一种用于提高催化裂化反应系统气固接触的内构件

摘要

一种用于提高催化裂化反应系统气固接触的内构件，包括一个孔分布板和管束，其中孔分布板位于低线速反应区的底部，分布板上开有若干孔，分布板上开孔面积大于高线速反应区面积的30％，同时小于低线速反应区面积；管束由直管构成，直管的底部与孔分布板上的孔相连，直管底部的形状和大小分别与孔分布板上对应的孔完全相同，管束中的直管最大长度不大于低线速反应区的高度。该内构件增加了反应器内低线速反应区轴中心处气固混合物输送的阻力，降低了边壁处气固混合物输送的阻力，使气固混合物在该反应区域轴向、径向分布相对均匀，提高了该反应区域气固接触效率，增强了该反应区域催化裂化异构化、氢转移等二次反应的强度，从而改善产品的性质。

说明书

                        技术领域

本发明属于在不存在氢的情况下石油烃的催化转化设备，更具体地说，是一种用于流化催化转化的气固接触内构件。

                        背景技术

催化裂化是炼油企业主要的重油轻质化过程之一，通过该过程可使大分子的重质石油烃在热催化剂上裂化成小分子的高价石油产品，如催化汽油等。其主要步骤如下：烃类原料与热的再生催化剂相接触并在460～560℃下进行催化裂化反应；反应油气和待生催化剂的混合物通过提升管反应器进入沉降器；在沉降器中，油气和待生催化剂相分离；油气进入后续分馏系统；待生催化剂在汽提器中与蒸汽逆流接触，除去所夹带的烃类物质；汽提后的催化剂输送到再生器中，用含氧气体，一般为空气，在600～800℃的高温下烧焦再生，使催化剂恢复活性；再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用；烟气经处理后排入大气。

近些年来，催化裂化领域出现了一些新的工艺技术，许多技术不再采用常规的提升管工艺，而开始采用如提升管加流化床工艺、变径提升管工艺以及各种组合床工艺。ZL99105903.4、ZL99109193.0公开了一种利用双反应区来降低催化汽油烯烃含量的方法，但由于第二反应区低空速的扩径，故相比常规FCC提升管反应器，在该反应区气体线速明显降低，而油、剂气固两相是并流逆重力场流动，故在该反应区存在着明显的轴、径向流动的整体不均匀性和局部不均匀性，轴向上催化剂浓度底部高、上部低；径向上催化剂浓度中心高、边壁低；而油气在径向上明显是中心高于边壁。故造成油气、催化剂两相停留时间分布不合理，二者接触效果较弱，第二反应区的空间利用率不高，因此非常需要增强油气和催化剂的相互接触效率。

US6224833公开了一种用于催化裂化汽提段或再生器提高气、固逆流接触的设备；US4578183、US5318691所采用的提高气、固接触的方法和设备均用于提升管的预提升和进料分布段。

CN1258560A公开了一种提高气固接触效率的催化裂化提升管反应器，其特点在于将提升管的反应部分分为第一反应段、第二反应段和反应控制段。第一反应段采用锥形管实现“等速”高速反应；第二反应段内设导流套管及气体接管，对催化剂实现二次分布，从而可以提高提升管中心区催化剂密度20％以上，边壁区催化剂密度降低50％，明显提高了气固接触效率。

CN1265937A发明了一种气固并流折叠快速流化床反应装置，将提升管反应器和下行床反应器相结合，从而使气、固两相接触均匀性明显改善。

CN2415832Y提出对提升管反应器的预提升段进行改进，预提升段下部为流化室，内输送管由流化室的顶部向上深入提升管，设进气管于内输送管和提升管的环隙，从而可以减少边壁效应。

CN1388212A公开了一种用于催化裂化提升管反应器的油剂混合室。该混合室采用预提升管、内输送管、外输送管、提升介质分布器、烃油分布器等构件，可以使烃油、催化剂在提升管的流动状态得到改善，提升管的反应性能得到优化。

CN1217366A通过采用缩小提升管直径，增设轴切向二次提升风的方法，提高喷嘴区域油、剂的接触效率，并采用缩颈结构防止边壁催化剂的轴向滑落。

US3799868在提升管中心设置一个中空的内构件，从而使气、固在提升管与内构件构成的环行区域向上输送，以解决常规提升管中心区域固体颗粒浓度低、气体易短路的问题。

