氣流式顆粒分選器和流化床反應器及其應用的制作方法
【專利摘要】本發明提供了一種氣流式顆粒分選器，包括頂部密封且具有中空結構的分選器主體、出料口、出風管以及導向進風口；分選器主體的內部空間自上而下包括直筒區和錐體區；出料口位于錐體區的底部；導向進風口沿直筒區的切向設置在直筒區的上部，與分選器主體的內部空間連通；出風管密封插入分選器主體的頂部，并向下延伸至直筒區的下部；出風管的底部端口密封，其下部設置有導向出風口，將出風管與分選器主體的內部空間連通，導向出風口沿出風管的切向設置。本發明還提供了內置有該氣流式顆粒分選器的流化床反應器及其應用。采用本發明氣流式顆粒分選器能高效地將大粒度的催化劑顆粒分離分選出來，在分離過程中，催化劑顆粒破碎的幾率低。
【專利說明】氣流式顆粒分選器和流化床反應器及其應用
【技術領域】
[0001]本發明涉及一種氣流式顆粒分選器，本發明還涉及一種流化床反應器及其應用。【背景技術】
[0002]石油烴類物質(如汽油和柴油)總是含有部分有機硫。這些有機硫在燃燒時會釋放出SOx，其中，最主要的是二氧化硫(S02)。二氧化硫是大氣環境主要的污染源，是形成酸雨的直接原因。為了控制大氣污染，各國相繼立法對汽油中的硫含量提出了越來越嚴格的限制。歐、美等國家和地區提出了汽油硫含量氺10 μ g/g的“無硫汽油”標準。
[0003]目前，油品的深度脫硫方法主要有加氫精制和吸附脫硫兩種方法，但加氫脫硫普遍存在操作條件苛刻、氫耗高等不足。特別是對催化裂化汽油來說，加氫脫硫易于使汽油中的烯烴和芳烴飽和，從而造成汽油辛烷值的損失。因此，需要一種在保持汽油辛烷值的同時實現脫硫的方法。
[0004]CN1048418C提出了一種用含有氧化鋅、二氧化硅和氧化鋁的新型可流化吸收組合物與含硫烴原料相接觸，進而脫除烴原料中的硫的方法，可以實現在汽油辛烷值損失小的條件下脫硫的效果。
[0005]CN1658965A提出了一種從含烴流體物流中脫硫的方法和裝置，在流化床反應器內讓烴類與吸附硫的固體顆粒催化劑接觸，在流化床內設置導向內構件來約束烴類流體和固體催化劑顆粒的流動路徑，強化氣固兩相的接觸和反應，從而實現超低硫汽油的生產。
[0006]從工業應用來看，通過吸附脫硫模式在深度脫硫的前提下，可大大緩解催化汽油在脫硫中的辛烷值損失。吸附脫硫工藝通過將硫化氫中的硫轉化成為硫化鋅來固定烴原料中的硫，在再生器中通入氧氣進行燃燒反應，使催化劑顆粒中的ZnS與氧氣反應生成氧化鋅和二氧化硫，從而恢復催化劑吸附活性。
[0007]由于硫元素的原子半徑大于氧元素的原子半徑，因此在反應一再生循環過程中，必然造成催化劑中晶格的變化，甚至會產生催化劑顆粒的破碎現象。另外，在多相流化床反應器中，反應氣體與催化劑相互接觸，催化劑在反應物流的作用下處于流化狀態，顆粒與顆粒經過長時間的碰撞、磨損，出現破碎現象，也會不斷的產生細粉。
[0008]當催化劑中的細粉量增加到一定比例以后，對催化劑的活性、反應產物分離和流化反應系統操作都帶來一定難度；對于某些反應活性與催化劑細粉有關的催化反應而言，當催化劑的細粉含量增加到一定比例時，催化劑總體活性降到一定程度，反應速度明顯降低。如催化汽油吸附脫硫反應器由于細粉含量的增加，整個裝置的催化劑活性降低，脫硫效果明顯下降。
[0009]現有的工業催化汽油吸附脫硫裝置一般采用內置式金屬過濾器回收催化劑。但是，金屬過濾器的孔徑很小，主要用于回收細粉，而催化劑中大于2μπι的固體粒子容易存留在反應系統內，導致大量粒徑較小的催化劑細顆粒不能及時移出反應器外，影響裝置的脫硫效果。并且，隨著反應系統中催化劑細顆粒的聚集，催化劑床層的固相密度大幅度降低，破環反應系統中的壓力平衡，造成催化劑流動推動力不足，無法使催化劑正常流入到反應接收器內，造成催化劑的流動不暢，影響裝置的正常運轉。
[0010]相比于其它固體催化劑，吸附脫硫用催化劑的機械強度略低些，如果在吸附脫硫反應器中設置常規旋風分離器對催化劑進行分離，由于旋風分離器中氣流的流速較高，因此在分離油氣與催化劑顆粒時，顆粒與顆粒之間以及顆粒與旋風分離器器壁之間的強烈碰撞，極易造成催化劑破碎。并且，旋風分離器內是高湍流的離心力場，大小顆粒的湍流強度不同，導致在分離過程中粗細顆粒夾帶嚴重，顆粒分選的界限清晰度有限，無法將流化床反應器中的催化劑細粉有效地分選出去，再加上大量催化劑破碎，造成流化床反應器內細粉量更多，催化劑消耗更快。因此一般不選用旋風分離器作為對吸附脫硫反應器中的催化劑進行分選的部件。
[0011]綜上，仍然需要一種既能夠高效地從夾帶有固體顆粒的氣流中分離出顆粒較大的固體顆粒，同時又不會加劇催化劑顆粒破碎的分選器。
