合器，余量返回再生器。对于混合后催化剂的温度和活性，可以通过调节引入催化剂混流混合器的两股催化剂(来自汽油改质辅助流态化反应器的待生催化剂和来自再生器的再生催化剂)的物流量来进行控制。
为使进入催化剂环流混合器中的两股催化剂能充分混合，所设置的催化剂环流混合器可以设计为一个圆柱形筒体，其内有同轴设置的内筒，在内筒与外筒体之间形成外环空间，且在该外环空间的底部设置了一个气体外环分布管，调节经该气体外环分布管喷入外环空间的流化水蒸汽的流量，使外环空间和内筒内部的内环空间具有不同的气速，从而使外环空间和内环空间的催化剂密度不同，依靠这样的催化剂密度差实现催化剂在混合气内的密相环流，促进不同催化剂之间的充分混合。
可以看出，针对现有技术中存在的问题，本发明通过在重油催化裂化装置的提升管反应器的适当处设置一个催化剂环流混合器，同时在系统中设置再生催化剂冷却器，对引入重油催化裂化装置的催化剂状态和引入汽油改质辅助流态化反应器的再生催化剂温度进行调控，可以对重油催化裂化和汽油改质过程实现互控。
本发明的流程可以具体描述为，将汽油改质辅助流态化反应器来的待生催化剂部分或全部引入新增设的催化剂环流混合器，同时将高温再生剂从再生器引入，两股催化剂物流在环流混合器中以水蒸汽为流化介质进行均匀混合，然后进入重油提升管反应器预提升段内经提升后与重质原料油接触混合，发生裂化反应。重油原料油与催化剂完全混合后沿重油提升管反应器上行反应，到达提升管反应器出口后进入沉降器进行催化剂与油气的分离，出来的油气进入分馏系统进行分馏，而分离出来的待生催化剂进入汽提段进行水蒸汽汽提，汽提后进入再生器进行再生。
同时，催化(改质)汽油原料进入辅助流态化反应器之前，可使用常规换热方式将汽油原料汽化，使其以气相状态进入辅助流态化反应器与再生催化剂接触反应。为了进一步减少汽油与催化剂初始接触混合时的温度差及两者之间传热的不均匀性，再生催化剂进入改质汽油辅助流态化反应器前，先经过冷却器的换热处理，冷却器中的换热介质可水、水蒸汽及其它油品等，来自再生器的再生催化剂先经过冷却器换热冷却后再进入辅助流态化反应器与待改质汽油原料接触反应。汽油原料气相状态进料以及调节与汽油原料接触反应的催化剂温度，可以更加有利于汽油烯烃的转化，减少汽油改质过程不利的热裂化反应和生焦反应。
本发明的具体实施方案的设计中，催化剂环流混合器可以设置在重油催化裂化装置的提升管反应器下部、底部或旁边；再生催化剂冷却器也可以设置在重油催化裂化装置的再生器旁边或辅助流态化反应器底部。具体方案可以包括所述催化剂环流混合器设置于重油提升管反应器下部，该催化剂环流混合器的顶部和底部均与重油提升管反应器相连通，使来自再生器的再生催化剂进入重油提升管反应器底部在预提升蒸汽的提升下进入催化剂环流混合器，与被引入的在流化水蒸汽作用下充分混合后经预提升蒸汽和流化水蒸汽的向上提升进入重油提升管反应器；或者，所述催化剂环流混合器设置于重油提升管反应器底部，该催化剂环流混合器的顶部与重油提升管反应器相连通，将来自再生器的再生催化剂和来自汽油改质辅助流态化反应器的待生催化剂同时引入该催化剂环流混合器中，两股催化剂在从催化剂环流混合器底部引入的流化水蒸汽和预提升蒸汽的作用下，进行充分混合，然后被提升进入重油提升管反应器；或者，所述催化剂环流混合器设置于重油提升管反应器旁边，该催化剂环流混合器的顶部和底部分别有催化剂输送管与再生器和重油提升管反应器底部相连，将来自再生器的再生催化剂和来自汽油改质辅助流态化反应器的待生催化剂同时引入到催化剂环流混合器中，使两股催化剂在从催化剂环流混合器底部引入的流化水蒸汽的作用下，进行充分混合，然后经混合器底部的催化剂输送管送入重油提升管反应器。
针对再生催化剂冷却器的设置和使用，上述具体方案还可以包括所述再生催化剂冷却器设于再生器旁边，将来自再生器的再生催化剂引入到该冷却器中与换热介质进行热交换而被冷却，该经过冷却后的再生催化剂一部分通过再生催化剂输送管返回到再生器中，另一部分被输送到改质汽油辅助流态化反应器；或者，所述再生催化剂冷却器设于汽油改质辅助流态化反应器的底部，将来自再生器的再生催化剂引入到该冷却器中与换热介质进行热交换而被冷却，经过冷却后的再生催化剂被送入辅助流态化反应器。
本发明的另一方面是提供了用于实现上述重油催化裂化与汽油改质的互控方法的装置，只需在现有装置的适当环节进行改造，增设催化剂环流混合器和再生催化剂冷却器，即可实现本发明的方法。
