一种重油串联分级分区催化转化的方法和装置的制作方法

专利名称：一种重油串联分级分区催化转化的方法和装置的制作方法
技术领域：
本发明是关于一种重油催化转化的方法以及用于实施该方法的装置，具体地说， 是关于一种对重油进行串联分级分区催化转化以提高重油催化裂化反应效率的方法和装 置，属于石油加工技术领域。
背景技术：
催化裂化工艺是重质油轻质化的主要手段，是液化石油气、汽油、柴油等轻质油品 的重要生产过程。传统的催化裂化原料主要是减压馏分油，由于对轻质油需求的不断增长 以及原油价格的提高，利用催化裂化技术加工重质原料油如常压重油、减压渣油及脱浙青 残渣油以提高经济效益已经成为炼油企业的重要选择。目前，对于重质原料油的加工，除了残炭值和重金属含量(尤其是钒含量)特别低 的石蜡基减压(例如大庆减压渣油)可以直接进入催化裂化装置加工以外(大庆减压渣 油催化裂化技术，吴秀章，杨宝康，石油炼制与化工，2001，32 (8) 6 10 ；燕化减压渣油催 化裂化装置再生系统改造的几项关键技术措施，宋以常，凌逸群，梁凤印，石油炼制与化工， 2002,33(5) 20 23)，绝大部分的渣油都是部分掺入减压馏分油中进入催化裂化装置加 工，而掺入的比例受到渣油中残炭值、重金属及氢含量的严格限制，这也严重限制了利用催 化裂化装置直接加工渣油的能力。近年来，催化裂化原料重质化日趋严重，其密度、残炭值和胶质、浙青质含量逐渐 增高，其结果是反应过程中干气和焦炭产率上升，目的产品收率和质量下降。为了强化重油 催化裂化反应过程，一些新型重油催化裂化技术脱颖而出。例如，ZL 00134054. 9针对重油 催化裂化提升管反应器中催化剂在反应后半程严重失活、油气在反应器中停留时间过长的 弊端，提出了两段提升管反应器催化裂化工艺技术。该工艺用两段提升管反应器取代原来 的单一提升管反应器，构成两路催化剂循环。新鲜原料进入第一段提升管反应器与再生催 化剂接触反应；循环油进入第二段提升管反应器与再生催化剂接触反应，通过控制两段提 升管不同的操作条件，实现了催化剂接力、分段反应、短反应时间和大剂油比操作，该技术 在一定程度上可以控制反应器中不需要的过裂化反应和热裂化反应，达到改善产品分布、 提高产品质量的目的。但是，该技术忽略了重质原料油中各组分性质差别大、反应步调不一 致特性，由于采用短反应时间，即使在剂油比提高的反应环境中，一部分重组分依然转化不 充分，从而造成该技术加工性质差的原料时，催化裂化装置焦炭产率高、沉降器结焦严重。W09955801提出了一种石油烃非线性进料的方法。该方法将馏分油和劣质重油分 别由不同的喷嘴注入同一提升管，或分别注入同一提升管的轴向划分的不同反应区，或分 别注入不同的提升管。但是不同性质的石油烃分别注入同一提升管的轴向分布的不同反应 区时，注入提升管下部反应区的石油烃的反应苛刻度较高，而注入提升管上部反应区的石 油烃反应苛刻度较低，因而总的反应转化率和产品选择性会受到一定程度的影响，难以保 证非线性进料的实施效果。另外该专利中所述的优、劣质重油没有按照其反应特性、残炭值 进行详细区分。
此外，为了适应重油原料沸点高、残炭值高和重金属含量高的特点，国内外从优化 原料雾化、再生器内外取热、提升管出口快速分离、重金属钝化及催化剂预提升等方面开发 了一系列重油催化裂化成套技术，例如Kellogg的HOC工艺(重质石油烃利用技术-重质 烃气化-裂解集成工艺的模拟研究，温浩，许志宏，王韶锋，赵月红.过程工程学报，2008， 8(4) =682-689)、UOP的RCC工艺(US 433沈73)、洛阳石化工程公司的ROCC-V工艺(ZL 95210840. 2)等，这些技术大都是通过优化反应_再生装备及催化剂以强化重油催化裂化 反应过程，虽然都取得了较好的效果，但是这些技术都是将各种重油原料作为一个“整体” 来进料，没有充分考虑宽沸程的重油原料中不同组分裂化性能存在较大的差异。