CN111718231B - 一种原油催化转化制乙烯和丙烯的方法及装置 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种原油直接催化转化制乙烯和丙烯的方法。所述原油经过脱盐脱水后先用闪蒸塔按沸点分成原油轻组分和沸点更高的原油重组分，然后采用流化催化方法进行催化转化，实现原油催化制乙烯和丙烯；原油催化转化在设置第一反应再生系统和第二反应再生系统的装置中进行；先在第一反应再生系统内进行高沸点大分子原油重组分催化裂化反应，然后更换催化剂后在第二反应再生系统逐渐升温条件下进一步催化裂化和热裂化制乙烯和丙烯。本发明方法通过直接使用针对性催化剂对原油不同馏分进行选择性催化转化，实现原油催化制乙烯和丙烯，不需设置常减压系统，能提高乙烯、丙烯产率，使经济性大大增加。本发明同时提供了实现上述方法的装置。

Description

一种原油催化转化制乙烯和丙烯的方法及装置

技术领域

本发明属于原油类催化转化技术领域，特别涉及一种原油催化转化制乙烯和丙烯的方法。本发明同时提供了实现上述方法的装置。

背景技术

以乙烯、丙烯为代表的低碳烯烃是化学工业的最基本原料,现有催化转化技术是在生产汽油、柴油的同时副产低碳烯烃，远不能满足当前市场对有机化工原料的需求。芳烃是产量和规模仅次于乙烯和丙烯的重要有机化工原料,其衍生物广泛用于生产化纤、塑料和橡胶等化工产品和精细化学品，随着石油化工及纺织工业的不断发展，世界上对芳烃的需求量也不断增长。国内外多以天然气或轻质石油馏分为原料，采用乙烯联合装置中蒸汽裂解工艺生产低碳烯烃，由生产乙烯的同时副产大量其他烯烃和芳烃等基础原料。虽然蒸汽裂解技术经过几十年的发展，技术不断完善，但仍具有能耗高、生产成本高、CO₂排放量大和产品结构不易调节等技术局限，传统的蒸汽裂解生产乙烯和丙烯的技术正面临严峻的考验。利用催化转化方法制乙烯，同时副产丙烯、丁烯等低碳烯烃以及芳烃等化工原料是解决资源短缺、低成本生产化工产品的新方向，已成为当今重要的研究课题和热点问题。

在流化催化转化制乙烯、丙烯、丁烯等低碳烯烃方面，主要有以下几种思路：

1、反应原料通过蒸馏塔分成轻重不同馏分，分别在不同的反应器内进行催化反应。如CN109575982A提供一种原油催化裂解制低碳烯烃和芳烃的方法，原油经脱盐、脱水后，进加热炉加热，然后进蒸馏塔，将原油分成轻重组分，切割点在150～300℃之间；塔顶出来的轻组分和塔底出来的重组分在两个反应器内在水蒸汽气氛下与高温催化剂接触反应。

2、反应器内分层进料反应。如CN1898362提供了一种生产低碳烯烃和芳烃的方法,原料与催化裂解催化剂接触，反应根据原料性质至少分两层进料,除目的产品外，来自分馏塔的不同液态反应产物从不同位置返回反应器再次转化。CN1215041A提供了一种多种进料烃类直接转化制烯烃方法制乙烯、丙烯、芳烃等，反应器上设置多组进料口，使性质不同的烃类从不同的进料口进入装置，并在各部相同的工艺条件下进行裂解反应。CN104560154A提供给了一种多产低碳烯烃和轻芳烃的烃类催化转化方法，该方法包括：将重质烃类原料与裂化催化剂在第一反应器接触进行催化裂化反应，然后分离得到第一积碳催化剂和第一反应产物；将轻质烃原料从第二反应器的上游注入，将中质烃类原料从第二反应器中部注入，进行催化裂化反应；将所述第二反应器中产生的反应混合物引入第三反应器继续进行反应，然后分离得到第二积碳催化剂和第二反应产物。其中所述裂化催化剂为含有改性β沸石的裂化催化剂，所述改性β沸石为磷和过渡金属M改性的β沸石。

3、在原料油提升管外，另建反应器使不同馏分再次催化转化，即采用多反应器形式，第一反应器进行常规原料油反应，经分馏后某一或几种馏分如粗汽油进入另建反应器进一步转化得到目的产品；如CN1388216公开了一种制取丙烯、丁烯及低烯烃含量汽油的催化转化方法，包括以下步骤：(1)预热后的烃油(仍然是液体)注入提升管中，与含有五元环高硅沸石和Y型沸石的催化剂接触并反应，油剂混合物经提升管进入流化床；(2)汽油注入流化床中，与来自提升管的催化剂接触并反应；(3)分离油剂混合物，反应后的催化剂经汽提、送入再生器中再生，再生后的催化剂返回提升管循环使用。该方法既可增产低碳烯烃又可生产低烯烃含量的高品质汽油。CN1258580C公开了一种催化转化汽油深度降烯烃增辛烷值的改质方法和系统，是在重油催化转化装置的反应-再生系统中增设一个催化改质反应器，对催化转化汽油馏分进行催化改质反应。所改质的催化转化汽油馏分可以是粗汽油全馏分、粗汽油轻馏分或粗汽油重馏分，这些馏分是在分馏塔塔顶建立二级冷凝系统来获取的。

4、轻质原料产低碳烯烃。CN104557378A公布了一种石脑油催化裂解产丙烯的方法。该方法包括：(1)在预处理条件下，将石脑油与预处理剂接触，得到碱性氮含量降低的处理油；(2)在石脑油催化裂解反应条件下，将步骤(1)得到的处理油和水与催化剂接触，得到催化裂解产物。

