CN111040812A - 一种低碳烯烃和轻芳烃的生产方法和系统 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种低碳烯烃和轻芳烃的生产方法和系统，该方法包括：将重油原料引入第一催化裂化反应器中与第一催化裂化催化剂接触并进行第一催化裂化反应，得到第一反应产物和第一待生催化剂；将第一反应产物和第一待生催化剂进行第一油剂分离，将第一油剂分离所得催化剂进行烧焦再生，所得反应产物分离出中间馏分油；将所得中间馏分油与加氢处理催化剂接触并进行加氢处理，得到加氢馏分油；将所得加氢馏分油引入第二催化裂化反应器中与第二催化裂化催化剂接触并进行第二催化裂化反应，得到第二反应产物和第二待生催化剂。本发明的方法能够多产低碳烯烃和轻芳烃。

Description

一种低碳烯烃和轻芳烃的生产方法和系统
技术领域
本发明涉及一种低碳烯烃和轻芳烃的生产方法和系统。
背景技术
乙烯、丙烯是重要的有机化工原料，据分析，2015年我国乙烯产量为1714.50万吨，表观消费量为1866.07万吨，同比均增长约0.6％；我国丙烯产量和消费量持续增长，2016年丙烯产量达2261万吨，同比增长13.63％；消费量2587万吨，同比增长19.3％，消费量增速高出产量增速约6个百分点。供需格局相对紧张，决定了每年对进口丙烯的需求。BTX(苯、甲苯、二甲苯)是重要的石化基础产品，是合成橡胶，合成纤维和合成树脂等多种化工产品的重要原料，甲苯和二甲苯还可以作为汽油辛烷值添加剂。受中国涤纶、聚酯和PTA行业的持续拉动，全球芳烃产业链增长集中于东北亚地区，三苯需求量持续上升。
随着原油的重质化和劣质化加剧，从轻质油中生产乙烯、丙烯的技术优势和经济性将会受得极大的挑战。催化裂解技术是炼油化工一体化的重要桥梁，通过工艺改进和催化剂改进，在多产低碳烯烃的基础上增产BTX以满足质量要求不断提高的化工原料生产需求，无疑具有重要现实意义。
CN101362960A提出将馏程为160-260℃的馏分原料与常规催化裂化催化剂接触，在流化床反应器内进行裂化反应，反应油气经分离得到目的产物高辛烷值汽油。该方法提高了汽油的辛烷值和产率，同时副产部分小分子烯烃如乙烯和丙烯。
CN101362669A公开了一种制取乙烯、丙烯和芳烃的催化转化方法，该方法将不同裂化性能的烃类原料与催化裂解催化剂接触，在流化床反应器内进行裂化反应，分离待生催化剂和反应油气，待生催化剂经再生后返回反应器，分离反应油气，经分离得到目的产物低碳烯烃和芳烃，其中160～260℃馏分作为循环物料返回催化裂解，乙烷、丙烷、丁烷与进入蒸汽裂解进一步生产乙烯、丙烯。该方法从重质原料最大限度地生产乙烯、丙烯等低碳烯烃，乙烯和丙烯的产率都在20重％以上，同时联产甲苯与二甲苯等芳烃。
CN101362963A公开了一种多产丙烯同时制取芳烃的催化转化方法，该方法将不同裂化性能的烃类原料与催化裂解催化剂接触，在流化床反应器内进行裂化反应，分离待生催化剂和反应油气，待生催化剂经再生后返回反应器，分离反应油气，经分离得到目的产物低碳烯烃和芳烃和再裂化的原料。该方法从重质原料最大限度地生产丙烯等低碳烯烃，其中丙烯的产率为40重％以上，同时联产甲苯与二甲苯等芳烃，预料不到的是干气产率降低幅度高达80重％以上。
CN101362959A提出将难裂化的原料先与热再生催化剂接触，再与易裂化的原料油混合后进行裂化反应，得到目的产物丙烯和高辛烷值汽油及再裂化的原料，再裂化的原料包含馏程为180-260℃的馏分、重芳烃抽余油。该方法丙烯的产率和选择性大幅增加，汽油产率和辛烷值明显地提高，干气产率降低幅度高达80重％以上。
CN101531923A提出将难裂化的原料先与热再生催化转化催化剂接触，反应物流再与易裂化的原料油混合反应，得到丙烯和汽油，将>260℃的馏分经加氢处理所得的加氢重油作为原料油。该方法提高了丙烯产率和选择性，且高辛烷值汽油产率增加，干气产率降低，液体收率大幅度增加。
CN101760227A提出不同裂化性能的原料油进入第一提升管反应器的不同反应区与催化转化催化剂接触进行裂化反应，得到包含丙烯、汽油、再裂化原料的产物，其中，再裂化原料送入第二提升管反应器内，两个提升管反应器的待生催化剂在同一个再生器中烧焦再生后分别返回两个提升管反应器。该方法丙烯和汽油产率明显地增加，汽油辛烷值明显地改善，在丙烯产率大幅度增加的情况下，干气产率明显地降低，可降低达80重量％以上。
CN1721510A公开了一种生产低碳烯烃和芳烃的方法和装置，该方法将加氢尾油经催化裂解，分离催化裂解反应油气得到C2-C3、乙烯、丙烯、C4-C5、石脑油、LCO等，其中C4-C5循环回催化裂解装置、LCO返回至加氢处理装置，石脑油与蒸汽裂解石脑油依次经选择性加氢、溶剂抽提后得到提余油和目的产物之一芳烃，其中提余油与加氢C2-C4、加氢石脑油、催化裂解C2-C3一起去蒸汽裂解，分离反应油气得到乙烯、丙烯、C2-C3、C4-C5、蒸汽裂解石脑油等，C2-C3循环回蒸汽裂解装置、C4-C5返回至催化裂解装置。