对于重油催化裂化过程，原料的化学组成是其反应性能的决定性因素。而重油催 化裂化原料的化学组成随其馏程范围变化而变化，一种含有大量催化裂化装置易于处理组 分的馏分，对于不同的产地和基属，馏程范围存在差异，但是绝大多数存在于小于500°C的 馏分中。这部分馏分氢含量高，含有大量的饱和分和芳香分，残炭值低于2. Owt %,这些都 是在催化裂化反应条件下易于转化的组分，因此，这部分馏分可以称为优质催化原料。而另 外一种馏分含有大量的多环芳烃乃至稠环芳烃、重金属和胶质、浙青质，这部分馏分绝大多 数存在于大于500°C的催化裂化原料馏分中，残炭值远高于2. Owt %,由于这部分馏分在常 规重油催化裂化反应条件下难以转化，因此这部分馏分可以称为劣质催化原料。对于优质 或劣质催化原料而言，馏程范围及化学结构和组成的较大差异决定了它们反应性能存在较 大差异。然而，目前的重油催化裂化技术并没有对其进料的馏分组成及其反应性能进行区 分，都是将其混合在一起进入催化裂化装置，并在同一个反应器内和相同工艺条件下进行 转化，并没有根据优质与劣质催化原料两者的反应性能差异分别采取优化措施，这就造成 了原料性质与反应环境之间的不匹配，影响了重油催化裂化反应过程的转化效率。对于重油催化裂化反应，原料中各种烃类、非烃类化合物在催化裂化反应条件下 转化的难易程度不同，势必在同一反应区内发生恶性吸附竞争和对反应的阻滞作用。另一 方面，劣质原料中大量的稠环非烃类化合物、稠环芳烃及胶质浙青质反应速率低，需要较长 的反应时间才能达到理想的转化深度。常规提升管反应器的反应时间控制在3s左右，对 于易转化的优质原料部分来说，这一反应时间是合适的，但对于劣质原料部分来说，这一反 应时间远远不够，造成大量非转化彻底的重组分吸附在待生剂上被带入汽提段，这些重组 分一部分被汽提出来进入沉降器后容易冷凝下来，造成沉降器结焦，另一部分被带入再生 器内像焦炭一样烧掉(对重油催化裂化反应历程的若干再认识——“新型多区协控重油催 化裂化技术MZCC”的提出.高金森，徐春明，卢春喜，毛羽，炼油技术与工程，2006,36(12) 1-6)，也严重地降低了重油催化裂化过程的轻质油收率和液收率。重油催化裂化反应过程是典型的气-液-固多相吸热反应过程，再生催化剂携带 充分的热量与原料油接触，促进重油大分子汽化并进一步发生裂化反应，其中，油、剂之间 快速充分的接触、混合可以有效促进两者之间的物质和能量传递，这对于提高重油催化反 应转化效率至关重要。但是，对于目前的重油催化裂化装置，再生催化剂的温度过高(高达 690 710V )，提升管反应器进料段剂油接触温差高达450 500°C，热裂化副反应大量增 加，从而使产品分布变差，特别是干气产率和焦炭产率增加；同时，剂油比只能控制在较小 的范围内(一般为原料油进料量的5 7倍)，导致提升管反应器内催化剂整体活性不足， 也加剧了热裂化副反应的发生。如此高的剂油接触温差对于沸程小于520 620°C的优质原料来说将更加不合适。因此，目前的重油催化裂化工艺存在待改进的空间。

发明内容
本发明的一个目的在于针对目前常规催化裂化提升管反应器内催化剂整体活性 不高、热裂化副反应发生严重、劣质原料与优质原料间发生恶性吸附竞争及对反应产生阻 滞作用、劣质原料在常规提升管反应器内反应深度不足等问题，提供一种重油催化转化的 方法，以解决上述问题，提高轻质油及液收率。本发明的另一个目的是提供一种用于实施所述重油催化转化的方法的装置。一方面，本发明提供了一种重油催化转化的方法，该方法主要是把催化裂化原料 按照反应特性的差异区分为优质原料和劣质原料，然后使其分别进入催化裂化装置反应器 系统上设置的串联的不同反应区内进行转化，即，本发明提供的是一种重油串联分级分区 催化转化的方法。