【發明內容】
[0012]本發明的目的在于克服現有的氣固分離裝置的分離效率不高的技術問題，提供一種氣流式顆粒分選器，采用該氣流式顆粒分選器對夾帶有固體顆粒的氣流進行分離，能夠高效地將粒度較大的固體顆粒分離出來，分離出的固體顆粒中細粉的夾帶量低。
[0013]本發明的第一方面提供了一種氣流式顆粒分選器，該氣流式顆粒分選器包括頂部密封的分選器主體、出料口、出風管以及至少一個導向進風口 ；所述分選器主體的內部空間自上而下包括直筒區和錐體區，所述錐體區的錐底與所述直筒區相連；所述出料口位于所述錐體區的底部；所述導向進風口沿直筒區的切向設置在所述直筒區的上部，與所述分選器主體的內部空間連通；所述出風管密封插入所述分選器主體的頂部，并向下延伸至所述直筒區的下部，所述出風管的底部端口密封；所述出風管的下部設置有至少一個導向出風口，將所述出風管與所述分選器主體的內部空間連通，所述導向出風口沿所述出風管的切向設置。
[0014]本發明的第二方面提供了一種流化床反應器，該流化床反應器包括頂部密封的反應器主體、氣流式顆粒分選器以及物料入口，所述反應器主體的內部空間自上而下包括沉降區和反應區，所述物料入口位于所述反應區的底部，其中，所述氣流式顆粒分選器為本發明提供的氣流式顆粒分選器，所述氣流式顆粒分選器的分選器主體設置在所述沉降區中，所述出風管密封穿過所述流化床反應器的頂部，所述導向進風口與所述沉降區連通，所述出料口向下延伸至所述反應區中。
[0015]本發明的第三方面提供了根據本發明的流化床反應器在作為對烴原料進行吸附脫硫的反應器中的應用。
[0016]本發明的氣流式顆粒分選器，在分選器主體的內部空間中設置直筒區和錐體區，將導向進風口和導向出風口分別設置在直筒區的上部和下部，兩者之間有一定的間距，并且導向進風口的下端密封。采用該氣流式顆粒分選器對進入分離器主體的內部空間的氣流中的固體顆粒進行分離分選時，該空間能夠為分離分選提供穩定的離心力場，實現對氣流中的固體顆粒進行分選，得到粒徑較大的固體顆粒。
[0017]并且，采用本發明提供的氣流式顆粒分選器對夾帶有固體顆粒的氣流進行分離時，氣流在分離器主體的內部空間中的流速低，流暢穩定，從而降低了固體顆粒發生破碎的幾率。
[0018]根據本發明的流化床反應器采用本發明的氣流式顆粒分選器作為內置式分選器，不僅能夠高效地從來自于沉降區的油劑混合物中分選出粒度較大的催化劑顆粒，并將其送回反應區中，催化劑細粉則隨油氣產物被送出流化床反應器。并且，在對催化劑顆粒進行分離分選的過程中，對催化劑產生二次破碎的幾率低。
[0019]根據本發明的流化床反應器特別適于作為對含硫烴原料進行吸附脫硫的反應器。【專利附圖】
【附圖說明】
[0020]附圖是用來提供對本發明的進一步理解，并且構成說明書的一部分，與下面的【具體實施方式】一起用于解釋本發明，但并不構成對本發明的限制。在附圖中:
[0021]圖1是用于說明根據本發明的氣流式顆粒分選器的示意圖；
[0022]圖2為圖1中A-A投影圖；
[0023]圖3用于說明根據本發明的流化床反應器的一種實施方式；
[0024]圖4用于說明根據本發明的流化床反應器的另一種實施方式；以及
[0025]圖5用于說明本發明的流化床反應器在作為含硫烴原料的吸附脫硫反應器中的應用。
【具體實施方式】
[0026]以下對本發明的【具體實施方式】進行詳細說明。應當理解的是，此處所描述的【具體實施方式】僅用于說明和解釋本發明，并不用于限制本發明。
[0027]本發明提供了一種氣流式顆粒分選器，如圖1和圖2所示，所述氣流式顆粒分選器包括頂部密封且具有中空結構的分選器主體、出料口 6、出風管19以及至少一個導向進風口 15 ;所述分選器主體的內部空間自上而下包括直筒區16和錐體區17，所述錐體區17的錐底與所述直筒區16相連；所述出料口 6位于所述錐體區17的底部；所述導向進風口 15沿直筒區16的切向設置在所述直筒區16的上部，與所述分選器主體的內部空間連通；所述出風管19密封插入所述分選器主體的頂部，并向下延伸至所述直筒區16的下部，所述出風管19的底部端口密封；所述出風管19的下部設置有至少一個導向出風口 18，將所述出風管19與所述分選器主體的內部空間連通，所述導向出風口 18沿所述出風管19的切向設置。
[0028]所述氣流式分選器中，所述直筒區的高度與所述錐體區的高度的比值可以為0.4?1.5:1。在兼顧氣流式分選器的體積的條件下，從進一步提高分離分選效果，降低粗細粉夾帶程度的角度出發，所述直筒區的高度與所述錐體區的高度的比值優選為0.5?1:1，更優選為0.6?0.8:1。