本发明提供了一种实现上述重油催化裂化与汽油改质互控的装置，包括带有汽油改质辅助流态化反应器的重油提升管反应器和再生器，其中，在所述重油提升管反应器下部设置有一个催化剂环流混合器，该混合器的顶部和底部均与重油提升管相连接，汽油改质辅助流态化反应器分别设置有与该催化剂环流混合器相连通和与再生器相连通的待生催化剂输送管，再生器通过第一再生催化剂输送管与所述催化剂环流混合器底部的提升管反应器相连通；所述装置还包括一个再生催化剂冷却器，再生器通过第二再生催化剂输送管与该冷却器催化剂入口连通，冷却器的催化剂出口通过第三再生催化剂输送管与辅助流态化反应器连通。
本发明还提供了一种实现上述重油催化裂化与汽油改质互控的装置，包括带有汽油改质辅助流态化反应器的重油提升管反应器和再生器，其中，所述重油提升管反应器底部设置有一个催化剂环流混合器，该催化剂环流混合器顶部与重油提升管反应器相连接，底部为一封头，汽油改质辅助流态化反应器分别设置有与该催化剂环流混合器相连通和与再生器相连通的待生催化剂输送管，再生器通过第一再生催化剂输送管与所述催化剂环流混合器底部相连通；所述装置还包括一个再生催化剂冷却器，再生器通过第二再生催化剂输送管与该冷却器催化剂入口连通，冷却器的催化剂出口与辅助流态化反应器连通。
作为具体的实施方案，本发明又提供了一种实现上述重油催化裂化与汽油改质互控的装置，包括带有汽油改质辅助流态化反应器的重油提升管反应器和再生器，其中，所述重油提升管反应器旁边设置有一个催化剂环流混合器，该混合器顶部通过第四再生催化剂输送管与再生器相通，底部通过混合催化剂输送管与重油提升管反应器相通，汽油改质辅助流态化反应器分别设置有与该催化剂环流混合器相连通和与再生器相连通的待生催化剂输送管，再生器通过第一再生催化剂输送管与所述催化剂环流混合器底部相连通；所述装置还包括一个再生催化剂冷却器，再生器通过第二再生催化剂输送管与该冷却器催化剂入口连通，冷却器的催化剂出口与辅助流态化反应器连通。
根据本发明提供的上述装置，所述催化剂环流混合器具有一个圆柱形外筒体，其内设有一个同轴的圆柱形内筒，内、外筒体之间形成环形空间；外筒体顶部和底部分别与重油提升管反应器和/或再生器连通，来自辅助流态化反应器的汽提段的待生催化剂输送管与外筒体侧面连通；所述内筒直径与外筒直径的比例为1∶5-3∶5，内筒高度与外筒高度的比例为1∶4-3∶4；所述环形空间底部设有水蒸汽分布管。
设置了再生催化剂冷却器是本发明的关键之一，根据具体设计方案，所述再生催化剂冷却器设置于再生器旁边，冷却器的催化剂出口通过第三再生催化剂输送管与辅助流态化反应器连通，冷却器与再生器之间还设有再生催化剂回路；或者，所述再生催化剂冷却器设置于汽油改质辅助流态化反应器的底部，再生催化剂冷却器的顶部为催化剂出口，与辅助流态化反应器相连接，底部为一封头，此时设于其筒体侧面的催化剂入口与再生器之间通过第二再生催化剂输送管连通。
本发明的辅助流态化反应器可以是提升管加湍动床反应器。另外，本发明的辅助流态化反应器带有单独的汽提系统和沉降系统。
本发明的重油催化裂化与汽油改质的互控方法，所用的催化剂可以是适用于催化裂化过程的任何催化剂，即催化裂化汽油改质反应由原重油催化裂化装置催化剂实现。例如，无定型硅铝催化剂或分子筛催化剂，其中，分子筛催化剂的活性组分选自含或不含稀土和/或磷的Y型或HY型沸石、含或不含稀土和/或磷的超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石或具有五元环结构的高硅沸石、β沸石、镁碱沸石中的一种或多种。
本发明提供的工艺技术的优点为利用催化剂环流混合器，将汽油改质辅助流态化反应器中经过汽提后的高活性、低温度的待生催化剂与从再生器引来的高温再生催化剂混合均匀后引入重油提升管反应器内与原料油(重油)接触混合发生催化裂化反应，通过调节两股催化剂物流的引入量、混合后催化剂的温度与活性可实现对重油提升管反应器内催化剂与原料油接触反应初始混合状态的调控，明显改善原料油与催化剂初始接触混合时的温度差及两者之间传热的不均匀性，减少焦炭与干气产率；同时，通过常规换热使催化汽油原料以气相状态进入辅助流态化反应器，利用再生催化剂冷却器对进入辅助流态化反应器的催化剂温度进行调节，进一步优化汽油与催化剂之间的传质、传热作用，从而实现重油催化裂化反应与汽油改质过程有效的互控。本发明通过灵活调整参加重油催化裂化反应的催化剂温度、活性以及改质汽油进料状态实现对重油催化裂化与汽油改质过程的相互调控，改善重油催化裂化产品分布，同时又可强化辅助流态化反应器降低烯烃含量和硫含量的作用，装置改动小，流程简单，易于实现，且易于控制，操作稳定。试验显示，本发明的实施可以将催化裂化汽油烯烃含量降低到18(v)％以下，满足国家环保法规要求的同时，提高轻质油的收率。