5、为了增加低碳烯烃的产率，可以采用加入适合小分子烃裂化的“辅助催化剂”,一般加入重油反应催化剂量的5-8％,可增加1-1.5％的丙烯。

以上这些流化催化转化(FCC)降烯烃技术和增产化工原料技术存在一些共同的缺陷如下：

1、不同原料要求不同的催化剂，重油裂解需要催化剂的大分子裂解能力高，且一般需要较大孔径；C4、C5裂解则需要具有低碳烯烃选择性的催化剂,一般需要较小孔径；而上述现有工艺皆使用相同的催化剂，即只用一种催化剂。虽然为了增产低碳烯烃，可在再生器中添加5-8％的助剂，使小分子进一步转化，但是当助剂加入FCC催化剂中时，由于对催化剂产生稀释作用，必然导致催化剂裂解活性降低。通常每加5％的助剂，重油裂解转化率降低1个百分点，而重油转化率的降低是严重影响FCC技术经济性的重要因素，同时由于与重油裂解催化剂混合后，助剂的浓度很低，对目的产品的改进受到限制。

2、由于第二反应系统需要的反应热较多，生焦一般较少，自身生焦的再生放热不能提供反应需要的热量，若利用原有技术建立独立的第二反应系统受到热平衡问题制约。

3、各种回炼方法都是将馏分经分馏塔分离、换热冷却为液体后再返回反应器，不同馏分先经分馏塔换热降温为液体，分离后直接或经适当重新预热后(仍然是液体)返回原反应器或进另一反应器进一步转化。经过先降温又升温的过程，增加了设备和能耗投入，使工艺技术经济性大打折扣。

4、原油制乙烯需要较高的反应温度，一般高于650℃；由催化裂化原料油、尤其是重质原料油催化制烯烃反应过程是逐渐裂化、分子量逐渐缩小的过程；越小的分子越难活化，需要的反应温度越高，温度高自然再加热裂化反应，影响目的产品的选择性；如何分配好反应温度和石油烃的分子特征，平衡好催化裂化反应和热裂化反应，实现对反应的限制控制有重要意义；希望的反应过程是，在重油等大分子裂化阶段尽量增加催化反应比重，限制热裂化，在小分子裂化阶段逐渐提高温度、增加热裂化反应比例；但已有技术反应过程热量都是在反应器入口区提供，反应是逐渐降温过程，尤其对制乙烯的反应，由于要求的反应温度高，导致开始阶段即反应器下部的重油裂化阶段反应温度更高，重组分直接进行了热裂化反应，降低了催化裂化反应的效果。

CN101323798A(申请号200810140866.7)公开了一种催化转化方法，依次在第一反应系统和第二反应系统中进行，原料油进入第一反应系统中催化反应后产生的全部或部分馏分以气态和/液态形式进入第二反应系统进一步进行催化反应，第一反应系统与第二反应系统根据反应原料与目的产物的不同分别使用相应的催化剂。该方法通过使用两个反应系统，使用针对性催化剂对不同馏分进行选择性催化转化，克服了采用单一催化剂时选择性差、助剂含量低且对催化剂产生的稀释作用等缺陷。但该方法仍然存在下述问题：

无论是第一反应系统的原料油裂化，还是第二反应系统的气相中间组分进一步催化裂化，其反应过程热量仍是在反应器入口区提供，反应是逐渐升温过程，在中间组分不断反应过程中，分子逐渐变小，在反应器后段，小分子再裂化的热量条件不足，使高价值产品乙烯的生产大打折扣。

发明内容

本发明的目的是在现有技术基础上，提供一种原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，采用双反应再生系统，对脱盐脱水并分离成轻重组分的原油进行逐渐升温、两级或三级温度梯度双催化、气相接力的催化转化，可以实现乙烯、丙烯低碳烯烃产物的高收率制备，且设备投资低，能耗少，该方法可以用来处理原油或重质石油烃原料，生产化工原料。本发明同时提供了一种原油催化转化制乙烯和丙烯的装置。

本发明技术方案如下：

一种原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，脱盐脱水后的原油用泵加压后在加热炉或换热装置加热，预热后用原油分离塔或闪蒸塔(或称闪蒸塔、初馏塔)按沸点分离成两种组分，即原油重组分(或称原油中分成的高沸点组分，或初馏塔或闪蒸塔分成的高沸点组分)和原油轻组分(或称原油中分成的低沸点组分，或原油分离出的轻烃组分)；所述原油重组分在催化转化制乙烯装置进行催化裂化制乙烯和丙烯，所述原油轻组分送出本装置或在催化转化制乙烯装置进行催化裂化制乙烯和丙烯；

所述催化转化制乙烯装置设置并列的第一反应再生系统和第二反应再生系统，第一反应再生系统使用第一催化剂，第二反应再生系统使用第二催化剂；具体实施时，每个反应再生系统设置反应器和再生器；在第一反应再生系统使用重油催化裂化能力强的催化剂，用来对原油中分出的高沸点组分进行与催化裂化转化；在第二反应再生系统使用中间组分或小分子裂解能力强、低碳烯烃选择性高的催化剂或热载体；第一反应再生系统设置一个或几个反应器，进入第一反应再生系统的反应原料性质不同时，不同性质的原料可以在不同反应器内进行催化裂化反应；第一反应再生系统产生的物流在第二反应再生系统进一步催化裂解和热裂解组合反应，得到乙烯和丙烯产品；第二反应再生系统设置一个或几个反应器；第一反应再生系统反应产物分离出催化剂后全部或部分气相状态或再分离出高沸点的重组分后较轻的组分气相状态进入第二系统进一步转化；原油分离塔或闪蒸塔分离出的原油轻组分可直接在第二反应再生系统进行催化转化和热裂解；

所述方法包含以下步骤：

(1)脱盐脱水后的原油先加压用泵送入换热装置或加热炉加热，预加热后进入原油分离塔或闪蒸塔，分离成原油轻组分(不凝气、轻石脑油或石脑油及轻柴油这些低沸点组分)和原油重组分(分离出原油轻组分的其他组分，即原油中沸点高于前述低沸点的原油轻组分的组分，包括原油中的柴油、蜡油和重油组分)；通过控制原油预热后的温度和原油分离塔或闪蒸塔温度和压力可以调整实际原油轻组分和原油重组分的成分和比例；