[0029]所述導向進風口沿直筒區的切向設置，所述導向進風口一方面為來自于沉降區的油劑混合物提供進入顆粒分選器的內部空間的入口，也為來自于沉降區的油劑混合物在顆粒分選器的內部空間內形成離心力場提供動力。所述導向出風口沿所述出風管的切向設置，為顆粒分選器內的油劑混合物提供離開顆粒分選器的內部空間的出口，同時也為油劑混合物在顆粒分選器的內部空間內形成的離心力場提供動力。
[0030]所述導向進風口和所述導向出風口的數量各自為至少一個，例如各自可以為I?10個。優選地，所述導向進風口和所述導向出風口的數量各自為多個，這樣能夠分別在直筒區和出風管中形成均勻穩定的氣流，進一步提高本發明的方法的分離分選效率。更優選地，所述導向進風口和所述導向出風口的數量各自為2?8個。所述導向進風口和所述導向出風口數量可以為相同，也可以為不同，優選為相同。
[0031 ] 在所述導向進風口的數量為多個時，多個所述導向進風口在所述直筒區上優選為周向分布。在所述導向出風口的數量為多個時，多個所述導向出風口在所述出風管上優選為周向分布。多個導向進風口和多個導向出風口的朝向以使得油劑混合物能夠在分離器主體的內部空間中形成旋轉流場為準。
[0032]所述導向進風口和所述導向出風口之間的距離以足以將粒度較大的催化劑顆粒分離出來為準。從而進一步提高分離分選效率的角度出發，所述導向進風口的下緣至所述直筒區的底部的距離為H1，所述導向出風口的下緣至所述直筒區的底部的距離為H2, H1和H2的比值可以為1:0.1?0.8，優選為1:0.2?0.6。
[0033]所述導向進風口設置在所述直筒區的上部，優選所述導向進風口的上緣與直筒區的頂部平齊。所述導向出風口設置在所述出風管的下部，優選所述導向出風口的下緣與所述出風管的底部平齊。
[0034]所述導向進風口和所述導向出風口的水平截面積可以根據流化床反應器的處理量進行適當的選擇。另外，調節所述導向進風口和所述導向出風口的水平截面積是對氣流式分離器內的油劑混合物的流速進行調節，從而控制返回反應區的催化劑顆粒大小的重要手段之一。對夾帶有固體顆粒的氣流中的固體顆粒進行分選的過程中，控制合理的速度，可進一步降低分選過程中固體顆粒發生破碎的幾率。根據本發明，所述直筒區的水平截面的面積與所述出風管的水平截面的面積之差為Atl，所述導向進風口的垂直于氣流流向的截面的總面積為A1，所述導向出風口的垂直于氣流流向的截面的總面積為A2，A1Atl優選為0.01?0.8:1，更優選為0.02?0.6:1 ;A2/AQ優選為0.01?0.5:1，更優選為0.015?
0.4:1。在所述導向進風口的數量為I個時，所述導向進風口的垂直于氣流流向的截面的總面積是指該導向進風口的垂直于氣流流向的截面的面積；在所述導向進風口的數量為多個時，所述導向進風口的垂直于氣流流向的截面的總面積是指多個導向進風口的垂直于氣流流向的截面的面積之和。在所述導向出風口的數量為I個時，所述導向出風口的垂直于氣流流向的截面的總面積是指該導向出風口的垂直于氣流流向的截面的面積；在所述導向出風口的數量為多個時，所述導向出風口的垂直于氣流流向的截面的總面積是指多個導向出風口的垂直于氣流流向的截面的面積之和。
[0035]所述出風管的截面積可以根據所述分選器主體的內部空間進行適當的選擇。從進一步提高分離分選的效率，并進一步降低分離分選過程中固體顆粒發生破碎的幾率的角度出發，所述出風管的與氣流流向垂直的截面的面積與所述直筒區的水平截面的面積的比值優選為0.01?0.7:1，更優選為0.04?0.6:1。
[0036]根據本發明的氣流式顆粒分選器在對夾帶有固體顆粒的氣流進行分離時，能夠高效地將粒度較大的固體顆粒分離分選出來，細粉夾帶量少；并且，分離過程中，固體顆粒發生破碎的幾率低。因此，根據本發明的氣流式顆粒分選器特別適于作為流化床反應器的內置式分選器，對夾帶有催化劑顆粒的氣流進行分離。
[0037]本發明的第二方面提供了一種流化床反應器，該流化床反應器包括頂部密封的反應器主體、氣流式顆粒分選器以及物料入口，所述反應器主體的內部空間自上而下包括沉降區和反應區，所述物料入口位于所述反應區的底部，其中，所述氣流式顆粒分選器為本發明提供的氣流式顆粒分選器，所述氣流式顆粒分選器的分選器主體設置在所述沉降區中，所述出風管密封穿過所述流化床反應器的頂部，所述導向進風口與所述沉降區連通，所述出料口向下延伸至所述反應區中。
[0038]本發明中，所述反應區是指用于將反應物與催化劑接觸反應的空間，所述沉降區是指用于容納來自于反應區的夾帶有催化劑顆粒的油劑混合物，并使油劑混合物中的粒度較大的催化劑顆粒沉降并返回反應區的空間。
