CN107597026B

CN107597026B - 一种催化裂解的工艺和系统

Info

Publication number: CN107597026B
Application number: CN201610544040.1A
Authority: CN
Inventors: 沙有鑫; 朱根权; 谢朝钢; 杨超; 成晓洁
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petrochemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petrochemical Corp
Priority date: 2016-07-11
Filing date: 2016-07-11
Publication date: 2019-10-25
Anticipated expiration: 2036-07-11
Also published as: CN107597026A

Abstract

本发明公开了一种催化裂解的工艺和系统，该工艺包括：将轻质原料油送入位于预提升段(5)内的第一流化床反应器(6)进行第一催化裂解反应，将重质原料依次经过提升管反应区和第二流化床反应器(2)进行第二催化裂解反应和第三催化裂解反应。基于本发明系统的工艺能够提高丙烯产率的同时减缓干气和焦炭产率的增加。

Description

一种催化裂解的工艺和系统

技术领域

本发明涉及一种催化裂解的工艺和系统。

背景技术

乙烯、丙烯和丁烯等小分子烯烃是最基本的有机合成原料。目前世界范围内小分子烯烃主要的生产工艺为蒸汽裂解工艺，但是高温裂解炉易结焦，所以该工艺基本上以轻质油为原料，例如天然气、石脑油、轻质柴油，也可以加氢裂化尾油为原料。目前我国原油重质化、劣质化的趋势越发明显，石脑油等轻质油收率变低，蒸汽裂解工艺与催化重整工艺的原料供需矛盾日益严重。自二十世纪八十年代中期以来，中国石化股份有限公司石油化工科学研究院就开始从事重油制取低碳烯烃的催化裂解技术的研究，并成功地开发出了最大量生产丙烯的催化裂解(DCC，美国专利USP4980053和USP5670037)技术和最大量生产乙烯的催化热裂解(CPP，美国专利USP6210562)。迄今为止，此两种技术主要是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，提高低碳烯烃产率的同时干气和焦炭产率也偏高。

近年来，采用多个反应器进行重油裂解多产低碳烯烃的技术受到较大的关注，这些技术都是为不同的原料选择不同的反应器，甚至选择不同的催化剂，保证各种原料在更适合自身特性的反应环境下进行反应。

中国专利CN101074392A公开了一种利用两段催化裂解生产丙烯和高品质汽柴油的方法，该方法主要是利用两段提升管催化工艺，采用富含择形沸石的催化剂，以重质石油烃类或富含碳氢化合物的各种动植物油类为原料，针对不同性质的反应物料进行进料方式的优化组合，控制不同物料适宜的反应条件，以达到提高丙烯收率、兼顾轻油收率和质量、抑制干气和焦炭生成的目的。其具体提出第一段提升管进料为新鲜重质原料油，其下部或底部可以进轻质烃类原料；第二段提升管进料为高烯烃含量的汽油和循环油，可以分层进料或混合进料，其下部或底部可以进其他轻质烃类原料。

中国专利CN101293806A提出了一种提高低碳烯烃产率的催化转化方法，该方法烃油原料经原料喷嘴注入提升管或/和流化床反应器内，与含有平均孔径小于0.7nm的择形沸石催化剂接触反应，将富含氢气的气体注入反应器内，将反应油气与反应后积炭的催化剂分离，其中反应油气经分离得到含有乙烯、丙烯的目的产品，积炭的催化剂经汽提、再生后返回反应器循环使用。该方法通过向反应器内注射富含氢气气体的手段抑制低碳烯烃在生成之后的再转化反应，以提高低碳烯烃特别是丙烯的产率，但是对降低干气产率、提高重油转化率的效果不明显。

中国专利CN102051213A提出了一种提高丙烯产率，改善柴油品质并降低干气产率的催化裂化反法。该方法重质原料进入包含两个反应区的第一提升管内，与含有平均孔径小于0.7nm的择形沸石催化剂接触反应，所得油气经分馏后得到丙烯、汽油、柴油和裂解重油，丙烯和柴油出装置，轻质烃类(汽油的一部分或全部)和裂解重油分段进入第二段提升管与含有平均孔径小于0.7nm的择形沸石催化剂接触反应。该方法中轻质烃类是在常规提升管反应器内进行反应。

中国专利CN102690682A提出一种生产丙烯的催化裂化方法，该方法中重质原料与以Y型沸石为活性组分的第一催化剂在第一提升管中接触反应；轻质烃与以平均孔径小于0.7nm的择形沸石为活性组分的第二催化剂在第二提升管反应器内接触反应。将所得的油气引入与第二反应器串联的流化床反应器进行反应。所述催化裂化装置的汽提器用隔板分隔为两个独立汽提区，两个汽提区分别与两个提升管形成两个独立的反应、汽提和再生路线。

