一种催化裂化反应再生装置的制作方法

本发明涉及一种化工领域气固相催化反应技术，特别是涉及一种用于石油烃催化反应再生装置。

背景技术：

石油烃催化裂化反应是原油的二次加工工艺，由原料反应和催化剂再生反应两个反应过程组成。原料反应过程一般生成进料量5.5%~10.0%的焦炭，这些焦炭附着在催化剂表面，堵塞催化剂微孔，必须循环烧焦使催化剂恢复活性。原料催化反应和催化剂再生反应都是重要的技术环节。

原料反应决定目的产品，但在装置投资、操作能耗、装置维护费用方面，催化剂再生过程占有主要地位。

已有比较典型的催化剂再生技术包括两段再生，逆流两段再生技术。尤其是UOP公司和中石化北京设计院开发的逆流两段再生技术体现了较高的效率。UOP公司和Ashland公司在US4299687中公开了其联合开发的两段逆流再生反应再生技术，CN 97121795.5公开了一种重油流化催化转化重叠式两段再生技术。

已有技术催化剂再生过程仅关注焦炭燃烧反应。但焦炭和烧焦气体接触反应过程中氮气会生成氮氧化物（NOx）。随着环保要求的提高，传统方案采用建设烟气脱硝装置控制NOx的排放，增加投资、能耗和操作费用，影响经济效益。在烧焦过程中直接降低燃烧反应过程NOx生成的技术是更好的途径。

已有技术中，催化剂再生（烧焦）反应过程中从压缩机来的190℃左右的烧焦气体（一般为空气）直接参与催化剂焦炭烧焦反应。提高焦炭燃烧的烧焦气体温度，降低燃烧区的温度尤其是局部“高温”都能有效的减少NOx生成。

在再生器设置再生剂冷却器的催化裂化过程中，已有技术中再生剂冷却器产生的低温再生剂返回了烧焦反应区，会降低烧焦反应的温度，影响烧焦反应速度，也就降低了烧焦反应效率；往往需要加大再生剂的循环量弥补再生区温度。但循环回的再生剂含碳量很低，又会降低燃烧反应区焦炭的含量，同时也增加了催化剂循环输送的能耗。

在石油烃催化裂化反应过程中，催化剂是核心问题，但反应过程中反应器内催化剂的性能和未反应前催化剂的性能是不同的。以烃类化合物催化裂化反应为例，反应过程中催化剂会因生焦、碱性成分和金属污染、钝化，使实际反应过程中催化剂的性能逐渐变差，反应器内，尤其是管式反应器内各部位催化剂的性能是不同的，起到的催化作用效率也不同。另外反应过程中催化剂的活性、反应剂油比或空速、反应原料和催化剂的温度及温度差等反应条件都是影响原料反应结果的重要因素，这些条件的改变和控制都会改变反应结果。

石油烃催化裂化以碳数大于C₃的组分为主要目的产品，C_２及以下的小分子产品主要是热裂化的产物。强化催化裂化反应，减少热裂化反应是催化裂化过程一直追求的目标。在催化裂化反应过程中反应条件的选择和控制直接关系到反应转化率和反应产品的选择性。现行优化反应系统操作的技术很多，以石油烃原料催化转化反应为例，干气预提升技术、采用改变原料注入点和注入介质的混合温度控制技术、出口区快速分离技术、急冷终止反应技术等都对反应结果影响明显，已在工业上得到较好应用。反应过程中催化剂性能的改进和控制也是至关重要的。

