（动力工程及工程热物理专业论文）短接触旋流反应器的冷漠实验研究.pdf

c o l 关于学位论文的独创性声明 本人郑重声明：所呈交的论文是本人在指导教师指导下独立进行研究工作所取得的 成果，论文中有关资料和数据是实事求是的。尽我所知，除文中已经加以标注和致谢外， 本论文不包含其他人已经发表或撰写的研究成果，也不包含本人或他人为获得中国石油 大学( 华东) 或其它教育机构的学位或学历证书而使用过的材料。与我一同工作的同志 对研究所做的任何贡献均已在论文中作出了明确的说明。 若有不实之处，本人愿意承担相关法律责任。 学位论文作者签名：兰= 建e = 日期：弘1 1 年岁月明日 学位论文使用授权书 本人完全同意中国石油大学( 华东) 有权使用本学位论文( 包括但不限于其印 刷版和电子版) ，使用方式包括但不限于：保留学位论文，按规定向国家有关部门( 机 构) 送交学位论文，以学术交流为目的赠送和交换学位论文，允许学位论文被查阅、 借阅和复印，将学位论文的全部或部分内容编入有关数据库进行检索，采用影印、 缩印或其他复制手段保存学位论文。 保密学位论文在解密后的使用授权同上。 学位论文作者签名：垒 塑。 指导教师签名：上秀雾糌 摘要 本文是针对现有催化裂化工艺存在的问题，设计了一种新型超短接触旋流反应 器，经过相似换算之后得到冷态模拟实验用旋流反应器模型，建立实验装置。实验过 程中，将旋流反应器分成三个部分进行流场和颗粒浓度场研究：混合腔、环形空间和 主分离空间。在每个空间取1 2 个截面，并在每个截面内设置多个径向测点。 旋流反应器内的流场测试选用八通道压力测量仪，研究内容包括：导向叶片出口 角度和导向叶片安装位置两个结构参数对反应器内流场的影响规律；进气量和汽提量 两个操作参数对反应器内流场的影响规律。 旋流反应器内的催化剂颗粒浓度场测试选用中科院过程所研制的p v 6 a 型颗粒速 度测量仪，经过标定之后可以用于测量颗粒浓度。研究内容包括：导向叶片出口角度 和导向叶片安装位置两个结构参数对反应器内催化剂浓度分布的影响规律；进气量、 汽提量和催化剂循环量三个操作参数对反应器内催化剂浓度分布的影响规律。另外， 还进行了不同工况下旋流反应器对催化剂颗粒的分离效率研究。 通过对新型超短接触旋流反应器的冷态模拟实验研究，深入了解反应器内的流场 和颗粒浓度场及不同结构参数和操作参数对其影响规律，为实现旋流反应器内反应与 分离的高效耦合提供依据。 关键词：超短接触；旋流反应器；冷态模拟 c o l ds i m u l a t i o ns t u d y i n go ns h o r tc o n t r a c tt i m e c y c l o n er e a c t o r w a n gj i a n ( p o w e re n g i n e e r i n ga n de n g i n e e r i n gt h e r m o p h y s i c s ) d i t e c t e db yp r o f j i ny o u h m a b s t r a c t t h i sp a p e rr e l a t e dt oak i n do fs h o r tc o n t r a c tt i m ec y c l o n er e a c t o r , w h i c hi sd e s i g n e dt o r e s o l v ep r o b l e m se x i s t e di nt h ef c cp r o c e s s t h ee x p e r i m e n t a lm o d e lw a sg o tb ys i m i l a r c o n v e r s i o n d u r i n gt h er e s e a r c hp r o c e s s ，t h ec y c l o n er e a c t o rw a sd i v i d e dt ot h r e ep a r t st o s u r v e yt h ef l o wf i e l da n df c cc a t a l y s tc o n c e n t r a t i o nf i e l d ：m i x i n gc h a m b e r , a n n u l a rs p a c e ， a n ds e p a r a t i n gs p a c e 1 - 2s e c t i o n sw a ss e ti ne v e r yp a r t ，a n ds e v e r a lm e a s u r i n gp o i n t sw a ss e ti n e v e r ys e c t i o n e i g h t c h a n n