CN1258580C - 催化裂化汽油深度降烯烃增辛烷值的改质方法和系统 - Google Patents

Abstract

一种催化裂化汽油深度降烯烃增辛烷值的改质方法和系统，是在重油催化裂化装置的反应-再生系统中增设一个催化改质反应器，对催化裂化汽油馏分进行催化改质反应，改质油气进入单独的油气分馏系统进行改质产物的分离，以达到深度降低烯烃含量并增加辛烷值的目的。所改质的催化裂化汽油馏分可以是粗汽油全馏分、粗汽油轻馏分或粗汽油重馏分，这些馏分是在分馏塔塔顶建立二级冷凝系统来获取的。新型催化改质反应器由下部提升管加上部鼓泡流化床构成，带有独立的汽提系统和沉降系统。通过该改质工艺可以将催化裂化汽油烯烃含量降低到20(v)%以下，并且研究法辛烷值提高5个单位，满足更高的环保法规要求。

Description

催化裂化汽油深度降烯烃增辛烷值的改质方法和系统

技术领域：

本发明公开了一种催化裂化汽油深度降烯烃增辛烷值的改质方法和系统，属于石油烃的催化转化工艺，涉及石油化工领域。

背景技术：

近年以来，随着环保要求的日益严格，美国、日本及欧洲各国相继颁发了新的汽油标准，1999年12月中国国家环保局也制定了《车用汽油有害物质标准》规定汽油中烯烃的体积百分含量不大于35，研究法辛烷值不低于90，芳烃的体积百分含量不大于40，硫含量小于800ppm；并规定2000年7月1日起在北京、上海、广州等大城市实施，2003年1月1日起在全国范围内实施，预计在2005年后特别是2008年“绿色奥运”之际，将实行更严格的标准：烯烃含量在25(v)％以下，辛烷值更高。

烯烃的辛烷值较高，但化学性质活泼，挥发后和大气中NO_x混合，经太阳紫外线照射形成以臭氧为主的有毒光化学烟雾，对大气造成严重污染；另外，汽油中烯烃含量高时，会引起电喷发动机喷嘴、进料阀积炭严重，导致控制偏差，造成燃油消耗增加，因此，控制汽油中的烯烃含量是符合环保要求的。但是，目前我国车用汽油的主要来源是催化裂化工艺，有资料表明我国商品汽油中催化裂化汽油的比例高达90％，而催化裂化汽油中烯烃含量为45～55(v)％，远高于新配方的汽油标准。所以，降低烯烃含量、生产清洁汽油产品成为当前炼油工业的迫切任务。

为了降低催化裂化汽油的烯烃含量，炼油工业一般采取如下措施：催化原料预加氢处理、采用降烯烃催化剂以及优化催化裂化装置操作条件等，但效果有限，汽油烯烃含量最大只能下降10～12个体积百分点，无法达到汽油新标准的要求，另一方面，辛烷值通常会降低2个单位左右，同时转化率也有一定程度的下降且催化柴油质量变差。对催化裂化汽油进行单独改质是生产低烯烃含量清洁汽油的另一类方法：如轻汽油醚化、催化裂化汽油脱硫降烯烃、催化裂化汽油加氢异构芳构化及催化裂化汽油加氢脱硫～重整等，但是这些方法和技术或者工艺复杂、投资大，难以适用于我国炼油工业；或者工艺技术不成熟，短期内难以实现工业化。

发明内容：

本发明的主要目的是提供一种催化裂化汽油深度降烯烃增辛烷值的改质方法和系统，以降低催化裂化汽油的烯烃含量，并且提高汽油的辛烷值；

本发明的另一目的是提供一种催化裂化汽油深度降烯烃增辛烷值的改质方法和系统，简化并完善催化裂化汽油降烯烃的工艺方法，降低工艺成本，以利于实现工业化。

本发明的目的是通过以下方法实现的：

一种催化裂化汽油深度降烯烃增辛烷值的改质方法，它至少包括以下步骤：

步骤1：催化裂化粗汽油全馏分、轻馏分或重馏分和水蒸气一起从底部进入增设的催化改质反应器，与来自原催化裂化装置再生器的高温再生剂进行接触、气化、混合并进行改质反应；