自上世纪七十年代，石油烃催化裂化反应用提升管反应器代替流化床反应器。石油烃原料催化裂化反应是气固吸热反应，反应原料一般是液态进料，液态原料首先需要吸热气化，然后气体反应物再进入催化剂微孔通道进行催化反应。液态原料的气化热由再生催化剂提供。使用管式反应器的液体原料催化反应都存在液相气化和气相反应两个过程。气化过程是靠与催化剂接触供热实现的，由于气化并非瞬间、同时完成，在气化过程中或多或少存在一定的反应。管式反应器的本质优势就在于“梯度”的存在，这样才能实现提高反应“推动力”(反应物浓度)的目标，提高反应效率和选择性。这是由提升管代替流化床的主要原因之一。石油烃原料构成复杂，反应器入口进入的原料分子量大致在300，反应器出口产品分子量大致在100或更小，在提升管反应器内不同位置呈现出不同的反应物性质和反应过程，也需要不同的反应条件。如在雾化喷嘴以上、气相反应区的开始阶段，原料油完成气化后进行的主要是原料油大分子裂化反应，这个过程一般经过1.0~1.5秒左右的反应时间，提升管后半部分的气相反应区则主要进行较小分子如柴油、汽油、液化气成份再反应以及异构化、氢转移等反应。因此又往往把整个气相反应区分为“裂化反应区，改质反应区”等。液相气化反应过程中催化剂和原料间的温差和催化剂的高温都会增加热裂化反应，增加C₂以下副产品比例，影响经济效益；气相裂化反应区、改质反应区的温度，剂油比，催化剂活性等都对整个反应区的反应结果造成显著影响。

以石油烃类原料催化转化为例，国内外的研究结果早就证实，再生剂温度高，导致反应剂油比较低，再生剂与反应原料间的接触温差大，都会导致干气产率高，对液体收率产生显著影响；提升管内随着反应的进行，催化剂的活性快速降低，提升管下游反应区效率降低，影响反应效果。降低再生剂温度，提高剂油比和提高提升管内催化剂的活性是多年来催化裂化装置一直追求的目标。

在降低反应原料液相气化接触区的再生剂和原料油温差方面有不少技术措施。针对降低与原料油起始接触温度问题，最容易想到的办法是“把外取热器内的低温催化剂引入提升管预提升段”。UOP公司于上世纪90年代在专利US5800697中提出了把外取热器内的低温催化剂送入提升管提预提升段的方法。这方面的专利申请较多，如US6059958，US6558530B1，CN01119805.1，CN1664074A，CN101191067A，CN101191072A等。

US5800697公开了一种催化转化反应-再生方法，在再生器旁边设置催化剂降温区，来自密相床的热再生剂从出口进入降温区换热至适宜温度后经再生立管、滑阀进入提升管反应器底部参与反应，从而使反应剂油比成为独立变量。CN101161786A公开了一种石油烃类的转化方法，热的再生催化剂通过冷却器冷却返回到反应器底部参与原料油接触并进行裂化反应，待生催化剂经汽提后输送到再生器进行烧焦再生后循环使用或部分直接进入反应器底部的混合器。

另一种降低原料油和再生剂起始接触温差的办法是把原料油的温度提高。CN101144028A公开了一种烃油裂化方法，将烃油与再生催化剂在换热器中加热，然后使换热后的烃油与换热后的再生催化剂在反应器中接触反应。

另外，催化剂对反应的影响因素不仅包括反应前预提升段的催化剂温度、液相（原料油）气化区接触温差和剂油比，原料油气化后的气相裂化反应区催化剂活性和剂油比对反应过程也有重要影响。

对反应器内各位置反应过程中催化剂作用的控制和改进，除对液相气化区外，还应包括对原料油气化后的气相反应区的催化剂的改进、对提供的催化剂状态的控制。

综上，催化剂进入反应器的条件和方式对改进原料反应效果有重要意义，优化再生和反应，形成相互匹配、完整的反应再生体统更有意义；采用高温烧焦气体进行催化剂再生反应可以改善烟气的排放指标。

技术实现要素：

本发明的主要目的在于提供一种催化裂化反应再生装置，由原料反应和催化剂再生两个反应部分组成，包括催化剂再生器、管式反应器、反应沉降器等，反应再生过程按按一下步骤进行：

1、反应原料在反应器不同部位进入，与催化剂接触并被催化剂加热气化，然后进行反应；反应产物和催化剂一起从反应器出口流出后随即进入设在称为沉降器内第一级气固分离器和第二级气固分离器，实现催化剂和产品气分离，产品气经沉降器油气出口流出。