根据本发明的具体实施方案，本发明提供的重油串联分级分区催化转化的方法包 括将重油原料分为优质催化原料和劣质催化原料，其中，所述优质催化原料的残炭 值小于2. 0wt%，所述劣质催化原料的的残炭值大于2. 0wt%。将催化裂化反应器分为串联的上、下反应区；所述下反应区作为劣质催化原料的反应区，将劣质催化原料从下反应区的底部输 入该下反应区，同时，将催化剂从该下反应区的底部输入该下反应区，使催化剂在提升气体 的提升作用下向上流动，劣质催化原料与催化剂接触反应，反应后的油气与催化剂物料进 入上反应区；所述上反应区作为优质催化原料的反应区，将优质催化原料与催化剂从上反 应区的底部输入，并与来自下反应区的反应后的油气与催化剂物料混合，使混合物料向上 流动，优质催化原料与催化剂接触反应；反应后的油气与催化剂经分离后，油气被引出反应系统，而催化剂进入催化剂再 生器进行烧焦再生；再生后的催化剂分别返回上、下反应区循环使用。本发明提供的重油串联分级分区催化转化的方法，与目前工业应用的催化裂化技 术相比，主要是根据催化裂化原料存在的反应特性的差异，先对原料按其残炭值进行分级， 然后分别对分级后的优质催化原料和劣质催化原料设置不同的反应区，并且根据不同原料 的反应性能为其匹配最优的工艺条件和反应器型式。本发明所定义的“优质催化原料”和“劣质催化原料”，是指炼厂通过蒸馏或溶剂萃 取方法，将通常做为催化裂化进料的沸程大于350°C的重油分离而得到的性质、组成截然不 同的两部分，对于馏程较低、残炭值小于2. 0wt%的部分，做为“优质催化原料”，对于馏程范 围较高、残炭值大于2. Owt%的部分，做为“劣质催化原料”。炼厂的进料中，最具代表性的“优质催化原料”就是沸点范围在350 500°C的减 压蜡油，残炭值远小于2. 0wt%，如大庆原油的减压蜡油残炭值为0. 12wt%，辽河原油的减 压蜡油的残炭值为0. 75wt%;最具代表性的“劣质催化原料”就是沸点范围大于500°C的减 压渣油，残炭值远高于2. Owt %，如大庆原油减压渣油的残炭值为9. Owt %，辽河原油的减 压渣油的残炭值为17. 5wt%。
诚然，在不同的常减压装置中，随着操作条件的不同，减压蜡油拔出深度也不同， 减压蜡油和减压渣油的切割点将在500 600°C之间变化。如果控制减压蜡油的残炭值 在2. 0wt%以下，这一切割点越高，优质催化原料的量就会越大，越有利于提高重油催化裂 化过程的轻质油收率和液收率。这正是本发明提供的重油分级分区催化裂化方法将重油 原料根据反应特性的差异，按其残炭值进行分级的内涵。本发明是通过对原料油的馏分切 割提供优质催化原料和劣质催化原料，划分的依据是馏分的残炭值，理论上讲，残炭值恰在 2. 的情况应该很少，此时馏分的划分结果可以根据具体情况决定，但从工业生产上综 合考虑，残炭值为2. Owt %的馏分属于优质催化原料。优质催化原料氢含量高，含有大量的饱和馏分和芳香馏分，在催化裂化反应条件 下易于转化，根据本发明的具体实施方案，针对现有技术的重油催化裂化工艺中提升管反 应器进料段剂油接触温差高、剂油比范围较小而导致提升管反应器内催化剂整体活性不 足、副反应增加、产品分布变差、干气产率和焦炭产率增加等问题，本发明特别对裂化性能 较好的优质原料部分采用了低剂油接触温差、大剂油比的工艺条件。在本发明的重油串联 分级分区催化转化的方法中，优选控制所述优质催化原料的反应条件为优质催化原料进 入上反应区的预热温度100 300°C，催化剂进入上反应区的温度580 670°C，优质催化 原料与由上反应区底部进入的再生催化剂的剂油比为7 10，反应时间2. 0 3. Os，反应 器的出口温度480 520°C。劣质催化原料含有大量的多环芳烃、稠环芳烃、重金属和胶质浙青质，其中含有的 多环烃类或非烃类化合物吸附能力强而反应速率慢，根据本发明的具体实施方案，本发明 的重油串联分级分区催化转化的方法中，优选控制所述劣质催化原料的反应条件为劣质 催化原料进入反应器的预热温度150 300°C，催化剂进入反应器的温度680 710 V， 劣质催化原料与由下反应区底部进入的再生催化剂的剂油比为5 7，反应温度450 550°C，反应时间2. 