CN102690680B

CN102690680B - 一种生产丙烯的催化裂化方法及装置

Info

Publication number: CN102690680B
Application number: CN201110072770.3A
Authority: CN
Inventors: 高永灿; 谢朝钢; 张久顺; 朱金泉; 崔琰; 杨轶男; 马建国; 姜楠; 鲁维民
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: 2011-03-25
Filing date: 2011-03-25
Publication date: 2015-02-25
Anticipated expiration: 2031-03-25
Also published as: CN102690680A

Abstract

一种生产丙烯的催化裂化方法及装置，所述方法使重质原料与以Y型沸石为主要活性组元的第一催化裂化催化剂在第一提升管反应器中接触反应，反应后的催化剂经汽提再生后循环使用；使轻质烃与温度为550～690℃的以平均孔径小于0.7nm择形沸石为主要活性组元的第二催化裂化催化剂在第二提升管反应器接触反应后引入与第二提升管反应器串联的流化床反应器反应，反应后的催化剂经汽提再生后循环使用。所述装置，采用双提升管与流化床形成组合反应器构型，其汽提器中用隔板隔为两个独立汽提区，并且还设置取热装置对再生的第二催化剂进行冷却。本发明提供的方法，丙烯产率高；本发明提供的反应装置，可以在一个反应装置中实现两种不同催化剂进行反应再生，结构简单。

Description

一种生产丙烯的催化裂化方法及装置

技术领域

本发明涉及一种生产丙烯的催化裂化方法及装置。

背景技术

重油催化裂解是制备乙烯、丙烯和丁烯等小分子烯烃的重要方法，工业上使用的重油催化裂化生产低碳烯烃的方法包括最大量生产丙烯的催化裂解技术(DCC，USP4980053和USP5670037)和最大量生产乙烯的催化热裂解技术(CPP，USP6210562)，这两种方法采用单个提升管反应器或单个提升管反应器组合密相流化床的反应器结构配合专用催化剂在较高温度条件下进行反应。上述两种现有的专利技术中使用的催化剂均是含有MFI结构的中孔沸石(如ZSM-5)和/或大孔沸石(如Y沸石)等活性组元构成的单一催化剂体系，在保证一定重油转化基础上追求较高的小分子烯烃产率。但是，由于强化重油转化与提高小分子烯烃所需要的催化活性中心差异较大，因此，其催化剂配方上有时很难在单个提升管反应器或单个提升管反应器组合密相流化床的反应器中同时兼顾重油转化反应和多产小分子烯烃反应的要求。此外，目前有些催化裂化装置还通过添加含有ZSM-5沸石的助剂方法来增加多产小分子烯烃产率。虽然该方法具有较好的灵活性，但是该方法除了增加小分子烯烃产率幅度较小外，还存在其它难以克服的缺陷：一是，当添加含有ZSM-5沸石的助剂太少时难以达到多产小分子烯烃要求；二是，当添加含有ZSM-5沸石的助剂较高时，对主催化裂化催化剂又存在明显不利的物理稀释作用，从而降低整个催化剂体系综合效果，同时还存在不能忽视、额外的助剂与主催化剂间性能相互匹配的问题。

CN100448954C公开了增产丙烯的催化转化方法。该方法提出采用两种催化剂混合物参与反应，一种是含Y型沸石的催化剂，另一种为含ZSM-5沸石、过渡金属添加剂及磷添加剂的催化剂。反应装置采用双提升管设计，主要包括主提升管、辅助提升管和公用再生器以及气固分离设备。在主提升管将重质、大分子的烃油原料裂化生成汽油、柴油和液化气等产品；分离出丙烯后的液化气中间产物注入到辅助提升管反应器内与热的两种催化剂混合物接触，先后进行烯烃叠合、叠合产物裂化及烷烃脱氢反应来增产丙烯产物。然而该方法丙烯产率不高，并且未涉及反应装置的结构。

发明内容

本发明要解决的技术问题是提供一种生产丙烯的催化裂化方法，该方法使用不同的催化剂在不同的反应系统分别进行反应，具有更高的丙烯产率；本发明要解决的另外技术问题是提供一种催化裂化装置，该装置可使用两种不同的催化剂分别进行反应和再生。

本发明提供一种生产丙烯的催化裂解方法，包括：

(1)使重质原料与以Y型沸石为主要活性组元的第一催化裂化催化剂在第一提升管反应器中接触反应；将反应后的油气与第一催化裂化催化剂分离，油气引入产品分离系统，第一催化裂化催化剂于第一汽提器汽提后引入第一再生器再生后引入第一提升管反应器循环使用；

(2)将轻质烃与温度为550～690℃的以孔径小于0.7nm择形沸石为主要活性组元的第二催化裂化催化剂在第二提升管反应器接触反应，将反应后的油气与第二催化裂化催化剂引入与第二提升管反应器串联的流化床反应器反应，流化床反应器反应后的油气引入产品分离系统，反应后的第二催化裂化催化剂引入第二汽提器汽提后引入第二再生器再生后引入第二提升管反应器循环使用；所述轻质烃包括所述产品分离系统得到的C4烃和/或汽油馏分。