发明内容

本发明的目的是提供一种催化裂解的工艺和系统。基于本发明系统的工艺能够提高丙烯产率的同时减缓干气和焦炭产率的增加。

为了实现上述目的，本发明提供一种催化裂解的工艺，该工艺包括：a、将轻质原料送入由下至上依次设置有预提升段和提升管反应段的提升管反应器的预提升段内的第一流化床反应器中与来自预提升段的再生催化剂接触并发生第一催化裂解反应，得到第一产物和第一待生催化剂；b、将重质原料送入所述提升管反应器的所述提升管反应段中与来自所述预提升段的所述再生催化剂接触并发生第二催化裂解反应，得到第二产物和第二待生催化剂；c、将第一产物和第一待生催化剂送入位于所述预提升段外部的气固分离装置中进行气固分离，得到的第一待生催化剂送入催化剂缓冲罐中；d、将所述第二产物和第二待生催化剂从所述提升管反应器的顶部出口送入位于所述提升管反应器上方的第二流化床反应器中进行第三催化裂解反应，得到第三产物和第三待生催化剂；其中，将催化剂缓冲罐中的至少部分第一待生催化剂送入所述提升管反应段中进行所述第二催化裂解反应，和/或将催化剂缓冲罐中的至少部分第一待生催化剂送入所述第二流化床反应器中进行所述第三催化裂解反应。

优选地，以所述催化剂缓冲罐中的第一待生催化剂的总重量为基准，将10-70重％的所述第一待生催化剂送入所述提升管反应段中，将30-90重％的所述第一待生催化剂送入所述第二流化床反应器中。

优选地，该工艺还包括：将所述第一产物和/或第三产物送入产物分离装置进行产物分离，得到干气、液化气、汽油、柴油和油浆。

优选地，该工艺还包括：将所得汽油送入第一流化床反应器中进行所述第一催化裂解反应。

优选地，该工艺还包括：将第三产物送入沉降段中进行气固分离后送出所述沉降段，将第三待生催化剂送入汽提段中进行汽提后送出所述汽提段；将经过汽提后的所述第三待生催化剂送入再生器进行再生，所得再生催化剂送入所述预提升段的下部。

优选地，所述轻质原料为富含烯烃的汽油和/或C₄烃类；当所述轻质原料为所述富含低碳烯烃的汽油时，所述第一催化裂解反应的条件包括：温度为550-720℃，重时空速为1-25小时^-1，反应压力为0.15-0.30兆帕；当所述轻质原料含有所述C₄烃类时，所述第一催化裂解反应的条件包括：温度为550-720℃，重时空速为0.5-25小时^-1，剂油比为14-44，反应压力为0.15-0.30兆帕；所述第二催化裂解反应的条件包括：温度为510-690℃，剂油比为5-20，反应时间为0.5-8秒；所述第三催化裂解反应的条件包括：温度为480-650℃，重时空速为1-35小时^-1，反应压力为0.15-0.35兆帕。

优选地，所述再生催化剂中的催化剂包括沸石、无机氧化物和可选的粘土；以该催化剂的重量为基准，所述沸石的含量为1-50重％，无机氧化物的含量为5-99重％，粘土的含量为0-70重％。

优选地，所述沸石包括平均孔径小于0.7纳米的择型沸石和Y型沸石，以干基计并以沸石总重量为基准，所述平均孔径小于0.7纳米的择型沸石为25-70重％，所述Y型沸石为10-75重％，所述平均孔径小于0.7纳米的择型沸石为选自ZSM系列沸石、ZRP沸石、镁碱沸石、菱沸石、环晶石、毛沸石、A沸石、柱沸石和浊沸石中的至少一种，所述Y型沸石为选自稀土Y型沸石、稀土氢Y型沸石、超稳Y型沸石和稀土超稳Y型沸石中的至少一种。

优选地，所述重质原料为选自减压蜡油、常压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、糠醛精制抽余油、煤液化油、油砂油、页岩油、费托合成油和动植物油脂中的至少一种，所述轻质原料为富含烯烃的汽油和/或C₄烃类。

本发明还提供一种催化裂解的系统，该系统包括由下至上依次设置有预提升段和提升管反应段的提升管反应器、位于所述预提升段内的第一流化床反应器以及位于所述提升管反应段上方且与所述提升管反应段流体连通的第二流化床反应器，所述第一流化床反应器的外侧壁与预提升段内侧壁形成间隙；所述系统还包括位于所述预提升段外部的气固分离装置和催化剂缓冲罐，所述第一流化床反应器的上部与所述气固分离装置流体连通，所述气固分离装置的催化剂出口与所述催化剂缓冲罐的催化剂入口连通；其中，所述催化剂缓冲罐的催化剂出口与所述提升管反应段的中部连通，和/或所述催化剂缓冲罐的催化剂出口与所述第二流化床反应器连通。

优选地，所述提升管反应段的下部设置有重质原料入口，所述第一流化床反应器的底部设置有送入再生催化剂和轻质原料的第一流化床反应器入口，所述预提升段的下部设置有再生催化剂入口，该再生催化剂入口通过所述间隙与所述提升管反应段以及所述第一流化床反应器入口流体连通。

优选地，所述系统还包括位于所述第二流化床反应器上方的沉降段和位于所述第二流化床反应器下方的汽提段，所述提升管反应器从所述汽提段的下方伸入所述汽提段和所述第二流化床反应器中，并使提升管反应器的顶部出口位于所述第二流化床反应器的下部。