2、完成原料反应后的催化剂进入沉降器汽提区进行汽提，汽提后的待生剂经待生斜管进入再生器中部的再生反应区底部，与来自下方的烧焦气体进行再生反应，同时催化剂和再生反应气体和以及再生反应产生的烟气一起向上输送，在再生器气固分离区实现气体和催化剂的分离，气体从烟气出口流出再生器，催化剂先进入再生器内的密相流化床储存区，从该区经再生剂输送管送到再生器底部的烧焦气体预热区，在预热区与烧焦气体直接混合使烧焦气体加热，同时自身被冷却；冷却后的再生剂从烧焦气体预热区经再生斜管在反应原料入口下方进入反应器。设有再生器催化剂冷却器（也称外取热器）、反应催化剂降温器时，再生器催化剂冷却器和反应催化剂降温器催化剂入口设置该再生器密相流化床储存区。

3、第一部分烧焦气体在再生器底部烧焦气体预热区从气体分布器进入烧焦气体预热区，与再生剂直接形成流态化状态接触换热，被加热后向上经孔板分布器流入催化剂再生区；在烧焦气体预热区与催化剂再生区之间的孔板上方或下方设置另一个烧焦气体（主风）进入管和分布管(称第二分布器)，通过该管引进部分再生烧焦气体进入再生器；优化的，第二部分烧焦气体在再生剂预热区内催化剂料位上方、烧焦气体预热区和再生区之间的孔板下方进入再生器，与预热区来的高温气体混合，然后经孔板进入再生区，参与烧焦反应；完成烧焦后的气体携带部分催化剂在再生器气固分离区进行全气固分离，气体从烟气出口流出再生器。

4、通过再生剂输送管上设置的阀门控制烧焦气体预热区的催化剂藏量或料位。

5、通过烧焦气体预热区催化剂料位或藏量的变化，以及改变进入烧焦气体预热区的烧焦气体量可以调节气体预热温度和再生剂冷却温度。

根据本发明的装置，催化剂再生器壳体内分成上下分成催化剂再生反应部分、烧焦气体（一般使用空气）预热部分和气固分离部分；在烧焦气体预热区和催化剂再生区之间设置流通孔板，在再生区和气固分离区之间设置密相流化床催化剂储存区，用来为再生剂输送管、外取热器（如有）提供再生催化剂；该再生剂储存区可以设在催化剂再生区，也可以在再生区外独立设置；在该再生剂储存区与烧焦气体预热区之间设置再生剂输送管；当需要为再生器设置催化剂冷却器（外取热器）、为反应器设置反应再生剂降温器时，再生催化剂冷却器和反应再生剂降温器的催化剂入口也设在该区。

反应器主体为提升管反应段，原料油进入口之上依次为原料油气化区、催化裂化反应区，催化裂化反应区下游设置沉降器，其内设置气固分离器，分离出的催化剂靠重力向下进入汽提段；汽提后的待生剂经待生立管进入再生器再生区，与来自下面烧焦气体预热区的烧焦气体接触进行烧焦反应。

根据本发明的装置，再生器再生区进一步分成第一再生区、第二再生区；第一再生区在下部，第二再生区在第一再生区上部；第一再生区和第二再生区各区间设置流通孔板（分布器）；第一再生区的催化剂和气体同时经过孔板被输送到第二再生区继续烧焦；第二再生区上边界（催化剂料位）向上延伸到再生器再生区与气固分离区间的直径逐渐扩大的锥段；在锥段由于气体流速降低，使催化剂的密度增加，成为密相流化床，该流化床同时成为再生剂储存区；第二再生区上方设置烟气气固分离区；在第二再生区密相流化床区和烧焦气体预热区间设置再生剂输送管，再生剂经该再生剂输送管将烧焦后的再生剂送入烧焦气体预热区；待生剂进入第一再生区；部分烧焦气体（一般习惯称主风）经气体分布管进入气体预热区，在预热区内与再生剂直接接触，被再生剂加热，然后经孔板进入第一再生区；再生剂在加热烧焦气体的同时自身被冷却，被烧焦气体冷却后的再生剂从预热区经催化剂管道（一般称再生立管）进入反应器底部（一般称预提升段）。

