CN1058046C - 多产烯烃的催化裂化方法及其提升管反应系统 - Google Patents

Abstract

一种多产低碳异构烯烃或丙烯的流化催化裂化方法，是在一由以下两部分组成的提升管反应系统中进行的：(1)由预提升段和沿床层高度划分的三段反应区构成的改进了的提升管反应器；(2)由含有多段的罩式多孔气固分离结构的下行床和闭式旋风分离器构成的气固快速分离系统。本发明解决了常规提升管中上部催化剂向下滑落及返混的问题，可获得较常规FCC方法高得多的低碳异构烯烃和丙烯产率。

Description

多产烯烃的催化裂化方法及其提升管反应系统

本发明是关于多产烯烃，特别是多严低碳异构烯烃或丙烯的流化催化裂化方法及其所用提升管反应系统。

随着社会需求对产品要求的提高和原料的重质化，人们对催化裂化技术的要求也在不断提高。为了满足新配方汽油对醚类含氧化物的需要，要求增加低碳异构烯烃的产量；炼油和化工日趋紧密的结合，使得许多炼油厂要求增产丙烯；原料的重质化迫使炼厂的反应装置普遍地掺炼常压重油和减压渣油，为此，新的催化裂化工艺和催化剂不断被开发，与之相应的反应装置也不断被更新和完善。

在催化裂化50多年的发展中，提升管反应器无论从结构上还是从操作方式上均取得了长足的进步。这主要表现在进料段油气和催化剂的混合、出口产物的迅速分离、减小提升管截面上温度梯度和减少返混等方面。具体地说有关这方面的主要进展如下：

在进料段的混合方面，改进主要集中在喷嘴的不断完善和提高进料部位初始段的油气催化剂接触效率上。喷嘴的改进主要朝低压降、均匀分散、小的液滴直径和均一液滴直径分布等方向发展，可参见有关专利例如USP4,434,049、USP 4,427,537、CN 8801168、EP 546,739等。

USP 4,717,467中描述了一种改善油气和催化剂混合的方法，即：再生催化剂通过斜管进入混合室，混合室由两根同轴而不同直径的直管组成，下部的管径小于上部的管径。预提升气由下部直管进入，携带催化剂进入上部直管，从而使催化剂由提升管中心进入，油气由上部直管出口的周围沿提升管边壁注入。催化剂和油气如此的进入方式改善了进料部位初始段内催化剂的径向分布和油气接触，但在增强油气与催化剂混合的均匀度和混合强度方面没有得到改进。

USP 5,318,691中提出了提高进料部位初始段油气和催化剂混合效率的方法，即再生催化剂通过预提升从初始段的环间进入一个减速区，在该减速区内通过管道截面的突增产生旋涡流动，油气即在此段的中心区域径向喷入提升管。由此通过旋涡流动增强油气和催化剂初始段的混合强度，增强油气的雾化率并减少生焦。但从另一角度讲，由于旋涡流动的产生增加了催化剂的返混，因而不能保证新鲜进料与高温再生剂接触，这对反应是极不利的。

USP 4,650,566中提出了一种改进油气和催化剂的进料方法。该方法是通过均匀分布在进料段某截面上的多个喷嘴注入油气，每个喷嘴均通过单独管线和阀门来控制流量，通过监测提升管截面的温度分布，来调节各个管线上油气的相对流量，从而使提升管内各截面上的反应处于同一强度。

USP 4,869,807中提出了在传统提升管反应器中通过分段进料的方式提高产品汽油辛烷值的方法。例如将50％以上的原料油从底部第一进料口进入，其余部分从第二进料口进入。

USP 5,154,818中提出了多段反应的方法，即将提升管反应器分为两个反应区域：第一区域进待生催化剂和轻质原料，在其上部的第二区域进新鲜催化剂和重质原料。该方法对减少付产品产率、提高目的产品产量和汽油辛烷值方面均有明显效果。

USP 5,139,748中提出了一种新的进料方法，即油气沿着基本上垂直于提升管轴线的方向喷于流动着的催化剂颗粒，从而缩短初始段的混合长度，提高了产品质量。

抑制提升管出口处过裂化和热裂化反应是人们研究开发的热点。现主要有两条技术路线，一条是采用出口的气-固快速分离，另一条是采用出口冷激的方法。

气-固快速分离的技术路线中人们研究较多的有两种形式：闭式旋风分离和敞口弹射式分离。EP 162,978提出了提升管出口的闭式旋风分离方法，即将两个初级旋风分离器直接联结在提升管出口处实现气固的快速分离，从而达到提高分离效率，减少产物过裂化的目的。