从上述专利申请所公开的技术可以看出，现有的烃类生产低碳烯烃技术的开发主要集中于重质油催化裂化技术方面，并未最大化丙烯的生产，为了满足日益增长的低碳烯烃和轻芳烃的需求，有必要开发一种以常规重油为原料、通过产物加氢处理回炼最大限度地转化为低碳烯烃和轻芳烃等化工原料的方法，以提高过程选择性、高效地利用石油资源。
发明内容
本发明的目的是提供一种低碳烯烃和轻芳烃的生产方法和系统，本发明的方法能够多产低碳烯烃和轻芳烃。
为了实现上述目的，本发明提供一种低碳烯烃和轻芳烃的生产方法，该方法包括：
将重油原料引入第一催化裂化反应器中与第一催化裂化催化剂接触并进行第一催化裂化反应，得到第一反应产物和第一待生催化剂；
将第一反应产物和第一待生催化剂进行第一油剂分离，将第一油剂分离所得催化剂进行烧焦再生，所得反应产物分离出馏程为190-230℃的中间馏分油；
将所得中间馏分油与加氢处理催化剂接触并进行加氢处理，得到加氢馏分油；
将所得加氢馏分油引入第二催化裂化反应器中与第二催化裂化催化剂接触并进行第二催化裂化反应，得到第二反应产物和第二待生催化剂；
将第二反应产物和第二待生催化剂进行第二油剂分离，将第二油剂分离所得催化剂进行烧焦再生。
可选的，所述加氢处理的条件包括：氢分压为4.0-20.0兆帕，反应温度为300-450℃，体积空速为2.0-10.0小时-1，氢油体积比为200-1600标准立方米/立方米；
所述加氢处理催化剂包括载体和负载在载体上的活性金属组分，所述活性金属组分为第VIB族金属和/或第VIII族非贵金属。
可选的，所述第VIB族金属为钼和/或钨，所述第VIII族非贵金属为镍和/或钴，所述加氢处理催化剂中活性金属组分的含量为20-60重量％。
可选的，所述第一催化裂化反应器和第二催化裂化反应器均为提升管反应器。
可选的，所述第一催化裂化反应器为变径提升管反应器，所述变径提升管反应器包括位于下方的第一反应区和位于上方的第二反应区，所述第二反应区的内直径大于第一反应区的内直径。
可选的，所述第二反应区的内直径与第一反应区内直径的比例为1.2-3。
可选的，所述第一反应区的条件包括：反应温度为460-650℃，反应时间为1-2.4秒，反应压力为0.05-1兆帕，剂油重量比为1-50；
所述第二反应区的条件包括：反应温度为450-600℃，反应时间为2.5-10秒，反应压力为0.05-1兆帕，剂油重量比为1-50。
可选的，所述第二催化裂化反应器的反应条件包括：反应温度为460-720℃，反应时间为1-10秒，反应压力为0.05-1兆帕，剂油比为1-50，回炼中间馏分油占重油原料的比例为5-50重量％。
可选的，所述第一油剂分离和第二油剂分离在同一个油剂分离设备中进行。
可选的，所述重油原料包括石油烃和/或其它矿物油，所述石油烃选自汽油、柴油、减压蜡油、常压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、减压渣油、常压渣油、抽提油和劣质回炼油中的一种或多种，所述其它矿物油选自煤液化油、油砂油和页岩油中的一种或多种。
可选的，以所述第一催化裂化催化剂的总重量为基准，所述第一催化裂化催化剂包括15-65重量％的天然矿物质、10-30重量％的无机氧化物、以及25-75重量％的Y沸石和β沸石，Y沸石和β沸石的重量比为(0.25-40)：1；
以所述第二催化裂化催化剂的总重量为基准，所述第二催化裂化催化剂包括15-65重量％的天然矿物质、10-30重量％的无机氧化物、以及25-75重量％的Y沸石和β沸石，Y沸石和β沸石的重量比为(0.25-40)：1。
可选的，所述天然矿物质选自高岭土、多水高岭土、蒙脱土、硅藻土、凸凹棒石、海泡石、埃洛石、水滑石、膨润土以及累托土中的一种或多种；
所述无机氧化物选自氧化硅、氧化铝、氧化锆、氧化钛和无定形硅铝中的一种或多种；
所述Y沸石为含稀土的DASY分子筛和/或REY分子筛；
所述β沸石为经含磷化合物改性的β沸石，所述含磷化合物选自磷酸、磷酸氢铵、磷酸二氢铵和磷酸铵中的一种或多种，以P2O5计并以催化剂的干基重量为基准，所述催化剂的磷含量为0.1-15重量％。
本发明还提供一种低碳烯烃和轻芳烃的生产系统，该系统包括第一催化裂化反应器、第二催化裂化反应器、第一油剂分离设备、第二油剂分离设备、产物分离设备、再生器和加氢处理反应器；
所述第一催化裂化反应器设置有重油原料入口、催化剂入口和油剂出口，所述第二催化裂化反应器设置有催化剂入口、加氢馏分油入口和油剂出口，所述第一油剂分离设备设置有油剂入口、催化剂出口和反应产物出口，所述第二油剂分离设备设置有油剂入口、催化剂出口和反应产物出口，所述产物分离设备设置有油气入口和中间馏分油出口；所述再生器设置有催化剂入口和催化剂出口；所述加氢处理反应器设置有原料入口和加氢馏分油出口；