[0039]所述反應區可以為直筒型反應區，也可以為變徑反應區，優選為變徑反應區，更優選為變徑圓柱形反應區。可以在所述反應區內設置本領域常用的各種用于強化氣固兩相接觸的內構件。所述沉降區的形狀可以為本領域的常規選擇，以能夠實現使粒度較大的催化劑顆粒沉降并返回反應區為準。
[0040]來自于所述沉降區的氣流通過所述氣流式顆粒分選器的導向進風口進入所述氣流式顆粒分選器的分選器主體中，進行分選，分選出的顆粒較大的催化劑顆粒通過氣流式顆粒分選器的出料口重新返回反應區中，剩余氣流則通過所述氣流式顆粒分選器的出風管被送出流化床反應器。
[0041]所述氣流式顆粒分選器的結構在前文已經進行了詳細地描述，此處不再贅述。
[0042]設置在所述反應器主體的內部空間中的氣流式顆粒分選器的數量可以根據流化床反應器的處理量進行適當的選擇。從進一步降低分離過程中，催化劑顆粒的破碎幾率的角度出發，所述氣流式顆粒分選器的導向進風口的垂直于氣流流向的截面的總面積與所述沉降區的水平截面的面積的比值可以為0.01?0.4 優選為0.05?0.3:1。在所述氣流式顆粒分選器的數量為一個時，所述導向進風口的垂直于氣流流向的截面的總面積是指該氣流式顆粒分選器上設置的導向進風口的垂直于氣流流向的截面的總面積；在所述氣流式顆粒分選器的數量為多個時，所述導向進風口的垂直于氣流流向的截面的總面積是指多個氣流式顆粒分選器上設置的導向進風口的垂直于氣流流向的截面的總面積。
[0043]根據本發明的流化床反應器，從進一步降低從所述氣流式顆粒分選器的出風管送出的氣流中固體顆粒的夾帶量的角度出發，所述流化床反應器優選還包括設置在所述反應器主體的外部的催化劑細粉捕集器，所述催化劑細粉捕集器的進料口與所述氣流式顆粒分選器的出風管連通。所述催化劑細粉捕集器用于捕集從所述氣流式顆粒分選器的出風管輸出的混合物中攜帶的催化劑細粉。所述催化劑細粉捕集器可以為常用的能夠實現上述功能的催化劑細粉捕集器，具體地，所述催化劑細粉捕集器可以旋風分離器(如圖4所示的旋風分離器13)或者細粉過濾器(如圖3所示的催化劑細粉過濾器3)。
[0044]優選地，所述催化劑細粉捕集器為細粉過濾器，所述細粉過濾器可以為常見的能夠從氣流中分離出細粉的過濾器。例如:由多個金屬濾管形成的高溫過濾器，所述的金屬濾管具有通孔結構，使用時，從氣流式顆粒分選器的出風管輸出的氣流沿金屬濾管上的通孔進入金屬濾管內，催化劑細粉則被金屬濾管阻擋，當過濾管內外阻力降達到一定的值時，向濾管內脈沖反吹壓縮空氣，將附集在濾管壁上的粉塵反吹震蕩除去，所述金屬濾管、壓縮空氣脈沖系統可以商購得到，本文不再詳述。
[0045]可以采用常用的各種方法將催化劑細粉捕集器的進料口與氣流式顆粒分選器的出風管連通，從而將從氣流式顆粒分選器的出風管輸出的氣流送入催化劑細粉捕集器中進行分離。如圖3和圖4所示，可以通過連接管7將氣流式顆粒分選器2的出風管與催化劑細粉捕集器的進料口連通。
[0046]經催化劑細粉捕集器分離后的氣相物流(如圖3和圖4中的氣相物流8)可以送入后續的精加工處理。通過所述催化劑細粉捕集器分離出的催化劑顆粒通過催化劑細粉捕集器的固相出料口輸出。輸出的催化劑顆粒可以送入催化劑細粉儲罐中。回收的催化劑顆粒也可根據流化床反應器對于催化劑粒度分布的要求，將部分回收的催化劑顆粒送回流化床反應器中。
[0047]在本發明的一種實施方式中，所述催化劑細粉捕集器的固相出料口包括第一出料管，所述第一出料管密封穿過所述反應器主體的側壁，插入所述反應器主體中并延伸至所述反應區內，用于將分離出的部分催化劑顆粒送入所述反應區中。
[0048]具體地，如圖3所示，從氣流式顆粒分選器的出風管輸出的氣流通過連接管7送入催化劑細粉過濾器3中，分離成為氣固兩相，其中，氣相物流8從催化劑細粉過濾器3的頂部出口輸出進入后續的精加工單元，固相物流則通過催化劑細粉分級器的料腿9通過雙向閥4，由輸送管10送入催化劑細粉儲罐5中和/或由輸送管11重新送入反應區III中。通過調節雙向閥4，可以對送入催化劑細粉儲罐5的催化劑以及重新送入反應區III中的催化劑的量進行調節。催化劑細粉儲罐5中的催化劑細粉可以通過閥門12送入后續處理單元中進行處理。
[0049]根據本發明的流化床反應器，從所述催化劑細粉捕集器的固相出料口輸出的固相物流可以送入高精度分級器進行分離，將固相物流中的催化劑顆粒進行分級，將粒度相對較大的催化劑重新送入流化床反應器的反應區中，粒度更細的催化劑輸出，這樣既能夠進一步減少細粉催化劑在流化床反應器內的累積量，又能夠進一步提高催化劑的有效利用率，進一步降低催化劑的消耗量。
