一种烃油转化过程中的换热方法和烃油转化方法

摘要

一种烃油转化过程中的换热方法包括使用换热器将烃油与再生器中的再生催化剂换热，其中，所述换热器位于再生器中。本发明还提供了一种包括该换热方法的烃油转化方法。按照本发明提供的烃油转化过程中的换热方法，换热器位于再生器中，高温再生催化剂与原料油在再生器内部换热，高温再生催化剂的热量损失小，可以提高单位质量的再生催化剂降低一定的温度所能加热的原料油的量，从而提高换热效率。此外，本发明的换热方法还可以同时起到降低再生器内温度的作用，减少由于温度过高引起的催化剂水热失活，从而减少需要补充的新鲜催化剂的量，降低催化剂消耗。使用本发明的烃油转化方法可以降低干气和焦炭产率，提高液体产品产率。

说明书

技术领域

本发明是关于一种烃油转化过程中的换热方法和烃油转化方法。

背景技术

催化裂化是石油二次加工的重要手段之一，用于从重质烃油生产汽油、柴油、液化气等。一般来说，烃油裂化方法包括在裂化条件下，将烃油与催化剂在反应器中接触，烃油在催化剂的作用下通过裂化反应生成裂化产物(该裂化产物包括轻质油品、重质油品和气体)，同时反应生成的焦炭沉积在催化剂上，沉积有焦炭的催化剂需要进行再生才能再次用于催化裂化反应，因此一般称为待生催化剂；待生催化剂与裂化产物在反应沉降器中得以分离，待生催化剂进入反应汽提器脱除携带的油气后进入再生器再生，得到再生催化剂，裂化产物进入后续分离系统；再生催化剂送入到反应器中与烃油接触，继续反应。

随着原油日益变重和劣质化，原料性质变差，致使催化反应生焦增加，再生温度相应提高，热裂化反应增加，导致干气产率增加，产品分布变差。

再生催化剂的温度过高以及再生催化剂与烃油的温差过大是造成热裂化的主要原因，因此为减少热裂化反应趋势，降低干气产率，需要降低再生催化剂的温度或降低催化剂与烃油接触时的温度差。再生催化剂的温度一般为650-780℃，作为原料的烃油的温度一般为100-200℃。降低催化剂与烃油接触时的温度差可通过使再生催化剂与烃油进行换热来实现。

例如，US 6059958公开了一种重油流化催化裂化方法，该方法的一种实施方式是将再生催化剂分成两股，一股再生催化剂与烃油原料进行换热而得到冷却，该冷却后的再生催化剂与另一股热催化剂混合后与催化原料接触反应。在该方法中，催化剂分两路从再生器分别到提升管反应器，即从再生器直接到提升管反应器和从再生器通过换热器后到提升管反应器，两股催化剂在与原料油接触前混合。虽然该方法有利于调节换热强度和换热量，但该方法在再生器的外部使再生催化剂与原料油换热，通过输送管道将高温再生催化剂从再生器输送到换热器的过程中，高温再生催化剂的相当大一部分热量散失掉了，因此换热效率低，即单位质量的再生催化剂降低一定的温度所能加热的原料油的量较少。

发明内容

本发明的目的是为了克服现有的烃油转化过程中的换热方法换热效率较低的缺点，提供一种能够提高换热效率的烃油转化过程中的换热方法。

本发明提供了一种烃油转化过程中的换热方法，该方法包括使用换热器将烃油与再生器中的再生催化剂换热，其中，所述换热器位于再生器中。

本发明提供了一种烃油转化方法，该方法包括在裂化条件下，将烃油与裂化催化剂在反应器中接触，得到裂化产物和待生催化剂；将裂化产物和待生催化剂分离，待生催化剂在再生器中再生，得到再生催化剂；使用换热器使至少一部分再生催化剂与至少一部分烃油换热，然后将含有该换热后的烃油的烃油与含有该换热后的再生催化剂的裂化催化剂在反应器中接触，其中，所述换热器位于再生器中。

按照本发明提供的烃油转化过程中的换热方法，换热器位于再生器中，高温再生催化剂与原料油在再生器内部换热，高温再生催化剂的热量损失小，可以提高单位质量的再生催化剂降低一定的温度所能加热的原料油的量，从而提高换热效率。此外，本发明的换热方法还可以同时起到降低再生器内温度的作用，使催化剂在再生器高温水热条件下减少由于温度过高引起的催化剂水热失活，从而减少由于催化剂活性降低而需要补充新鲜催化剂的量，降低催化剂消耗。