所述第一催化裂化反应器和第二催化裂化反应器的催化剂入口与所述再生器的催化剂出口连通，所述第一催化裂化反应器的油剂出口与所述第一油剂分离设备的油剂入口连通，所述第二催化裂化反应器的油剂出口与所述第二油剂分离设备的油剂入口连通，所述第二催化裂化反应器的加氢馏分油入口与所述加氢处理反应器的加氢馏分油出口连通，所述第一油剂分离设备和第二油剂分离设备的催化剂出口与所述再生器的催化剂入口连通，所述第一油剂分离设备和第二油剂分离设备的反应产物出口与所述产物分离设备的油气入口连通，所述产物分离设备的中间馏分油出口与所述加氢处理反应器的原料入口连通。
可选的，所述第一催化裂化反应器和第二催化裂化反应器均为提升管反应器。
可选的，所述第一催化裂化反应器为变径提升管反应器，所述变径提升管反应器包括位于下方的第一反应区和位于上方的第二反应区，所述第二反应区的内直径大于第一反应区的内直径；
所述第二反应区的内直径与第一反应区内直径的比例为1.2-3。
可选的，所述第一油剂分离设备和第二油剂分离设备为同一个油剂分离设备。
本发明提供的方法可以有效提高乙烯、丙烯等低碳烯烃以及轻芳烃的产率。而且，本发明提供的方法，使得石化企业可以采用催化加工方法从各类矿物油最大限度地生产化工原料，促进了石化企业从炼油向化工的转型发展，提高了石化行业的经济效益和社会效益。
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是本发明方法一种具体实施方式的流程示意图，也是本发明系统一种具体实施方式的结构示意图。
附图标记说明
1第一提升管第一反应区 2第一提升管第二反应区 3旋风分离器
4沉降器 5再生器 6脱气罐
7第二提升管反应器 8汽提器 9管线
10管线 11管线 12管线
13待生滑阀 14管线 15管线
16管线 17管线 18再生滑阀
19管线 20管线 21管线
22管线 23管线 24再生滑阀
25管线 26管线 27空气分配器
28旋风分离器 29烟气管道
具体实施方式
以下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。
本发明提供一种低碳烯烃和轻芳烃的生产方法，该方法包括：
将重油原料引入第一催化裂化反应器中与第一催化裂化催化剂接触并进行第一催化裂化反应，得到第一反应产物和第一待生催化剂；
将第一反应产物和第一待生催化剂进行第一油剂分离，将第一油剂分离所得催化剂进行烧焦再生，所得反应产物分离出馏程为190-230℃的中间馏分油；
将所得中间馏分油与加氢处理催化剂接触并进行加氢处理，得到加氢馏分油；
将所得加氢馏分油引入第二催化裂化反应器中与第二催化裂化催化剂接触并进行第二催化裂化反应，得到第二反应产物和第二待生催化剂；
将第二反应产物和第二待生催化剂进行第二油剂分离，将第二油剂分离所得催化剂进行烧焦再生。
本发明中馏程为190-230℃的中间馏分油，也可以称为馏程范围在190-230℃之间的馏分油，是指初馏点大于等于190℃而终馏点小于等于230℃的馏分，例如该馏分的初馏点可以为190℃、195℃、200℃或205℃等温度，终馏点可以是230℃、225℃、220℃或215℃等温度。
根据本发明，所述加氢处理的条件可以包括：氢分压为4.0-20.0兆帕，反应温度为300-450℃，体积空速为2.0-10.0小时-1，氢油体积比为200-1600标准立方米/立方米；所述加氢处理催化剂可以包括载体和负载在载体上的活性金属组分，所述活性金属组分可以为第VIB族金属和/或第VIII族非贵金属。所述第VIB族金属可以为钼和/或钨，所述第VIII族非贵金属可以为镍和/或钴，所述加氢处理催化剂中活性金属组分的含量可以为20-60重量％。
本发明提供的方法可以在本领域常规的反应器中进行，例如，第一催化裂化反应器可以选自提升管反应器、等线速的流化床反应器、等直径的流化床反应器、上行式输送线、下行式输送线中的一种或者两种以上的组合，所述组合包括串联和/或并联。所述的第二催化裂化反应器可以是常规提升管反应器，也可采用变径提升管反应器，或带有流化床的提升管反应器，或其他形式提升管反应器。根据本发明的一种优选实施方式，所述方法在提升管反应器中实施，也即所述第一催化裂化反应器和第二催化裂化反应器均为提升管反应器，所述第一提升管反应器优选具有第一反应区和第二反应区，更优选地，在所述第一提升管反应器中，第一反应区与第二反应区的高度之比为0.1-1：1，更优选为0.2-0.8：1。进一步优选地，所述第一催化裂化反应器为变径提升管反应器，例如可以为专利申请CN1237477A中描述的变径提升管反应器，所述变径提升管反应器包括位于下方的第一反应区和位于上方的第二反应区，所述第二反应区的内直径大于第一反应区的内直径。所述第二反应区的内直径与第一反应区内直径的比例为1.2-3，优选为1.5-2。
在本发明中，所述方法还可以包括：将所述第一催化裂化反应器和第二催化裂化反应器的反应物料进行气固分离，将分离出的反应产物进一步分离得到乙烯、丙烯等低碳烯烃、轻芳烃、馏程为190-230℃的中间馏分油以及其他产物，将分离出的待生催化剂进行再生，并将再生催化剂返回反应器中循环使用。所述气固分离的过程可以在旋风分离器中进行，具体地，所述气固分离过程一般是：首先将待生催化剂与反应产物分离，然后将得到的反应产物经后续的分离系统分离干气、液化气、汽油和柴油等馏分，然后将干气和液化气经气体分离设备进一步分离得到甲烷、乙烯、丙烯、C2-C3烷烃、混合C4组分等，从反应产物中分离乙烯、丙烯、轻芳烃、中间馏分油等方法可以采用本领域常规技术方法，本发明对此没有限制，在此不详细描述。