图1是本发明实施例1采用带有汽油改质辅助流态化反应器装置的重油提升管反应器和再生器，实现重油催化裂化与汽油改质互控的流程示意图。
图2是本发明实施例2的工艺流程示意图，其中的催化剂环流混合器设置与实施例1不同。
图3是本发明实施例3的工艺流程示意图，其中的催化剂环流混合器设置也与实施例1不同。
图4-图6是分别对图1-图3中再生催化剂冷却器设置进行改变后的装置和工艺流程示意图。
具体实施例方式
以下结合附图和具体实施例进一步说明本发明的实施过程和特点，旨在帮助阅读者更好地理解本发明的设计思想和实施效果，不能理解为对本发明可实施方式的任何限定。
实施例1工艺流程可见图1在带有催化汽油改质辅助流态化反应器的工业催化裂化装置重油提升管反应器4下部设立一个催化剂环流混合器12，催化剂环流混合器12的顶部、底部均与重油提升管反应器4相连接。催化剂环流混合器12是一个圆柱形筒体，里面同轴设置一个内筒14，内、外筒体之间形成外环形空间，在此环形空间的底部设置一个气体外环分布管13，水蒸汽32通过气体外环分布管13进入催化剂环流混合器12内的环形空间作为流化介质，通过调节水蒸汽32进入催化剂环流混合器12的流量，使催化剂环流混合器12外环空间的气速低于内筒14围成的内环空间的气速，这样就使得外环空间的催化剂密度高于内环空间的催化剂密度，依靠内外环之间的催化剂密度差可以实现催化剂在混合器内的密相环形流动，促进不同催化剂之间的充分混合。
来自再生器1的再生催化剂经过第一再生催化剂输送管11和催化剂流量控制阀17进入到重油提升管反应器4底部，在预提升蒸汽28的提升下从底部进入催化剂环流混合器12，同时一部分由催化汽油改质辅助流态化反应系统来的待生催化剂(该部分为该待生催化剂总量的20-100％，另一部分经过待生催化剂输送管23和待生催化剂流量控制阀24返回到再生器1)经待生催化剂输送管25和待生催化剂流量控制阀26也引入催化剂环流混合器12，两股催化剂物流在催化剂环流混合器12底部气体外环分布管13引入的流化水蒸汽32和经过重油提升管反应器4流入催化剂环流混合器12的预提升蒸汽28的共同作用下通过密相环流而充分混合。对于混合后催化剂的温度和活性可以通过调节引入催化剂环流混合器12的两股催化剂物流量比例进行控制，来自催化剂环流混合器的催化剂经换热后的温度一般可为500℃-690℃，优选为580℃-650℃。
在催化剂环流混合器12内经过充分混合后的混合催化剂经预提升蒸汽28和流化水蒸汽32的向上提升进入重油提升管反应器4，与含有雾化蒸汽的重油原料30进行接触、气化、混合和催化裂化反应，控制催化剂与原料油(重油原料)在重油提升管反应器4中的初始混合时的温度为500℃-690℃，优选为580℃-650℃，混合时催化剂与油料的重量比为5-20，优选为8-15，重油原料预热温度为160℃-350℃，优选为200℃-280℃。混合后油气与催化剂沿着重油提升管反应器4向上流动，控制该重油提升管反应器4中反应温度为450℃-550℃，优选为500-530℃，反应时间为0.5-3.5s，最好是1.5-3.0s，催化剂活性为50-65，反应压力为0.1-0.4MPa。反应油气到达重油提升管反应器出口，由气固快速分离装置5和沉降器顶旋6将反应油气8和待生催化剂分开，待生催化剂经过沉降器9进入汽提段10，经过汽提后进入再生器1。反应油气8经过集气室7进入分馏装置进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油、油浆的分离。
