CN108794292B - 一种多产丙烯的催化转化方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及石油烃类催化转化技术领域，具体涉及一种多产丙烯的流化催化转化方法，催化原料油和轻烃分别在原料油反应器和轻烃反应器内反应；轻烃反应过程由低温的轻烃反应后的催化剂或待生剂气化和高温的催化裂化反应构成，轻烃反应器需要的热量和再生剂在中部的催化裂化反应区提供，轻烃反应后的催化剂或待生剂用来使轻烃气化，气化后的轻烃进入催化裂化反应区与来自再生器的催化剂接触实现轻烃的催化裂化反应，轻烃催化裂化反应在流化床或循环流化床内进行。本发明方法能实现轻烃的低温待生剂气化和预反应，实现轻烃在催化裂化反应区的独立高温裂化反应，提高丙烯选择性，显著降低了干气和焦炭等副产品的收率。

Description

一种多产丙烯的催化转化方法
技术领域
本发明属于石油烃类催化转化技术领域，特别涉及一种多产丙烯的催化转化方法，能提高丙烯产率。
背景技术
丙烯是最重要的石油化工原料之一。70％的丙烯是石油烃经管式炉裂解法生产的，另外30％的丙烯由催化裂化工艺过程提供。借鉴常规重油催化裂化反应-再生系统的操作、设计经验，国内外研究人员开发了一系列重油催化裂化生产丙烯的工艺技术。
KBR与Mobil Technology公司共同开发了以重质油为原料生产丙烯的Maxofin技术。该技术采用双提升管反应器，第一根提升管中裂化常规的FCC原料，反应生成的石脑油进第二根提升管裂化增产丙烯，两个提升管共用一个沉降器和再生器。
UOP公司开发了以碳四以上低碳烯烃为原料生产丙烯的RxPro技术，该技术同样采用双提升管反应器结构，第一提升管反应器用于重质原料的裂化，第二提升管反应器用于回炼第一反应器生成的C4组分和石脑油，两个反应产物分别进入单独的分馏系统；
中国石油大学(华东)在两段提升管催化裂化技术基础上开发了TMP技术。该技术以重质油为原料，利用两段提升管催化裂化工艺分段反应、催化剂接力和大剂油比的工艺特点，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，以达到提高丙烯产率的目的；
中国石化石油化工科学研究院(石科院)开发了以重油为原料、丙烯为目的产品的DCC技术。该技术的反应器为提升管加流化床串联式反应器，石科院在DCC工艺基础上开发了采用新型组合式反应器体系的增强型催化裂解技术(DCC-PLUS)，该技术与DCC工艺相同之处为均采用提升管反应器加流化床反应器的形式，不同之处在于DCC-PLUS工艺将再生器来的另外一股再生催化剂引入流化床反应器。无论DCC还是DCC-PLUS都将一个反应器分为两个串联的裂化反应区，即提升管和流化床都进行催化裂化反应，提升管部分进行原料油裂化反应，流化床部分使提升管反应区的中间产物产品进一步进行增产丙烯的二次裂化反应，原料油反应产物的全馏分，包括油浆、回炼油、柴油和催化剂都进入流化床反应区继续进行流化床内的二次反应，而油浆、回炼油、柴油部分富含芳烃，对丙烯产率贡献很小，过度反应反而造成焦炭和干气产率增加；由于流化床反应区的催化剂为原料油反应的待生剂，流化床反应区小分子催化裂化性能降低，需要进一步提高反应温度提高丙烯收率，进一步降低了丙烯的选择性；DCC和DCC-PLUS都使用再生剂循环，对固定的原料量流化床反应区的空速只能靠反应器内的催化剂藏量控制，为此反应部分自身需要设置催化剂藏量储存、汽提和调节措施，增加了反应器的复杂性；另外DCC和DCC-PLUS流化床裂化反应区的催化剂为原料油反应后的积碳催化剂，为了提高丙烯产率需要进一步提高流化床反应区的反应温度，必然导致催化裂化反应受到限制，热反应增加，大幅度降低丙烯的选择性，导致干气和焦炭产率偏高。再者在已有提升管和流化床串联反应器中提升管底部也就是预提升段在整个反应过程温度最高，提升管反应区是仅次于提升管底部预提升段的高温区；流化床反应区与气固分离器之间全部是稀相空间，并且油气离开流化床时仍然携带大量催化剂，而油气离开流化床到气固分离器的停留时间20秒以上，造成反应不能及时终止，丙烯进一步热裂解，影响产品分布及丙烯选择性。
以上已有技术的侧重点均为生产丙烯，分为两类，第一类为提升管加流化床串联式反应，第二类为双提升管并联式反应。研究者认为，重油催化裂化反应过程中的丙烯是由重质烃类一次裂化生成的汽油馏分经二次裂解间接生成的，汽油馏分中的C5-C8烯烃是丙烯主要的前身物。现有技术具有许多共同的特点，在操作上都采用比常规FCC工艺更高的反应温度、剂油比和蒸汽注入量，以提高裂化反应深度和丙烯的选择性。