0 10. Os，床层线速度0. 5 4. 5m/s。根据本发明的具体实施方案，本发明采用常规的提升管反应器作为优质催化原料 的反应区，即，所述催化裂化反应器的上反应区为提升管反应器。本发明中优选采用湍动床 或快速床(通过控制气速成为湍动床或快速床)或者垂直套管结构式的扩径提升管作为劣 质催化原料的反应区，即，本发明中所述催化裂化反应器的下反应区为湍动床或快速床或 者为垂直套管结构式的扩径提升管。根据本发明的具体实施方案，本发明的重油串联分级分区催化转化的方法中，所 述下反应区高度为催化裂化反应器整体高度的5% 30%。根据本发明的具体实施方案，本发明的重油串联分级分区催化转化的方法中，还 可在所述催化裂化反应器的下反应区的中部或上部注入急冷剂以控制反应温度，所述急冷 剂包括水、回炼油、汽油、柴油或污油中的一种或多种，注入量为劣质催化原料量的 IOwt %。根据本发明的具体实施方案，本发明的重油分级分区催化转化的方法中，所述反 应后的油气与催化剂利用油气分离系统实现油气与催化剂的分离，分离后的催化剂进入催 化剂再生器进行烧焦再生。根据本发明的具体实施方案，本发明的重油串联分级分区催化转化的方法中，再 生后的催化剂的一部分经过催化剂冷却器冷却后输送入上反应区循环使用，另一部分直接输送入下反应区循环使用。本发明的方法适用于利用所有类型的催化裂化催化剂进行的重油催化裂化反应。另一方面，本发明还提供了一种用于实施所述的重油串联分级分区催化转化的方 法的装置，该装置主要是将重油催化裂化装置分为串联的上下反应区分别作为优质催化原 料和劣质催化原料的反应区，以为优质催化原料和劣质催化原料提供各自的优化工艺条 件，特别是为优质原料部分提供低剂油接触温差、大剂油比的工艺条件。根据本发明的具体实施方案，本发明的用于实施所述的重油分级分区催化转化的 方法的装置主要包括催化裂化反应器，该催化裂化反应器分为串联的上、下反应区；所述下反应区为劣 质催化原料的反应区，底部设置劣质催化原料入口以及催化剂入口，顶部设置反应后的油 气与催化剂的混合物料出口 ；所述上反应区为优质催化原料的反应区，底部设置优质催化 原料入口、催化剂入口以及承接来自下反应区的油气与催化剂的混合物料入口，顶部设置 反应后的油气与催化剂的混合物料出口；油气分离系统，该油气分离系统设置油气与催化剂的混合物料入口、油气出口以 及催化剂出口 ；催化剂再生器，该催化剂再生器设置催化剂入口以及催化剂出口 ；其中，所述催化裂化反应器的混合物料出口与油气分离系统的混合物料入口连 通；所述油气分离系统的催化剂出口与所述催化剂再生器的催化剂入口连通；所述催化剂 再生器的催化剂出口与所述催化裂化反应器的下反应区的催化剂入口、上反应区的催化剂 入口分别连通。根据本发明的具体实施方案，本发明的用于实施重油串联分级分区催化转化的方 法的装置还包括串联设置在催化剂再生器的催化剂出口与催化裂化反应器的上反应区的 催化剂入口之间的催化剂冷却器。本发明中通过该在催化裂化装置再生器旁增设一个再生 催化剂冷却器的设置，可以将再生器来的一部分高温再生催化剂通过输送管引入该再生催 化剂冷却器降温，并提高进入反应器上反应区的再生催化剂循环量，以控制再生催化剂与 原料油在上反应区中的初始混合温度和剂油比在最佳范围内，以实现产品分布的优化。根据本发明的具体实施方案，本发明的用于实施重油串联分级分区催化转化的 方法的装置中，所述上反应区为提升管反应器，所述下反应区为湍动床或快速床或者为垂 直套管结构式的扩径提升管；优选地，所述下反应区高度为催化裂化反应器整体高度的 5% 30% ；优选地，在所述下反应区的中部或上部还设置有急冷剂入口。