EP 139,392中则提出了一种克服闭式旋风分离系统中产生压力波以稳定操作的方法，即在旋风分离系统中的不同部位安装翼阀，这样压力的变化可以直接改变翼阀的不同开启程度从而避免产生压力波。采用闭式旋风分离方法的优点是具有较高分离效率，减少了产物的过裂化，但存在的问题是连接部位和旋风分离器内易结焦，且由于分离室体积实际上没有减小，因而热裂解反应并未得到控制。

EP 564,678和USP 5,104,517中提出了一种敞口弹射式分离法。该法是利用气固惯力的差异，通过压差的推动使气固迅速分离。该法有效地减小了分离段的体积从而减少了热裂化，同时还能提高汽提段密相床高度。

USP 5,308,474中提出了一种平推流敞口弹射式的分离方法。在该方法中，提升管周围收集器的开口位于收集器下部，从而使油气和催化剂在出口后保持同一流向。这样，分离段在不影响分离效率的前提下有效地起到了用于控制气固接触时间的目的。

另一条抑制提升管出口后过裂化的技术路线即出口冷激，在诸如USP5,089,235等专利中都对该法进行了描述。由于出口冷激的方法能迅速降低反应物流的出口温度，因此能有效地抑制过裂化。但其主要问题是引起后续气压机的负荷增加，而且由于冷激也同时降低了催化剂的温度，故造成了不必要的热损失。

EP 593,823中提出了一种有效地实现气固分离，同时只使裂解产物冷激的方法。在该方法中，从提升管出来的物料流通过一离心式分离管达到气固的迅速分离。催化剂沿壁面下落；冷激介质则通过一喷嘴喷于油气相，通过喷嘴的选择可使冷激介质形成一定厚度的扇形平面。

提升管反应器虽已取得上述各方面的进展，但还有许多地方需要改进和完善。特别是为了实现多产低碳烯烃的催化裂化工艺目标，必须对现有的提升管反应系统进行革新。因为就该工艺的特点而言，由于所用原料多为掺渣油的重质馏分油，其残炭值和沸点较高，因而易导致催化剂结焦失活。从反应动力学的观点考虑，为了达到多产低碳烯烃的目的，反应前期需较高的反应强度，即较高的反应温度和剂油比；而在反应后期又需适当降低反应强度以抑制氢转移和过裂化等付反应。另外，为了防止在提升管出口后的过裂化和热裂解反应的发生，在提升管出口部位必须尽快终止反应并实现气固的迅速分离。

上述过程如在传统的提升管反应装置上进行，将会产生如下问题：

1.反应器内催化剂径向分布不均匀，颗粒有向器壁汇集的趋势。由此造成中心稀相、近壁区密相的催化剂颗粒浓度分布，进而造成在提升管内同一截面上不同的剂油比。其结果是近壁区反应强度较强，中心区反应强度较弱，操作上难以或不能真正控制提升管内的反应条件。

2.由于催化剂颗粒在反应器内径向分布的不均匀性，导致反应器内呈内循环流动的气、固两相流结构，即在床层中心部位为颗粒向上流动，而在近壁区为颗粒向下流动，这种较大程度的颗粒返混现象给目的为多产低碳烯烃的催化裂化工艺带来极大的不利，即：在提升管的预提升段，滑落下来的低温催化剂与原料油接触致使后者不能汽化，进而产生焦炭。同时，由于催化剂的滑落导致同一截面上催化剂的温度不均，进而造成反应强度的较大差异。

3.在提升管出口部位由于颗粒返混及较长的停留时间，过裂化、热裂化和氢转移等付反应将较大幅度地降低目的产物的产率。一般在沉降器稀相空间，异构烯烃约有40～50％被氢转移所饱和转化为异构烷烃。

本发明的目的即是为了克服现有技术的不足，在上述现有技术的基础上提供一种多产烯烃，特别是低碳异构烯烃或丙烯的流化催化裂化方法。

本发明的另一个目的则是提供一种适用于该多产烯烃的流化催化裂化方法的改进了的提升管反应系统。

本发明提供的流化催化裂化方法包括目的产物为低碳异构烯烃和目的产物为丙烯的实施方案。当然，如果将本发明提供的流化催化裂化实施方案应用于传统的流化催化裂化过程中，则将会在提高产品汽油的收率和质量方面获得显著的效果。

