CN101045881B - 一种催化转化装置 - Google Patents

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Abstract

一种催化转化装置，包括反应***和再生***，其中反应***包括重油提升管反应区、床层反应区、轻烃提升管反应区、沉降器、气固分离器、汽提器，再生***包括再生器和任选的催化剂脱气罐，两个提升管的出口段和床层反应区或床层反应区与汽提器之间的连通管相连，床层反应区的出口与气固分离器通过管线直接连通。沉降器和汽提器分别位于床层反应区的上方和下方，沉降器的下部与汽提器的上部或床层反应区的下部通过管线连通。本发明设置了三个相对独立的反应区，重油、中间产品和轻烃的裂化在不同反应区内进行，便于对不同类型反应的条件进行控制和调节；气固分离器使反应产物与催化剂快速分离，缩短了油气在沉降器内的停留时间，降低干气的产率。

Description

一种催化转化装置
技术领域
本发明属于在不存在氢的情况下烃油催化转化的设备，更具体地说，本发明是一种催化转化装置的反应和再生***。
背景技术
世界经济的发展带动了全球低碳烯烃需求的持续增长。据预计，到2010年全球乙烯和丙烯总需求量达到140Mt/a和86Mt/a；而我国，由于国民经济的高速增长，低碳烯烃需求年增长率将会超过世界平均水平，而且丙烯需求的增长速度超过了乙烯需求的增长速度。低碳烯烃的制备方法很多，国际上普遍采用以石脑油等轻质原料的水蒸汽裂解技术。全球超过总产量90％的乙烯和约70％的丙烯主要由石油烃蒸汽裂解制得。但这种技术已无法满足日益增长的对低碳烯烃的需求，同时由于全球原油越来越重，一般轻烃原料如石脑油和直馏轻柴油的产率仅为1/3左右，而我国又因为存在燃料油供应不足和柴汽比较低的问题，轻烃原料的短缺在我国更为严重，所以开发以重油为原料直接生产低碳烯烃的技术路线己成为潮流。
US5944982和US6287522公开了一种采用双提升管的高苛刻度催化裂化方法及装置。该装置中重油原料通过第一个提升管反应裂化后，将其产品分馏***分离出的汽油或轻循环油引入第二根提升在更苛刻的条件下进一步深度裂化，从而生成更多的低碳烯烃。该装置的两个提升管共用一个沉降器和再生器，第一提升管和第二提升管的产品分别进入两个分馏塔。此外，该专利还提出将汽提器内的部分催化剂引入第一个提升管以提高催化剂的利用效率。
CN1118539C公开了一种两段提升管催化裂化新技术，它主要是通过两段式提升管反应器来实现油气串联、催化剂接力、分段反应、缩短反应时间和提高催化剂的平均性能的目的，并可大幅度提高单程转化率，在高转化率下仍能获得好的产品分布，提高轻质油品收率；显著改善催化汽油的质量：大幅度降低催化汽油中的烯烃含量、增加异构烃和芳烃含量，提高催化汽油辛烷值。
CN1526794A公开了一种催化裂化方法，该方法包括：该方法包括：1)在第一提升管中将原料油进行小于1.5秒的催化裂化，并将所得物流送入第一分离装置；2)将来自第一分离装置的所得回炼油进行小于1.5秒的催化裂化，并将所得物流送入第一分离装置；以及，3)将来自第一分离装置的所得粗汽油和/或任选的柴油进行催化反应，其中第一至三根提升管中的反应条件与所用的催化剂根据该催化裂化方法的产物需要进行选择，并分别形成用于第一至三根提升管的催化剂再生和循环***，从而有效改善催化裂化产品分布，提高产品质量。
发明内容
本发明的目的是在现有技术的基础上提供一种催化转化装置。
本发明提供的催化转化装置包括反应***和再生***，其中反应***包括重油裂化提升管反应区、中间产品深度裂化床层反应区、轻烃裂化提升管反应区、沉降器、至少两级气固分离设备、汽提器，床层反应区的出口与第一级气固分离设备连通，汽提器位于床层反应区的下方，其顶部与床层反应区的入口连通，两个提升管反应区的出口段和床层反应区或床层反应区与汽提器之间的连通管相连直接连通，沉降器位于床层反应区的上方，沉降器的下部与汽提器的上部、床层反应区的下部或床层反应区与汽提器之间的连通管三个位置中的任意位置通过管线连通；再生***包括再生器和任选的催化剂脱气罐。
两个提升管选自等直径的圆管、锥台形筒体或1-6段直径不同的筒体通过变径段连接而成的组合体。
床层反应区选自等直径的筒体、锥台形筒体或1-6段直径不同的筒体通过变径段连接而成的组合体。
床层反应区与汽提器之间的连通管选自等直径的筒体、锥台形筒体或1-6段直径不同的筒体通过变径段连接而成的组合体。
沉降器的下部与汽提器的上部之间的连通管线位于床层反应区的外部或内部，数量为1-10根，该管选自等直径的筒体、锥台形筒体或由变径段和直筒段连接而成的组合体。当该管线位于床层反应区的外部时，优选在每根管线上设置一个催化剂流量控制阀。