[0050]在本發明的一種更為優選的實施方式中，所述催化劑細粉捕集器的出料口與細粉分級器的進料口連通，所述細粉分級器的出料口包括用于接收由該細粉分級器分選出的大顆粒催化劑的第二出料管，所述第二出料管密封穿過所述反應器主體的側壁，插入所述反應器主體中并延伸至所述反應區內。
[0051]所述細粉分級器可以為常用的各種能夠對細粉按粒度進行分級的分級器，例如可以為高精度細粉分級器。
[0052]具體地，如圖4所示，從旋風分離器13的料腿9輸出的固相物流進入細粉分級器14中進一步進行分離，分選出的小顆粒的催化劑通過第三出料管10送入催化劑細粉儲罐5中，在需要時，通過閥門12輸出；分選出的稍大顆粒的催化劑通過第二出料管11送入流化床反應器的反應區III中。
[0053]選擇合適的細粉分級器并調節其工作條件，以將預定的粒度的固體顆粒分離分選出來是本領域技術人員根據常規知識進行有限次的實驗即可獲得的，本文不再詳述。
[0054]根據本發明的流化床反應器將本發明的氣流式顆粒分選器作為內置式分選器，能夠高效地將大顆粒分離出來；并且，在分離過程中固體顆粒的破碎幾率小。因而，本發明的流化床反應器特別適于作為對烴原料進行吸附脫硫的反應器。
[0055]由此，本發明的第三方面提供了一種根據本發明的流化床反應器在作為對烴原料進行吸附脫硫的反應器中的應用。在將本發明的流化床反應器作為對烴原料進行吸附脫硫的反應器時，對于烴原料的種類以及吸附脫硫的條件沒有特別限定，可以在本領域的常規條件下。
[0056]可以將本發明的流化床反應器與待生催化劑再生器和再生催化劑還原器相連，從而用于對含硫烴原料進行吸附脫硫，并從得到油劑混合物中分離出油氣產物和待生催化齊?，并將待生催化劑進行再生和還原，從而實現裝置的連續化運行。
[0057]具體地，可以將含硫烴原料與具有吸附脫硫作用的催化劑在所述流化床反應器的反應區中接觸，以脫除所述烴原料中的至少部分硫元素，得到油劑混合物。
[0058]本發明對于所述含硫烴原料的種類沒有特別限定，可以為本領域常見的各種需要進行吸附脫硫的含硫烴原料。優選地，所述含硫烴原料為直餾汽油、催化汽油和焦化汽油中的一種或多種。
[0059]所述具有吸附脫硫作用的催化劑可以為本領域常用的各種具有吸附脫硫作用的催化劑，優選為以氧化鋅作為活性組分的具有吸附脫硫作用的催化劑。例如CN1208124C和CN133159IC中公開的具有吸附脫硫作用的催化劑。
[0060]所述具有吸附脫硫作用的催化劑的粒度可以為常規選擇，以能夠實現流化為準。一般地，所述具有吸附脫硫作用的催化劑的粒度可以為20~150微米。本發明中，催化劑的粒度為體積平均粒度，采用激光粒度分析儀測定。
[0061]根據本發明，所述含硫烴原料與所述具有吸附脫硫作用的催化劑的接觸在含氫氣的氣氛中進行。可以將氫氣與含硫烴原料一起從所述流化床反應器底部的進料口送入流化床反應器的反應區中。所述 氫氣的用量可以為本領域的常規選擇。一般地，所述流化床反應器的進料中，氫氣與含硫烴原料的摩爾比可以為0.1~2:1，優選為0.15~1.5:1，更優選為0.2~1:1。
[0062]本發明對于將含硫烴原料與具有吸附脫硫作用的催化劑接觸的條件沒有特別限定，可以在本領域的常規條件下進行，以能夠將所述含硫烴原料中的硫元素脫除至滿足要求為準。一般地，所述接觸的溫度可以為300~500°C，優選為320~480°C ;以表壓計，所述流化床反應器內的壓力可以為5~50atm,優選為10~45atm ;所述含硫烴原料的重時空速可以為I~1511~1，優選為2~12h'從強化脫硫效果的角度出發，所述流化床反應器內的催化劑密相床層的密度優選為100~700kg/m3，更優選為150~500kg/m3。
[0063]從反應區得到的油劑混合物向上進入沉降區，在沉降區中，油劑混合物的表觀速度降低，攜帶能力下降，部分粒度較大的催化劑顆粒在重力的作用下沉降返回反應區中，剩余的油劑混合物則通過氣流式顆粒分選器的導向進風口，進入分選器主體的內部空間中進行分離分選，粒度相對較大的顆粒被分離出來，通過氣流式顆粒分選器上的出料口重新返回反應區中的催化劑密相床層中；得到的油氣混合物輸出作為油氣產物，或者送入催化劑細粉捕集器中進一步進行分離，得到油氣產物和催化劑細粉。當反應器床層中的催化劑細顆粒低于正常值時，可以將部分催化劑細粉重新送入流化床反應器的反應區中。優選地，從催化劑細粉捕集器中輸出的催化劑細粉可以在細粉分級器中進行分選分離，以得到粒度較大的催化劑和粒度較小的催化劑，并將至少部分粒度較大的催化劑重新送入流化床反應器的反應區中。