在再生器1旁边设立一个再生催化剂冷却器37，再生催化剂经过第二再生催化剂输送管2从催化剂入口进入再生催化剂冷却器37与换热介质39(包括水、水蒸汽和其它油品等)交换热量进行冷却，冷却后的再生催化剂温度为500℃-690℃，最优值为580℃-650℃。冷却后的再生催化剂一部分在提升风40(包括空气和水蒸汽)的作用下经过催化剂循环管38返回再生器1，一部分从催化剂出口经过第三再生催化剂输送管和流量控制阀3进入辅助流态化反应器18(提升管加湍动床反应器)。同时，催化汽油原料29在经过常规换热汽化后与雾化蒸汽一起进入辅助流态化反应器18，与来自再生催化剂冷却器37并由水蒸汽27提升的再生催化剂在反应温度为350-550℃，汽油原料预热温度为80-250℃，催化剂与油料(汽油原料)重量比为2-20，优选4-12，催化剂活性为55-65，反应时间为1.0-10.0s，反应压力为0.1-0.4MPa的条件下进行接触、混合和改质反应，油气、水蒸汽与催化剂一起通过辅助流态化反应器18，改质油气21与催化剂经过初级旋风分离器19后在沉降器20中分开进入分馏装置，待生催化剂进入汽提段22，经过水蒸汽31汽提后一部分待生催化剂经过与沉降器20相连接的待生催化剂输送管25、待生催化剂流量控制阀26进入催化剂环流混合器12中(该部分为总量的20-100％)，一部分待生催化剂经待生催化剂输送管23和待生催化剂流量控制阀24引入再生器1进行烧焦再生。
实施例2参见图2所示的流程，简述如下在带有催化汽油改质辅助流态化反应器的工业催化裂化装置重油提升管反应器4底部设立一个催化剂环流混合器12，催化剂环流混合器12的顶部与重油提升管反应器4相连接，催化剂环流混合器12的底部为一封头。催化剂环流混合器12是一个圆柱形筒体，里面设置一个内筒14，内筒14与催化剂环流混合器12的外壁之间形成外环空间，在此环形空间的底部设置一个气体外环分布管13，水蒸汽32通过气体外环分布管13进入催化剂环流混合器12内的外环空间，原重油提升管反应器4底部的预提升蒸汽28进入催化剂环流混合器12的内环空间，通过调节作为流化介质的水蒸汽32和预提升蒸汽28进入催化剂环流混合器12的流量，使催化剂环流混合器12中内筒14围成的内环空间的气速高于外环空间的气速，这样就使得内环空间的催化剂密度低于外环空间的催化剂密度，依靠内外环之间的密度差可以实现催化剂在混合器内的密相环形流动，促进不同催化剂之间的充分混合。
来自再生器1的再生催化剂经过第一再生催化剂输送管11和催化剂流量控制阀17进入到催化剂环流混合器12的底部，一部分由催化汽油改质辅助流态化反应系统来的待生催化剂(该部分为总量的20-100％，另一部分经过待生催化剂输送管23和待生催化剂流量控制阀24返回到再生器1中)经待生催化剂输送管25和待生催化剂流量控制阀26也引入催化剂环流混合器12，两股催化剂物流在催化剂环流混合器12底部气体外环分布管13引入的流化水蒸汽32和预提升蒸汽28的共同作用下产生密相环流而充分混合。对于混合后催化剂的温度和活性可以通过调节引入催化剂环流混合器12的两股催化剂物流量进行控制，来自催化剂环流混合器的催化剂经换热后的温度一般可为500℃-690℃，优选为580℃-650℃。
在催化剂环流混合器12内经过充分混合后的催化剂经预提升蒸汽28和流化水蒸汽32向上提升进入重油提升管反应器4，与含有雾化蒸汽的重油原料30进行接触、气化、混合和催化裂化反应，控制催化剂与原料油在重油提升管反应器4中的初始混合时的温度为500-690℃，优选为580-650℃，混合时催化剂油料重量比为5-20，优选为8-15，重油原料预热温度为160-350℃，优选为200-280℃。混合后油气与催化剂沿着重油提升管反应器4向上流动，控制该重油提升管反应器4反应温度为450-550℃，优选为500-530℃，反应时间为0.5-3.5s，最好是1.5-3.0s，催化剂活性为50-65，反应压力为0.1-0.4MPa。反应油气到达重油提升管反应器出口，由气固快速分离装置5和沉降器顶旋6将反应油气8和催化剂分开，待生催化剂经过沉降器9进入汽提段10，经过汽提后进入再生器1。反应油气8经过集气室7进入分馏装置进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油、油浆的分离。