第一级气固分离设备的入口与床层反应区出口的油剂输送管相连，该设备为常规的粗旋式旋风分离器、旋流式气固分离器或惯性气固分离器。
最后一级气固分离设备的出口与沉降器上部的集气室相连，该设备的形式可以是旋风分离器或旋流式气固分离器。
在第一级气固分离设备与最后一级气固分离设备之间可以增设一级任选的气固分离设备，该设备的形式可以是旋风分离器、旋流式气固分离器或惯性气固分离器。该惯性气固分离器选自T型气固分离器、倒L型气固分离器、三叶型气固分离器、弹射式气固分离器或帽罩式气固分离器。
两个提升管反应区中至少有一个提升管反应区位于汽提器的外部；两个提升管反应区中至多只有一个提升管反应区穿过汽提器的内部伸入床层反应区或床层反应区与汽提器之间的连通管内。
轻烃裂化提升管的出口可以位于床层反应区与汽提器之间的连通管上，也可以位于床层反应区的上部、中部或下部。当该提升管位于汽提器外部并且其出口位于床层反应区的上部时，可以将轻烃裂化提升管的出口伸入床层反应区内部，在出口段的末端设置一段短的下行管段，优选在下行管段的出口以下设置一个导流锥，或者将该下行管段的出口端封闭，在其侧壁上设置2-10个与下行管相连通的弯管作为旋流臂，使油气和催化剂从旋流臂中沿床层反应区切线方向喷出后可以在床层反应区上部形成旋流；也可以将轻烃裂化提升管的出口管和床层反应区的上部沿切向固定连接并连通，并优选在床层反应区的出口处设置导流管，所述导流管的下端敞口，上端与床层反应区上部变径段固定连接。当所述轻烃裂化提升管反应区穿过汽提器的内部伸入床层反应区的上部时，该提升管反应区的上端封闭，并在其末端设置2-10个旋流臂。
重油裂化提升管的出口位于床层反应区的下部或床层反应区与汽提器之间的连通管内。当重油裂化提升管位于汽提器外部时，优选在床层反应区的下部重油裂化提升管出口以上的位置设置床层反应区入口气固分布器。当重油裂化提升管位于汽提器外部而轻烃裂化提升管通过汽提器内部时，优选重油裂化提升管的出口段和床层反应区的下部或床层反应区与汽提器之间的连通管沿切向固定连接并连通，进一步优选的结构是在轻烃裂化提升管和连通管之间的环形区域内设置一个内套管，所述内套管的上端位于床层反应区下部或连通管上部，其下端位于汽提器上部或连通管下部，更优选的结构是在内套管和连通管或床层反应区器壁之间的环形区域内设置床层反应区入口气固分布器。当重油裂化提升管反应区穿过汽提器的内部伸入床层反应区的下部或床层反应区与汽提器之间的连通管内时，优选在该提升管反应区的出口设置气固分布器。
所述催化剂再生***通过两条再生催化剂输送管线分别与重油裂化提升管反应区和轻烃裂化提升管反应区连通，通过一条待生催化剂输送管线与汽提器连通，每条催化剂输送管线上都装有催化剂流量控制阀。
与多产低碳烯烃反应器的现有技术相比，本发明提供的催化转化装置具有以下几个方面的特点：
1、反应器设置了三个相对独立的反应区，重油裂化、中间产品深度裂化和轻烃裂化反应可以在不同反应区内进行，便于对不同类型反应的条件进行控制和调节。
2、反应产物可以通过与床层反应区出口管直接相连的气固分离器与催化剂快速分离，缩短了油气在沉降器内的停留时间，因而有利于抑制油气在高温环境下的热裂化反应，可以降低干气的产率。
3、沉降器内气固分离设备分离出的待生催化剂通过床层反应区以外的通道进入汽提器内接受汽提，避免了待生催化剂通过床层反应区进入汽提器导致的床层反应区内催化剂过度返混，有利于床层反应区的催化剂保持较高的活性和温度。
4、汽提水蒸汽可以通过床层反应区作为反应的注水蒸汽而得到二次利用，有利于降低反应的能耗。
附图说明
图1-11为本发明优选的11种反应-再生***构型方案示意图。
具体实施方式
图1-11为本发明优选的11种反应-再生***构型方案示意图，其中：
1-催化剂再生***；2-重油裂化提升管再生催化剂输送管；3-重油裂化提升管再生催化剂流量控制阀；4-重油裂化提升管；5-轻烃裂化提升管再生催化剂输送管；6-轻烃裂化提升管再生催化剂流量控制阀；7-轻烃裂化提升管；8-重油裂化提升管出口段；9-轻烃裂化提升管出口段；10-连通床层反应区与汽提器的连通管；11-床层反应区与连通管之间的变径段；12-床层反应区；13-床层反应区出口的变径段；14-床层反应区出口油剂输送管；15-旋流式气固分离器的旋流臂；16-旋流式气固分离器的封闭罩；17-旋流式气固分离器封闭罩出口变径段；18-旋流式气固分离器出口流体输送管；19-旋风分离器；20-T型气固分离器的封闭罩；21-沉降器下部流化介质分