根据本发明，再生的过程可以根据本领域常规的催化剂再生方法实施，例如，再生方法可以包括：从再生器的底部引入含氧气体(如空气)，含氧气体引入再生器后，待生催化剂与氧气接触烧焦再生，催化剂烧焦再生后生成的烟气在再生器上部气固分离，烟气可以进入后续能量回收系统。所述待生催化剂的再生条件可以为本领域常规的操作条件，例如可以包括：温度为550-750℃，优选为600-730℃，进一步优选为650-700℃；气体表观线速为0.5-3米/秒，优选为0.8-2.5米/秒，更优选为1-2米/秒；待生催化剂平均停留时间为0.6-3分钟，优选为0.8-2.5分钟，更优选为1-2分钟。
在本发明中，所述方法还可以包括：将再生催化剂进行汽提，以脱去气体等杂质。所述汽提的过程可以采用水蒸气进行汽提。
在本发明中，所述方法还可以包括：任选地将分离得到的某一种或多种产物返回到所述第一催化裂化反应器进行反应。
根据本发明，所述第一反应区的条件可以包括：反应温度为460-650℃，优选为480-630℃，反应时间为1-2.4秒，优选为1-2秒，反应压力为0.05-1兆帕，剂油重量比为1-50，优选为5-30；所述第二反应区的条件包括：反应温度为450-600℃，优选为480-580℃，反应时间为2.5-10秒，优选为2.5-6秒，反应压力为0.05-1兆帕，剂油重量比为1-50，优选为5-30。所述第二催化裂化反应器的反应条件包括：反应温度为460-720℃，优选为480-630℃，反应时间为1-10秒，优选为1-6秒，反应压力为0.05-1兆帕，剂油比为1-50，优选为5-30，回炼中间馏分油占重油原料的比例为5-50重量％。
在本发明中，当所述第一催化裂化反应器和第二催化裂化反应器为提升管反应器时，反应温度是指提升管反应器或者提升管反应器的某个反应区的出口温度，反应压力是指表压。
根据本发明，所述第一油剂分离和第二油剂分离在同一个油剂分离设备中进行，也可以在两个油剂分离设备中进行。
根据本发明，所述重油原料是本领域技术人员所熟知的，例如可以包括石油烃和/或其它矿物油，所述石油烃可以选自汽油、柴油、减压蜡油、常压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、减压渣油、常压渣油、抽提油和劣质回炼油中的一种或多种，所述其它矿物油可以选自煤液化油、油砂油和页岩油中的一种或多种。
根据本发明，催化裂化催化剂是本领域技术人员所熟知的，例如以所述第一催化裂化催化剂的总重量为基准，所述第一催化裂化催化剂可以包括15-65重量％的天然矿物质、10-30重量％的无机氧化物、以及25-75重量％的Y沸石和β沸石，Y沸石和β沸石的重量比可以为(0.25-40)：1；以所述第二催化裂化催化剂的总重量为基准，所述第二催化裂化催化剂可以包括15-65重量％的天然矿物质、10-30重量％的无机氧化物、以及25-75重量％的Y沸石和β沸石，Y沸石和β沸石的重量比可以为(0.25-40)：1。所述天然矿物质可以选自高岭土、多水高岭土、蒙脱土、硅藻土、凸凹棒石、海泡石、埃洛石、水滑石、膨润土以及累托土中的一种或多种；所述无机氧化物可以选自氧化硅、氧化铝、氧化锆、氧化钛和无定形硅铝中的一种或多种；所述Y沸石可以为含稀土的DASY分子筛和/或REY分子筛；所述β沸石为经含磷化合物改性的β沸石，所述含磷化合物可以选自磷酸、磷酸氢铵、磷酸二氢铵和磷酸铵中的一种或多种，以P2O5计并以催化剂的干基重量为基准，所述催化剂的磷含量可以为0.1-15重量％，优选为1-13重量％。
根据本发明的一种优选实施方式，当所述方法在提升管反应器中进行时，该方法包括如下步骤：
重油原料进入第一提升管反应器的第一反应区，与来自再生器的再生催化剂接触，进行第一催化裂化反应，油剂混合物料沿提升管继续上行，进入第一提升管反应的第二反应区进行第二催化裂化反应，反应产物和待生催化剂进入沉降器进行气固分离。分离出的反应产物引出装置，进一步分离得到低碳烯烃、轻芳烃、中间馏分油及其他产物；中间馏分油经过加氢后，进入第二提升管反应器与再生催化剂接触反应，反应产物和待生催化剂与第一提升管反应器第二反应区的反应产物与待生催化剂的混合物混合后，进入沉降器进行气固分离。分离出的待生催化剂经汽提后进入催化剂再生器中烧焦再生，再生催化剂一部分返回第一提升管反应器中循环使用，一部分返回第二提升管反应器中循环使用。
本发明还提供一种重油原料的加工系统，该系统包括第一催化裂化反应器、第二催化裂化反应器、第一油剂分离设备、第二油剂分离设备、产物分离设备、再生器和加氢处理反应器；
