一种催化裂化油剂接触室 【技术领域】
本发明属于石油烃催化裂化设备，更具体地说，是一种用于下行式催化裂化过程的油剂接触室。背景技术
50多年以来，催化裂化在世界炼油工业中一直占有举足轻重的地位。因此，催化裂化工艺和催化剂技术研究也相对较多，发展较快。从流化床反应器到提升管反应器，反应时间极大的缩短，产品选择性也相应改善，汽油产率极大提高，焦炭产率大幅度下降，掺渣比例迅速提高。目前催化裂化工艺技术向两个方向发展，一是渣油催化裂化，二是催化裂化多产气体烯烃。随着原料油的重质化以及对产品质量要求的提高，提升管作为高效重质油催化裂化反应器的局限性日益明显：
1)剂油接触的返混，导致渣油中胶质、沥青质吸附生焦，残炭转化生焦系数高，重油转化深度不足，产品选择性变差。
2)催化剂返混及停留时间的延长加剧了二次反应和金属脱氢反应，催化剂上的积炭增加，反应活性下降，轻烯烃增加。另外，固体颗粒的滑落导致气固相间接触效率差，同一截面温度不均匀性加剧，反应强度差别较大。
3)径向分布的不均匀表现为提升管内的“环—核”流动形式，即边壁固相浓度高，中心固相浓度低，影响了气固两相充分接触。再者，边壁气相流速小，易产生过裂化，影响反应的转化率和选择性。
4)新型催化剂的不断开发，其反应活性和选择性日益提高(如分子筛催化剂的出现使催化剂的活性大约提高了2个数量级)，要求气固接触效率高、时间短，以减缓催化剂失活。
渣油催化裂化技术主要包括进料高效雾化技术、提升管反应器底部预提升技术、提升管末端气固快速分离技术、待生催化剂多段汽提技术以及短接触反应技术。真正新颖的渣油催化裂化技术是短接触反应技术。和传统提升管相比，短接触催化裂化技术具有以下特点：
1.催化剂与原料顺重力场并流向下运动，减小了固相返混，改善了产品的选择性。
2.催化剂与原料超短时间接触，提高一次反应深度，减小热裂化和焦炭的产生，可实现选择性催化反应。
3.出口颗粒速度大于气体线速有利于快速分离。
4.较低地生焦率和气体产率，增加了操作弹性，可处理较宽的原料，亦可按要求选择不同的转化率和选择性。
在此背景下，从80年代开始，国外著名石油公司，如Exxon、Mobil、UOP、Stone & Webster等公司提出了一种新的渣油催化裂化技术—短接触反应器，并提出了各自的专利技术，如US4411773，US4514285，US529631，US5462652，EP663434A1等。和提升管反应器相比，短接触反应器气固两相并流顺重力流动，返混程度小，气固两相停留时间分布很窄，消除了反应器边壁固体颗粒的轴向滑落，因此提高了反应的选择性和裂化性能，可发展成为渣油催化裂化、烯烃制备等工艺的更新换代技术，被誉为“21世纪取代提升管的新技术”。短接触催化裂化反应器主要包括以下四方面技术：高效喷嘴雾化，剂油高效分布接触技术、气固快分技术以及催化剂再生技术，其中剂油高效接触技术和气固快分技术是短接触反应的基础。
USP4514285提出了一种下行管和稀相提升管再生短接触催化裂化反应系统。催化剂通过稀相提升管再生后，在再生脱气罐脱除烟气，形成密相床层提高固体催化剂密度。催化剂循环量由滑阀控制，依靠自身重力作用进入下行管，原料油由原料分配环管以多管径向喷入下行管，实现原料油与催化剂接触，在下行管内进行进一步裂化反应。
US4385985提出了一种下行式反应器，再生催化剂经固体颗粒分布板分布后，通过自身重力向下流动，原料油与催化剂并流向下流动，从而实现剂油接触。由于原料与催化剂顺流接触，而且催化剂相为稀相，密度较低，因此剂油接触效率较差，原料转化率较低。