布器；22-连通沉降器和汽提器的待汽提催化剂输送管；23-待汽提催化剂输送管上的催化剂流量控制阀；24-汽提器；25-汽提水蒸汽分布器；26-待生催化剂输送管；27-待生催化剂流量控制阀；28-床层反应区入口气固分布器；29-连通管与汽提器之间的变径段；30-重油原料喷嘴；31-轻烃原料喷嘴；32-沉降器；33-再生催化剂脱气罐；34-再生催化剂汽提介质分布器；35-连通脱气罐和再生器密相床的再生催化剂输送管；36-连通脱气罐和再生器沉降空间的气体流通管；37-粗旋式气固快速分离器；38-帽罩型气固分离器；39-T型气固分离器；40-重油裂化提升管出口气固分布器；41-轻烃裂化提升管出口下行管段；42-轻烃裂化提升管下行管段出口导流锥；43-固定导流锥的连接筋板；44-床层反应区出口的导流筒；45-轻烃裂化提升管出口旋流臂；46-防焦蒸汽分布器；47-内套管；48-集气室。
下面以图1为例，详细说明本发明提供的催化转化装置结构，但并不因此而限制本发明。
实施方案一
如图1所示，该装置的重油裂化提升管4通过催化剂输送管线2与再生器***1固定连接并连通。在输送管2上设有催化剂流量控制阀3。提升管4的预提升段直径可以为提升管直径的0.6-1.5倍，预提升段的长度一般为其直径的3-10倍。重油喷嘴30位于预提升段的上端。预提升介质分布器位于预提升段的底部。轻烃裂化提升管7通过催化剂输送管线5与再生器***1固定连接并连通。在输送管5上设有催化剂流量控制阀6。提升管7的预提升段直径可以为提升管直径的0.6-1.5倍，预提升段的长度一般为其直径的3-10倍。轻烃喷嘴可以布置在预提升段的上端和/或提升管7的底部，此外，提升管7的预提升介质分布器也可以作为轻烃喷嘴使用。提升管4和7可以为等直径的圆管，也可以是锥台形筒体或几段直径不同的筒体通过变径段连接而成的组合体。该实施方案中，床层反应区12与汽提器24通过一根连通管10及两个变径段11和29固定连接并连通，连通管10与重油提升管反应区和轻烃提升管反应区分别通过两个提升管的出口段8和9固定连接并连通，重油裂化提升管出口段8和连轻烃裂化提升管出口段9可以是水平的，也可以如图所示与水平方向有一夹角，该夹角以0-45°为宜。床层反应区12的下端与连通管10通过变径段11固定连接并连通，汽提器24的上端与连通管10通过变径段29固定连接并连通。该实施方案中床层反应区的结构是一个等直径的筒体。床层反应区的入口最好如图所示设置一个气固分布器28，该分布器的结构可以参照现有催化裂化装置中的气固分布器来进行设计，例如采用MIP型催化裂化反应器第二反应区入口的分布器结构。床层反应区的上端通过变径段13与输送管14固定连接并连通。输送管14的出口与第一级气固分离设备密闭连接并连通。该方案中第一级气固分离设备为旋流式气固分离器，其结构如下：将输送管14的上端口封闭，在其末端的侧壁上设置2到10个弯管作为旋流式气固分离器的旋流臂15，旋流臂的一端与输送管14固定连接并连通，另一端敞口作为管内流体的流出口。在输送管14的外部布置一个下口敞开的筒体16，催化剂和油气从旋流臂喷入筒体16内，由于弯管的导向作用使油气和催化剂在该筒体内产生旋转运动，从而使催化剂在离心力的作用下与油气分离。筒体16的上端通过变径段17与旋流式气固分离器的出口管18固定连接并连通。在旋流式气固分离器的出口，优选设置一个惯性气固分离设备，例如如图所示的帽罩型气固分离器38，以便从旋流式气固分离器出口流出的油气中夹带的催化剂能够在帽罩的阻挡下落入沉降器内进行沉降分离。在沉降器的上部设置了一个或多个旋风分离器19，旋风分离器的入口布置在旋流式气固分离器出口管18的出口附近，(如果沉降器内设置了惯性气固分离器，则旋风分离器的入口应设置在惯性气固分离器的上方)，其出口与集气室48固定连接并连通。优选在沉降器内设置防焦蒸汽分布器46，以便向沉降器内通入水蒸汽，减少油气在沉降器内的流动死区和停留时间，防止沉降器严重结焦。床层反应区的上部与沉降器32的下端固定连接。沉降器32的下部与汽提器24的上部通过待汽提催化剂输送管22连通。输送管22的上端与沉降器32的下部固定连接并连通，其下端与汽提器的上部固定连接并连通，并且最好在该连通管的下部设置催化剂流量控制阀23。连通管可以如图所示只设一根，也可以设置多个这样的连通管。输送管22总的横截面积为再生催化剂输送管2和5的横截面积之和的0.8～2.5倍。在沉降器32的下部，设置流化介质(一般为水蒸气)分布器21。在汽提器24的下部装有汽提蒸汽分布器25。待生催化剂输送管26上端与汽提器固定连接并连通，下端与催化剂再生***固定连接并连通，在输送管26的下部设置了催化剂流量控制阀27。