所述第一催化裂化反应器设置有重油原料入口、催化剂入口和油剂出口，所述第二催化裂化反应器设置有催化剂入口、加氢馏分油入口和油剂出口，所述第一油剂分离设备设置有油剂入口、催化剂出口和反应产物出口，所述第二油剂分离设备设置有油剂入口、催化剂出口和反应产物出口，所述产物分离设备设置有油气入口和中间馏分油出口；所述再生器设置有催化剂入口和催化剂出口；所述加氢处理反应器设置有原料入口和加氢馏分油出口；
所述第一催化裂化反应器和第二催化裂化反应器的催化剂入口与所述再生器的催化剂出口连通，所述第一催化裂化反应器的油剂出口与所述第一油剂分离设备的油剂入口连通，所述第二催化裂化反应器的油剂出口与所述第二油剂分离设备的油剂入口连通，所述第二催化裂化反应器的加氢馏分油入口与所述加氢处理反应器的加氢馏分油出口连通，所述第一油剂分离设备和第二油剂分离设备的催化剂出口与所述再生器的催化剂入口连通，所述第一油剂分离设备和第二油剂分离设备的反应产物出口与所述产物分离设备的油气入口连通，所述产物分离设备的中间馏分油出口与所述加氢处理反应器的原料入口连通。
根据本发明，所述第一催化裂化反应器和第二催化裂化反应器均可以为提升管反应器。
根据本发明，所述第一催化裂化反应器可以为变径提升管反应器，所述变径提升管反应器可以包括位于下方的第一反应区和位于上方的第二反应区，所述第二反应区的内直径可以大于第一反应区的内直径；所述第二反应区的内直径与第一反应区内直径的比例可以为1.2-3。
根据本发明，所述第一油剂分离设备和第二油剂分离设备可以为同一个油剂分离设备。
以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。
如图1所示，来自再生器5的再生催化剂经过管线16进入脱气罐6由来自管线25的汽提气，脱气后气体经管线15返回再生器，脱气后催化剂由管线17经过再生滑阀18进入第一提升管反应器底部预提升段，在来自管线9的预提升蒸汽的作用下沿第一提升管反应器上行；重油原料经管线10和雾化蒸汽经管线11进入第一提升管反应器第一反应区1底部，与再生催化剂接触进行第一催化裂化反应，油剂混合物料沿第一提升管第一反应区1上行，进入第一提升管反应器第二反应区2进行反应，反应产物和待生催化剂进入沉降器4进行气固分离，分离出的反应产物经管线12引出系统，进一步分离得到低碳烯烃、轻芳烃、中间馏分油及其他产物；分离出的待生催化剂在汽提器8经来自管线19的汽提蒸汽汽提后沿管线14经过待生滑阀13进入催化剂再生器5中，来自管线26的空气从再生器底部进入并经空气分配器27分配后与待生催化剂接触逆流烧焦再生，再生烟气经旋风分离器28分离出夹带的催化剂后从烟气管道29排出，再生催化剂返回反应器中循环使用。中间馏分油经过加氢后，得到的加氢馏分油沿管线21与来自管线22的雾化蒸汽一起进入第二提升管反应器7；经脱气罐脱气的再生催化剂由管线23经过再生滑阀24进入第二提升管反应器7底部预提升段，在来自管线20的预提升蒸汽作用下，沿第二提升管反应器7上行，与加氢馏分油接触进行反应，反应产物和待生催化剂的混合物料进入沉降器4，与第一提升管反应器的反应产物和待生催化剂混合，在旋风分离器3中进行气固分离。
下面将通过实施例对本发明作进一步说明，但并不因此而限制本发明。实施例与对比例所使用的重油原料性质列于表1中。对比例2和实施例3所用的催化剂是常规的催化裂化专用催化剂，商品牌号为MMC-2。实施例中加氢处理固定床反应器内装填的加氢处理催化剂商业牌号为RN-32V，由中国石化长岭催化剂分公司生产。
制备例
实施例所用的催化裂化催化剂制备方法简述如下：
1)将晶化好的β分子筛(长岭催化剂厂生产)过滤掉母液，水洗过滤烘干；将上述烘干后分子筛于空气中焙烧6小时，焙烧温度550℃，以脱除其中的模板剂；取上述分子筛100克(干基)加入1000克2.4重量％的NaOH溶液中，升温至65℃，反应30分钟后，快速冷却至室温后，过滤，洗涤至滤液中性。然后，将滤饼加入800克水打浆，加入40克NH4Cl，升温至75℃，交换处理1小时后，至Na2O含量低于0.2重量％，过滤，洗涤，得到分子筛滤饼；取上述分子筛50克(干基)加水配制成固含量10重％的分子筛浆液，搅拌中加入草酸5克，然后将35克盐酸(重量分数10％)和28克氟硅酸(重量分数3％)并流加入，加入时间30分钟；升温至65℃恒温搅拌1小时，过滤水洗至滤液中性；将滤饼加水打浆得固含量为40重％的分子筛浆液，加入6.3克H3PO4(浓度85重量％)，均匀混合浸渍、烘干、550℃焙烧处理2小时，得到富含介孔的磷改性的β结构分子筛A1。
2)将铝溶胶与高岭土混合，并用脱阳离子水将其配制成固含量为40重％的浆液，搅拌均匀，用盐酸将浆液pH调至2，保持该pH值，于40℃下静置老化1小时后加入铝溶胶，搅拌1小时形成胶体，加入富含介孔的磷改性的β结构分子筛A1和REY分子筛，形成催化剂浆液(固含量为35％重量记)，其中A1：Y分子筛：高岭土：铝溶胶＝15：35：34：16，继续搅拌后喷雾干燥制成微球催化剂。然后将微球催化剂在500℃焙烧1小时，再在60℃下用硫酸铵洗涤(其中，硫酸铵：微球催化剂：水＝0.5:1:10)至氧化钠含量小于0.25重量％，接着用去离子水淋洗并过滤，之后再于110℃下烘干，即本发明提供的富含介孔的改性的β分子筛的催化剂A。