本发明还提供一种催化裂化装置，所述装置至少包括反应器、气提器、再生器、产品分离系统和催化剂取热装置；反应器采用双提升管与流化床形成组合反应器构型，其中一个提升管与流化床反应器串联后与另一个提升管相并列布置，并且所述的提升管与流化床反应器串联结构进一步与汽提器串联布置；在上述汽提器中安置一隔板将其分隔为两个独立汽提区，其中一个汽提区与提升管和流化床构成的组合反应器形成一路反应、汽提路线，其用于轻质烃油催化转化，催化剂取热装置与提升管与流化床反应器串联结构中的提升管相连通；另一个汽提区则与另一提升管形成另一路反应、汽提路线，其用于重质烃油催化转化。

本发明提供的生产丙烯的催化裂化方法，对不同的原料采用不同的反应环境，高选择性转化相应的烃油馏分，实现提高重油转化率的同时高选择性地增加小分子烯烃收率尤其是丙烯的收率。在重质原料催化转化反应、再生循环体系中，采用以Y型沸石为主要活性组元的催化裂化催化剂，可充分、容易地强化重油转化，最大量生产汽油等中间产物。在轻质烃油催化转化反应、再生循环体系中，采用经冷却的以平均孔径小于0.7nm择形沸石为主要活性组元的催化剂，借助提升管与流化床组合反应器，高选择性地将轻质烃油转化为丙烯等小分子烯烃产物。两个反应系统反应后的待生剂进入各自再生区，易于调控，满足烧焦再生要求，从而形成了各自独立闭合的催化剂反应、再生循环。

本发明提供的催化裂化转化装置，可以实现对不同的馏分采用不同的催化剂进行选择性转化和对所用催化剂分别汽提和再生，简单、有效的完成形成两股相对独立催化剂反应、再生循环路线，结构紧凑且易于实施，装置操作相对简单、灵活。从工程上很好消除了两种催化剂体系不利的相互干扰。本发明提供的催化裂化装置用于本发明提供的生产丙烯方法，具有较高的丙烯和丁烯产率。例如，使用现有提升管串联流化床反应装置，以MMC-2为催化剂进行重油裂化反应，其干气产率为8.15重量％，丙烯产率为14.68重量％，丁烯产率为11.39重量％，而使用本发明提供的催化裂化装置按照本发明提供的方法进行反应，以MLC-500和CHP催化剂进行重油裂化反应，其干气产率为5.24重量％，丙烯产率可达18.96重量％，丁烯产率可达13.7重量％。

附图说明

图1为本发明提供的一种催化裂化装置的流程示意图。其中1、2为提升管反应器，3为流化床反应器，4提升管反应器2和流化床反应器3所用催化剂的再生器，5为沉降器和汽提器分区隔板，6为提升管反应器1的催化剂再生器、7为提升管反应器1出口气固快分设备，8为提升管2与流化床3组合反应器的出口气固快分设备，9为提升管反应器1和提升管反应器2与流化床3反应器组合反应器公用的沉降器，100为提升管反应器2和再生器4之间的催化剂取热装置。40和41分别为两股再生催化剂斜管(由滑阀开度控制其中的催化剂流量，图中未标出)，42和43分别为两股待生催化剂斜管(由滑阀开度控制其中的催化剂流量，图中未标出)，44为由催化剂取热装置100至提升管反应器2的再生催化剂斜管。51和52分别为与两股催化剂对应的汽提区。如图1所示，提升管2与流化床3串联并通过沉降器9与提升管1实现并列布置，沉降器9与包括汽提区51和汽提区52的汽提器相连。

具体实施方式

本发明提供的生产丙烯的催化裂化方法，在第一提升管反应器中，重质原料与第一催化裂化催化剂接触反应得到的油剂混合物通过提升管末端分离装置将油气与反应后积炭催化剂分离，油气引入后续的产品分离系统，经分离可得到裂解气体、裂解汽油、裂解轻油和裂解重油；待生催化剂引入后续的第一汽提器，汽提后的待生催化剂通过输送管线导入第一再生器再生后返回第一提升管反应器循环使用。优选的分离装置为快分装置，通过重质烃油催化转化提升管反应器末端快分装置将油气与反应后积炭催化剂迅速分离，可降低干气产率、抑制低碳烯烃尤其丙烯在生成之后的再转化。

本发明提供的生产丙烯的催化裂化方法，第一提升管反应器中的反应操作条件包括：反应温度为450～650℃，优选为480～600℃；剂油比为1～25，优选为5～20；反应时间为0.50～10秒，优选为1～10；反应压力(绝对压力)0.1～0.4MPa，优选为0.15～0.35MPa，重质原料雾化水蒸汽占重质原料进料量的2～50重量％，优选为5～10重量％。