本发明提供的反应器中，重油裂化提升管4、轻烃裂化提升管7以及床层反应区12的直径可以根据装置的原料处理量以及工艺条件要求的表观气速来确定，以提升管内气体的平均表观流速控制在8-30m/s、床层反应区的表观气速控制在0.5-5m/s的范围内为宜。在此基础上，可以根据工艺条件要求的各个反应区的反应时间或反应空速来确定两个提升管反应区和床层反应区的高度。两个提升管的出口段8和9的直径与提升管4和7垂直段上端的直径基本相同。需要指出的是，在计算两个提升管的反应时间时，应包括油气在其出口段8和9内的反应时间。该装置待生催化剂汽提器可以按照现有催化裂化装置汽提器的设计方法进行设计，即根据催化剂循环量确定汽提器的直径，再根据工艺要求的催化剂汽提时间来确定汽提器的高度，汽提器的内构件也可以采用与现有催化裂化装置相同的结构形式，汽提器内气体的表观气速以0.1-0.5m/s为宜。床层反应区与汽提器之间的连通管10的直径可以为床层反应区直径的0.25-1.25倍，该管的长度可以是其直径的0.1-2.5倍。该装置的沉降器以及沉降器内粗旋式旋风分离器、旋流式气固分离器、惯性气固分离器、旋风分离器、防焦蒸汽分布器等均可以按照现有技术相关部分的设计方法进行设计。该装置的再生器、再生催化剂输送管线2和5、待生催化剂输送管线26以各个催化剂流量控制阀也可以按照现有催化裂化或催化热裂解装置相关部分的设计方法进行设计。
本发明提供的反应器中所有变径段的锥顶角可以在10°-150°的范围内选取，优选30°-120°。
该实施方案的工艺流程是：
如图1所示，催化剂再生***1中的再生催化剂通过管线2和5分别进入重油裂化提升管4和轻烃裂化提升管7，在提升管内经预提升介质的提升，分别与重油喷嘴30和轻烃喷嘴6喷入的重油原料和轻烃原料(可以来自本装置分馏***，也可以来自装置以外的轻烃或两者混合后的轻烃原料)接触、气化，然后在提升管内边反应边上升，在提升管末端分别通过出口段8和9进入床层反应区和汽提器之间的连通管10内，并在连通管10内进行对流混合，然后流入床层反应区12内继续进行深度裂化反应。反应后的油气和催化剂通过变径段13和输送管14进入旋流式气固分离器的旋流臂15，从旋流臂喷出后在筒体16内形成旋流，催化剂在旋流的作用下大部分落入筒体16下部的床层内，而油气通过任选的惯性气固分离器(例如如图所示的帽罩型气固分离器38)分离出夹带的部分催化剂后，进入后续的旋风分离器19进一步分离出其中夹带的少量催化剂，然后进入沉降器上方的集气室48，再通过油气输送管线进入分馏塔等产品分离设备(图中未画出)。气固分离设备分离出的催化剂在重力作用下落入沉降器下部的催化剂床层内。在沉降器的底部通过气体分布器21注入水蒸气，使旋流式气固分离器和沉降器下部床层内的催化剂保持流化状态。沉降器32下部催化剂床层内的催化剂通过待汽提催化剂输送管线22和流量控制阀23流入汽提器24内。沉降器内催化剂的料面高度可以通过流量控制阀23的开度来控制。注入沉降器的水蒸汽将通过沉降器和旋流式气固分离器的筒体16上升到旋风分离器入口，通过旋风分离器分离出夹带的催化剂后进入分馏塔。催化剂在汽提器内通过汽提蒸汽分布器25注入的水蒸汽汽提出夹带的大部分油气后，通过待生催化剂输送管线26和催化剂流量控制阀27进入催化剂再生***，烧掉沉积在其表面和孔道内的焦炭后再进入反应***循环使用。从催化剂中汽提出的油气随汽提水蒸气一起通过汽提器24和床层反应区12之间的连通管10进入床层反应区。
实施方案二
该方案的装置构型如图2所示。对于一些需要采用大剂油比操作的催化裂化工艺，由于催化剂在反应和再生***间的循环量很大，催化剂从再生器流出时夹带的烟气也比较多。烟气中的部分非烃气体如氮氧化物等进入反应***后，将会对后续产品分离***压缩机的安全运行构成威胁。为了防止再生催化剂夹带过量的非烃气体进入反应***而影响后续产品分离***压缩机的正常运行，该方案在再生***设置了催化剂脱气罐33。再生催化剂从再生***1通过管线35进入脱气罐33。在脱气罐的底部通过分布器34注入汽提水蒸汽，将再生催化剂中夹带的大部分烟气汽提出来，随汽提水蒸汽一起通过管线36进入再生器。汽提后的再生催化剂分别通过管线2和5进入重油提升管反应区和轻烃提升管反应区。在反应器***方面，该方案与方案一有以下几点不同：
(1)、该方案中连通床层反应区与汽提器的连通管10是一个锥台形筒体，其上端与床层反应区的下端固定连接并连通，其下端与汽提器的上端固定连接并连通。
(2)、该方案中连通汽提器和沉降器的连通管22穿过床层反应区，该管上端与床层反应区出口处的变径段13固定连接并使该管与沉降器连通，其敞口的下端位于汽提器24的上部。
