CN103725321A - 一种多产乙烯和/或丙烯的石油烃催化裂化方法及其装置 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种催化裂化装置和使用该装置进行催化裂化以多产乙烯和/或丙烯的方法，该装置包括提升管、气固分离器和再生器，所述提升管的出料端与气固分离器的进料口连通，所述气固分离器的气相物流出口用于与后续油气分离系统连通，所述气固分离器的待生剂出口与再生器的待生剂斜管连接并连通，以向再生器提供待生剂，再生器的再生剂出料口与提升管的催化剂进料口连通，用于对提升管提供再生剂。本发明的催化裂化装置通过撤去常规催化裂化装置的沉降段和汽提段后，使得在烃油催化裂化中能够在多产乙烯和/或丙烯的情况下大大减少催化剂再生器的外加生焦量。

Description

一种多产乙烯和/或丙烯的石油烃催化裂化方法及其装置

技术领域

本发明涉及一种催化裂化装置和多产乙烯和/或丙烯的石油烃催化裂化方法。

背景技术

乙烯是石油化学工业最重要的基础原料之一，通过乙烯聚合、与苯的烷基化以及与水、氧、卤素的加成反应，可以得到一系列极有价值的衍生物。世界乙烯工业继续保持着稳步发展的态势。目前，世界上约98%的乙烯来自于管式炉蒸汽裂解技术，在乙烯生产原料中，石脑油质量分数约占46%，乙烷质量分数约占34%。

丙烯是最重要的烯烃之一，用量仅次于乙烯。丙烯最大用量的衍生物是聚丙烯，占全球丙烯用量的61%。2005年，全球大约62%丙烯来自蒸汽裂解制乙烯的联产，34%丙烯来自炼厂催化裂化装置副产，还有4%丙烯来自丙烷脱氢和乙烯-丁烯易位反应。

目前，蒸汽裂解技术是大量消耗能源的过程，又受使用高温材质的局限，然而其发展研究已几乎成熟，进一步改进的潜力已很小。为了提高裂解过程烯烃的选择性，降低裂解反应温度，进一步增加乙烯和丙烯的收率，通过提高原料的多样性，开发了多种新的乙烯生产技术，如催化裂化制低碳烯烃技术、甲烷氧化偶联技术、乙烷氧化脱氢技术、天然气经甲醇或二甲醚制烯烃技术等，其中催化裂解制烯烃技术与蒸汽裂解技术相比，具有能降低裂解温度，提高乙烯和丙烯收率以及裂解反应选择性、节省能量的优点，从而成为极具吸引力的技术。

催化裂化制烯烃技术通常在包括提升管、气固分离器、沉降器、汽提器和再生器的催化裂化装置中进行。待裂解原料在水蒸气的携带作用的进入提升管中进行高温、快速裂解反应，反应后的物料经气固分离器初步分离后进入沉降器沉降、汽提器汽提后，气体进入后续油气分离系统进行分离，固体则进入再生器进行再生，再生后的催化剂返回提升管中，用做下一次催化裂解反应的催化剂。其中，沉降器一般设置为内部空间很大的结构。汽提器用于对附着在催化剂表面或夹杂在催化剂中的油气通过汽提方式进行回收。

CN102040438A公开了一种提升管反应-再生装置，旨在解决现有轻烃、轻油催化裂解过程中，采用提升管进行循环反应再生时，难以实现高温反应的问题。该发明采用了提升管的主反应区位于再生器内部且沉降器、汽提段和提升管位于同一轴线上的技术方案，以混合C4和FCC轻汽油为原料，在反应温度630℃，ZSM-5催化剂，停留时间3.7秒，剂油质量比22的条件下，获得的乙烯和丙烯产率分别为11.34%和33.40%。

CN102295510A公开了一种石脑油催化转化为低碳烯烃的方法，该发明是在常规催化裂化技术基础上，采用了提升管串联床层反应器的结构型式，将经汽提后的积炭催化剂一部分返回石脑油转化反应器上段，一部分进入再生器再生，再生后的催化剂进入石脑油转化反应器下段；采用串联的床层反应器保证了石脑油裂解反应所需的气固接触时间，积炭催化剂返回提升管上段催化转化回炼的C4以上混合烃，进一步提高了低碳烯烃收率。石脑油中饱和烃的质量分数93.5%，采用ZSM-5催化剂，在反应温度675℃，水油质量比10:1，低碳烯烃总收率约为43.52%。

CN102051210A公开了一种双提升管石油烃类原料催化转化的方法及装置。该装置的双提升管裂化重质原料和轻质原料，其中进入重质油提升管的催化剂有三股：降温的再生催化剂、自身回流的待生催化剂或来自轻质油提升管反应段的催化剂。该方法改善了产品分布，实现了对反应温度或剂油比的独立调节。但是采用该方法获得的低碳烯烃收率较低，其最高收率仅为40.11%。

CN1919971A公开了一种双提升管催化转化装置，包括重油提升管和轻油提升管。汽油反应后的催化剂进口位置比重油提升管进料口高6-15cm。采用该装置后重油收率提高了1-2%，但降低了重油反应得到的汽油中烯烃的含量。

CN102212390A公开了一种双提升管催化裂化的方法及装置，其中再生催化剂被分为两股，一股进入催化剂混合器，一股进入催化剂冷却器。被冷却的催化剂与轻烃原料油换热后进入轻烃提升管进行反应。部分或全部轻烃待生催化剂与再生催化剂混合进入重油提升管。该发明降低了干气和焦炭产率，提高了液体收率，但低碳烯烃产率低的问题仍未解决。

