CN109957421B - 一种催化裂化与轻烃深加工的组合方法 - Google Patents
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Abstract
本发明提供了一种催化裂化与轻烃深加工的组合方法。步骤1，建立一个轻烃收集***：在聚丙烯装置、MTBE装置、烷基化装置、轻汽油醚化装置中的一种或几种轻烃深加工装置的分离***或装置流出管线位置，通过新建连接管道建立一个C3～C6轻烃收集***，收集其中一股或几股的部分或全部未反应C3～C6轻烃；步骤2，对收集的C3～C6轻烃进行预处理：将步骤1收集的C3～C6轻烃通入间壁式换热器或锅炉使其完全气化；步骤3，步骤2完全气化后的C3～C6轻烃单独或与水蒸气混合后通入催化裂化装置，与热的再生催化剂接触，在催化裂化反应器内部分反应生成炼化企业配套的轻烃深加工装置所需的活性轻烃。本发明方法可提高轻烃深加工装置的产品的产率。
Description
技术领域
本发明是关于一种催化裂化与轻烃深加工的组合方法，属于石油化工技术领域。
背景技术
炼化企业为了提高经济效益，对催化裂化、焦化等装置所产的C3～C7馏分的轻烃进行深加工，气分装置分离C3组分进一步分离得到丙烯进入聚丙烯装置，同时分离得到富含丙烷物流，一般汇入液化气组分出售或进入丙烷脱氢装置；气分装置分离得到的C4馏分依次进入MTBE装置和烷基化装置，在MTBE装置中将异丁烯转化为MTBE，在烷基化装置将异丁烷和剩余丁烯按照1：1的摩尔比转化为高辛烷值的烷基化油；C4馏分进入MTBE装置后也可再进入甲乙酮装置，将剩余链丁烯转化为甲乙酮；C5～C7轻汽油馏分进入轻汽油醚化装置，可使催化汽油中可醚后的活性烯烃，如以2-甲基-1-丁烯、2-甲基-2-丁烯为代表异戊烯，以2-甲基-1-戊烯等为代表异己烯，与醇类反应生成相应的醚，可降低催化汽油烯烃含量10～15个百分点。轻烃深加工装置中可反应生成高价值目的产品的烃类即为活性轻烃，如聚丙烯装置的丙烯，MTBE装置的异丁烯，烷基化装置的异丁烷和丁烯，甲乙酮装置的正丁烯等。炼化企业基本上形成了以催化裂化装置为龙头，C3～C7轻烃深加工装置配套的炼化一体化组合工艺，不仅可以将低价值的液化气组分加工生成高价值的聚丙烯、MTBE、甲乙酮、烷基化油及醚化轻汽油，提升了轻烃产品价值，同时也可在一定程度上进一步降低汽油调和组分的烯烃含量。
不同炼化企业配备的轻烃深加工装置类型及规模是不同，一般有聚丙烯、MTBE、烷基化、轻汽油醚后、甲乙酮装置中一种或几种，与催化配套加工能力也各不相同。从轻烃深加工装置出来的未反应轻烃，C3～C4组分一般作为液化气***，轻汽油组分一般不分离即醚后轻汽油直接进入汽油调和池去调和成品汽油。现有炼化企业尚未考虑对以FCC为龙头，包括各C3～C6轻烃深加工装置作为一个整体进行综合优化。
通过研究发现，从轻烃深加工装置流出未反应的轻烃物流仍然含有大量可进一步催化裂化反应的烃类。普遍认为烯烃具有较高的裂化、异构化等反应活性，如在MTBE装置中甲醇萃取塔塔顶抽出的未反应C4中仍然还有30％～60％的烯烃，主要是异丁烯的其它三种同分异构体；在轻汽油醚化的甲醇萃取塔塔顶抽出的部分未反应轻汽油中也含有25～50％(体积百分数)的烯烃，包括未转化C5～C7活性烯烃和非活性烯烃。对如何促进这部分烯烃进一步转化的研究主要集中醚化整体技术中配有可选的轻烃异构化模块，(如CDTECH的轻汽油醚化工艺)，但是又有需要将轻汽油重新气化至400℃左右，重新进入间歇再生的异构化反应器，操作复杂，能耗高，在现有的炼化企业技术选择时要么不选择异构化模块，要么开工率很低。在烷基化装置、甲乙酮装置等轻烃深加工装置输出富含正丁烷、异丁烷，同时也含有相当量丁烯的流股，现有炼化企业一般汇集后作为液化气***。