e lp r e s s u r em e a s u r i n gi n s t r u m e n tw a su s e dt om e a s u r et h ef l o u rf i e l do ft h e c y c l o n er e a c t o r t h e r e s e a r c h i n v o l v e st w os t r u c t u r a lp a r a m e t e r sa n dt w os t r u c t u r a l p a r a m e t e r s p v 6 一a p a r t i c l ev e l o c i t ym e a s u r i n g i n s t r u m e n tw a su s e dt om e a s u r et h e c a t a l y s t c o n c e n t r a t i o nf i e l d t h er e s e a r c hi n v o l v e st w os t r u c t u r a lp a r a m e t e r sa n dt h r e eo p e r a t i n g p a r a m e t e r s i na d d i t i o n ，t h es e p a r a t i o ne f f i c i e n c yo ft h ec a t a l y s tp a r t i c l e si sa l s oap a r to ft h e r e s e a r c h t h er e s e a r c ht ot h es h o r tc o n t r a c tt i m ec y c l o n er e a c t o rh e l p st ok n o wt h ef l o u rf i e l da n dt h e c a t a l y s tc o n c e n t r a t i o nf i e l d ，a n dt h ei n f e c t i o no fd i f f e r e n ts t r u c t u r a lp a r a m e t e r sa n ds t r u c t u r a l p a r a m e t e r s t h i sp r o v i d e st h e o r e t i c a lb a s i sf o rt h er e s e a r c ho ft h ec o u p l i n go fr e a c t i o na n d s e p a r a t i o ni nt h ec y c l o n er e a c t o r k e y w o r d s ：s h o r tc o n t r a c tt i m e ；c y c l o n er e a c t o r ；c o l ds i m u l a t i o n 目录 第一章前言1 1 1 背景1 1 2 本课题的目的意义1 1 3课题研究内容2 第二章催化裂化反应器研究进展综述3 2 1催化裂化反应简介3 2 2 催化裂化理论研究进展4 2 - 3 催化裂化新技术5 2 4 催化裂化反应器发展概述7 2 5 短接触反应器现状与展望1 1 第三章超短接触旋流反应器及冷态实验装置设计13 3 1 工况计算1 3 3 1 1 工艺参数设定1 3 3 1 2 蒸汽量计算1 4 3 2 超短接触旋流反应器设计1 5 3 2 1 排气芯管设计1 6 3 2 2 柱段设计l6 3 2 3 混合腔设计17 3 2 4 汽提器设计18 3 3 冷态模拟实验用旋流反应器设计18 3 3 1 排气芯管1 9 3 3 2 柱段设计1 9 3 3 3混合腔设计19 3 3 4 汽提器设计2 0 3 4 其它配套设施造型与设计2 0 3 4 1风机选型2 0 3 4 2 催化剂输送器选型2 0 3 4 3 催化剂料桶设计2 0 3 4 4 第四章 4 1 4 2 4 2 1 4 2 2 4 2 2 4 - 3实验方法及原理 4 3 1 4 3 2 4 3 3 4 3 4 4 3 5 进气量。 催化剂循环量。 流场测试 催化剂颗粒浓度场测试。 催化剂分离效率测试。 第五章旋流反应器内流场测试 引言 5 2 测试的准确性验证 5 - 3 超短接触旋风分离器内流场分布 5 3 1 混合腔内的流场分布 5 3 2 环形空间内的流场分布 5 3 3 主分离空间内的流场分布 5 4 导向叶片出口角度对流场的影响 5 4 1 导向叶片出口角对混合腔的影响 5 4 2 导向叶片出口角对环形空间的影响。 