已有技术中反应器需要的热量全部或大部分是从反应器底部提供的，来自再生器的催化剂也主要从反应器底部进入反应器，反应器底部是反应器内温度最高的部位；反应原料与最高温度的催化剂接触。本申请创造性地改变了原有的再生剂分配方式和供热方式，为轻烃反应提供了更好的微观反应条件和反应气固接触形式。
发明内容
本发明的目的在于提供一种多产丙烯的催化转化方法，实现轻烃先与适度含碳的低温催化剂接触形成低温气化和与催化剂亲和或预反应，实现轻烃在催化裂化反应区的高温裂化反应，提高丙烯选择性，实现轻烃反应器内催化剂条件的优化；实现轻烃反应中流化床反应的快速终止，减少热反应，在增加丙烯产率的同时，显著降低了干气和焦炭等副产品的收率。
本发明技术方案如下：
一种多产丙烯的催化转化方法，设置原料油反应器和轻烃反应器；
催化原料油(新鲜原料油)由蒸汽雾化后进入原料油反应器，与来自再生器的再生剂(再生催化剂)或再生剂与轻烃待生剂的混合催化剂接触，随即气化和进行催化裂化反应，原料油反应产物(反应油气)在沉降器内经旋风分离器分离出夹带的催化剂后流出沉降器；
轻烃反应器自下而上包含输送分配区和提高温度的催化裂化反应区，轻烃(轻烃原料，液态或气态)在输送分配区进入轻烃反应器；轻烃气体在催化裂化反应区进行催化裂化反应，所述催化裂化反应区采用流化床或循环流化床条件；来自再生器的催化剂进入催化裂化反应区，提供轻烃反应器需要的热量、提高催化裂化反应区内物流的温度后使轻烃进行催化裂化反应，反应温度由来自再生器的催化剂量控制；轻烃反应后的催化剂或轻烃待生剂从轻烃反应器中部的催化裂化反应区或底部的输送分配区返回轻烃反应器。
本发明中，来自再生器的催化剂，或者为完全再生的再生剂(再生催化剂)，或者为未完全再生的半再生剂，其区别在于积炭量不同，但半再生剂的活性也能够实现正常的催化反应；本发明中，再生器采用逆流两段再生方式进行催化剂再生时，半再生剂即含碳量低于0.4％的半再生剂，具体地，再生器采用逆流再生形式，半再生区和再生区上下布置，半再生区在上方，再生区在下方，待生剂进入上方的半再生区也称一段再生区，进行部分再生反应后，催化剂通过循环管进入再生区也称二段再生区继续再生，再生剂进入原料油反应器；再生区的烟气继续进入半再生区反应，半再生剂的含碳量由半再生区催化剂的停留时间控制。关于逆流再生、两段再生、半再生，均属于所属技术领域公知的技术，此处不再详述；
本发明中，轻烃反应后，经汽提的催化剂称为“轻烃待生剂(轻烃待生催化剂)”，未经汽提的催化剂称为“轻烃反应后的催化剂”，二者积炭量相同，但反应后的催化剂还夹带有少量反应产物即油气。
上述的多产丙烯的催化转化方法，进一步地,轻烃为液态(液体状态)时，轻烃反应采用催化剂双循环方法，轻烃在输送分配区实现气化，该区成为轻烃气化区，在该区形成轻烃气体与催化剂预接触亲和环境，因轻烃气化也需要时间，气化过程和输送过程也会不可避免的伴随着一定反应发生，该部分反应为被动伴随反应，该区也称为预反应区；实现气化的催化剂即气化催化剂进入输送分配区，来自再生器的催化剂进入催化裂化反应区；轻烃在雾化喷嘴内被蒸汽雾化后进入输送分配区或轻烃气化区与气化催化剂接触，轻烃先在比催化裂化反应区低的温度条件下气化，然后在催化裂化反应区与来自再生器的催化剂接触提高温度，并进行催化裂化反应；输送分配区或轻烃气化区采用气固输送床或管式气固输送床条件；当输送分配区采用管式气固输送床时，轻烃在管式输送过程中与催化剂直接接触气化。
本发明中，当轻烃以气体状态进入输送分配区时，进入输送分配区的催化剂为轻烃反应后的催化剂或轻烃待生剂，或轻烃反应后的催化剂或轻烃待生剂和再生剂同时进入输送分配区，轻烃气体被催化剂提高温度后进入催化裂化反应区进行催化裂化反应。
上述的多产丙烯的催化转化方法，进一步地,来自再生器的催化剂直接进入催化裂化反应区的流化床或循环流化床，提高催化裂化反应区的催化剂和油气的温度并进行轻烃催化裂化反应，或来自再生器的催化剂先降温后再进入流化床或循环流化床进行轻烃催化裂化反应。
上述的多产丙烯方法，部分轻烃反应后的催化剂或轻烃待生剂返回到轻烃反应器，该部分催化剂从中部的催化裂化反应区进入轻烃反应器或从底部的输送区进入轻烃反应器；当轻烃反应后的催化剂从中部的催化裂化反应区进入轻烃反应器时，轻烃以气体状态进入轻烃反应器。
上述的多产丙烯的催化转化方法，进一步地，进入输送分配区的催化剂或气化催化剂为轻烃反应后的催化剂或轻烃待生剂，或来自再生器的催化剂，或轻烃反应催化剂或轻烃待生剂与来自再生器的催化剂的混合催化剂，优选轻烃待生剂。
上述的多产丙烯的催化转化方法，进一步地，所述再生器采用逆流两段再生方式，进入所述催化裂化反应区的所述来自再生器的催化剂，来自再生器的半再生区(也称一段再生区)，为一定积炭的半再生剂，其含炭量不高于0.4％。