实施例1
本实施例用于说明本发明的方法。
按照图1所示的流程进行试验，在中型装置上进行试验，重油原料为常压渣油Z，催化剂为A，预热的原料油(350℃)进入第一提升管反应器的直筒段(即第一反应区)的底部进行反应，反应油剂从第一反应区出口进入第一提升管反应器的扩径段(即第二反应区，直筒段与扩径段的高度之比为0.6：1，扩径段与直筒段的内直径之比为1.5：1)继续反应，反应后物流进入密闭式旋风分离器，反应产物和待生催化剂快速分离，反应产物进一步分离得到甲烷、乙烯、丙烯、混合C4组分、轻芳烃和馏程为190-230℃的中间馏分油M(性质见表2)等馏分。
中间馏分油M与加氢处理催化剂进行加氢处理反应，加氢处理的条件为：氢分压为8.0兆帕，反应温度为360℃，体积空速为4.0小时-1，氢油体积比为600标准立方米/立方米。
中间馏分油M经过加氢后得到加氢馏分油HM1(性质见表2)，进入第二提升管反应器底部反应，反应后物流与第一提升管反应器的反应物流混合后进入密闭式旋风分离器，完成后续气固分离和馏分切割。
待生催化剂在重力作用下进入汽提段，由水蒸气汽提出待生催化剂上吸附的烃类产物，汽提后的待生催化剂进入到再生器，与空气接触进行再生；再生后的催化剂进入脱气罐，以除去再生催化剂吸附和携带的非烃气体杂质；脱气后的再生催化剂再返回到提升管反应中循环使用。相关操作条件和产品分布列于表3。
从表3可以看出，乙烯和丙烯产率分别为17.5重量％和32.2重量％，BTX产率为15.6重量％。
实施例2
根据实施例1的方法进行试验，所不同的是，分馏出的馏程为190-230℃的中间馏分油加氢为加氢馏分油HM2(性质见表2)进入第二提升管反应器，加氢处理催化剂同实施例1，加氢处理的条件为：氢分压为8.0兆帕，反应温度为340℃，体积空速为5.0小时-1，氢油体积比为500标准立方米/立方米。相关操作条件和产品分布列于表3。
从表3可以看出，乙烯和丙烯产率分别为16.5重量％和30.1重量％，BTX产率为15.2重量％。
对比例1
在与实施例1中第一提升管反应器相同的中型装置上进行试验，重油原料为常压渣油Z，催化剂为A，预热的原料油(350℃)进入第一提升管反应器的直筒段(即第一反应区)的底部进行反应，反应油气和水蒸气以及待生催化剂从第一反应区出口进入第一提升管反应器的扩径段(即第二反应区，直筒段与扩径段的高度之比为0.6：1，扩径段与直筒段的直径之比为1.5：1)继续反应，反应后物流进入密闭式旋风分离器，反应油气和待生催化剂快速分离，反应油气在分离系统按馏程进行切割，从而得到甲烷、乙烯、丙烯、轻芳烃等产物。待生催化剂再生和循环方法与实施例1中相同。相关操作条件和产品分布列于表3。
从表3可以看出，乙烯和丙烯产率分别为14.4重量％和26.2重量％，BTX产率为13.7重量％。
实施例3
根据实施例1的方法进行试验，所不同的是，采用常规裂化催化剂MMC-2，加氢处理条件和加氢处理催化剂同实施例1，所得加氢馏分油记为HM3，相关操作条件和产品分布列于表3。
从表3可以看出，乙烯和丙烯产率分别为16.3重量％和28.5重量％，BTX产率为14.5重量％。
对比例2
根据对比例1的方法进行试验，所不同的是，采用催化剂MMC-2。相关操作条件和产品分布列于表3。
从表3可以看出，乙烯和丙烯产率分别为14.1重量％和20.9重量％，BTX产率为11.9重量％。
对比例3
与实施例1基本相同，不同之处在于分离出汽油馏分和柴油馏分按照实施例1的加氢处理条件进行加氢处理，然后分离出馏程为160-260℃的加氢馏分油CHM1进入第二提升管反应器反应，操作条件和产品分布列于表4。
对比例4
与实施例1基本相同，不同之处在于分离出汽油馏分和柴油馏分按照实施例1的加氢处理条件进行加氢处理，然后分离出馏程为180-240℃的加氢馏分油CHM2进入第二提升管反应器反应，加氢处理条件同实施例1，操作条件和产品分布列于表4。
对比例5
按照对比例1的流程进行试验，不同之处在于重油原料进入第二反应区进行反应，反应所得产物分离出190-230℃的中间馏分油按照实施例1的条件进行加氢处理，所得加氢馏分油CHM3进入第一反应区反应后，所得油剂引入第二反应区与重油原料进行反应，所用催化剂为催化剂A，操作条件和产品分布列于表4。
对比例6
与实施例1基本相同，不同之处在于分离出中间馏分油CM1的馏程为35-230℃直接进入第二提升管反应器进行反应，操作条件和产品分布列于表4。
对比例7
与实施例1基本相同，不同之处在于分离出中间馏分油CM2的馏程为35-100℃直接进入第二提升管反应器进行反应，操作条件和产品分布列于表4。
对比例8
与实施例1基本相同，不同之处在于分离出中间馏分油M1的馏程为190-230℃直接进入第二提升管反应器进行反应，操作条件和产品分布列于表4。
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发明的内容。
表1