5 4 3 导向叶片出口角对主分离空间的影响 5 5 一次进气量对流场的影响 5 5 1 一次进气量对混合腔的影响 5 5 2 一次进气量对环形空间的影响 5 5 3 一次进气量对主分离空间的影响 5 6 汽提量对流场的影响 5 7 叶片安装位置对流场的影响 5 7 1导向叶片安装位置对混合腔的影响5 1 5 7 2 导向叶片安装位置对环形空间的影响5 3 5 7 3导向叶片安装位置对主分离空间的影响5 5 第六章旋流反应器内颗粒浓度场测试5 7 6 1 引言5 7 6 2 进气量对催化剂分布的影响5 7 6 3 汽提量对催化剂分布的影响5 9 6 4 叶片出口角对催化剂分布的影响6 1 6 5 催化剂循环量对催化剂分布的影响6 3 6 6 导向叶片安装位置对催化剂分布的影响6 4 6 7 超短接触旋流反应器分离性能研究。6 5 6 7 1 风量对效率的影响6 5 6 7 2 催化剂循环量对效率的影响6 6 结论6 7 符号表6 8 参考文献6 9 攻读硕士学位期间取得的学术成果7 2 致谢7 3 中图石油大学( 华东) 硕十学位论文 第一章前言 1 1 背景 随着原油日趋劣质化和重质化，原本适用于催化裂化减压蜡油的传统反应器( 例 如：乙烯急冷油塔、催化裂化的提升管式反应器等) 在用于劣质、重质油加工时所暴 露出的弊端日益明显，反应时间长、反应不充分、传质传热效果差、设备结焦严重等 问题日益突出。解决这一难题不仅需要在化学反应机理方面进行深入研究，还需要开 发与重质油加工工艺特点相适应的新型反应器。 劣质、重质油催化裂化反应过程中生焦是不可避免的。要想使生产装置长周期平 稳运行，必须实时将反应过程生成的焦排出反应器。现有脱碳过程所采用的反应器 有：固定床、沸腾床、流化床、移动床、悬浮床等等。这些反应器共同存在的一个问 题就是反应器内容易结焦；此外也给工艺系统内的其他设备( 包括分馏分离设备、再 生设备及管线等) 带来结焦隐患，影响了工艺装置的长期平稳运行和经济效益。 基于以上问题，课题组设想将超短接触旋流反应器应用于重质、劣质油加工工 艺，用以克服现有反应、分馏系统的结焦问题，保证整个装置的长周期安全运行，提 高工艺装置的经济效益。 超短接触旋流反应器可用于高温或低温工况下的两相或三相反应物与产物分离。 在离心力、摩擦力和重力等共同作用下，器内各组分间充分接触、快速反应、边反应 边分离，实现了反应与分离的同步进行。整个过程时间短、传热传质性能良好，同时 能够将缩合反应生成的焦及前期产物进行快速分离，从而抑制反应器壁的结焦，延长 开工周期。 1 2 本课题的目的意义 一直以来，催化裂化是石油炼制行业中的核心工艺之一，因此国内外许多单位和 个人一直从事催化裂化新工艺的研究开发，同时也出现了许多的新型催化裂化反应 器。提升管反应器的出现，大大缩短了催化裂化反应时间，改善了产品选择性，在提 高轻质油产率的同时降低了生焦量。 然而近年来，随着原油的日益重质化和劣质化，以及对轻质油品需求的不断增 加，传统提升管反应器在越来越苛刻的工艺要求面前所表现出来的缺陷也越来越明 显，主要表现在：1 ) 气固停留时间长，结焦严重；2 ) 气固逆重力场运动造成滑落与返 混；3 ) 提升管催化剂径向浓度分布不均匀，导致接触效率低；4 ) 热裂化和二次反应严 重， 速分 大大 留时 点， 向0 1 3 超短 2 中国石油大学( 华东) 硕士学位论文 第二章催化裂化反应器研究进展综述 2 1 催化裂化反应简介 催化裂化反应过程是一个平行连串的复杂反应过程。下面用简化的模型对催化 裂化反应进行描述，如图2 1 所示【1 】。 _ 气体 焦炭 图2 - 1催化裂化反应的平行连串反应模型 f i g 2 - 1p a r a l l e l - r a n k i n gm o d e lo ft h ef c cr e a c t i o n 从图2 1 可以看出，反应分为两大平行方向：一个方向是裂化反应，产物h c 逐渐增大，分子逐渐变小，最终生成小分子气体；另一个方向是缩合反应，产物h c 逐渐变小，分子逐渐变大，最后综合成焦炭。因为催化裂化反应过程中，c 、h 原子 数是守恒的，所以，l p g 、汽油和轻柴油等高h 元素含量产物的生成过程，也是油 浆、焦炭的生成过程。要想得到最高的轻质油产率，反应过程的焦炭产率应该保持 一个最佳值，太低不能脱除足够的c 原子，太高则会消耗了一部分h 原子。在确定 最佳焦炭产率的条件下，调整其它产物的产率比，使其朝着希望的方向发展是改进 催化裂化反应的重要途径。 为了提高c 元素的转化率和h 元素的利用率，必须保证油剂在进料段充分快速 接触，大剂油比操作来提高催化反应的选择性，提高反应温度来缩短完全反应所需 要的时间，缩短油剂接触时间来抑s u - 次反应的发生。同时，通过控制反应器内的 温度分布来优化产物构成、控制反应深度，也是催化裂化工艺技术的重要研究方 向。 