上述的多产丙烯的催化转化方法，进一步地，使部分轻烃或原料油反应产物中的回炼油或加氢后的催化裂化柴油在所述催化裂化反应区出口或在轻烃反应器的输送管(工艺上是催化裂化反应区下游)进入轻烃反应器，利用催化裂化反应区物流的热量和催化剂实现该部分物流的反应，同时降低催化裂化反应区中轻烃反应产物的后反应程度。本发明中，在流化床或循环流化床后方或下游，也就是催化裂化反应区出口区域或催化裂化反应区后方的输送管区域，进入另外的后反应介质如回炼油或加氢后的催化裂化柴油，利用轻烃反应后的热量和催化剂实现该后反应介质的反应，同时降低轻烃反应物流的温度，降低流化床或循环流化床中轻烃反应产物的后反应程度，实现对轻烃高温催化裂化反应深度的控制。
上述的多产丙烯的催化转化方法，进一步地，所述轻烃选自C4(碳四)、重催化汽油、直馏石脑油、催化轻汽油、焦化汽油时，根据裂化难易程度采用分级进料反应，分级进料顺序自下而上依次为C4、重催化汽油、直馏石脑油、催化轻汽油、焦化汽油。
具体实施时，所述轻烃为原料油反应器自产汽油(即粗汽油)或轻汽油，或外来汽油或轻汽油馏分、石脑油、C4至C10馏分，或上述部分物料的混合组分；优先选择轻汽油馏分或其他富含烯烃的轻烃作为轻烃原料；当C4作为独立的轻烃反应原料时，可以作为轻烃反应器原料或原料油反应器的进料，作为原料油反应器的进料时，C4在催化原料油入口管下方进入原料油反应器先与再生剂接触；
所述的分级进料反应，即根据裂化难度分级，裂化难度高的物料先与催化剂接触，之后再进料裂化难度低的物料；
当C4、直馏石脑油或催化重汽油作为独立的轻烃在轻烃反应器反应时，来自再生器的催化剂进入输送分配区，先进行C4、催化重汽油、直馏石脑油气化或预反应。
上述的多产丙烯的催化转化方法，进一步地，当输送分配区不进入催化剂时，轻烃以气态(气体状态)进入输送分配区(26)，然后再进入催化裂化反应区的流化床或循环流化床，轻烃待生剂在流化床或循环流化床区进入轻烃反应器。
上述的多产丙烯的催化转化方法，进一步地，轻烃反应产物(也称轻烃反应油气)流出沉降器后先与待反应的液态轻烃换热，使待反应的液态轻烃气化同时将轻烃反应产物降温；所述换热使用立式管壳式换热器，高温轻烃反应产物在管程(即换热管内)内流动，待反应的液态轻烃在壳程(壳体侧即换热管外)内流动；轻烃反应产物从换热器上方进入从下方流出，待反应液态轻烃则在换热器壳体内自下向上流动。
本发明方法中：
1.催化原料油和轻烃分别在两个反应器内进行催化裂化反应，轻烃反应器包含输送分配区、催化裂化反应区，还设有输送管；轻烃催化裂化反应采用比催化原料油高的反应温度。
2.石油烃催化裂化或裂解反应是吸热反应，反应需要的热量由来自再生器的催化剂提供。具体实施时，为了使来自再生剂在流化床或循环流化床均匀分布，可以在催化裂化反应区内设置催化剂分配器，使再生剂通过分配措施在反应器横截面内分配；当轻烃反应后的催化剂或轻烃待生剂返回流化床或循环流化床时，在催化裂化反应区内设置催化剂分配器，也可使这些催化剂通过分配措施在反应器横截面内分配；来自再生器的催化剂或轻烃反应后的催化剂或轻烃待生剂从催化剂分配器进入流化床或循环流化床，实现催化剂的分配和混合。
3.轻烃气体在催化裂化反应区进行轻烃催化裂化反应；轻烃反应分为低温气化或输送过程和高温催化裂化反应过程；来自再生器的提供热量的催化剂在轻烃反应器中部催化裂化反应区进入轻烃反应器，轻烃在轻烃反应器中部的催化裂化反应区实现高温催化裂化反应。
4.所述催化裂化反应区采用流化床时，气体表观流速小于1.2m/s，优选气体表观流速0.6m/s至1.2m/s；所述催化裂化反应区26A采用循环流化床时,气体表观流速大于1.2m/s，优选1.2m/s至3.0m/s；优选的反应条件为：
当轻烃为终馏点低于200℃的馏分，以多产丙烯为目的时，催化裂化反应区反应温度为530℃到620℃，以多产丙烯和乙烯为目的时，催化裂化反应区的反应温度为640到700℃；
当以汽油为目的产品，轻烃为200℃到350℃轻循环油馏分时，轻烃催化裂化反应区反应温度为490到530℃；
流化床或循环流化床的催化剂重时空速为2至15(1/h)。
5.本发明使部分轻烃反应后的催化剂或轻烃待生剂返回到轻烃反应器，该部分催化剂从中部的催化裂化反应区进入轻烃反应器或从底部的输送分配区进入轻烃反应器；当轻烃反应后的催化剂从中部的催化裂化反应区进入轻烃反应器时，轻烃以气体状态进入轻烃反应器；轻烃反应后的催化剂可以从沉降器第二汽提区返回轻烃反应器，也可以从轻烃反应器返回轻烃反应器。