            一、多产异构烯烃的流化催化裂化方法

对于目的产物为低碳异构烯烃的流化催化裂化，本发明提供的方法是这样的：

如图1所示，在一由预提升段[1]和三段反应区[2，3，4]构成的提升管反应器中，部分再生剂分别经由底部和沿轴切向进入的气体介质的两次提升后，与由径向喷入的一次进料油气混合并立即进入径向收缩了的第一反应区，经0.5～1.0秒的停留时间后进入径向较第一反应区扩张了的第二反应区下部。在该部位，另一部分再生剂经沿轴切向进入的气体介质的提升，与由径向喷入的二次进料油气以及来自第一反应区的物流混合后立即进入径向收缩了的第二反应区，经0.5～1.0秒的停留时间后进入位于提升管水平段的第三反应区，并将冷激介质注入其中。物流在第三反应区至出口部位的停留时间为0.5～1.0秒，在提升管反应系统内的总停留时间为1.0～2.0秒。冷激后的反应物料流进入一由闭式旋风分离器和一具有连续多段气固分离结构的下行床组成的分离系统进行气固分离，分离出的气相由旋风分离器的出口引出，催化剂颗粒经汽提进入再生器。

按照本发明提供的上述方法，多产低碳异构烯烃的目的是在一个由改进了的提升管反应器和专门设计的分离系统组成的新型提升管反应系统中达到的。

该改进了的提升管反应器是由预提升段[1]和三段反应区[2，3，4]构成的。

在预提升段[1]中，来自再生器的占再生剂循环总量50％以下，较好为10～40％，最好为15～35％的再生剂由斜管[5]进入，并被由气体入口[6]进入并通过底部分布器[7]的气体介质所预提升。为了使从喷嘴出来的原料油液滴与高温再生剂混合均匀，提高混合效率，达到液滴的瞬间汽化，同时也为了尽量减少原料油与带碳回落的、表面温度较低的催化剂接触以达到强化初始裂化反应的目的，除上述常规的预提升外，在一次进料喷嘴[9]下方由气体喷嘴[8]沿轴切向通入不多于提升气体总量1/3的气体介质进行再次提升。所用的气体介质一般为水蒸汽或催化裂化装置所产生的干气，气速一般要求使提升管中的流动状态维持在湍流至快速流化床的状态之间，且使催化剂颗粒在预提升段中的体积浓度即固含率控制在0.15～0.4，最好是0.2～0.3之间。

催化剂被提升至一定高度后，作为反应原料欲掺入的全部的重质组分(减压塔底油)和少部分相对较轻组分(减压瓦斯油)的混合物由一次进料喷嘴[9]沿径向喷入预提升段与催化剂混合，且一并立即进入径向收缩了的第一反应区并在该区内停留0.5～1.0秒进行一次裂化反应。通过一次进料喷嘴的进料量一般占总进料量的60％以下，较好为10～50％，最好为20～40％。该反应区为高苛刻度一次裂化高转化区，其作用主要是保证重质原料的充分裂化。

来自第一反应区的物料流继续上行进入径向较第一反应区扩张了的第二反应区下部[10]。在该部位，来自再生器的占再生剂循环总量50％以上，较好为60～90％，最好为65～85％的再生剂由斜管[11]进入，并被由位于二次进料喷嘴[13]下方由气体喷嘴[12]沿轴切向通入的气体介质所均匀分散并提升。气体介质仍为水蒸汽或干气。由斜管[11]再次进入大部分再生剂的目的在于通过调节部分反应催化剂和再生剂的混合比例以调节反应器内催化剂的活性。

反应原料中大部分较轻组分(减压瓦斯油)由二次进料喷嘴[13]沿径向喷入第二反应区下部，与来自第一反应区的物料流以及来自斜管[11]并被分散、提升了的再生剂混合。混合后的物料流立即进入径向收缩了的第二反应区[3]并在该区内停留0.5～1.0秒进行二次裂化反应。通过二次进料喷嘴的进料量一般占总进料量的40％以上，较好为50～90％，最好为60～85％。二次进料的注入不仅起到了适当降低反应温度的作用，而且是调节第二反应区的剂油比、提高反应选择性的重要手段。由于来自第一反应区的裂化产物进入第二反应区后势必造成剧烈的二次裂化，其中包括大量的氢转移及过裂化等付反应，因此必须通过新鲜的低温原料的注入来抑制二次裂化反应。