[0064]由于是通過本發明的氣流式顆粒分選器將油劑混合物送出流化床反應器的，油劑混合物在氣流式顆粒分選器中是通過穩定旋轉氣流場產生的離心力、氣體對催化劑顆粒的粘滯力以及重力的共同作用分選出粗細顆粒，因此可以通過控制物流在所述導向進風口處和導向出風口處的入口線速度，從而將具有特定粒度的催化劑顆粒群體分離出來。
[0065]具體地，來自于所述沉降區的油劑混合物在所述氣流式顆粒分選器的導向進風口處的入口線速度與分選器主體內的油劑混合物在所述導向出風口處的入口線速度的比值可以為1:1.2?2.5，優選為1:1.5?2。
[0066]在能夠將具有特定粒度的催化劑顆粒分離出來的前提下，從進一步降低分離過程對催化劑產生二次破碎的幾率的角度出發，來自于所述沉降區的油劑混合物在所述氣流式顆粒分選器的導向進風口處的入口線速度可以為0.8?lOm/s，優選為I?8m/s，更優選為
1.5?5m/s ;所述氣流式顆粒分選器的分選器主體內的油劑混合物在所述導向出風口處的入口線速度可以為1.5?16m/s,優選為2?12m/s,更優選為2.5?10m/s。
[0067]在本發明的一種實施方式中，來自于所述沉降區的油劑混合物在所述氣流式顆粒分選器的導向進風口處的入口線速度為0.8?lOm/s，所述氣流式顆粒分選器的分選器主體內的油劑混合物在所述導向出風口處的入口線速度為1.5?16m/s。
[0068]在本發明的一種優選的實施方式中，來自于所述沉降區的油劑混合物在所述氣流式顆粒分選器的導向進風口處的入口線速度為I?8m/s，所述氣流式顆粒分選器的分選器主體內的油劑混合物在所述導向出風口處的入口線速度為2?12m/s。
[0069]在本發明的一種更優選的實施方式中，來自于所述沉降區的油劑混合物在所述氣流式顆粒分選器的導向進風口處的入口線速度為1.5?5m/s，所述氣流式顆粒分選器的分選器主體內的油劑混合物在所述導向出風口處的入口線速度為2.5?lOm/s。
[0070]所述導向進風口處的入口線速度為從氣流式顆粒分選器送出的氣流的體積流量與導向進風口的垂直于氣流流向的截面的總面積的比值，所述導向出風口處的入口線速度為從氣流式顆粒分選器送出的氣流的體積流量與導向出風口的垂直于氣流流向的截面的總面積的比值。
[0071]采用本發明的氣流式顆粒分選器，能夠將粒度為大于20 μ m、優選大于25 μ m且更優選大于30 μ m的催化劑分離出來，并送回反應區中。
[0072]可以通過調整流化床反應器內的壓力，來對氣流式顆粒分選器的導向進風口和導向出風口處的油劑混合物的速度進行調節。
[0073]可以將至少部分所述待生催化劑送入所述再生器中進行再生后，在所述催化劑還原器中進行還原，并將至少部分還原后的催化劑循環送入所述反應區中。
[0074]本發明對于將待生催化劑進行再生的方法沒有特別限定，可以為本領域的常規選擇，例如可以根據CN1323137C中公開的方法進行再生。具體地，可以將待生催化劑在含氧氣氛中進行再生，所述再生的條件包括:溫度可以為350?650°C ;以絕壓計，壓力可以為240?1134kPa ;含氧氣體的表觀線速度可以為0.3?1.5m/s。
[0075]本發明對于將再生催化劑進行還原的方法也沒有特別限定，可以在本領域的常規條件下進行還原。一般地，可以通過使再生催化劑與含氫氣的氣體接觸，從而將再生催化劑還原。所述還原的條件可以為常規選擇。一般地，所述還原的條件包括:溫度可以為300?5500C ;以絕壓計，壓力可以為800?3000kPa ;含氫氣體的表觀線速度可以為0.1?2m/s。所述氫氣的用量以能將再生后的催化劑還原為準。[0076]在將再生催化劑送入催化劑還原器中進行還原之前，優選用氮氣進行汽提，以脫除再生催化劑中夾帶的氧氣。所述汽提可以在再生催化劑接收器中進行。本發明對于所述汽提的條件沒有特別限定，可以為本領域的常規選擇，以能夠脫除再生催化劑中夾帶的氧氣為準。
[0077]下面結合圖5詳細說明本發明的流化床反應器作為含硫烴原料的反應器時的具體應用方式。
[0078]將含有含硫烴原料和氫氣的進料3從流化床反應器I的物料入口送入流化床反應器I的反應區III中，與具有吸附脫硫作用的催化劑接觸，以脫除所述含硫烴原料中的至少部分硫元素。
[0079]得到的油劑混合物進入流化床反應器I的沉降區IV，在重力的作用下，粒度較大的催化劑顆粒沉降并返回反應區III中；來自于沉降區IV的油劑混合物由導向進風口進入氣流式顆粒分選器2中，從混合物中分離出粒度較大的催化劑顆粒(例如:粒度為大于20 μ m、優選為大于25 μ m且更優選為大于30 μ m的催化劑顆粒)，并將其送回流化床反應器I的反應區III中；從氣流式顆粒分選器2輸出的混合物通過輸送管道7進入催化劑細粉捕集器3中，分離出油氣產物8，催化劑細粉捕集器3收集的催化劑細粉可以通過輸送管10直接送入催化劑細粉儲罐5中，在需要時輸出；根據流化床反應器I對催化劑粒度分布的要求，可以將部分催化劑細粉通過輸送管11重新送入流化床反應器I的反應區III中。