优选地，该系统还包括产物分离装置；所述产物分离装置的油气入口与所述气固分离装置的油气出口流体连通，和/或所述产物分离装置的油气入口与所述沉降段的油气出口流体连通。

优选地，所述产物分离装置的汽油出口与所述第一流化床反应器的第一流化床反应器入口流体连通。

优选地，该系统还包括再生器，所述再生器的待生催化剂入口与所述汽提段的待生催化剂出口连通，所述再生器的再生催化剂出口与所述预提升段的再生催化剂入口连通。

与现有技术相比，本发明的优点在于：

本发明基于提升管反应器、第二流化床反应器以及独立的第一流化床反应器构成的组合反应器，通过工艺方案的优化，配备合适的催化剂，实现不同进料在合适的反应区/器进行催化裂解，有效提高重油转化率，促进轻质原料再次裂解，显著增加丙烯产率，同时减缓干气和焦炭产率的增加。

本发明沿反应物料流动的方向设置提升管反应区和第二流化床反应器，并且向提升管反应区中部和/或第二流化床反应器入口处补充来自于催化剂缓冲罐的高温催化剂对提升管反应区后半段和第二流化床反应器的苛刻度(包括反应温度和剂油比)进行调控，强化重质原料在提升管反应器和第二流化床反应器中有效裂解为丙烯能力，通过沉降段内的高效气固分离装置将反应产物与积炭的待生催化剂分离，可以使重质原料有效裂解为丙烯和汽油的同时，抑制低碳烯烃尤其丙烯在生成之后的再裂解反应。

本发明将富含烯烃的汽油和/或C₄烃类引入设在提升管预提升段内的独立第一流化床反应器，保证高催化剂密度和短停留时间的反应环境。同时由于第一流化床反应器受外部高温再生催化剂加热，因此，不会由于汽油和/或C₄烃类升温和反应吸热导致反应器内有明显的温降，保证独立的第一流化床反应器内恒温高温的反应条件，促进轻质原料的裂解。

本发明将第一流化床反应器设置在预提升段内部，预提升介质穿过第一流化床反应器后排出第一流化床反应器，可有效地降低油气分压，同时降低在气固分离装置中的停留时间，有利于增加丙烯产率的同时减缓干气、焦炭产率的增加。

本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：

图1包括本发明工艺的一种具体实施方式的流程示意图，也包括本发明系统的一种具体实施方式的结构示意图。

附图标记说明

1提升管反应器 2第二流化床反应器 3沉降段

4汽提段 5预提升段 6第一流化床反应器

7气固分离装置 8再生斜管 9催化剂缓冲罐

10管线 11管线 12产物分离装置

13管线 14再生器 15待生斜管

16管线 17管线 18管线

19管线 20管线 21管线

22管线 23管线 24管线

25管线 26管线 27管线

28管线 29管线 30管线

31管线

具体实施方式

以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

如图1所示，本发明提供一种催化裂解的工艺，该工艺包括：a、将轻质原料送入由下至上依次设置有预提升段5和提升管反应段的提升管反应器1的预提升段5内的第一流化床反应器6中与来自预提升段5的再生催化剂接触并发生第一催化裂解反应，得到第一产物和第一待生催化剂；b、将重质原料送入所述提升管反应器1的所述提升管反应段中与来自所述预提升段5的所述再生催化剂接触并发生第二催化裂解反应，得到第二产物和第二待生催化剂；c、将第一产物和第一待生催化剂送入位于所述预提升段5外部的气固分离装置7中进行气固分离，得到的第一待生催化剂送入催化剂缓冲罐9中；d、将所述第二产物和第二待生催化剂从所述提升管反应器1的顶部出口送入位于所述提升管反应器1上方的第二流化床反应器2中进行第三催化裂解反应，得到第三产物和第三待生催化剂；其中，将催化剂缓冲罐9中的至少部分第一待生催化剂送入所述提升管反应段中进行所述第二催化裂解反应，和/或将催化剂缓冲罐9中的至少部分第一待生催化剂送入所述第二流化床反应器2中进行所述第三催化裂解反应。

根据原料的不同，可以选择性地将不同重量的第一待生催化剂从所述催化剂缓冲罐送入第二流化床反应器和提升管反应段中，例如，以所述催化剂缓冲罐9中的第一待生催化剂的总重量为基准，将大于0至小于100重％，优选将10-70重％的所述第一待生催化剂送入所述提升管反应段中，将大于0至小于100重％，优选将30-90重％的所述第一待生催化剂送入所述第二流化床反应器2中。

本发明将轻质原料送入位于提升管反应器1预提升段中的第一流化床反应器中进行催化裂解，将重质原料依次经过提升管反应区和第二流化床反应器进行催化裂解，不仅能够对不同原料进行分别催化裂解，提高目标产物选择性，还可以将轻质原料裂解所得含碳量较低的待生催化剂再次送入提升管反应区和第二流化床反应器进行裂解，增加提升管反应区和第二流化床反应器催化裂解的转化率。