CN1710029A公开了一种催化裂化方法及装置，来自轻烃提升管的部分待生催化剂与来自再生器的再生催化剂混合进入重油提升管。其中轻烃提升管的反应温度为500-600℃，优选530-560℃，反应时间为1.5-5.0秒，优选2.0-3.0秒，剂油比为7-25，优选10-13。重油提升管的反应温度为450-550℃，反应时间为0.5-5秒，剂油比为5-20。以异丁烯为轻烃原料，大庆常渣为重油原料，催化剂采用CC-20D，得到的乙烯和丙烯收率分别为8.76%和28.57%。

CN102041032A公开了一种同轴式复合提升管循环反应-再生装置，采用内置提升管、沉降器和汽提段同轴分布的方法，实现了轻烃和重油各自反应，可使重油催化裂化工业生产多产乙烯、丙烯。内嵌提升管的平均反应温度为570-680℃，剂油比为6-40。外置提升管的平均反应温度为470-550℃，剂油比为4-12。采用大庆混合油和轻石脑油为原料，催化剂为USY和ZSM-5混合分子筛，内嵌和外置提升管反应温度分别为630℃和480℃，剂油比分别为35和8时，乙烯与丙烯的单程收率之和为27.24%。

CN100487082C和CN100487081C均公开了一种无沉降器催化裂化装置，该装置相对于常规提升管型催化裂化装置的共同的主要改进均在于去掉了沉降器，以减少油气与催化剂在高温下的接触时间，从而降低结焦。尽管采用该催化裂化装置可以减少结焦，一定程度上提高轻烃的收率，但该方法对于以多产乙烯和丙烯等低碳烯烃为目的的轻质石油烃催化裂化工艺仍存在一定的问题，比如需要额外补充热量。

发明内容

本发明的目的是为了克服上述现有技术存在的问题，提供一种既能够获得较高低碳烯烃收率又能够减少额外补充的生焦消耗量的催化裂化装置和石油烃催化裂解生产低碳烯烃的方法。

本发明的发明人意外地发现，通过在现有催化裂化装置的基础上撤去沉降器和汽提器，使来自提升管的催化裂化后的物料经简单气固分离后气体进入后续油气分离系统进行油气分离，固体催化剂物流不经沉降和汽提直接进入再生器进行再生，这样可以大大提高低碳烯烃的收率并减少生焦消耗量。一方面通过省略沉降步骤，减少了来自提升管的裂化产物中低碳烯烃的聚合结焦，另一方面通过配合省略汽提步骤，使得裂化过程中附着在催化剂表面的焦不被汽提而直接能够进入再生器中用于补充再生器内的生焦量，从而保证既不降低目标产物低碳烯烃的量，又能够减少再生器内所需外界补充的生焦量，还能够免除对汽提介质的需求和缩短整个催化裂化工艺的周期。

本发明提供了一种催化裂化装置，该装置包括提升管、气固分离器和再生器，所述提升管的出料端与气固分离器的进料口连通，所述气固分离器的气相物流出口用于与后续油气分离系统连通，待生剂出口与再生器的待生剂斜管连通，以向再生器提供待生剂，再生器的再生剂出料口与提升管的催化剂进料口连通，用于对提升管提供再生剂。

根据本发明的一种优选实施方式，所述提升管包括第一提升管和第二提升管，其中出料端设置有快分分离器的提升管为第一提升管，且第一提升管穿过再生器而使该第一提升管的反应段设置在再生器内，而进料端和出料端设置在再生器外，第二提升管设置在再生器外，所述旋风分离器设置在所述第二提升管的出料端。

本发明还提供了一种多产乙烯和/或丙烯的石油烃催化裂化方法，其特征在于，该方法以下步骤：

（1）将含轻质石油烃和催化剂的物料送入提升管中进行催化裂化反应，并将催化裂化反应后的混合物送入气固分离器中进行气固分离，得到含催化剂的固体物流和含混合油气的气相物流；

（2）将含混合油气的气相物流送入后续油气分离系统进行分离；

（3）将含催化剂的固体物流不经汽提直接送入再生器中进行催化剂再生，并将再生得到的再生剂用作步骤（1）所述催化剂。

本发明还提供了一种多产乙烯和/或丙烯的石油烃催化裂化方法，其特征在于，该方法在上述催化裂化装置中进行，该方法包括分别将含轻质石油烃和催化剂的物料以及含重质石油烃和催化剂的物料送入第一提升管和第二提升管中进行催化裂化反应。

本发明提供的催化裂化装置，通过巧妙地在现有催化裂化装置的基础上取消沉降器和汽提器，使气固分离器与再生器直接相连，使得与催化剂分离后的油气能快速引出，待生剂也能快速进入再生器内进行再生，一方面大大提高了低碳烯烃的产率，另一方面还能减少再生器内生焦消耗量，同时还能免除对汽提介质的需求和缩短整个催化裂化工艺的周期。例如，本发明实施例1中，低碳烯烃（乙烯和丙烯）的产率为32.01%，再生1吨催化剂需要额外补充的生焦量为0.6kg，消耗的汽提蒸汽量为0吨；而在其他条件相同的情况下，对比例1使用现有的包括沉降器和汽提器的催化裂化装置，低碳烯烃的产率仅为25.19%，再生1吨催化剂需要额外补充的生焦量为15.2kg，消耗的汽提蒸汽量为3.7kg；对比例2使用现有的不包括沉降器但包括汽提器的催化裂化装置，低碳烯烃的产率仅为28.34%，再生1吨催化剂需要额外补充的生焦量为8.3kg，消耗的汽提蒸汽量为3.5kg。