本发明提供的生产丙烯的催化裂化方法中，所述重质原料为重质烃类和/或富含碳氢化合物的各种动植物油类原料，所述重质烃类选自石油烃类、矿物油和合成油中的一种或一种以上的混合物。石油烃类为本领域技术人员所公知，例如，可以是减压蜡油、常压渣油、减压蜡油掺混部分减压渣油或其它二次加工获得的烃油。所述其它二次加工获得的烃油如焦化蜡油、脱沥青油、糠醛精制抽余油中的一种或几种。矿物油选自煤液化油、油砂油和页岩油中的一种或一种以上的混合物。合成油为煤、天然气或沥青经过F-T合成得到的馏分油。富含碳氢化合物的各种动植物油类原料例如动物油脂、植物油脂中的一种或几种。

本发明提供的生产丙烯的催化裂化方法，在第二提升管反应器，使轻质烃于第二提升管反应器与温度为550～700℃的第二催化裂化催化剂接触反应后，将油剂混合物引入与第二提升管反应器末端相连的流化床反应器中继续反应，反应后的油气进入沉降器然后经与沉降器相连的气固分离设备进入后续产品分离系统，得到裂解气体、裂解汽油、裂解轻油和裂解重油，气固分离设备分离的待生剂进入流化床反应区，离开流化床反应区的反应后催化剂进入第二汽提器，经汽提后引入第二再生器中再生后返回第二提升管反应器循环使用。所述的与沉降器相连的气固分离设备为旋分分离器。所述第二催化裂化催化剂的温度优选为570～680℃。引入第二提升管反应器的第二股催化裂化催化剂通常为来自再生器的再生剂，由于再生的需要，再生剂的温度通常会高于700℃，为此，再生剂先进行取热冷却处理，冷却至温度为550℃～690℃，优选为570～680℃。

本发明供的生产丙烯的催化裂化方法，将第二催化裂化催化剂与经雾化的轻质烃引入第二提升管反应器底部接触进行反应，轻质烃与第二催化裂化催化剂接触后的混合温度优选为530℃～680℃，所述的混合温度更优选为550℃～660℃，更更优选为630℃～650℃。将轻质烃引入第二提升管反应器反应的剂油比(引入第二提升管反应器的第二催化裂化催化剂与引入第二提升管反应器的轻质烃的重量比)为5～30。

本发明提供的生产丙烯的催化裂化方法，所述轻质烃为汽油馏分和/或C4烃，当所述轻质烃包括汽油馏分时，汽油馏分在第二提升管反应器中的反应操作条件：汽油馏分在第二提升管内操作剂油比为10～30，优选为15～25；汽油馏分在第二提升管内反应时间为0.10～1.5秒，优选为0.30～0.8秒；汽油馏分的雾化水蒸汽占汽油馏分进料量的5～30重量％，优选10～20重量％。C4馏分的反应操作条件：富含烯烃C4在第二提升管内操作剂油比(C4烃与催化剂的重量比)为12～40，优选17～30；富含烯烃C4在第二提升管内反应时间为0.50～2.0秒，优选0.8～1.5秒；C4烃雾化水蒸汽占C4烃进料量的10～40重量％，优选15～25重量％。

本发明提供的催化裂化方法中，流化床反应器的反应操作条件包括：反应压力为0.1～0.4MPa，优选为0.15～0.35MPa；流化床反应温度为500～580℃，优选为510～550℃；流化床的重时空速(对流化床反应器的烃油总进料)为1～35小时^-1，优选为3～30小时^-1。

本发明提供的生产丙烯的催化裂化方法中，引入第二提升管反应器中的轻质烃为汽油馏分和/或C4烃，优选为富含烯烃的汽油馏分和/或C4烃。所述富含烯烃的汽油馏分原料选自本发明装置生产(即来自所述的产品分离系统)的汽油和其它装置生产汽油馏分。其它装置生产汽油馏分可选自催化裂化粗汽油、催化裂化稳定汽油、焦化汽油、减粘裂化汽油以及其它炼油或化工过程所生产的汽油馏分中的一种或一种以上的混合物，优先选用本装置自产的富含烯烃的汽油馏分。所述富含烯烃的汽油馏分的烯烃含量为20～95重量％，优选为35～90重量％，最好在50重量％以上。所述富含烯烃的汽油馏分可以是全馏程的汽油馏分，其终馏点不超过204℃，也可以是其中的窄馏分，例如馏程在40～85℃之间的汽油馏分。注入轻质烃油提升管反应器的汽油馏分与注入重质烃油提升管反应器的重质原料的重量比为0.05～0.30∶1，优选为0.08～0.20∶1。