轻烃进入催化裂化装置再反应也是一个研究热点。其中为了提高汽油品质、降低汽油烯烃含量和提高液化气产率，国内外公开了大量的采取催化汽油回炼的技术措施，典型的有两种：(1)将汽油回炼至原重油提升管，一般是注入原料油喷嘴的上游，如USP5043522和USP5846403公开了将催化裂化汽油注入原料油进料喷嘴上游，利用高温、高活性的再生催化剂，对其进行催化转化；CN1160746A也披露了一种将直馏汽油、焦化汽油等低品质汽油注入提升管反应下部，使其优先与再生催化剂接触；(2)采用单独的汽油提升管回炼汽油，如CN1069054A和USP3784463采用带有双提升管反应器的催化裂化装置进行反应的，将包括催化裂化粗汽油在内的低品质汽油注入汽油提升管反应器，利用高温、大剂油比的反应条件实现对低品质汽油的催化改质，以提高液化气产率和汽油辛烷值。国内外研究者(CORMA A,MELO F V,et al.Applied Catalysis A:General,2004,265:195-206.)发现，当需要高的低碳烯烃(乙烯、丙烯、丁烯)产率时，采用第一种回炼方式产品分布较优，这是由于重油原料注入后使得反应体系的温度下降，缩短了油、剂反应时间，及时终止了汽油在高温环境下的过度裂解生成干气的反应。采用单独提升管回炼汽油，可在传统的单提升管反应器基础上增设汽油回炼反应器，可以避免轻重原料在反应过程中相互干扰，实现不同原料的分区反应，对汽油的回炼反应深度可调节。国内外研究者几乎没有对比汽油更轻的C3～C4馏分液化气进入催化裂化工业装置内再反应的研究；同时进入催化裂化装置的工业应用中一般采用高压液相轻烃通过专用的轻烃喷嘴进料，进入提升管内部与热的再生催化剂接触，快速气化膨胀可能对催化剂造成“热崩”而变成更小颗粒的催化剂粉末，造成催化装置剂耗增加，而冷的液相烃类在气化过程中吸收大量热造成烃类周边局部温度低，从而轻烃的转化率下降，不能达到轻烃进入催化装置内再反应的反应深度设计。如大庆炼化公司(王伟，魏强，徐占武，等.催化裂化汽油回炼技术应用，炼油设计，2002，32(3)：24～28)采用冷的液相汽油跨线进入预提升蒸汽管线，导致混合温度过低，催化剂破损加剧，引起催化剂跑损。
对从轻烃深加工装置流出的未反应轻烃的纯度问题也作了调研，比如醚后轻烃含有一定量的甲醇。CN86101079A公开了将甲醇作为反应物与石油烃类一起催化裂化的方法，反应物与细颗粒的ZSM-5催化剂接触，使得放热的甲醇转化反应与吸热的催化裂化反应大致上热量平衡。“石油化工，2009,38(3)：267-272”研究了小型提升管上甲醇与催化汽油混炼改质的研究，结果表明甲醇与FCC汽油混炼在改善汽油质量的同时，有利于增产裂化气和提高液体收率。但是甲醇转化与石油烃催化裂化耦合反应受到工艺条件、催化剂活性和选择性限制，甲醇转化率和烯烃选择性不高。CN200610091074.6和CN200810117095.X公开了含有磷酸硅铝分子筛组合物的催化剂，经研究发现含氧化合物在较低温度、积碳催化剂可转化为低碳烯烃，转化率较高，但是该方法需要更换现有催化装置的催化剂，并对提升管的沉降器部分进行单独改造。