由第二反应区出来的物料流沿提升管反应器进入位于提升管水平段的第三反应区[4]。在该反应区内，用于冷激及终止裂化反应的液体介质由注入口[14]注入，以降低反应强度、增加异构化反应、减少氢转移等付反应。用作冷激的液体介质必须具备降温快、使催化剂中毒失活快的性能，并应尽量不增加气压机的负荷。为此，本发明中采用的液体介质选自焦化瓦斯油、焦化汽柴油或稀释并经充分雾化了的油浆。在该反应区内，物料流的结构是上行、水平及下行输送串联构成的。

物料流经过第三反应区后切向进入分离系统中的下行床[15]，依靠离心力的作用，催化剂颗粒由下行床出口落入汽提段[16]，油气则经下行床中多段罩式多孔气固分离结构[17]通过闭式旋风分离器[18]分出。物料流在第三反应区内至到达下行床出口的停留时间为0.5～1.0秒，在提升管反应系统内的总停留时间以1.0～2.0秒为宜，可根据实施时原料和催化剂的具体情况，通过反应动力学进行优化确定。

在本发明提供的改进了的提升管反应系统内，在预提升段、第一反应区、第二反应区和第三反应区这四个部位中油气与再生剂的混合密度依次分别为ρ1、ρ2、ρ3和ρ4。在以低碳异构烯烃为目的产物的流化催化裂化中，该密度分布以ρ1＞ρ3＞ρ2≈ρ4为宜。

              二、多产丙烯的流化催化裂化方法

对于目的产物为丙烯的流化催化裂化，本发明提供的方法是这样的：

如图1所示，在一由预提升段[1]和三段反应区[2，3，4]构成的提升管反应器中，部分再生剂分别经由底部和沿轴切向进入的气体介质的两次提升后，与由径向喷入的一次进料油气混合并立即进入径向收缩了的第一反应区，经0.5～1.0秒的停留时间后进入径向较第一反应区扩张了的第二反应区下部。在该部位，另一部分再生剂经沿轴切向进入的气体介质的提升，与由径向喷入的二次进料油气以及来自第一反应区的物流混合后立即进入径向收缩了的第二反应区，经1.0～1.5秒的停留时间后进入位于提升管水平段的第三反应区，并将冷激介质注入其中。物流在第三反应区至出口部位的停留时间为0.5～1.0秒，在提升管反应系统内的总停留时间为2.0～4.5秒。冷激后的反应物料流进入一由闭式旋风分离器和一具有连续多段气固分离结构的下行床组成的分离系统进行气固分离，分离出的气相由旋风分离器的出口引出，催化剂颗粒经汽提进入再生器。

按照本发明提供的上述方法，多产丙烯的目的是在一个与前述相同的由改进了的提升管反应器和专门设计的分离系统组成的新型提升管反应系统中达到的。

在预提升段[1]中，来自再生器的占再生剂循环总量50％以上，较好为60～90％，最好为65～85％的再生剂由斜管[5]进入，并被由气体入口[6]进入并通过底部分布器[7]的气体介质所预提升。为了使从喷嘴出来的原料油液滴与高温再生剂混合均匀，提高混合效率，达到液滴的瞬间汽化，同时也为了尽量减少原料油与带碳回落的、表面温度较低的催化剂接触以达到强化初始裂化反应的目的，除上述常规的预提升外，在一次进料喷嘴[9]下方由气体喷嘴[8]沿轴切向通入不多于提升气体总量1/3的气体介质进行再次提升。所用的气体介质一般为水蒸汽或催化裂化装置所产生的干气，气速一般要求使提升管中的流动状态维持在湍流至快速流化床的状态之间，且使催化剂颗粒在预提升段中的体积浓度即固含率控制在0.15～0.4，最好是0.2～0.3之间。

催化剂被提升至一定高度后，作为反应原料欲掺入的重质组分(减压塔底油)和相对较轻组分(减压瓦斯油)的混合物由一次进料喷嘴[9]沿径向喷入预提升段与催化剂混合，且一并立即进入径向收缩了的第一反应区并在该区内停留0.5～1.0秒进行一次裂化反应。通过一次进料喷嘴的进料量一般占总进料量的40％以上，较好为50～95％，最好为60～85％。该反应区为苛刻度一次裂化高转化区，其作用主要是保证大部分原料的充分裂化。

