调节催化转化工艺反应-再生系统热平衡的方法 本发明属于一种调节催化转化方法中反应-再生系统热平衡的方法。
催化热裂解是以重质石油烃为原料生产以乙烯、丙烯等轻烯烃为主要目的产品的方法。该方法的主要过程为：重质石油烃原料在提升管或下行式输送线反应器内，在高温蒸汽存在下与固体酸催化剂接触，在反应温度650～750℃、反应压力0.15～0.4MPa、反应时间0.2～5秒、催化剂与原料油的重量比(以下简称剂油比)为15～40∶1，水蒸汽与原料油的重量比为0.3～1∶1的条件下，进行催化热裂解反应。反应产物、水蒸汽和待生催化剂经快速气固分离后，分离反应产物得到主要目的产品乙烯、丙烯；待生催化剂经水蒸汽汽提后进入再生器，与含氧气体接触进行烧焦再生，热的再生催化剂返回反应器循环使用。
由于催化热裂解工艺的裂化反应转化率高，反应温度高，裂化反应热大，因此在反应方面需要的热量较常规催化裂化或其它催化转化方法要多。自身裂化生成的焦炭往往不能满足反应-再生系统自身热平衡的需求。目前在工艺上增加反应-再生系统热量的措施主要有以下5种：
1、加重原料、多掺渣油。但多掺入渣油后，会导致气体烯烃产率下降，同时要求所使用的催化剂必须有足够的重油转化能力及抗重金属污染能力；
2、再生烧焦采用CO完全燃烧技术。可以使焦中碳燃烧放出的热量增加一倍以上且避免二次燃烧，这是通常首先采用的方法；
3、采用回炼油浆或/和回炼油的操作方式，以提高焦炭产率。但将回炼油或/和回炼油浆注入反应段，有可能影响新鲜原料的裂化反应；
4、提高原料预热温度，增设原料加热炉。这也是通常采用地增加反应器-再生器系统热量的方法。但对原料油加热的温度有限制，减压瓦斯油的最高进料温度不大于400℃，对于掺渣油的减压瓦斯油原料通常不大于350℃，否则会引起炉管中发生热裂化反应，并进一步导致结焦；
5、向再生器喷燃烧油。向再生器喷燃烧油时，一般为了分散均匀，多采用喷轻循环油馏分，由于只有一个喷嘴，易造成分散不均匀，导致燃烧不均匀，造成催化剂局部过热失活，或发生二次燃烧。
本发明的目的是在现有技术的基础上提供一种调节催化转化工艺反应-再生系统热平衡的方法，以解决催化热裂解工艺及其它催化转化方法反应-再生系统热量不足的问题。
本发明提供的方法是：原料与水蒸汽从提升管下部进入，与热的再生催化剂接触，用从提升管底部进入的预提升介质进行提升，原料与催化剂混合后进行裂解反应。反应后的物流进入带或不带密相流化床反应器的沉降器，携带催化剂的反应油气经旋风分离器分离，其中油气进入分馏系统，待生催化剂进入汽提段，将重质馏分注入汽提段的适当位置。再生后的催化剂循环至提升管反应器使用。
将重质馏分注入汽提段的适当位置后，重质馏分中富含多环芳烃的胶质、沥青质被吸附在待生催化剂上，并带入再生器烧掉，以增加生焦量及燃烧放热，重质馏分中较轻的组分进行裂化反应生成较轻产物，并被汽提至裂化反应产物的物流中。
用来调节反应-再生系统热平衡的重质馏分可以是催化转化工艺自产的油浆、沸程＞200℃的中间馏分，也可以是常规催化裂化装置得到的沸程＞200℃以上的馏分，还可以是焦化、热裂化、减粘裂化生成的重质馏分，或直馏减压渣油、直馏沥青。所述的重质馏分占原料的0.1～10重％。
上述重质馏分从汽提段下部注入，注入点在汽提蒸汽入口的上方适当位置，如汽提段有挡板，最好在最下一层挡板的下方。喷嘴开口朝下，轴向角α为30°～60°。
该方法中所用原料及反应条件、再生方式与反应-再生系统热量不足的催化热裂解及其它催化转化工艺如同时多产液化气和汽油的催化转化方法、深度催化裂化即多产丙烯的催化转化方法等工艺相同。
下面结合附图对本发明所提供的方法予以进一步的说明。
附图示意出一种调节催化转化工艺反应-再生系统热平衡的方法流程，设备和管线的形状和尺寸不受附图的限制，而是根据具体情况确定。
原料经管线1送至加热炉2进行预热或者不经加热炉，与水蒸汽一起经管线3进入提升管反应器5，预提升介质经管线4从提升管5的底部进入，热的催化剂经再生催化剂斜管14进入提升管5的底部，用预提升介质进行提升。原料与催化剂混合后进行裂解反应。
反应后的物流进入带或不带密相流化床反应器的沉降器9，携带催化剂的反应油气经旋风分离器10分离，其中油气经管线11进入分馏系统，待生催化剂由旋风分离器10进入沉降器汽提段8，用来自管线6的汽提蒸汽进行汽提，脱除催化剂携带的油气。用来调节反应-再生热平衡的重质馏分经管线7进入汽提段8的适当位置，其绝大部分被吸附在待生催化剂上，并带入再生器烧掉，少部分进行裂化反应生成较轻产物，并被汽提至裂化反应产物的物流中。