发明内容
本发明的主要目的在于提供一种催化裂化与轻烃深加工的组合方法，以克服现有技术中轻烃深加工装置产品收率低的问题。
为了实现上述目的，本发明提供了一种催化裂化与轻烃深加工的组合方法，该方法包括如下步骤：
步骤1，建立一个轻烃收集***：在现有炼化企业所配置的聚丙烯装置、MTBE装置、烷基化装置、轻汽油醚化装置中的一种或几种轻烃深加工装置的分离***或装置流出管线位置，通过新建连接管道建立一个C3～C6轻烃收集***，收集其中一股或几股的部分或全部未反应C3～C6轻烃；
步骤2，对收集的C3～C6轻烃进行预处理：将步骤1收集的C3～C6轻烃通入间壁式换热器或锅炉使其完全气化，气化后轻烃的压力大于0.5MPa，温度需同时满足气化后轻烃温度大于160℃、过热度大于20℃；
步骤3，步骤2完全气化后的C3～C6轻烃单独或与水蒸气混合后通入催化裂化装置，与热的再生催化剂接触，在催化裂化反应器内部分反应生成炼化企业配套的轻烃深加工装置所需的活性轻烃。
本发明所述的催化裂化与轻烃深加工的组合方法，其中，步骤1所述聚丙烯装置、MTBE装置、烷基化装置、轻汽油醚化装置中的一种或几种的原料优选来源于催化裂化反应器。
本发明所述的催化裂化与轻烃深加工的组合方法，其中，步骤3所述活性轻烃优选通入现有炼化企业所配置的聚丙烯装置、MTBE装置、烷基化装置、轻汽油醚化装置中的一种或几种轻烃深加工装置中进行处理。
本发明所述的催化裂化与轻烃深加工的组合方法，其中，所述步骤3中步骤2完全气化后的C3～C6轻烃单独或与水蒸气混合后通入催化裂化装置，是指C3～C6轻烃单独或与水蒸气混合后通入催化裂化装置中单独的轻烃提升管反应器下部的轻烃进料喷嘴，或者通入催化裂化装置中重油提升管的重油进料喷嘴下部的轻烃进料喷嘴，或者通入重油提升管预提升蒸汽管道或干气预提升管道与蒸汽混合后再进入重油提升管预提升段。
本发明所述的催化裂化与轻烃深加工的组合方法，其中，所述催化裂化装置中的提升管采用无扩径提升管，或底部扩径内含有垂直输送管结构的扩径提升管，或底部扩径提升管，或中部扩径提升管。
本发明所述的催化裂化与轻烃深加工的组合方法，其中，所述收集的未反应C3～C6轻烃优选为富含丙烷、正丁烷、异丁烷、丁烯，醚后轻汽油的中一种或几种轻烃物流。
本发明所述的催化裂化与轻烃深加工的组合方法，其中，所述从MTBE装置和/或轻汽油醚化装置中回收的未反应C3～C6轻烃中包括甲醇。
本发明所述的催化裂化与轻烃深加工的组合方法，其中，所述步骤3中，通入催化裂化装置中完全气化后的C3～C6轻烃的重量优选占通入该催化裂化装置中的重油重量的0～40％。
本发明所述的催化裂化与轻烃深加工的组合方法，其中，所述步骤3中，C3～C6轻烃与热的再生催化剂的接触温度优选为640～700℃，所述的轻烃提升管的出口温度为580～670℃；所述重油提升管的出口温度为500～560℃。
本发明所述的催化裂化与轻烃深加工的组合方法，其中，所述再生催化剂为催化裂化催化剂，所述催化裂化催化剂的活性组分选自含或不含稀土的Y或HY型沸石、含或不含稀土的超稳Y型沸石、磷酸硅铝沸石、ZSM-5沸石和具有五元环结构的高硅沸石中的一种或几种，或者所述催化裂化催化剂为无定型硅铝催化剂。
本发明所述的催化裂化与轻烃深加工的组合方法，其中，所述催化裂化催化剂中优选含有占催化裂化催化剂重量比在5％～40％的五元环结构的沸石。
本发明的有益效果：
