一种控制分馏塔塔底液位和反应苛刻度的方法

摘要

一种控制分馏塔塔底液位和反应苛刻度的方法。方法包括：所述的分馏塔的人字板位于分馏塔下部，分馏塔的人字板位于分馏塔下部，在分馏塔侧壁的人字板垂直高度附近的位置引入经过换热的催化裂化原料油介质，其中催化裂化原料油介质与进入分馏塔的催化裂化反应产物质量比例为1:1000～0.5:1；所述的在分馏塔侧壁的人字板垂直高度附近的位置为在人字板和催化裂化反应产物入口位置之间的分馏塔侧壁，或人字板和回炼油浆出口位置之间的分馏塔侧壁。使用本发明所述的方法，控制分馏塔塔底液位和反应苛刻度，有效降低催化裂化焦炭产率，实现装置的连续生产。

说明书

技术领域

本发明涉及催化裂化过程中的控制方法。

背景技术

催化裂化是最重要的重质油轻质化过程之一。催化裂化过程投资少、操作费用低、原料适应性强、轻质产品收率高、技术成熟，是目前炼油厂利润的主要来源(左丽华.我国催化裂化技术发展现状及前景[J].石油化工技术经济，2000，16(1)：16-21.)。目前我国催化裂化的年加工能力已经超过1亿t，商品汽油构成中，催化裂化汽油占80％左右，柴油占30％左右，而且30％以上的丙烯来自催化裂化过程。

分馏塔是催化裂化装置重要的工艺过程之一。影响分馏塔塔底液位的因素有反应温度、剂油比变化、反应时间变化、炼油量变化、油浆回炼量变化、油浆返塔量和分馏塔塔底温度变化以及油浆外甩量的变化等(吴来正，焦来生，庞清民，曹存才.小型催化裂化装置分馏塔塔底液位控制方案的改进[J].石油化工自动化，2002,(5)：50-51.)。一般来说，催化裂化装置分馏塔塔底液位控制在30～40％左右。然而随着国内外催化裂化装置对轻质油需求的增加，许多装置改造为MIP或MIP-CGP，或提高装置苛刻度，或选用高活性催化剂，然后催化裂化分馏塔塔底液位难以维持。

吴来正等《小型催化裂化装置分馏塔塔底液位控制方案的改进》指出影响分馏塔塔底液位的因素有反应温度变化、炼油量变化、油浆回炼量变化、油浆返塔量和温度变化以及油浆外甩量的变化等。

随着高苛刻度催化裂化工艺(MIP、MGD、CPP、DCC等)和催化剂(HBO、HDO、CDOS等)的开发，导致分馏塔塔底液位难以控制，而影响分馏塔塔底结焦，分馏塔塔底结焦已经成为影响催化裂化装置长周期的重要因素之一。而其中大部分技术不引进外来原料来通过控制分馏塔塔底液位来控制分馏塔塔底结焦，不能从根本上解决分馏塔塔底油浆的密度和固含量。

综上所述，当分馏塔塔底油浆液位升高时，可以通过提高反应苛刻度、增大外甩量等手段进行调节，但会增加分馏塔塔底油浆固含量和密度，增加了分馏塔塔底结焦的风险；当分馏塔塔底油浆液位降低时，可以通过降低反应苛刻度、减少外甩量等手段进行调节，但势必会减少目的产品收率，从而降低了装置的经济效益。

发明内容

本发明的目的就在于提供一种控制分馏塔塔底液位和反应苛刻度的方法，该方法能够有效降低催化裂化反应产物的焦炭产率，且具有相当的液收产率。

本发明所公开的一种控制分馏塔塔底液位和反应苛刻度的方法，分馏塔的人字板位于分馏塔下部，该方法包括：在分馏塔侧壁的人字板垂直高度附近的位置引入经过换热的催化裂化原料油介质，其中催化裂化原料油介质与进入分馏塔的催化裂化反应产物质量比例为1:1000～0.5:1；所述的在分馏塔侧壁的人字板垂直高度附近的位置为在人字板和催化裂化反应产物入口位置之间的分馏塔侧壁，或人字板和回炼油浆出口位置之间的分馏塔侧壁。

本发明所公开的一种控制分馏塔塔底液位和反应苛刻度的方法，所述的介质与反应油气质量比例为1:1000～0.5:1，优选1:500～0.5:1其中更优选所述的引入的经过换热的催化裂化原料油介质的液位高度H_补，满足关系式H_补＝H₁-H₂，其中H₁的数值28～50，更优选30～48；H₂×∏×D²÷4×ρ＝123－(0.5～2)×C×100，优选H₂×∏×D²÷4×ρ＝123－(0.6～1.5)×C×100；其中的C为催化裂化转化率，分馏塔内径为D，分馏塔塔底油浆密度为ρ。