此外，根据本发明的优选实施方式，通过在上述基础上进一步使用至少两个提升管（共用一个再生器），并使轻油和重油分别在不同的提升管中进行催化裂化，可以进一步解决现有催化裂化存在的自身裂化生成的焦炭往往不能满足反应-再生系统自身热平衡的需求的问题。

再者，通过使用于轻质石油烃的提升管设置在再生器内，能够使再生器与该提升管的热量耦合，进一步提高能量利用率。

通过使从再生剂中脱除的气体返回到再生器一方面能够进一步补充再生器内的热量，从而进一步提高能量利用率；另一方面还能减轻因废气进入提升管从而给提升管以及后续分离系统带来的不必要的负荷。

附图说明

图1为显示本发明提供的催化裂化装置的结构和石油烃催化裂化生产低碳烯烃的方法的工艺流程的示意图。

其中：1、25-提升管；2-再生器；3-封闭罩；4-旋流式快分器；5、11-旋风分离器；8-旋风分离器的料腿；9-待生剂斜管；10-待生滑阀；14-再生剂斜管；15-脱气罐；17、27-再生滑阀；19-空气分布板；31-分离系统；12、13、16、20、21、22、23、24、26、28、29、30、32、33、34、35、36、37、38、39-管线

具体实施方式

以下具体说明本发明提供的催化裂化装置和石油烃催化裂化生产低碳系统的方法的具体实施方式，但本发明并不因此而受到任何限制。

本发明中，术语“待生剂”和“待生催化剂”可以互换使用，均表示从提升管出来需要进入再生器进行再生的催化剂。

术语“再生剂”和“再生催化剂”可以互换使用，均表示已经过再生器再生的催化剂。

术语“接触并连通”与“直接接触并连通”可互换使用，均用于表示气固分离器与再生器之间不包括沉降器和汽提器，但并不用于排除还包括其他不具有沉降和汽提功能的结构和部件。

本发明提供的催化裂化装置包括提升管、气固分离器和再生器，且不包括沉降器和汽提器，所述提升管的出料端与气固分离器的进料口连通，所述气固分离器的气相物流出口用于与后续油气分离系统连通，所述气固分离器的待生剂出口与再生器的待生剂斜管直接接触并连通，以向再生器提供待生剂，再生器的再生剂出料口与提升管的催化剂进料口连通，用于对提升管提供再生剂。

本发明中，所述气固分离器是指将来自提升管的催化裂化反应后的混合物进行分离，以除去其中的固体催化剂的装置，可以是单一装置，也可以是成套装置。具体的可以是现有的各种用于提升管型催化裂化装置的气固分离器，例如快分分离器和/或旋风分离器，快分分离器又例如可以是旋流式快分分离器。对于非单一装置的气固分离器，所述气固分离器的待生剂出口是指用于将待生剂排出该气固分离器的各个出口。

根据本发明的一种优选实施方式，如图1所示，所述气固分离器包括快分分离器4、旋风分离器5和封闭罩3，快分分离器4设置在提升管的出料端，并且该快分分离器4和提升管的出料端设置在封闭罩3内，旋风分离器5位于快分分离器4的上部，且旋风分离器5的催化剂出口与封闭罩3连通或者直接与再生器2的待生剂斜管9连通，封闭罩3的固体出料口与再生器2的待生剂斜管9连通，封闭罩3的气体出口与旋风分离器5的进料口连通，使得快分分离器4和旋风分离器5分别构成一级分离器和二级分离器。本发明提供的方法和催化裂化装置中，所述旋风分离器5可以为单级或多级串联的旋风分离器，每级为一个或多个并联的旋风分离器。对于上述本发明优选实施方式的气固分离器，所述气固分离器的待生剂出口是指旋风分离器5的催化剂出口和封闭罩3的固体出料口（对于旋风分离器5直接与待生剂斜管9接触并连通的情况）以及封闭罩3的固体出料口（对于旋风分离器5与封闭罩3连通的情况）。所述气固分离器的待生剂出口与再生器的待生剂斜管接触并连通是指旋风分离器5的催化剂出口和封闭罩3的固体出料口与待生剂斜管9直接接触并连通（对于旋风分离器5直接与待生剂斜管9接触并连通的情况）以及封闭罩3的固体出料口与待生剂斜管9直接接触并连通（对于旋风分离器5与封闭罩3连通的情况）。

本发明中，封闭罩3用于提供收集由快分分离器4气固分离出的固体催化剂组分的空间，其内部空间的大小较现有催化裂化装置中的沉降器要明显更小，不足以起到沉降分离的作用；其内部并不设有现有催化裂化装置中的汽提器的汽提结构如汽提板，因而不能起到汽提的作用。尽管如图1所示，封闭罩13也可以与管线23连通，但管线23并不用于提供汽提介质，而通常用于提供松动气，以利于封闭罩3内的待生剂进入待生剂斜管9内。松动气也不同于汽提气，一般为不具有汽提功能的各种惰性气体，如空气等。

由于本发明主要涉及在常规提升管型催化裂化装置的基础上撤去沉降器和汽提器，因此对于装置中涉及的各个部件以及他们的设置方式或连接关系均可以参照现有技术进行。例如气固分离器、再生器和脱气罐均可以参照现有技术进行。