所述C4烃是指以C4馏分为主要成分的常温、常压下以气体形式存在的低分子碳氢化合物，包括分子中碳原子数为4的烷烃、烯烃及炔烃。它可以是本装置自产的富含C4馏分的气态烃产品，也可以是其它装置过程所生产的C4馏分的气态烃，其中优选本装置自产的C4馏分。所述C4烃类优选为富含烯烃的C4馏分，其中C4烯烃的含量大于50重量％，优选大于60重量％，最好是在70重量％以上。富含C4馏分的气态烃与汽油原料的重量比为0～2∶1，优选0～1.2∶1，更优选0～0.8∶1。

优选的，还将本发明产品分离系统得到的裂解重油引入第二提升管反应器中进行反应和/或引入流化床反应器进行反应。当裂解重油引入第二提升管反应器时，所述裂解重油的引入位置优选在提升管反应器长度的二分之一处至提升管出口的部分即第二提升管反应器的中下游，优选，所述裂解重油引入流化床反应器中进行反应，更优选引入所述流化床反应器的底部。所述的裂解重油为本发明产品分离系统得到的裂解重油，即进入产品分离系统的裂化产物分离出气体、汽油和柴油后残余的大部分液体产物，其常压馏程在330～550℃之间，优选其常压馏程为350～530℃。注入第二提升管与流化床反应器的裂解重油与注入第一提升管反应器的重质原料的重量比为0.05～0.30∶1，优选为0.10～0.25∶1，其实际裂解重油回炼量取决于第一提升管的反应深度，反应深度越大则裂解重油回炼量越低。将裂解重油引入提升管反应器中下游或者流化床反应器中，一方面实现重油二次转化提高整个装置的重油转化深度、利用裂解重油馏分增产丙烯，同时对富含烯烃的汽油馏分和/或C4烃反应的激冷终止，抑制低碳烯烃，尤其丙烯生成之后的再转化反应，同时提高生成丙烯选择性。

本发明提供的生产丙烯的催化裂化方法，第一提升管反应器末端的分离装置将反应油气与积炭催化剂分离，油气引入产品分离系统分离；来自轻质烃油提升管和流化床组合反应器的反应油气先后进入沉降器和气固分离设备分离出其中携带的催化剂后，进入后续的产品分离系统。优选重质烃油提升管反应器的油气产物和流化床反应器的油气产物混合后引入分离系统分离。在产品分离系统中，油气产物经分离得到裂解气体、裂解汽油、裂解轻油和裂解重油。所述的产品分离系统为现有技术，本发明没有特殊要求。

本发明提供的生产丙烯的催化裂化方法中，所述的提升管反应器选自等直径提升管、等线速提升管和变直径提升管中的一种或其中两种的组合，其中重质烃油提升管反应器和轻质烃油提升管反应器可以采用相同的型式也可以采用不同的型式。所述的流化床反应器选自固定流化床、散式流化床、鼓泡床、湍动床、快速床、输送床和密相床反应器中的一种或几种的组合。

所述的第二提升管反应器与流化床反应器组合反应器中，提升管出口优选低压出口分布器，其压降小于10KPa。所述的低压出口分布器例如拱形分布器。

本发明提供的生产丙烯的催化裂化方法，重质原料和轻质原料采用不同的催化剂和反应-再生体系。其中重质原料催化转化反应再生系统，采用以Y型沸石为主要活性组元的第一催化裂化催化剂，在第一提升管反应器和第一再生器中进行反应和再生，高选择性将重质烃油转化为汽油、柴油和液化气等产物，以最大量生产汽油。所述以Y型沸石为主要活性组元的催化剂按干基重量计包括至少10重量％的Y型沸石，含或不含其它沸石，其它沸石的含量不超过5重量％。优选包括10～70重量％的Y型沸石、0～60重量％的粘土和15～60重量％的无机氧化物粘结剂，更优选包括25～50重量％的Y型沸石、25～50重量％的粘土和25～50重量％的无机氧化物粘结剂。所述Y型沸石为现有技术中普遍采用的Y型沸石，例如稀土Y型沸石(REY)、稀土氢Y型沸石(REHY)、超稳Y型沸石(USY)、稀土超稳Y型沸石(REUSY)中的一种或两种以上的混合物。

本发明提供的生产丙烯的催化裂化方法，在轻质烃油催化转化反应、再生循环体系中，采用以平均孔径小于0.7nm择形沸石(例如ZSM-5沸石)为主要活性组元的第二催化裂化催化剂，于第二提升管以及流化床反应器中进行反应。所述以平均孔径小于0.7nm择形沸石为主要活性组元第二催化裂化催化剂中平均孔径小于0.7nm择形沸石的含量至少为10重量％，含或不含除平均孔径小于0.7nm择形沸石以外的其它沸石，其它沸石的含量不超过5重量％，优选以所述第二催化裂化催化剂干基重量计，所述第二催化裂化催化剂包括10～65重量％的均孔径小于0.7纳米的择形沸石、0～60重量％的粘土和15～60重量％的无机氧化物粘结剂，更优选包括20～50重量％的平均孔径小于0.7纳米的择形沸石、10～45重量％的粘土和25～50重量％的无机氧化物粘结剂。所述含有平均孔径小于0.7纳米的择形沸石催化剂可以是由现有技术提供的一种或几种的组合，可以商购或按照现有方法制备。