(2)原油重组分直接或加热后首先在第一反应再生系统催化转化，进入第一反应器，在来自第一再生器经第一再生立管引入的第一催化剂环境下进行催化裂化反应，初步完成重组分、大分子的催化裂化转化和脱碳、脱金属，实现重组分大分子催化裂化为主的反应，转化成高烯烃汽油和柴油为主的组分即C5～C18为主的中间组分，成为进一步裂解成乙烯和丙烯的中间原料，这些中间产物流出第一反应器分离出催化剂后可保持气相直接进入第二反应再生系统继续反应；在第一反应器反应形成的物流进入第一沉降器分离出第一催化剂后，形成第一反应系统产品；所述第一沉降器分离出的第一催化剂在第一汽提段汽提后进入第一再生器再生，循环使用；

(3)所述第一反应系统产品气相状态进入第二反应再生系统的第二反应器，或者第一反应系统产品先经分离塔或分馏塔分离出重组分(即第一反应系统产品液体重组分)，形成第一反应系统产品轻组分，第一反应系统产品轻组分再以气相状态进入第二反应器，继续催化转化；为了提高第二反应再生系统的效率，第一反应系统生成的气体物流即第一反应系统产品可以先进入分离塔或分馏塔分离出高沸点的重组分；其他馏分再以气态/气相的形式进入第二反应再生系统进一步进行催化反应；分离出的重组分全部或部分返回第一反应再生系统继续进行催化转化；未返回第一反应再生系统的重组分送出装置；具体实施时，从第一反应系统产品中分离出的重组分部分或全部返回第一反应器继续催化转化，或重组分加氢后返回第一反应器继续催化转化；来自第二再生器经第二再生立管引入的第二催化剂进入第二反应器，进一步提供热量并且提高温度，继续进行催化裂解和热裂解反应，生成乙烯和丙烯产品；在第二反应器反应形成的物流进入第二沉降器分离出催化剂后，得到第二反应系统产品；所述第二沉降器分离出的催化剂在第二汽提段汽提后进入第二再生器再生，循环使用；

(4)所述原油轻组分在催化转化制乙烯装置加工时，原油轻组分直接进入第二反应再生系统，在第二反应器进行催化裂解，即原油轻组分与第一反应再生系统反应产生的物流在同一个反应器内进行催化裂化制乙烯反应，或者在第二反应再生系统另设的第三反应器进行催化裂解，第三反应器反应形成的物流进入第二沉降器。

上述的原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，进一步地，所述原油重组分为包含原油中柴油组分、蜡油组分和重油组分的混合物，沸点高于145℃；所述原油轻组分为原油中不凝气、石脑油或轻石脑油组分的混合，或者为原油中不凝气、石脑油或轻石脑油组分以及轻柴油组分的混合，沸点低于360℃。本发明中，具体实施时，公知的，原油轻组分的组成取决于原油分离塔或闪蒸塔的压力和温度，根据分离塔或初馏塔温度可以调整原油轻组分的组成，如原油轻组分可以是150℃以下的不凝气和轻石脑油，可以是180℃以下的不凝气和石脑油，可以是不凝气和200℃以下的汽油组分，可以是300℃以下的轻柴油组分，由于石油烃组分复杂，在分离过程中，分离的轻组分中会含有部分重组分，重组分中也会含有部分轻组分，其中至少有饱和溶解部分是无法分离的，本发明中，分离出的轻柴油以下组分为原油轻组分；上述的原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，进一步地，所述第一反应器的反应按有利于催化转化条件进行，出口反应温度在490℃～550℃，反应时间0.5～5.0s，反应压力绝压0.23～0.40Mpa；第二反应器的出口反应温度为600℃～750℃，反应时间0.5～5.0s，反应压力表压0.10MPa～0.30MPa，实际反应温度由进入第二反应器(相对的高温反应区)的催化剂量控制；上述的原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，进一步地，所述第一催化剂的活性组分选自HY、USY、REY、REHY、REUSY、H-ZSM-5中的一种或混合；所述第二催化剂的活性组分选自Y型沸石、L沸石、ZSM-5沸石、β沸石、磷酸铝沸石、丝光沸石，或改性的上述沸石中的一种或混合。

上述的原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，进一步地，所述第二反应器设置上下两级供热和催化剂循环，设置成上下温度和剂油比不同的两个反应区，由上催化剂和热量提供位置将第二反应器分成上下两个反应区，包括下部的次高温反应区和上部的高温反应区，第二再生器的第二再生剂(或称第二催化剂或第二再生催化剂)分两路分别进入次高温反应区和上部的高温反应区，由上方的催化剂提供热量和催化剂进一步提高反应温度和剂油比，实现分级供热(两级供热)、分级供剂(两级供催化剂)的上下两区反应器内进行选择性反应，实现第二反应再生系统反应过程的逐渐升温，逐渐提高反应苛刻度，用反应温度的逐渐升高的反应方式适应反应物分子量逐渐变小分子结构和对反应条件要求的变化，提高制乙烯的效率和目次产品选择性；

所述第一反应系统产品或分离出重组分后的第一反应系统产品轻组分，先进入次高温反应区，在来自第二再生器经第二再生立管引入的第二催化剂(此时的第二催化剂又称下再生剂)环境下进行次高温反应，继续进行催化裂化转化，进一步对剩余较重组分或较大分子和中间组分进行催化裂化为主的裂化反应，增加C3-C8组分，生成更多的C3-C8组分，反应温度为530℃～600℃，反应时间0.1～5.0s,反应压力表压0.12MPa～0.40MPa,实际反应温度由进入次高温反应区的催化剂量控制；

次高温反应区的产物和催化剂向上流动进入高温反应区，来自第二再生器经上再生立管引入的第二催化剂或称上再生剂进入第二反应器，被次高温反应区的物流输送到高温反应区，(提供热量并提高反应物流的温度后，)反应物流继续进行催化裂解和热裂解组合反应，生成乙烯和丙烯产品；所述高温反应区，反应温度为600℃～750℃，反应时间0.1～5.0s，反应压力表压0.10MPa～0.40MPa，实际反应温度由进入该高温反应区的催化剂量控制。

优选地，所述进入次高温反应区的第二催化剂或称下再生剂温度660℃～760℃，催化剂含碳量低于0.15％；引入高温反应区的第二催化剂或称上再生剂温度700℃～800℃，催化剂含碳量低于0.5％。