6.轻烃反应器在流化床或循环流化床反应区出口设置输送管，输送管出口即轻烃反应器出口设置在沉降器内，输送管出口设置气固分离器，使轻烃反应产物和催化剂快速进行气固分离；具体实施时，在流化床或循环流化床出口或输送管通过注入液相介质使轻烃反应催化裂化反应区产物降温，实现轻烃在流化床或循环流化床内完成催化裂化反应后的反应快速终止；该液相介质优先选用原料油反应产物中的回炼油或加氢后的催化柴油或部分轻烃原料，实现轻烃催化裂化反应区催化剂和余热的再利用。
7.所述流化床和循环流化床是气固流态化专业的技术名称，有明确的定义。
8.本发明中，原料油反应产物和轻烃反应产物在沉降器内用气固分离器实现与催化剂的分离，催化剂进入汽提器汽提后进行再生；
轻烃反应器和原料油反应器可以共用一个沉降器，两个反应器设在沉降器的外部或一个反应器与沉降器同轴设置；在沉降器内轻烃反应器出口直接设置独立的轻烃反应器气固分离器，轻烃反应后的催化剂和油气进入轻烃反应器气固分离器实现油气和催化剂的分离，分离出催化剂后轻烃反应油气流出沉降器；轻烃反应产物可以与原料油反应产物混合一起流出沉降器，也可以从独立的管线流出沉降器；需要时，沉降器设置独立的轻烃反应产物出口，轻烃反应产物从气固分离器直接从该出口流出沉降器，不与原料油反应器产物混合；
当两个反应器使用一个沉降器时，也可以在沉降器内轻烃反应器出口同时设置独立的轻质反应器气固分离器和汽提区即第二汽提区，轻烃反应器气固分离器分离出的催化剂先进入第二汽提区然后再进入沉降器下方的汽提器，从第二汽提区引出部分催化剂即轻烃待生剂返回原料油反应器与再生剂混合，继续用于催化原料油反应；
从轻烃反应器或从第二汽提区引出轻烃反应后的催化剂或轻烃待生剂返回输送分配区与轻烃直接接触实现液态轻烃的气化或提高轻烃的温度；气态轻烃或气化后的轻烃、蒸汽与催化剂一起向上输送进入催化裂化反应区；或部分轻烃反应后的催化剂直接返回到流化床或循环流化床；该轻烃反应后的催化剂的返回量控制输送分配区的温度或催化裂化反应区的重时空速，进而控制催化裂化反应区的反应程度和产品分布。
9.本发明中，轻烃反应器加入蒸汽降低烃分压，轻烃雾化和补充的蒸汽总质量流量大于进入轻烃反应器的轻烃质量流量的15％，一般为20～40％；蒸汽在输送分配区或在催化裂化反应区进入轻烃反应器；蒸汽优先在催化裂化反应区上游的气体输送分配区进入轻烃反应器。
10.轻烃为气体时，经过分布板或分布管进入催化裂化反应区，当轻烃气体输送催化剂时或使用催化剂提高温度时通过分布板进入催化裂化反应区；轻烃为液态进料时气化后和催化剂一起经过分布板进入流化床或循环流化床催化裂化反应区。
11.当再生剂和轻烃反应后的催化剂或轻烃待剂同时进入流化床或循环流化床时，优先使轻烃反应后的催化剂或烃烃待生剂在在再生剂下方进入反应区。
本发明的效果在于：
1.本发明轻烃首先与低温的适度积碳催化剂接触，实现了低温气化和预反应，实现轻烃在催化裂化反应区的独立高温裂化反应，可以提高丙烯选择性；
2.本发明轻烃采用来自再生器的催化剂在流化床或循环流化床进入轻烃反应器，实现了独立的高温裂化反应，催化裂化反应热不需要在输送分配区提供，实现轻烃反应器内催化剂条件的优化；
3.本发明实现流化床反应的快速终止，减少热反应，缓解了增产丙烯与降低干气之间的矛盾，在增加丙烯产率的同时，显著降低了干气和焦炭等副产品的收率。
附图说明：
图1为本发明多产丙烯的催化转化方法实施方式一示意图；
图2为本发明多产丙烯的催化转化方法实施方式二示意图；
图3为本发明多产丙烯的催化转化方法实施方式三示意图；
图4为本发明多产丙烯的催化转化方法实施方式四示意图；
图5为本发明方法中使用分布管的气体输送分配局部示意图。
图中编号标记内容如下：
1原料油反应器，11原料油反应再生斜管，12待生立管，12A待生剂，13催化原料油，14催化原料油入口管，15轻烃待生剂入口管；
2轻烃反应器，21轻烃反应再生斜管，22轻烃反应后的催化剂出口管，22A轻烃反应后的催化剂，23轻烃反应后的催化剂入口管，23B轻烃待生剂入口管，24轻烃，24A气态轻烃，25轻烃入口管，26输送分配区，26A催化裂化反应区，26B分布板，26C分布管，27输送管(即轻烃反应器与沉降器连接管)，28输送分配区(管式气固输送床)再生剂入口管，29后反应介质；
3沉降器，31原料油反应产物出口管，31A原料油反应产物，32轻烃反应产物出口管，32A轻烃反应产物，33轻烃反应器气固旋风分离器，34原料油反应器气固旋风分离器；
4汽提器,41第一汽提区，42第二汽提区，43第二汽提区出口管；43A轻烃待生剂；