所述平均孔径小于0.7纳米的择形沸石选自ZSM系列沸石、镁碱沸石、菱沸石、环晶石、毛沸石、A沸石、柱沸石、浊沸石，以及上述沸石经物理和/或化学方法处理后得到的沸石之中的一种或一种以上的混合物。所述的ZSM系列沸石选自ZSM-5、ZSM-8、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-22、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38ZSM-48以及ZRP沸石中的一种或一种以上的混合物。优选的平均孔径小于0.7纳米的择形沸石为ZSM-5沸石、ZRP沸石、元素改性的ZSM-5沸石或元素改性的ZRP沸石中的一种或几种，元素改性的ZSM-5沸石例如ZSP沸石。有关ZSM-5沸石更为详尽的描述参见USP3702886，有关ZRP更为详尽的描述参见USP5232675、CN1211470A、CN1611299A。

所述无机氧化物作为粘接剂，可选自二氧化硅(SiO₂)和/或三氧化二铝(Al₂O₃)。所述粘土作为基质，即载体，可选自高岭土和/或多水高岭土。

在催化裂化过程中，待生剂的再生是FCC装置的核心过程之一。在再生过程中，不仅恢复了催化剂的活性和选择性，也为裂化反应过程提供了反应所需的热量。本发明提出的再生器的操作方式和操作条件可按照现有方法。

本发明提供的催化裂化装置至少包括反应器部分、再生器部分和产品分离系统以及催化剂取热装置。反应器采用双提升管与流化床形成组合反应器构型，其中一个提升管与流化床反应器同轴串联后与另一个提升管相并列布置，并且所述的提升管与流化床反应器串联结构进一步与汽提器串联布置。在上述汽提器中安置一隔板将其分隔为两个独立汽提区，其中一个汽提区与提升管和流化床构成的组合反应器形成的反应、汽提路线，用于轻质烃催化转化；另一个汽提区则另一提升管形成相应另一路反应、汽提路线，其用于重质烃油催化转化。优选所述再生器中安置一隔板将其分隔为两个再生区分别与两个汽提区相连接，从而形成两股独立的催化剂反应、再生循环路线。

本发明提供的一种催化裂化装置，如图1所示，包括提升管反应器1、与提升管反应器1的出口连接的气固分离设备7、提升管反应器2以及与之串联的流化床反应器3、流化床反应器3的气固分离设备8、沉降器9、催化剂取热装置100、汽提器隔板5以及由隔板5隔开的第一汽提区51和第二汽提区52；第一汽提区的顶部与沉降器9连通，气固分离设备7的催化剂出口位置使气固分离设备7分离出的催化剂能够进入第一气提区51，为此，该出口位置可以处于第一气提区51上方的沉降器中，也可以处于第一气提区51中；气固分离设备8的入口与沉降器9连通，气固分离设备8的催化剂出口位置使其分离得到的催化剂能够进入流化床反应器或第二汽提区52，为此该出口可以处于第二汽提区52、沉降器9中或流化床反应器3中；流化床反应器3的顶部与沉降器9连通，流化床反应器3的底部与汽提器52连通，气固分离设备7和气固分离设备8的油气出口相连后与产品分离系统连通。所述的再生器可以是两个单独的再生器6和再生器4，也可以是将一个再生器隔成两个再生区，分别与气提区51和52相连通。为了回炼裂解重油，所述的提升管反应器2和/或流化床反应器3还包括裂解重油入口。所述裂解重油入口优选位于提升管反应器2的中后部(提升管长度的1/2处至其出口之间的区域)和/或流化床反应器的底部。

所述的汽提器中的隔板5还可以延伸至沉降器，从而将沉降器的下部分为两个沉降区间，该两个沉降区间在沉降器的下部不相通，而两个沉降区间的顶部均与沉降器的上部连通，其中一个沉降区间与第一汽提区51连通，用于第一催化裂化催化剂的沉降分离，另外一个沉降区间与流化床反应器连通，用于第二催化裂化催化剂的沉降分离。