优选地，原油轻组分在第二反应器进行催化裂解转化时，原油轻组分直接在高温反应区反应。

上述的原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，进一步地，原油轻组分在独立的第三反应器进行催化裂解转化时，反应温度640℃-750℃，反应时间0.3秒～4.0秒，反应压力表压0.10MPa～0.40MPa。

进一步地，具体实施时，可在第二反应再生系统的第二再生器补充燃料油；优先在第二反应器出口前补充重循环油作为燃料油，实现急冷和补充生焦。

上述的原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，进一步地，当第一反应系统产品轻组分进入第二反应再生系统时，第一反应系统产品轻组分先与所述第二反应系统产品换热，被加热的第一反应系统产品轻组分分再进入第二反应再生系统反应，以弥补第二反应再生系统的热量。

上述的原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，进一步地，所述在原油分离塔或闪蒸塔分离成的原油重组分先加氢处理，脱出重金属、硫、碱性氮元素，提高氢含量改善性质后，得到的原油重组分加氢组分再进入第一反应再生系统催化转化。

本发明同时提供了一种原油催化转化制乙烯和丙烯的装置，所述原油催化转化制烯烃装置并列设置两个反应再生系统，即第一反应再生系统以及流程上连接于其后的第二反应再生系统；第一反应再生系统与第二反应再生系统均设置反应器和催化剂再生器；第一反应再生系统可设置一个或多个反应器，第二反应再生系统设置一个或两个反应器；具体方案为：在原油加热炉或换热器(原油预热换热部分)和原油分离塔或闪蒸塔(闪蒸或初馏部分)下游，设置第一反应再生系统和第二反应再生系统；

所述第一反应再生系统设置第一反应器、第一沉降器、第一汽提段和第一再生器，在所述第一反应器下部设置第一反应器反应原料入口，在所述第一反应器反应原料入口与所述原油分离塔或闪蒸塔底部之间设置物流管线，以将原油分离塔或闪蒸塔分离的原油重组分引入第一反应器；所述第一反应器下部的第一反应器再生剂入口通过第一再生立管与所述第一再生器的第一再生剂出口连通；

所述第二反应再生系统设置第二反应器、第二沉降器、第二汽提段和第二再生器；所述第二反应器下部的第二再生剂入口通过第二再生立管与所述第二再生器的第二再生剂出口连通；在所述第一沉降器的第一反应气体产品出口与第二反应器底部之间设置有物流管线，以将第一反应系统产品引入第二反应器，或者在所述第一反应气体产品出口与第二反应器底部之间设置有物流管线，在所述物流管线上同时设置分离塔或分馏塔；所述第一反应器和第二反应器选自提升管、流化床的单一或复合反应器。

上述的原油催化转化制乙烯和丙烯的装置，进一步地，在所述第二反应再生系统的第二反应器下部设置有重油轻组分入口，在重油轻组分入口与所述原油分离塔或闪蒸塔顶部之间设置物流管线，以将原油分离塔或闪蒸塔分离的原油轻组分引入第一反应器；

或者在所述第二反应再生系统设置有第三反应器，所述第三反应器与第二反应器共用第二沉降器、第二汽提段和第二再生器，在所述第三反应器下部设置有重油轻组分入口，在重油轻组分入口与所述原油分离塔或闪蒸塔顶部之间设置物流管线，以将原油分离塔或闪蒸塔分离的原油轻组分引入第三反应器，所述第三反应器下部的第二再生剂Ⅲ入口通过第三再生立管与所述第二再生器的第二再生剂Ⅲ出口连通。

上述的原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，进一步地，所述第二反应器(设置成上下两路催化剂循环、两次供热的上下分区反应器形式)，包括下部的次高温反应区和上部的高温反应区；所述次高温反应区下部的第二再生剂入口通过第二再生立管与所述第二再生器的第二再生剂出口连通，所述高温反应区下部的上再生催化剂入口通过上再生立管与所述第二再生器的上再生剂出口连通。

本发明的技术方案中：

1、具体实施时，脱盐脱水处理后的原油，在0.8MPa～1.8MPa压力下换热预热到200-360℃，进入闪蒸塔或初馏塔，降低压力使低沸点组分或轻组分气化，实现低沸点的轻组分分离，把原油分成沸点不同的两部分，根据闪蒸塔或初馏塔的操作压力和原油预热温度，控制分割点，控制低沸点的轻组分干点或终馏点在145℃到320℃以下，或把原油分成沸点在轻石脑油或石脑油以下的组分和沸点更高的组分两部分，或把原油分成沸点在轻柴油以下的组分和沸点更高的组分两部分；高沸点组分包含常规柴油组分、蜡油组分、重油组分；闪蒸塔或初馏塔的具体操作，以及各组分的分割沸点和具体成分，本领域技术人员熟知；原油分成的高沸点组分直接或加热后进入催化裂化制乙烯装置进行流化催化制乙烯和丙烯，低沸点组分送蒸汽裂解等其他装置加工或与高沸点组分一起进行流化催化转化制乙烯和丙烯；

本发明中，原油重组分即高沸点组分中的柴油组分，可以与蜡油组分和重油组分一起，依次进入第一反应再生系统和第二反应再生系统进行催化转化；或者高沸点组分先经过一次分离，分离出的柴油组分直接进入第二反应再生系统，分离出柴油外的蜡油组分和重油组分则从第一反应再生系统进入催化转化制乙烯装置。

2、本发明所述的反应再生系统，公知的，设置有反应器、沉降器、汽提段和再生器，反应器出口连通沉降器内的气固分离装置，汽提段设于沉降器下方，汽提段下部通过待生立管(待生催化剂输送管)连通再生器，再生器通过再生立管(再生催化剂输送管)连通反应器的再生剂入口；具体实施和布置时：反应器与再生器优选并列设置，反应器与沉降器可同轴布置或并列布置；沉降器顶部设置有反应系统产品出口；一套反应再生系统可设置一个或多个反应器，以适应不同原料的要求，各反应器出口可连通同一沉降器进行反应后物流的气固分离操作；反应器下部设置原料进料口(液相进料时为进料喷嘴)，进料口设置于反应器的再生剂入口上方或下方，提升或流化介质气体入口设置于反应器底部。关于反应再生系统中反应器、沉降器、汽提段和再生器的常规具体设置方式及连接位置，以及各种物流的出入口位置及规格要求，工程技术人员能够掌握，以下不再赘述。公知的，反应器采用提升管形式的反应再生系统的反应过程为：再生催化剂或称再生剂经再生立管进入反应器下部，沿反应器上行，反应原料经进料口进入反应器，与催化剂接触并一起向上流动实现反应，反应后物流进入沉降器分离出催化剂，产品经产品出口流出，催化剂则进入汽提段汽提后，待生催化剂或称待生剂经待生立管进入再生器实现再生，循环使用。