本发明提供的催化裂化与轻烃深加工的组合方法，优化了中间反应物在不同装置间流向从而优化整体产品结构，并可将部分操作单元停掉，节省装置操作能耗。如采取将醚后轻烃进入催化装置回炼，将醚后轻烃中烯烃异构在催化装置中实现，可以省掉醚化装置的异构化单元；醚后轻烃无须将少量的甲醇分出即回催化装置回炼，因此醚后装置的甲醇萃取塔和甲醇回收塔也可停掉，甲醇进入催化装置回炼可提高低碳烯烃的产率和选择性，优化催化装置产品分布；在同等装置规模情况下，因为轻烃在催化装置和醚化装置间循环，可大幅提高醚化原料，提高醚化产品产率。
另外，由于本发明将轻烃深加工装置中分出的未反应轻烃重新返回催化裂化装置进行反应，生成活性轻烃继续进行轻烃深加工工艺，提高了轻烃深加工装置的产品的产率。
附图说明
图1为本发明实施例1的催化装置与MTBE装置组合工艺示意图；
图2为本发明实施例2的催化装置与轻汽油醚化装置组合工艺示意图；
图3为本发明实施例3的催化装置与醚化装置组合工艺示意图；
图4为本发明实施例4的催化装置与MTBE、甲乙酮等装置组合工艺示意图；
图5为本发明在炼化企业建立催化装置与轻烃深加工装置进行组合工艺的示意图。
具体实施方式
以下对本发明的实施例作详细说明：实施例在以本发明技术方案为前提下进行实施，给出了详细的实施方式和过程，但本发明的保护范围不限于下述的实施例，下列实施例中未注明具体条件的实验方法，通常按照常规条件。
本发明提供了一种催化裂化与轻烃深加工的组合方法。具体地说，是关于一种将催化裂化装置所产的轻烃通入轻烃深加工装置进行反应，部分未反应的轻烃通过轻烃回收***并预处理后返回催化裂化装置反应器的适当位置进行再反应，反应后的产品再次通入轻烃深加工装置进行处理。本发明可提高轻烃深加工装置的活性轻烃产率，同时可在一定程度降低所得汽油调和组分中烯烃含量。
轻烃深加工装置回收的未反应的C3～C6范围内的轻烃在620℃以上、催化裂化催化剂存在的反应条件下具有相当高的转化率，轻烃可以发生一系列的热裂化、低聚裂化、氢转移、异构化等反应，反应后的产物中轻烃深加工装置原料中所缺的轻烃比例大幅上升。如醚后C4中异丁烯的含量几乎为零，进行上述反应后，异丁烯可以上升到占整个丁烯比例的40％以上；丙烷、异丁烷、正丁烷等在高温催化裂化条件下，也具有可观的转化率和乙烯、丙烯、丁烯的收率。
本发明提供一种催化裂化与轻烃深加工的组合方法，所述方法包括：催化裂化所产的C3～C4和/或轻汽油通过原料预处理后分别进入现有炼化企业所配置的聚丙烯装置、烷基化装置、MTBE和/或轻汽油醚化装置等轻烃深加工装置中进行反应，回收未反应的C3～C6轻烃，将其加热气化等预处理后返回催化装置再反应，从而提高催化裂化装置生产的能够作为轻烃深加工装置原料的丙烯、异丁烷、丁烯等可反应的活性轻烃的产量。从而实现对催化裂化和烷基化等轻烃深加工工艺进行综合优化，组成组合工艺。本发明可在不对炼化企业的工艺技术、催化剂做大的调整前提下，提高现有炼化企业轻烃深加工装置的处理量和产品产量，提高聚丙烯、烷基化油、甲乙酮、甲基叔丁基醚(MTBE)和甲基叔戊基醚(TAME)、甲基叔己基醚(MTHEXE)、甲基叔庚基醚(MTHEPE)等醚化产品产量，同时可在一定程度降低汽油调和组分中烯烃含量。利用本发明可显著优化炼化企业的产品分布，提高了高价值产品产量，提高经济效益。