根据本发明，为了将第一产物和第三产物进行分离，该工艺还可以包括：将所述第一产物和/或第三产物送入产物分离装置12进行产物分离，得到干气、液化气、汽油、柴油和油浆。所述产物分离装置12是本领域技术人员所熟知的，可以是分馏塔等。

根据本发明，为了提高丙烯的产率，该工艺还可以包括：将所得汽油送入第一流化床反应器6中进行所述第一催化裂解反应。

根据本发明，待生催化剂需要进行再生，这是本领域技术人员所熟知的，因此，该工艺还可以包括：将第三产物送入沉降段3中进行气固分离后送出所述沉降段3，将第三待生催化剂送入汽提段4中进行汽提后送出所述汽提段4；将经过汽提后的所述第三待生催化剂送入再生器14进行再生，所得再生催化剂送入所述预提升段5的下部。

根据本发明，催化裂解是本领域技术人员所熟知的，本发明不再赘述，所述轻质原料可以为富含烯烃的汽油和/或C₄烃类；当所述轻质原料为所述富含低碳烯烃的汽油时，所述第一催化裂解反应的条件可以包括：温度为550-720℃，优选为560-700℃，重时空速为1-25小时^-1，优选为2-20小时^-1，剂油比为12-40，优选为8-30，反应压力为0.15-0.30Mpa，优选为0.2-0.25Mpa，引入第一流化床反应器的轻质原料与引入提升管反应段的重质原料的质量比为(0.05-0.30)：1，优选(0.08-0.20)：1，雾化水蒸气占轻质原料进料量的3-30重量％，优选10-20重量％；当所述轻质原料含有所述C₄烃类时，所述第一催化裂解反应的条件可以包括：温度为550-720℃，优选590～700℃，重时空速为0.5-25小时^-1，优选1-18小时^-1，剂油比为14-44，优选为16-35，反应压力为0.15-0.30兆帕，优选为0.2-0.25Mpa。所述第二催化裂解反应的条件可以包括：(提升管顶部出口)温度为510-690℃，优选为520-650℃，剂油比为5-20，优选为7-18，重质原料进料雾化水蒸气占重质原料和雾化水蒸气重量之和的2-50重％，优选占5-15重％，反应时间为0.5-8秒，优选为1.5-4秒；所述第三催化裂解反应的条件可以包括：温度为480-650℃，优选为500-640℃，重时空速为1-35小时^-1，优选为2-33小时^-1，剂油比为6-20，优选为7-18，反应压力(绝对压力，出口压力)为0.15-0.35兆帕，反应压力为0.2-0.35兆帕，引入提升管反应区与第一流化床反应器的催化剂之比为1：(1-3)。

根据本发明，用于催化裂解的催化剂是本领域技术人员熟知的，所述再生催化剂中的催化剂可以是由现有技术提供的催化剂的一种或几种的组合，可以商购或按照现有方法制备。一种具体实施方式，催化剂可以包括沸石、无机氧化物和可选的粘土；以该催化剂的重量为基准，所述沸石的含量可以为1-50重％，无机氧化物的含量可以为5-99重％，粘土的含量可以为0-70重％。另外，为了提高丙烯产率并增加转化率，所述沸石可以包括平均孔径小于0.7纳米的择型沸石和Y型沸石，以干基计并以沸石总重量为基准，所述平均孔径小于0.7纳米的择型沸石可以为25-70重％，优选为40-60重量％，所述Y型沸石可以为10-75重％，优选30-65重量％。所述平均孔径小于0.7纳米的择型沸石可以为选自ZSM系列沸石、ZRP沸石、镁碱沸石、菱沸石、环晶石、毛沸石、A沸石、柱沸石和浊沸石中的至少一种，以及经物理和/或化学方法处理后得到的上述沸石中的一种或两种以上的混合物。ZSM系列沸石可以选自ZSM-5、ZSM-8、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-22、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它类似结构的沸石中的一种或两种以上的混合物。有关ZSM-5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Y型沸石可以为选自稀土Y型沸石(REY)、稀土氢Y型沸石(REHY)、超稳Y型沸石(USY)和稀土超稳Y型沸石(REUSY)中的至少一种。所述无机氧化物作为粘结剂，可以为二氧化硅(SiO₂)和/或三氧化二铝(Al₂O₃)。所选粘土作为基质，即载体，可以为高岭土和/或多水高岭土。

本发明提供的催化裂解工艺中，重质原料和轻质原料均为本领域人员所熟知，例如，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，所述重质烃类可以为选自石油烃类、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。矿物油可以为选自煤液化油、油砂油和页岩油中的一种或几种以上的混合物。合成油可以为煤、天然气或沥青经过F-T合成得到的馏分油。所述富含碳氢化合物的各种动植物油类可以为各种动植物油脂。所述重质原料可以优选自减压蜡油、常压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、糠醛精制抽余油、煤液化油、油砂油、页岩油、费托合成油和动植物油脂中的至少一种，所述轻质原料可以为富含烯烃的汽油和/或C₄烃类。

