CN102443423B

CN102443423B - 一种多产乙烯、丙烯以及轻芳烃的石油烃催化转化方法

Info

Publication number: CN102443423B
Application number: CN201010512465.7A
Authority: CN
Inventors: 朱根权; 谢朝钢; 鲁维民; 李正
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2010-10-12
Filing date: 2010-10-12
Publication date: 2014-03-26
Anticipated expiration: 2030-10-12
Also published as: CN102443423A

Abstract

一种多产乙烯、丙烯以及轻芳烃的石油烃催化转化方法，该方法包括：将预热的石油烃原料和热裂解催化剂通入流态化反应器的底部，使所述石油烃原料和所述热裂解催化剂的混合物在提升介质的作用下自下而上依次通过所述流态化反应器的预提升区、第一反应区、急冷区和第二反应区，并在催化热裂解反应的条件下在所述第一反应区、急冷区和第二反应区中进行反应，其中，所述第一反应区的反应温度为600-700℃，所述急冷区的反应温度为540-600℃，所述第二反应区的反应温度为480-600℃；所述第一反应区的反应温度比所述第二反应区的反应温度高20-150℃。根据本发明的方法可以获得较高的乙烯、丙烯和轻芳烃产率。

Description

一种多产乙烯、丙烯以及轻芳烃的石油烃催化转化方法

技术领域

本发明涉及一种多产乙烯、丙烯以及轻芳烃的石油烃催化转化方法。

背景技术

目前，由石油烃制备乙烯和丙烯的方法主要是蒸汽热裂解法，使用的原料为乙烷、丙烷、丁烷、石脑油、轻柴油和凝析油等轻质石油烃。在蒸汽热裂解原料中，石脑油占主导地位，所占份额为50-55％，乙烷的份额达到25-30％，而丙烷、丁烷、轻柴油和凝析油的比例都不超过10％。

随着原油日趋变重，作为蒸汽热裂解原料的轻质石油烃的供应量已不能满足需要，因此，利用重质石油烃生产低碳烯烃等化工原料越来越受到重视，例如，采用石英砂、焦炭等惰性固体作为热载体的重质石油烃热裂解法，采用碱金属或碱土金属氧化物催化剂作为热载体的重质石油烃热裂解法等。这些方法的反应温度都超过800℃，从而难以获得较高的乙烯和丙烯收率。

近年来，为了提高由石油烃制备乙烯和丙烯的过程中乙烯和丙烯的收率，报道了一些对传统的蒸汽热裂解法进行改进的方法。例如，CN 1566267A中公开了一种制取乙烯和丙烯的催化热裂解方法，是将经过预热的石油烃原料送入提升管反应器内，与热的含五元环高硅沸石的催化剂接触，并在催化热裂解条件下进行反应；分离反应产物和待生催化剂；反应产物送入后续分离系统进行产品分离，待生催化剂经汽提，再生后返回反应器循环使用；其中，所述催化剂含有以催化剂重量为基准的0-70％的粘土、5-99％的无机氧化物和1-50％的沸石，所述沸石由75-100重量％的五元环高硅沸石和0-25重量％的Y型沸石组成。虽然采用该专利申请的方法可以适当提高乙烯和丙烯的收率，但是乙烯和丙烯的收率仍然不高。因此，需要开发出能够进一步提高乙烯和丙烯的收率的由石油烃制备乙烯和丙烯的方法。

发明内容

本发明的目的在于克服现有的由石油烃制备乙烯和丙烯的方法的乙烯和丙烯的收率较低的缺陷，提供了一种多产乙烯、丙烯以及轻芳烃的石油烃催化转化方法，采用该方法可以获得较高的乙烯和丙烯收率。

本发明提供了一种多产乙烯、丙烯以及轻芳烃的石油烃催化转化方法，该方法包括：将预热的石油烃原料和热裂解催化剂通入流态化反应器的底部，使所述石油烃原料和所述热裂解催化剂的混合物在提升介质的作用下自下而上依次通过所述流态化反应器的预提升区、第一反应区、急冷区和第二反应区，并在催化热裂解反应的条件下在所述第一反应区、急冷区和第二反应区中进行反应，将反应后得到的油剂混合物进行油剂分离，分离出的待生催化剂经汽提后送入再生器进行催化剂再生，分离出的油气产物送入产物分离系统进行分离，再生后的催化剂返回所述流态化反应器以形成催化剂的循环使用；其中，所述第一反应区的反应温度为600-700℃，所述急冷区的反应温度为540-600℃，所述第二反应区的反应温度为480-600℃；所述第一反应区的反应温度比所述第二反应区的反应温度高20-150℃。