重油原料名称 Z
密度(20℃),千克/米<sup>3</sup> 915.1
粘度(100℃),毫米<sup>2</sup>/秒 13.89
残炭,重量％ 3.64
S,重量％ 0.39
N,重量％ 0.13
C,重量％ 86.95
H,重量％ 12.34
金属含量,ppm
Ni 3.1
V 3.5
Fe 0.2
四组分,重量％
饱和烃 54.7
芳烃 33.2
胶质 11.9
沥青质 0.2
表2
中间馏分油 M HM1 HM2
烃类组成
正构烷烃 4.3 4.6 4.7
异构烷烃 14.0 16.4 15.3
烯烃 3.0 0.4 1.5
环烷烃 1.3 68.5 53.3
芳烃 77.4 10.1 25.2
馏程，℃
初馏点 191.7 191.9 192.0
5％ 193.7 193.9 193.8
10％ 196.3 196.7 196.4
30％ 204.1 204.4 204.3
50％ 210.7 210.0 210.9
70％ 217.6 217.9 217.8
90％ 225.8 225.6 225.3
干点 229.3 229.6 229.3
表3
实施例1 实施例2 对比例1 实施例3 对比例2
催化剂 A A A MMC-2 MMC-2
第一提升管反应器进料 Z Z Z Z Z
第二提升管反应器进料 HM1 HM2 - HM3 -
中间馏分油回炼比，重量％ 20 20 - 20 -
第一提升管反应器
第一反应区
反应温度，℃ 580 580 580 580 580
反应时间，秒 1.5 1.5 1.5 1.5 1.5
反应压力，兆帕 0.3 0.3 0.3 0.3 0.3
剂油重量比 7 7 7 7 7
第二反应区
反应温度，℃ 560 560 560 560 560
反应时间，秒 3.75 3.75 3.75 3.75 3.75
第二提升管反应器
反应温度，℃ 600 600 - 600 -
反应时间，秒 5 5 - 5 -
反应压力，兆帕 0.3 0.3 - 0.3 0.3
剂油重量比 10 10 - 10 -
产品产率，重量％
乙烯 17.5 16.5 14.4 16.3 14.1
液化气 44.8 43.0 29.5 36.9 27.6
丙烯 32.2 30.1 26.2 28.5 20.9
焦炭 7.5 7.9 8.8 9.2 9.1
BTX 15.6 15.2 13.7 14.5 11.9
表4
对比例3 对比例4 对比例5 对比例6 对比例7 对比例8
催化剂 A A A A A A
第一提升管反应器进料 Z Z Z、CHM3 Z Z Z
第二提升管反应器进料 CHM1 CHM2 - CM1 CM2 M1
回炼比，重量％ 20 20 20 20 20 20
第一提升管反应器
第一反应区
反应温度，℃ 580 580 580 580 580 580
反应时间，秒 1.5 1.5 1.5 1.5 1.5 1.5
反应压力，兆帕 0.3 0.3 0.3 0.3 0.3 0.3
剂油重量比 7 7 7 7 7 7
第二反应区
反应温度，℃ 560 560 560 560 560 560
反应时间，秒 3.75 3.75 3.75 3.75 3.75 3.75
第二提升管反应器
反应温度，℃ 600 600 - 600 600 600
反应时间，秒 5 5 - 5 5 5
反应压力，兆帕 0.3 0.3 - 0.3 0.3 0.3
剂油重量比 10 10 - 10 10 10
产品产率，重量％
乙烯 15.8 15.3 16.1 14.8 14.7 15.1
液化气 31.3 31.0 37.1 30.0 28.6 30.8
丙烯 25.8 25.6 27.9 24.1 22.3 25.4
焦炭 10.1 9.9 9.7 9.8 9.6 9.8
BTX 12.5 12.4 12.9 11.4 9.3 12.3

Claims (16)

1.一种低碳烯烃和轻芳烃的生产方法，该方法包括：
将重油原料引入第一催化裂化反应器中与第一催化裂化催化剂接触并进行第一催化裂化反应，得到第一反应产物和第一待生催化剂；
将第一反应产物和第一待生催化剂进行第一油剂分离，将第一油剂分离所得催化剂进行烧焦再生，所得反应产物分离出馏程为190-230℃的中间馏分油；
将所得中间馏分油与加氢处理催化剂接触并进行加氢处理，得到加氢馏分油；
将所得加氢馏分油引入第二催化裂化反应器中与第二催化裂化催化剂接触并进行第二催化裂化反应，得到第二反应产物和第二待生催化剂；
将第二反应产物和第二待生催化剂进行第二油剂分离，将第二油剂分离所得催化剂进行烧焦再生。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述加氢处理的条件包括：氢分压为4.0-20.0兆帕，反应温度为300-450℃，体积空速为2.0-10.0小时-1，氢油体积比为200-1600标准立方米/立方米；
所述加氢处理催化剂包括载体和负载在载体上的活性金属组分，所述活性金属组分为第VIB族金属和/或第VIII族非贵金属。