5再生器，51再生器待生剂入口管，52再生剂去原料油反应器出口管，52A原料油反应器再生剂，53再生剂去轻烃反应器出口管，53A轻烃反应器再生剂，53B再生剂去轻烃反应器第二出口管，54再生区或二段再生区，55半再生区或一段再生区，55A半再生剂去轻烃反应器出口管，55B轻烃反应器半再生剂，56再生器催化剂回流管；
7、8分馏系统，71富气，72粗汽油，73轻柴油，74重柴油，75原料油反应产生的回炼油，76油浆；81富气，82粗汽油，83柴油，84轻烃反应产生的回炼油；
AR空气；GAS干气；VA再生烟气；LS蒸汽；W催化剂藏量；TC温度控制；WC藏量控制。
具体实施方式：
以下以具体实施例来说明本发明的技术方案，但本发明的保护范围不限于此。
具体实施过程如下：
实施方式一：
如图1所示，催化/新鲜原料油13被蒸汽LS雾化后，经催化原料油入口管14进入原料油反应器1即提升管反应器，与经原料油反应再生斜管11再生器5送来的原料油反应器再生剂52A接触后被气化，并在蒸汽LS或干气GAS的提升下，沿提升管反应器向上流动完成催化裂化反应，原料油反应产物31A即反应油气在沉降器3内经原料油反应器气固旋风分离器34分离出夹带的催化剂后沿原料油反应产物出口管31流出沉降器3，催化剂进入第一汽提区41；具体实施时，作为原料油反应器的进料，C4在催化原料油入口管14下方进入原料油反应器1先与原料油反应器再生剂52A接触；
轻烃反应器2自下而上包含输送分配区26和提高温度的催化裂化反应区26A，还设有输送管27，输送分配区26采用管式气固输送床，催化裂化反应区26A采用流化床条件；
轻烃反应器2和原料油反应器1共用沉降器3，在沉降器3设置独立的轻烃反应产物出口管32和独立的轻烃反应器气固旋风分离器33；
以原料油反应器自产汽油，或外来汽油、石脑油如焦化石脑油作为液态轻烃原料24，经蒸汽LS雾化后由轻烃入口管25在输送分配区26进入轻烃反应器2；轻烃反应后的催化剂22A从中部的催化裂化反应区26A自轻烃反应后的催化剂出口22由轻烃反应后的催化剂入口管23返回输送分配区26，与管式输送过程中的轻烃24接触，实现气化和向上流动进入催化裂化反应区26A，与经再生剂去轻烃反应器出口管53再生器5送来的轻烃反应器再生剂53A接触，实现轻烃反应器需要的热量、提高催化裂化反应区内物流的温度，使轻烃气体在催化裂化反应区26A进行催化裂化反应，反应温度由轻烃反应器再生剂53A的量控制；
轻烃反应产物32A和催化剂向上经输送管27进入沉降器3，经轻烃反应器气固旋风分离器33分离出夹带的催化剂，然后从轻烃反应产物出口管32流出沉降器3，不与原料油反应产物31A混合；
原料油反应器1和轻烃反应器2内各自反应过的待生催化剂分别通过原料油反应器气固旋风分离器34和轻烃反应器气固旋风分离器33，从油气中分离出去，进入沉降器3下方的汽提器4，在第一汽提区41内进行汽提；被汽提后的待生剂12A经待生立管12、再生器待生剂入口管51进入再生器5再生。
实施方式二：
如图2所示，新鲜原料油13被蒸汽LS雾化后，经催化原料油入口管14进入原料油反应器1，与经原料油反应再生斜管11再生器5送来的原料油反应器再生剂52A接触后被气化，并在蒸汽LS或干气GAS的提升下，沿提升管反应器向上流动完成催化裂化反应，原料油反应产物31A即反应油气在沉降器3内经原料油反应器气固旋风分离器34分离出夹带的催化剂后沿原料油反应产物出口管31流出沉降器3，催化剂进入第一汽提区41；
轻烃反应器2自下而上包含输送分配区26和提高温度的催化裂化反应区26A，还设有输送管27，输送分配区26采用管式气固输送床，催化裂化反应区26A采用流化床条件；
轻烃反应器2和原料油反应器1共用沉降器3，在沉降器3设置独立的轻烃反应产物出口管32、轻烃反应器气固旋风分离器33和第二汽提区42；
以原料油反应器自产汽油或称粗汽油72作为液态轻烃原料24，经蒸汽LS雾化后由轻烃入口管25在输送分配区26进入轻烃反应器2；轻烃反应后的催化剂22A从中部的催化裂化反应区26A自轻烃反应后的催化剂出口22由轻烃反应后的催化剂入口管23返回输送分配区26，与管式输送过程中的轻烃24接触，实现气化和向上流动进入催化裂化反应区26A，与经再生剂去轻烃反应器出口管53再生器5送来的轻烃反应器再生剂53A接触，实现轻烃反应器需要的热量、提高催化裂化反应区内物流的温度，使轻烃气体在催化裂化反应区26A进行催化裂化反应，反应温度由轻烃反应器再生剂53A的量控制；
轻烃反应产物32A和催化剂向上经输送管27进入沉降器3，经轻烃反应器气固旋风分离器33分离出夹带的催化剂，然后从轻烃反应产物出口管32流出沉降器3，不与原料油反应产物31A混合；
