专利名称：石油烃类原料催化转化反应-再生装置的利记博彩app
技术领域：
本实用新型属于石油烃类原料催化转化技术领域，特别涉及一种能多产 低碳烯烃和芳烃的石油烃类原料催化转化反应-再生装置。
技术背景现有石油烃类原料(包括常压重油，减压榨油，减压蜡油，焦化蜡油， 汽油等)催化转化反应-再生装置几乎都采用提升管反应器，反应原料油在提 升管反应器中催化转化形成汽油、柴油、液化石油气等产品。催化裂化柴油(催化柴油)具有芳烃含量高、十六垸值低的特点，必须通过改质才可用作柴油调合组分，中国专利CN1405275和CN1552810公开了 两种催化柴油精制工艺，但催化柴油改质成本较高，因此可考虑根据催化柴 油的组成特点进行深加工，合理利用催化柴油。催化裂化汽油(催化汽油) 烯烃体积分数高达45% 60%，呈现高烯烃含量和低芳烃含量的特征，与国家 的新标准还有较大差距。随着经济和技术的发展，在强调经济与环境保护协 调发展方面的要求越来越高，炼油化工产业面临产品质量升级和实现清洁生 产的巨大压力，催化汽油加氢脱硫技术能有效降低催化裂化汽油中的硫及烯 烃含量，但由于烯烃饱和过程普遍存在着辛烷值降低的问题，尤其是国内成 品汽油以催化汽油为主，汽油的辛垸值并不高。将催化柴油、催化汽油、石 脑油、粗芳烃与再生催化剂在提升管下部接触，在比原料油苛刻度更高的条 件下操作，采用较高的温度和剂油比，通过裂化转化为低分子烯烃和富含芳 烃的馏分，可以实现催化柴油、催化汽油增值。常规提升管催化转化方法使回炼油、油浆进入原料油提升管反应器反应， 回炼油、油浆比新鲜原料油易于气化和被催化剂吸附，很快使催化剂活性中 心失活，影响了其他馏分的裂化；而汽油和柴油反应生焦很少，反应过的催 化剂仍有较高的活性，可以用于催化原料油、回炼油、油浆反应，而且由于 汽油反应后的催化剂的温度已明显降低，可以减少回炼油、油浆等循环油的副反应。现有催化转化技术只是在生产汽油、柴油的同时副产低碳烯烃，远不能 满足当前市场对有机化工原料的需求。以乙烯、丙烯为代表的低碳烯烃是化 学工业的最基本原料，国内外多以天然气或轻质石油馏分为原料，采用乙烯 联合装置中蒸汽裂解工艺生产低碳烯烃，全球每年由乙烷和其他低碳垸烃经裂解制得的烯烃量约达1. 36亿吨。这种生产烯烃的裂解工艺耗能高、污染 大。据有关统计，由这种传统制烯烃的高温裂解工艺所产生的氮氧化合物及 未燃烧的碳烃排放物，占到全球化工厂排放污染总量的三分之一。目前，世 界上低碳烯烃生产的主要原料为石油烃类，其中石脑油占大部分，还有烷烃、 加氢柴油、部分重质油等等，随着世界经济的发展，低碳烯烃的需求呈逐年 增加的趋势，因此，业界一直致力于寻找污染更轻、耗能更少生产烯烃的方 法。CN1102431、 CN101029250、 CN1043520、 US6， 538， 169和US6， 566， 293等 专利分别从工艺方法、装置结构和催化剂等方面公布了低碳烯烃的烃类催化 转化方法，是解决资源短缺、降低成本生产低碳烯烃的新方向。芳烃是产量和规模仅次于乙烯和丙烯的重要有机化工原料，其衍生物广 泛用于生产化纤、塑料和橡胶等化工产品和精细化学品。随着石油化工及纺 织工业的不断发展，世界上对芳烃的需求量不断增长。芳烃的主要来源是从 催化重整、催化汽油和炼焦副产品中分离得到。利用芳构化技术既可将轻烃 在催化剂作用下，通过裂解、脱氢、齐聚、氢转移、环化以及异构化等复杂 反应过程转化为芳烃，又可有效地降低催化汽油中的烯烃含量，特别是近几 年来，随着石油资源的日益减少，将丰富廉价的轻烃类资源，转变为高附加 值的苯、甲苯、二甲苯的研究已成为当今重要的研究课题和热点问题。