USP5296131提出了一种环流式下行管短接触反应器形式，再生催化剂通过锥形塞阀形成一个环形下落“幕帘”，原料油在锥面下中空环形径向喷出，与原料油进行错流接触，然后在环形下行式反应器进行反应。错流接触强化了剂油的混合，但由于催化剂仍为稀相散落，原料的转化率仍较低。
对于常规依靠重力作用的固体催化剂分布系统，催化剂自由下落，到达剂油接触区域内时，催化剂线速约为8-11m/s，催化剂密度仅为50kg/m3，不利于重油的催化裂化。针对这一点，USP5449496提出了利用脱气罐改变催化剂密度的方法，通过控制脱气罐内提升气线速和催化剂到剂油接触区的长度，使催化剂到达剂油接触区时固体催化剂的线速保持在2-8m/s，保证催化剂密度在80-500kg/m3，而原料油以20-50度的角度喷入反应区。这样可以方便控制催化剂在反应区的密度，但气固并流向下流动削弱了剂油的接触效率和传热效率。
USP4985136、USP5462652介绍了超短接触MSCC专利工艺技术，催化剂以幕帘向下流动，进料垂直穿过催化剂的“帘子”，反应产物和催化剂水平通过反应区，实现气固快速分离。部分汽提后的催化剂不进行烧焦再生，而是与完全再生的催化剂混合返回到催化剂混合器，以增加反应的剂油比。小空间的反应区和快速气固分离，使MSCC工艺减少了二次反应，通过了目的产物的选择性，得到更多的轻质油。MSCC技术虽然初步解决了剂油接触瓶颈问题，但仍存在进料分布不均、剂油接触效率差现象。
USP5662868提出了一种提升管改进的短接触反应器结构形式，将提升管反应时间控制在0.6-1.0s，反应后经羊角式分离器进行气固分离，分离后的催化剂进汽提器进行汽提。为防止油气在分离管线中再次裂化，在一次分离器出口设有急冷。USP5662868专利方法虽然有利于提升管反应系统的改造，但并未改善油气与催化剂的轴向返混现象。
USP5582712也提出了一种下行式催化裂化反应系统，通过脱气罐提高催化剂浓度，催化剂依靠重力自行下落，以实现催化剂与原料油的接触反应。和其他短接触反应系统不同，USP5582712提出了两段提升管再生方法，这样可大大减小再生系统的设备尺寸。
USP5997726提出了一种特殊的下行管催化剂和原料油接触形式，再生催化剂在储罐脱气提浓后，通过再生滑阀进入下行管。下行管入口结构为一“扩—缩—扩”形式，在下行管入口有一个锥型物，使催化剂进入下行管时进一步提浓，而原料油在扩大部分以与水平向上10-20角度错流与催化剂相接触反应。虽然错流接触强化了剂油接触，但仍存在剂油接触效率差等弱点。
纵观以往文献和专利，短接触催化裂化技术目前尚未大规模工业化，其原因主要为没有解决好以下关键技术：剂油初始段高效接触技术。对短接触催化工艺下行管反应器热态初步探索研究标明，渣油一次转化率低的主要原因是喷嘴区催化剂密度太低(仅为10kg/m2)，催化剂和原料油未能得到充分的混合和接触，而重油催化裂化初始剂油接触段催化剂的最佳密度为250～500kg/m2。发明内容
本发明的主要目的是针对现有短接触催化裂化反应器剂油接触结构存在的缺陷和不足，提高剂油接触段重油转化所需的催化剂密度，改善剂油接触效率，提高重油的一次转化率。
本发明所提供的油剂接触室16-0包括以下构件：筒体10、斜隔板16-7、竖直隔板16-4、气体分布板16-10、集气室隔板16-1、烃油喷嘴16-6、斜管反应段5；其中，斜隔板、竖直隔板和烃油喷嘴设置在该圆柱型油剂接触室的中心轴线的一侧；斜隔板固定在筒体上沿内侧，与中心轴线的夹角γ为30～60°；竖直隔板的上沿与斜隔板的下沿固定连接；斜隔板和竖直隔板将该油剂接触室内气体分布板以上的空间分隔为两个区；而集气室隔板垂直固定在气体分布板下方，并将油剂接触室内气体分布板以下的空间分隔为与上述两个区的位置相对应的两个集气室；烃油喷嘴与筒体固定连接并穿过竖直隔板，其与水平方向的夹角α为5～30°。
