一種催化裂化方法
【技術(shù)領(lǐng)域】
[0001] 本發(fā)明屬于烴油催化裂化領(lǐng)域，特別涉及一種催化裂化方法。
【背景技術(shù)】
[0002] 常規(guī)提升管式催化裂化目前仍為我國石油二次加工的主要手段，并且在我國煉油 企業(yè)占有極其重要的地位。但是，常規(guī)提升管式催化裂化存在著以下幾方面的問題：1.再 生器溫度無法實現(xiàn)有效控制造成油劑接觸溫度高、劑油比低（4~8)，結(jié)果是產(chǎn)品分布惡 化、干氣和焦炭產(chǎn)率1?、總液體收率低；2,反應時間（一般在3~4s左右）長，過長的反應 時間加劇了原料裂化的二次反應，使裂化氣和焦炭產(chǎn)率增加，降低了汽、柴油餾分的收率； 3,提升管反應器中結(jié)炭催化劑產(chǎn)生滑落返混，由此在提升管式反應器原料噴嘴上部，結(jié)炭 滑落的催化劑與霧化原料和初期裂化生成物再次接觸，惡化了產(chǎn)品分布，降低了催化劑對 原料裂化的產(chǎn)品選擇性；4,目前在常規(guī)提升管式催化裂化裝置上降低自身汽油烯烴的主要 方法不是增加了裝置能耗，就是損害了柴油的品質(zhì)。
[0003] 另外，催化裂化汽油烯烴含量一般在40~60v%之間。而我國催化裂化汽油在我 國汽油產(chǎn)品中的份額達70%以上，致使成品汽油中的烯烴含量遠高于我國現(xiàn)在執(zhí)行的國IV 油品質(zhì)量要求汽油的烯烴含量不大于35v%的標準。傳統(tǒng)的加氫精制雖然能夠?qū)⑵椭械?烯烴降到很低，但卻大幅度的損失了汽油的辛烷值。因此，國內(nèi)各研究機構(gòu)針對降低汽油烯 烴含量開發(fā)了各種技術(shù)：中石化石油化工科學研究院開發(fā)的降低催化汽油烯烴含量的GOR 系列催化劑（《石油煉制與化工》2002年7期第5~8頁），可以使FCC汽油烯烴降低10個 百分點左右；中石化洛陽石化工程公司煉制研究所開發(fā)的降低催化汽油烯烴含量的LAP系 列助劑（《煉油設(shè)計》2001年9期第23~27頁），催化劑中加入5%的LAP助劑時，可以使 FCC汽油烯烴降低10個百分點左右。在工藝方法上，中石化石油化工科學研究院開發(fā)的具 有降低汽油烯烴含量功能的MGD工藝（《石油煉制與化工》2002年2期第19~22頁），要 兼顧主提升管重油催化裂化的反應條件，汽油改質(zhì)的量有限，降烯烴幅度也不太理想。
[0004] 中國專利ZL200510017751. 5所涉及再生催化劑降溫技術(shù)是利用催化裂化雙提升 管的技術(shù)優(yōu)勢，有效降低了裝置的干氣、焦炭產(chǎn)率，提高了液體收率，產(chǎn)品分布得到改善。催 化汽油經(jīng)過輕烴提升管改質(zhì)，改質(zhì)后汽油烯烴含量降至10~25v%，降幅25~50個百分 點；汽油辛烷值（RON)提高0. 1~2個單位；汽油硫含量降低20~40%。但該技術(shù)仍存在 以下幾方面不足：1.再生器溫度無法實現(xiàn)靈活控制，該技術(shù)優(yōu)勢僅體現(xiàn)于兩根以上提升管 的催化裂化裝置。2.由于該技術(shù)為傳統(tǒng)的提升管式催化裂化，仍表現(xiàn)出了反應時間長、干氣 及焦炭產(chǎn)率相對高、產(chǎn)品分布相對差。3.劣質(zhì)汽油單獨改質(zhì)時導致裝置的干氣和焦炭產(chǎn)率 進一步增加，改質(zhì)汽油收率降低，裝置能耗上升。
[0005] 美國專利USP :5462652技術(shù)在反應沉降器中實現(xiàn)了原料短反應時間，大劑油比操 作，使裝置的裂化氣、焦炭產(chǎn)率下降，液體收率提高，產(chǎn)品分布得到改善。但該技術(shù)沒有涉及 自身生成汽油降烯烴技術(shù)。
[0006] 因此，如何控制再生催化劑溫度、提高催化裂化反應的劑油比，縮短反應時間、降 低總的裂化氣（包括液化氣）和焦炭產(chǎn)率，并且在提高汽柴油餾分收率的前提下，降低自身 生成汽油的烯烴含量對提高汽油油品質(zhì)量、降低裝置能耗、提高經(jīng)濟效益具有重要意義。