石油加工过程的催化裂化反应是一种典型的平行一连串反应，理想的超短接触 时间催化裂化反应器应具备下列特点：“进料段内剂油快速充分接触、反应段内为 无返混活塞流、末端分离器高快速效。但是，传统的提升管反应器却有自身固有 的弊端，如：反应时间过长、催化剂积炭导致活性与选择性迅速降低、催化剂的滑 落与返混、非理想二次反应等。 第二章催化裂化反戍器研究进展综述 2 2 催化裂化理论研究进展 2 2 1混合效率对催化裂化的影响 理论研究与大量工业实验结果表明，减少焦炭和干气产率的关键在于提高反应器 内油剂的混合程度和速度。t o t a l 公司的r f c c 技术研究结果表日月【2 1 ，为了有效地催化 裂化沥青质含量和残炭值高的重油，最优的方案是高温短接触时间反应，此处的高温 是指再生催化剂和油剂接触温度高，短接触时间是指催化原料与催化剂的反应时间短 ( 最好少于1s ) 。 c e p o c 公司下属的u o p 公司研究的m s c c 催化裂化技术也证明了短接触时间催 化裂化的优越性。 e x x o n 公司的s c t 技术在b p 公司的e s p a n a 炼油厂的流化催化裂化车间试验 成功。 芬兰n e s t e o y 公司开发的n e x c c 工艺( 增产气体烯烃的催化裂化技术) ，剂油比 1 0 一3 0 ，反应时间1 2s ，反应温度5 5 0 6 4 0 。c 。试验结果表明，大剂油比和高温操作条 件能明显提高轻质油收率，抑制二次反应程度。 王建国等【3 】对催化裂化工业装置运行参数的分析也证明了油剂高效混合对产品分布 的积极作用。将c o 从4 0 变到7 2 ，原料转化率由6 1 3 提高到7 2 7 ，焦炭选择性 则由0 1 1 下降到0 1 ，汽油选择性由o 6 5 提高到o 6 8 。陈祖庇【4 1 也给出了一套催化裂化 产品分布随剂油比而变化的生产数据，从该数据可以看出，c o 对催化裂化产品分布 影响很大，反应苛刻度的提高会明显抑制二次反应的进行。 2 2 2 平推流对催化裂化反应的影响 在反应器内用平流推进来控制催化裂化反应深度，对于优化产品分布具有重要意 义。 下行床内气固径向分布较提升管内要均匀得多，有助于现实催化裂化反应平流推 进。魏飞等人针对下行床反正器开展了数值模拟和热态实验，结果表明下行床反应器 内轻烃的选择性明显提高，产品分布趋势为“中间增加，两头减少”。m a d d h a l la g 等人 5 1 的研究也表明，高苛刻度条件下行床可以提高轻烃产率。 瑞士联邦理工学院【6 】以丙苯作为原料在小型下行床反应器中进行催化裂化试验，结 果表明大剂油是实现高转化率的必要条件，分析认为只有此时才能实现化剂与油气在 反应器入口均匀混合，充分接触。 2 2 3出口快速分离对反应的影响 4 中国石油大学( 华东) 硕上学位论文 大约有4 0 的反应产物在沉降器内返混严重【7 1 。一般在反应空间内的停留约为1 4 s ，而在沉降器内的约停留4 0s 。由于催化剂的积炭量与其停留时间的1 3 或1 4 次方 成正比，所以，油剂两相在提升管末端快速分离能有效抑制二次反应的发生，从而降 低焦炭和干气的转化率，延长装置运行周期。 2 2 4 沉降器内结焦原因分析 。 沉降器内的结焦原因可分为内因和外因两个方面，内因是指存在于沉降器内的易 结焦组分，包括反应油气中以气相或液相存在的重组分；外因是指造成结焦的外部环 境，主要包括大油气管线和沉降器内气粒多相流动及传质、传热状况。 王荷蕾、高岱巍2 1 等人通过沉降器内结焦原因，得到以下结论：受操作参数和设备 结构的影响，沉降器内存在不均匀的多相流动和传热、传质行为；导致沉降器结焦的 直接原因是液相重组分而不是气相组分；液相重组分主要来自于汽提段，整个沉降器 内弥漫汽提出的液相重组分，汽提出来的液相重组分处于游离状态，在沉降器内被器 壁捕获而发生裂化生焦。 2 3 催化裂化新技术 催化裂化技术进步涉及雾化喷嘴的改进、油剂的高效接触与快速分离、催化剂流 动方式、产物快速分离及新型催化剂开发等。 2 3 1 预提升段技术 2 0 世纪9 0 年代，c e p o c 公司下属的u o p 公司提出“实现油剂高效接触的关键是 油剂接触之前使催化剂均匀分散在反应空间内并实现活塞流”，这可以通过预提升技 术实现。 魂 臂 图2 - 2 新型预提升器与传统预提升器内颗粒分布对比图 f i g 2 - 2c o m p a r i s o no fc a t a l y s tc o n c e n t r a t i o nf i e l di nd i f f e r e n tp r e - s t r i p p i n gp i p e 相关研究结果表明 8 ，9 1 ，如果提升管与预提升段直径相同，再生斜管位于蒸汽分布 单管出口下方，在预提升管底部进入的再生剂不能得到有效的预提升，会影响再生剂 第二章催化裂化反虑器研究进展综述 下料；此外，再生剂进入预提升管后受向上的预提升作用力和水平力的共同作用而形 成“s ”型运动轨迹，使催化剂不能均匀分布。