3、本发明在具体实施时，第一反应系统产品，虽然包含类似油浆回炼油的重组分，但仍可以直接以气相状态进入第二反应再生系统。制乙烯反应需要600℃以上的高温，需要解决的核心问题是反应生焦不能提供足够的反应需要热量；第一反应再生系统可以方便的通过加热原料提供热量，第二反应再生系统由于轻组分生焦少，高温裂解需要的热量多，第二反应再生系统缺的热量更多，适当引入第一反应系统产品中的重组分，可以增加生焦，实现供热；部分重组分进入第二反应再生系统实际上是巧妙的实现热量从第一反应再生系统向第二反应再生系统的转移，减少第二反应再生系统需要的其他补充热量；同时由于全部气相进第二反应再生系统就不需要降温，可以向第二反应再生系统转移更多的热量。另外，从反应催化化学看，把重组分分离出去好，但分离出重组分需要取热、降温才能实现重组分液化，同时轻组分温度也降低，带入第二反应再生系统的热量减少，这样的结果是，系统热量更不够，尤其是第二系统需要补充更多的热量；

第一反应系统产品也可以先分离出重组分，轻组分再以气相状态进入第二反应再生系统，以提高第二反应再生系统的反应效率；分离出的重组分全部或部分返回第一反应再生系统继续进行催化转化，未返回第一反应再生系统的重组分送出装置；从第一反应系统产品分离出的重组分先经过加氢处理，进行适度芳烃开环和侧链断链、提高氢含量，改善重组分性质后再返回第一反应再生系统反应，以提高第一反应再生系统的催化转化效率；

分离出的轻组分可以与第二反应再生系统的产物物流换热，加热后进入第二反应再生系统继续反应；

重组分分离，可以通过换热装置冷却分离出重组分；或者通过分馏塔(即分馏系统)或分离塔分离出重组分，分馏塔或分离塔设在第一沉降器的产品出口与第二反应器底部之间的物流环节，分馏塔或分离塔设有塔底回流装置或塔底回流与中部换热相结合的装置，分馏塔或分离塔通过塔底换热或者塔底换热与中段换热结合的方式分离重组分；分离重组分是常见过程，工程设计人员熟知。公知的，分馏塔和分离塔工作均基于分馏原理进行组分分离，都是根据沸点不同进行分离，分馏塔除将组分分离成气体和液体组分外还有侧线产品，而分离塔仅仅分成气体和液体两种组分，没有侧线产品。

4、当从第一反应系统产品中分离的重组分返回第一反应系统继续反应时，重组分或者重新进入第一反应器反应，或者进入另设的独立的反应器反应，重组分切割温度按沸点350℃-360℃控制，高沸点的组分部分或全部返回第一反应再生系统，即从第一反应系统产品中分离的重组分返回第一反应再生系统继续反应时，重组分切割温度按沸点350℃控制，沸点高于350℃的组分部分或全部返回第一反应再生系统，或加氢后返回第一反应再生系统，剩余部分送出；或者重组分切割温度按沸点480℃-500℃控制，沸点高于480℃-500℃的组分分离后送出装置或者经加氢处理后返回第一反应再生系统。

5、本发明中，原油初步分离得到的原油重组合依次在两级甚至三级温度梯度条件下反应制备乙烯、丙烯，首先原油重组分进入第一反应再生系统中第一反应区即低温反应区发生裂化反应，产生的全部或部分组分以气态形式依次进入第二反应再生系统进行温度升高的裂解反应；当第二反应再生系统中，至少有一个反应器即第二反应器设置上下两级供热和催化剂循环时，第一反应再生系统产生的气态组分则继续依次在次高温反应区和高温反应区进行裂解反应。

6、本发明中，当第二反应再生系统设置有上下分区的反应器时，经第二再生器引入该反应器不同反应区的第二再生剂的温度可以相同，也可以不同；第二再生器在具体实施时可采用单段再生或多段再生，优先采用具体实施例使用的上下串联的两段再生形式，来自第二汽提段的第二待生催化剂首先自第二再生器下部进入一段再生区，与烧焦空气接触反应，向上流动进入二段再生区继续再生，在一段再生区或二段再生区补充燃料，实现再生器补热，具体实施时，根据向一段再生区引入的催化剂量和烧焦空气的量或补燃量来控制第一段再生的温度和含炭量，根据向二段再生区引入的催化剂量和补充的燃料量，来控制第二段再生的温度和含炭量；本发明中，具体实施时，上再生剂来自二段再生区，下再剂或者来自二段再生区，或者来自一段再生区。

7、第一反应再生系统中，第一反应器使用蒸汽量占原油重组分的质量比为5～20％，第二反应再生系统中，向第二反应器补充蒸汽占原油重组分的质量比5～30％，使第二反应再生系统反应过程蒸汽占原油重组分的质量比为15～50％；当第二反应再生系统设置上下分区的反应器时，向第二反应再生系统补充的蒸汽在次高温反应区补充，或者分别在次高温反应区和高温反应区补充。

8、在第二反应器和或第三反应器出口前向反应器补充重循环油或重油，实现对反应产物的急冷，并通过重循环油或重油生焦补充热量。

9、第二反应系统产品流出第二沉降器后的处理是常规工程过程，涉及产物急冷、换热、分馏等，如可在第二反应再生系统的第二沉降器出口设置蒸汽发生器，利用高温产品物流的热量产生蒸汽，该蒸汽发生器工程设计单位掌握；也可以采用低温介质直接和产物物流混合实现产物急冷降温；工程技术人员掌握。