来自第一反应区的物料流继续上行进入径向较第一反应区扩张了的第二反应区下部[10]。在该部位，来自再生器的占再生剂循环总量50％以下，较好为10～40％，最好为15～35％的再生剂由斜管[11]进入，并被由位于二次进料喷嘴[13]下方由气体喷嘴[12]沿轴切向通入的气体介质所均匀分散并提升。气体介质仍为水蒸汽或干气。由斜管[11]进入高温再生剂的目的在于通过提高此时的反应强度增加中间产物及汽油产物的过裂化，并使异戊烯进一步裂化。

另一部分重质组分和较轻组分混合原料由二次进料喷嘴[13]沿径向喷入第二反应区下部，与来自第一反应区的物料流以及来自斜管[11]并被分散、提升了的再生剂混合。混合后的物料流立即进入径向收缩了的第二反应区[3]并在该区内停留1.0～1.5秒进行二次裂化反应。通过二次进料喷嘴的进料量一般占总进料量的60％以下，较好为10～50％，最好为20～40％。

由第二反应区出来的物料流沿提升管反应器进入位于提升管水平段的第三反应区[4]。在该反应区内，用于冷激及终止裂化反应的液体介质由注入口[14]注入，以降低反应强度、减少氢转移等付反应。用作冷激的液体介质必须具备降温快、使催化剂中毒失活快的性能，并应尽量不增加气压机的负荷。为此，本发明中采用的液体介质选自焦化瓦斯油、焦化汽柴油或稀释并经充分雾化了的油浆。在该反应区内，物料流的结构是上行、水平及下行输送串联构成的。

物料流经过第三反应区后切向进入分离系统中的下行床[15]，依靠离心力的作用，催化剂颗粒由下行床出口落入汽提段[16]，油气则经下行床中多段罩式多孔气固分离结构[17]通过闭式旋风分离器[18]分出。物料流在第三反应区内至到达下行床出口的停留时间为0.5～1.0秒，在提升管反应系统内的总停留时间以2.0～4.5秒为宜，可根据实施时原料和催化剂的具体情况，通过反应动力学进行优化确定。

在本发明提供的改进了的提升管反应系统内，在预提升段、第一反应区、第二反应区和第三反应区这四个部位中油气与再生剂的混合密度依次分别为ρ1、ρ2、ρ3和ρ4。在以丙烯为目的产物的流化催化裂化中，该密度分布以ρ1＞ρ3＞ρ2＞ρ4为宜。

                三、改进了的提升管反应系统

本发明提供的适用于上述多产低碳异构烯烃或丙烯的流化催化裂化方法的改进了的提升管反应系统由两部分组成，即：由预提升段和沿床层高度划分的第一、二、三反应区构成的提升管反应器；由含有多段的罩式多孔气固分离结构的下行床和闭式旋风分离器构成的气固快速分离系统。其结构如下：

在设有再生剂入口斜管[5]、与气体介质入口[6]相通的气体分布器[7]、沿轴切向的气体介质喷嘴[8]及一次进料喷嘴[9]的预提升段[1]与位于其上方的第一反应区[2]之间为一径向收缩的过度部分[19]，第一反应区与位于其上方的第二反应区[3]之间为径向扩张了的、设有再生剂入口斜管[11]、沿轴切向的气体介质喷嘴[12]及二次进料喷嘴[13]的第二反应区下部[10]，第二反应区上方是位于提升管水平段、端点处设有液体介质注入口[14]的第三反应区[4]，其出口联接着下行床[15]，闭式旋风分离器[18]的入口管[20]延伸入该下行床内，该延伸部分之下是与之连成一体的多段串联的罩式多孔气固分离结构[17]。

具体地说，如图1所示，在预提升段[1]的底部为与气体介质入口[6]相通的气体分布器[7]，斜管[5]为再生剂入口。在预提升段的上部设置有沿周壁轴切向均匀分布的2～8个，最好3～6个气体介质喷嘴[8]，喷嘴开口朝上，轴向角一般在20～40°之间。气体喷嘴的上方为一次进料喷嘴[9]，该喷嘴的位置一般控制在床层密相区和稀相区间的转变点处。

在预提升段和径向收缩了的第一反应区[2]之间为径向收缩的过度部分[19]，进料喷嘴即位于这一收缩部分的下方，该收缩部分的收缩角一般在45～80°之间，收缩长度和角度可由流动方程对其进行模拟优化确定。