(3)、该方案中沉降器内的气固分离设备由与输送管14直接相连的粗旋式旋风分离器37和旋风分离器19构成，旋风分离器的入口和粗旋式旋风分离器的出口直接相连，在两者的连接处设置了环形缝隙作为沉降器内水蒸汽以及被水蒸汽汽提出的油气的入口。
(4)、该方案的轻烃喷嘴31布置在提升管反应器7预提升段的下部。
实施方案三
方案三的装置构型如图3所示。该方案与方案一的不同在于，床层反应区12由一个锥台形筒体构成。该锥台形筒体的下端与连通管10的上端固定连接并连通，而其上端与沉降器筒体的下端固定连接。变径段13的下端与该锥台形筒体上部的内侧壁固定连接。该方案中第一级气固分离设备为T型气固分离器39，最后一级气固分离设备是旋风分离器19，在这两级气固分离设备之间，设置了旋流式气固分离器。为了防止从T型气固分离器流出的油气直接泄入沉降器导致油气在沉降器内停留时间过长，该方案还在T型气固分离器的外部设置了封闭罩20。封闭罩20位于旋流式气固分离器的封闭罩16的内部，其直径可以是旋流式气固分离器封闭罩的0.8-0.95倍。所述的旋流式气固分离器的入口管和T型气固分离器的封闭罩出口通过管线密闭连接并连通。此外，该方案在提升管7预提升段的上端和底部均设置了轻烃进料喷嘴，因而可以使轻烃中较轻和较重的组分从不同位置进入提升管7。
实施方案四
方案四的装置构型如图4所示。与上述三个方案不同的是，该方案的重油裂化提升管4穿过汽提器24伸入床层反应区12与汽提器24的连通管10内，并且最好如图所示与汽提器同轴布置。提升管4的出口设置了气固分布器40，该分布器的结构可以参照现有催化裂化工业装置的提升管出口气固分布器的结构进行设计，例如采用DCC型催化裂化装置提升管出口的分布器结构。轻烃提升管通过其出口段9与床层反应区固定连接并连通，两者之间的连接位置，可以如图所示略高于重油裂化提升管出口的分布器40，也可以位于床层反应区的中部。当该出口位于床层反应区的中部时，最好使轻烃提升管的出口段向下倾斜一定的角度，该角度的大小以出口段与水平方向的夹角在0-45°为宜。该方案反应***的气固分离设备为两级，第一级为旋流式气固分离器，第二级为旋风分离器，旋风分离器的入口位于旋流式气固分离器出口管附近。
实施方案五
方案五的装置构型如图5所示。该方案与方案四的不同在于，轻烃裂化提升管7的出口位于床层反应区12的上部并伸入床层反应区内部，将轻烃裂化提升管出口段9的出口端封闭，在出口段9的末端设置了一段短的下行管41。轻烃裂化提升管内的油气和催化剂从其出口的下行管段41喷出后，由于固体催化剂的惯性较大，大部分可以落入床层反应区12内和来自床层反应区12下部的油气接触和反应；而轻烃裂化提升管出口流出的油气则因为惯性较小，大部分被抽吸到床层反应区出口的输送管14内，因而可以抑制轻烃裂化后生成的丙烯等低碳烯烃发生二次反应。此外，该方案中沉降器32的下部通过管线22和床层反应区与汽提器之间的连通管10相连通。该方案和方案四的另一个不同点在于沉降器内旋风分离器19的入口和旋流式气固分离器的出口管采用直连的方式连通，旋风分离器采用这种入口连接方式可以减少油气在沉降器内的停留时间，从而有利于减少油气在高温环境下的热裂化。
实施方案六
方案六的装置构型如图6所示。该方案与方案五的区别在于，方案六在轻烃裂化提升管下行出口段41的下方设置了一个导流锥42，该导流锥与轻烃裂化提升管下行出口段41通过筋板42固定连接。该导流锥可以是一个平底锥，也可以是如图所示上下均为锥形的双锥结构，其最大处的直径可以是轻烃裂化提升管的0.5-1.5倍，上部锥顶角可以是30-90°，如采用如图所示的双锥结构，下部锥体的锥顶角最好大于上部锥体的锥顶角。通过设置导流锥42，可以使从轻烃裂化提升管下行出口段41内流出的催化剂更均匀地分散倒床层反应区12内，并可以防止轻烃裂化提升管下行出口段流出的油气直接吹到床层反应区内催化剂的密相料面上，从而减少床层反应区催化剂的扬析，以降低沉降器内气固分离设备的固相负荷。此外，该方案中沉降器32的下部通过待汽提催化剂输送管线22与床层反应区12的下部相连通。
实施方案七