根据本发明提供的所述方法，通过使石油烃原料和热裂解催化剂的混合物经过第一反应区反应后进入急冷区，以将反应物料的温度迅速降低；同时，通过将第一反应区、急冷区和第二反应区的反应温度各自控制在适当的范围；可以减轻经过第一反应区反应后得到的反应混合物由于温度太高而发生的副反应，从而大大提高了乙烯和丙烯的产率。

附图说明

图1表示实施例1-3中采用的反应装置的示意图。

具体实施方式

根据本发明的所述多产乙烯、丙烯以及轻芳烃的石油烃催化转化方法包括：将预热的石油烃原料和热裂解催化剂通入流态化反应器的底部，使所述石油烃原料和所述热裂解催化剂的混合物在提升介质的作用下自下而上依次通过所述流态化反应器的预提升区、第一反应区、急冷区和第二反应区，并在催化热裂解反应的条件下在所述第一反应区、急冷区和第二反应区中进行反应，将反应后得到的油剂混合物进行油剂分离，分离出的待生催化剂经汽提后送入再生器进行催化剂再生，分离出的油气产物送入产物分离系统进行分离，再生后的催化剂返回所述流态化反应器以形成催化剂的循环使用；

其中，所述第一反应区的反应温度为600-700℃，所述急冷区的反应温度为540-600℃，所述第二反应区的反应温度为480-600℃；所述第一反应区的反应温度比所述第二反应区的反应温度高20-150℃，优选所述第一反应区的反应温度比所述第二反应区的反应温度高40-90℃。

在优选情况下，所述第一反应区的反应温度为610-650℃。

在优选情况下，所述急冷区的反应温度为550-580℃。

在优选情况下，所述第二反应区的反应温度为500-580℃。

在上述优选的温度范围内，采用该方法可以获得更高的乙烯和丙烯产率。

根据本发明提供的所述方法，通过将油气产物送入产物分离系统进行分离可以得到乙烯、丙烯以及C₄以上的烃类。进一步地，可以将C₄以上的烃类分离成轻汽油、富含轻芳烃的重汽油、轻循环油和重循环油。通过将所述富含轻芳烃的重汽油进行加氢精制和溶剂抽提即可获得轻芳烃组分。在本发明中，所述轻芳烃是指具有一个或两个苯环的芳烃，例如可以为苯、甲苯、二甲苯或联苯等。所述加氢精制和溶剂抽提的方法可以采用常规的方法实施。例如，所述加氢精制的方法可以包括将富含轻芳烃的重汽油与加氢催化剂和氢气接触，在氢气分压为2-15MPa、反应温度为200-400℃、氢油体积比为100-1000∶1、体积空速为0.5-5h^-1的条件下进行反应。所述加氢催化剂可以为负载在氧化铝和/或无定型硅铝上的VIB和/或VIII族非贵金属催化剂，所述VIB非贵金属可以为Mo和/或W，VIII族非贵金属可以为Co和/或Ni。具体的，所述加氢精制的操作方法可以参照CN1109495A。所述溶剂抽提的方法可以包括将加氢精制后得到的精制汽油与溶剂接触，在80-120℃下，在溶剂与所述精制汽油的体积比为2-6的条件下进行抽提。所述溶剂抽提所采用的溶剂可以选自环丁砜、N-甲基吡咯烷酮、二乙二醇醚、三乙二醇醚、四乙二醇、二甲基亚砜和N-甲酰基吗啉醚中一种或多种。具体的，所述溶剂抽提的操作方法可以参照CN1258717A。