步骤2：改质油气与待生催化剂在沉降器内分离后离开沉降器；

步骤3：分离后的改质油气进入简易分离系统，分离出富气和改质汽油。

所述的催化改质反应的具体条件如下：

反应温度为350～500℃；

汽油原料预热温度为40～200℃；

催化剂油料重量比为2～20；

催化剂活性为55～65；

提升管段的反应时间为1.0～10.0s；

流化床重量空速为1～1000h^-1；

反应压力为0.1～0.4Mpa。

所述的粗汽油的轻馏分和重馏分由二级冷凝系统获取，获取催化裂化粗汽油重馏分的同时，得到的粗汽油轻馏分也可以进一步改质。

所述的改质过程中，待生催化剂进入新设的简易沉降器、汽提段后进入原再生器，或进入原催化裂化装置的汽提段。

对粗汽油全馏分改质，则与富气分离的改质汽油直接进入吸收稳定系统；对粗汽油重馏分改质，则与富气分离的改质汽油与粗汽油的轻馏分混合后进入吸收稳定系统；对粗汽油轻馏分进行改质，则与富气分离的改质汽油与粗汽油的重馏分混合后再进入吸收稳定系统。

所述的改质反应所使用的催化剂为原重油催化裂化装置的催化剂，至少包括无定型硅铝催化剂或分子筛催化剂。

一种催化裂化汽油深度降烯烃增辛烷值的改质系统，它至少包括，在重油催化裂化装置的反应-再生系统中增设催化改质反应器，以及与其相连的改质油气简易分离系统；其中，辅助提升管反应系统用于对催化裂化汽油进行催化改质，改质油气分离系统用于分离改质汽油和富气。

所述的重油催化裂化装置中还包括在原有常规冷凝冷却系统的分馏塔塔顶建立的二级冷凝系统，用于获取粗汽油重馏分和轻馏分，也可以获取粗汽油全馏分。

所述的催化改质反应器由下部提升管加上部鼓泡流化床构成，由从原有重油催化裂化装置的再生器上设立一引出高温再生催化剂物流的斜管从提升管下部与原有重油催化裂化装置的再生器相连，该催化改质反应器上部鼓泡流化床部分带有独立的沉降系统和汽提系统，该增设的沉降系统内设有二级旋风分离器。

改质油气分离系统组成为：简易洗涤分离塔塔顶连接冷凝冷却器，塔底与脱过热洗涤介质换热器相连。

适应于简易洗涤分离塔的脱过热洗涤介质为回炼油或重柴油。

本发明的工艺技术的优点为由于改质汽油进入单独的分离系统后出装置，而不与主提升管的催化裂化汽油混合，所以返回改质提升管的粗汽油全馏分或重馏分或轻馏分的烯烃含量就是主提升管出来的粗汽油全馏分或重馏分或轻馏分的烯烃含量，也就是改质提升管内汽油烯烃初始反应浓度较高，这样以来，所需要的工艺条件就会较为缓和，且不会使改质过的组分多次在改质提升管反应器中循环，改质过程的损失就会减少，需要改质的汽油量也会降低。

附图说明：

图1为本发明的基本原理示意图；

图2为本发明的总流程图方式1；

图3为本发明的总流程图方式2；

图4为本发明的总流程图方式3。

具体实施方式：

以下结合附图通过具体实施例详细说明本发明：

参见图1、图2，原催化裂化反应系统的操作不变，即原料1与水蒸气一起从底部进入主提升管2，与来自再生器3的由水蒸气4汽提的高温再生剂5在反应温度为460～530℃，重油原料预热温度为160～250℃，催化剂油料重量比为5～8，催化剂活性为50～65，反应时间为2.5～3.0s，反应压力为0.1～0.4Mpa的情况下进行接触、气化、混合并反应，油气、水蒸气与催化剂一起通过主提升管反应器2，到主提升管反应器出口由高效气固快速分离装置6和沉降器顶旋7将主反应油气和催化剂分开，催化剂经过沉降器8进入汽提段9，经汽提后进入原再生器3。主反应油气10离开沉降器8进入主分馏塔进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油、油浆的分离。