【發(fā)明內(nèi)容】

[0007] 本發(fā)明的目的在于提供一種催化裂化方法，以解決現(xiàn)有催化裂化工藝再生溫度無 法有效控制、再生催化劑與原料反應時間長、劑油比低，生成汽油烯烴含量高等方面的綜合 技術(shù)困難。使用本發(fā)明催化裂化方法可降低裂化氣和焦炭產(chǎn)率，大幅度提高汽油和柴油餾 分收率，改善汽油產(chǎn)品質(zhì)量。
[0008] 本發(fā)明提供一種催化裂化方法，其特征在于包括下述步驟：
[0009] (a)來自冷卻器的再生催化劑分為兩路：一路經(jīng)過第I再生催化劑輸送管進入管 式反應器與經(jīng)進料噴嘴進入的原料油混合接觸反應；另一路經(jīng)取熱器通過第II再生催化 劑輸送管進入管式反應器進行強化反應，兩路再生催化劑進入管式反應器的入口位置之間 的距離為管式反應器總長度的1/3至2/3,反應后的物流進入沉降器進行氣固分離，分離出 的反應生成油氣進入分餾系統(tǒng)進行分餾，分離出的待生催化劑進入步驟（b);
[0010] (b)來自步驟（a)的待生催化劑向下進入沉降器汽提段汽提，汽提后的待生催化 劑進入燒焦器進行燒焦，燒焦器內(nèi)生成的半再生催化劑上行再進入管式燒焦器與燒焦風接 觸進行燒焦得到再生后的催化劑，再生后的催化劑進入冷卻器中的旋風分離器進行催化劑 與煙氣分離，分離出的煙氣排出，分離出的再生催化劑通過外取熱器與來自冷卻風分布板 的冷卻風對再生后的催化劑進行冷卻，冷卻后的再生催化劑循環(huán)使用。
[0011] 本發(fā)明進一步技術(shù)特征在于：所述經(jīng)過第I再生催化劑輸送管進入管式反應器的 再生催化劑溫度為580~650°C，經(jīng)過第II再生催化劑輸送管進入管式反應器的再生催化 劑溫度為430~550°C。
[0012] 本發(fā)明進一步技術(shù)特征在于：所述管式反應器的操作條件為，反應溫度為470~ 550°C，較好為480~540°C，最好為490~520°C，總反應時間為0. 5~I. 5s ;經(jīng)過第I再 生催化劑輸送管進入管式反應器的再生催化劑與經(jīng)進料噴嘴進入的原料油的接觸反應時 間為0. 3~I. 2s，較好為0. 5~I. 0s，最好為0. 6~0. 8s，劑油比為5~10 ;經(jīng)過第II再 生催化劑輸送管進入管式反應器的再生催化劑與反應油氣的接觸反應時間為〇. 2~I. 0s， 較好為〇. 3~0. 8s，最好為0. 4~0. 6s ;劑油比為4~8。
[0013] 本發(fā)明進一步技術(shù)特征在于：所述燒焦器內(nèi)的燒焦溫度為600~750°C，，較好為 620~720°C，最好為660~700°C;空氣線速為0. 7~I. 5m/s，待生催化劑停留時間為3~ 20min，較好為5~15min，最好為7~lOmin。
[0014] 本發(fā)明進一步技術(shù)特征在于：所述管式燒焦器內(nèi)的燒焦溫度為600~750°C，管式 燒焦器底部補充新鮮燒焦空氣，其總空氣線速為3. 0~20m/s，燒焦時間I. 0~10s。
[0015] 本發(fā)明與現(xiàn)有技術(shù)相比，具有以下的有益效果：
[0016] 1)本發(fā)明設(shè)置燒焦器和管式燒焦器進行復合燒焦，待生催化劑在復合燒焦過程 中完成催化劑的再生；設(shè)置的冷卻器通過外取熱器和空氣的協(xié)同作用將再生催化劑冷卻至 580~650°C，從而實現(xiàn)催化裂化短反應時間、大劑油比操作。達到了降低催化裂化裂化氣 和焦炭產(chǎn)率、大幅提高汽油和柴油餾分收率的工藝目的?？朔爽F(xiàn)有的催化裂化工藝再生 催化劑與原料的接觸溫度高、反應時間長、劑油比低，產(chǎn)品分布差等方面的綜合技術(shù)困難。