在本发明的一更具体实施方案中，所述下反应区为垂直套管结构式的扩径提升 管，内管、外管将其分为内外两个独立区域，且内管横截面积与环隙横截面积的比值为 1 0. 5 25，优选为1 1 16;所述内管内区域为劣质催化原料的反应区。内管、外管 之间的环隙区域可作为优质催化原料及催化剂的进料区。除本发明所限定的条件外，本发明所采用的催化裂化反应装置中各具体设备，例 如催化剂再生器、提升管反应器、湍动床或快速床、垂直套管结构式的扩径提升管、油气分 离系统、催化剂冷却器等，均为石油加工领域的常用设备和规格，按照本发明工艺要求进行 适当改造和组装(组装中各出入口的连通可利用管道如斜管等，并可设置开关阀门等)即 可投入使用，利于工业化实施。
综上所述，本发明针对不同性质原料进行催化裂化反应需要不同的能量及催化环 境，通过在催化裂化装置上设置上下两个反应区，并且根据优质催化原料和劣质催化原料 的反应性能为其分别匹配最优的工艺条件和反应器型式，使劣质催化原料在下反应区反应 后与优质催化原料混合共同进入上反应区，本发明中特别是对裂化性能较好的优质原料部 分采用低剂油接触温差GOO 480°C)、大剂油比的工艺条件，提高优质原料的反应器内催 化剂整体活性，降低热裂化副反应发生的程度，从而有效避免常规催化裂化提升管反应器 内劣质原料与优质原料间发生恶性吸附竞争及对反应产生阻滞作用，同时也克服了原料的 劣质部分在常规提升管反应器内反应深度不足的问题，可显著提高轻质油及液收率。


图1为本发明实施例1的重油催化转化的装置及工艺示意图。图2为本发明实施例2的重油催化转化的装置及工艺示意图。
具体实施例方式以下结合附图进一步说明本发明的方法和装置的实施方案和特点。实施例1本发明提供了一种重油串联分级分区催化转化的方法及用于实施该方法的装置， 请参见图1所示，本实施例中的重油串联分级分区催化转化的装置主要包括催化裂化反 应器1、油气分离系统、催化剂再生器4以及再生催化剂冷却器6。其中，所述催化裂化反应 器1为设置串联的上、下两个反应区21、22的组合反应器，其中上反应区21为常规的提升 管反应器，下反应区22采用湍动床或快速床，下反应区22有效高度为整个反应器1高度 的5% 30% ；上反应区21底部设置优质催化原料入口以及催化剂入口，顶部设置反应后 的油气与催化剂的混合物料出口 ；下反应区22底部设置劣质催化原料入口以及催化剂入 口，顶部设置反应后的油气与催化剂的混合物料出口通入上反应区21，在下反应区22的中 部或上部还设置有急冷剂入口 ；所述油气分离系统包括油气分离器11、沉降器10以及顶旋 13，油气分离器11设置油气与催化剂的混合物料入口，承接来自所述催化裂化反应器1的 混合物料出口的混合物料；所述催化剂再生器4设置催化剂入口，用于承接来自油气分离 系统分离后的催化剂，催化剂再生器4还设置有两个催化剂出口，一个与所述下反应区22 底部的催化剂入口连通用于将部分再生后的催化剂返回下反应区22循环使用，另一个催 化剂出口与再生催化剂冷却器6连通，并通过该再生催化剂冷却器6的催化剂出口与所述 上反应区21底部的催化剂入口连通。本发明是以油气分离系统的沉降器10与催化剂再生 器4同轴设置的同轴式催化裂化装置为例，生产中也可以采用沉降器在提升管反应器或输 送床反应器上部但与催化剂再生器平行设置的高低并列式催化裂化装置，二者均为本领域 的常规结构。利用本实施例的装置进行重油串联分级分区催化转化时，重油催化裂化装置的再 生器4旁边设置的催化裂化反应器1的下反应区22是作为劣质催化原料15的反应区，将 劣质催化原料14从该下反应区22的底部入口输入该下反应区22，同时，将催化剂从该下反 应区22的底部入口输入该下反应区22，使催化剂在提升气体16的提升作用下向上流动，劣 质催化原料与催化剂接触反应；控制下反应区22的工艺条件为劣质催化原料预热温度为150 300°C，进入反应器下反应区前催化剂温度为680 710°C，劣质催化原料与由下反 应区底部进入的再生催化剂的剂油比为5 7，反应时间2. 