本发明所公开的一种控制分馏塔塔底液位和反应苛刻度的方法，所述的分馏塔内径、分馏塔塔底油浆密度为本领域的公知常识。

本发明所公开的一种控制分馏塔塔底液位和反应苛刻度的方法，所述的引入的经过换热的催化裂化原料油介质的液位高度是指分馏塔中引入经过换热的催化裂化原料油介质后液位垂直高度的变化数值相对分馏塔塔底到人字板下部垂直距离的百分数值，其数学表达式为：H_补＝引入经过换热的催化裂化原料油介质后液位垂直高度的变化数值*100/分馏塔塔底到人字板下部垂直距离。

本发明所公开的一种控制分馏塔塔底液位和反应苛刻度的方法，所述的分馏塔的催化裂化反应产物即催化裂化反应的反应油气。

本发明所公开的一种控制分馏塔塔底液位和反应苛刻度的方法，所述的催化裂化转化率可以直观表述转化深度，其为催化裂化反应产物中的干气、液化气、汽油、焦炭收率之和。

本发明所公开的一种控制分馏塔塔底液位和反应苛刻度的方法，所述的换热的催化裂化原料油介质，换热后的催化裂化原料油介质为100～380℃，优选150～350℃。

本发明所公开的一种控制分馏塔塔底液位和反应苛刻度的方法，所述的分馏塔为本领域技术人员公知，为连接提升管油气出口和吸收稳定塔之间的分离设备。

本发明所公开的一种控制分馏塔塔底液位和反应苛刻度的方法，所述的分馏塔人字板为本领域技术人员公知，位于分馏塔塔底，反应油气进口上部，起着阻挡催化剂粉末进入轻质油品的作用。

本发明所公开的一种控制分馏塔塔底液位和反应苛刻度的方法，所述的催化裂化原料油介质为本领域技术人员所公知。催化裂化原料油介质可以为沸点不小于300℃的天然烃油和合成的含烃油。催化裂化原料油介质也可以是20℃时密度为0.85～1.20g.cm^-3的天然的和合成的含烃油。以催化裂化原料油质量组成为100份计，碳元素90～80份，氢元素10～20份，优选碳元素88～85份，氢元素12～15份。常见的催化裂化原料油选自减压蜡油、常压蜡油、劣质柴油、富含碳氢化合物的各种动植物油类、减压渣油、抽余油、脱沥青油、焦化蜡油、页岩油、沥青砂油、重质残石油原油中的一种或多种。

所述的富含碳氢化合物的各种动植物油类可以为动物油、植物油、合成油中的一种或多种。

本发明所公开的一种控制分馏塔塔底液位和反应苛刻度的方法，反应油气产物在分馏塔中的物料走向为：反应油气经换热后进入分馏塔塔底部，轻质组分经人字板后蒸馏得到轻质组分，油浆经循环油浆泵抽出和换热，一部分塔底油浆作为回炼油浆进入提升管，一部分油浆由外甩油浆泵抽出，一部分作为冷却介质和清洗介质返回人字板上下；经过换热的催化裂化原料油介质自分馏塔侧壁的人字板垂直高度附近的位置引入，所述的在分馏塔侧壁的人字板垂直高度附近的位置为在人字板和反应油气进口位置之间的分馏塔侧壁，或人字板和回炼油出口位置之间的分馏塔侧壁。

本发明所述的一种控制分馏塔塔底液位和反应苛刻度的方法，在分馏塔中引入催化裂化原料油介质，可以根据分馏塔塔底部的液位，补充液体的量，同时由于加入的催化裂化的原料油介质其密度较轻且没有夹带催化剂粉末，从而能够有效调整分馏塔塔底油浆的密度和固含量，使用本发明所述的方法，分馏塔塔底液位不用考虑催化裂化的反应苛刻度和催化剂的活性变化，催化裂化装置的焦炭产率较低，从而能够实现装置的连续生产；同时，催化裂化的液收产率也和现有技术相当。另一方面，本发明所公开的方法中引入催化裂化原料油介质，能够吸收分馏塔下部的部分热量，降低装置的能耗，同时提高分馏塔的分馏效率。

附图说明

图1原料油介质经人字板上方进入分馏塔图，其中1-分馏塔，2-外甩油浆出口，3-催化裂化反应产物入口，4-人字板，5-原料油介质入口，6-回炼油浆出口，7-油浆上返塔入口，8-油浆下返塔入口。

图2原料油介质经人字板下方进入分馏塔图，其中1-分馏塔，2-外甩油浆出口，3-催化裂化反应产物入口，4-人字板，5-原料油介质入口，6-回炼油浆出口，7-油浆上返塔入口，8-油浆下返塔入口。

具体实施方式

下面结合附图和具体实施方式对本发明作进一步详细的说明。附图和具体实施方式并不限本发明要求保护的范围。

图1和图2原料油介质经人字板上方和下方进入分馏塔图，其中1-分馏塔，2-外甩油浆出口，3-催化裂化反应产物入口，4-人字板，5-原料油介质入口，6-回炼油浆出口，7-油浆上返塔入口，8-油浆下返塔入口。