本发明提供的催化裂解工艺中，引入独立的第一流化床反应器的轻质原料优选为富含烯烃的汽油和/或C₄烃，所述富含烯烃的汽油选自本工艺产生的汽油馏分和/或其它装置生产的汽油馏分。其它装置生产的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，优先选用本工艺自产的汽油馏分。所述的富含烯烃的汽油的烯烃含量可以为25-95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的终馏点不超过204℃，例如可以是馏程为35-204℃的全馏程汽油馏分，也可以是其中的窄馏分，例如终馏点不超过85℃的汽油馏分，优选馏程在40-85℃之间的汽油馏分。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，包括碳原子数为4的烷烃、烯烃和炔烃，可以是本工艺自产的富含C₄馏分的气态烃产品，也可以是其它装置过程所产生的富含C₄馏分的气态烃，其中优选本工艺自产的C₄馏分。所述C₄烃中，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。轻质原料中，C₄烃与汽油的重量比可以为(0-2)：1，优选为(0-1.2)：1，更优选(0-0.8)：1；引入独立的第一流化床反应器的富含烯烃的汽油与引入提升管反应区的重质原料的重量比可以为(0.05-0.30)：1，优选为(0.10-0.20)：1。

本发明提供的催化裂解工艺中，所述提升管反应区出口优选低压出口分布器，其压降可以小于10KPa，所述的低压出口分布器可采用现有分布器，例如拱形分布器等。

本发明提供的催化裂解工艺中，汽提段汽提水蒸气和反应所得的油气，引入第二流化床反应器的底部，穿过第二流化床器后排出反应器，可降低油气分压，缩短油气在沉降段停留时间，增产丙烯产率。

如图1所示，本发明还提供一种催化裂解的系统，该系统包括由下至上依次设置有预提升段5和提升管反应段的提升管反应器1、位于所述预提升段5内的第一流化床反应器6以及位于所述提升管反应段上方且与所述提升管反应段流体连通的第二流化床反应器2，所述第一流化床反应器6的外侧壁与预提升段5内侧壁形成间隙；所述系统还包括位于所述预提升段5外部的气固分离装置7和催化剂缓冲罐9，所述第一流化床反应器6的上部与所述气固分离装置7流体连通，所述气固分离装置7的催化剂出口与所述催化剂缓冲罐9的催化剂入口连通；其中，所述催化剂缓冲罐9的催化剂出口与所述提升管反应段的中部连通，和/或所述催化剂缓冲罐9的催化剂出口与所述第二流化床反应器2连通。

一种具体实施方式，所述提升管反应段的下部设置有重质原料入口，所述第一流化床反应器6的底部设置有送入再生催化剂和轻质原料的第一流化床反应器入口，所述预提升段5的下部设置有再生催化剂入口，该再生催化剂入口通过所述间隙与所述提升管反应段以及所述第一流化床反应器入口流体连通。

为了方便产物的分离和待生催化剂的再生，所述系统还包括位于所述第二流化床反应器2上方的沉降段3和位于所述第二流化床反应器2下方的汽提段4，所述提升管反应器1从所述汽提段4的下方伸入所述汽提段4和所述第二流化床反应器2中，并使提升管反应器1的顶部出口位于所述第二流化床反应器2的下部。

根据本发明，所述的提升管反应器可以为选自等直径提升管、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。所述第二流化床反应器和预提升段内独立的第一流化床反应器可以各自独立地选自固定流化床、散式流化床、鼓泡床、湍动床、快速床、输送床和第二流化床反应器中的一种或几种的组合。

根据本发明，为了将第一产物和第三产物进行分离，该系统还可以包括产物分离装置12；所述产物分离装置12的油气入口可以与所述气固分离装置7的油气出口流体连通，和/或所述产物分离装置12的油气入口可以与所述沉降段3的油气出口流体连通。离开第二流化床反应器的第三产物和第三待生催化剂进入沉降段，沉降分离出其中携带的第三待生催化剂后，第三产物引入后续的产物分离装置。在产物分离装置中，第三产物经分离得到干气、液化气、汽油、柴油和油浆。独立的第一流化床反应器与此第二流化床反应器可以共用一套产物分离装置，此时，将两股产物混合后引入产物分离装置。所述的产物分离装置可以为现有技术，本发明没有特殊要求。

一种具体实施方式，提升管反应器的预提升段中独立的第一流化床反应器反应所得的物流可以分成对称两股物流进入两个快分装置。分离得到的油气进入产物分离装置进行分离。快分装置所得的第一待生催化剂经增压风提升至催化剂缓冲罐中，可以选择部分或者全部进入提升管反应区中部、第二流化床反应器入口处。

根据本发明，为了提高丙烯产率，所述产物分离装置12的汽油出口可以与所述第一流化床反应器6的第一流化床反应器入口流体连通。

根据本发明，待生催化剂需要进行再生，这是本领域技术人员所熟知的，该系统还可以包括再生器14，所述再生器14的待生催化剂入口可以与所述汽提段4的待生催化剂出口连通，所述再生器14的再生催化剂出口可以与所述预提升段5的再生催化剂入口连通。