US5348644通过在提升管预提升段内壁上设置螺旋形的扁平内构件，或在预提升段采用切向注入提升介质的方法，使催化剂呈螺旋上升进入提升管的进料段，从而增大了油气、催化剂的接触效率。

US6146519在提升管中采用一个或多个再分配器来增强气固接触，该再分配器可以由一圈径向向内伸出的辐条构成，也可由许多互相垂直的栅格构成。

尽管以上的方法都不同程度地解决了提升管或提升管反应段的气、固颗粒接触效率问题。但对于各种组合反应器及变径提升管等工艺技术，气相会由于反应器轴向直径的不同而导致线速出现明显的变化，而在线速较低的区域，会造成固体床层和气体稀相并存，而采用以上方法则不能有效地提高该区域内油气、催化剂颗粒接触问题。

WO03/089544公开了一种用于组合反应器的快速床增加气、固接触的方法和设备，第二反应器用于产品改质，如汽油降烯烃、硫、氮含量。其特点是在快速床内设置一个或多个管状锥形反应器，反应器下端开口，浸没在快速床的密相床层，进料喷嘴设在反应器下端的开口内，依靠油气向上运动将快速床的密相床层的催化剂拉动向上运动，使气、固在管状锥形反应器内以拟均相方式接触反应，大大增强了气、固接触效率。但这种方法的缺点在于一直要求快速床维持较高的密相床层料位，这会导致能耗和操作难度的相应增加；另外大量用于维持密相床层料位的提升和松动介质将进入管状锥形反应器，从而对管状锥形反应器内的反应产生影响。

                        发明内容

本发明的目的是提供一种用于提高催化裂化反应系统气固接触的内构件，以提高气相线速较低区域内的油气、催化剂颗粒接触效率。

本发明提供的内构件设置在含有低线速反应区和高线速反应区的反应器的低线速反应区中，该内构件包括一个孔分布板和管束，其中孔分布板位于低线速反应区的底部，孔分布板上开有若干孔，孔分布板上开孔面积大于高线速反应区面积的30％，同时小于低线速反应区面积；管束由直管构成，直管的底部与孔分布板上的孔相连，直管的底部的形状和大小分别与孔分布板上对应的孔完全相同，管束中的直管最大长度不大于低线速反应区的高度。

孔分布板的形状和大小分别与低线速反应区的底部完全相同，低线速反应区的底部的形状优选圆形。孔分布板上开孔面积优选大于高线速反应区面积的50％，同时小于低线速反应区面积的90％，所述低线速是指气相线速为0.1～5米/秒优选1～3米/秒，高线速是指气相线速为8～70米/秒优选10～30米/秒。孔分布板的孔分布没有特殊限制。

孔分布板上的孔形状为圆形、椭圆形、三角形、四边形、五边或五边以上的多边形中的一种或几种，优选圆形；孔分布板上的孔大小可以相同，也可以不同，优选不同。

当孔分布板和孔分布板上孔的形状均为圆形时，孔口直径可以相同，也可以不同，优选不同。孔口直径为低线速反应区直径的0.1％～50％优选0.1％～30％，孔分布板上的直管直径等同于孔口直径。直管与孔分布板通过焊接或其它常规连接方式连接。直管最好有耐磨衬里。

管束中的直管长度可以相同，也可以不同，优选不同，其最大长度不大于低线速反应区的高度，优选不大于低线速反应区高度的50％。位于该反应区中心附近的直管长度要大于位于边壁附近的直管长度，从反应区域轴中心至边壁，管束中直管长度逐渐缩短，从而在低线速反应区的正面剖视图中，管束投影构成一个等腰三角形。

本发明所提供的内构件适当增加了反应器内线速较低的反应区域轴中心处气固混合物输送的阻力，降低了边壁处气固混合物输送的阻力，使气固混合物在该反应区域轴向、径向分布相对均匀，提高了该反应区域气固接触效率，增强了该反应区域催化裂化异构化、氢转移等二次反应的强度，从而改善产品的性质。

                        附图说明

图1是本发明所提供的内构件的正面剖视图。

图2是本发明所提供的内构件的俯视图。

图3是安装本发明的内构件的变径提升管反应器的示意图。为了对低线速的第二反应区的内构件给予进一步的说明，图3还给出了相应的局部剖视图。

                      具体实施方式

催化裂化反应器常常因工艺要求而采用各种组合反应器及变径提升管工艺，其中组合反应器包括如提升管+流化床、提升管+流化床+提升管、流化床+提升管、流化床+提升管+流化床等；变径提升管是指提升管的直径在轴向上发生明显变化，包括下粗上细、下细上粗、上下细中间粗、上下粗中间细等等。这些反应器因直径不同导致气相线速发生明显变化，在反应器内出现线速较高区域和线速较低区域。本发明提供的内构件就是设置在低线速反应区中。