在再生器1旁边设立一个再生催化剂冷却器37，再生催化剂经过第二再生催化剂输送管2从催化剂入口进入再生催化剂冷却器37与换热介质39(包括水、水蒸汽和其它油品等)交换热量进行冷却，冷却后的再生催化剂温度为500-690℃，最优值为580-650℃。冷却后的再生催化剂一部分在提升风40(包括空气和水蒸汽)的作用下经过催化剂循环管38返回再生器1，一部分从催化剂出口经过第三再生催化剂输送管和流量控制阀3进入辅助流态化反应器18(提升管加湍动床反应器)。同时，催化汽油原料29在经过常规换热汽化后与雾化蒸汽一起进入辅助流态化反应器18，与来自再生催化剂冷却器37并由水蒸汽27提升的再生催化剂在反应温度为350-550℃，汽油原料预热温度为80-250℃，催化剂与油料重量比为2-20，优选值为4-12，催化剂活性为55-65，反应时间为1.0-10.0s，反应压力为0.1-0.4MPa的条件下进行接触、混合和改质反应，油气、水蒸汽与催化剂一起通过辅助流态化反应器18，改质油气21与催化剂经过初级旋风分离器19后在沉降器20中分开进入分馏装置，待生催化剂进入汽提段22，经过水蒸汽31汽提后一部分待生催化剂经过与沉降器20相连接的待生催化剂输送管25、待生催化剂流量控制阀26进入催化剂环流混合器12中(该部分为总量的20-100％)，一部分待生催化剂经待生催化剂输送管23和待生催化剂流量控制阀24引入再生器1进行烧焦再生。
实施例3参见图3所示的流程，简述如下在带有催化汽油改质辅助流态化反应器的工业催化裂化装置重油提升管反应器4旁边设立一个催化剂环流混合器12，催化剂环流混合器12的顶部与第四再生催化剂输送管15相连接，催化剂环流混合器12的底部与混合催化剂输送管16相连接。催化剂环流混合器12是一个圆柱形筒体，里面设置一个内筒14，内筒14与催化剂环流混合器12的外壁之间形成外环空间，在此环形空间的底部设置一个气体外环分布管13，水蒸汽32通过气体外环分布管13进入催化剂环流混合器12内的外环空间，使催化剂环流混合器12内的外环空间的气速高于内筒14围成的内环空间的气速，这样就使得外环空间的催化剂密度低于内环空间的催化剂密度，依靠内外环之间的密度差可以实现催化剂在混合器内的密相环形流动，促进不同催化剂之间的充分混合。
来自再生器1的再生催化剂经过第一再生催化剂输送管11进入到催化剂环流混合器12的底部，一部分由催化汽油改质辅助流态化反应系统来的待生催化剂(该部分为总量的20-100％，另一部分经过待生催化剂输送管23和待生催化剂流量控制阀24返回到原再生器1中)经待生催化剂输送管25和待生催化剂流量控制阀26也引入该催化剂环流混合器12中，两股催化剂物流在催化剂环流混合器12底部气体外环分布管13引入的流化水蒸汽32的作用下发生密相环流而充分混合，夹带着少量催化剂的流化介质经过第四催化剂输送管15返回再生器1中。对于混合后催化剂的温度和活性可以通过调节引入催化剂环流混合器12的两股催化剂物流量进行控制，来自催化剂环流混合器的催化剂经换热后的温度一般可为500-690℃，优选为580-650℃。
在催化剂环流混合器12内经过充分混合后的催化剂经混合催化剂输送管16和催化剂流量控制阀17进入重油提升管反应器4的底部，由预提升蒸汽28向上提升，与含有雾化蒸汽的重油原料30进行接触、气化、混合和催化裂化反应，控制催化剂与原料油在重油提升管反应器4中的初始混合时的温度为500-690℃，优选为580-650℃，混合时催化剂油料重量比为5-20，优选为8-15，重油原料预热温度为160-350℃，优选为200-280℃。混合后油气与催化剂沿着重油提升管反应器4向上流动，控制该重油提升管反应器4反应温度为450-550℃，优选为500-530℃，反应时间为0.5-3.5s，最好是1.5-3.0s，催化剂活性为50-65，反应压力为0.1-0.4MPa。反应油气到达重油提升管反应器出口，由气固快速分离装置5和沉降器顶旋6将反应油气8和催化剂分开，待生催化剂经过沉降器9进入汽提段10，经过汽提后进入再生器1。反应油气8经过集气室7进入分馏装置进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油、油浆的分离。
在再生器1旁边设立一个再生催化剂冷却器37，再生催化剂经过第二再生催化剂输送管2从再生催化剂入口进入再生催化剂冷却器37与换热介质39(包括水、水蒸汽和其它油品等)交换热量进行冷却，冷却后的再生催化剂温度为500-690℃，最优值为580-650℃。冷却后的再生催化剂一部分在提升风40(包括空气和水蒸汽)的作用下经过催化剂循环管38返回再生器1，一部分从再生催化剂出口经过第三再生催化剂输送管和流量控制阀3进入辅助流态化反应器18(提升管加湍动床反应器)。同时，催化汽油原料29在经过常规换热汽化后与雾化蒸汽一起进入辅助流态化反应器18，与来自再生催化剂冷却器37并由水蒸汽27提升的再生催化剂在反应温度为350-550℃，汽油原料预热温度为80-250℃，催化剂与油料重量比为2-20，优选4-12，催化剂活性为55-65，反应时间为1.0-10.0s，反应压力为0.1-0.4MPa的条件下进行接触、混合和改质反应，油气、水蒸汽与催化剂一起通过辅助流态化反应器18，改质油气21与催化剂经过初级旋风分离器19后在沉降器20中分开进入分馏装置，待生催化剂进入汽提段22，经过水蒸汽31汽提后一部分待生催化剂经过与沉降器20相连接的待生催化剂输送管25、待生催化剂流量控制阀26进入催化剂环流混合器12中(该部分为总量的20-100％)，一部分待生催化剂经待生催化剂输送管23和待生催化剂流量控制阀24引入再生器1进行烧焦再生。