催化裂化汽油馏分11，即粗汽油全馏分或粗汽油重馏分(＞60～80℃)或粗汽油轻馏分(＜80～110℃)，与水蒸气一起从底部进入新型催化改质反应器12，与来自再生器3的由水蒸气13提升的高温再生剂14在反应温度为350～500℃，汽油原料预热温度为40～200℃，催化剂油料重量比为2～20，催化剂活性为55～65，提升管段反应时间为1.0～10.0s，流化床反应器重量空速为1～1000h^-1，反应压力为0.1～0.4Mpa的情况下进行接触、气化、混合并反应，油气、水蒸气与催化剂一起通过新型催化改质反应器12，改质油气与催化剂在新设沉降器15中分离，催化剂进入汽提段16，经过汽提后待生催化剂17进入原再生器3。改质油气18离开沉降器15进入由洗涤分离塔19、冷凝冷却器20、油气分离罐21、脱过热洗涤介质换热器22和循环泵23构成的改质油气分离系统，分离出富气24和改质汽油25。如果是对催化裂化粗汽油全馏分改质，改质汽油25可以直接进入吸收稳定系统；如果是对催化裂化粗汽油重馏分改质，那么改质汽油25在这里要与粗汽油轻馏分47(该馏分也可进行改质，如醚化、异构芳构化等)混合后进入吸收稳定系统；如果是对催化裂化粗汽油轻馏分改质，那么改质汽油25在这里要与粗汽油重馏分48混合后再进入吸收稳定系统。洗涤分离塔19底部由脱过热洗涤介质换热器22和循环泵23对过热的改质油气进行脱过热并洗涤催化剂粉，26为携带少量改质重组分的脱过热洗涤介质，可以为回炼油或重柴油。

粗汽油由分馏塔塔顶二级冷凝系统分离出轻馏分(＜80～110℃)、重馏分(＞60～80℃)的流程简述如下：油气27(包含粗汽油和富气)由分馏塔28的顶部出来，经过冷凝器29冷凝冷却到合适温度(如果是对粗汽油重馏分改质，此温度为50～60℃；如果是对粗汽油轻馏分改质，此温度为62～80℃)后进入分离罐30进行油、水、气的分离，凝结水31由凝结水泵32抽离分离罐30。冷凝下来的液体产物是粗汽油重馏分33，经过粗汽油重馏分泵34从分离罐30中抽出，一部分35作为分馏塔28的顶部回流，另一部分36经过冷却器37进一步冷却至40℃。若对粗汽油全馏分改质，这时阀门50打开，阀门51关闭，粗汽油重馏分36和粗汽油轻馏分47混合成粗汽油全馏分49(即汽油馏分进料11)后进入新型催化改质反应器12进行改质；若对粗汽油重馏分改质，这时阀门51打开，阀门50关闭，粗汽油重馏分48(即汽油馏分进料11)可以直接进入新型催化改质反应器12进行改质，这时粗汽油轻馏分47可以直接与从新增的改质油气分离系统出来的改质汽油25混合后进入吸收稳定系统，也可以先进行如轻汽油醚化、异构芳构化等方面的改质后，再与从改质汽油25混合后进入吸收稳定系统；若对粗汽油轻馏分进行改质，这时阀门51打开，阀门50关闭，粗汽油轻馏分47或49(即汽油馏分进料11)可以直接进入新型催化改质反应器12进行改质，这时重馏分48可与改质汽油25混合后进入吸收稳定系统。

从分离罐30中出来的未冷凝油气38经过冷凝器39冷凝冷却到40℃后进入分离罐40进行油、水、气的分离，凝结水41由凝结水泵42抽离分离罐40。从分离罐40中出来的未冷凝油气为富气43，进入富气压缩机。由气压机机间分离罐分离出来的凝析油44返回到分离罐40。分离罐40中冷凝下来的液体产物是粗汽油轻馏分45，由泵46抽出后，或者与粗汽油重馏分36混合成全馏分粗汽油49后进行改质，或者直接进入新型催化改质反应器12进行改质，或者进入后续系统与改质汽油25混合。

本发明对于由增设的新型催化改质反应器出来的待生催化剂回到原催化裂化装置的方式还包括如下2种：图1中由新设的汽提段引出的待生催化剂可以引入到原催化裂化装置的汽提段内，由此可以得到图3的方式；图1中新设的汽提段可以不设，待生催化剂可以直接由反应器流化床床层引入到原催化裂化装置的汽提段内，由此可以得到图4的方式。

本发明所用的催化剂可以是适用于催化裂化过程的任何催化剂，即催化裂化汽油改质反应由原重油催化裂化装置催化剂实现。例如，无定型硅铝催化剂或分子筛催化剂，其中，分子筛催化剂的活性组分选自含或不含稀土和/或磷的Y型或HY型沸石、含或不含稀土和/或磷的超稳Y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。

最后所应说明的是，以上实施例仅用以说明本发明的技术方案而非限制，尽管参照较佳实施例对本发明进行了详细说明，本领域的普通技术人员应当理解，可以对本发明的技术方案进行修改或者等同替换，而不脱离本发明技术方案的精神和范围，其均应涵盖在本发明的权利要求范围当中。

Claims (9)