本发明具有以下特点：
1、通过设置催化剂密相床层，保证了重油催化裂化剂油初始接触段所需的最佳催化剂密度，克服了目前下行管反应器油剂接触室域催化剂密度低的缺点，提高了剂油接触几率。
2、通过在剂油初始混合区设立两个分隔区域，并使再生催化剂分成两股分别进入这两个区。由于进入一区的催化剂通过竖直隔板下的通道进入二区、向上流动。二区内催化剂可能的滞留区，保证了原料油均与新鲜催化剂相接触，有效降低了剂油初始混合区催化剂的返混。
3、一区内的催化剂源源不断地由一区流向二区，消除了二区内催化剂流动的死区，使二区内与原料油接触后的催化剂顺利通过斜管反应段进入下行管进行反应。从而可以防止剂油初始混合区严重结焦的情况发生。附图说明
图1是本发明在催化裂化反应-再生系统中的示意图。
图2～4是本发明所提供的油剂接触室的结构示意图。具体实施方式
下面结合附图进一步说明本发明所提供的油剂接触室的结构。
如图1所示，本发明提供的油剂接触室16-0设置在再生器和下行管反应器4之间，其具体结构如图2所示。若下行管反应器4的直径为d，则油剂接触室的直径D＝2～6d，其高度H＝3～8d。
如图2所示，在油剂接触室内部设置斜隔板16-7和竖直隔板16-4，且上述隔板将油剂接触室分割为两个区：一区16-5和二区16-8。斜隔板16-7穿过油剂接触室的中心线固定在油剂接触室的上端内侧，该斜隔板和垂直方向的中心轴线的夹角γ为30～60°。竖直隔板的上沿与斜隔板的下沿固定连接。斜隔板与竖直隔板在垂直方向的高度之比为1∶5，优选1∶4。由竖直隔板16-4所分隔开的一区16-5和二区16-8的横截面积之比S1/S2＝0.25～1.0。
油剂接触室的上部与催化剂管线6相连，该催化剂管线6的直径d1＝0.5～1.2d(d为下行管反应器4的直径)。在油剂接触室二区16-8的外侧设有斜管反应段5，且该斜管反应段5与下行管反应器4的入口相连。斜管反应段5的直径d0＝0.8～1.2d，该斜管反应段的中心线位于下行管反应器4的中心线和油剂接触室16-0的中心线所构成的平面内，其与垂直方向的夹角β＝30～70°。油剂接触室16-0的中心线与下行管反应器4的中心线之间的距离l＝3～10d。
气体分布板16-10位于一区和二区的下方。气体分布板上均匀开孔，开孔率为2～15％，优选3～10％；所述开孔的孔径为10～40mm，优选15～30mm。该气体分布板可以是水平的，也可以是向下凹的球面或椭球面。
竖直隔板16-4位于气体分布板16-10之上，竖直隔板下沿与气体分布板16-10之间的空间为催化剂通道。该通道沿竖直隔板方向的截面积为0.2～1A，A为下行管反应器4的横截面积。
气体分布板16-10的下部为集气室，集气室隔板16-1垂直固定在气体分布板下方，并将油剂接触室内气体分布板以下的空间分隔为与一区16-5和二区16-8相对应的两个集气室：集气室一16-2和集气室二16-11，且这两个区与气体分布板上方的两个区一一对应。集气室一和集气室二均设有流化介质导入管16-3和16-9。