将原料油反应产物31A、轻烃反应产物32A分别引入独立的分馏系统7和8，进行反应油气分离，将原料油反应产物31A分离为富气71、粗汽油72、轻柴油73、重柴油74、原料油反应产生的回炼油75和油浆76；将轻烃反应产物32A分离为富气81、粗汽油82、柴油83和轻烃反应产生的回炼油84，将粗汽油72返回轻烃反应器2，作为液态轻烃原料进行轻烃反应器的反应；将原料油反应产生的回炼油75和轻烃反应产生的回炼油84作为后反应介质，返回轻烃反应器2的输送管27，利用轻烃反应后的热量和催化剂实现该后反应介质的反应，同时降低轻烃反应物流的温度，降低流化床或循环流化床中轻烃反应产物的后反应程度；
原料油反应器1和轻烃反应器2内各自反应过的待生催化剂分别通过原料油反应器气固旋风分离器34和轻烃反应器气固旋风分离器33，从油气中分离出去，进入沉降器3下方的汽提器4，在第一汽提区41内进行汽提；部分轻烃反应器气固分离器33分离出的催化剂先进入第二汽提区42，从第二汽提区42经第二汽提区出口管43引出部分催化剂即轻烃待生剂43A，由轻烃待生剂入口管15返回原料油反应器1，与原料油反应器再生剂52A混合，用于催化原料油的反应；剩余轻烃待生剂43A进入汽提器4的第一汽提区41，汽提，被汽提后的待生剂12A经待生立管12、再生器待生剂入口管51进入再生器5再生。
实施方式三：
如图3所示，新鲜原料油13被蒸汽LS雾化后，经催化原料油入口管14进入原料油反应器1，与经原料油反应再生斜管11再生器5送来的原料油反应器再生剂52A接触后被气化，并在蒸汽LS或干气GAS的提升下，沿提升管反应器向上流动完成催化裂化反应，原料油反应产物31A即反应油气在沉降器3内经原料油反应器气固旋风分离器34分离出夹带的催化剂后沿原料油反应产物出口管31流出沉降器3，催化剂进入第一汽提区41；具体实施时，作为原料油反应器的进料，C4在催化原料油入口管14下方进入原料油反应器1先与原料油反应器再生剂52A接触；
轻烃反应器2自下而上包含输送分配区26和提高温度的催化裂化反应区26A，还设有输送管27，输送分配区26采用管式气固输送床，催化裂化反应区26A采用流化床条件；
轻烃反应器2和原料油反应器1共用沉降器3，在沉降器3设置独立的轻烃反应产物出口管32、轻烃反应器气固旋风分离器33和第二汽提区42；
以原料油反应器自产汽油作为液态轻烃原料24，经蒸汽LS雾化后由轻烃入口管25在输送分配区26进入轻烃反应器2；轻烃反应后的催化剂22A从中部的催化裂化反应区26A自轻烃反应后的催化剂出口22由轻烃反应后的催化剂入口管23返回输送分配区26，同时，从再生剂去轻烃反应器第二出口管53B从再生器5引出部分再生剂，由输送分配区再生剂入口管28引入输送分配区26，与轻烃反应后的催化剂22A混合得到混合催化剂，并与管式输送过程中的轻烃24接触，实现气化和向上流动进入催化裂化反应区26A，与经再生剂去轻烃反应器出口管53再生器5送来的轻烃反应器再生剂53A接触，实现轻烃反应器需要的热量、提高催化裂化反应区内物流的温度，使轻烃气体在催化裂化反应区26A进行催化裂化反应，反应温度由轻烃反应器再生剂53A的量控制；
轻烃反应产物和催化剂向上经输送管27进入沉降器3，经轻烃反应器气固旋风分离器33分离出夹带的催化剂，与原料油反应产物31A混合，沿原料油反应产物出口管31流出沉降器3；原料油反应器1和轻烃反应器2内各自反应过的待生催化剂分别通过原料油反应器气固旋风分离器34和轻烃反应器气固旋风分离器33，从油气中分离出去，进入沉降器3下方的汽提器4，在第一汽提区41内进行汽提；部分轻烃反应器气固分离器33分离出的催化剂先进入第二汽提区42，从第二汽提区42经第二汽提区出口管43引出部分催化剂即轻烃待生剂43A，由轻烃待生剂入口管15返回原料油反应器1，与原料油反应器再生剂52A混合，用于催化原料油的反应；剩余轻烃待生剂43A进入汽提器4的第一汽提区41，汽提，被汽提后的待生剂12A经待生立管12、再生器待生剂入口管51进入再生器5再生。
实施方式四：
如图4所示，新鲜原料油13被蒸汽LS雾化后，经催化原料油入口管14进入原料油反应器1，与经原料油反应再生斜管11再生器5送来的原料油反应器再生剂52A接触后被气化，并在蒸汽LS或干气GAS的提升下，沿提升管反应器向上流动完成催化裂化反应，原料油反应产物31A即反应油气在沉降器3内经原料油反应器气固旋风分离器34分离出夹带的催化剂后沿原料油反应产物出口管31流出沉降器3，催化剂进入第一汽提区41；C4在催化原料油入口管14下方进入原料油反应器1先与原料油反应器再生剂52A接触；
轻烃反应器2自下而上包含输送分配区26和提高温度的催化裂化反应区26A，还设有输送管27，输送分配区26采用管式气固输送床，催化裂化反应区26A采用流化床条件；