所述提升管可以为一个或多个。优选情况下，所述提升管为至少2个。进一步优选情况下，无论是至少一个或多个提升管，均优选至少一个提升管位于再生器内，由此一方面可以使该至少一个提升管与再生器进行热量耦合，使该至少一个提升管从再生器获得热量；另一方面还能降低提升管和再生器的散热总面积，降低催化裂化装置的散热能耗，从而减少补充的燃料量，节省能量。这种情况下，优选所述提升管用于进行轻质烃油的催化裂化反应。

根据本发明的一种优选实施方式，所述提升管包括第一提升管1和第二提升管25，其中出料端设置有快分分离器4的提升管为第一提升管1，且第一提升管1穿过再生器2而使该第一提升管1的反应段设置在再生器2内，而进料端和出料端设置在再生器2外，第二提升管25设置在再生器2外，所述旋风分离器5设置在所述第二提升管25的出料端。这种情况下，优选位于第一提升管1和位于再生器外的第二提升管25分别用于进行轻质石油烃和重质石油烃的催化裂化反应，由此可以缓解单独催化裂化轻质石油烃时存在的生焦不足问题。

进一步优选情况下，如图1所示，所述第一提升管1和再生器2同轴布置，从而构成同轴式内嵌提升管循环反应-再生装置。

所述提升管可以是现有技术的各种提升管，例如，所述提升管可以选自等直径提升管、等线速提升管中的一种或多种，优选等直径提升管。优选情况下，所述提升管从下至上依次包括预提升段（进料端）、至少一个反应区（反应段）以及出料区（出料端）。为了使原料油能够充分反应，并根据不同的需要，所述反应区可以为2-8个，优选为2-3个。所述预提升段包括原料油和蒸汽入口、催化剂入口，原料油和蒸汽可以共用一个入口，也可以分别从不同的入口进入提升管内。催化剂入口通常与再生器的再生剂料腿连通。出料区（也称为出料端、出料口）设置有气固分离器。气固分离器的气体出口通常与后续的油气分离系统连通，固体催化剂出口与再生器2的待生剂料腿直接或间接连通，以对再生器2提供待生剂。

所述再生器2可以是现有的各种再生器，一般包括待生剂料腿、再生剂料腿、位于再生区底部的空气或氧气入口以及再生区。

根据本发明，优选情况下，所述催化裂化装置还包括位于再生器2外的脱气罐15。所述脱气罐15通过再生剂斜管14和管线13与再生器2连通，再生剂斜管14用于将再生器2内的再生剂导入脱气罐15内，管线13用于将通过脱气罐15从所述再生剂中脱除的气体返回至再生器2。脱气罐15通过再生剂料腿与提升管的催化剂入口连通，以对提升管提供再生剂。通过设置脱气罐15，可以脱除再生剂中的气体，一方面可以避免这些气体进入提升管对催化裂化反应造成不利影响，另一方面还能减少这些气体对后续分离系统造成的不必要的负荷。

所述后续油气分离系统可以是现有的各种油气分离系统，一般包括例如分馏塔，进一步分离得到干气、液化气、汽油馏分、柴油馏分和油浆。将干气和液化气经气体分离设备进一步分离得到乙烯、丙烯、C2-C3烷烃、C4烃馏分，从反应产物中分离乙烯和丙烯等方法与本领域常规技术方法相似，由于本发明并不涉及对此的改进，因此不再赘述。

本发明提供的方法和催化裂化装置中，所述封闭罩3的下部连接的待生剂斜管9外设置待生滑阀10，夹杂油气的待生催化剂经待生斜管输送，经滑阀10调节流量后进入再生器2内催化剂密相床，滑阀10可控制待生催化剂流量。

本发明提供的方法和催化裂化装置中，所述再生器中催化剂烧焦再生后生成的烟气在再生器上部气固分离，例如经旋风分离器11气固分离后，分离出的再生烟气经烟气管道12排出再生器进入后续处理系统进一步处理。

根据本发明的一种优选实施方式，本发明提供的催化裂化装置如图1所示，包括第一提升管1和第二提升管25、再生器2、封闭罩3、旋流式快分分离器4、旋风分离器5、导气管6、集气管7、待生剂料腿8、待生剂斜管9、待生滑阀10、气体分布板19、脱气罐15、再生剂斜管14、导气管13、分别与第一提升管1和第二提升管25连通的再生剂料腿16和26，料腿16和26上分别设置有第一再生滑阀17和第二再生滑阀27。集气管7与后续油气分离系统31连通，分离后的油气组分经管线32、33、34、35、36、37、38和39导出。

所述第一提升管1穿过所述再生器2的再生区，反应区设置在所述再生区内，所述第一提升管1的出料口以及设置在所述出料口处的旋流式快分分离器4一起位于封闭罩3内，所述第二提升管25的出料口设置有旋风分离器5，所述旋风分离器5的待生剂出口与封闭罩3连通，气体出口与导气管6和集气管7连通。所述旋风分离器5可以为1个或多个。所述封闭罩3的待生剂出口通过待生剂斜管9经待生剂滑阀10进入再生器2内。

所述第一提升管1和再生器2同轴布置；所述第一提升管1从再生器底部贯穿于再生器2；所述第一提升管1出口端连接旋流式快分器4，所述旋流式快分器4经导气管6与旋风分离器5相连通；所述旋风分离器5的气相出口经集气管7连通后续分离系统；所述旋风分离器5的固相出口与封闭罩3相连通；所述封闭罩3下部催化剂出口经待生斜管9连通再生器2内部，所述封闭罩3的上方不设置沉降器。