附图说明

图1是表示本发明提供的烃油转化方法的一个具体实施方式的示意图；

图2是表示本发明提供的烃油转化方法的另一个具体实施方式的示意图；

图3是按照本发明的一个具体实施方式的换热管道的示意图；

图4是按照本发明的另一个具体实施方式的换热管道的示意图。

具体实施方式

本发明提供的烃油转化过程中的换热方法包括使用换热器将烃油与再生器中的再生催化剂换热，其中，所述换热器位于再生器中。

按照本发明提供的换热方法，通入换热器中的烃油的量使换热后的烃油比换热前的烃油的温度升高至少50℃，并且使再生器内的温度保持在500-700℃。通入换热器中的烃油的量使换热后的烃油比换热前的烃油的温度升高至少50℃，优选升高50-250℃，更优选升高80-200℃。换热前的烃油温度可以为50-300℃，优选为80-250℃，换热后的烃油温度可以为150-450℃，优选为150-380℃。

按照本发明的一个优选实施方式，如图1所示，所述换热器为管壳式换热器11，该管壳式换热器包括换热器管道111和换热器壳体112，换热器管道111位于换热器壳体112中，管壳式换热器11的换热器壳体112与换热器管道111之间的空间中，即换热器壳体112与换热器管道111外壁之间的空间，包括传热介质，烃油进入管壳式换热器11的换热器管道111。

所述传热介质可以为导热油、氮气、二氧化碳或水蒸汽，优选为水蒸汽。所述传热介质通过输入管线113进入换热器壳体112与换热器管道111外壁之间的空间，通过换热器壳体112的壳体壁与再生器3中的再生催化剂进行换热；烃油进入换热器管道111中，沿换热器管道111流动，同时通过换热器管道111的管壁与所述传热介质进行换热，换热后的传热介质通过输出管线114离开换热器。传热介质的温度可以为50-500℃，优选为100-300℃；传热介质与烃油的重量比为(0.1-5)∶1，优选为(0.5-3)∶1。

按照该优选实施方式，利用传热介质将高温再生催化剂的热量传递给烃油，使烃油和再生催化剂进行换热，可以避免烃油与高温的再生催化剂进行换热时由于受热过度而在换热器管道11的内壁上结焦的现象，从而提高换热效率并避免原料浪费，另外可以避免烃油与高温的再生催化剂进行换热时由于管壁破裂引起安全事故的发生。

按照本发明的另一个优选实施方式，如图2所示，换热器为换热管道12。该换热管道12为双层套管，双层套管包括内管121和外管122，外管122内包括传热介质，烃油进入内管121，或者外管122的一端封闭，并且在外管122的封闭端，内管121和外管122通。

如图3所示，所述换热器管道12为双层套管，双层套管包括内管121和外管122。外管122内包括传热介质，所述传热介质可以为导热油、氮气、二氧化碳或水蒸汽，优选为水蒸汽。烃油进入内管121，沿内管121流动，同时通过内管壁123与外管122内的传热介质进行换热；传热介质进入外管122，沿外管122流动，同时通过外管壁124与再生催化剂进行换热，换热后的传热介质离开换热器。传热介质的温度为50-500℃，优选为100-300℃；传热介质与烃油的重量比为(0.1-5)∶1，优选为(0.5-3)∶1。图3中两侧的箭头表示传热介质流动的方向，中间的箭头表示烃油流动的方向。

按照该优选实施方式，利用传热介质将高温再生催化剂的热量传递给烃油，使烃油和再生催化剂进行换热，可以避免烃油与高温的再生催化剂进行换热时由于受热过度而在管壁上结焦的现象，从而提高换热效率并避免原料浪费。

如图4所示，换热管道12为双层套管，双层套管包括内管121和外管122，其中，外管122的一端封闭，并且在外管122的封闭端，内管121和外管122相通。烃油进入内管121，到达内管121的一端时进入到外管122中。图4中的箭头表示烃油流动的方向。

按照如图4所示的换热管道，烃油先进入内管121，在内管121中通过内管壁123的传热作用被预热，预热后的烃油进入外管122，通过外管壁124与再生催化剂进行换热，这样可以降低外管与内管之间以及外管与再生催化剂之间的温差，防止烃油受热过度，从而有效地避免烃油在管壁上结焦。

本发明提供的烃油转化方法包括在裂化条件下，将烃油与裂化催化剂在反应器中接触，得到裂化产物和待生催化剂；将裂化产物和待生催化剂分离，待生催化剂在再生器中再生，得到再生催化剂；使用换热器使再生催化剂与至少一部分烃油换热，然后将含有该换热后的烃油的烃油与含有该换热后的再生催化剂的裂化催化剂在反应器中接触，其中，所述换热器位于再生器中。