轻烃反应器2和原料油反应器1共用沉降器3，在沉降器3设置独立的轻烃反应产物出口管32、轻烃反应器气固旋风分离器33和第二汽提区42；再生器5采用逆流两段再生方式，半再生区55和再生区54上下布置，半再生区55在上方，再生区54在下方；
以原料油反应器自产汽油作为液态轻烃原料24，经蒸汽LS雾化后由轻烃入口管25在输送分配区26进入轻烃反应器2；从第二汽提区42引出的轻烃待生剂43A自轻烃待生剂入口管23B进入输送分配区26，与管式输送过程中的轻烃24接触，实现气化和向上流动进入催化裂化反应区26A，与经半再生剂去轻烃反应器出口管55A再生器5送来的轻烃反应器半再生剂55B接触，实现轻烃反应器需要的热量、提高催化裂化反应区内物流的温度，使轻烃气体在催化裂化反应区26A进行催化裂化反应；
轻烃反应产物32A和催化剂向上经输送管27进入沉降器3，经轻烃反应器气固旋风分离器33分离出夹带的催化剂，然后从轻烃反应产物出口管32流出沉降器3，不与原料油反应产物31A混合；
原料油反应器1和轻烃反应器2内各自反应过的待生催化剂分别通过原料油反应器气固旋风分离器34和轻烃反应器气固旋风分离器33，从油气中分离出去，进入沉降器3下方的汽提器4，在第一汽提区41内进行汽提；部分轻烃反应器气固分离器33分离出的催化剂先进入第二汽提区42，从第二汽提区42经第二汽提区出口管43引出部分催化剂即轻烃待生剂43A，由轻烃待生剂入口管23B返回轻烃反应器2，用于使轻烃原料24气化；剩余轻烃待生剂43A进入汽提器4的第一汽提区41，汽提，被汽提后的待生剂12A经待生立管12、再生器待生剂入口管51进入再生器5再生。
本发明方法中，当轻烃为气态，即轻烃气体进料时，且轻烃反应后的催化剂或待生剂不返回输送分配区(即轻烃气体不输送催化剂)时，可以很方便的使用分布管(即管式分配器)实现轻烃气体的分配，其气体分配情况如图5所示，分布管26C是气固反应器中常用的分布器，气态轻烃24A在蒸汽LS输送下沿输送分配区26向上进入分布管26C，从而分配到催化裂化反应区26A中，与轻烃反应后的催化剂22A和轻烃反应器再生剂53A接触进行反应，反应温度由轻烃反应器再生剂的量控制，催化剂藏量由轻烃反应后的催化剂的量控制。本发明方法中，需要注意的是，当输送分配区内有催化剂时，即当轻烃气体输送催化剂一起进入催化裂化反应区时，因磨损和分配均匀性问题，一般不使用分布管，而应使用分布板进行气体分配。
实施例：
本实施例使用的装置见图2；
原料油反应：
催化原料油为：150t/h重油，性质见表1；重油预热280℃；原料油反应器为提升管形式，来自再生器的680℃再生剂和来自第二汽提区的烃烃待生剂在输送分配区底部(即预提升区)混合后与催化原料油接触，催化剂的混合温度640℃，原料油反应器出口温度510℃，反应时间1.4s；
轻烃反应：
以汽油为轻烃原料，轻烃反应器即为汽油反应器，汽油反应器催化裂化反应区为循环流化床形式，反应原料为原料油反应自产汽油，50t/h，汽油液相进料。汽油反应器采用560℃的汽油反应后的催化剂气化，气化温度350℃，来自再生器的680℃再生剂进入催化裂化反应区的循环流化床内，循环流化床温度560℃，重时空速4(1/h)，油气流速1.3m/s，停留时间3.5s。原料油反应油气经分馏得到的回炼油在催化裂化反应区出口进入输送管，继续反应，同时降低轻烃后反应速率，输送管出口温度500℃。再生器再生温度680℃；
两反应器共用一个沉降器，汽油反应产物和原料油反应产物从独立的管线分别送入汽油产物分馏塔和原料油产物分馏塔。
实施例反应条件及产物分布如表2所示。
对比例：
使用常规催化裂化工艺，即采用一个原料油反应器进行催化原料油裂化，原料油性质同表1；对比例反应条件及产物分布如表2所示。
从表2的对比结果可以看出，本发明与常规催化工艺相比：转化率增加了4.28个百分点，低价值产品如干气和焦炭产率明显下降，高价值产品如烯烃、液化气和汽油产率明显提高，其中干气产率下降了1.35个百分点，焦炭产率降低1.73个百分点，总烯烃产率增加13.95个百分点，丙烯产率增加了6.89个百分点。可见，本发明大幅的增加了丙烯产率，干气和焦炭产率大幅下降，提高了丙烯选择性。
表1催化原料油性质
项目 数据
密度g/cm<sup>3</sup>(20℃) 0.9035
残碳，w％ 0.62
氢含量，w％ 12.56
硫含量，w％ 0.31
氮含量，w％ 0.16
馏程，℃ 256～545
表2实施例与已有技术对比
项目 实施例 对比例
原料油提升管出口温度 510 520