吸附有上述重质馏分的待生催化剂经待生催化剂斜管13进入烧焦罐15，与再生器二密相段17通过外循环管16来的高温催化剂接触，用来自管线12提供的空气提升并迅速烧焦，烧焦后的催化剂通过稀相管18和稀相管出口粗旋风分离器19进入再生器沉降器20，在再生器沉降器20的稀相中，未沉降的催化剂与再生烟气一并进入再生器旋风分离器21进行气固分离，烟气由管线22进入烟气能量回收系统。
本发明提供的方法可以将催化热裂解工艺所产的劣质油浆燃烧掉，以增加反应-再生系统的热量。避免了向再生器直接喷燃烧油引起燃烧不均匀，造成催化剂局部过热失活及二次燃烧，同时亦将含催化剂颗粒的劣质油浆产率减少到较低水平。
本发明适用于催化热裂解工艺，也适用于其它反应部分需要更多热量的催化转化工艺如同时多产液化气和汽油的催化转化工艺、深度催化裂化即多产丙烯的催化转化工艺等工艺反应-再生系统热量不足的情况。
附图是一种调节催化转化工艺反应-再生系统热平衡的方法的流程示意图。
附图中各编号说明如下：
1、3、4、6、7、11、12、22均代表管线，2为加热炉，5为提升管反应器，8为汽提段，9为反应器的沉降器，10为反应沉降器的旋风分离器，13为待生催化剂斜管，14为再生催化剂斜管，15为烧焦罐，16为再生器的外循环管，17为再生器的二密相段，18为稀相管，19为稀相管出口的粗旋风分离器，20为再生器的沉降器，21为再生器的旋风分离器。
下面的实施例将对本发明提供的方法予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。
对比例
该对比例在催化热裂解装置的汽提段没有注入任何重质馏分。
以减压瓦斯油掺30重％的减压渣油为原料，原料与水蒸汽从提升管下部进入，与热的再生催化剂接触，用从提升管底部进入的预提升介质进行提升，原料与催化剂混合后进行裂解反应。反应后的物流进入带或不带密相流化床反应器的沉降器，携带催化剂的反应油气经旋风分离器分离，其中油气进入分馏系统，待生催化剂进入汽提段。再生后的催化剂循环至提升管反应器使用。
操作条件和试验结果如表1所示，从表1可以看出，焦炭产率仅为8.7重％，不能满足原料、水蒸汽、空气升温、裂化反应热、热损失等反应-再生系统热量的需求，必须将原料在加热炉加热升温到528℃，才能弥补反应-再生热量的不足，但在实际操作中，对于重油或掺渣油原料，如此高的加热炉预热温度会导致热裂化及炉管结焦，该方案是不可行的。
实施例
该实施例在汽提段注入本催化热裂解装置自产的油浆，注入汽提段的油浆占原料的2.3重％，所用的原料与反应条件与对比例相同。
原料与水蒸汽从提升管下部进入，与热的再生催化剂接触，用从提升管底部进入的预提升介质进行提升，原料与催化剂混合后进行裂解反应。反应后的物流进入带或不带密相流化床反应器的沉降器，携带催化剂的反应油气经旋风分离器分离，其中油气进入分馏系统，待生催化剂进入汽提段，将占原料2.3重％的油浆在汽提蒸汽入口的上方注入，喷嘴开口朝下，轴向角α为45°。再生后的催化剂循环至提升管反应器使用。
操作条件和试验结果如表1所示，从表1可以看出，焦炭产率为11.0重％，当焦炭产率为11重％时，其所需的原料预热温度仅为349℃，可以满足反应-再生系统热平衡要求，这在工业装置操作中是可行的，并能取得较好的效果。表1 方案 对比例 实施例原料处理量，吨/时 50 50反应温度，℃ 640 640反应注水蒸汽量，重％ 55 55剂油比 23.0 23.0操作方式 单程 单程再生方式 CO完全燃烧 CO完全燃烧再生温度，℃ 750 750烟气中CO2/CO 297.8 297.8烟气中O2，重％ 3.0 3.0焦中氢含量，重％ 8.0 8.0产品分布，重％ H2～C2 40.2 40.2 C3～C4 26.4 26.4 汽油 11.7 11.7 轻柴油 8.5 8.5 油 浆 4.0 1.7 焦 炭 8.7 11.0 损 失 0.5 0.5 合 计 100.0 100.0所需原料预热温度，℃ 528 349 说明 预热温度＞350℃， 不可行预热温度＜350℃， 可行