为此，锦西炼油化工总厂与洛阳石化工 程公司共同研发了一种新型预提升器，其预提升管为扩大段，可以通过促使催化剂向 提升管中心区流动来提高剂油接触效率。新型预提升器效果显著，改进前后预提升段 内的颗粒运动对比如图2 2 所示。 2 3 2 高效雾化喷嘴 中国石化北京设计院、中国科学院等单位联合研究结果表吲7 1 ，在提升管反应器 内，大约以喷嘴以上1 0 d 的截面为界将提升管内的空间分为两部分，上面部分为自然 分布区，下面部分为受喷嘴控制区。雾化原料在喷嘴控制区内停留的o 5s 时间内进行 着剧烈的初始反应。因此，高效雾化喷嘴的设计与优化布置对实现油剂两相短接触时 间充分接触和优化产品选择性具有重大影响。 近年来，许多公司开展了新型高效雾化喷嘴的研发工作并推出多款产品，如u o p 公司的雾化喷嘴从p r e m i x 型发展到o p t i m i x 型；k e l l o g g 公司将扁嘴型喷嘴已改进到第 三代的a t o m a x 型；我国研发的b x 、k h 、h w 、b p 、l p c 型等高效低压降式喷嘴 也得到广泛应用。 2 3 3反应段新技术 褪歼管 2 挡饭 次 提 升 物流 气 效雾化 科喷嘴 再生剂 斜管 图2 - 3 抗滑落提升管与提升管挡板示意图 f i g 2 - 3 s c h e m a t i cd i a g r a mo fa n t i - s u pr i s e ra n db a f f l e 针对提升管内的过裂化问题，近年来，一些石油公司提出了反应苛刻度控制技 术，例如，k e l l o g g 公司的急冷油技术，i f p 公司的混合温度控制技术，c h e v r o n 公司 的分路进料技术和反应终止剂技术1 1 。 为了抑制反应段内催化剂径向不均匀分布，有人提出了在喷嘴上方设置导流挡板 6 中国石油大学( 华东) 硕士学位论文 的设计。钟孝湘等【1 l 】提出了使用进料喷嘴区的缩径结构、轴切向注入技术和二次提升 气技术，来解决在提升管内发生催化剂返混和滑落的问题，如图2 3 所示。 2 3 4 末端快分技术 近几年代表第三代油剂快分技术不断涌现，例如s & w 公司和u o p 公司共同研发 了带预气提的快分器，将停留时间由1m i n 降到5 1 0s ；改进提升管末端快分结构的 v s s 和v d s 两种快分技术提高了分离效率和精度。石油大学( 北京) 研发的v q s 系统和 f s c 系统，将油气在沉降器内平均停留时间下降到5s 内，满足了“油气快速引出、气 固高效分离，催化剂高效气提的三快”的要求。 末端高效快分技术为实现高温短接触时间催化裂化创造了条件，为了进一步缩短 停留时间，一个发展趋势是将来有可能把沉降器彻底甩掉。 2 3 5 多区协控重油催化裂化技术m z c c t l 2 】 一个理想的催化裂化平行顺序反应工艺应该是以高温短接触时间为工艺基础，实 现高c h 下的油剂高效混合与平流推进，提高反应选择性和重组分的反应深度。由 此，中国石油大学( 北京) 针对重油催化裂化反应特点研发了m z c c 技术：1 进料段 油剂高效接触；2 反应区平流推进；3 出口段油剂快分；4 汽提段重组分化学汽提。 2 3 6 两段提升技术 两段提升管催化裂化技术( t s r f c c ) 1 2 】，改变了传统提升管反应系统的结构形式， 用两个短提升管代替传统的提升管，并分别连通再生器。将分离出目的产物的第一段 反应油气输入第二段提升管，并与输入的再生催化剂继续反应，从而实现大c o l l ，催 化剂接力，短时间接触，在不同的反应器内为不同的原料创造理想的反应条件。 2 0 0 2 年5 月于在中国石油大学( 华东) 胜华炼油厂催化裂化装置进行t s r f c c 工业 试验。与常规提升管反应器相比，液收率和轻质油收率分别增加了2 和4 以上，降低 了焦炭、干气产率，同时提高了装置的处理能力。 t s r f c c 是强化催化反应技术，将专用催化剂应用于到t s r f c c 技术，并适当进行 反应苛刻度控制，可在保证轻质油产率的前提下大幅增加乙烯和丙烯的收率。 2 4 催化裂化反应器发展概述 近年来，催化裂化反应器的发展很快，国内外石油公司、科研单位和高校等也纷 纷在研发新型反应器。下面简单的介绍一下催化裂化反应器的发展情况【1 3 】。 2 4 1 传统单提升管反应器 根据反应器和再生器排列方式的不同，传统提升管反应再生系统有两种基本形 第二章催化裂化反应器研究进展综述 式：同轴式和高低并列式。 高低并列式提升管反应器是目前应用较为普遍的提升管反应器形式。