对于由提升管、流化床构成的组合反应器，低线速反应区是指流化床，高线速反应区是指提升管；对于变径提升管反应器，低线速反应区是指提升管扩径的反应区或反应段，高线速反应区是指提升管未扩径的反应区或反应段。但本发明并不限制以上两种反应器，只要该反应器的直径不同，或者说存在气相线速明显不同，则反应器内的线速较低区域均适用本发明。

本发明所提供的采用内构件来增强催化裂化气、固接触方法对催化裂化反应器的结构不加限制，反应器的原料油入口位置、预提升介质入口位置、雾化介质入口位置、再生催化剂入口位置、喷嘴形式、原料油雾化方式、原料油和催化剂的混合方式均与常规催化裂化提升管反应系统相同。操作条件和操作方式也类似于常规催化裂化提升管系统。

本发明所提供的采用内构件来增强催化裂化气、固接触的方法中对所采用催化剂的性质没有特殊的要求，任何适用与催化裂化装置的催化剂都可以使用，例如，催化剂的活性组分可以选自含或不含稀土的Y型沸石、HY型沸石、USY型沸石、ZSM-5系列沸石或具有五元环结构的高硅沸石、β沸石、镁碱沸石中的一种或多种，也可以是无定型硅铝催化剂。

本发明所提供的内构件增强气、固接触对原料油没有限制，可以是不同沸程的石油馏份，渣油或原油。具体地说，它们是：一次加工馏份油，包括汽油、柴油、减压蜡油、渣油等；两种或两种以上的上述一次加工馏份油任意比例的混合物；掺有焦化蜡油、脱沥青油或其它二次加工馏份油的一次加工馏份油或其混合物。

下面结合附图对本发明提供的内构件的结构和操作予以进一步的说明，但不限制本发明。

图1是本发明所提供的内构件的正面剖视图。

图2是本发明所提供的内构件的俯视图。

本发明所提供的内构件包括一个圆形孔分布板9和由若干直管10构成的管束，其中孔分布板9位于低线速反应区的底部，孔分布板9上开有若干孔，孔分布板9上开孔面积大于高线速反应区面积的30％，同时小于低线速反应区面积；管束由直管10构成，直管的底部与孔分布板9上的孔焊接，直管的底部的形状和大小分别与孔分布板9上对应的孔完全相同，管束中的直管最大长度不大于低线速反应区的高度。

孔分布板9上的孔形状为圆形，孔口直径为低线速反应区直径的0.1％～50％优选0.1％～30％，孔分布板9上的直管直径等同于孔口直径。图2示意的孔分布板9上的孔分布对本发明没有限制作用。

管束中的直管长度不同，其最大长度不大于低线速反应区的高度，优选不大于低线速反应区高度的50％。位于该反应区中心附近的直管长度要大于位于边壁附近的直管长度，从反应区域轴中心至边壁，管束中直管长度逐渐缩短，从而图1中管束投影构成一个等腰三角形。

图3是安装本发明的内构件的变径提升管反应器的示意图。为了对低线速的第二反应区的内构件给予进一步的说明，图3还给出了相应的局部剖视图。

该提升管反应器沿垂直方向自下而上依次为同轴的预提升段2、第一反应区5、直径扩大了的第二反应区7(线速较低区域)、直径缩小了的出口区11，在出口区的末端有一水平管12。

第一、二反应区的结合部位及第二反应区和出口区的结合部位为圆台形中空的过渡区域。该区域没有管束10。

预提升介质如水蒸汽等经管线1从预提升段2进入提升管反应器的下部，热的再生催化剂由再生斜管3进入预提升段由预提升介质进行提升。预热后的原料油和雾化蒸汽经管线4进入提升管，与热的再生催化剂混合后进入第一反应区5，在一定的条件下进行催化裂化反应。反应物流和来自管线6的补充催化剂在第一、二反应区的结合部位混合后进入第二反应区7。