根据本发明提供的所述方法，在所述流态化反应器中，所述预提升区、第一反应区、急冷区和第二反应区的长度决定所述石油烃原料和热裂解催化剂的混合物在各个区域内的停留时间，因此，将所述预提升区、第一反应区、急冷区和第二反应区的长度确定在适当的范围内，可以进一步提高乙烯和丙烯的产率。在本发明的一种优选实施方式中，所述预提升区、第一反应区、急冷区和第二反应区的长度分别占所述流态化反应器的总有效长度的5-15％、30-60％、10-40％和5-45％。在本发明中，所述流态化反应器的总有效长度是指进入该流态化反应器内的石油烃原料从烃油进料口移动到出料口需要经历的最短距离加上预提升区的距离。

根据本发明提供的所述方法，所述预提升区用于将所述热裂解催化剂混合均匀并进行整流，再将催化剂提升至所述第一反应区，从而使所述石油烃原料和热裂解催化剂充分接触反应之后依次进入急冷区和第二反应区。

根据本发明提供的所述方法，所述急冷区用于将来自所述第一反应区的反应物料快速降温，从而防止该反应物料在第一反应区的较高的温度下停留过长的时间而导致发生副反应。在本发明中，优选通过在所述急冷区的下部加入冷却介质而使来自所述第一反应区的反应物料冷却至540-600℃，更优选冷却至550-580℃。

在本发明中，所述冷却介质优选为C₄以上的烃类，具体的，所述冷却介质例如可以为碳四馏分、轻汽油馏分、轻循环油、重循环油、回炼油和油浆中的一种或多种。在一种实施方式中，所述冷却介质为所述石油烃原料和/或经所述产物分离系统进行分离后的C₄以上的反应产物。

根据本发明的一种优选实施方式，所述冷却介质中二烯烃和炔烃的总含量小于0.01重量％，优选为0.005重量％以下，更优选为0.001重量％以下。在这种情况下，根据该方法可以获得进一步提高的乙烯和丙烯产率。在本发明中，当将经所述产物分离系统进行分离后的C₄以上的反应产物作为所述冷却介质，且该C₄以上的反应产物中二烯烃和炔烃的总含量为0.01重量％以上时，本发明提供的所述方法优选还包括对该C₄以上的反应产物进行选择性加氢反应，并将反应后得到的C₄以上的反应产物作为所述冷却介质。所述选择性加氢反应的方法例如可以包括在20-90℃、0.2-1MPa的条件下，在含镍的加氢催化剂的存在下，使经所述产物分离系统进行分离后的C₄以上的反应产物与氢气接触反应，具体的，所述选择性加氢反应的操作方法可以参照CN1109495A。

根据本发明提供的所述方法，所述冷却介质与所述石油烃原料的加入量的重量比可以为10-80∶100，优选为20-70∶100，更优选为30-60∶100，进一步优选为40-50∶100。

根据本发明的一种更优选的实施方式，所述冷却介质包括第一冷却介质和第二冷却介质，且所述第二冷却介质在所述第一冷却介质的上方加入；所述第一冷却介质为C₄烃类和/或馏程为30-85℃的轻汽油，所述第二冷却介质为馏程高于85℃的重质油。在这种情况下，可以进一步提高乙烯和丙烯的产率。

在本发明中，所述C₄烃类、所述馏程为30-85℃的轻质烃类和所述馏程高于85℃的重质烃类各自优选来源于经所述产物分离系统进行分离后的C₄以上的反应产物。

在本发明中，所述第一冷却介质与所述石油烃原料的加入量的重量比可以为5-40∶100，优选为10-35∶100，更优选为15-30∶100，进一步优选为20-25∶100；所述第二冷却介质与所述石油烃原料的加入量的重量比为5-40∶100，优选为6-35∶100，更优选为10-30∶100，进一步优选为15-25∶100。

根据本发明提供的所述方法，所述提升介质可以为各种常规的提升介质，只要该提升介质不与石油烃原料发生反应，且对所述热裂解催化剂的催化性能不产生负面影响即可，优选情况下，所述提升介质为水蒸汽。