发明效果

本发明从催化裂化机理出发，提出了逐渐升温、两级或三级温度梯度双催化、气相接力的转化制乙烯、丙烯的方法。本领域人员周知，重质油催化裂化过程可视为平行顺序反应，重油大分子(≥C18)首先裂化生成汽油、柴油等中等分子(C5～C12)产物，较低的裂解温度能突出催化裂化反应，通常是490℃～530℃；部分汽、柴油在530℃～600℃时继续裂解为C3～C8；在更高温度，600℃～750℃时，C3～C8将进一步裂解为C1、C2、C3的小分子产物。本发明遵循该反应规律，设置了逐渐升温的多级温度梯度串联：低温区、高温区或者低温区、次高温区和高温区；同时为低温裂解和高温裂解分别配适宜的专用催化剂，设置了双反应系统，双催化剂循环，力争发挥催化剂的最大效力；原料气相接力也为第二反应再生系统提供了热量，弥补热量不足。本发明在能耗更低的前提下，降低了低价值目的产品，本发明方法中，原油先被分成低沸点的轻组分和高沸点的重组分两部分，原油重组分在两个反应再生系统进行多次催化转化反应，可根据具体进料性质和产品要求使用不同的催化剂，这就增加了选择性，提高了效率,如可将原油重组分在第一反应再生系统中进行脱碳、脱金属和重组分大分子催化转化，而在第二反应再生系统中使用适合小分子反应的催化剂，进一步催化转化以生产低碳烯烃等化工原料。另外由于从第一反应再生系统中出来的全部或部分馏分可以直接以气态形式进入第二反应再生系统，为第二反应再生系统提供更多的热量，减少对供热能力的要求，因此克服了第二反应再生系统因生焦量不足造成的热量不足问题，同时改变了需要先降温分离后再重新预热返回反应器的做法,可节省了装置设备投资，降低能耗。

附图说明：

图1为本发明实施方式一工艺示意图；

图2为本发明实施方式二工艺示意图；

图3为本发明实施方式三工艺示意图；

图4为本发明实施方式四工艺示意图；

图5为本发明实施方式五工艺示意图；

图6为本发明实施方式六工艺示意图；

图7为本发明实施方式七工艺示意图；

图8为本发明实施方式八工艺示意图；

图中编号标记内容如下：

R10第一反应器；R11第一催化剂预提升气体；R11A第一催化剂预提升气入口，R12原油重组分(或称原油中分成的高沸点组分或初馏塔或闪蒸塔分成的高沸点组分)，R12A第一反应器反应原料入口，R12H原油重组分加氢后组分(或加氢处理后的原油中高沸点组分)；R13原油重组分雾化蒸汽，R14第一反应系统产品，R14A第一反应气体产品出口，R14G第一反应系统产品轻组分，R14L第一反应系统产品液体重组分，R14L2回炼油，R14LH第一反应系统产品液体重组分加氢组分，R15第一再生滑阀，R15A第一反应器再生剂入口，R16第一待生滑阀，R16A第一待生立管，R17第一反应区；

S10第一汽提段，S11第一汽提构件；

D10第一沉降器，D11第一旋风分离器；

G10第一再生器，G11催化剂再生气体，G11A第一再生气体入口，G12A第一待生剂入口，G14第一再生立管(第一再生催化剂输送管)，G14A第一再生剂出口；G15第一再生器稀相区，G16第一再生器旋风分离器，G17第一再生器烧焦后烟气，G17A第一烟气出口；

R20第二反应器，R20A第二反应区，R21第二反应器补充蒸汽，R22上再生剂滑阀，R22A上再生催化剂入口，R23高温反应区补充蒸汽，R24第二反应系统产品，R24A第二再生剂入口或下再生剂入口，R25第二再生滑阀或下再生滑阀，R25A第二再生剂入口或下再生剂入口，R26第二待生剂阀门，R26A第二待生立管或称第二待生催化剂输送管，R27次高温反应区，R28高温反应区；

R30第三反应器(原油轻组分反应器、原油分成的低沸点组分反应器或石脑油裂解反应器)；R31第三反应器蒸汽，R35第三再生滑阀，R35A第二再生剂Ⅲ入口；R50原油重组分加氢反应器；R60加氢反应器；

G20第二再生器，G21烧焦空气(第二再生器烧焦空气)，G21A烧焦气体入口，G22上再生立管，G22A上再生剂出口，G24第二再生立管(第二再生催化剂输送管或下再生立管)，G24A第二再生剂出口或下再生剂出口，G25第二再生器稀相区，G27烧焦后的烟气，G27A第二烟气出口，G28燃料油；G34第三再生立管(第二再生剂Ⅲ催化剂输送管或石脑油裂解反应器再生剂立管)，G34A第二再生剂Ⅲ出口(石脑油裂解反应器再生剂出口)；

S20第二汽提段，S21第二汽提段构件；

D20第二沉降器；

T00原油分离塔或闪蒸塔，T10第一反应系统产品重组分分离塔，T20分馏塔，T30第二分馏塔；A0原油加热炉或换热器，A1物流换热器，A2原油重组分加热换热器(或原油分离馏塔底产品换热器)，B蒸汽发生器；

F0原油，F0G原油轻组分(或称原油中分成的低沸点组分或原油分离出的不凝气和石脑油组分)，F3水，F4蒸汽，F21液化气和干气气体产品，F22汽油组分，F23轻循环油LCO组分，F24重组分；H₂氢气；LS低压蒸汽；