反应器和再 生器之间通过待生和再生斜管连接进行待生剂和再生剂的输送。 同轴式提升管反应器的特点是将反应器和再生器同轴重叠放置，利用塞阀控制催 化剂的循环。 2 4 2 改造后的单提开管反应器 传统的提升管反应器为等直径提升管，为保证一定的反应效率，提升管通常要建 到3 0m 以上的高度。 为了满足不同的生产要求，对传统的单提升管反应器也进行了不同的改造，常见 的有：变径的提升管反应器、多段进料的提升管反应器、串联的提升管反应器等，介 绍如下： 2 4 2 1 变径的提升管反应器 提升管中气相介质流速决定催化剂浓度，而催化剂浓度直接影响油剂接触时间和 频率，所以降低出口气相流速可以提高反应效率。 基于这一理论，李松年等【1 4 】改变提升管段直径，将流体出口速度降低到入1 ：3 速度 的水平，研发了一种多产烯烃的提升管反应器。整个提升管反应器中各轴向截面内催 化剂颗粒浓度都较大，因而为油剂两相提供了足够的接触时间和反应空速。 还有一种用于多产烯烃的变径提升管反应器【1 5 】，它是由预提升段和三段反应区构 成。每个反应区的上游各有一个进料口，从第三反应区设置的水平段进料口进入的冷 激物质主要用于减少氢转移反应，其它两个进料口为催化剂与原料入口，与之连接的 两个反应区的直径要比提升管略大。通过调整催化剂循环量以及气固停留时间，可以 满足提高烯烃或丙烯产率的要求。 2 4 2 2 两段提升管反应器 中国石油大学( 华东) 张建芳等1 6 。1 明基于t s r f c c 技术开发了两段提升管反应器。 段间将第一段反应后的轻质油( c 3 + c 4 ) 作为最终产品抽出，最大限度地抑制了轻组合的 二次反应，同时也可以将未反应的重组分送入第二段提升管进行进一步的催化裂化反 应。 工业实验表明：与传统提升管催化裂化工艺和m i p 工艺相比较，利用t s r f c c 技 术改质的汽油具有以下特点：烯烃含量低，烷烃、芳烃含量高、诱导期和m o n 都有 所增加。 中国石油大学( 华东) 硕士学位论文 李松年等通过更换第二段提升管内的催化剂类型研发了一种改进的t s r f c c 技 术，进一步改善了产品选择性。 2 4 2 3 多段进料的提升管反应器 在提升管内不同轴向高度上布置两组以上的进料喷嘴的多段进料催化裂化反应技 术( s f i ) ，可以为不同原料调节合适的反应苛刻度，来控制产品选择性2 0 之1 1 。如果通过 调节回炼油的注入位置，可以提高轻质油收率或进行汽油改质。 常见的多段进料提升管催化裂化技术有：k e l l o g g 公司在提升管底部注入裂解性差 的原料，而在提升管中上部注入裂解性好的原料，可以提高反应效率，达到增加轻质 油收率的目的；c h e v r o n 和b p 公司通过在提升管反应器的上部和下部注入同一种原料 来抑制氢转移反应，提高丙烯、丁烯产率和汽油品味；m g d 2 2 1 技术是结合汽油回炼的 分段进料技术，沿提升管轴向设置了三个迸料口，外来焦化汽油或者部分f c c 汽油首 先进入提升管，然后是渣油，最后是v g o 回炼油，在适当的上部位置设立急冷剂注入 口，可以提高柴油和液化气产率，并促进汽油改性和硫化物转化。 2 4 2 4 套管式提升管反应器 这种新型反应器的特点是设置在传统单提升管下部的内管与提升内壁形成一个环 形空间，再生剂由再生斜管进入预提升段后，一部分经内管上升，另一部分从环形空 间上升【2 3 】。 2 4 3 单提升管+ 床层反应器 当单提升管工艺不能满足催化裂化要求时，还可以在不同反应器间进行工艺组 合，其中最常见的是单提升管和床层反应器的组合工艺【砒6 1 。 下面以单提升管和环流流化床的工艺组合【2 6 1 为例进行说明。这一组合包括一个循 环流化床反应器、一个再生剂换热器和一个提升管反应器，其工作过程是将冷却后的 再生剂注入循环流化床反应器与汽油反应，生成的油气进入油气分离系统，而催化剂 经汽提后部分注入提升管反应器与烃类原料反应，生成物在沉降器内沉降后进入后续 分离装置。 这种组合工艺的优势是在保证汽油品味不下降的条件下，降低其烯烃含量；通过 控制循环流化床反应器内的接触时间来控制反应深度；在相同c h 下，催化剂在反应 区和汽提区之间的环流可以提升其与轻质原料的接触机会，即提高了接触效率。 2 4 4 双提升管反应器 由于受到单程转化率限制，催化裂化过程中往往需要设定一定的回炼比，但是， 9 第二章催化裂化反应器研究进展综述 在性质和组成上回炼油( 浆) 和新鲜原料油都有较大差别。可以另外设计一根单独的提升 管用于回炼油( 浆) 催化裂化，与原提升管并联形成双提升管反应器，从而可以针对不同 工况灵活选择合适的工艺。下面介绍几种双提升管反应器。 专利“m e t h o df o rh i g hs e v e r i t yc r a c k i n g ”【27 涉及一种双提升管反应器，一根提升管 用于烃类原料的催化裂化，而另一根提升管用于轻质馏分的深度裂化。 