在径向尺寸相同的第一反应区[2]和第二反应区[3]之间是一直径扩张了的第二反应区下部[10]，在此扩张的部位设有再生剂入口斜管[11]、与预提升段内喷嘴[8]分布、数量均相同的气体介质喷嘴[12]以及二次进料喷嘴[13]，扩张及收缩过度部分的角度要求同预提升段。

在预提升段和第一反应区之间以及在第二反应区下部和第二反应区之间专门设计的径向收缩部分将有助于提高催化剂颗粒和油汽气相的上行速度，有效地减小催化剂径向浓度梯度和防止上部催化剂向下滑落而与新鲜反应原料接触。由于此收缩作用，流速分布得更均匀；由于收缩产生的加速作用，从能量守恒观点可知，收缩后的压力将比收缩前的压力有较大幅度的降低，这均有效地防止了催化剂的滑落和返混。

第二反应区之上方便是位于提升管水平段的第三反应区[4]，于该水平段的端点处为一液体介质注入口[14]，水平段的出口联接着下行床[15]。闭式旋风分离器[18]的入口管[20]延伸入下行床内，该延伸部分之下便是与之连成一体的多段串联的罩式多孔气固分离结构[17](以下简称罩式结构)。

所说的罩式结构是由中心管与连接于其上的罩组成的。该中心管与旋风分离器入口管[20]同轴同径。该罩式结构可由4～10段串联而成，视下行床的规模尺寸而定。罩式结构的起始段应低于提升管水平段的位置，终结段与下行床底部端面之间的距离应为旋风分离器入口管直径的1～2倍。罩式结构如图二所示。图中线段a即表示单段的罩式结构，在每段罩式结构的罩下沿中心管周壁开有1～3排均匀分布的3～9个小孔。多段罩式结构上所有小孔的总面积为旋风分离器入口管截面积的0.3～1.2倍。罩与中心管间的夹角α为15～45°。罩的高度H为小孔直径的3～10倍。罩上无夹角垂直段的高度h约为罩高度H的二分之一。

如此设计的进行连续气固分离的特殊装置，能够使轻烃依次通过罩下的小孔、罩式结构的中心管、旋风分离器的入口管，尽快地自反应区中引出，实现迅速的气固分离。

本发明提供的工艺方法及其配套使用的改进的提升管反应系统具有如下的特点：

1.本发明中采用部分提升气体沿轴切向进入的方式使催化剂颗粒从边壁的大尺度回流转变成全截面的小尺度回流，因为轴向的流速将边壁催化剂向上携带，切向的流速则利用惯性力将催化剂推向中心区，且边壁的向上轴向流动破坏了循环流动结构、增加了返混的均匀性，使常规的上行式反应段中的气固两相流动接近于平推流。  毫无疑义，这强化了油气与催化剂颗粒接触的混合效率。

2.本发明中采用了沿提升管床层高度划分的三段反应区，通过调节反应强度，抑制中间产物发生付反应的技术措施，包括控制不同反应区内的停留时间、采用新的冷激用介质等，来达到多产低碳异构烯烃或丙烯的目的。

3.本发明在第一反应区及第二反应区之前均采用了径向收缩这一特殊措施，连同部分提升气由轴切向进入，该二措施联合作用的结果是有效地防止了上部催化剂的向下滑落及返混。

4.本发明中采用了特殊的连续气固分离装置，使轻烃尽快自反应区中引出，避免和减少了过裂化、热裂化和氢转移等付反应的发生，确保了气体及汽油产物中的高烯烃度及异构烯烃中的高烯烃对烷烃比。

5.在相同条件下本发明方法较常规流化催化裂化的异构烯烃产率提高2倍，丙烯产率提高2～3倍，

图1为本发明提供的改进了的提升管反应系统示意图。

图中编号[1]～[20]的说明如下：[1]为预提升段；[2]为第一反应区；[3]为第二反应区；[4]为第三反应区；[5]为再生剂一次进入斜管；[6]为气体介质入口；[7]为底部气体分布器；[8]为沿轴切向气体介质喷嘴；[9]为一次进料喷嘴；[10]为第二反应区下部；[11]为再生剂二次进入斜管；[12]为沿轴切向气体介质喷嘴；[13]为二次进料喷嘴；[14]为液体介质注入口；[15]为气固分离下行床；[16]为汽提段；[17]为罩式多孔气固分离结构；[18]为闭式旋风分离器；[19]为提升管反应器径向收缩的过度部分；[20]为旋风分离器的入口管。