实施例4本发明对于进入辅助流态化反应器与催化汽油发生接触、混合及反应的再生催化剂温度的调节方式还通过对再生催化剂冷却器37的不同设置方式而实现。
参见图4，与实施例1的区别为再生催化剂冷却器设置于辅助流态化反应器底部。具体流程描述为催化汽油改质用的辅助流态化反应器的底部设置一个再生催化剂冷却器37，再生催化剂冷却器37的顶部与辅助流态化反应器18相连接，再生催化剂冷却器37的底部为一封头，催化剂入口设于冷却器侧面。换热介质39(包括水、水蒸汽和其它油品等)进入再生催化剂冷却器37与来自再生器1经过第二催化剂输送管2和再生催化剂流量控制阀3的再生催化剂进行热量交换，冷却后的再生催化剂温度为500-690℃，最优值为580-650℃。
在催化剂冷却器37内经过充分换热后的再生催化剂经预提升蒸汽27向上提升进入辅助流态化提升管反应器18，与含有雾化蒸汽的经过常规换热汽化后的催化汽油原料29进行接触、气化、混合和反应，控制辅助流态化反应器18内的反应温度为350-550℃，汽油原料预热温度为80-250℃，催化剂油料重量比为2-20，催化剂活性为55-65，反应时间为1.0-10.0s，反应压力为0.1-0.4MPa。改质油气21与催化剂经过初级旋风分离器19后在沉降器20中分开进入分馏装置，待生催化剂进入汽提段22，经过水蒸汽31汽提后一部分待生催化剂经过沉降器20相连接的待生催化剂输送管25、待生催化剂流量控制阀26进入催化剂环流混合器12中(该部分为总量的20-100％)，另一部分待生催化剂经待生催化剂输送管23和待生催化剂流量控制阀24进入再生器1进行烧焦再生。
该实施例中其他部分的流程和工艺条件均与实施例1相同。
同样地，在实施例2和3的基础上改变再生催化剂冷却器的设置方式，分别得到图5和图6的流程，不再重复描述。
试验例为验证本发明的实施效果，采用实施例1的流程(图1所示流程)与目前常规的重油催化裂化和催化汽油改质工艺进行重油催化裂化和汽油改质操作的比较，表1和表2为原料情况，表3为主要工艺条件，所有试验均使用长岭催化剂厂生产的CC-20D催化剂，试验结果列于表4。
表1重油原料性质
表2要改质的汽油原料性质
表3主要工艺条件
在表3中，现有技术方案A采用常规重油催化裂化和催化汽油改质工艺技术再生器内催化剂的温度700℃，进入重油提升管反应器、汽油改质辅助流态化反应器与原料油接触反应的催化剂温度高达680℃，重油原料油、催化汽油原料的预热温度分别是180℃和40℃，原料与催化剂的温差很大。这样会造成原料与催化剂传质和传热的不均匀，热裂化反应加剧，结果会使产物中干气和焦炭的产率增加。
与现有技术不同，本发明的方案B中，在保证再生器内催化剂温度700℃不变的条件下，利用再生催化剂冷却器可使进入汽油改质辅助流态化反应器的催化剂温度降低到600℃，使用常规换热使改质催化汽油原料以气相状态200℃的条件下进入辅助流态化反应器，原料与催化剂的温差大大缩小，这样可在提高剂油比的条件下进一步优化汽油改质反应。
同时将催化汽油改质后的仍具有较高活性的待生催化剂引入环流混合器与高温再生催化剂混合，实现对进入重油提升管反应器参加反应催化剂温度和活性的调控，两种催化剂混合后温度为630℃，比方案A进入重油提升管反应器的催化剂温度降低了50℃，这样可在提高原料预热温度到260℃，剂油比10的的情况下实现对重油催化裂化反应的调控。
表4产品分布与性质
权利要求