鉴于以上分析，也为了满足日益增长的低碳烯烃和芳烃等化工原料的需 求，有必要开发出能同时生产乙烯、丙烯等低碳烯烃和芳烃的催化转化方法 及装置。针对不同馏分的反应条件和目的产品要求，考虑在常规提升管反应 基础上，运用"分区反应"的概念，将催化裂化原料按镏分的轻重及其可裂 化性能区别处理，在提升管反应器的不同位置注入不同的原料组分，使性质 不同的原料在不同的环境和适应的裂化苛刻度下进行反应，对石油烃类进行催化转化来生产乙烯、丙烯等低碳烯烃，并同时兼产轻质芳烃。石油化工科学研究院在这方面已做了多项研究，并公布了相关专利CN1721510公开了一种生产低碳烯烃和芳烃的方法和装置，装置包括加氢处理装置、催化裂解装置、蒸汽裂解装置、选择性加氢装置、溶剂抽提装置；CN1667089公布了一种 生产低碳烯烃和芳烃的化工型炼油方法，原料油与经再生的催化裂解催化剂、 水蒸汽在催化裂解反应器内接触，在温度500 70(TC、压力0. 15 0. 4MPa、 催化裂解催化剂与原料油的重量比5 50、水蒸汽与原料油的重量比0.05 0.6的条件下反应，分离待生催化剂和反应油气，待生催化剂经再生后返回反 应器，分离反应油气得到目的产物低碳烯烃和芳烃；CN1898362公开了一种生 产低碳烯烃和芳烃的方法，原料与催化裂解催化剂接触，反应至少在两个反 应区进行，在第一反应区下游的反应区中至少有一个反应区的反应温度高于 第一反应区的反应温度，并且其重时空速低于第一反应区的重时空速，分离 待生催化剂和反应油气，待生催化剂经再生后返回反应器，分离反应油气得 到目的产物低碳烯烃和芳烃。上述技术能够从重质原料最大限度地生产丙烯、乙烯等低碳烯烃，其中 丙烯的产率超过20wt%，同时联产苯、甲苯、二甲苯等芳烃，但这些发明仅 限于工艺条件，缺乏相应的反应装置。 实用新型内容本实用新型目的在于提供一种结构简单、占地面积小、投资低的石油烃 类原料催化转化反应-再生装置；其进一步的目的在于提供一种从石油烃类原 料多产低碳烯烃和芳烃的石油烃类原料催化转化反应-再生装置。为达上述目的，本实用新型采用如下技术方案石油烃类原料催化转化反应-再生装置，包括提升管反应器、沉降器、汽提段和再生器，提升管反应 器包括并列设置的主提升管反应器和辅助提升管反应器，两反应器共用沉降 器、汽提段和再生器，沉降器内并列设置设有与主提升管反应器出口连接的 主气固分离系统、与辅助提升管反应器出口连接的辅助气固分离系统和沉降 器气体出口，主气固分离系统出口接主提升管油气管线，辅助分离系统出口 接辅助提升管油气管线，再生器底部通过两个再生立管分别与主提升管反应器和辅助提升管反应器底部的催化剂入口连接；主提升管反应器内自下而上 分成同轴串联的中循环油(沸点在180'C到30(TC的馏分)或轻循环油(沸点小 于21(TC的馏分)裂化段、原料油裂化段和芳构化反应段，辅助提升管反应器 内自下而上分成同轴串联的轻循环油(沸点小于210'C的馏分)或中循环油(沸 点在180"C到30(TC的馏分)裂化段、重循环油(沸点大于28(TC)裂化段和 芳构化反应段，各反应段由直径相同或不同直径的筒节组成。主气固分离系统和辅助气固分离系统分别由通过连接管直接连通的一级 气固分离器和二级气固分离器组成， 一级气固分离器进口连接开口向下的沉 降器气体出口管。两反应器芳构化反应段顶部与底部之间设有催化剂回流管。两反应器芳构化反应段顶部与预提升段之间设有催化剂回流管。两反应器预提升段设有热交换器。本实用新型使用过程中，在主提升管反应器内，先在下段进行柴油等中 循环油或轻循环油裂化，裂化在520'C以上的高温下进行，使部分循环油转化 成低碳烯烃和芳烃；完成循环油反应后，将原料油引入反应器中段进行原料 油裂化反应；完成原料油反应后，反应物流向上进入芳构化反应段，进一步 增加芳烃比例。