方案七的装置构型如图7所示。该方案与方案五的区别在于，方案七中轻烃裂化提升管的出口段9和床层反应区的上部沿切向固定连接并连通。采用这种连接方式，可以使轻烃裂化提升管流出的油气和催化剂进入床层反应区后在床层反应区内产生旋转运动，因而对其中的催化剂具有离心分离的作用，可以使更多的从轻烃裂化提升管流出的催化剂在床层上部通过离心分离作用落入床层反应区内，并通过床层上部的旋转流场减少床层反应区上部输送管14对床层反应区内催化剂的抽吸。因而有利于提高床层反应区内的催化剂浓度和气固接触效率，并降低沉降器内气固分离设备的固相负荷。此外，该方案中重油裂化提升管出口设置了一个帽罩型气固分布器，所说的帽罩下底直径为重油裂化提升管出口直径的0.8-2倍，其锥顶角可以为30-120°，油气从帽罩与提升管上端口之间的通道流出的表观气速以5-30m/s为宜。该帽罩与重油裂化提升管的末端通过连接筋板固定连接。采用这种气固分布器，可以避免从重油裂化提升管流入床层反应区的催化剂直接向上冲到床层反应区的出口，因而有利于降低气固分离设备的固相负荷。
实施方案八
方案八的装置构型如图8所示。该方案与方案七的不同点在于，方案八在床层反应区的上部设置了一个导流筒44。该导流筒的下端敞口，上端与床层反应区出口的缩径段13固定连接。该导流筒的直径可以是床层反应区直径的0.5-0.9倍，其长度可以是轻烃裂化提升管出口段9的直径的0.5-2.5倍。通过设置该导流筒，可以使轻烃裂化提升管流出的油气和催化剂在床层反应区上部的器壁和导流筒之间的环形区域内产生向下的旋转运动，并且旋转的速度得到提高，因而可以进一步提高对其中催化剂离心分离的效果。此外，方案八中沉降器32的下部通过管线22与汽提器24的上部相连通。
实施方案九
方案九的装置构型如图9所示。该方案与方案八的不同点在于，方案九中轻烃裂化提升管7的出口位于床层反应区12的上部并伸入床层反应区内部，将轻烃裂化提升管出口段9的出口端封闭，在出口段9的末端设置了一段短的下行管41，并将下行出口段41的下端封闭，在其侧壁上连接了2-10个弯管作为旋流臂45。该旋流臂的结构与常规催化裂化提升管出口末端旋流式气固分离器的旋流臂类似，其作用是通过对其内部的流体导向使催化剂和油气进入床层反应区后在床层反应区的上部产生旋流，从而起到对催化剂离心分离的作用。通过设置旋流臂45，来自轻烃裂化提升管的催化剂不仅可以通过离心分离作用更多地进入床层反应区和来自床层下部的油气接触，还可以使这股催化剂在床层反应区内分布得更加均匀。
实施方案十
方案十的装置构型如图10所示。该方案与上述几种方案的区别在于，方案十中轻烃裂化提升管7穿过汽提器24伸入床层反应区的上部，并且最好如图所示使该提升管和床层反应区12同轴布置，轻烃裂化提升管的出口端封闭，并在其末端设置2-10个旋流臂，从而使油气和催化剂通过旋流臂流出后可以在床层反应区的上部得到离心分离。该方案将重油裂化提升管4通过其出口段8与床层反应区的下部固定连接并连通。为了使重油裂化提升管流出的油气在床层反应区内分布得比较均匀，最好如图所示将轻烃裂化提升管出口段沿床层反应区的切向与床层反应区相连。
实施方案十一
方案十一的装置构型如图11所示。该方案与方案十的不同点在于，重油裂化提升管的出口段沿连通管10的切向与连通管固定连接并连通，在连通管10与轻烃裂化提升管之间的环形区域内，设置了一个内套管47，该内套管的直径为轻烃裂化提升管的1.2-2.5倍，其上端位于床层反应区12的下部或连通管10的上部，其下端位于汽提器24的上部或连通管10的下部。通过设置内套管47，可以使床层反应区内的部分催化剂通过该管直接进入汽提器，从而降低上部气固分离***的固相负荷。为了进一步提高来自重油裂化提升管的油气在床层反应区内分布的均匀性，方案十一在连通管10和内套管47之间的环形区域上部设置了床层反应区入口气固分布器28。
实施例中所使用的催化剂由中型催化裂化催化剂制备装置生产，其活性组分为经磷和过渡金属改性的五元环高硅沸石和稀土超稳Y型沸石，使用前在800℃的温度下经饱和蒸汽水热老化17小时，该催化剂的主要物化性质见表1。
实施例中所使用的原料油为一种减压瓦斯油，其主要性质见表2。
实施例1
实施例1是在反应-再生***构型如图1所示的中型装置上进行的。该装置重油原料处理量为4kg/h。其反应***的重油裂化提升管4的内径为20mm，长度为6m；轻烃裂化提升管7的内径为12mm，长度为6m；床层反应区12的内径为78mm，高度为0.4m；汽提器24的内径78mm，高度2m；沉降器32的内径205mm，高度3m；连接汽提器和床层反应区的连通管10的内径30mm，长度0.3m；提升管4的出口段8的内径为20mm，长度0.5m，提升管7的出口段9的内径为14mm，长度0.5m；连接沉降器和汽提器的连通管22的内径为30mm，长度1.4m。