轻烃流化床反应温度 560
再生温度 680 680
产物分布％
干气(H<sub>2</sub>～C2) 2.1 4.45
液化气(C3～C4) 33.8 18.34
汽油 29.2 40.84
柴油 26.5 26.04
焦炭 8 9.73
损失 0.4 0.6
转化率 89.5 85.22
总烯烃产率 28.6 14.65

Claims (9)

1.一种多产丙烯的催化转化方法，设置原料油反应器（1）和轻烃反应器（2）；其特征在于：
催化原料油（13）由蒸汽雾化后进入原料油反应器（1），与来自再生器（5）的再生剂或再生剂与轻烃待生剂的混合催化剂接触，随即气化和进行催化裂化反应，原料油反应产物（31A）在沉降器（3）内经旋风分离器分离出夹带的催化剂后流出沉降器（3）；
轻烃反应器（2）自下而上包含输送分配区（26）和提高温度的催化裂化反应区（26A），轻烃（24）在输送分配区（26）进入轻烃反应器（1）；轻烃气体在催化裂化反应区（26A）进行催化裂化反应，所述催化裂化反应区（26A）采用流化床或循环流化床条件；来自再生器的催化剂进入催化裂化反应区（26A），提供轻烃反应器（2）需要的热量、提高催化裂化反应区26A内物流的温度后使轻烃进行催化裂化反应，反应温度由来自再生器的催化剂量控制；轻烃反应后的催化剂或轻烃待生剂从轻烃反应器（2）中部的催化裂化反应区（26A）或底部的输送分配区（26）返回轻烃反应器（2）；
轻烃为液态时，轻烃反应采用催化剂双循环方法，轻烃（24）在输送分配区（26）实现气化，该区成为轻烃气化区，实现气化的催化剂即气化催化剂进入输送分配区（26），来自再生器的催化剂进入催化裂化反应区（26A）；轻烃（24）在雾化喷嘴内被蒸汽雾化后进入输送分配区（26）或轻烃气化区与气化催化剂接触，轻烃（24）先在比催化裂化反应区（26）低的温度条件下气化，然后在催化裂化反应区（26A）与来自再生器的催化剂接触提高温度，并进行催化裂化反应；输送分配区（26）或轻烃气化区采用气固输送床或管式气固输送床条件；当输送分配区（26）采用管式气固输送床时，轻烃（24）在管式输送过程中与催化剂直接接触气化。
2.如权利要求1所述的多产丙烯的催化转化方法，其特征在于，来自再生器的催化剂直接进入催化裂化反应区（26A）的流化床或循环流化床，提高催化裂化反应区（26A）的催化剂和油气的温度并进行轻烃催化裂化反应，或来自再生器的催化剂先降温后再进入流化床或循环流化床进行轻烃催化裂化反应。
3.如权利要求1所述的多产丙烯的催化转化方法，其特征在于，进入输送分配区（26）的催化剂或气化催化剂为轻烃反应后的催化剂或轻烃待生剂，或来自再生器的催化剂，或轻烃反应催化剂或轻烃待生剂与来自再生器的催化剂的混合催化剂。
4.如权利要求3所述的多产丙烯的催化转化方法，其特征在于，进入输送分配区（26）的催化剂为轻烃待生剂。
5.如权利要求1所述的多产丙烯的催化转化方法，其特征在于,所述再生器（5）采用逆流两段再生方式，进入所述催化裂化反应区（26A）的所述来自再生器的催化剂，来自再生器（5）的半再生区，为半再生剂。
6.如权利要求1所述的多产丙烯的催化转化方法，其特征在于, 使部分轻烃或原料油反应产物中的回炼油或加氢后的催化裂化柴油在所述催化裂化反应区（26A）出口或在轻烃反应器（2）的输送管（27）进入轻烃反应器（2），利用催化裂化反应区（26A）物流的热量和催化剂实现该部分物流的反应，同时降低催化裂化反应区（26A）中轻烃反应产物的后反应程度。
7.如权利要求1所述的多产丙烯的催化转化方法，其特征在于,所述轻烃（24）选自C4、重催化汽油、直馏石脑油、催化轻汽油、焦化汽油时，根据裂化难易程度采用分级进料反应，分级进料顺序自下而上依次为C4、重催化汽油、直馏石脑油、催化轻汽油、焦化汽油。
8.如权利要求1所述的多产丙烯的催化转化方法，其特征在于, 当输送分配区（26）不进入催化剂时，轻烃（24）以气态进入输送分配区（26），然后再进入催化裂化反应区（26A）的流化床或循环流化床，轻烃反应后的催化剂或待生剂在流化床或循环流化床区进入轻烃反应器（2）。
9.如权利要求1所述的多产丙烯的催化转化方法，轻烃反应产物（32A）流出沉降器（3）后先与待反应的液态轻烃换热，使待反应的液态轻烃气化同时将轻烃反应产物（32A）降温；所述换热使用立式管壳式换热器，高温轻烃反应产物（32A）在管程内流动，待反应的液态轻烃在壳程内流动；轻烃反应产物（32A）从换热器上方进入从下方流出，待反应液态轻烃则在换热器壳体内自下向上流动。
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