可以按照下列方式使再生催化剂与烃油换热：将再生催化剂与一部分烃油换热，然后将换热后的烃油与未换热的烃油混合，将含有该换热后的再生催化剂的裂化催化剂与全部的烃油在反应器中接触；将再生催化剂与全部烃油换热，然后将含有该换热后的再生催化剂的裂化催化剂与换热后的烃油在反应器中接触。如果只有一部分烃油换热，则所述含有该换热后的烃油的烃油为换热后的烃油与未换热的烃油的混合物；如果全部烃油换热，则所述含有该换热后的烃油的烃油为换热后的烃油。所述含有该换热后的再生催化剂的裂化催化剂为换热后的再生催化剂与新补充的裂化催化剂的混合物。

为了操作方便和更有效地将接触的再生催化剂与烃油之间的温差降低到适当的范围之内，本发明优选将全部再生催化剂与全部烃油换热，然后将换热后的再生催化剂与换热后的烃油在反应器中接触。通入换热器中的烃油的量使换热后的烃油比换热前的烃油的温度升高至少50℃，并且使再生器内的温度保持在500-700℃。通入换热器中的烃油的量使换热后的烃油比换热前的烃油的温度升高至少50℃，优选升高50-250℃，更优选升高80-200℃。换热前的烃油温度可以为50-300℃，优选为80-250℃，换热后的烃油温度可以为150-450℃，优选为150-380℃。

其中，换热器在上文中已经详细描述了，在此不再赘述。

所述反应器2优选为提升管反应器，所述提升管反应器已为本领域技术人员所公知。如图1、2或3所示，提升管反应器包括预提升段21和反应段22。其中在预提升段21通入预提升介质，所述预提升介质的作用是使再生催化剂和烃油沿提升管向上运动。预提升介质可以为常规的预提升介质，如干气、含氢气和/或一氧化碳的气体或雾化蒸汽，优选为干气。所述裂化条件已为本领域技术人员所公知，一般情况下，提升管反应器中的反应条件包括：预提升段21和反应段22的温度分别为600-750℃和500-650℃；提升管出口压力为80-450千帕(表)，优选为100-300千帕(表)；接触时间为2-20秒，优选为4-8秒；催化剂与烃油的重量比(以下简称剂油重量比)为(2-15)∶1，优选为(5-10)∶1；预提升介质与烃油的重量比为(0.01-0.15)∶1，优选为(0.02-0.10)∶1。在此所述的催化剂与烃油的重量比中所指的催化剂包括再生催化剂和新补充的裂化催化剂。

烃油与催化剂在反应器中接触，得到裂化产物和待生催化剂。裂化产物和待生催化剂进入到沉降器4中分离，待生催化剂返回至汽提器5，经过汽提后通过待生催化剂输送管线33进入到再生器3中进行再生。其中，待生催化剂输送管线33上有待生滑阀34，可以控制待生催化剂进入到再生器3中的量。

再生器3可以为本领域公知的再生器，可以使用单个再生器或多个再生器，单个再生器或多个再生器也可带有以蒸汽为介质的外取热器或内取热器，本发明对此没有特别的限定。再生的方法一般包括在含氧气体存在下对待生催化剂进行烧焦，烧焦的条件包括：温度为500-800℃，优选为550-780℃；含氧气体的流量为每千克待生催化剂每小时60-200升，优选为80-150升；含氧气体的停留时间为0.5-20分钟，优选为1-10分钟。所述含氧气体可以为纯的氧气，也可以为含有氧气的混合气体，为了节省成本，含氧气体优选为空气。

再生催化剂通过再生催化剂输送管线31进入到反应器1中。其中，再生催化剂输送管线31上有再生滑阀32，可以控制再生催化剂进入到反应器1中的量。

所述烃油可以为常压渣油、减压渣油、常压蜡油、减压蜡油、直馏蜡油、焦化蜡油、加氢裂化尾油、加氢精制油、溶剂脱沥青油中的一种或几种。

所述催化剂可以为常规的用于催化裂化反应的催化剂，如含有分子筛的裂化催化剂，特别是含有含或不含稀土的Y或HY型沸石、含或不含稀土的超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石以及具有五元环结构的高硅沸石、β沸石和镁碱沸石中的一种或几种的裂化催化剂，催化剂也可以是无定型硅铝催化剂。这些裂化催化剂为本领域技术人员所公知。