采用上述催化裂化装置由石油烃生产低碳烯烃的方法包括将预热后的轻质石油烃由第一提升管1底部进入，与由管线16输送的部分再生催化剂接触进行催化裂解反应同时向上流动。重质石油烃由提升管25底部进入，与由管线26输送的部分再生催化剂接触进行催化裂解反应的同时向上流动，第一提升管1和第二提升管25出口的反应油气和待生催化剂进入共用的气固分离系统进分离，分离出的反应油气引出装置，进一步分离得到乙烯、丙烯、C2-C3烷烃和C4烃馏分等反应产物；分离出的待生催化剂经封闭罩3直接进入催化剂再生器2中烧焦再生，恢复活性的再生催化剂返回第一提升管1和第二提升管25中循环使用。

第一提升管1和第二提升管25共用一个再生器2。

采用上述双提升管共用一个再生器的反应-再生系统的优点在于，将轻质石油烃提升管置于再生器内部，节省能量。重质油提升管产生较多的焦炭，一方面可以减缓轻质石油烃生焦不足带来的热平衡问题，同时也增强了不同性质原料加工的灵活性，增加了原料油市场对产品要求变化的适应性。不设置汽提段，夹杂油气的待生剂直接通过待生斜管进入再生器进行烧焦再生，从而进一步补充热量。提升管出口不设置沉降器，反应油气直接经旋风分离器进行气固分离，快速导出油气，避免了由于催化剂与反应产物接触时间过长而引起的非选择性反应，提高了低碳烯烃产率，以直馏石脑油和重质烃油为原料（两者质量比为4:6），乙烯和丙烯产率分别为13.20%和18.81%。

根据本发明提供的多产乙烯和/或丙烯的石油烃催化裂化方法包括以下步骤：

（1）将含轻质石油烃和催化剂的物料送入提升管中进行轻质石油烃的催化裂化反应，并将催化裂化反应后的混合物送入气固分离器中进行气固分离，得到含催化剂的固体物流和含混合油气的气相物流；

（2）将含混合油气的气相物流送入后续油气分离系统进行分离；

（3）将含催化剂的固体物流不经沉降和汽提直接送入再生器中进行催化剂再生，并将再生得到的再生剂用作步骤（1）所述催化剂。

如前所述，由于重质石油烃能够补充轻质石油烃生焦不足的问题，因此，优选情况下，所述含轻质石油烃和催化剂的物料还含有重质石油烃，且特别优选重质石油烃与轻质石油烃的重量为0.01-0.90:1，更进一步优选所述重质石油烃与轻质石油烃的重量比为0.05-0.85:1。

上述方法可以在各种能够实现上述功能的催化裂化装置中进行，例如可以在现有催化裂化装置除去沉降器和汽提器后的催化裂化装置中进行，如图1所示的催化裂化装置包括或不包括提升管25的催化裂化装置中进行。

根据本发明的一种优选实施方式，提供了一种多产乙烯和/或丙烯的石油烃催化裂化方法，其特征在于，该方法在本发明上述包括第一提升管和第二提升管的催化裂化装置中进行，该方法包括分别将含轻质石油烃和催化剂的物料以及含重质石油烃和催化剂的物料送入第一提升管1和第二提升管25中进行催化裂化反应。催化裂化后的产物混合物分别通过快分分离器优选旋流式快分分离器4和旋风分离器5进行气固分离，快分分离器4分离出的气体组分通过旋风分离器5与旋风分离器5分离出的气体汇合进入后续分离系统31，快分分离器4的固体组分进入封闭罩3并通过待生剂斜管9和待生剂滑阀10进入再生器2内。旋风分离器5分离出的固体组分可以进入封闭罩3内与快分分离器4分离出的固体一起送入再生器2内，也可以不经封闭罩3直接通过待生剂斜管9进入再生器2内进行再生。

其中，优选所述重质石油烃与轻质石油烃的重量比为0.01-0.90:1，更进一步优选所述重质石油烃与轻质石油烃的重量比为0.05-0.85:1。

本发明提供的方法，用于轻质石油烃催化裂化的操作条件包括：反应温度可以为500-750℃、优选为540-720℃、更优选为560-700℃，反应时间可以为1-10秒、优选为2-6秒、更优选为2-4秒，表观压力可以为0.05-1.0MPa，剂油质量比可以为1-100、优选为10-50、更优选为20-40。

本发明提供的方法中，用于重质石油烃催化裂化的操作条件包括：反应温度可以为400-600℃、优选为450-580℃、更优选为480-550℃，反应时间可以为1-10秒、优选为2-8秒，表观压力可以为0.05-1.0MPa，剂油质量比可以为1-25、优选为3-20。

所述催化剂可以是现有的各种催化裂化催化剂，例如，以催化剂的总重量计，所述催化剂含有：沸石1-60重量%、耐热无机氧化物5-99重量%和粘土0-70重量%，其中沸石作为活性组分，优选选自中孔沸石和任选的大孔沸石，进一步优选中孔沸石占沸石总重量的50-100重量%，优选为70-100重量%，大孔沸石占沸石总重量的0-50重量%，优选0-30重量%。

本发明中，中孔沸石和大孔沸石的含义与现有技术相同，其中所述中孔沸石可以选自具有MFI结构的沸石，例如ZSM-5沸石和/或ZRP沸石，也可对上述中孔沸石用磷等非金属元素和/或铁、钴、镍等过渡金属元素进行改性，有关ZRP更为详尽的描述参见US5232675，有关ZSM-5更为详尽的描述参见US3702886。所述大孔沸石可以选自稀土Y（REY）沸石、稀土氢Y（REHY）沸石、超稳Y沸石中的一种或几种。所述耐热无机氧化物作为粘接剂，优选选自二氧化硅（SiO₂）和/或三氧化二铝（Al₂O₃）。所述的粘土作为基质（即载体），优选选自高岭土和/或多水高岭土。