洛阳石油化工工程公司下属的炼制研究所以双提升管反应技术为基础研发了灵活 多效催化裂化( f d f c c ) 工艺，主要用于重质、劣质油催化裂化，汽油改质，并且可 以实现提高气体烯烃的目的。该装置于2 0 0 2 年3 月至4 月在清江石化催化裂化车间进 行工业试验，结果表明在用于重质油催化裂化时，该装置可以满足直接生产清洁汽油 的要求。 另外，专利“p r o c e s sf o rs h o r tc o n t a c tt i m ec r a c k i n g ” 2 8 1 涉及了一种三提升管反应 器，其可以实现更高的生产要求。 2 4 5 下行式催化裂化反应器 上世纪8 0 年代，出现了超短接触时间反应器的概念。e x x o n m o b i l ，u o p ，s t o n e w e b s t e r 等石油公司积极研发短接触时间反应器，并申请了专利。例如m o b i l 公司设计 的“带有下行式提升管的催化裂化反应器”和“一种环流式下行短接触时间催化裂化 反应器 2 3 】；t e x a c o 公司通发明的“下流弹射式分散相提升管再生器”；u o p 公司研 发的短接触反应技术被称为是“2 1 世纪可以取代提升管的新技术”，那就是“下行式反 应器与上行式再生器的组合工艺；另一种广受关注的技术是“毫秒催化裂化技术 ( m s c c ) 2 9 - 3 0 】，它也是一种下行式超短接触反应器。 2 4 6 循环流化床反应器 目前，年产量最大的f t 合成反应器是循环流化床反应器，加工能力为1 0 5m 3 h 原 料气。f t 合成反应是在提升管反应器和循环流化床反应器内进行的，1 6 0 左右的混 合原料气在水平输送管内被催化剂加热到3 1 5 。反应器内设置的热量交换装置，为了 使反应器项部保持在3 4 0 左右，需要用换热装置移出3 5 左右的反应热。沉降器设 置的旋风分离器用于分离反应尾气和催化剂颗粒。 2 4 7 固定流化床反应器 固定流化床反应器内，以原料气体为流化介质的催化剂始终处于稳定的强湍流状 态，气、固两相间的传质、传热行为较为强烈，有利于保证f t 合成反应的强度和效 率。 1 0 中国石油大学( 华东) 硕上学位论文 2 4 8 浆态床反应器 浆态床反应器被认为是将来可以取代现有f t 合成反应器的新工艺，它具有良好的 操控性能和经济性，与其它床型相比在热效率和产品收率方面有明显的优势，而且可 以用于加工低h c 比的合成气。在操作压力和产量相同的情况下，浆态床反应器的相 对投资是固定床的2 2 左右，是流比床的4 5 左右；热效率是流化床的1 3 8 左右， 是固定床的1 0 7 左右。除此以外，在催化剂消耗和收油率等指标上也具有明显的优 势。如果使用先进的合成气生成炉还会进一步降低成本，提高经济效益。国内外众多 科研单位和研究者都已投入了相当的力量进行浆态床的基础研究和工业推广。 2 4 9 其它一些形式的反应器 谢朝钢等【3 l 】发明了一种催化转化反应器，主要用于制取低烯烃含量汽油，同时提 取气体烯烃。相关研究结果表明，结焦效应的催化剂对于汽油馏分具有降烯烃作用， 所以这种催化转化反应器就以积炭的催化剂来触媒来对汽油进行降烯烃改质，同时生 产气态烯烃。该反应器选用与传统提升管完全相同的提升管反应部分，从汽提段的中 上部注入的需要改质的汽油在反应器内与积炭的催化剂发生反应后从下部流出。 2 5 短接触反应器现状与展望 2 5 1 短接触反应器的研究现状 到目前为止，提升管反应器还是催化裂化工艺中的主流反应器，但是随着原料油 的日益重质和劣质化，这种逆重力场流动的反应器暴露出来的缺陷越来越明显：反应 时间长，反应效率低，催化裂化滑落与返混，二次反应难以控制等。 从上世纪8 0 年代开始，超短接触催化裂化的概念提出之后，国内外许多单位都在 从事新型反应器研发。新型超短接触反应器的设计都必须解决一个问题：在超短接触 时间内实现油剂充分接触，而要提高油剂两相的接触效率应在下面两个方面取得突破 1 3 2 。 第一，设计高效喷嘴，提高雾化程度。陈俊武【3 3 】等研究发现，原料油喷入催化裂 化反应器后，应该在1 4 s 内完成气化，否则，由于催化剂表面温度在急冷到反应器出 口温度时，未气化的原料会以“液焦 的形式吸附在催化剂表面，这不仅会降低催化 裂化效率，同时也会增加焦炭产率。同时，由于油剂两相间的传热效率会随着油滴粒 径的增大而系数下降【3 4 】，原料油的粒径越小其气化速度越快，高温催化剂冷却速度也 越快，这可以抑制热裂化反应的进行。 第二，必须保证催化裂化反应区内有足够高的催化剂颗粒浓度，这是保证油剂两 第二章催化裂化反应器研究进展综述 相高效、快速、充分接触和反应的必要条件。