0 10. Os，床层线速度0. 5 4.5m/s，反应温度450 550°C (反应器中部床层温度)；为了控制反应温度，在下反应区22 中上部注入急冷剂19，该急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油和/或污油，注入量为劣质催化 原料量的lwt% 10wt% ；在下反应区22中反应后的油气与催化剂随后进入上反应区21 ；催化裂化反应器1的上反应区21主要是作为优质催化原料15(残炭值小于
2.Owt% )的反应区，将优质催化原料15从该上反应区21的底部入口输入该上反应区21， 同时，将新鲜的催化剂(未反应的或再生后的催化剂)从该上反应区21的底部入口输入该 上反应区21，优质催化原料15、新鲜催化剂与来自下反应区22的油剂混合物混合，向上流 动并接触反应；其中，控制该上反应区21的工艺条件为优质催化原料15预热温度100 300°C，进入提升管反应器前新鲜催化剂温度为580 670°C，优质催化原料与由上反应区 底部进入的再生催化剂的剂油比为(新鲜再生剂/优质原料)7 10，反应时间2. 0
3.Os，控制上反应区21出口反应温度480 520°C ；上反应区的油气线速度可控制为8 12m/s ；经在上反应区21反应后的催化剂和油气经过油气分离器11、沉降器10和顶旋13 分离后，油气引出催化裂化反应系统，而催化剂进入汽提段5汽提，后经过催化剂输送管18 进入再生器4进行烧焦再生；再生器4中的一部分再生后的高温催化剂通过催化剂输送管8和再生催化剂滑阀 9进入催化裂化反应器1下反应区21的底部循环使用，可通过调节再生催化剂滑阀9开度 控制进入提升管反应器前再生催化剂温度为680 710°C ；再生器4中的另一部分再生后 的高温(680 710°C )催化剂通过催化剂输送管72进入再生催化剂冷却器6，由再生催化 剂冷却器6的冷却介质入口 61通入冷却介质，并经出口 62流出，将温度在680 710°C的 再生催化剂降低至580 670°C，然后经再生斜管71和再生催化剂滑阀7进入催化裂化反 应器1上反应区21的底部循环使用。实施例2本实施例提供的重油串联分级分区催化转化的方法及用于实施该方法的装置请 参见图2所示，首先将在催化裂化提升管反应器1分为上下两个反应区21、22，其中下反应 区22采用带垂直套管式结构的扩径提升管，内管、外管将其分为内外两个独立区域，且内 管横截面积与环隙横截面积的比值为1 0. 5 25，优选1 1 16，内管通过催化剂输 送管8与催化剂再生器4相连，外管通过催化剂输送管71并通过催化剂冷却器6和催化剂 输送管72而与再生器4相连，下反应区22有效高度为整个反应器1高度的5% 30%。利用本实施例的装置进行重油串联分级分区催化转化时，再生器4中的一部分高 温催化剂通过催化剂输送管8和再生催化剂滑阀9进入反应器1的下反应区22内管，并在 提升气体16的提升作用下向上流动与劣质催化原料油14(馏程范围大于580°C )接触混 合、反应。通过调节劣质原料预热温度(控制范围为150 300°C )和调节再生催化剂滑阀 7开度控制进入反应器1的下反应区22前催化剂温度为680 710°C，使下反应区内的剂 油比5 7，反应时间2. 0 10. Os，床层线速度0. 5 4. 5m/s，反应温度450 550°C。为 了控制反应温度，在下反应区22内管的中上部注入急冷剂19，该急冷剂包括水、回炼油、汽 油、柴油和/或污油，注入量为劣质催化原料量的 10wt%。