本发明提供的方法中，所述轻质石油烃的含义与现有技术相同，可以是馏程为25-204℃的烃馏分。可以选自催化裂解汽油、催化裂化汽油、直馏石脑油、焦化汽油、热裂解汽油、热裂化汽油和加氢汽油中的一种或几种。

所述重质烃油选自或包括石油烃和/或其它矿物油，其中石油烃选自减压瓦斯油、常压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、减压渣油、常压渣油中的一种或一种以上的混合物，其它矿物油为煤液化油、油砂油、页岩油中的一种或一种以上的混合物。

本发明提供的方法中，原料引入提升管内的方式，可以在一个进料位置将全部所述原料引入反应器内，或在至少两个不同的进料位置将所述原料按照相同或不同的比例引入反应器内。

与现有技术相比，本发明优选实施方式提供的方法和催化裂化装置的优点为：

（1）采用轻质石油烃的提升管贯穿再生器内部的结构，缩减了反应器与再生器的散热总表面积，避免了反应器的散热能耗，减少了补充燃料量，节省能量，同时内置的提升管还可从再生器获得热量，减缓了轻质烃油裂解生焦不足而带来的热平衡问题。

（2）增设重质烃油提升管，利用重质烃油生焦多、再生放热多的特点，减缓轻质石油烃生焦不足带来的热平衡问题，增强了不同性质原料加工的灵活性，增加了原料油市场对产品要求变化的适应性。

（3）提升管出口不设置汽提器，夹杂油气的待生催化剂直接进入再生器进行烧焦，补充了热量。

（4）取消了传统的催化裂化装置的沉降器，采用了旋流式快分器和旋风分离器串联的组合式结构，缩短了油气和催化剂的接触时间，快速导出油气，减少了油气停留时间，减少了催化剂与反应产物的非选择性二次反应，提高了低碳烯烃产率。

（5）轻质石油烃的提升管与再生器一体化，结构简单且紧凑，大大节省了设备费用和建设投资。

采用本发明提供的方法，炼厂可以从轻质烃油最大限度生产乙烯和丙烯，实现炼厂从传统的燃料型和燃料-润滑油型炼厂生产模式向化工型转变，既解决了石化原料短缺的问题，又提高了炼厂的经济效益。

下面结合附图进一步说明本发明所提供的方法和催化裂化装置的优选实施方式，但本发明并不因此而受到任何限制。

如图1所示，预提升介质经管线22由第一提升管1底部进入，来自管线16的再生催化剂在预提升介质的提升作用下沿提升管向上加速运动，原料经管线20与来自管线21的雾化／稀释蒸汽混合后经喷嘴注入第一提升管1中，与第一提升管1内的催化剂混合，轻质烃油原料在热的催化剂上发生催化转化反应，并向上加速运动。第一提升管1出口的反应油气和积炭的待生催化剂经旋流式快分器4迅速分离后，经导气管6进入旋风分离器5，旋风分离器可为两级，以提高气固分离效率，实现待生催化剂与反应产物油气的进一步分离，反应产物油气经旋分器出口的集气管7进入大油气管线24与油气的后续冷凝冷却分离系统31相连通。待生催化剂经旋风分离器下部的料腿8进入汽提段3。

预提升介质经管线30由第二提升管25底部进入，来自管线26的再生催化剂在预提升介质的提升作用下沿提升管向上加速运动，重质烃油原料经管线28与来自管线29的雾化／稀释蒸汽混合后经喷嘴注入提升管25中，重质烃原料油在热的催化剂上发生催化转化反应，并向上加速运动。第二提升管25出口的反应油气和积炭的待生催化剂经导气管6进入旋风分离器5，旋风分离器可为两级，以提高气固分离效率，实现待生催化剂与反应产物油气的进一步分离，反应产物油气经旋分器出口的集气管7进入大油气管线24与油气的后续冷凝冷却分离系统31相连通。

待生催化剂直接进入封闭罩3，与来自管线23的松动气（空气或水蒸汽）接触。夹杂油气的待生催化剂经待生剂斜管9输送，经设置于待生斜管管路上的待生滑阀10调节流量后，进入再生器2中，来自管线18含有氧气的主风经空气分布板19进入再生器底部，烧去待生催化剂上的焦炭，使待生催化剂再生恢复活性。再生后的催化剂经再生斜管14进入脱气罐15，脱气后的再生催化剂经管线16循环到提升管1底部，脱气罐上部的气体经管线13返回再生器2中。

下面的实施例将对本发明予以进一步的说明，但并不因此限制本发明。

实施例中所用的轻质石油烃性质如表1所示，所用的重质石油烃性质如表2所示。

表1轻质石油烃性质

原料油性质	直馏石脑油1	直馏石脑油2
			密度(20℃），g/cm3	0.7358	0.7015
蒸气压/kPa	50.0	71.2
			族组成/重量%
链烷烃	51.01	61.24
			环烷烃	38.24	32.06
烯烃	0.12	0.06
			芳烃	10.52	6.64
馏程，℃
			IBP	46	32
10%	87	55
			30%	107	81
50%	120	99
			70%	133	116
90%	149	139
			95%	155	147