下行床式超短接触反应器虽然克服了催 化剂返混的问题，但是由于反应器内油剂两相并流下行，导致接触区内催化剂质量浓 度低，接触效率偏低。然而，这种顺重力场的流动方式很难解决这一问题。 超短接触反应器的设计要求把催化裂化完全反应所需要的时间缩短，只有使原料 油雾化颗粒粒径更小、更均匀，反应区内的催化剂颗粒浓度更高，才能实现更高的接 触效率，在极短的时间内充分完成反应。 。 2 5 2 短接触反应器应用展望 2 5 2 1短接触烃类热裂解工艺开发 通过对管式炉进行高温、短接触操作，可以明显提高乙烯收率。对于提升管反应 器来说，要通过缩小管径来实现高温操作，同时通过提高操作气速来实现短停留时 间，然而这样的操作势必会因油气分压增大而抑制乙烯转化率的提高。也就是说，在 提升管反应器内通过高温、短接触时间操作来提高乙烯收率的方法有自身难以突破的 缺陷，而将超短接触反应器从根本上解决这一问题，提高烃类热裂解反应中乙烯等化 工原料和轻质油收率。 2 5 2 2 超短接触催化裂化工艺开发 超短接触催化裂化工艺，具有油剂接触效率高，完全反应所需要的时间短，传 质、传热效果好，催化剂返混小等优点。克服了提升管反应器内由于油气停留时间长 和返混导致的热裂化和二次反应问题，可以在油剂初接触空间内利用催化剂活性高的 特点提高反应选择性，从而增大轻质油收率。超短接触反应器特别适用于重质、劣质 油的催化裂化，在大剂油比操作条件下，利用选择性好的新鲜催化剂提高反应效率， 并可以抑制原料中重金属对催化剂的污染。超短接触催化裂化反应器内催化剂顺重力 场运动，循环量大，返混小，前期生成的焦炭可以及时的带出反应器，从而避免反应 器内长期结焦而带来隐患，大幅度提高催化裂化工艺对原料的适应性，延长形式周 期，有巨大的经济效益。 2 5 2 3 超短接触煤炭裂解反应器的开发 超短接触煤炭裂解反应器的研究开发，对于充分利用煤炭资源、节能、环保等具 有重要意义。前苏联和德国科学家都曾进行过在下行床反应器内裂解煤粉制取乙炔的 实验，结果表明乙炔产率高达3 4 ，并且这种工艺比电石法节省2 5 的电能【3 5 1 。 另外，高温超短接触反应器还可以用于裂解农林等有机物，裂解产物既可以直接 用作洁净燃料还可以作为化工原料进行深加工，有广阔的发展前景。 1 2 中因石油大学( 华东) 硕士学位论文 第三章超短接触旋流反应器及冷态实验装置设计 3 1 工况计算 3 1 1 工艺参数设定 设定该装置反应温度为5 5 0 。c ，反应压力为o 2m p a ，年处理量为5 0 0 0 0t ，年开工 时间为8 0 0 0h ，则处理量为6 2 5 0k g h 。 。 催化裂化原料有三种：新鲜原料，回炼油和回炼油浆，各部分进料的性质如表3 - 1 所示。 表3 - 1 催化裂化原料性质表 t a b 3 1m a t e r i a ip r o p e r t i e so ff c c 新鲜原料同炼油回炼油浆 回炼比取1 ：2 ： 回炼油回炼油浆取4 ：l ； 剂油比( c o ) 取8 ； 新鲜原料雾化蒸汽量：2 q 新鲜原料； 回炼油( 浆) 雾化蒸汽量：4 q 回炼油c i t ) ； 汽提蒸汽量为2 k g t 催化荆； 则各部分进料质量流量如表3 2 所示。 表3 2 进料质量流量表 t a b 3 2 t a b l eo ff e e dm a s sf l o w 物料名称 质量流量( k g h ) 新鲜原料 6 2 5 0 同炼油 2 5 0 0 同炼油浆 6 2 5 催化剂 7 5 0 0 0 新鲜原料雾化蒸汽 1 2 5 回炼油雾化蒸汽 1 0 0 回炼油浆雾化蒸汽 2 5 汽提蒸汽 1 5 0 设反应生成物由八部分组成，分别为：干气，液化气，稳定汽油，轻柴油，油 浆，焦炭，水蒸汽，并有一部分损失。各部分的比重和性质如表3 3 所示。 第三章超短接触旋流反应器及冷态实验装置设计 表3 - 3 反应产物组成表 一 ! 璺坠曼曼! 苎坠! 竺竺! 已! 竺壁竺! ! 1 2 巴p 2 1 1 垡2 翌 分子质量 占新鲜原料百分比( )质量流量( k 蚰) 干气 3 0 53 1 2 5 液化气 5 0 1 1 6 8 7 5 稳定汽油 1 0 6 4 8 3 0 0 0 轻柴油 2 1 4 2 1 2 1 3 2 5 油浆2 8 26 3 7 5 焦碳 一 85 0 0 损失 一 0 85 0 水蒸气 1 8 4 0 0 3 1 2 蒸汽量计算 3 1 2 1 进料换算蒸汽量 新鲜原料： q l = 面6 2 5 0 2 2 4 回炼油： 2 7 3 + 5 5 01 0 1 3 q 2 = 西2 5 0 0 2 2 4 回炼油浆： q 3 = 瓦6 2 5 2 2 4 2 7 31 0 1 3 + 2 2 7 3 + 5 5 01 0 1 3 m 3 h = 3 2