在下反应区22内管中反应后的油剂经一变径管道进入上反应区21的底部；来自再生器4中的另一股高温催化剂通过催化剂输送管72进入再生催化剂冷却 器6，由61通入冷却介质，并经62流出，将温度在680 710°C的再生催化剂降低至580 670°C，然后经再生斜管71和再生催化剂滑阀7进入下反应区22内管与外管之间环形底 部，由水蒸气12通过一个环形分布器在其内部进行流化提升，并在下反应区22的顶部和与 来自下反应区22的内管的反应后的油剂汇合，经一变径管道一同进入上反应区21底端，并 与优质原料15 (残炭值小于2. Owt 接触混合，反应。控制上反应区21工艺条件为优 质原料预热温度100 300°C，进入反应器前催化剂温度为580 670°C，剂油比(新鲜再 生剂/优质原料)7 10，反应时间2. 0 3. Os，控制反应器出口温度为480 520°C ；上 反应区的油气线速度可控制为8 12m/s ；经在上反应区21反应后的催化剂和油气经过油气分离器11、沉降器10和顶旋13 分离后，油气引出催化裂化反应系统，而催化剂进入汽提段5汽提，后经过催化剂输送管18 进入再生器4进行烧焦再生。总之，本发明中是将催化裂化原料按照反应特性的差异区分为优质原料和劣质原 料，然后使其分别进入催化裂化装置反应器系统的不同反应区内进行转化。本发明针对不 同性质原料进行催化裂化反应需要不同的能量及催化环境，具有以下优点通过将催化裂 化反应器分为上下两个反应区，为不同性质原料的裂化反应提供独立的反应空间，并且通 过优化不同反应区各自的工艺条件和反应器型式，特别是对裂化性能较好的优质原料部分 采用低剂油接触温差、大剂油比的工艺条件，从而有效避免常规催化裂化提升管反应器内 劣质原料与优质原料间发生恶性吸附竞争及对反应产生阻滞作用，同时也克服了原料劣质 部分在常规提升管反应器内反应深度不足的问题，显著提高轻质油及液收率，一定程度上 解决炼厂催化裂化原料日益劣质化问题。实例为验证本发明的效果，采用图1(实施例一)所示的装置和工艺流程，在某炼油厂 的100万吨/年重油催化裂化装置上进行工业试验，试验结果列于表1。采用本发明后，对原来的催化原料进行分馏切割分别得到优质原料和劣质原料 (性质见表1)，将优质原料和劣质原料分别进入各自的催化裂化反应区进行反应，各自采 用的优化反应条件如表2所示，同常规重油催化裂化相比较，采用本发明的技术可以使轻 质油收率提高1. 7个百分点，液收率提高2. 0个百分点，干气和焦炭产率明显降低。详细产 品分布可见表3。表1重油原料性质
权利要求
1.一种重油串联分级分区催化转化的方法，该方法包括将重油原料分为优质催化原料和劣质催化原料，其中，所述优质催化原料的残炭值小 于2. Owt %，所述劣质催化原料的残炭值大于2. Owt % ；将催化裂化反应器分为串联的上、下反应区；所述下反应区作为劣质催化原料的反应区，将劣质催化原料从下反应区的底部输入该 下反应区，同时，将催化剂从该下反应区的底部输入该下反应区，使催化剂在提升气体的提 升作用下向上流动，劣质催化原料与催化剂接触反应，反应后的油气与催化剂物料进入上 反应区；所述上反应区作为优质催化原料的反应区，将优质催化原料与催化剂从上反应区 的底部输入，并与来自下反应区的反应后的油气与催化剂物料混合，使混合物料向上流动， 优质催化原料与催化剂接触反应；反应后的油气与催化剂经分离后，油气被引出反应系统，而催化剂进入催化剂再生器 进行烧焦再生；再生后的催化剂分别返回上、下反应区循环使用。
2.根据权利要求1所述的重油串联分级分区催化转化的方法，其中，控制所述优质催 化原料的反应条件为优质催化原料进入上反应区的预热温度100 300°C，催化剂进入上 反应区的温度580 670°C，优质催化原料与由上反应区底部进入的再生催化剂的剂油比 为7 10，反应时间2. 0 3. Os，反应器的出口温度480 520°C。