在辅助提升管反应器内，先在下段进行汽油等轻循环油或中 循环油裂化，裂化在520。C以上的高温下进行，使部分循环油转化成低碳烯烃 和轻芳烃；完成反应后，将重循环油引入反应器中段进行裂化反应；完成反 应后，裂化段反应物流向上进入芳构化反应段，进一步增加芳烃比例。主提升管反应器与辅助提升管反应器共用沉降器，两提升管反应器内的 反应物流经各自反应物流引出管进入各自的气固分离系统进行气固分离，反 应油气经各自油气管线分别进入主副分馏塔，互不混合，完成反应后催化剂 从共同的汽提段和待生立管进入共用再生器再生，恢复活性。主提升管反应器底部和辅助提升管反应器底部均设预提升段，来自再生 器的高温再生催化剂在提升介质作用下向上运动，分别与催化柴油或汽油等 循环油接触，利用再生催化剂的高温使柴油、汽油在高苛刻度条件下进一步 裂化成低碳烯烃。上述方案由于轻循环油和中循环油分别与来自再生器的催化剂接触反 应，反应苛刻度高，主要生成乙烯等低碳烯烃。如果在芳构化反应段利用催 化剂回流，在进入芳构化反应段再生催化剂量和反应温度不变的情况下，使 参于芳构化反应的总催化剂量增加，增加了实际剂油比、降低了空速。可同 时生产乙烯、丙烯和芳烃。如果使部分催化剂从两提升管反应器的芳构化反应段上部回流至预提升 段，与从再生器来的高温催化剂混合后上行，分别在两提升管反应器中与中循环油、轻循环油接触反应，使催化转化在较低的接触温度下进行，可避免 烃类进料过多地转化成干气和焦炭等副产品，主要生成丙烯等低碳烯烃；利 用催化剂回流区的催化剂回流，在进入反应器的再生催化剂量不变的情况下， 使参于两反应器各段反应的总催化剂量增加，增加了实际剂油比。可同时生 产丙烯和芳烃，尽量减少干气产率。如果在主提升管反应器和/或辅助提升管反应器预提升段壳体内增设热 交换器(取热管)，可使再生剂降温。来自再生器的高温催化剂经取热管取热 后，温度得到适当降低，分别在两提升管中与中循环油、轻循环油接触反应， 使催化转化在较低的接触温度下进行，避免烃类进料过多地转化成干气和焦 炭等副产品，主要生成丙烯等低碳烯烃；芳构化反应段利用催化剂回流区的 催化剂回流，在进入芳构化反应段再生催化剂量和反应温度不变的情况下， 使参于芳构化反应的总催化剂量增加，增加了实际剂油比，降低了空速。本实用新型使用时，主提升管反应器反应条件为循环油裂化温度 520-60(TC，反应时间0.50-5s;原料油裂化温度480-550°C ，反应时间2-5s; 芳构化反应段剂油比3-20，反应时间2-30s。辅助提升管反应器反应条件为 循环油裂化温度520-600°C，反应时间0.5-5s;回炼油油浆等重循环油裂化 温度500-550°C，反应时间l-3s;芳构化反应段剂油比3-20，反应时间2_30s。本实用新型中，石油烃类原料表述为原料油和循环油。原料油包括常压 重油、减压榨油、减压蜡油、焦化蜡油等催化转化反应装置一次反应物料； 循环油是指非目的产品中进入催化转化反应装置进行二次反应的物料，可再 分为轻循环油、中循环油和重循环油；轻循环油主要是分馏塔顶冷凝液体、汽油、C4、粗轻芳烃馏分；中循环油主要是分馏塔侧一线、侧二线产品、柴油 馏分、石脑油馏分；重循环油主要是分馏塔侧三线以下抽出物、回炼油，油 浆，芳烃抽余油，粗重粗芳烃馏分。本实用新型中两个提升管反应器共用一套沉降器、汽提段和再生器，结 构简单、占地面积小、投资低；用两个提升管反应器解决了二次反应原料与 原料袖的相互影响问题，同时实现了柴油、汽油等循环油再反应，并按各自 要求的反应条件进行催化转化；循环油反应后的催化剂不直接进入再生器， 而是直接用于原料油或重循环油反应；利用催化剂回流区的催化剂回流或预 提升段取热的方法，在反应温度不变的情况下，使参于反应的总催化剂量增 加，增加了实际剂油比。本实用新型能最大限度地多产低碳烯烃，并同时兼 产芳烃，烯烃产率在30%以上，芳烃产率达15-20%。