根据本发明提供的所述方法，所述流态化反应器可以为提升管反应器、流化床反应器、或者提升管反应器和流化床反应器的组合反应器。优选情况下，所述流态化反应器为提升管反应器和流化床反应器的组合反应器。进一步优选情况下，所述预提升区、第一反应区和急冷区位于提升管反应器内，所述第二反应区位于流化床反应器内。在这种情况下，所述第一反应区的反应条件优选还包括：反应压力为150-400kPa，反应时间为0.3-3秒，剂油重量比为10-40；所述第二反应区的反应条件优选还包括：压力为150-400kPa，重时空速为0.5-100h^-1。在本发明中，所述压力是指绝对压力。

根据本发明提供的所述方法，所述热裂解催化剂可以为各种常规的热裂解催化剂，例如所述热裂解催化剂可以含有1-50重量％的沸石、5-99重量％的耐热无机氧化物和0-70重量％的粘土。所述沸石可以含有五元环高硅沸石和Y型沸石。所述五元环高硅沸石例如可以为ZSM-5沸石、ZSM-8沸石和ZSM-11沸石中的一种或多种。所述粘土可以为高岭土、膨润土和活性白土中的至少一种。所述热裂解催化剂可以商购得到，例如可以为购自中国石化催化剂齐鲁分公司的CEP-1催化剂和/或CRP-1催化剂。

根据本发明提供的所述方法，所述石油烃原料可以为选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、加氢尾油、常压渣油和减压渣油中的至少一种。

在一种优选实施方式中，本发明提供的所述方法还包括向所述第一反应区内注入稀释剂。所述稀释剂的加入量与所述石油烃原料的重量比可以为0.01-1∶1，优选为0.05-0.5∶1。所述稀释剂优选为水蒸汽，更优选为温度高于230℃、更优选高于250℃的水蒸汽。在这种情况下，采用该方法可以进一步提高乙烯和丙烯的产率。

根据本发明提供的所述方法，将反应后得到的油剂混合物进行油剂分离、对待生催化剂进行汽提和再生以及对油气产物进行分离的实施方法已为本领域技术人员所公知，在此不再赘述了。

以下通过实施例对本发明作进一步说明，但本发明的保护范围并不仅限于此。

在以下实施例中，乙烯、丙烯和轻芳烃的产率分别根据以下公式计算得到：

实施例1

本实施例用于说明本发明提供的所述多产乙烯、丙烯以及轻芳烃的石油烃催化转化方法。

采用如图1所示的反应装置进行催化热裂解反应，该装置包括提升管反应器1和流化床反应器2，在所述提升管反应器1中，从下到上依次设置有用于供给提升介质的喷嘴11、用于供给石油烃原料的喷嘴12、用于供给稀释剂的喷嘴13、用于供给轻质急冷介质的喷嘴14和用于供给重质急冷介质的喷嘴15，喷嘴11设置在提升管反应器1的底部，且在喷嘴11和喷嘴12之间设置有再生催化剂进料口16。提升管反应器1的高为10米、内径为16毫米，喷嘴12与反应器底部的垂直距离为1米，喷嘴13与反应器底部的垂直距离为5米，喷嘴14与反应器底部的距离为6.5米，喷嘴15与反应器底部的距离为7.5米；流化床反应器2的内径为100毫米、高为1米。将预热至350℃的常压渣油(其组成如下表1所示)通过喷嘴12以8kg/h的速度加到提升管反应器1中，将CEP-1催化剂(购自中国石化催化剂齐鲁分公司)通过进料口16加到提升管反应器1中，并将进入提升管反应器1中的常压渣油和催化剂的剂油重量比控制为20，通过喷嘴11以1kg/h的速度向提升管反应器1中注入温度为250-300℃的水蒸汽作为提升介质，同时，通过喷嘴13以3kg/h的速度注入温度为250-300℃的水蒸汽，以将水蒸汽与常压渣油的重量比调节为0.5∶1，并使该常压渣油和催化剂在温度为620℃、压力为180kPa的条件下反应2秒；然后，通过喷嘴14以2kg/h的速度向提升管反应器1内注入轻质急冷介质(馏程为30-85℃的轻汽油，二烯烃和炔烃的含量降低至0.001重量％以下)，通过喷嘴15以2kg/h的速度向提升管反应器1内注入重质急冷介质(馏程高于150℃的重馏分，二烯烃和炔烃的含量降低至0.001重量％以下)，以将提升管反应器1内喷嘴14以上的物料的温度降低至580℃；然后，所述提升管反应器1内的物流在反应油气的提升作用下进入流化床反应器2中，在温度为560℃、压力为180kPa、重时空速为20h^-1的条件下进行反应。