[0017] 2)來自冷卻器的再生催化劑被分為兩路分別進入管式反應器：一路進入管式反 應器與經(jīng)進料噴嘴進入管式反應器的原料油混合接觸反應，再生催化劑進入管式反應器的 溫度為580~650°C ;另一路經(jīng)取熱器并通過再生催化劑輸送管進入管式反應器距進料位 置1/3至2/3處與生成油氣進行強化反應，一方面可以提高原料的轉(zhuǎn)化率，另一方面可以對 生成的汽油進行降烯烴反應。來自取熱器的再生催化劑溫度（430~550°C)進入管式反應 器中部與反應油氣的接觸時間為〇. 3~0. 7秒，劑油比為4~8。在管式反應器中，再生催 化劑與原料總的接觸反應時間為0. 5~I. 5s、反應油氣平均線速5~20m/s，管式反應器出 口溫度為470~550°C，總劑油比為5~20,管式反應器的絕對壓力為0. 15~0. 40MPa。
[0018] 本發(fā)明通過上述方法，使自身生成汽油的烯烴含量降低了 10~20個體積百分點、 汽油辛烷值（RON)提高了 0. 1~0. 5個單位，解決了催化裂化改質(zhì)自產(chǎn)汽油時造成的裝置 能耗上升的問題。
[0019] 3)本發(fā)明與常規(guī)催化相比裂化氣產(chǎn)率下降使反應熱降低，汽油在同一管式反應器 中生成并得到改質(zhì)，這些因素可使采用本發(fā)明的能耗下降，經(jīng)濟效益提高。
[0020] 本發(fā)明適用于常壓渣油、減壓渣油、直餾蠟油、焦化蠟油、脫浙青油、加氫尾油、回 煉油、油漿、頁巖油、合成油和煤焦油等各種烴類重油的催化裂化加工。
[0021] 下面結(jié)合附圖、【具體實施方式】和實施例對本發(fā)明作進一步詳細的說明。但并不限 制本發(fā)明要求保護的范圍。
【附圖說明】
[0022] 圖1是本發(fā)明一種催化裂化方法的裝置示意圖。
[0023] 圖中所示附圖標記為：
[0024] 1-冷卻器集氣室，2、3、18、19、-冷卻器旋風分離器，4-冷卻器，5-冷卻器密相床， 6A-第I擋板，6B-第II擋板，7-冷卻風，8-汽提蒸汽，9A-第I再生催化劑輸送管，9B-第 II再生催化劑輸送管，10-進料噴嘴，11-管式燒焦器，12-管式反應器，13-燒焦風分布環(huán)， 14-待生催化劑流量控制閥，15-燒焦器，16-主風，17-混合煙氣，20-取熱器，21-冷卻風分 布板，22A-第I再生催化劑流量控制閥，22B-第II再生催化劑流量控制閥，23-反應油氣 (去分餾系統(tǒng)），24-油氣集氣室，25、26、28、29_沉降器旋風分離器，27-沉降器，30-沉降器 汽提段，31-待生立管，32-待生斜管，33-主風分布管，34-原料油，35-外取熱器。
【具體實施方式】
[0025] 如圖1所示本發(fā)明一種催化裂化方法如下：
[0026] (a)來自冷卻器4的再生催化劑分為兩路：一路向下經(jīng)過第I再生催化劑輸送管 9A和第I再生催化劑流量控制閥22A進入管式反應器12與經(jīng)進料噴嘴10進入管式反應器 12的原料油34混合接觸反應；另一路經(jīng)取熱器20取熱，之后向下通過第II再生催化劑輸 送管9B和第II再生催化劑流量控制閥22B進入管式反應器12進行強化反應，所述兩路再 生催化劑進入管式反應器的入口位置之間的距離為管式反應器總長度的1/3至2/3。反應 后的物流進入沉降器27經(jīng)沉降器旋風分離器29和沉降器旋風分離器25進行氣固分離，分 離出的反應生成油氣23經(jīng)沉降器集氣室24進入分餾系統(tǒng)進行分餾，分離出的待生催化劑 進入步驟（b);
[0027] (b)來自步驟（a)的待生催化劑向下進入沉降器汽提段30進行水蒸氣8汽提。經(jīng) 沉降器27的沉降器旋風分離器28和沉降器旋風分離器26分離的油氣和汽提水蒸氣經(jīng)沉 降器集氣室24進入分餾系統(tǒng)進行分餾；經(jīng)沉降器汽提段30汽提后的待生催化劑通過待生 立管31和待生斜管32、待生催化劑流量控制閥14進入燒焦器15進行燒焦。進入燒焦器 15的待生催化劑與來自燒焦器15主風分布管33的主風16接觸進行燒焦，燒焦器15內(nèi)