本发明在对催化裂化和C3～C6轻烃深加工装置进行综合核算优化的基础上选择进入催化装置再反应的轻烃物流，所述的回收未反应C3～C6轻烃进入未反应轻烃收集及预处理***，是指从炼化企业所配置的聚丙烯、烷基化、MTBE和/或轻汽油醚化等轻烃深加工装置的分离***中间物流或装置流出的一股或几股的一部分或全部的未反应轻烃收集进入未反应轻烃收集及预处理***。轻烃物流的选择原则，充分考虑轻烃高温催化裂化的产物分布及产品与原料价格差、当地市场情况等因素。因此本发明可根据市场、充分挖掘催化装置及轻烃深加工装置的潜力对其进行相对灵活的调整，从而多产炼化企业轻烃深加工装置可加工的丙烯、异丁烯、异丁烷、丁烯等可反应的活性轻烃产量，进而生产市场中性价比高或者紧缺的产品，提高炼化企业的在复杂市场变化下的盈利能力。
本发明将回收的未反应轻烃进入催化裂化装置再反应(回炼)可以采用以下几种回炼模式，即C3～C6轻烃单独或与水蒸气混合后通入催化裂化装置中单独的轻烃回炼反应器底部，或者通入催化裂化装置中重油提升管的重油进料喷嘴下部的轻烃进料喷嘴，或者通入催化裂化反应器预提升蒸汽管道或干气预提升管道与蒸汽混合后再进入提升管预提升段。同时本发明强调将轻烃进入催化裂化装置反应器前先进入间壁式换热器(管壳式换热器、板壳式换热器等均可)、也可采用余热锅炉或常规锅炉等设备完全气化，热源可以为分馏塔的中部或底部循环油，或蒸汽，或高温烟气，或燃烧热等。注入提升管内的气体的压力须大于0.5MPa，此压力下水蒸气的露点温度为152℃，轻汽油组分C5～C6的露点在90～150℃；为保证轻烃可以顺利进入提升管反应器内，同时避免轻烃与水蒸气换热过程中造成轻烃或水蒸气重新凝结成液体，注入提升管内的轻烃需同时满足以下两个条件：(1)气化后轻烃压力大于0.5MPa；(2)气化后轻烃温度大于160℃，同时考虑轻烃可能还有较重组分的汽油、轻烃进料压力可能更高等因素，因此要求实际进料的轻烃气化温度在露点温度之上20℃，即轻烃的过热度为20℃；上述两个条件要同时满足。本发明所述的轻烃还可进入预提升蒸汽管道或干气预提升管道与蒸汽混合后再进入提升管底部。本发明所述的催化裂化提升管反应可采用普通的预提升结构，或底部扩径内含有垂直输送管结构的扩径提升管，或中部扩径提升管。采用本发明的技术措施，强调将轻烃或轻烃与水蒸气的混合气体充分过热气化，并可作为一步提升气体用于提升从再生器输送过来的热的再生催化剂；在此过程中，轻烃可以与热的再生催化剂充分混合均匀接触，也可以更快的将轻烃加热至高温，换热过程中没有液相出现从而避免催化剂发生热崩。本技术实施过程的轻烃加热温度可以在160～500℃，优选200～400℃。采用本发明的技术措施对现有的催化裂化装置改造较小，一般仅需建立炼化企业的轻烃收集管道、轻烃加热的换热器或加热炉，并将过热后的轻烃连接入催化装置适当管线或气体喷嘴即可；本发明的从干气预提升管道通入过热轻烃气体的方案改造时，甚至可在催化装置不停工的状态下完成。当催化装置加工方案改变或后续的分馏、气压机、吸收稳定、气体分离等因素受限时，也可以方便将本发明的方案切出，不影响装置的正常操作。
本发明所述未反应C3～C6轻烃进入催化装置的回炼量，以进入催化装置的重油量为基准为0～40(重量)％，回炼轻烃后的催化装置轻烃与再生催化剂剂接触温度为640～700℃，催化装置提升管的出口温度为500～560℃。