根据本发明的装置，在再生器气固分离区下方的锥段内设置内桶，将第二再生区分成内外两个区，外区成为再生剂回收、储存区；第一再生区的烟气和催化剂进入该内桶继续烧焦反应；该内桶设计为等横截面的圆筒或横截面积向上逐渐增加、气体流速逐渐降低的烧焦反应区；此时在该内桶外设置烧焦气体输送管和分布器，向该催化剂储存区补充烧焦气体。

根据本发明的装置，在再生器锥段和气固分离区壳体内设置第二再生区壳体，第一再生区和第二再生区直接连通，第二再生区出口设置输送管，输送管出口设置气固初分离器，使再生区和再生器气固分离区隔开成两个独立的部分，再生反应区的催化剂和气体直接在再生区出口进行初步气固分离，气体在再生器气固分离区内再经设在再生区和再生器壳体之间的两级旋分分离出催化剂后流出再生器；催化剂进入再生区和再生器壳体间的的催化剂储存区。

根据本发明的装置，在再生剂储存区和第一再生区之间设置催化剂循环管，控制第一再生区待生剂的燃烧反应温度。

根据本发明的装置，当催化剂再生反应需要取热时，从再生剂储存区引催化剂进入催化剂冷却器，冷却后的催化剂从催化剂管直接进入烧焦气体预热区。

根据本发明的具体方案，本发明的装置中，在反应器汽提段和反应器底部（预提升段）或气化后的裂化反应段间设置待生剂回流管，控制反应器内部的温度、剂油比和催化剂活性。

根据本发明的具体方案，本发明的装置中，在第二再生区和反应器底部（预提升段）或气化后的裂化反应段间设置反应再生剂降温器及降温后的反应再生剂输送管，使降温后的再生剂进入反应器，控制反应器内部的温度、剂油比和催化剂活性。

根据本发明的具体实施方案，本发明的装置中，再生器再生区内于待生剂入口之下设置有第一孔板，将再生器分成再生区和气体预热区；所述第一孔板可以是多孔隔板，也可以是其他形式的分布板，其作用之一是使来自分布板下面预热区的气体（可携带部分催化剂）通过该第一分布板均匀进入孔板之上的第一再生区；第一孔板的另一作用是将气体预热区的再生剂和再生区的催化剂隔开，防止再生剂被气流携带向上进入到再生区；可以理解，本发明中，可适当调整第一分布板的设置位置或是控制气体预热区催化剂料位高度以控制从预热区进入第一再生区的催化剂量。此外，本发明的方法中，还可以根据需要通过第二气体分布器引入部分烧焦气体进入第一再生区，该气体分布器可以在第一孔板上方，也可以在第一孔板下方；优选地，该分布器设置第一孔板下方。

根据本发明的具体实施方案，本发明的装置中，所述再生器再生区内，于待生剂入口之上还设置有第二孔板；所述第二孔板可以是多孔隔板，或是其他形式的分布板；第二孔板的主要作用是使第一再生区的气体和催化剂均匀进入第二再生区，使第二再生区的催化剂良好流化和混合，提高烧焦效果；此外，本发明的方法中，还可以根据需要通过第三气体分布器引入部分烧焦气体进入第二再生区，该气体分布器可以在第二孔板上方，也可以在第二孔板下方；优选地，该分布器设置第二孔板下方。

根据本发明的优选具体实施方案，本发明的装置中，以通入再生器的烧焦气体的总量为100%计，从底部直接通入气体预热区的烧焦气体的量为35%～70%左右，从第二分布器进入的烧焦气体的量为30~60%左右，从第三分布器进入的烧焦气体的量为0~10%左右；各部分气体可分别通过气体分布器引入再生器内，具体的气体分布器可以选用所属领域的现有技术，本发明不再赘述。