表2重质石油烃性质

原料油性质	重质石油烃A	重质石油烃B
			密度（20℃），g/cm3	0.9083	0.8954
硫含量，ppm	3700	1300
			氮含量，ppm	2600	2598
芳烃，重量%	24.7	24.67
			C，重量%	87.25	86.54
H，重量%	12.75	13.00
			馏程(ASTMD-1160)，℃
IBP	251	245
			10%	362	349
30%	408	386
			50%	437	421
70%	464	448
			90%	510	496
95%	529	517

实施例中所用的催化裂解催化剂的制备方法简述如下：

催化剂I：

1）将20gNH₄Cl溶于1000g水中，向此溶液中加入100g（干基）晶化产品ZRP-1沸石（齐鲁石化公司催化剂厂生产，SiO₂/Al₂O₃=30（摩尔比），稀土含量RE₂O₃=2.0重量%），在90℃交换0.5h后，过滤得滤饼；加入4.0gH₃PO₄（浓度85%）与4.5gFe(NO₃)₃溶于90g水中，与滤饼混合浸渍烘干；接着在550℃温度下焙烧处理2小时得到含磷和铁的MFI结构中孔沸石，其元素分析化学组成为0.1Na₂O·5.1Al₂O₃·2.4P₂O₅·1.5Fe₂O₃·3.8RE₂O₃·88.1SiO₂，平均孔径为0.54-0.58nm。

2）用250kg脱阳离子水将75.4kg多水高岭土（苏州瓷土公司工业产品，固含量71.6重量%）打浆，再加入54.8kg拟薄水铝石（山东铝厂工业产品，固含量63重量%），用盐酸将其PH调至2-4，搅拌均匀，在60-70℃下静置老化1小时，保持pH为2-4，将温度降至60℃以下，加入41.5kg铝溶胶（齐鲁石化公司催化剂厂产品，Al₂O₃含量为21.7重量%），搅拌40分钟，得到混合浆液。

3）将步骤1）制备的含磷和铁的MFI结构中孔沸石（干基为22.5kg）以及DASY沸石（齐鲁石化公司催化剂厂工业产品，晶胞常数为2.445-2.448nm，平均孔径为0.72-0.76nm，干基为2.0kg）加入到步骤2）得到的混合浆液中，搅拌均匀，喷雾干燥成型，用磷酸二氢铵溶液（磷含量为1重量%）洗涤，洗去游离Na⁺，干燥即得催化裂解催化剂样品，该催化剂的组成为18重量%含磷和铁的MFI结构中孔沸石、2重量%DASY沸石、28重量%拟薄水铝石、7重量%铝溶胶和余量高岭土。

催化剂II为商购自山东齐鲁华信高科有限公司的ZSM-5CL的催化裂化催化剂。

实施例1-4

按照图1的流程在提升管的中型装置上按照如下表3中的条件进行催化裂化反应。反应产物和水蒸气以及待生催化剂从提升管出口进入粗旋风分离器，分离出的气相再经二级旋风分离器进一步分离，反应油气经集气室引入分离系统31按馏程进行切割，从而得到干气、丙烯、碳四和汽油馏分等，夹杂油气的待生催化剂经封闭罩3进入到再生器2，与空气接触进行再生。再生后的催化剂进入脱气罐15，以除去再生催化剂吸附和携带的非烃气体杂质。再生催化剂通过再生剂料腿16和26再返回到第一提升管1和第二提升管25中循环使用，非烃气体杂质返回再生器2中。实验结果和产品分布列于表3。

对比例1

采用与实施例1相同的原料和与实施例1相同的提升管条件按照实施例1的方法进行催化裂化反应，不同的是，采用CN102041032A中公开的同轴式复合提升管循环反应-再生装置（包括沉降器和汽提段，汽提段的直径和高度与实施例1中封闭罩的直径和高度对应相等）。实验结果和产品分布列于表3中。

对比例2

采用与实施例1相同的原料和提升管条件按照实施例1的方法进行催化裂化反应，不同的是，封闭罩3由相同直径和高度的汽提器代替。实验结果和产品分布列于表3中。

表3

从表3可以看出，实施例1中乙烯产率可达13.20重量%，丙烯产率可达18.81重量%，丙烯/乙烯比约为1.43；实施例2中乙烯产率可达12.83重量%，丙烯产率可达18.50重量%，丙烯/乙烯比约为1.44；实施例3中乙烯产率可达12.26重量%，丙烯产率可达18.30重量%，丙烯/乙烯比约为1.49；实施例4中乙烯产率可达13.22重量%，丙烯产率可达18.81重量%，丙烯/乙烯比约为1.42；对比例1中乙烯产率可达9.71重量%，丙烯产率可达15.48重量%，丙烯/乙烯比约为1.59。

将实施例1-4与对比例1-2的结果进行对比可以看出，采用本发明提供的催化裂化装置，由于催化裂化后的产物不经沉降器沉降，从而可以明显提高乙烯和丙烯的收率。将实施例1与对比例1的结果进行对比可以看出，不经沉降和汽提（实施例1）与经过沉降和汽提（对比例1）相比不仅能够提高低碳烯烃的收率，而且可以大大降低再生器所需外界补充的生焦的量。将实施例1与对比例2的结果进行对比可以看出，不经沉降和汽提（实施例1）与不经沉降但经过汽提（对比例2）相比不仅能够提高低碳烯烃的收率，而且可以明显降低再生器中补充的生焦的量。