本发明的醚化装置后收集的轻烃中可以含有一部分未反应的甲醇。在醚化反应过程中，为了回收未反应的甲醇，通常将从醚化分馏塔塔顶得到的醚后轻烃和甲醇的混合物，进入甲醇萃取塔用水萃取甲醇从而将醚后轻烃分离出来，而甲醇和水的混合物还需甲醇回收塔进行分离，能耗很高。本发明将甲醇注入催化裂化装置从而同时实现甲醇转化与石油烃的催化裂化耦合。本发明通过研究发现，醚后轻烃所含有甲醇量相对较少，可以不经分离即返回催化装置回炼，进入本发明的轻烃回炼位置，由于反应苛刻度相对较高，甲醇几乎完全转化；对催化裂化催化剂的选择也没有特殊要求。
本发明的组合为保证商品汽油馏程，若采用甲醇萃取塔顶的醚后轻烃回炼，则醚后轻烃一部分进入催化裂化装置回炼，一部分甩出装置；若采用醚化分离塔顶的以醚后轻烃为主、少量甲醇为辅的混合原料回炼时，则催化裂化装置的部分轻汽油和/或混合碳四去醚化装置，部分轻汽油和/或混合碳四甩出组合工艺装置。
本发明所指的醚化工艺是一般的MTBE和催化轻汽油醚化工艺，不特指某一项专有的醚化技术，一般包括醚化反应单元、实现产品分离的醚化分馏塔和甲醇萃取塔、甲醇回收塔，耦合工艺只需将醚化分馏塔塔顶的以醚后轻烃为主、含有少量甲醇的物料返回催化装置；也可将甲醇萃取塔顶的醚后轻烃返回催化装置即可。
本发明的催化装置可在现有催化装置基础上进行少许改进即可实现，如果设有单独提升管，可以将含有未反应的轻烃的原料注入单独提升管内；如果只有一个提升管，将未反应轻烃优先进入提升管底部，由于轻烃先与高温的再生催化剂接触并发生吸热的裂化反应，可降低催化剂的温度，因此轻烃与再生催化剂反应，催化剂上生焦很少，即催化剂保留大部分活性。轻烃回炼一定程度上提高了重油与催化剂的剂油比，降低了油剂接触温差，有利于催化产品分布的优化。由于要求进入提升管反应器的轻烃完全气化，本发明所述轻烃可通过预提升蒸汽管道、或干气预提升管道与蒸汽混合后进入提升管底部。
本发明的催化裂化装置对催化剂没有特殊要求，适用于所有类型的催化裂化催化剂，其活性组分选自含或不含稀土的Y或HY型沸石、含或不含稀土的超稳Y型沸石、磷酸硅铝分子筛、ZSM-5系列沸石或用其它方法制得的具有五元环结构的高硅沸石中的一种、两种或三种的催化剂，以及无定型硅铝催化剂。催化装置优化操作时，可采用原有的催化剂，也可采用含有择型分子筛的催化剂，优选活性组分中含有重量比在5％～40％的五元环结构的沸石的催化剂。
以下结合附图进一步说明本发明的方法在实验装置和工业装置上的实施方案和特点。
图5中的轻烃深加工装置包括聚丙烯装置、MTBE装置、烷基化装置、轻汽油醚化装置，也可以根据企业的实际状况而增减。企业在实际运行过程中，可以根据市场、轻烃反应特性、装置操作情况选定灵活调整进入催化装置的回炼轻烃的种类和数量。具体如下实施例。
实施例1
本实施例提供了一种催化裂化与醚化装置组合的工艺方法，请参见图1所示，本实施例中的重油催化裂化装置为某炼化企业250万吨/年的工业装置，醚化装置为设计年产8万吨MTBE的MTBE装置。实验过程中将甲醇萃取塔顶的醚后轻烃经换热器加热后与提升蒸汽一起进入催化装置的提升管底部的预提升蒸汽管路，气化后的蒸汽可替换掉同等体积的预提升蒸汽；同时实验也考察了以醚后轻烃为主、少量甲醇为辅的醚化分离塔的顶部抽出的轻烃混合原料经换热器加热后与提升蒸汽一起进入催化装置的提升管底部。
醚后轻烃的回炼量为5～20万吨/年，回炼轻烃在提升管底部优先与再生催化剂反应，轻烃与再生剂接触温度为640～700℃，催化装置提升管的出口温度为500～540℃。表1列出了实施例1中两个实施方案的结果，其中方案1采用的醚后轻烃从甲醇萃取塔顶取得，而方案2采用的从醚化分离塔的顶部抽出。