1、一种催化裂化汽油深度降烯烃增辛烷值的改质方法，其特征在于：它至少包括以下步骤：

步骤1：催化裂化粗汽油全馏分、轻馏分或重馏分和水蒸气一起从底部进入增设的催化改质反应器，与来自原催化裂化装置再生器的高温再生剂进行接触、气化、混合并进行改质反应；所述的催化改质反应器由下部提升管加上部鼓泡流化床构成，由从原有重油催化裂化装置的再生器上设立一引出高温再生催化剂物流的斜管从提升管下部与原有重油催化裂化装置的再生器相连，该催化改质反应器上部鼓泡流化床部分带有独立的沉降系统和汽提系统，该增设的沉降系统内设有二级旋风分离器；所述的改质反应的具体条件如下：

反应温度为350～500℃；

汽油原料预热温度为40～200℃；

催化剂油料重量比为2～20；

催化剂活性为55～65；

提升管段的反应时间为1.0～10.0s；

流化床重量空速为1～1000h^-1；

反应压力为0.1～0.4Mpa；

步骤2：改质油气与待生催化剂在沉降器内分离后离开沉降器；

步骤3：分离后的改质油气进入简易分离系统，分离出富气和改质汽油；所述的分离系统组成为：简易洗涤分离塔塔顶连接冷凝冷却器，塔底与脱过热洗涤介质换热器相连。

2、根据权利要求1所述的催化裂化汽油深度降烯烃增辛烷值的改质方法，其特征在于：所述的粗汽油的轻馏分和重馏分由二级冷凝系统获取，获取催化裂化粗汽油重馏分的同时，得到的粗汽油轻馏分也进一步改质。

3、根据权利要求1所述的催化裂化汽油深度降烯烃增辛烷值的改质方法，其特征在于：所述的改质过程中，待生催化剂进入新设的简易沉降器、汽提段后进入原再生器，或进入原催化裂化装置的汽提段。

4、根据权利要求1所述的催化裂化汽油深度降烯烃增辛烷值的改质方法，其特征在于：对粗汽油全馏分改质，则与富气分离的改质汽油直接进入吸收稳定系统；对粗汽油重馏分改质，则与富气分离的改质汽油与粗汽油的轻馏分混合后进入吸收稳定系统；对粗汽油轻馏分进行改质，则与富气分离的改质汽油与粗汽油的重馏分混合后再进入吸收稳定系统。

5、根据权利要求1所述的催化裂化汽油深度降烯烃增辛烷值的改质方法，其特征在于：所述的改质反应所使用的催化剂为原重油催化裂化装置的催化剂，至少包括无定型硅铝催化剂或分子筛催化剂。

6、一种催化裂化汽油深度降烯烃增辛烷值的改质系统，其特征在于：它至少包括，在重油催化裂化装置的反应一再生系统中增设催化改质反应器，以及与其相连的改质油气简易分离系统；所述的催化改质反应器由下部提升管加上部鼓泡流化床构成，由从原有重油催化裂化装置的再生器上设立一引出高温再生催化剂物流的斜管从提升管下部与原有重油催化裂化装置的再生器相连，该催化改质反应器上部鼓泡流化床部分带有独立的沉降系统和汽提系统，该增设的沉降系统内设有二级旋风分离器；所述的改质油气分离系统组成为：简易洗涤分离塔塔顶连接冷凝冷却器，塔底与脱过热洗涤介质换热器相连；其中，辅助提升管反应系统用于对催化裂化汽油进行催化改质，改质油气分离系统用于分离改质汽油和富气。

7、根据权利要求6所述的催化裂化汽油深度降烯烃增辛烷值的改质系统，其特征在于：所述的催化改质反应的具体条件如下：

反应温度为350～500℃；

汽油原料预热温度为40～200℃；

催化剂油料重量比为2～20；

催化剂活性为55～65；

提升管段的反应时间为1.0～10.0s；

流化床重量空速为1～1000h^-1；

反应压力为0.1～0.4Mpa。

8、根据权利要求6所述的催化裂化汽油深度降烯烃增辛烷值的改质系统，其特征在于：所述的重油催化裂化装置中还包括在原有常规冷凝冷却系统的分馏塔塔顶建立的二级冷凝系统，用于获取粗汽油重馏分和轻馏分，或者获取粗汽油全馏分。

9、根据权利要求6所述的催化裂化汽油深度降烯烃增辛烷值的改质系统，其特征在于：适应于简易洗涤分离塔的脱过热洗涤介质为回炼油或重柴油。

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