下面结合附图提供本发明的具体实施方式对本发明所提供的工艺和系统予以进一步的说明：

如图1所示，高温再生催化剂经再生剂斜管8引入提升管反应器预提升段5，再由管线18注入的预提升介质作用下分成两股。一股进入独立的第一流化床反应器6，另一股沿第一流化床反应器6的外壁与预提升段5内壁所形成的间隙加速向上流动。预热或不预热的富含烯烃的汽油和/或C₄烃类经管线16与来自管线17的雾化水蒸气按一定比例混合后，注入独立的第二流化床反应器6，反应之后得到的物流分成两股，分别进入对称分布的两个气固分离装置7，气固分离后得到一股第一待生催化剂物流和一股第一产物物流。第一产物物流由管线21进入产物分馏装置12中。第一待生催化剂物流经管线20由来自管线27的增压风提升至催化剂缓冲罐9，罐中高温催化剂分别由管线10、管线11按要求输送至第二流化床反应器2和提升管反应器1的中部；预热后的重质原料经管线19与来自管线28的雾化水蒸气按一定比例混合后，注入提升管反应器1与高温再生催化剂接触反应，反应第二产物与第二待生催化剂的混合物经提升管反应器的出口分布器(图中未标出)引入第二流化床反应器2后继续反应，最后进入沉降段3进行第二产物与第三待生催化剂的分离；分离所得的第二产物通过管线29进入后续的产物分离装置12。在产物分离装置12中催化裂解产物分离出气体(由管线22引出)、汽油(由管线23引出)、轻柴油(由管线24引出)、回炼油(又可以称为重柴油，由管线25引出)和油浆(由管线26引出)。管线22引出的气体进行后续分离、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馏分可返回第一流化床反应器6再裂解成乙烯和丙烯。管线23引出的汽油可部分或全部返回催化裂解系统再裂解；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催化裂解系统再裂解，优选将轻汽油返回独立的第一流化床反应器6裂解；沉降段分离得到的第三待生催化剂进入第二流化床反应器2，然后进入汽提器4，汽提蒸汽经管线30注入，与积碳第三待生催化剂逆流接触，将积炭催化剂所携带的反应油气尽可能地汽提出，然后经第二流化床反应器2引入沉降器，与其它油气一起经管线29引出反应器。汽提后的催化剂通过待生剂斜管15送入再生器14烧焦再生。含氧气体经管线13注入再生器14，再生烟气经管线31引出。再生后的催化剂经再生斜管8进入提升管反应器预提升段5循环使用。

在上述具体实施方式过程中，对提升管预提升段的管线18引入的预提升介质可以选自水蒸气、C₁-C₄烃类或常规催化裂解干气，本发明优选水蒸气。

下面的实施例将对本发明予以进一步说明，但并不因此限制本发明。

实施例和对比例中所使用的原料油和催化剂相同。所用的原料A是一种裂解原料，具体性质见表1。所采用的催化剂为中国石化齐鲁催化剂厂生产的MMC-2，含平均孔径小于0.7纳米择形沸石(ZRP)和Y型分子筛(USY)，其具体性质见表2。

实施例1

试验在如图1所示的中型催化裂化装置中进行。该装置包含一套独立的反应再生系统和提升管反应器加流化床组合反应器，提升管反应区的内径为16毫米，长度为3200毫米，提升管反应区后串联第二流化床反应器，第二流化床反应器的直径(内径)为64毫米，高度为600毫米。所用的催化剂为MMC-2催化剂，对表1所示的原料依次进行第二催化裂解和第三催化裂解，裂解后的第三产物与第三待生催化剂分离，第三待生催化剂进入汽提段汽提后进入再生器再生，再生后的再生催化剂返回提升管预提升段循环使用；第三产物引入产物分离装置进行分离；提升管反应器预提升段内的独立的第一流化床反应器的直径(内径)为60毫米，高度为500毫米，采用的催化剂为MMC-2催化剂，对来自产物分馏装置的富含烯烃的轻汽油(馏程为30～85℃，烯烃含量为45％)进行第一催化裂解，所得第一产物和第一待生催化剂混合物在快分装置内进行气固分离，分离所得第一待生催化剂经增压风提升至催化剂缓冲罐中，再由催化剂缓冲罐经管线输送至提升管中段，提高提升管反应器后半区的反应温度和剂油比。分离所得的第一产物与来自第二流化床反应器的第三产物混合，进入产物分离装置。其反应操作条件以及反应结果见表3和表4。

对比例1

试验在中型催化裂化装置中进行，该装置包含一套独立的反应再生系统，反应器为提升管反应器加第二流化床反应器，不包括第一流化床反应器。提升管反应区的内径为16毫米，长度为3200毫米，提升管反应区后串联第二流化床反应器，第二流化床反应器的直径(内径)为64毫米，高度为600毫米。所用的催化剂为MMC-2催化剂，对表1所示的原料进行第二催化裂解和第三催化裂解，裂解后的第三产物与第三待生催化剂分离，第三待生催化剂进入汽提段汽提后进入再生器再生，再生后的催化剂返回提升管预提升段循环使用；第三产物引入产物分离装置进行分离。其反应操作条件以及反应结果见表3和表4。