本发明的效果

烧焦气体在再生器自身预热后再与催化剂上的焦炭反应，形成NOx含量低的烟气；烧焦气体同时使再生剂冷却，为反应器提供低温再生剂，在反应器和再生器之间形成低温再生剂循环，能降低热裂化尤其是气化和裂化反应区的热裂化反应，能调整气化和反应的热平衡关系，方便灵活地实现对反应各区催化剂进行多处控制且能降低能耗。

整体而言，本发明的催化剂反应再生装置用于石油烃类原料催化裂化过程，再生过程自身对烧焦气体预热，实现高温气体烧焦，降低NOx排放；同时为反应器提供低温的再生剂，无需为反应器提供低温再生剂而设置独立的再生剂冷却设备；使待生剂或冷却后的再生剂在反应原料气化后的裂化反应区补充进入反应器，为反应器形成双催化剂循环，可根据不同位置反应条件的需要提供不同催化剂条件，实现方便灵活地对反应各区催化剂进行多处控制。

本发明的用于实现所述反应再生装置可参见图1~图8所示。

附图说明

图1：本发明的一具体实施方式的催化裂化反应工艺中反应-再生部分示意图。

图2：本发明的另一方式的催化裂化反应-再生部分示意图。

图3：本发明的另一方式的催化裂化反应-再生部分示意图。

图4：本发明的另一方式的催化裂化反应-再生部分示意图。

图5：本发明的另一方式的催化裂化反应-再生部分示意图。

图6：本发明的含有再生器取热的反应-再生部分示意图。

图7：本发明再生区间分布板的一种实施方式的结构示意图。

图8：本发明再生区间分布板的另一种实施方式的结构示意图。

图中编号说明：1反应器；2烧焦气体预热区；3第一催化剂再生区；4第二催化剂再生区；5再生器气固分离区；6沉降器汽提段；7沉降器稀相区；8再生器催化剂冷却器；9反应再生剂降温器；11再生剂斜管；12再生滑阀，13反应器底部催化剂段（一般称预提升）；14、14B反应原料，14C反应或极冷原料；15反应原料反应区；16催化剂混合区；17，待生剂返回口；18待生剂回流管阀门；19待生剂回流管；20烧焦气体预热区壳体；22烧焦气体预热区气体分布器；23烧焦气体管；24低温再生剂引出口；25气体预热区催化剂料位；26再生剂分布器；27再生剂输送管阀门；28再生剂输送管；29再生剂输送管；30第一催化剂再生区壳体；31第一孔板（多孔分布板）;31B流通孔；31C孔帽；32燃烧气体分布器，33烧焦气体管；34待生催化剂斜管阀门；35待生斜管；36待生催化剂分布器；37再生剂循环管阀门；38再生剂循环管；39再生剂循环管；40再生器锥段壳体；41第二孔板（多孔分布板）；41B流通孔；41C孔帽；41D再生剂储存区格栅；42气体分布器；43气体管；44A、44B、44C、44D再生剂引出口；45再生剂储存区催化剂料位；46第二再生区壳体，46B第二再生区内桶；46C锥段；47再生区出口输送管；48气固初分离器；49再生器密相流化床催化剂储存区；50再生器气固分离区壳体；51再生器一级气固分离器；52再生器二级气固分离器；53集气室；54烧焦烟气出口；60沉降器汽提区壳体；61汽提内件；62汽提汽分布器；63汽提汽管；64待生剂出口；65待生斜管；70沉降器壳体；71沉降器一级气固分离器；72沉降器二级气固分离器；73集气室；74产品气出口；81再生器催化剂冷却器催化剂入口；82再生器催化剂冷却器催化剂出口；83再生器催化剂冷却器出口阀门；91反应再生剂降温器催化剂入口；92反应再生剂降温器出口；93反应再生剂降温器出口阀门；94反应低温再生剂入口；31B、41B气体和催化剂上升孔；31C、41C分布板孔罩； A压缩烧焦气体；C催化剂；F烟气；S蒸汽；G预提升介质；O反应原料油；H烧焦气体预热区催化剂料位高度。