下面结合附图对本发明予以进一步的说明：

如图1所示，由再生器6导出的第一催化裂化催化剂经再生剂斜管40进入提升管反应器1底部，由再生器4导出的第二催化裂化催化剂依次经再生剂斜管41、催化剂取热装置100和再生剂斜管44进入提升管反应器2底部，相应地两股催化剂分别在由管线22和23注入的预提升介质作用下加速向上流动；催化剂取热装置100使来自再生器4的再生催化剂冷却降温至需要的温度，可采用现有催化剂取热装置。预热后的重质原料(重质烃类和/或富含碳氢化合物的各种动植物油类)经管线20与来自管线21的雾化蒸汽按一定比例混合后，注入提升管反应器1，反应油气和催化剂混合物经提升管1末端的快分装置7将反应后油气与积炭催化剂分离；同时预热或不预热的轻质烃(例如富含烯烃的汽油馏分和/或C4烃)经管线24与来自管线25的雾化蒸汽按一定比例混合后，注入提升管反应器2，其后反应油气和催化剂混合物沿着提升管2向上流动路径中，反应油气和催化剂混合物经提升管反应器2的出口分布器(图中未标出)进入流化床反应器3后继续反应，经沉降器9和气固分离设备8进行油气与催化剂的分离。所有反应产物，包括提升管1出口的油气以及从流化床反应器3流出的油气均通过沉降器顶部旋风分离系统(图中未标出)收集通过管线26引出反应器进入后续产品分离系统(图中未标出)。在产品分离系统中催化裂解产物分离得到气态烃、裂解汽油、裂解轻油、裂解重油和裂解油浆。裂解气态烃在后续产品分离、精制后可得到聚合级丙烯产品和富含烯烃的C4馏分，其中富含烯烃的C4馏分可返回反应器再转化生产丙烯，优选将富含烯烃的C4馏分返回提升管2再转化。裂解汽油可部分或全部返回反应系统再转化；也可先将汽油切割为轻、重汽油馏分段，轻汽油部分或全部返回反应系统再转化，优选将轻汽油(馏程为30～85℃)返回提升管2再转化。

经提升管1末端的快分装置7分离出的积炭催化剂则进入汽提区51，而经分离设备8分离得到的催化剂则先进入流化床反应器3然后从流化床反应器3进入汽提区52；汽提蒸汽经管线50注入，与积炭催化剂逆流接触，对汽提区51和气提区52的催化剂进行汽提，将积炭催化剂所携带的反应油气尽可能地汽提干净，汽提区51的汽提油气进入沉降器9，汽提区52的汽提油气进入流化床反应器3，然后从流化床反应器进入沉降器9；沉降器9中，汽提油气与进入沉降器的其它油气一起经气固分离设备8分离后由管线26引出反应器。汽提后的汽提区51和汽提区52的催化剂分别通过待生剂斜管42和43送入再生器6和再生器4进行烧焦再生。含氧气体如空气经管线60注入再生器4和再生器6，两个再生器的再生烟气分别经管线61和62引出，可以在后续设备中合流。再生后的催化剂经再生剂斜管40和44分别返回提升管反应器1和提升管反应器2循环使用。

在上述具体实施方式过程中，通过管线22和23分别向提升管1和提升管2引入预提升介质。所述预提升介质为本领域技术人员熟知，可以选自水蒸气、C1～C4烃类或常规催化裂化干气中的一种或多种，优选水蒸气和/或富含烯烃的C4馏分。本发明装置可实现将气提区52的汽提水蒸气引入流化床反应器，使其穿过流化床反应器后排出反应器，既可有效降低油气分压，缩短油气在沉降段停留时间，还有利于增产丙烯，降低干气、焦炭产率。

下面的实施例将对本发明予以进一步说明。

实施例和对比例中所使用的原料包括原料A、原料B、原料C，其中原料A和B是两种不同重油馏分，原料C是一种富含烯烃的裂解轻汽油，具体性质见表1。所采用的催化剂分别为中国石化催化剂齐鲁分公司生产的商品牌号为MLC-500、MMC-2和CHP共三种催化剂其具体性质见表2，其中MLC-500催化剂其活性组元为Y型沸石(REUSY)，MMC-2催化剂其活性组元为Y型沸石(USY)和ZRP沸石，CHP催化剂其活性组元为ZRP沸石，三种催化剂中活性组元占催化剂总量的比例基本相当。三种催化剂均于790℃、100％H₂O蒸汽气氛下进行14小时的水蒸气老化预处理后再使用。

实施例1

实验在中型催化裂化装置进行。该装置包括两套独立的反应再生系统：第一提升管反应器，内径为16毫米，长度为3800毫米，所用的催化剂为MLC-500，对表1所示的原料A进行裂化；转化后的油气与催化剂分离，催化剂进入第一汽提器汽提后进入第一再生器再生，再生后的催化剂返回第一提升管反应器循环使用；油气引入产品分离系统进行分离。第二提升管反应器内经为16mm，长度为3200mm，第二提升管反应器后串联流化床反应器，流化床反应器的直径为(内径)为64毫米，高度600毫米，对来自产品分离系统的轻汽油馏分(馏程为30～85℃)进行转化，所用的催化剂为CHP，转化后的油气与催化剂分离，催化剂进入第二汽提器汽提后进入第二再生器再生，再生后的催化剂冷却后返回第二提升管反应器循环使用；油气引入产品分离系统进行分离。第一提升管反应器反应后得到的油气和流化床反应器反应后得到的油气混合后在同一产品分离系统分离。第二汽提器汽提后的油气穿过流化床反应器进入相应沉降器。其反应及操作条件以及反应结果见表3。