1.一种重油催化裂化与汽油改质互控方法，采用带有汽油改质辅助流态化反应器的重油提升管反应器和再生器，所述的方法至少包括以下过程将来自汽油改质辅助流态化反应器的待生催化剂和来自再生器的再生催化剂分别通过管路引入一个催化剂环流混合器中，使流化水蒸汽从该催化剂环流混合器底部引入；使所述两股催化剂在流化水蒸汽的作用下于催化剂环流混合器中进行充分混合后输入重油提升管反应器，与待处理的重油原料接触，实现重油的催化裂化反应，反应油气与催化剂在反应器出口分离后，催化剂返回再生器再生而成为再生催化剂；将来自再生器的再生催化剂引入一个再生催化剂冷却器，使其与换热介质热交换而被冷却，将该经过冷却的再生催化剂输入汽油改质辅助流态化反应器；使待改质汽油经换热处理以气相状态被送入流态化反应器与所述经过冷却的再生催化剂接触、混合及实施改质反应，改质后待生催化剂一部分返回再生器，另一部分注入到所述的催化剂环流混合器中，改质油气进入分馏系统进行各馏分的分离。
2.根据权利要求1所述的重油催化裂化与汽油改质互控方法，其中，所述催化剂环流混合器为同轴设置的二个筒体，内、外筒体间形成外环空间，通过设置于该外环空间底部的气体外环分布管引入流化水蒸汽，并调节流化水蒸汽的流量，使外环空间和内筒体围成的内环空间具有不同气速，利用催化剂在内、外环空间的密度差形成环流而实现对两股催化剂的充分混合。
3.根据权利要求1所述的重油催化裂化与汽油改质互控方法，其中，在重油提升管反应器内催化剂与重油原料的初始混合条件为重油原料预热温度160-350℃；来自催化剂环流混合器的混合催化剂温度500-690℃；催化剂与重油原料的重量比5-20。
4.根据权利要求1所述的重油催化裂化与汽油改质互控方法，其中，在重油提升管反应器中的反应条件为反应温度450-550℃；催化剂与重油原料的重量比5-20；反应时间0.5-3.0s；催化剂活性50-65；反应压力0.1-0.4MPa。
5.根据权利要求1所述的重油催化裂化与汽油改质互控方法，其中，所述的辅助流态化反应器形式是提升管加湍动床反应器，改质反应条件为反应温度350-550℃，汽油原料预热温度80-250℃，催化剂油料重量比2-20，催化剂活性55-65，提升管段的反应时间1.0-10.0s，流化床重量空速1-1000h-1，反应压力0.1-0.4MPa。
6.根据权利要求2-5任一项所述的重油催化裂化与汽油改质互控方法，其中，汽油改质辅助流态化反应器输出的待生催化剂总量的20-100％引入所述催化剂环流混合器，余量返回再生器。
7.根据权利要求1所述的重油催化裂化与汽油改质互控方法，其中，所述催化剂环流混合器设置于重油提升管反应器下部，该催化剂环流混合器的顶部和底部均与重油提升管反应器相连通，使来自再生器的再生催化剂进入重油提升管反应器底部在预提升蒸汽的提升下进入催化剂环流混合器，与被引入的在流化水蒸汽作用下充分混合后经预提升蒸汽和流化水蒸汽的向上提升进入重油提升管反应器。
8.根据权利要求1所述的重油催化裂化与汽油改质互控方法，其中，所述催化剂环流混合器设置于重油提升管反应器底部，该催化剂环流混合器的顶部与重油提升管反应器相连通，将来自再生器的再生催化剂和来自汽油改质辅助流态化反应器的待生催化剂同时引入该催化剂环流混合器中，两股催化剂在从催化剂环流混合器底部引入的流化水蒸汽和预提升蒸汽的作用下，进行充分混合，然后被提升进入重油提升管反应器。
9.根据权利要求1所述的重油催化裂化与汽油改质互控方法，其中，所述催化剂环流混合器设置于重油提升管反应器旁边，该催化剂环流混合器的顶部和底部分别有催化剂输送管与再生器和重油提升管反应器底部相连，将来自再生器的再生催化剂和来自汽油改质辅助流态化反应器的待生催化剂同时引入到催化剂环流混合器中，使两股催化剂在从催化剂环流混合器底部引入的流化水蒸汽的作用下，进行充分混合，然后经混合器底部的催化剂输送管送入重油提升管反应器。
10.根据权利要求1、7、8或9所述的重油催化裂化与汽油改质互控方法，其中，所述再生催化剂冷却器设于再生器旁边，将来自再生器的再生催化剂引入到该冷却器中与换热介质进行热交换而被冷却，该经过冷却后的再生催化剂一部分通过再生催化剂输送管返回到再生器中，另一部分被输送到辅助流态化反应器。
11.根据权利要求1、7、8或9所述的重油催化裂化与汽油改质互控方法，其中，所述再生催化剂冷却器设于汽油改质辅助流态化反应器的底部，将来自再生器的再生催化剂引入到该冷却器中与换热介质进行热交换而被冷却，经过冷却后的再生催化剂被送入辅助流态化反应器。