将经过所述流化床反应器2反应后得到的反应混合物进行油剂分离，得到油气产物和待生催化剂，将所述待生催化剂汽提后进行再生，并将再生后的催化剂返回提升管反应器1中循环使用；同时，从所述油气产物中分离出乙烯、丙烯、C₄烃馏分、馏程为30-85℃的轻汽油馏分、馏程为高于85℃且小于或等于150℃的重汽油馏分、以及馏程为高于150℃的重质循环油。将所述C₄烃馏分和馏程为30-85℃的轻汽油馏分进行选择性加氢反应，以将其中的二烯烃和炔烃的含量降低至0.001重量％以下，并将选择性加氢反应后得到的产物循环用作所述轻质急冷介质通过喷嘴14注入提升管反应器1内；将所述馏程为高于150℃的重质循环油循环用作所述重质急冷介质通过喷嘴15进入提升管反应器1内；另外，将所述馏程为高于85℃且小于或等于150℃的重汽油馏分依次进行加氢精制和溶剂抽提，从而得到轻芳烃(如苯、甲苯、二甲苯等)。

根据上述公式分别计算乙烯、丙烯和轻芳烃的产率，其结果如下表2所示。

对比例1

根据实施例1的方法对石油烃原料进行催化热裂解，所不同的是，不向所述提升管反应器1中注入轻质急冷介质和重质急冷介质，如此获得的乙烯、丙烯和轻芳烃的产率如下表2所示。

实施例2

根据实施例1的方法对石油烃原料进行催化热裂解，所不同的是，只通过喷嘴14向所述提升管反应器1中注入轻质急冷介质，而不向所述提升管反应器1中注入重质急冷介质，如此获得的乙烯、丙烯和轻芳烃的产率如下表2所示。

实施例3

根据实施例1的方法对石油烃原料进行催化热裂解，所不同的是，只通过喷嘴15向所述提升管反应器1中注入重质急冷介质，而不向所述提升管反应器1中注入轻质急冷介质，如此获得的乙烯、丙烯和轻芳烃的产率如下表2所示。

实施例4

根据实施例1的方法对石油烃原料进行催化热裂解，所不同的是，通过向所述提升管反应器1中注入重质急冷介质和轻质急冷介质仅使所述提升反应器内喷嘴14以上的区域的物料的温度降低约10℃，如此获得的乙烯、丙烯和轻芳烃的产率如下表2所示。

实施例5

根据实施例1的方法对石油烃原料进行催化热裂解，所不同的是，通过向所述提升管反应器1中注入重质急冷介质和轻质急冷介质使所述提升反应器内喷嘴14以上的区域的物料的温度降低约160℃，如此获得的乙烯、丙烯和轻芳烃的产率如下表2所示。

实施例6

根据实施例1的方法对石油烃原料进行催化热裂解，所不同的是，不对所述C₄烃馏分和馏程为30-85℃的轻汽油馏分进行选择性加氢反应(含有约0.1重量％的二烯烃和炔烃)，而直接循环用作轻质急冷介质，如此获得的乙烯、丙烯和轻芳烃的产率如下表2所示。

实施例7

采用与实施例1相同的反应装置进行催化热裂解反应。在反应的过程中，将预热至350℃的常压渣油(其组成如下表1所示)通过喷嘴12以8kg/h的速度加到提升管反应器1中，将CEP-1催化剂(购自中国石化催化剂齐鲁分公司)通过进料口16加到提升管反应器1中，并将进入提升管反应器1中的常压渣油和催化剂的剂油重量比控制为15，通过喷嘴11以1kg/h的速度向提升管反应器1中注入温度为250-300℃的水蒸汽作为提升介质，同时，通过喷嘴13以3kg/h的速度注入温度为250-300℃的水蒸汽，以将水蒸汽与常压渣油的重量比调节为0.5∶1，并使该常压渣油和催化剂在温度为650℃、压力为400kPa的条件下反应0.3秒；然后，通过喷嘴14以2kg/h的速度向提升管反应器1内注入轻质急冷介质(馏程为30-85℃的轻汽油，二烯烃和炔烃的含量降低至0.005重量％以下)，通过喷嘴15以2kg/h的速度向提升管反应器1内注入重质急冷介质(馏程高于150℃的重馏分，二烯烃和炔烃的含量降低至0.005重量％以下)，以将提升管反应器1内喷嘴14以上的物料的温度降低至580℃；然后，所述提升管反应器1内的物流在水蒸汽的提升作用下进入流化床反应器2中，在温度为575℃、压力为200kPa、重时空速为10h-1的条件下进行反应。