该油剂接触室可设置1～6个烃油喷嘴16-6。如果仅设置1个喷嘴，则该喷嘴的中心线位于下行管4的中心线和油剂接触室16-0的中心线构成的平面内，且与该平面内水平线的夹角α为5～30°。如果设置多个喷嘴，例如2～6个，则其中的一个喷嘴的中心线位于下行管4的中心线和油剂接触室16-0的中心线构成的平面内，且与该平面内水平线的夹角α＝5～30°，而其余喷嘴的中心线均通过上述喷嘴的中心线和油剂接触室16-0的中心线的交点，并以上述水平线为对称轴沿圆周方向均匀布置。该水平线与斜管反应段5的中心线在入口处的高度差Δh＝0.5～1d。
本发明所提供的催化裂化油剂接触室的工作方式如下：如图1所示，再生催化剂在脱气罐13内脱除所夹带的气体，脱气罐内的催化剂量以维持催化剂正常向下流动所需要的推动力为准。催化剂循环量由再生滑阀15控制。再生催化剂通过再生滑阀15并借助于自身重力的作用进入油剂混合室16-0。如图2所示，由于斜隔板16-7和竖直隔板16-4的分隔，进入油剂混合室16-0的催化剂30～70％进入一区16-5，而其余部分催化剂进入二区16-8。控制由流化介质导入管16-3注入集气室一16-2、并经气体分布板16-10进入一区的流化介质的线速，使一区内的催化剂达到稳定流化状态，催化剂的床层密度为400～600Kg/m3，并能顺利地通过竖直隔板16-4下面的通道流入二区。与此同时，控制由流化介质导入管16-9注入集气室二16-11、并经气体分布板16-10进入二区的流化介质的线速，使二区内催化剂的床层密度为250～500kg/m2。烃油原料经喷嘴16-6注入二区密相床层，与催化剂接触，迅速汽化并反应。油剂混合物通过斜管反应段5进入下行管反应器4中进行反应。一区内的催化剂源源不断地由一区流向二区，以消除二区内催化剂流动的死区。如图1所示，反应后的油剂混合物离开下行管4进入沉降器3中，反应油气和催化剂在气固分离器18的作用下迅速分离，反应油气经管线17送入后续分离系统，进一步分离为各种产品；而反应后积炭的催化剂落入沉降器汽提段19，汽提介质经管线20注入，与催化剂逆流接触，以脱除催化剂所夹带的反应油气。汽提后的催化剂经待生管线21和催化剂提升管1送入再生器8内烧焦再生，待生催化剂的流量由待生滑阀2控制。含氧气体经分布器7进入再生器，再生烟气经管线9排出。再生后的催化剂经管线12送至脱气罐13中，脱除催化剂所夹带的烟气后，经滑阀15和管线6返回油剂接触室16-0循环使用。
本发明提供的油剂接触室对所采用的催化剂没有特殊的要求，任何适用于催化裂化领域的催化剂均可用于本发明。例如，所用催化剂的活性组分可以选自：含或不含稀土的Y型、HY型或USY型沸石、β沸石、ZSM-5沸石或其它具有五员环结构的高硅沸石中的一种或多种。
本发明提供的油剂接触室对原料油性质没有特别的限制，任何适用于催化裂化装置的烃类进料均可作为原料，例如，常压渣油、减压渣油、减压蜡油、脱沥青油、焦化蜡油、加氢尾油、汽油馏分、柴油馏分以及上述两种或两种以上烃油的混合物。
下面的实施例将对本发明提供的催化裂化油剂接触室予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。
实施例1
本实例说明：本发明提供的油剂接触室在中型催化裂化装置上的应用情况。
按照本发明所提供的油剂接触室的结构特点，在如图1所示的催化裂化中型装置上进行试验。试验所用原料油的性质见表1，所用催化剂的性质见表2，该催化剂由兰州炼油化工公司催化剂厂工业生产，商品牌号为LV-23。
在试验所用中型装置中油剂接触室的主要结构尺寸如下：下行管反应器的直径d＝20mm，油剂接触室的直径D＝70mm，其高度H＝100mm。竖直隔板将剂油接触室分隔成横截面积之比为S1∶S2＝0.4∶1的两个部分。斜管反应段的直径d0＝20mm，其与垂直方向的夹角β＝45°。剂油接触室的气体分布板为椭球面形，该气体分布板的开孔率为8％。竖直隔板的下沿与气体分布板之间的催化剂流通通道的截面积为下行管截面积的0.3倍。喷嘴的数目为3个，每个喷嘴与水平方向的夹角α＝20°。