具体实施方式

以下结合附图及实施例详细说明本发明的技术方案，本发明的保护范围包括但是不限于此。本发明中未详细提及的设备结构，均可采用所属领域的常规技术。

请参见图1~图5所示，本发明的用于实现所述反应再生装置包括并列设置的反应器和再生器，其中：

再生器用于对来自反应器1的待生剂进行烧焦再生，再生器为立式安装，壳体内部分成底部的烧焦（再生）气体预热区2、催化剂再生区和烟气气固分离区5；催化剂再生区分为下部的第一再生区3和上方的第二再生区4；各区间设置孔板31或41，孔板为多孔型，孔31B、41B的总面积按通过的气体流速12m/s~40m/s，孔径50mm~200mm；预热区2高度为3.0m~7.0m，按气体表观流速小于1.2m/s设计；第一烧焦区3高度8.0m~15.0m，按气体表观流速1.4m/s~2.5m/s设计，气固分离区5按气体表观流速小于0.8m/s设计；待生剂与第一再生区与预热区间的孔板31上方1.0m/s~4.0m/s间进入第一再生区；烧焦（再生）气体预热区催化剂料位H为2.0~6.0m，优选的H为2.5m~3.5m；采用旋分器51、52进行气固分离；再生剂循环管38再生剂的循环量为通过再生斜管11进入反应器1的催化剂量的0.5~1.5倍；对轻质原料，反应再生系统不需要取热时，待生剂通过待生剂回流管19和返回口17在原料油进口上方2.0m~10.0m处返回反应器1的混合区16，或在原料油进口下方2.0m~7.0m处返回反应器底部13，待生剂返回量为通过再生斜管11进入反应器1的催化剂量的0.2~1.0倍。

对有过剩热（需要取热）的反应原料，设置再生剂降温器9；其取热负荷按以下方法确定：降温后的再生剂温度500℃~580℃；催化剂的流量按通过再生斜管11进入反应器1的催化剂量的0.2~1.0倍确定；降温后的再生剂通过出口管92和进入口93在原料油进口上方2.0m~10.0m处返回反应器1的混合区16，或在原料油进口下方2.0m~7.0m处返回反应器底部13。

当设置再生剂冷却器8时，冷却后的再生剂通过再生器催化剂冷却器催化剂出口82直接进入烧焦气体预热区，不再像常规技术那样进入催化剂再生区；再生剂冷却器一般技术人员能够完成设计。

沉降器、沉降器汽提区一般技术人员能够完成设计；按照以上参数，技术人员可以完成本发明方法的应用设计；本发明不再赘述。

本发明的反应再生装置为反应器提供不同条件的再生剂；使反应条件更优化；由于采用高温气体反应，可以降低烟气中的NOx含量；通过再生器结构的改进在再生器自身实现烧焦气体预热，简化了装置设计，即降低投资，也减少能耗；同时优化原料反应，改善产品分布。

实施例：

本实施例中所用的反应区催化剂控制和再生剂取热冷却装置参见图3所示。

某年产150×10⁴t/a的石油烃催化裂化装置，反应再生并列布置，烧焦气体预热区2采用流化床形式，第一再生区3采用循环流化床形式，第二再生区4设置在第一再生区3和气固分离区5之间的再生器锥段区，采用流化床形式；烧焦气体预热区、第一再生区见、第二再生区之间分别设置第一孔板分布板31和第二孔板分布板41；反应器1为提升管形式；设置反应再生剂降温器9，反应再生剂降温器9产生中压蒸汽，反应再生剂降温器9采用自带水汽分离器型式，水汽分离器直接连接在反应再生剂降温器9上，直径与再生剂降温器相同；反应再生剂降温器降温后的催化剂在原料油上方进入反应器，具体进入位置见下表；参与烧焦气体预热的气体量为总量的52%，向第一再生区送入的烧焦气体为总量的48%，该气体分布器和输送管设在第二孔板下方；第二再生区不再补充烧焦气体；反应物料和实施例与原有技术的对比例反应条件见下表。

本发明实施例与原油技术对比例的反再装置尺寸见下表。

实施例与原有技术对比例反应产品分布预测见下表。