TIC温度显示控制。

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：

脱盐脱水处理后的原油F0，用泵加压到0.8MPa～1.6MPa压力，在原油加热炉或换热器A0预热到200-360℃，进入原油分离塔或闪蒸塔T00，在塔内降低压力到0.3MPa～0.6MPa，低沸点的组分或轻组分气化形成原油轻组分F0G在油分离塔T00塔顶流出，高沸点的原油重组分R12在塔底流出，把原油分成沸点不同的两部分，根据原油分离塔或闪蒸塔T00的操作压力和原油在原油加热炉或换热器A0内的预热温度，可以控制沸点分割点，控制低沸点的原油轻组分F0G干点或终馏点在145℃到320℃之间，或把原油F0分成沸点在轻石脑油或石脑油以下的原油轻组分F0G和沸点更高的原油重组分R12两部分；具体实施时，原油按沸点分离的操作，技术人员掌握，常规的，原油重组分R12包含常规柴油组分、蜡油组分和重油组分，轻柴油组分进入原油轻组分F0G；原油重组分R12直接或在原油重组分加热换热器A2加热后进入重油催化制乙烯装置进行流化催化制乙烯和丙烯，或原油重组分R12加氢处理后形成原油重组分加氢组分R12H进入原油催化制乙烯装置进行流化催化制乙烯和丙烯，原油轻组分F0G送其他装置加工或与原油重组分R12一起进行流化催化转化制乙烯和丙烯；

原油重组分R12R或原油重组分加氢组分R12H先进入第一反应再生系统的第一反应器R10或加热后进入第一反应器R10，在第一反应再生系统中第一催化剂的作用下进行催化转化，然后经过反应沉降器D10内的气固分离装置D11分离出第一催化剂，第一反应系统产品R14(反应油气)以气态形式经管线直接进入第二反应再生系统的第二反应器R20，或经过换热装置或者第一反应器产品重组分分离塔T10分离出不需要进入第二反应再生系统反应的第一反应系统产品液体重组分R14L，第一反应系统产品轻组分R14G以气态形式经过管线进入第二反应器R20；第一反应系统产品轻组分R14G在第二反应器R20中第二催化剂的作用下进行进一步的催化反应，生成目的产物即第二反应系统产品R24送出反再装置，进入后续处理装置；第一反应再生系统与第二反应再生系统反应后的催化剂分别经各自的气固分离装置分离分出后，经过各自的汽提段汽提，分别进入再生器G10和第二再生器G20再生并循环利用。

本发明方法第一反应再生系统主要用于脱碳，脱金属和重质油催化转化；第二反应再生系统进行裂解制乙烯、丙烯和芳烃。

具体可以通过以下方式实现对第一反应系统产品R14中重组分的分离：(1)通过换热装置冷却分离出重组分。第一反应系统产品R14分离出催化剂后进入换热装置，使反应产物冷却，沸点高的重组分变成液体排出，沸点较低的轻组分仍然保持气体状态，进入第二反应再生系统继续反应。换热装置可以为立式，也可以设置成卧式。(2)通过第一反应器产品重组分分离塔T10分离出重组分，第一反应器产品重组分分离塔T10只设塔底换热，使重组分液化,在塔底抽出第一反应系统产品液体重组分R14L或回炼油R14L2；如可以把对应油浆和/或回炼油R14L2部分液化抽出。(3)通过分馏塔系统分离出重组分，所述分馏塔系统设有中段换热和塔底换热，分别在分馏塔底部和中段抽出部分重组分，如可以把对应油浆和/或回炼油部分液化抽出，或把对应油浆、回炼油和柴油部分液化抽出。以上方式都是将重组分冷却成液体从反应油气中分离出，通过对换热装置的换热量的控制、对分馏塔系统中段和/或塔底换热量的调整来改变进入第二反应再生系统反应油气组成、温度和数量，同时可兼顾系统热平衡的需要，本领域技术人员可根据具体情况进行调整。

实施方式一：

本实施方式的原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，采用图1所示的装置，在原油加热炉或换热器A0和原油分离塔或闪蒸塔T00下游，设置第一反应再生系统和第二反应再生系统；采用原油F0为原料，脱盐脱水后的原油F0在原油加热炉或换热器A0预热后，用原油分离塔或闪蒸塔T00按沸点分离成两种组分，即原油重组分R12和原油轻组分F0G，所述原油重组分R12在催化转化制乙烯装置进行催化裂化制乙烯，原油轻组分F0G送出装置；具体实施时，原油重组分R12为包含原油中柴油组分、蜡油组分和重油组分的混合物，沸点高于145℃，原油轻组分F0G为原油中不凝气、石脑油或轻石脑油组分，沸点低于360℃；催化转化制乙烯装置设置并列的第一反应再生系统和第二反应再生系统，第一反应再生系统使用第一催化剂，第二反应再生系统使用第二催化剂；第一反应再生系统产生的物流在第二反应再生系统进一步催化裂解和热裂解组合反应，得到乙烯和丙烯产品；

第一反应再生系统设置第一反应器R10、第一沉降器D10、第一汽提段S10和第一再生器G10，在所述第一反应器R10下部的第一反应器反应原料入口R12A与所述原油分离塔或闪蒸塔T00底部之间设置物流管线，将原油重组分R12直接引入第一反应器R10，具体实施时，如图1所示，还可以在该物流管线上连接原油加热炉或换热器A0，使原油重组分R12在原油加热炉或换热器A0加热后再引入第一反应器R10；

第一反应器R10与第一再生器G10并列设置，第一反应器R10与第一沉降器D10同轴布置；

第一反应器R10出口连通第一沉降器D10内的气固分离装置第一旋风分离器D11，第一汽提段S10设于第一沉降器D10下方，第一汽提段S10内设置有第一汽提构件S11；第一汽提段S10下部通过第一待生立管R16A由第一待生剂入口G12A连通第一再生器G10，第一待生立管R16A上设有第一待生滑阀R16；具体实施时，第一再生器G10采用烧焦罐快速流化床和密相流化床再生形式，第一再生器G10由第一再生剂出口G14A通过第一再生立管G14连通第一反应器R10的第一反应器再生剂入口R15A，第一再生立管G14上设有第一再生滑阀R15，第一再生器G10的第一再生器稀相区G15内设置有第一再生器旋风分离器G16，第一再生器烧焦后烟气G17由第一再生器G10顶部的第一烟气出口G17A排出，催化剂再生气体G11由第一再生器G10底部的第一再生气体入口G11A引入；在第一反应器R10下部设置第一反应器反应原料入口R12A，以引入原油重组分R12及原油重组分雾化蒸汽R13，第一反应器R10下部设置第一催化剂预提升气入口R11A，以引入第一催化剂预提升气体R11；第一沉降器D10顶部设置有第一反应气体产品出口R14A，以引出第一反应系统产品R14；