实施例2

参照实施例1，不同的是催化剂缓冲罐中的高温催化剂，经由催化剂管线输入到第二流化床反应器，提高第二流化床反应器的反应温度，其反应操作条件以及反应结果见表3和表4。

由表3和表4可见，在预提升段内设立一个独立的第一流化床反应器，利用预提升段中的高温催化剂对反应过程中的吸热进行补偿，可以保证整个反应器内恒温的反应环境，提高了注入第一流化床反应器的汽油的转化率，提高了低碳烯烃的产率。将来自独立的第一流化床反应器的高温第一待生催化剂提升至催化剂缓冲罐中，再注入提升管反应区的后半段，可同时提高提升管反应区出口温度、提升管反应区后半段内的剂油比和催化剂平均活性，提高重质原料转化率和低碳烯烃产率。将高温第一待生催化剂注入到第二流化床反应器内，同样可提高第二流化床反应器的反应温度和催化剂平均活性，进而提高重质原料转化率和低碳烯烃产率。丙烯和干气产率比值以及丙烯和焦炭产率比值的变化说明本发明工艺的丙烯产率增加的幅度超过干气和焦炭产率增加的幅度，而且与现有工艺相比，得到相同产率的丙烯，产生更少的焦炭和干气，所以采用本发明系统的工艺能够提高丙烯产率的同时减缓干气、焦炭产率的增加。

表1为本发明实施例和对比例所用裂解原料A的性质

项目	原料A
		密度(20℃)/g·cm<sup>-3</sup>	0.91
凝点/℃	34
		四组分(w)，％
饱和分	72.6
		芳香分	20.9
胶质	6.3
		沥青质	0.2
元素组成(w)，％
		碳	86.86
氢	12.62
		硫	0.46
氮	0.15
		馏程/℃
初馏点	271
		10％	362
30％	406
		50％	437
70％	466
		90％

表2为本发明实施例和对比例所用催化剂MMC-2的性质

催化剂名称	MMC-2
		主要活性组分(分子筛)	USY+ZRP
化学性质，w％
		Al<sub>2</sub>O<sub>3</sub>	52.3
Na<sub>2</sub>O	0.072
		RE<sub>2</sub>O<sub>3</sub>	0.82
物理性质
		总孔体积，ml/g	0.183
微孔体积，ml/g	0.024
		比表面，m<sup>2</sup>/g	143
沸石比表面，m<sup>2</sup>/g	50
		基质比表面，m<sup>2</sup>/g	105
堆积密度，g/ml	0.83
		微反活性，w％	67

表3为实施例1-2和对比例1的反应操作条件

表4为实施例1-2和对比例1的反应结果

案例编号	实施例1	对比例1	实施例2
				物料平衡，w％
干气	10.7	8.65	10.19
				液化气	43.61	33.84	41.59
C5汽油(C5～221℃，TBP)	20.23	27.18	20.31
				柴油(221～330℃，TBP)	9.27	13.28	11.18
油浆(>330℃，TBP)	4.18	6.29	5.16
				焦炭	12.01	10.76	11.57
总计	100	100	100
				转化率，w％	86.55	80.43	83.66
小分子烯烃产率，w％
				乙烯	5.36	3.84	5.08
丙烯	21.14	16.98	20.15
				丁烯	14.3	11.39	13.65
乙烯+丙烯+丁烯	40.8	31.71	38.88
				丙烯与干气产率比值	1.98	1.96	1.98
丙烯与焦炭产率比值	1.76	1.53	1.74

Claims

1.一种催化裂解的工艺，该工艺包括：

a、将轻质原料送入由下至上依次设置有预提升段(5)和提升管反应段的提升管反应器(1)的预提升段(5)内的第一流化床反应器(6)中与来自预提升段(5)的再生催化剂接触并发生第一催化裂解反应，得到第一产物和第一待生催化剂；

b、将重质原料送入所述提升管反应器(1)的所述提升管反应段中与来自所述预提升段(5)的所述再生催化剂接触并发生第二催化裂解反应，得到第二产物和第二待生催化剂；

c、将第一产物和第一待生催化剂送入位于所述预提升段(5)外部的气固分离装置(7)中进行气固分离，得到的第一待生催化剂送入催化剂缓冲罐(9)中；

d、将所述第二产物和第二待生催化剂从所述提升管反应器(1)的顶部出口送入位于所述提升管反应器(1)上方的第二流化床反应器(2)中进行第三催化裂解反应，得到第三产物和第三待生催化剂；

其中，将催化剂缓冲罐(9)中的至少部分第一待生催化剂送入所述提升管反应段中进行所述第二催化裂解反应，和/或将催化剂缓冲罐(9)中的至少部分第一待生催化剂送入所述第二流化床反应器(2)中进行所述第三催化裂解反应。

2.根据权利要求1所述的工艺，其中，以所述催化剂缓冲罐(9)中的第一待生催化剂的总重量为基准，将10-70重％的所述第一待生催化剂送入所述提升管反应段中，将30-90重％的所述第一待生催化剂送入所述第二流化床反应器(2)中。