将经过所述流化床反应器2反应后得到的反应混合物进行油剂分离，得到油气产物和待生催化剂，将所述待生催化剂汽提后进行再生，并将再生后的催化剂返回提升管反应器1中循环使用；同时，从所述油气产物中分离出乙烯、丙烯、C₄烃馏分、馏程为30-85℃的轻汽油馏分、馏程为高于85℃且小于或等于150℃的重汽油馏分、以及馏程为高于150℃的重质循环油。将所述C₄烃馏分和馏程为30-85℃的轻汽油馏分进行选择性加氢反应，以将其中的二烯烃和炔烃的含量降低至0.005重量％以下，并将选择性加氢反应后得到的产物循环用作所述轻质急冷介质通过喷嘴14注入提升管反应器1内；将所述馏程为高于150℃的重质循环油循环用作所述重质急冷介质通过喷嘴15进入提升管反应器1内；另外，将所述馏程为高于85℃且小于或等于150℃的重汽油馏分依次进行加氢精制和溶剂抽提，从而得到轻芳烃(如苯、甲苯、二甲苯等)。

实施例8

采用与实施例1相同的反应装置进行催化热裂解反应。在反应的过程中，将预热至350℃的减压瓦斯油和常压渣油的混合油(其组成如下表1所示，减压瓦斯油和常压渣油的重量比为7∶3)通过喷嘴12以8kg/h的速度加到提升管反应器1中，将CRP-1催化剂(购自中国石化催化剂齐鲁分公司)通过进料口16加到提升管反应器1中，并将进入提升管反应器1中的常压渣油和催化剂的剂油重量比控制为30，通过喷嘴11以1kg/h的速度向提升管反应器1中注入温度为250-300℃的水蒸汽作为提升介质，同时，通过喷嘴13以3kg/h的速度注入温度为250-300℃的水蒸汽，以将水蒸汽与常压渣油的重量比调节为0.5∶1，并使该常压渣油和催化剂在温度为610℃、压力为260kPa的条件下反应3秒；然后，通过喷嘴14以2kg/h的速度向提升管反应器1内注入轻质急冷介质(馏程为30-85℃的轻汽油，二烯烃和炔烃的含量降低至0.002重量％以下)，通过喷嘴15以2kg/h的速度向提升管反应器1内注入重质急冷介质(馏程高于150℃的重馏分，二烯烃和炔烃的含量降低至0.002重量％以下)，以将提升管反应器1内喷嘴14以上的物料的温度降低至550℃；然后，所述提升管反应器1内的物流在水蒸汽的提升作用下进入流化床反应器2中，在温度为540℃、压力为260kPa、重时空速为80h-1的条件下进行反应。

将经过所述流化床反应器2反应后得到的反应混合物进行油剂分离，得到油气产物和待生催化剂，将所述待生催化剂汽提后进行再生，并将再生后的催化剂返回提升管反应器1中循环使用；同时，从所述油气产物中分离出乙烯、丙烯、C₄烃馏分、馏程为30-85℃的轻汽油馏分、馏程为高于85℃且小于或等于150℃的重汽油馏分、以及馏程为高于150℃的重质循环油。将所述C₄烃馏分和馏程为30-85℃的轻汽油馏分进行选择性加氢反应，以将其中的二烯烃和炔烃的含量降低至0.002重量％以下，并将选择性加氢反应后得到的产物循环用作所述轻质急冷介质通过喷嘴14注入提升管反应器1内；将所述馏程为高于150℃的重质循环油循环用作所述重质急冷介质通过喷嘴15进入提升管反应器1内；另外，将所述馏程为高于85℃且小于或等于150℃的重汽油馏分依次进行加氢精制和溶剂抽提，从而得到轻芳烃(如苯、甲苯、二甲苯等)。