对比例1

实验在中型催化裂化装置进行，反应器为提升管加流化床组合反应器。

提升管反应器内径经为16mm，高度为3200mm，提升管反应器后串联流化床反应器，流化床反应器的直径为(内径)为64毫米，高度600毫米，对表1所示的原料A进行转化，所用的催化剂为MMC-2。转化后的油气与催化剂分离，催化剂进入汽提器汽提后进入再生器再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用；油气产物引入产品分离系统进行分离。汽提器汽提后的油气穿过流化床反应器进入相应沉降器。其反应及操作条件以及反应结果见表3。

实施例2

按照实施例1的方法，不同的是在距离第二提升管反应器出口1.5米处向第二提升管反应器中引入裂解重油(裂解重油的馏程为350～500℃)，所述裂解重油的引入量与原料A的重量比为0.05∶1。

实施例3

按照实施例2的方法，不同的是将所述裂解重油引入流化床反应器底部，而不向第二提升管反应器中引入裂解重油。

实施例4

使用本发明提供的反应装置。如图1所示，该中型装置提升管反应器1内径为16毫米，长度为3800毫米，提升管反应器2的内径为16毫米，长度为3200毫米，并采用外置提升管型式布置。提升管反应器2出口连接流化床反应器3，该流化床反应器的横截面呈半圆形，其横截面积等于直径为64毫米圆形面积，高度600毫米。沉降器9长度为1500mm，直径为250mm，其中汽提器隔板5为直板，将汽提器分为两部分，与提升管反应器1形成循环的汽提区51的截面积占整个汽提段截面积的85％，并且汽提器隔板5延伸至沉降器，隔板上沿距沉降器顶部500mm。试验采用回炼方式操作。将原料A与催化剂MLC-500引入第一提升管反应器进行反应，反应后的油气进快分装置进行分离，分离后的催化剂进入汽提区51，汽提后引入再生器6再生，汽提油气进入沉降器9与进入沉降器9的流化床反应器的油气混合后引入产品分离系统分离；产品分离系统分离得到的汽油馏分(馏程为30～85℃)引入提升管反应器2，其量与原料B的重量比为0.15∶1，与引入第二提升管反应器的温度为675℃的CHP催化剂接触进行反应，反应后的油气与催化剂一起进入流化床反应器3进行反应，流化床反应后的油气进入沉降器通过气固分离器8分离出其中携带的催化剂后与提升管反应器1的油气混合后进入产品分离系统，流化床反应器中的催化剂从其底部离开进入汽提区52，汽提后进入再生器4再生，再生后的催化剂经催化剂取热装置100冷却后引入提升管反应器2进行反应，汽提器52汽提后的油气穿过流化床反应器3进入沉降器9。其操作条件以及反应结果见表3。

实施例5

按照实施例4的方法，不同的是催化剂的温度为655℃，相应提高剂油比至21.3，其混合温度为630℃，其它条件不变。其丙烯和丁烯产率分别为18.96重量％和13.70重量％，与实施例4相比，相应分别增加了0.32盒0.25个百分点，干气产率降低0.2个百分点。

由表3可见，采用本发明提供的生产丙烯方法，总液收、丙烯和异丁烯的产率增加，通过将裂解重油回炼至流化床反应器底部，降低了重油产率，进一步增加了丙烯和异丁烯的产率，提高了高价值产品的收率。

表1

名称	原料A
		密度/(g/cm³)	0.8966
折光指数(n_d ⁷⁰)	1.48
		重量(残炭)/％	0.1
元素组成
		重量(C/H)/％	87.24/12.72
重量(S/N)/％	0.17/0.095
		馏程/℃
初馏点	235
		5％	355
10％	377
		30％	410
50％	442
		70％	474
90％	519
		95％	544

表2

催化剂名称	MLC-500	MMC-2	CHP
				主要活性组元	REUSY	USY+ZRP	ZRP
化学性质，重量％
				Al₂O₃	55.0	52.3	51
Na₂O	0.2	0.072	0.066
				RE₂O₃	3.2	0.82	/
物理性质
				总孔体积，ml/g	0.186	0.164	0.22
微孔体积，ml/g	0.032	0.02	/
				比表面，m²/g	124	113	105
沸石比表面，m²/g	69	41	41
				基质比表面，m²/g	55	72	64
微反活性，重量％	66	64	52

表3

Claims

1.一种生产丙烯的催化裂化方法，包括：

(2)将轻质烃与温度为550～690℃的以平均孔径小于0.7nm择形沸石为主要活性组元的第二催化裂化催化剂在第二提升管反应器接触反应，将反应后的油气与第二催化裂化催化剂引入与第二提升管反应器串联的流化床反应器反应，流化床反应器反应后的油气引入产品分离系统，流化床反应器反应后的第二催化裂化催化剂引入第二汽提器汽提后引入第二再生器再生后引入第二提升管反应器循环使用；所述轻质烃包括所述产品分离系统得到的C4烃和/或汽油馏分。