3.根据权利要求1所述的工艺，该工艺还包括：将所述第一产物和/或第三产物送入产物分离装置(12)进行产物分离，得到干气、液化气、汽油、柴油和油浆。

4.根据权利要求3所述的工艺，该工艺还包括：将所得汽油送入第一流化床反应器(6)中进行所述第一催化裂解反应。

5.根据权利要求1所述的工艺，该工艺还包括：将第三产物送入沉降段(3)中进行气固分离后送出所述沉降段(3)，将第三待生催化剂送入汽提段(4)中进行汽提后送出所述汽提段(4)；将经过汽提后的所述第三待生催化剂送入再生器(14)进行再生，所得再生催化剂送入所述预提升段(5)的下部。

6.根据权利要求1所述的工艺，其中，所述轻质原料为富含烯烃的汽油和/或C₄烃类；当所述轻质原料为所述富含烯烃的汽油时，所述第一催化裂解反应的条件包括：温度为550-720℃，重时空速为1-25小时^-1，反应压力为0.15-0.30兆帕；当所述轻质原料含有所述C₄烃类时，所述第一催化裂解反应的条件包括：温度为550-740℃，重时空速为0.5-25小时^-1，剂油比为14-44，反应压力为0.15-0.30兆帕；所述第二催化裂解反应的条件包括：温度为510-690℃，剂油比为5-20，反应时间为0.5-8秒；所述第三催化裂解反应的条件包括：温度为480-650℃，重时空速为1-35小时^-1，反应压力为0.15-0.35兆帕。

7.根据权利要求1所述的工艺，其中，所述再生催化剂中的催化剂包括沸石、无机氧化物和可选的粘土；以该催化剂的重量为基准，所述沸石的含量为1-50重％，无机氧化物的含量为5-99重％，粘土的含量为0-70重％。

8.根据权利要求7所述的工艺，其中，所述沸石包括平均孔径小于0.7纳米的择型沸石和Y型沸石，以干基计并以沸石总重量为基准，所述平均孔径小于0.7纳米的择型沸石为25-70重％，所述Y型沸石为10-75重％，所述平均孔径小于0.7纳米的择型沸石为选自ZSM系列沸石、ZRP沸石、镁碱沸石、菱沸石、环晶石、毛沸石、A沸石、柱沸石和浊沸石中的至少一种，所述Y型沸石为选自稀土Y型沸石、稀土氢Y型沸石、超稳Y型沸石和稀土超稳Y型沸石中的至少一种。

9.根据权利要求1所述的工艺，其中，所述重质原料为选自减压蜡油、常压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、糠醛精制抽余油、煤液化油、油砂油、页岩油、费托合成油和动植物油脂中的至少一种。

10.一种催化裂解的系统，该系统包括由下至上依次设置有预提升段(5)和提升管反应段的提升管反应器(1)、位于所述预提升段(5)内的第一流化床反应器(6)以及位于所述提升管反应段上方且与所述提升管反应段流体连通的第二流化床反应器(2)，所述第一流化床反应器(6)的外侧壁与预提升段(5)内侧壁形成间隙；

所述系统还包括位于所述预提升段(5)外部的气固分离装置(7)和催化剂缓冲罐(9)，所述第一流化床反应器(6)的上部与所述气固分离装置(7)流体连通，所述气固分离装置(7)的催化剂出口与所述催化剂缓冲罐(9)的催化剂入口连通；

其中，所述催化剂缓冲罐(9)的催化剂出口与所述提升管反应段的中部连通，和/或所述催化剂缓冲罐(9)的催化剂出口与所述第二流化床反应器(2)连通。

11.根据权利要求10所述的系统，其中，所述提升管反应段的下部设置有重质原料入口，所述第一流化床反应器(6)的底部设置有送入再生催化剂和轻质原料的第一流化床反应器入口，所述预提升段(5)的下部设置有再生催化剂入口，该再生催化剂入口通过所述间隙与所述提升管反应段以及所述第一流化床反应器入口流体连通。

12.根据权利要求10所述的系统，所述系统还包括位于所述第二流化床反应器(2)上方的沉降段(3)和位于所述第二流化床反应器(2)下方的汽提段(4)，所述提升管反应器(1)从所述汽提段(4)的下方伸入所述汽提段(4)和所述第二流化床反应器(2)中，并使提升管反应器(1)的顶部出口位于所述第二流化床反应器(2)的下部。

13.根据权利要求12所述的系统，该系统还包括产物分离装置(12)；所述产物分离装置(12)的油气入口与所述气固分离装置(7)的油气出口流体连通，和/或所述产物分离装置(12)的油气入口与所述沉降段(3)的油气出口流体连通。

14.根据权利要求13所述的系统，其中，所述产物分离装置(12)的汽油出口与所述第一流化床反应器(6)的第一流化床反应器入口流体连通。

15.根据权利要求12所述的系统，该系统还包括再生器(14)，所述再生器(14)的待生催化剂入口与所述汽提段(4)的待生催化剂出口连通，所述再生器(14)的再生催化剂出口与所述预提升段(5)的再生催化剂入口连通。