图l为本实用新型结构示意图； 图2为实施例2结构示意图； 图3为实施例3结构示意图； 图4为实施例4结构示意图。
具体实施方式
实施例1:石油烃类原料催化转化反应-再生装置，包括提升管反应器、 沉降器3、汽提段4、待生立管5和与之连接的再生器，提升管反应器包括并 列设置的主提升管反应器1和辅助提升管反应器2，两反应器共用沉降器3、 汽提段4、待生立管5和再生器，51为待生催化剂。沉降器3内并列设置设 有与主提升管反应器1出口 71连接的主气固分离系统、与辅助提升管反应器 2出口 61连接的辅助气固分离系统和沉降器气体出口，主气固分离系统和辅 助气固分离系统分别由通过连接管直接连通的一级气固分离器31、 32和二级 气固分离器31-1、 32-1组成， 一级气固分离器31、 32的进口连接开口向下 的沉降器气体出口管31-2、 32-2。二级气固分离器31-1出口接主提升管油气管线81， 二级气固分离器32-1 出口接辅助提升管油气管线82，再生器底部通过两个再生立管分别与主提升管反应器1和辅助提升管反应器2底部的催化剂入口 16、 26连接，160、 260 为再生立管，161、 261为滑阀；主提升管反应器l内自下而上分成同轴串联、 直径逐渐增大的中循环油或轻循环油裂化段12、原料油裂化段13和芳构化反 应段14， 120为循环油入口、 130为原料油入口。辅助提升管反应器2内自下 而上分成同轴串联、直径逐渐增大的轻循环油或中循环油裂化段22、重循环 油裂化段23和芳构化反应段24， 220为轻循环油或中循环油入口、 230为重 循环油入口。各反应段由不同直径的筒节组成。主提升管反应器1和辅助提 升管反应器2底部分别设有预提升段11、 21， 110、 210为预提升介质入口。 主提升管反应器1和辅助提升管反应器2的芳构化反应段14、 24的顶部与底 部之间分别设有催化剂回流管151、 251， 152、 252为滑阀。主提升管反应过程为再生催化剂经再生立管160、再生滑阀161进入主 提升管反应器l底部的预提升段ll，在预提升介质作用下沿反应器上行；柴 油经喷嘴雾化由柴油入口 120进入柴油裂化段12，与催化剂接触并沿反应器 上行，同时进行柴油催化转化反应；原料油经原料油入口 130进入反应器， 与柴油裂化段反应物流混合上行，在原料油裂化段13进行裂化反应；反应物 流继续上行，与由回流催化剂引出口 150引出，经催化剂回流管151、滑阀 152、回流催化剂入口 153进入的回流催化剂混合进入芳构化反应段14进行 轻烃芳构化转化，在14上部，部分催化剂经150引出去催化剂回流管，随后 其余催化剂及反应油气一起经主提升管反应物流引出管6、主提升管出口 61 进入反应沉降器3，在主提升管出口旋分系统31中进行气固分离；油气经主 提升管油气管线81进入主分馏塔，分离出的待生催化剂从共同的汽提段4和 待生立管5进入共用再生器再生，恢复活性；再生后催化剂经再生立管160 进入预提升段，完成主提升管反应的一个循环。