表1催化装置与MTBE组合优化实施例
实施例2
本实施例提供了一种催化裂化与醚化的组合工艺方法，请参见图2所示，本实施例中的重油催化裂化装置为某炼化企业250万吨/年的工业装置，醚化装置为设计50万吨轻汽油醚化装置。实验过程中将甲醇萃取塔顶的醚后轻烃通过换热器加热气化后从重油提升管的重油进料喷嘴下方的轻烃进料喷嘴进入提升管底部。
醚后轻汽油的回炼量为15～30万吨/年，回炼轻烃通过设在提升管底部的轻烃进料喷嘴优先与再生催化剂反应，轻烃与再生剂接触温度为640～700℃，催化装置提升管的出口温度为500～540℃。表2列出了实施例2中一个实施方案结果。
表2催化装置与轻汽油醚化装置组合优化实施例
实施例3
本实施例提供了一种催化裂化与醚化的组合工艺方法，请参见图3所示，本实施例中的重油催化裂化装置为某炼化企业250万吨/年的工业装置，醚化装置为设计年产8万吨MTBE的MTBE装置和设计为50万吨轻汽油醚化装置。实验过程中将甲醇萃取塔顶的两种醚后轻烃混合后通过换热器加热气化后从重油提升管的重油进料喷嘴下方的轻烃进料喷嘴进入提升管底部。
醚后C4和为醚后轻汽油的回炼量分别为5～20万吨/年和15～30万吨/年，混合后的回炼轻烃在提升管底部优先与再生催化剂反应，轻烃与再生剂接触温度为640～700℃，催化装置提升管的出口温度为500～540℃。表3列出了实施例3中一个实施方案结果。
表3催化装置与MTBE、轻汽油醚化装置组合优化实施例
实施例4
本实施例提供了一种催化裂化与MTBE、甲乙酮等装置组合工艺，请参见图4所示，本实施例中的重油催化裂化装置为某炼化企业60万吨/年的工业装置，醚化装置为设计年产5万吨MTBE的MTBE装置和设计为年产4万吨甲乙酮装置。受催化装置及后续的轻烃深加工装置的加工能力限制，拟将为甲乙酮装置供料的分离装置的6万吨/年的富含异丁烷(含量为90w％)的物流经加热气化通过干气预提升管线后汇入预提升蒸汽管线同预提升蒸汽一块进入提升管底部。
富含异丁烷物流的回炼量分别为3～8万吨/年，加热气化通过干气与提升管管线与提升蒸汽混合油进入提升管底部，优先与再生催化剂反应，轻烃与再生剂接触温度为640～700℃，催化装置提升管的出口温度为500～540℃。表4列出了实施例4中一个实施方案结果。
表4催化装置与MTBE、甲乙酮装置组合优化实施例
通过表1-4可以看出，与现有技术相比(即轻烃深加工装置中未反应的轻烃未收集通入催化裂化装置进行回炼)，采用本发明的方法，催化裂化装置生产的活性轻烃的产率有所增加，轻烃深加工装置的目标产物的产率也得到相应提高。
当然，本发明还可有其它多种实施例，在不背离本发明精神及其实质的情况下，熟悉本领域的技术人员可根据本发明作出各种相应的改变和变形，但这些相应的改变和变形都应属于本发明权利要求的保护范围。
Claims (13)
1.一种催化裂化与轻烃深加工的组合方法，其特征在于，该方法包括如下步骤：
步骤1，建立一个轻烃收集***：在现有炼化企业所配置的聚丙烯装置、MTBE装置、烷基化装置、轻汽油醚化装置中的一个或几个轻烃深加工装置的分离***或装置流出管线位置，通过新建连接管道建立一个C3～C6轻烃收集***，收集其中一股或几股的部分或全部未反应C3～C6轻烃；
步骤2，对收集的C3～C6轻烃进行预处理：将步骤1收集的C3～C6轻烃通入间壁式换热器或锅炉使其完全气化，气化后C3～C6轻烃的压力大于0.5MPa，温度需同时满足气化后轻烃温度大于160℃、过热度大于20℃；