表1

项目	常压渣油	减压瓦斯油与常压渣油的混合油
			密度(20℃)/(g/cm³)	0.9005	0.8823
残炭值/％	4.5	2.8
			元素质量组成/％
C	86.73	86.61
			H	12.87	13.04
S	0.25	0.23
			N	0.17	0.12
烃族质量组成/％
			饱和烃	55.6	59.8
芳烃	27.9	26.3
			胶质	15.7	13.3
沥青质	0.8	0.6
			金属含量/(μg/g)
Fe	4.9	3.9
			Ni	5.3	2.8
V	0.3	0.1
			Na	3.2	1.8
馏程/℃
			初馏点	285	284
10％	448	439
			30％	499	484
50％	-	540
			70％	-	-

Claims

1.一种多产乙烯、丙烯以及轻芳烃的石油烃催化转化方法，该方法包括：将预热的石油烃原料和热裂解催化剂通入流态化反应器的底部，使所述石油烃原料和所述热裂解催化剂的混合物在提升介质的作用下自下而上依次通过所述流态化反应器的预提升区、第一反应区、急冷区和第二反应区，并在催化热裂解反应的条件下在所述第一反应区、急冷区和第二反应区中进行反应，将反应后得到的油剂混合物进行油剂分离，分离出的待生催化剂经汽提后送入再生器进行催化剂再生，分离出的油气产物送入产物分离系统进行分离，再生后的催化剂返回所述流态化反应器以形成催化剂的循环使用；

其中，所述第一反应区的反应温度为600-700℃，所述急冷区的反应温度为540-600℃，所述第二反应区的反应温度为480-600℃；所述第一反应区的反应温度比所述第二反应区的反应温度高20-150℃；

通过在所述急冷区的下部加入冷却介质而使来自所述第一反应区的反应物料冷却至540-600℃；

所述冷却介质包括第一冷却介质和第二冷却介质，且所述第二冷却介质在所述第一冷却介质的上方加入；所述第一冷却介质为C₄烃类和/或馏程为30-85℃的轻质油，所述第二冷却介质为馏程高于85℃的重质油。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一反应区的反应温度为610-650℃，所述急冷区的反应温度为550-580℃，所述第二反应区的反应温度为500-580℃；所述第一反应区的反应温度比所述第二反应区的反应温度高40-90℃。

3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述预提升区、第一反应区、急冷区和第二反应区的长度分别占所述流态化反应器的总有效长度的5-15％、30-60％、10-40％和5-45％。

4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述冷却介质与所述石油烃原料的加入量的重量比为10-80：100。

5.根据权利要求4所述的方法，其中，所述冷却介质中二烯烃和炔烃的总含量小于0.01重量％。

6.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一冷却介质与所述石油烃原料的加入量的重量比为5-40：100，所述第二冷却介质与所述石油烃原料的加入量的重量比为5-40：100。

7.根据权利要求1所述的方法，其中，所述流态化反应器为提升管反应器、流化床反应器、或者提升管反应器和流化床反应器的组合反应器。

8.根据权利要求7所述的方法，其中，所述流态化反应器为提升管反应器和流化床反应器的组合反应器，所述预提升区、第一反应区和急冷区位于提升管反应器内，所述第二反应区位于流化床反应器内。

9.根据权利要求1、2或8所述的方法，其中，所述第一反应区的反应条件还包括：反应压力为150-400kPa，反应时间为0.3-3秒，剂油重量比为10-40；所述第二反应区的反应条件还包括：压力为150-400kPa，重时空速为0.5-100h^-1。

10.根据权利要求1所述的方法，其中，所述热裂解催化剂含有1-50重量%的沸石、5-99重量%的耐热无机氧化物和0-70重量%的粘土。

11.根据权利要求10所述的方法，其中，所述沸石含有五元环高硅沸石和Y型沸石。

12.根据权利要求1所述的方法，其中，所述石油烃原料为选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、加氢尾油、常压渣油和减压渣油中的至少一种。