下面结合实施例来更详细地描述本发明。

实施例中所用到的原料：

催化剂为MLC-500工业平衡剂，中国石油化工集团公司齐鲁催化剂厂出品，该催化剂的性质列于表1中；

烃油：烃油为管输蜡油，性质列于表2中；

试验采用的装置中原料预热采用电加热，提升管外部有辅助电加热。

烃油和裂化产物中的硫含量采用SH/T 0742-2004中规定的方法测定。

实施例1

该实施例用于说明本发明提供的烃油转化过程中的换热方法。

如图1所示，管壳式换热器11位于再生器3中，将温度为160℃的3千克烃油进入管壳式换热器11的换热器管道111中，与再生器3中的温度为685℃的20千克再生催化剂进行换热。管壳式换热器11的换热器壳体112与换热器管道111之间的空间中充入水蒸气作为传热介质，水蒸气与烃油的重量比为0.9∶1。换热15分钟后，换热后的烃油的温度为280℃，换热后的再生催化剂的温度为640℃。

对比例1

将温度为160℃的3千克烃油进入管壳式换热器的换热器管道中，来自再生器的20千克再生催化剂进入管壳式换热器的换热器壳体与换热器管道之间的空间中(管壳式换热器位于再生器外部)，烃油与再生催化剂进行换热，其中，再生器内的温度为685℃。换热15分钟后，换热后的烃油的温度为220℃，换热后的再生催化剂的温度为640℃。

从实施例1和对比例1的换热结果可以看出，实施例1和对比例1中用于换热的烃油和再生催化剂的量和初始温度相同，换热后的再生催化剂的温度也相同，实施例1换热后的烃油的温度明显高于对比例1换热后的烃油的温度，说明本发明提供的烃油转化过程中的换热方法显著提高了换热效率。

实施例2

该实施例用于说明本发明提供的烃油转化方法。

如图2和图3所示，温度为160℃的烃油进入换热管道12的内管121中，与再生器中的的温度为685℃的再生催化剂进行换热，换热管道12的外管中充入水蒸气作为传热介质，水蒸气与烃油的重量比为1.2∶1。换热后的烃油的温度为255℃，进入反应器2中。换热后的再生催化剂的温度为635℃，由再生催化剂输送管线31经再生滑阀32进入反应器2中。

换热后的再生催化剂与换热后的烃油在反应器2的反应段22接触，进行催化裂化反应。反应的条件为：提升管出口温度为498℃，提升管出口压力为160千帕(表)，接触时间为5.8秒，剂油比为6.0∶1。其中在预提升段21通入有雾化蒸汽作为预提升介质，雾化蒸汽与烃油的重量比为0.05∶1。

裂化产物和待生催化剂进入沉降器4，并在此分离，待生催化剂进入汽提器5，经汽提脱除夹带油气的待生剂通过待生催化剂输送管线33经待生滑阀34进入再生器3中进行烧焦。烧焦的条件包括：再生器中部烧焦温度为708℃，空气的流量为每千克待生催化剂每小时100升。

再生催化剂与烃油进行换热，重复进行上述操作。试验结果列于表3。

对比例2

重复实施例2，所不同的是烃油不与再生器中的催化剂换热，具体条件为：烃油预热温度160℃，再生器中温度685℃，提升管出口温度为498℃，提升管出口压力为160千帕(表)，接触时间为5.9秒，剂油比为5.8∶1。其中在预提升段21通入有雾化蒸汽作为预提升介质，雾化蒸汽与烃油的重量比为0.05∶1。试验结果列于表3。

表1

  化学组成，重量％  氧化铝  47  氧化钠  0.35  Re₂O₃  1.65  堆积密度，千克/米³  820  孔体积，毫升/克  0.22  比表面积，米²/克  280  筛分组成，重量％  0-40微米  6.7  40-80微米  49.1  ＞80微米  44.2  金属含量，微克/克  Ni  4500  V  2800  Na  2000  Fe  5600  Sb  1200

表2

  分析项目  密度(20℃)，克/立方厘米  0.8916  粘度(80℃)，毫米²/秒  9.629  粘度(100℃)，毫米²/秒  6.312  凝固点，℃  47  苯胺点，℃  93.5  酸值，毫克KOH/克  0.81  碱性氮，微克/克  404  硫含量  2.0  残炭，％  404  饱和烃，％  63.6  芳烃，％  29.2  胶质，％  7.2  沥青质，％  0.0  熘程，℃  初馏点  288  5％  343  10％  365  30％  416  50％  442  70％  466  90％  518

表3

  产品分布，重量％  实施例2  对比例2  干气  2.23  2.86  LPG  8.96  8.36  汽油  39.63  38.72  柴油  17.72  18.36  油浆  22.13  21.49  焦炭  9.33  10.21

从表3的数据对比可以看出，采用本发明的烃油转化方法，可明显降低焦炭和干气产率，提高液体产品收率。