3.根据权利要求1所述的重油串联分级分区催化转化的方法，其中，控制所述劣质催 化原料的反应条件为劣质催化原料进入反应器的预热温度150 300°C，催化剂进入反应 器的温度680 710°C，劣质催化原料与由下反应区底部进入的再生催化剂的剂油比为5 7，反应温度450 5500C，反应时间2. 0 10. Os，床层线速度0. 5 4. 5m/s。
4.根据权利要求1或3所述的重油串联分级分区催化转化的方法，其中，在所述下反应 区的中部或上部注入急冷剂以控制反应温度，所述急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油或污 油中的一种或多种，注入量为劣质催化原料量的Iwt% IOwt%。
5.根据权利要求1所述的重油串联分级分区催化转化的方法，其中，所述上反应区为 提升管反应器；所述下反应区为湍动床或快速床或者为垂直套管结构式的扩径提升管；优 选地，所述下反应区高度为催化裂化反应器整体高度的5% 30%。
6.根据权利要求1所述的重油串联分级分区催化转化的方法，其中，再生后的催化剂 的一部分经过催化剂冷却器冷却后输送入上反应区循环使用，另一部分直接输送入下反应 区循环使用。
7.一种用于实施权利要求1 6任一项所述的重油串联分级分区催化转化的方法的装 置，该装置包括催化裂化反应器，该催化裂化反应器分为串联的上、下反应区；所述下反应区为劣质催 化原料的反应区，底部设置劣质催化原料入口以及催化剂入口，顶部设置反应后的油气与 催化剂的混合物料出口 ；所述上反应区为优质催化原料的反应区，底部设置优质催化原料 入口、催化剂入口以及承接来自下反应区的油气与催化剂的混合物料入口，顶部设置反应 后的油气与催化剂的混合物料出口；油气分离系统，该油气分离系统设置油气与催化剂的混合物料入口、油气出口以及催 化剂出口 ；催化剂再生器，该催化剂再生器设置催化剂入口以及催化剂出口 ；其中，所述催化裂化反应器的混合物料出口与油气分离系统的混合物料入口连通；所 述油气分离系统的催化剂出口与所述催化剂再生器的催化剂入口连通；所述催化剂再生器 的催化剂出口与所述催化裂化反应器的下反应区的催化剂入口、上反应区的催化剂入口分 别连通。
8.根据权利要求7所述的装置，其中，该装置还包括串联设置在催化剂再生器的催化 剂出口与催化裂化反应器的上反应区的催化剂入口之间的催化剂冷却器。
9.根据权利要求7所述的装置，其中，所述上反应区为提升管反应器，所述下反应区为 湍动床或快速床或者为垂直套管结构式的扩径提升管；所述下反应区高度为催化裂化反应 器整体高度的5% 30% ；优选地，在所述下反应区的中部或上部还设置有急冷剂入口。
10.根据权利要求9所述的装置，其中，所述下反应区为垂直套管结构式的扩径提 升管，内管、外管将其分为内外两个独立区域，且内管横截面积与环隙横截面积的比值为 1 0. 5 25，优选为1 1 16;所述内管内区域为劣质催化原料的反应区。
全文摘要
本发明提供了一种重油串联分级分区催化转化的方法和装置，所述方法包括将重油原料按照反应特性差异分为优质催化原料和劣质催化原料；将催化裂化反应器分为串联的上、下反应区；下反应区作为劣质催化原料的反应区，上反应区作为优质催化原料的反应区；反应后的油气与催化剂经分离，催化剂进入催化剂再生器进行烧焦再生。本发明同时提供用于实施所述的重油串联分级分区催化转化的方法的装置。本发明通过为不同性质原料的裂化反应提供各自独立的反应区及优化工艺条件和反应器型式，可有效避免常规提升管反应器内劣质原料与优质原料间的恶性吸附竞争及对反应产生的阻滞作用，克服劣质原料反应深度不足的问题，显著提高轻质油及液收率。
文档编号C10G11/00GK102102027SQ200910242919
公开日2011年6月22日 申请日期2009年12月17日 优先权日2009年12月17日
发明者张兆前, 张冬超, 徐春明, 文尧顺, 王刚, 白光, 白跃华, 蓝兴英, 高浩华, 高金森 申请人:中国石油大学(北京)