[0080]流化床反應器I的反應區III內的待生催化劑通過輸送管20進入待生催化劑接收器21中，并通過閉鎖料斗22進入再生進料緩沖罐27中，進而進入再生器24中進行再生，其中，含氧氣體(如氧氣與氮氣的混合氣)從再生器24的底部進入，再生產生的氣體25從再生器24的頂部輸出。
[0081]再生催化劑進入再生催化劑接收器23中，并在再生催化劑接收器23中用氮氣26進行汽提后，通過閉鎖料斗22送入催化劑還原器28中，在含氫氣的氣氛中進行還原，得到的還原催化劑通過輸送管29重新送入流化床反應器I的反應區III中。
[0082]以下結合實施例詳細說明本發明。
[0083]以下實施例如未特別說明，采用圖5所示的吸附脫硫反應裝置對含硫烴原料進行吸附脫硫。其中，流化床反應器為直筒型反應器，其內徑為120_，反應器的內部空間的高度為3000mm ;在流化床反應器中設置一個氣流式顆粒分選器，氣流式顆粒分選器的分選器主體內部空間的高度為300mm，直筒區的直徑為70mm，直筒區與錐體區的高度之比為1:1.4。
[0084]以下實施例中，在連接氣流式顆粒分選器的出風管和催化劑細粉捕集器的進料口的連接管7上設置流量計，測定從氣流式顆粒分選器送出的油氣混合物的體積流量(用Q表示)，通過以下公式計算氣流式顆粒分選器導向進風口處的線速度和導向出風口處的線速度:
[0085]V 導向進風口 =QA1;
[0086]V 導向出風口 =Q/A2;
[0087]A1為所述導向進風口的垂直于氣流流向的截面的總面積；A2為所述導向出風口的垂直于氣流流向的截面的總面積。
[0088]以下實施例和對比例中,采用商購自Malvern公司的激光粒度分析儀測定粒度和平均粒度，其中，平均粒度為體積平均粒度。[0089]以下實施例和對比例中，采用氮吸附靜態容量法測定催化劑的比表面積和PV值。
[0090]實施例1~4用于說明本發明。
[0091]實施例1
[0092]本實施例中，在氣流式顆粒分選器的直筒區上沿切向設置有4個導向進風口(如圖2所示，導向進風口沿直筒區的周向設置，且每個導向進風口的垂直于氣流流向截面面積相同)，在氣流式顆粒分選器的出風管上沿切向設置有3個導向出風口(如圖2所示，導向出風口沿出風管的周向設置，且每個導向出風口的垂直于氣流流向截面的面積相同)；直筒區的水平截面的面積與出風管的水平截面的面積之差為Atl，導向進風口的垂直于氣流流向截面的總面積為A1，導向出風口的垂直于氣流流向截面的總面積為A2, A1A0為0.4:1，A2/Atl為0.2:1 ;出風管的與氣流流向垂直的截面的面積與直筒區的水平截面的面積的比值為0.3:1 ;導向進風口的下緣至直筒區的底部的距離為H1，導向出風口的下緣至直筒區的底部的距離為H2, H1和H2的比值為1:0.3 ;所述導向進風口的垂直于氣流流向截面的總面積與所述沉降區的水平截面積的比值為0.3:1。
[0093]本實施例中使用的催化劑細粉捕集器為金屬濾管過濾器，其中，將2根不銹鋼濾管平行安裝在一圓柱形殼體中，從氣流式分選器輸出的油劑混合物進入不銹鋼濾管的殼程中，不銹鋼濾管的內徑為80mm，長度為400mm，管體上的通孔的平均孔徑為0.2微米；殼體的內徑為240mm。 [0094]將含硫烴原料(為含硫汽油，性質在表2中列出)和氫氣以0.2:1的摩爾比送入流化床反應器的反應區中，與具有吸附脫硫作用的催化劑(由中石化石油化工科學研究院生產，再生的催化劑的性質在表1中列出)接觸，以脫除烴原料中的至少部分硫元素。其中，接觸的溫度為400°C，以表壓計，壓力為26atm，含硫烴原料的重時空速為4h-1。
[0095]接觸得到的油劑混合物通過沉降區進入氣流式顆粒分選器中，其中，油劑混合物在氣流式顆粒分選器的導向進風口處的線速度為1.5m/s，在氣流式顆粒分選器的導向出風口處的線速度為3m/s。
[0096]從氣流式顆粒分選器輸出的油劑混合物在不銹鋼濾管過濾器中進行進一步的分離，得到油氣產物和催化劑細粉。其中，將催化劑細粉送入催化劑細粉儲罐中。
[0097]待生催化劑在再生器中進行再生后，送入催化劑還原器中進行還原，還原后的催化劑重新進入流化床反應器的反應區中。其中，再生的條件包括:溫度為510°C;以絕壓計，壓力為400kPa ;含氧氣體的表觀線速度為0.45m/s ;還原的條件包括:溫度為400°C;以絕壓計，壓力為3000kPa ;含氫氣體的表觀線速度為0.4m/s。