12.一种实现权利要求1所述的重油催化裂化与汽油改质互控方法的装置，包括带有汽油改质辅助流态化反应器的重油提升管反应器和再生器，其中，在所述重油提升管反应器下部设置有一个催化剂环流混合器，该混合器的顶部和底部均与重油提升管相连接，汽油改质辅助流态化反应器分别设置有与该催化剂环流混合器相连通和与再生器相连通的待生催化剂输送管，再生器通过第一再生催化剂输送管与所述催化剂环流混合器下部的提升管反应器相连通；所述装置还包括一个再生催化剂冷却器，再生器通过第二再生催化剂输送管与该冷却器催化剂入口连通，冷却器的催化剂出口与辅助流态化反应器连通。
13.根据权利要求12所述的装置，其中，所述催化剂环流混合器具有一个圆柱形外筒体，其内设有一个同轴的圆柱形内筒，内、外筒体之间形成外环空间；外筒体顶部和底部分别与重油提升管反应器连通，来自辅助流态化反应器的汽提段的待生催化剂输送管与外筒体侧面连通；所述内筒直径与外筒直径的比例为1∶5-3∶5，内筒高度与外筒高度的比例为1∶4-3∶4；所述外环空间底部设有水蒸汽分布管。
14.一种实现权利要求1所述的重油催化裂化与汽油改质互控的装置，包括带有汽油改质辅助流态化反应器的重油提升管反应器和再生器，其中，所述重油提升管反应器底部设置有一个催化剂环流混合器，该催化剂环流混合器顶部与重油提升管反应器相连接，底部为一封头，汽油改质辅助流态化反应器分别设置有与该催化剂环流混合器相连通和与再生器相连通的待生催化剂输送管，再生器通过第一再生催化剂输送管与所述催化剂环流混合器底部相连通；所述装置还包括一个再生催化剂冷却器，再生器通过第二再生催化剂输送管与该冷却器催化剂入口连通，冷却器的催化剂出口与辅助流态化反应器连通。
15.根据权利要求14所述的装置，其中，所述催化剂环流混合器具有一个圆柱形外筒体，其内设有一个同轴的圆柱形内筒，内、外筒体之间形成外环空间；外筒体顶部与重油提升管反应器连通，来自辅助流态化反应器的汽提段的待生催化剂输送管与外筒体侧面连通；所述内筒直径与外筒直径的比例为1∶5-3∶5，内筒高度与外筒高度的比例为1∶4-3∶4；所述外环空间底部设有水蒸汽分布管。
16.一种实现权利要求1所述的重油催化裂化与汽油改质互控的装置，包括带有汽油改质辅助流态化反应器的重油提升管反应器和再生器，其中，所述重油提升管反应器旁边设置有一个催化剂环流混合器，该混合器顶部通过第四再生催化剂输送管与再生器相连通，底部通过混合催化剂输送管与重油提升管反应器相连通，汽油改质辅助流态化反应器分别设置有与该催化剂环流混合器相连通和与再生器相连通的待生催化剂输送管，再生器通过第一再生催化剂输送管与所述催化剂环流混合器底部相连通；所述装置还包括一个再生催化剂冷却器，再生器通过第二再生催化剂输送管与该冷却器催化剂入口连通，冷却器的催化剂出口与辅助流态化反应器连通。
17.根据权利要求16所述的装置，其中，所述催化剂环流混合器具有一个圆柱形外筒体，其内设有一个同轴的圆柱形内筒，内、外筒体之间形成外环空间；外筒体顶部和底部分别与再生器和重油提升管反应器连通，来自辅助流态化反应器的汽提段的待生催化剂输送管与外筒体侧面连通；所述内筒直径与外筒直径的比例为1∶5-3∶5，内筒高度与外筒高度的比例为1∶4-3∶4；所述外环空间底部设有水蒸汽分布管。
18.根据权利要求12、14或16所述的装置，其中，所述再生催化剂冷却器设置于再生器旁边，冷却器的催化剂出口通过第三再生催化剂输送管与辅助流态化反应器连通，冷却器与再生器之间还设有再生催化剂回路。
19.根据权利要求12、14或16所述的装置，其中，所述再生催化剂冷却器设置于汽油改质辅助流态化反应器的底部，再生催化剂冷却器的顶部为催化剂出口，并与辅助流态化反应器相连接，底部为一封头。
全文摘要
本发明关于一种重油催化裂化与汽油改质过程相互调控的方法和装置，是在现有技术的带有汽油改质辅助流态化反应器的工业重油催化裂化体系中增设催化剂环流混合器和再生催化剂冷却器，将汽油改质辅助流态化反应器来的待生催化剂和再生催化剂引入所述混合器，两股催化剂物流在环流混合器中与水蒸汽为流化介质达到均匀混合，然后进入重油提升管反应器内与原料油接触混合发生裂化反应；而用于汽油改质的再生催化剂在进入辅助流态化反应器前先经过所述冷却器进行换热冷却，在反应器中与事先汽化的汽油原料接触反应。本发明的实施可以将催化裂化汽油烯烃含量降低到 18(v)％以下，满足国家环保法规要求的同时，提高轻质油的收率。
文档编号C10G11/16GK1978596SQ20061014416
公开日2007年6月13日 申请日期2006年11月28日 优先权日2006年11月28日
发明者王刚, 高金森, 徐春明, 卢春喜 申请人:中国石油大学(北京)