实验的工艺流程为：温度为712℃的再生催化剂通过输送管2、5以及流量控制阀3、6分别进入重油裂化提升管4和轻烃裂化提升管7，来自本装置产品分馏***的轻烃和预热到300℃的重油原料分别经喷嘴31、30雾化后分别喷入提升管7和4，与催化剂接触后发生气化和反应，同时和催化剂一起上升到提升管出口，经两个提升管的出口段9和8进入连接管10，再进入床层反应区12内发生深度裂化反应，反应产物和催化剂经旋流式气固分离器、帽罩式气固分离器和旋风分离器分离后进入产品分离***，分离成裂化气、汽油、柴油和重油。对裂化气进行压缩分离，将其中部分C4组分引入轻烃裂化提升管底部进行回炼。对汽油进行蒸馏切割，将其中的轻汽油引入轻烃裂化提升管7。经气固分离***分离的催化剂落入沉降器后经连通管22和流量控制阀23流入汽提器内，经汽提蒸汽分布器25注入的水蒸汽汽提后通过输送管26和流量控制阀27进入催化剂再生***，在再生***内烧焦再生后返回反应***循环使用。实验时的操作条件和实验结果如表3所示。
实施例2
实施例2是在反再***构型如图4所示的中型实验装置上进行的。该实施例的工艺流程与实施例1基本相同。实验条件和结果也列在表3中。
实施例3
实施例3是在反再***构型如图8所示的中型实验装置上进行的。实验的工艺流程与实施例1基本相同，实验条件和实验结果列于表3。
实施例4
实施例4是在反再***构型如图11所示的中型实验装置上进行的。实验的工艺流程与实施例1基本相同，实验条件和实验结果列于表3。
通过比较4个实施例的产品分布可以看出，采用本发明提供的技术方案，重油催化热裂解后可以得到高达30％以上的丙烯产率。
表1、催化剂性质
 
化学组成，重％
RE<sub>2</sub>O<sub>3</sub> 0.56
Al<sub>2</sub>O<sub>3</sub> 54.00
物理性质
比表面，米<sup>2</sup>/克 155
孔体积，厘米<sup>3</sup>/克 0.176
微孔体积，厘米<sup>3</sup>/g 0.026
表观密度，克/厘米<sup>3</sup> 0.91
筛分，重％
0-20微米 0.8
0-40微米 10.4
0-80微米 70.8
0-110微米 88.5
0-149微米 97.8
>149微米 2.2
微反活性 57
表2、原料油性质
 
密度(20℃)，克/厘米<sup>3</sup> 0.8617
运动粘度(80℃)，毫米<sup>2</sup>/秒 7.33
凝点，℃ 42
苯胺点，℃ 105.3
分子量(计算) 391
残炭，重％ 0.02
H/C摩尔比 1.895
碱性氮，ppm 206
元素组成
C，重％ 86.3
H，重％ 13.63
N，ppm 560
S，ppm 810
族组成，重％
饱和烃 85.0
芳烃 12.0
胶质 3.0
沥青质 <0.1
金属含量，ppm
Cu <0.1
Fe 2
Na 1.8
Ni <0.1
V <0.1
馏程，℃
初馏点 286
 
密度(20℃)，克/厘米<sup>3</sup> 0.8617
5％ 343
10％ 368
30％ 410
50％ 437
70％ 465
90％ 498
95％ 512
表3、实验条件和产品分布
 
项目 实施例1 实施例2 实施例3 实施例4
操作条件
重油裂化提升管出口温度，℃ 590 570 561 542
重油裂化提升管反应时间，秒 1.42 1.50 1.58 1.63
轻烃裂化提升管出口温度，℃ 685 680 675 683
轻烃裂化提升管反应时间，秒 0.86 0.87 0.85 0.86
床层反应区中部温度，℃ 640 630 615 618
床层反应区剂油比(单位时间内待生催化剂流量/重油进料量)  28 25 20 22
床层反应区反应重时空速，h<sup>-1</sup> 5.45 4.68 4.23 4.15
沉降器顶部压力，MPa 0.2 0.2 0.2 0.2
反应***注水量/重油进料量 0.35 0.35 0.35 0.35
产品分布，重％
干气 16.12 15.48 15.41 14.57
液化气 43.53 44.25 45.24 45.59
裂解汽油 23.70 24.13 24.34 23.84
裂解柴油 8.97 7.94 8.28 7.99
重油 2.64 3.26 2.05 3.45
焦炭 5.04 4.94 4.68 4.56
合计 100.00 100.00 100.00 100.00
丙烯产率 30.86 31.46 32.30 32.75

Claims (24)