[0098]連續進行500小時。反應過程中，監測得到的油氣產物的組成以及催化劑細粉儲罐和流化床反應器內催化劑密相床層中的催化劑的平均粒度，結果在表3中列出。反應500小時后，流化床反應器內的密相床層中的催化劑中，粒度小于30 μ m的催化劑的含量為6.5重量％。反應開始前在流化床反應器中共裝填14.2kg催化劑,反應過程中共向流化床反應器中補充1.28kg催化劑；500小時后催化劑細粉儲罐中收集到1.82kg催化劑細粉。
[0099]表1
[0100]
【權利要求】
1.一種氣流式顆粒分選器，該氣流式顆粒分選器包括頂部密封的分選器主體、出料口、出風管以及至少一個導向進風口 ；所述分選器主體的內部空間自上而下包括直筒區和錐體區，所述錐體區的錐底與所述直筒區相連；所述出料口位于所述錐體區的底部；所述導向進風口沿直筒區的切向設置在所述直筒區的上部，與所述分選器主體的內部空間連通；所述出風管密封插入所述分選器主體的頂部，并向下延伸至所述直筒區的下部，所述出風管的底部端口密封；所述出風管的下部設置有至少一個導向出風口，將所述出風管與所述分選器主體的內部空間連通，所述導向出風口沿所述出風管的切向設置。
2.根據權利要求1所述的氣流式顆粒分選器，其中，所述直筒區的水平截面的面積與所述出風管的水平截面的面積之差為Atl，所述導向進風口的垂直于氣流流向的截面的總面積為A1，所述導向出風口的垂直于氣流流向的截面的總面積為A2, A1A0為0.01~0.8:1，A2A0 為 0.01 ~0.5:1。
3.根據權利要求2所述的氣流式顆粒分選器，其中，A1A0為0.02~0.6:1，A2A0為0.015 ~0.4:1。
4.根據權利要求1~3中任意一項所述的氣流式顆粒分選器，其中，所述出風管的與氣流流向垂直的截面的面積與所述直筒區的水平截面的面積的比值為0.01~0.7:1。
5.根據權利要求1~3中任意一項所述的氣流式顆粒分選器，所述導向進風口為多個，多個所述導向進風口在所述直筒區上為周向分布； 所述導向出風口的數量為多個，多個所述導向出風口在所述出風管上為周向分布。
6.根據權利要求1~3中任意一項所述的氣流式顆粒分選器，其中，所述導向進風口的下緣至所述直筒區的底部的距離為H1，所述導向出風口的下緣至所述直筒區的底部的距離為H2, H1和H2的比值為1:0.I~0.8。
7.根據權利要求1所述`的氣流式顆粒分選器，其中，所述直筒區的高度與所述錐體區的高度的比值為0.4~1.5:1。
8.—種流化床反應器，該流化床反應器包括頂部密封的反應器主體、氣流式顆粒分選器以及物料入口，所述反應器主體的內部空間自上而下包括沉降區和反應區，所述物料入口位于所述反應區的底部，其中，所述氣流式顆粒分選器為權利要求1~7中任意一項所述的氣流式顆粒分選器，所述氣流式顆粒分選器的分選器主體設置在所述沉降區中，所述出風管密封穿過所述流化床反應器的頂部，所述導向進風口與所述沉降區連通，所述出料口向下延伸至所述反應區中。
9.根據權利要求8所述的流化床反應器，其中，所述導向進風口的垂直于氣流流向的截面的總面積與所述沉降區的水平截面的面積的比值為0.01~0.4:1。
10.根據權利要求8所述的流化床反應器，其中，所述流化床反應器還包括設置在所述反應器主體外部的催化劑細粉捕集器，所述催化劑細粉捕集器的進料口與所述出風管連通。
11.根據權利要求10所述的流化床反應器，其中，所述催化劑細粉捕集器的固相出料口包括第一出料管，所述第一出料管密封穿過所述反應器主體的側壁，插入所述反應器主體的內部并延伸至所述反應區內。
12.根據權利要求10所述的流化床反應器，其中，該流化床反應器還包括設置在所述反應器主體外部的細粉分級器，所述催化劑細粉捕集器的出料口與所述細粉分級器的進料口連通，所述細粉分級器的出料口包括用于接收由該細粉分級器分選出的大顆粒催化劑的第二出料管，所述第二出料管密封穿過所述反應器主體的側壁，插入所述反應器主體中并延伸至所述反應區內。
13.權利要求8~12中任意一項所述的流化床反應器在作為對含硫烴原料進行吸附脫硫的反應器中的 應用。
【文檔編號】C10G25/09GK103785550SQ201210420999
【公開日】2014年5月14日 申請日期:2012年10月29日 優先權日:2012年10月29日
【發明者】田志鴻, 侯栓弟, 呂廬峰, 何金龍, 李學鋒, 劉亞林 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司石油化工科學研究院