第二反应区7由于扩径会导致气相线速较低，故该反应区在本发明中称为线速较低区域。在该反应区区域设置内构件，内构件由孔分布板9和管束10组成。气、固混合物经孔分布板9进入线速较低反应区域7的垂直直管束10内进行二次反应。气、固混合物从管束10出来后，由于管束10中直管的长度不同，中间直管长，边壁直管短，会造成第二反应区边壁气体速度和第二反应区中间气体速度比较接近，从而可以较好地避免低线速反应区较易出现的严重边壁效应；即使第二反应区存在较轻微的中间部分催化剂向边壁滑落的边壁效应，也将由于边壁气体速度较高，从而造成催化剂和油气在第二反应区中上部的周边剧烈的碰撞、接触、反应，从而大大强化二次反应。冷激物流或需要二次加工的物流如汽、柴油等经管线8也进入该反应区域7，在第二反应区内与反应物流和催化剂混合换热并进行相应的反应。随后油气和催化剂的混合物经该反应区域上部过渡区进入出口区11进一步进行反应，反应物流最后经水平管12流出。

本发明所提供的内构件的优点在于给反应器内线速较低的反应区域提供平推流+湍流床的反应环境。在该反应区域的中下部分油气、催化剂在管束中以平推流的方式进行接触和反应；而在该反应区域的中上部分，油气和催化剂的混合物从管束中出来后，由于管束的长度不同及重力场的作用，对轴中心处的管束而言，因其长度较长，混合物流从管束出来后，一部分催化剂随油气继续向上输送，而另一部分则向边壁附近滑落，而这部分滑落的催化剂在边壁附近又与边壁管束出来的向上运动的物流接触，从而被携带向上输送。因而在该反应区的中上部形成了一个气、固剧烈混合接触的类似湍流床的反应环境，从而大大增强线速较低反应区域的气、固的接触效率。

本发明所提供的内构件的优点在于适当增加了反应器内线速较低的反应区域轴中心处气固混合物输送的阻力，降低了边壁处气固混合物输送的阻力，使气固混合物在该反应区域轴向、径向分布相对均匀，增大了该反应区域气固接触效率，故大大增强了该反应区域催化裂化异构化、氢转移等二次反应的强度，从而达到改善产品性质的目的。

本发明所提供的内构件的另外一个优点是由于大大增强了反应器内线速较低的反应区域气、固接触效率，强化了二次反应，从而可以相应缩短该反应区域的长度，也即可以缩短整个提升管反应器的长度，降低设备投资。

下面的实施例将对本发明予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。实施例和对比例中的原料和催化剂的性质分别列于表1和表2。表2中的催化剂由中国石油化工集团公司齐鲁催化剂厂生产。

实施例1

本实施例说明在中型规模的变径提升管反应器上采用本发明催化裂化生产低烯烃汽油的过程情况。

提升管反应器的预提升段、第一反应区、第二反应区(气相线速较低区域)、出口区的总高度为15米。预提升段直径为0.22米，其高度为1.5米；第一反应区直径为0.25米，其高度为4米；第二反应区直径为1米，其高度为6.5米；出口区直径为0.25米，其高度为3米；第一、二反应区结合部位的纵剖面等腰梯形的顶角为45°；第二反应区与出口区结合部位的纵剖面等腰梯形的底角为60°。

第二反应区内构件的孔分布板的直径和第二反应区的直径相同，为1米。孔分布板9均匀开孔25个，也即管束的垂直管数为25。管束在第二反应区的平面分布参见图2。从轴中心至反应区边壁，共有4层，即第一层(最内层)、第二层、第三层、第四层(最外层)。最内层管数为1，即轴中心管；第二、三、四层每层管数均为8。在每一层内，管与管之间的平面夹角为45°。所有直管内径均为0.05米，管壁厚度均为3毫米。轴中心管长度为4米；第二层管长度均为3.47米；第三层管长度均为2.95米；第四层管长度均为2.42米。孔分布板上开孔面积为高线速反应区面积的100％，为低线速反应区面积的6.25％。

在第二反应区的平面图上：第二层管中心距离第二反应区的轴中心0.14米；第三层管中心距离第二反应区的轴中心0.28米；第四层管中心距离第二反应区的轴中心0.42米。

除提升管反应器的第二反应区与ZL99105903.4中的提升管反应器第二反应区结构不同外，其它装置结构及操作条件与ZL99105903.4中完全相同。操作条件和产品分布列于表3，汽油性质列于表4。从表3可以看出，总液收为86.77重％。从表4可以看出，汽油中的烯烃含量为24.11重％。