1.一种催化转化装置，包括反应***和再生***，其特征在于所述反应***包括重油裂化提升管反应区、中间产品深度裂化床层反应区、轻烃裂化提升管反应区、沉降器、至少两级气固分离设备、汽提器，床层反应区的出口与第一级气固分离设备连通，汽提器位于床层反应区的下方，其顶部与床层反应区的入口连通，两个提升管反应区的出口段和床层反应区或床层反应区与汽提器之间的连通管直接连通，沉降器位于床层反应区的上方，沉降器的下部与汽提器的上部、床层反应区的下部或床层反应区与汽提器之间的连通管三个位置中的任意位置通过待汽提催化剂输送管连通；再生***包括再生器和任选的催化剂脱气罐。
2.按照权利要求1的装置，其特征在于所述两个提升管选自等直径的圆管、锥台形筒体或1-6段直径不同的直筒体通过变径段连接而成的组合体。
3.按照权利要求1的装置，其特征在于所述床层反应区选自等直径的筒体、锥台形筒体或1-6段直径不同的直筒体通过变径段连接而成的组合体。
4.按照权利要求1的装置，其特征在于沉降器的下部与汽提器的上部之间的连通管线位于床层反应区的外部或内部，数量为1-10根。
5.按照权利要求4的装置，其特征在于沉降器的下部与汽提器的上部之间的连通管线位于床层反应区的外部，每根管线上设置催化剂流量控制阀。
6.按照权利要求1的装置，其特征在于所述第一级气固分离设备的入口与床层反应区出口的油剂输送管相连，该设备为常规的粗旋式旋风分离器、旋流式气固分离器或惯性气固分离器。
7.按照权利要求1的装置，其特征在于最后一级气固分离设备的出口与沉降器上部的集气室相连，该设备为旋风分离器或旋流式气固分离器。
8.按照权利要求7的装置，其特征是在第一级气固分离设备与最后一级气固分离设备之间设置一级气固分离设备，该设备为旋风分离器、旋流式气固分离器或惯性气固分离器。
9.按照权利要求6或8的装置，其特征在于所述惯性气固分离器选自T型气固分离器、倒L型气固分离器、三叶型气固分离器、弹射式气固分离器或帽罩式气固分离器。
10.按照权利要求1的装置，其特征在于两个提升管反应区中至少有一个提升管反应区位于汽提器的外部；两个提升管反应区中至多只有一个提升管反应区穿过汽提器的内部伸入床层反应区或床层反应区与汽提器之间的连通管内。
11.按照权利要求10的装置，其特征在于当提升管反应区位于汽提器的外部时，该提升管反应区的出口段和床层反应区相连，或和床层反应区与汽提器之间的连通管相连。
12.按照权利要求11的装置，其特征在于所述出口段和床层反应区沿切向固定连接并连通，或出口段和床层反应区与汽提器之间的连通管沿切向固定连接并连通。
13.按照权利要求11的装置，其特征在于所述出口段位于床层反应区的上部，出口段的出口端封闭，在出口段的末端设置一段短的下行管。
14.按照权利要求13的装置，其特征是在所述下行管的下方设置导流锥，所述导流锥与下行管通过筋板固定连接。
15.按照权利要求13的装置，其特征是下行管的出口端封闭，并在所述下行管的侧壁上连接2-10个与下行管相连通的弯管作为旋流臂。
16.按照权利要求1或12的装置，其特征是所述轻烃裂化提升管反应区的出口段和床层反应区沿切向连接时，在床层反应区的出口处设置导流管，该导流管的上端和床层反应区出口的变径段相连。
17.按照权利要求1的装置，其特征是所述重油裂化提升管反应区的出口位于床层反应区的下部或床层反应区与汽提器的连通管内。
18.按照权利要求1或17的装置，其特征是所述重油裂化提升管反应区穿过汽提器的内部伸入床层反应区下部或床层反应区与汽提器之间的连通管内，在该提升管反应区的出口设置气固分布器。
19.按照权利要求1的装置，其特征是所述轻烃裂化提升管反应区穿过汽提器的内部伸入床层反应区的上部，该提升管反应区的上端封闭，并在其末端设置2-10个旋流臂。
20.按照权利要求19的装置，其特征是在轻烃裂化提升管和连通床层反应区与汽提器的连通管之间的环形区域内设置内套管，该内套管的上端位于床层反应区的下部或连通管的上部，其下端位于汽提器的上部或连通管的下部。
21.按照权利要求17的装置，其特征在于重油裂化提升管位于汽提器外部，在床层反应区的入口设置气固分布器，所述分布器的位置位于重油裂化提升管出口以上。
22.按照权利要求20的装置，其特征在于在内套管与连通管或床层反应区器壁之间的环形区域的上部设置床层反应区入口气固分布器。
23.按照权利要求1的装置，其特征在于所述催化剂再生***通过两条再生催化剂输送管线分别与重油裂化提升管反应区和轻烃裂化提升管反应区连通，通过一条待生催化剂输送管线与汽提器连通，每条催化剂输送管线上都装有催化剂流量控制阀。
24.按照权利要求1的装置，其特征在于床层反应区与汽提器之间通过连通管连通，该连通管选自等直径的筒体、锥台形筒体或1-6段直径不同的筒体通过变径段连接而成的组合体。
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