实施例5

按照实施例1的方法进行催化裂化反应，不同的是，所用催化裂化装置不包括图1中的外置提升管25。采用的反应条件与实施例1中提升管1的相同，结果如下表4所示。

对比例3

采用与实施例5相同的原料和与实施例5相同的提升管条件按照实施例1的方法进行催化裂化反应，不同的是，采用CN102041032A中公开的同轴式复合提升管循环反应-再生装置（包括沉降器和汽提段，汽提段的直径和高度与实施例1中封闭罩的直径和高度对应相等，但不包括外置提升管）。实验结果和产品分布列于表4中。

表4

实验结果	实施例5	对比例3
			再生1吨催化剂补充的生焦量(千克)	0.6	12.7
产品分布，重量%
			干气	21.49	14.84
乙烯	13.03	9.58
			液化气	34.97	27.85
丙烯	18.54	15.26
			汽油	21.48	32.71
柴油	10.48	9.27
			油浆	5.39	6.04
焦炭	6.19	9.29

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。

另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。

此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。

Claims (18)

1.一种催化裂化装置，该装置包括提升管、气固分离器和再生器，所述提升管的出料端与气固分离器的进料口连通，所述气固分离器的气相物流出口用于与后续油气分离系统连通，所述气固分离器的待生剂出口与再生器的待生剂斜管连接并连通，以向再生器提供待生剂，再生器的再生剂出料口与提升管的催化剂进料口连通，用于对提升管提供再生剂。

2.根据权利要求1所述的催化裂化装置，其中，所述气固分离器包括快分分离器、旋风分离器和封闭罩，快分分离器设置在提升管的出料端，并且该快分分离器和提升管的出料端设置在封闭罩内，旋风分离器位于快分分离器的上部，且旋风分离器的催化剂出口与封闭罩连通或者直接与再生器的待生剂斜管连通，封闭罩的固体出料口与再生器的待生剂斜管连通，封闭罩的气体出口与旋风分离器的进料口连通，使得快分分离器和旋风分离器分别构成一级分离器和二级分离器。

3.根据权利要求2所述的催化裂化装置，其中，所述快分分离器为旋流式快分分离器。

4.根据权利要求2或3所述的催化裂化装置，其中，所述提升管包括第一提升管和第二提升管，其中出料端设置有快分分离器的提升管为第一提升管，且第一提升管穿过再生器并使该第一提升管的反应段设置在再生器内，进料端和出料端设置在再生器外；第二提升管设置在再生器外，所述旋风分离器设置在所述第二提升管的出料端。

5.根据权利要求4所述的催化裂化装置，其中，所述第一提升管和再生器同轴布置。

6.根据权利要求1-5中任意一项所述的催化裂化装置，其中，该装置还包括脱气罐，再生器的再生剂出料口通过脱气罐与提升管的催化剂进料口连通。

7.一种多产乙烯和/或丙烯的石油烃催化裂化方法，其特征在于，该方法包括以下步骤：

（1）将含轻质石油烃和催化剂的物料送入提升管中进行轻质石油烃的催化裂化反应，并将催化裂化反应后的混合物送入气固分离器中进行气固分离，得到含催化剂的固体物流和含混合油气的气相物流；

（2）将含混合油气的气相物流送入后续油气分离系统进行分离；

（3）将含催化剂的固体物流不经汽提直接送入再生器中进行催化剂再生，并将再生得到的再生剂用作步骤（1）所述催化剂。

8.根据权利要求7所述的方法，其中，所述含轻质石油烃和催化剂的物料还含有重质石油烃，且重质石油烃与轻质石油烃的重量比为0.01-0.9:1。

9.根据权利要求8所述的方法，其中，所述重质石油烃与轻质石油烃的重量比为0.05-0.85:1。

10.一种多产乙烯和/或丙烯的石油烃催化裂化方法，其特征在于，该方法在权利要求4-6中任意一项所述的催化裂化装置中进行，该方法包括分别将含轻质石油烃和催化剂的物料以及含重质石油烃和催化剂的物料送入第一提升管和第二提升管中进行催化裂化反应。

11.根据权利要求10所述的方法，其中，所述重质石油烃与轻质石油烃的重量比为0.01-0.9:1。

12.根据权利要求11所述的方法，其中，所述重质石油烃与轻质石油烃的重量比为0.05-0.85:1。

13.根据权利要求10-12中任意一项所述的方法，其中，重质石油烃催化裂化的反应条件包括反应温度为400-600℃，反应时间为1-10秒，剂油质量比为1-25。

14.根据权利要求10-13中任意一项所述的方法，其中，所述重质石油烃选自减压瓦斯油、常压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、减压渣油、常压渣油、煤液化油、油砂油、页岩油中的一种或多种。

15.根据权利要求7-14中任意一项所述的方法，其中，轻质石油烃催化裂化的反应条件包括反应温度为500-750℃，反应时间为1-10秒，剂油质量比为1-100。

16.根据权利要求7-15中任意一项所述的方法，其中，所述轻质石油选自催化裂解汽油、催化裂化汽油、直馏石脑油、焦化汽油、热裂解汽油、热裂化汽油和加氢汽油中的一种或多种。

17.根据权利要求7-16中任意一项所述的方法，其中，所述催化剂含有沸石、耐热无机氧化剂以及含或不含粘土，且以催化剂的总量为基准，所述沸石的含量为1-60重量%，耐热无机氧化物的含量为5-99重量%，粘土的含量为0-70重量%。

18.根据权利要求17所述的方法，其中，所述沸石为中孔沸石或者中孔沸石和大孔沸石，且中孔沸石占沸石总量的50-100重量%，优选70-100重量%。

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