3.根据权利要求2所述的方法，其中，所述第VIB族金属为钼和/或钨，所述第VIII族非贵金属为镍和/或钴，所述加氢处理催化剂中活性金属组分的含量为20-60重量％。
4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一催化裂化反应器和第二催化裂化反应器均为提升管反应器。
5.根据权利要求4所述的方法，其中，所述第一催化裂化反应器为变径提升管反应器，所述变径提升管反应器包括位于下方的第一反应区和位于上方的第二反应区，所述第二反应区的内直径大于第一反应区的内直径。
6.根据权利要求5所述的方法，其中，所述第二反应区的内直径与第一反应区内直径的比例为1.2-3。
7.根据权利要求4所述的方法，其中，所述第一反应区的条件包括：反应温度为460-650℃，反应时间为1-2.4秒，反应压力为0.05-1兆帕，剂油重量比为1-50；
所述第二反应区的条件包括：反应温度为450-600℃，反应时间为2.5-10秒，反应压力为0.05-1兆帕，剂油重量比为1-50。
8.根据权利要求4所述的方法，其中，所述第二催化裂化反应器的反应条件包括：反应温度为460-720℃，反应时间为1-10秒，反应压力为0.05-1兆帕，剂油比为1-50，回炼中间馏分油占重油原料的比例为5-50重量％。
9.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一油剂分离和第二油剂分离在同一个油剂分离设备中进行。
10.根据权利要求1所述的方法，其中，所述重油原料包括石油烃和/或其它矿物油，所述石油烃选自汽油、柴油、减压蜡油、常压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、减压渣油、常压渣油、抽提油和劣质回炼油中的一种或多种，所述其它矿物油选自煤液化油、油砂油和页岩油中的一种或多种。
11.根据权利要求1所述的方法，其中，以所述第一催化裂化催化剂的总重量为基准，所述第一催化裂化催化剂包括15-65重量％的天然矿物质、10-30重量％的无机氧化物、以及25-75重量％的Y沸石和β沸石，Y沸石和β沸石的重量比为(0.25-40)：1；
以所述第二催化裂化催化剂的总重量为基准，所述第二催化裂化催化剂包括15-65重量％的天然矿物质、10-30重量％的无机氧化物、以及25-75重量％的Y沸石和β沸石，Y沸石和β沸石的重量比为(0.25-40)：1。
12.根据权利要求11所述的方法，其中，所述天然矿物质选自高岭土、多水高岭土、蒙脱土、硅藻土、凸凹棒石、海泡石、埃洛石、水滑石、膨润土以及累托土中的一种或多种；
所述无机氧化物选自氧化硅、氧化铝、氧化锆、氧化钛和无定形硅铝中的一种或多种；
所述Y沸石为含稀土的DASY分子筛和/或REY分子筛；
所述β沸石为经含磷化合物改性的β沸石，所述含磷化合物选自磷酸、磷酸氢铵、磷酸二氢铵和磷酸铵中的一种或多种，以P2O5计并以催化剂的干基重量为基准，所述催化剂的磷含量为0.1-15重量％。
13.一种低碳烯烃和轻芳烃的生产系统，该系统包括第一催化裂化反应器、第二催化裂化反应器、第一油剂分离设备、第二油剂分离设备、产物分离设备、再生器和加氢处理反应器；
所述第一催化裂化反应器设置有重油原料入口、催化剂入口和油剂出口，所述第二催化裂化反应器设置有催化剂入口、加氢馏分油入口和油剂出口，所述第一油剂分离设备设置有油剂入口、催化剂出口和反应产物出口，所述第二油剂分离设备设置有油剂入口、催化剂出口和反应产物出口，所述产物分离设备设置有油气入口和中间馏分油出口；所述再生器设置有催化剂入口和催化剂出口；所述加氢处理反应器设置有原料入口和加氢馏分油出口；
所述第一催化裂化反应器和第二催化裂化反应器的催化剂入口与所述再生器的催化剂出口连通，所述第一催化裂化反应器的油剂出口与所述第一油剂分离设备的油剂入口连通，所述第二催化裂化反应器的油剂出口与所述第二油剂分离设备的油剂入口连通，所述第二催化裂化反应器的加氢馏分油入口与所述加氢处理反应器的加氢馏分油出口连通，所述第一油剂分离设备和第二油剂分离设备的催化剂出口与所述再生器的催化剂入口连通，所述第一油剂分离设备和第二油剂分离设备的反应产物出口与所述产物分离设备的油气入口连通，所述产物分离设备的中间馏分油出口与所述加氢处理反应器的原料入口连通。
14.根据权利要求13所述的系统，其中，所述第一催化裂化反应器和第二催化裂化反应器均为提升管反应器。
15.根据权利要求13所述的系统，其中，所述第一催化裂化反应器为变径提升管反应器，所述变径提升管反应器包括位于下方的第一反应区和位于上方的第二反应区，所述第二反应区的内直径大于第一反应区的内直径；
所述第二反应区的内直径与第一反应区内直径的比例为1.2-3。
16.根据权利要求13所述的系统，其中，所述第一油剂分离设备和第二油剂分离设备为同一个油剂分离设备。
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