图2为本发明提供的罩式多孔分离结构示意图。

下面将通过实例对本发明予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。

实例中所用的催化剂为一种用于流化催化裂化的含Y型沸石和pentasil型沸石的半合成载体催化剂，其工业牌号为RFC(齐鲁石化公司催化剂厂工业产品)，使用前经100％水蒸汽790℃老化处理8小时。

                          实例1

本实例说明在本发明提供的改进了的中型提升管装置上，以石蜡基混合重油为原料时，本发明提供的多产低碳异构烯烃和多产丙烯过程的实施情况。

所用的原料油规格性能列于表1。实施结果所得数据列于表2。为对比起见，相同催化剂在常规中型提升管装置上按常规FCC方式操作所得的结果也一并列于表2。

由表2数据可知：本发明提供的工艺方法在本发明特定的装置上低碳异构烯烃和丙烯的产率均可大大高于FCC。

表1馏程，℃                  初馏点249；             60％522特性因数                    12.4密度(20℃)，g/cm³          0.8687运动粘度，mm²/s            14.82(80℃)；         9.334(100℃)凝固点，℃                  36残炭，重％                  1.8碳/氢(重量比)               6.44硫，重％                    0.11氮，重％                    0.15碱性氮，ppm                 581铁，ppm                     2.5镍，ppm                     2.1钒，ppm                     ＜0.1钠，ppm                     2.6胶质，重％                  11.2沥青质，重％                0.2

表2

目的	多产i-C＝	多产C3 ＝	FCC
				操作装置	本发明	本发明	常规FCC
反应温度，℃总停留时间，秒其中一区，秒二区，秒三区，秒	5301.70.50.70.5	5303.00.51.51.0	5303.8---
				转化率，重％C3 ＝iC4 ＝iC5 ＝iC4 ＝+iC5 ＝	83.3310.395.937.2013.13	83.3312.875.126.7411.86	71.378.143.685.148.82
iC4 ＝/∑C4 ＝iC5 ＝/∑C5 ＝iC4 ＝/∑C4°	0.420.691.65	0.360.651.19	0.390.691.01

                           实例2

本实例进一步说明本发明提供的多产低碳异构烯烃和多产丙烯过程在工业装置上实施的结果。

所用原料油规格性能列于表3。实施结果所得数据列于表4。为对比起见，相同催化剂按常规FCC操作所得结果也一并列于表4。

表3馏程，℃                   初馏点233；             70％500密度(20℃)，g/cm³          0.8809运动粘度，mm²/s            13.5(80℃)；           8.09(100℃)凝固点，℃                  40残炭，重％                  3.2碳/氢(重量比)               6.63硫，重％                    0.33氮，重％                    0.08碱性氮，ppm                 600铁，ppm                     5.95镍，ppm                     3.73钒，ppm                     11.52铜，ppm                     0.12胶质，重％                  12.4沥青质，重％                0.9

表4

操作装置	本发明	本发明	常规FCC
				反应温度，℃剂油比，总停留时间，秒其中一区，秒二区，秒三区，秒	5309.81.80.50.80.5	5309.53.50.51.51.5	5105.54.0---
转化率，重％物料平衡，重％裂化气其中干气液化气汽油柴油重油焦炭损失	81.6434.002.6331.3742.0314.074.295.210.40	81.8733.233.5129.7239.5818.130.007.680.44	75.6429.902.5327.3738.9417.467.906.350.45
				其中烯烃产率，重％C3 ＝iC4 ＝iC5 ＝iC4 ＝+iC5 ＝C3 ＝+iC4 ＝+iC5 ＝	8.265.585.7311.3119.57	10.234.825.3610.1820.41	8.93.24.67.816.7

Claims (10)

1.一种多产低碳异构烯烃的流化催化裂化方法，其特征在于：

在一由预提升段[1]和三段反应区[2，3，4]构成的提升管反应器中，部分再生剂分别经由底部和沿轴切向进入的气体介质的两次提升后，与由径向喷入的一次进料油气混合并立即进入径向收缩了的第一反应区，经0.5～1.0秒的停留时间后进入径向较第一反应区扩张了的第二反应区下部，在该部位，另一部分再生剂经沿轴切向进入的气体介质的提升，与由径向喷入的二次进料油气以及来自第一反应区的物流混合后立即进入径向收缩了的第二反应区，经0.5～1.0秒的停留时间后进入位于提升管水平段的第三反应区，并将冷激介质注入其中，物流在第三反应区至出口部位的停留时间为0.5～1.0秒，在提升管反应系统内的总停留时间为1.0～2.0秒，冷激后的反应物料流进入一由闭式旋风分离器和一具有连续多段气固分离结构的下行床组成的分离系统进行气固分离，分离出的气相由旋风分离器的出口引出，催化剂颗粒经汽提进入再生器。