步骤3，步骤2完全气化后的C3～C6轻烃单独或与水蒸气混合后通入催化裂化装置的提升管反应器，与热的再生催化剂接触，在提升管反应器内反应生成炼化企业配套的轻烃深加工装置所需的活性轻烃。
2.根据权利要求1所述的催化裂化与轻烃深加工的组合方法，其特征在于，所述步骤3中步骤2完全气化后的C3～C6轻烃单独或与水蒸气混合后通入催化裂化装置的提升管反应器，是指C3～C6轻烃单独或与水蒸气混合后通入催化裂化装置中单独轻烃回炼的轻烃提升管下部的轻烃进料喷嘴；或者通入催化裂化装置重油提升管的重油进料喷嘴下部的轻烃进料喷嘴，或者通入重油提升管底部的预提升蒸汽管道、或干气预提升管道后汇入预提升蒸汽管道与蒸汽混合再进入重油提升管底部的预提升段。
3.根据权利要求2所述的催化裂化与轻烃深加工的组合方法，其特征在于，所述催化裂化装置中的重油提升管采用无扩径提升管，或底部扩径提升管，或中部扩径提升管。
4.根据权利要求1所述的催化裂化与轻烃深加工的组合方法，其特征在于，步骤1所述聚丙烯装置、MTBE装置、烷基化装置、轻汽油醚化装置中的一个或几个轻烃深加工装置的原料来源于催化裂化装置。
5.根据权利要求1所述的催化裂化与轻烃深加工的组合方法，其特征在于，所述收集的未反应C3～C6轻烃包括丙烷、正丁烷、异丁烷、丁烯和轻汽油醚化装置的脱甲醇塔顶分离的醚后轻汽油所组成群组中的一种或几种。
6.根据权利要求1所述的催化裂化与轻烃深加工的组合方法，其特征在于，步骤3所述活性轻烃是指进入步骤1所述现有炼化企业所配置的聚丙烯装置、MTBE装置、烷基化装置、轻汽油醚化装置中的一个或几个轻烃深加工装置中能发生化学反应的轻烃。
7.根据权利要求6所述的催化裂化与轻烃深加工的组合方法，其特征在于，步骤3所述活性轻烃是指进入聚丙烯装置的丙烯，进入MTBE装置的异丁烯，进入烷基化装置的异丁烷和链丁烯，进入轻汽油醚化装置的异戊烯或异己烯。
8.根据权利要求7所述的催化裂化与轻烃深加工的组合方法，其特征在于，所述异戊烯为2-甲基-1-丁烯和/或2-甲基-2-丁烯，所述异己烯为2-甲基-1-戊烯。
9.根据权利要求1所述的催化裂化与轻烃深加工的组合方法，其特征在于，从MTBE装置和/或轻汽油醚化装置中回收的未反应C3～C6轻烃中包括甲醇。
10.根据权利要求1所述的催化裂化与轻烃深加工的组合方法，其特征在于，所述步骤3中，通入催化裂化装置中完全气化后的C3～C6轻烃的重量占通入该催化裂化装置中的重油重量的0～40％。
11.根据权利要求2所述的催化裂化与轻烃深加工的组合方法，其特征在于，所述步骤3中，C3～C6轻烃与热的再生催化剂的接触温度为640～700℃，所述的轻烃提升管的出口温度为580～670℃，所述重油提升管的出口温度为500～560℃。
12.根据权利要求1所述的催化裂化与轻烃深加工的组合方法，其特征在于，所述再生催化剂为催化裂化催化剂，所述催化裂化催化剂的活性组分选自含或不含稀土的Y或HY型沸石、含或不含稀土的超稳Y型沸石、磷酸硅铝沸石、ZSM-5沸石和具有五元环结构的高硅沸石中的一种或几种，或者所述催化裂化催化剂为无定型硅铝催化剂。
13.根据权利要求12所述的催化裂化与轻烃深加工的组合方法，其特征在于，所述催化裂化催化剂中含有占催化裂化催化剂重量比在5％～40％的五元环结构的高硅沸石。
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