2.按照权利要求1所述的催化裂化方法，其特征在于，所述第二催化裂化催化剂的温度为570℃～680℃。

3.按照权利要求1或2所述的催化裂化方法，其特征在于，轻质烃与第二催化裂化催化剂接触的混合温度为530～680℃。

4.按照权利要求3所述的方法，其特征在于，所述的混合温度为630～650℃。

5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，以第一催化剂干基重量计，所述第一催化裂化催化剂包括10～70重量％的Y型沸石、0～60重量％的粘土、15～60重量％的无机氧化物粘结剂。

6.按照权利要求5所述的方法，其特征在于，所述第一催化裂化催化剂包括25～50重量％的Y型沸石、25～50重量％的粘土、25～50重量％的无机氧化物粘结剂。

7.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，以所述的第二催化裂化催化剂的干基重量为基准，所述的第二催化裂化催化剂包括10～65重量％的平均孔径小于0.7nm择形沸石、0～60重量％的粘土、15～60重量％的无机氧化物粘结剂。

8.按照权利要求7所述的方法，其特征在于，所述的第二催化裂化催化剂包括20～50重量％的平均孔径小于0.7nm择形沸石、10～45重量％的粘土、25～50重量％的无机氧化物粘结剂。

9.按照权利要求1所述的催化裂化方法，其特征在于，第一提升管反应器的操作条件包括：反应温度为450～650℃；剂油比为1～25；反应时间为0.50～10秒；雾化水蒸汽占重质原料进料量的2～50重量％。

10.按照权利要求9所述的催化裂化方法，其特征在于，所述的反应温度为480～600℃，所述的剂油比为5～20，所述的反应时间为1～10秒，雾化水蒸汽占重油原料进料量的5～10重量％。

11.按照权利要求1所述的催化裂化方法，其特征在于，所述的轻质烃为汽油馏分和/或C4烃；当所述的轻质烃包括汽油馏分时，汽油馏分在第二提升管反应器内反应的操作条件：剂油比为10～30，反应时间为0.10～1.5秒，汽油雾化水蒸汽量占汽油馏分进料量的5～30重量％；当所述轻质烃包括C4烃时，C4烃在第二提升管反应器内反应的操作条件：剂油比为12～40，反应时间为0.50～2.0秒；流化床反应器的反应温度为500～580℃，重时空速为1～35小时^-1。

12.按照权利要求1所述的催化裂化方法，其特征在于，所述的流化床反应器反应条件包括：反应温度为500～650℃，重时空速为1～35小时 ^-1。

13.按照权利要求1～12任一项所述的方法，其特征在于，产品分离系统得到的裂解重油引入第二提升管反应器和/或流化床反应器。

14.按照权利要求13所述的方法，其特征在于，产品分离系统得到的裂解重油引入第二提升管反应器的中下游和/或引入流化床反应器的底部。

15.按照权利要求1所述的催化裂化方法，其特征在于，所述的重质原料为重质烃类或富含碳氢化合物的各种动植物油类原料。

16.一种用于权利要求1所述生产丙烯的催化裂化方法的催化裂化装置，包括反应器、气提器、沉降器、再生器和产品分离系统以及催化剂取热装置；反应器采用双提升管与流化床形成组合反应器构型，其中一个提升管与流化床反应器串联后与另一个提升管相并列布置，并且所述的提升管与流化床反应器串联结构进一步与汽提器串联布置；在汽提器中安置一隔板将其分隔为两个汽提区，其中一个汽提区与提升管和流化床构成的组合反应器形成一路反应、汽提路线，另一个汽提区则与另一提升管形成相应另一路反应、汽提路线。

17.按照权利要求16所述的催化裂化装置，其特征在于，包括提升管反应器(1)、与提升管反应器(1)的出口连通的气固分离设备(7)、提升管反应器(2)、与提升管反应器(2)串联的流化床反应器(3)、流化床反应器(3)的气固分离设备(8)、沉降器(9)、与提升管反应器(2)连接的催化剂取热装置(100)、汽提器隔板(5)、由隔板(5)隔开的第一汽提区(51)和第二汽提区(52)；气固分离设备(7)的催化剂出口位于沉降器(9)或第一汽提区(51)，第一汽提区的顶部与沉降器(9)连通；气固分离设备(8)的催化剂出口位于第二汽提区(52)、沉降器(9)中或流化床反应器(3)中，气固分离设备(8)的入口与沉降器(9)连通，流化床反应器(3)的顶部与沉降器(9)连通，流化床反应器(3)的底部与第二汽提区(52)连通，气固分离设备(7)和气固分离设备(8)的油气出口相连后与产品分离系统连通。

18.按照权利要求17所述的催化裂化装置，其特征在于，还包括再生器(4)和再生器(6)，再生器(4)与第二气提区(52)和催化剂取热装置(100)连通；再生器(6)与第一气提区(51)和提升管反应器(1)连接。

19.按照权利要求16～18任一项所述的催化裂化装置，其特征在于，提升管反应器(2)和/或流化床反应器(3)还包括裂解重油入口。