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于其中所说进入第一反应区的再生剂占再生剂循环总量50％以下；由第二反应区下部进入的再生剂占再生剂循环总量50％以上。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于其中所说一次进料为作为反应原料欲掺入的全部的重质组分和少部分相对较轻组分的混合物，进料量占总进料量的60％以下；二次进料为作为反应原料的大部分较轻组分，进料量占总进料量的40％以上。

4.一种多产丙烯的流化催化裂化方法，其特征在于：

在一由预提升段[1]和三段反应区[2，3，4]构成的提升管反应器中，部分再生剂分别经由底部和沿轴切向进入的气体介质的两次提升后，与由径向喷入的一次进料油气混合并立即进入径向收缩了的第一反应区，经0.5～1.0秒的停留时间后进入径向较第一反应区扩张了的第二反应区下部，在该部位，另一部分再生剂经沿轴切向进入的气体介质的提升，与由径向喷入的二次进料油气以及来自第一反应区的物流混合后立即进入径向收缩了的第二反应区，经1.0～1.5秒的停留时间后进入位于提升管水平段的第三反应区，并将冷激介质注入其中，物流在第三反应区至出口部位的停留时间为0.5～1.0秒，在提升管反应系统内的总停留时间为2.0～4.5秒，冷激后的反应物料流进入一由闭式旋风分离器和一具有连续多段气固分离结构的下行床组成的分离系统进行气固分离，分离出的气相由旋风分离器的出口引出，催化剂颗粒经汽提进入再生器。

5.按照权利要求4所述的方法，其特征在于其中所说进入第一反应区的再生剂占再生剂循环总量50％以上；由第二反应区下部进入的再生剂占再生剂循环总量50％以下。

6.按照权利要求4所述的方法，其特征在于其中所说一次进料为作为反应原料欲掺入的重质组分和相对较轻组分的混合物，进料量占总进料量的40％以上；二次进料为剩余的重质组分和较轻组分的混合物，进料量占总进料量的60％以下。

7.一种用于权利要求1或4方法的改进了的提升管反应系统，其特征为该系统由如下两部分组成：(1)由预提升段和沿床层高度划分的第一、二、三反应区构成的提升管反应器；(2)由含有多段的罩式多孔气固分离结构的下行床和闭式旋风分离器构成的气固快速分离系统，其结构如下：

在设有再生剂入口斜管[5]、与气体介质入口[6]相通的气体分布器[7]、沿轴切向的气体介质喷嘴[8]及一次进料喷嘴[9]的预提升段[1]与位于其上方的第一反应区[2]之间为一径向收缩的过度部分[19]，第一反应区与位于其上方的第二反应区[3]之间为径向扩张了的、设有再生剂入口斜管[11]、沿轴切向的气体介质喷嘴[12]及二次进料喷嘴[13]的第二反应区下部[10]，第二反应区上方是位于提升管水平段、端点处设有液体介质注入口[14]的第三反应区[4]，其出口联接着下行床[15]，闭式旋风分离器[18]的入口管[20]延伸入该下行床内，该延伸部分之下是与之连成一体的多段串联的罩式多孔气固分离结构[17]。

8.按照权利要求7所述的反应系统，其特征在于所说提升管反应器中沿轴切向的气体介质喷嘴[8]或[12]为2～8个，沿周壁均匀分布，喷嘴开口朝上，轴向角为20～40°。

9.按照权利要求7所述的反应系统，其特征在于所说提升管反应器中径向收缩或扩张部分的收缩或扩张角为45～80°。

10.按照权利要求7所述的反应系统，其特征在于所说多段串联的罩式多孔气固分离结构是由4～10段由中心管与连接于其上的罩构成的罩式结构串联而成，该中心管与入口管[20]同轴同径，在罩下沿中心管周壁开有1～3排均匀分布的3～9个小孔，多段罩式结构上总孔面积为入口管[20]截面积的0.3～1.2倍，罩与中心管间的夹角α为15～45°，罩的高度H为小孔直径的3～10倍，罩上无夹角垂直段的高度h约为罩高度H的二分之一。