次提升管反应过程为再生催化剂经再生立管260、再生滑阀261进入次 提升管反应器2底部的预提升段21，在预提升介质作用下沿反应器上行；汽 油经喷嘴雾化由汽油入口 220进入汽油裂化段22，与催化剂接触并沿反应器 上行，同时进行汽油催化转化反应；回炼油油浆经回炼油油浆入口 230进入 反应器，与汽油裂化段反应物流混合上行，在回炼油油桨裂化段23进行裂化反应；反应物流继续上行，与由回流催化剂引出口 250引出，经催化剂回流 管251、滑阀252、回流催化剂入口 253进入的回流催化剂混合进入芳构化反 应段24进行轻烃芳构化转化，在24上部，部分催化剂经250引出去催化剂 回流管，随后其余催化剂及反应油气一起经次提升管反应物流引出管7、次提 升管出口 71进入反应沉降器3，在次提升管出口旋分系统32中进行气固分离; 油气经次提升管油气管线82进入次分馏塔，分离出的待生催化剂从共同的汽 提段4和待生立管5进入共用再生器再生，恢复活性；再生后催化剂经再生 立管260进入预提升段，完成次提升管反应的一个循环。实施例2、本实施例中，催化剂回流管151、 252分别设于主提升管反应 器1和辅助提升管反应器2的芳构化反应段14、 24顶部与预提升段11、 21 之间。其他同实施例1。实施例3、本实施例中，两反应器预提升段ll、 21壳体内设有热交换器 (取热器)9， 91、 92为热交换器(取热器)的冷介质进、出口。其他同实施实施例4、本实施例中，两提升管反应器上不设催化剂回流管，两反应器 预提升段11、 21壳体内设有热交换器(取热器)9， 91、 92为热交换器(取 热器)的冷介质进、出口。其他同实施例l。
权利要求1、石油烃类原料催化转化反应-再生装置，包括提升管反应器、沉降器、汽提段和再生器，其特征在于，提升管反应器包括并列设置的主提升管反应器和辅助提升管反应器，两反应器共用沉降器、汽提段和再生器，沉降器内并列设置设有与主提升管反应器出口连接的主气固分离系统、与辅助提升管反应器出口连接的辅助气固分离系统和沉降器气体出口，主气固分离系统出口接主提升管油气管线，辅助分离系统出口接辅助提升管油气管线，再生器底部通过两个再生立管分别与主提升管反应器和辅助提升管反应器底部的催化剂入口连接；主提升管反应器内自下而上分成同轴串联的中循环油或轻循环油裂化段、原料油裂化段和芳构化反应段，辅助提升管反应器内自下而上分成同轴串联的轻循环油或中循环油裂化段、重循环油裂化段和芳构化反应段，各反应段由直径相同或不同直径的筒节组成。
2、 如权利要求1所述的石油烃类原料催化转化反应-再生装置，其特征 在于，主气固分离系统和辅助气固分离系统分别由通过连接管直接连通的一 级气固分离器和二级气固分离器组成， 一级气固分离器进口连接开口向下的 沉降器气体出口管。
3、如权利要求1或2所述的石油烃类原料催化转化反应-再生装置，其 特征在于，两反应器芳构化反应段顶部与底部之间设有催化剂回流管。
4、 如权利要求1或2所述的石油烃类原料催化转化反应-再生装置，其 特征在于，两反应器芳构化反应段顶部与预提升段之间设有催化剂回流管。
5、 如权利要求3所述的石油烃类原料催化转化反应-再生装置，其特征 在于，两反应器预提升段设有热交换器。
专利摘要石油烃类原料催化转化反应-再生装置，包括并列设置的主提升管反应器、辅助提升管反应器和沉降器，沉降器内并列设置分别与主提升管反应器和辅助提升管反应器连接的主气固分离系统、辅助气固分离系统和沉降器气体出口，再生器底部通过两个再生立管分别与主提升管反应器和辅助提升管反应器底部的催化剂入口连接；主提升管反应器内自下而上分成同轴串联的轻循环或中循环油油裂化段、原料油裂化段和芳构化反应段，辅助提升管反应器内自下而上分成同轴串联的轻循环油或中循环油裂化段、重循环油裂化段和芳构化反应段，各反应段可由不同直径的筒节组成，两提升管反应器底部设预提升段。本实用新型能多产低碳烯烃和芳烃。
文档编号C10G55/00GK201161998SQ20082006941
公开日2008年12月10日 申请日期2008年2月25日 优先权日2008年2月25日
发明者石宝珍 申请人:石宝珍