主要原料及来源

HDO-70新鲜催化剂和HDC-200催化剂，兰州石化公司催化剂厂生产。

原料油取自兰州石化公司300万吨/年催化裂化装置的原料油(性质见表1)，以下简称300万催料，减压蜡油与减压渣油混合质量比例为(6:4)。

表1原料油的性质

反应油气经换热后进入分馏塔底部，轻质组分经人字板后蒸馏得到轻质组分，油浆经循环油浆泵抽出和换热，一部分油浆作为回炼油浆进入提升管，一部分油浆由外甩油浆泵抽出，一部分油浆分别进入人字板上下部返回分馏塔；经过换热的催化裂化原料油介质自分馏塔侧壁的人字板垂直高度附近的位置引入，所述的在分馏塔侧壁的人字板垂直高度附近的位置为在人字板和反应油气进口位置之间的分馏塔侧壁，或人字板和回炼油出口位置之间的分馏塔侧壁。

实施例1

参照图1，300万催料在兰州300万吨/年催化裂化装置与再生催化剂接触反应，催化剂为HDO-70新鲜催化剂，在反应温度500℃、剂油比6、反应时间1.9s条件下，反应后进入气固沉降分离器和分馏塔1底部；具体反应条件和结果见表2。介质为减压蜡油，原料油介质进入分馏塔流量与反应油气质量比例为1:20。反应转化率为74.26％，油浆密度为1.01g/cm³，分馏塔塔底液位为35。

实施例2

参照图2，300万催料在呼和浩特260万吨/年MIP型催化裂化装置与再生催化剂接触反应，催化剂为HDC-200新鲜催化剂，在反应温度490℃、剂油比5.8、第一反应区时间1.0s/第二反应区时间3.5s条件下，反应后进入气固沉降分离器和分馏塔1底部；具体反应条件和结果见表2。介质为300万催料，介质进入分馏塔流量与反应油气2质量比例为1:5。反应转化率为72.87％，油浆密度为1.08g/cm³，分馏塔塔底液位为38。

实施例3

参照图2，300万催料在呼和浩特260万吨/年MIP型催化裂化装置与再生催化剂接触反应，催化剂为HDC-200新鲜催化剂，在反应温度520℃、剂油比5.5、第一反应区时间1.0s/第二反应区时间3.5s条件下，反应后进入气固沉降分离器和分馏塔1底部；具体反应条件和结果见表2。介质为300万催料，介质进入分馏塔流量与反应油气2质量比例为1:13。反应转化率为69.17％，油浆密度为1.05g/cm³，分馏塔塔底液位为42。

实施例4

参照图2，300万催料在呼和浩特260万吨/年MIP型催化裂化装置与再生催化剂接触反应，催化剂为HDO-70新鲜催化剂，在反应温度510℃、剂油比7.2、第一反应区时间1.0s/第二反应区时间3.5s条件下，反应后进入气固沉降分离器和分馏塔1底部；具体反应条件和结果见表2。介质为300万催料，介质进入分馏塔流量与反应油气2质量比例为1:32。反应转化率为75.97％，油浆密度为1.05g/cm³，分馏塔塔底液位为45。

实施例5

参照图2，300万催料在呼和浩特260万吨/年MIP型催化裂化装置与再生催化剂接触反应，催化剂为HDC-200新鲜催化剂，在反应温度515℃、剂油比8.1、第一反应区时间1.0s/第二反应区时间3.5s条件下，反应后进入气固沉降分离器和分馏塔1底部；具体反应条件和结果见表2。介质为300万催料，介质进入分馏塔流量与反应油气2质量比例为1:100。反应转化率为83.37％，油浆密度为1.05g/cm³，分馏塔塔底液位为46。

实施例6

参照图2，300万催料在大庆石化100万吨/年MIP型催化裂化装置与再生催化剂接触反应，催化剂为HDO-70新鲜催化剂，在反应温度500℃、剂油比6.5、第一反应区时间1.0s/第二反应区时间3.5s条件下，反应后进入气固沉降分离器和分馏塔1底部；具体反应条件和结果见表2。介质为300万催料，介质进入分馏塔流量与反应油气2质量比例为1:55。反应转化率为78.57％，油浆密度为1.05g/cm³，分馏塔塔底液位为40。

对比例1

参照图2，300万催料在大庆石化100万吨/年MIP型催化裂化装置与再生催化剂接触反应，催化剂为HDC-200新鲜催化剂，在反应温度500℃、剂油比8.1、第一反应区时间1.0s/第二反应区时间3.5s条件下，反应后进入气固沉降分离器和分馏塔1底部；具体反应条件和结果见表2。未引入介质进入分馏塔，分馏塔塔底液位为25。

由表2可知，对比例1中，催化裂化在高反应苛刻度时，重油收率较低，因此分馏塔塔底液位高度也较低，重油固含量和密度也较大，因此特别容易在分馏塔塔底部生成焦炭，影响装置的长周期运行，而实施例1～6，采用本发明所述的方法，在分馏塔中加入催化裂化原料油介质，重油密度和固含量明显降低，且改善了产品收率，焦炭选择性明显降低，总液收收率相当。

表2反应条件和反应结果