主要试验步骤如下：如图1所示，脱气罐13内的再生催化剂通过再生滑阀15并借助于自身重力的作用进入油剂混合室16-0。如图2所示，进入油剂混合室16-0的催化剂40％进入一区16-5，而其余部分催化剂进入二区16-8。一区内的催化剂床层密度为520Kg/m3，二区内的催化剂床层密度为380kg/m2。烃油原料经三个喷嘴16-6注入二区密相床层，与催化剂接触，迅速汽化并反应。油剂混合物通过斜管反应段5进入下行管反应器4中进行反应。一区内的催化剂源源不断地由一区流向二区。如图1所示，反应后的油剂混合物离开下行管4进入沉降器3中，反应油气和催化剂在气固分离器18的作用下迅速分离，反应油气经管线17送入后续分离系统，进一步分离为各种产品；而反应后积炭的催化剂落入沉降器汽提段19，汽提介质经管线20注入，与催化剂逆流接触，以脱除催化剂所夹带的反应油气。汽提后的催化剂经待生管线21和催化剂提升管1送入再生器8内烧焦再生，待生催化剂的流量由待生滑阀2控制。再生后的催化剂经管线12送至脱气罐13中，脱除催化剂所夹带的烟气后，经滑阀15和管线6返回油剂接触室16-0循环使用。
对比例1
本对比例说明：在常规的未采用本发明所述油剂混合室的下行式催化裂化中型装置上，采用与实施例1相同的原料油、催化剂和反应条件所得到的试验结果。
主要试验步骤如下：原料油经加热炉预热后，通过高效雾化喷嘴注入下行式反应器的上部，与来自再生器的高温催化剂接触并反应，油气和催化剂通过下行式反应器后迅速分离，油气经转油线送入后续分离系统进行产品分离，反应后已积有焦炭的催化剂经水蒸气汽提后，送入再生器烧焦再生，再生后的催化剂送至反应器循环使用。对各种产品进行计量、分析。
将实施例1和对比例1所得到的试验结果列于表3。由表3可以看出：采用本发明提供的油剂混合室后，轻油收率提高4个百分点，焦炭产率降低1.6个百分点。表1原料油 VGO VR VGO+40％VR密度(20℃)，g/cm3 0.8765 0.9553 0.9064运动粘度(100℃)，mm2/s 4.39 - -凝点，℃ 31 - -分子量 317 - -残炭，重％ 0.20 12.4 5.09元素组成，重％C 86.44 86.55 86.50H 13.13 12.01 12.67金属含量，ppmNi 0.41 26.3 10.82V 0.76 19.3 8.20馏程，℃初馏点 233 - -5％ 356 - -10％ 383 - -30％ 422 - -50％ 447 - -70％ 469 - -特性因数 12.13 12.21 12.19表2 物理性质 比表面积，m2/g 92 孔体积，ml/g 0.33 表观密度，g/cm3 0.83 金属含量 V 2000 Ni 2800 筛分组成，重％ 0～40 11 40～80 51 ＞80 38 再生催化剂微反活性 58表3 对比例 实施例 反应温度，℃ 500 500 反应压力(g)，kPa 110 110 原料预热温度，℃ 200 200 再生剂温度，℃ 700 700 剂油比 15 15 反应时间，s 0.68 0.50 产品分布，重％ 干气 3.5 2.97 液化气 13.26 12.27 汽油 41.86 41.08 柴油 24.38 30.24 重油 8.0 6.3 焦炭 8.14 6.51 损失 0.86 0.63