对比例1

与实施例1相比，不同的是本对比例中提升管反应器内线速较低的第二反应区内没有任何内构件，仅为一扩径的直管。该对比例为ZL99105903.4中的实施例1。

操作条件和产品分布列于表3，汽油的性质列于表4。从表3可以看出，总液收为86.41重％。从表4可以看出，汽油中的烯烃含量为28.11重％。

实施例2

本实施例说明在变径提升管反应器上实施本发明，在保证降低汽油烯烃含量的前提下，可以降低反应器的总高度。

提升管反应器的预提升段、第一反应区、第二反应区(气相线速较低区域)、出口区的总高度为13.7米。预提升段直径为0.22米，其高度为1.5米；第一反应区直径为0.25米，其高度为4米；第二反应区直径为1米，其高度为5.2米；出口区直径为0.25米，其高度为3米；第一、二反应区结合部位的纵剖面等腰梯形的顶角为45°；第二反应区与出口区结合部位的纵剖面等腰梯形的底角为60°。

第二反应区内构件的孔分布板直径和第二反应区直径相同，为1米。分布板均匀开孔25个，也即管束的垂直管数为25。管束在第二反应区的平面分布参见附图2。从轴中心至反应区边壁，共有4层，即第一层(最内层)、第二层、第三层、第四层(最外层)。最内层管数为1，即轴中心管；第二、三、四层每层管数均为8。在每一层内，管与管之间的平面夹角为45°。所有直管内径均为0.05米，管壁厚度均为3毫米。轴中心管长度为3米；第二层管长度均为2.46米；第三层管长度均为1.94米；第四层管长度均为1.42米。孔分布板上开孔面积为高线速反应区面积的100％，为低线速反应区面积的6.25％。

在第二反应区的平面图上：第二层管中心距离第二反应区的轴中心0.14米；第三层管中心距离第二反应区的轴中心0.28米；第四层管中心距离第二反应区的轴中心0.42米。

本实施例使用的催化剂和原料油同实施例1。

操作条件和产品分布列于表3，汽油的性质列于表4。从表3可以看出，总液收为86.55重％。从表4可以看出，汽油中的烯烃含量为26.24重％。

表1

  密度(20℃)，千克/米³  890.5  运动粘度(100℃)，毫米²/秒  5.08  残炭，重％  0.7  凝点，℃  40  总氮，重％  0.16  硫，重％  0.53  碳，重％  85.00  氢，重％  12.62  重金属含量，PPM  镍  0.16  钒  0.15  铁  --  铜  --  钠  0.45  馏程，℃  初馏点  278  10％  385  30％  442  50％  499  70％  --  90％  --  终馏点  --

表2

  催化剂名称  ZCM-7  化学组成，重％  氧化铝  46.4  氧化钠  0.22  氧化铁  0.32  表观密度，千克/米³  690  孔体积，毫升/克  0.38  比表面积，米²/克  164  磨损指数，重％时^-1  --  筛分组成，重％  0-40微米  4.8  40-80微米  47.9  ＞80微米  47.3

表3

  实施例1  对比例1  实施例2  反应温度，℃  第一反应区  545  545  545  第二反应区  495  495  495  反应时间，秒  3.9  5.0  3.6  第一反应区  1.0  1.0  1.0  第二反应区  2.4  3.5  2.1  出口区  0.5  0.5  0.5  剂油比  4.5  4.5  4.5  水油比  0.05  0.05  0.05  产物分布，重％  干气  1.74  1.83  1.72  液化气  16.65  16.11  16.4  汽油  47.08  46.86  46.95  轻柴油  23.04  23.44  23.2  重柴油  7.42  7.77  7.64  焦炭  3.95  3.88  3.91  损失  0.12  0.11  0.18

表4

  实施例1  对比例1  实施例2  密度(20℃)，千克/米³  741.9  743.6  748.8  辛烷值  RON  89.8  90.0  90.0  MON  79.2  79.0  79.1  诱导期，分钟  ＞1000  ＞1000  ＞1000  实际胶质，毫克/100毫升  2.0  2.0  2.0  硫，重％  0.0091  0.0095  0.0093  氮，重％  0.0028  0.0028  0.0029  碳，重％  86.04  86.14  86.11  氢，重％  13.78  13.72  13.75  馏程，℃  初馏点  39  46  44  10％  69  73  72  30％  93  95  95  50％  114  114  108  70％  141  143  144  90％  173  171  174  干点  201  202  202  族组成，重％  正构烷烃  5.24  5.01  5.15  异构烷烃  38.89  36.00  37.3  环烷烃  7.2  7.20  7.3  烯烃  24.11  28.11  26.24  芳烃  24.56  23.68  24.01