第二反应再生系统设置第二反应器R20、第二沉降器D20、第二汽提段S20和第二再生器G20，第二反应器R20与第二再生器G20并列设置，第二反应器R20与第二沉降器D20并列布置即外置反应器形式，第二沉降器D20和第二再生器G20上下同轴布置；第二反应器R20出口连通第二沉降器D20内的气固分离装置(图中未示出)，第二汽提段S20设于第二沉降器D20下方，第二汽提段S20内设置有第二汽提构件S21；第二汽提段S20下部通过第二待生立管R26A由第二待生剂阀门R26连通第二再生器G20；具体实施时，第二再生器G20的第二再生器稀相区G25内设置有气固分离装置(图中未示出)，烧焦后的烟气G27由第二再生器G20上部的第二烟气出口G27A排出，烧焦空气G21由第二再生器G20底部的烧焦气体入口G21A引入，来自第二汽提段S20的第二待生剂首先自第二再生器下部的第二待生剂阀门R26进入第二再生器G20再生；具体实施时，第二再生器G20采用上下串联的两段再生形式，第二待生剂首先自第二待生剂阀门R26进入一段再生区，与烧焦空气G21接触反应，向上流动进入二段再生区继续再生，在一段再生区补充燃料G28，实现再生器补热，具体操作实施时，根据向一段再生区引入的催化剂量、烧焦空气G21的量和补充的燃料G28的量来控制第一段再生的温度和含炭量，根据向二段再生区引入的催化剂量，来控制第二段再生的温度和含炭量，本实施方式中，第二再生剂来自一段再生区；

在第一反应气体产品出口R14A与第二反应器R20底部之间设置有物流管线，第一反应系统产品R14可经该物流管线直接以气相状态进入第二反应器R20，第二反应器R20下部的第二再生剂入口R25A通过第二再生立管G24与所述第二再生器G20的第二再生剂出口G24A连通；具体实施时，第一反应器R10和第二反应器R20可采用提升管、流化床的单一或复合反应器，本实施方式中，第一反应器R10和第二反应器R20采用提升管形式；

本实施方式的原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，原油重组分R12分别在第一反应再生系统和第二反应再生系统进行催化转化，其中第一反应再生系统主要用于脱碳，脱金属和重质石油烃原料催化转化，第二反应再生系统进行裂解制乙烯、丙烯和芳烃；第一反应再生系统使用第一催化剂，第二反应再生系统使用第二催化剂；具体实施时，第一催化剂的活性组分选自HY、USY、REY、REHY、REUSY、H-ZSM-5中的一种或混合，属于对原油重组分催化裂化具有高活性或称催化能力强的催化剂；第二催化剂的活性组分选自Y型沸石、L沸石、ZSM-5沸石、β沸石、磷酸铝沸石、丝光沸石，或改性的上述沸石中的一种或混合，属于中间组分或小分子裂解能力强、低碳烯烃选择性高的催化剂。具体工艺流程为：

(1)脱盐脱水后的原油F0加压、预加热后进入原油分离塔或闪蒸塔T00，分离成原油轻组分F0G和原油重组分R12；

(2)原油重组分R12直接或加热后首先在第一反应再生系统催化转化，进入第一反应器R10的第一反应区R17，在来自第一再生器G10的第一催化剂环境下进行原油重组分大分子催化裂化为主的催化裂化反应；第一反应器R10的出口反应温度在490℃～550℃，反应时间0.5～5.0s，反应压力绝压0.23～0.40Mpa；在第一反应器R10反应形成的物流进入第一沉降器D10分离出第一催化剂后，形成第一反应系统产品R14；第一沉降器D10分离出的第一催化剂在第一汽提段S10汽提后进入第一再生器G10再生，循环使用；

(3)第一反应系统产品R14气相状态进入第二反应再生系统的第二反应器R20，在第二反应区R20A继续催化转化；来自第二再生器G20的第二催化剂进入第二反应器R20，进一步提供热量并且提高温度，继续进行催化裂解和热裂解反应，生成乙烯产品；第二反应器R20的出口反应温度为600℃～750℃,反应时间0.5～5.0s,反应压力表压0.10MPa～0.30MPa；在第二反应器R20反应形成的物流进入第二沉降器D20分离出催化剂后，得到第二反应系统产品R24，进行后续油气处理；第二沉降器D20分离出的催化剂在第二汽提段S20汽提后进入第二再生器G20再生，循环使用。

催化剂的再生、气固分离、以及后续的油气处理是常用技术，不再赘述。

实施例1

某工厂采用图1所示的原油催化转化制乙烯装置来处理原油，生产乙烯产品；

原油来自电脱盐单元，性质：密度0.84，氢含量13.0，K值12.2，Ni含量小于3.0ppm，V含量0.3ppm；原油F0温度135℃；

工艺参数如下：

电脱盐脱水后的原油加压1.3MPa，换热加热到240℃后进入闪蒸塔或初馏塔，分离出不凝气体和沸点低于180℃的石脑油组分；占原油15％的不凝气和石脑油送出本装置，其他组分即重组分被换热器加热到250℃，用蒸汽雾化，进入第一反应器反应；

第一催化剂：兰州石化重油高效转化催化剂LDO-75；第二催化剂：兰州石化多产丙烯催化剂LOG-A；

第一沉降器操作压力160KPa(表压)，第二沉降器操作压力110KPa(表压)；原料油预热温度350℃；

第一反应器反应条件：反应温度为515℃，反应时间2.2秒；第一再生剂温度680℃，蒸汽比例6％；

第二反应器反应条件：第二再生剂温度755℃，反应温度660℃，反应时间1.1秒，蒸汽比例30％；

产品后续处理：采用与冷物流直接混合对第二反应系统产品急冷的办法，在第二沉降器油气出口设置混合急冷器对第二反应系统产品进行急冷，防止产品中的高温石油烃在后续处理过程结焦；外来冷物流在该急冷器内与反应物流混合实现急冷，急冷后流出的气体产品温度按580℃设计。

急冷器技术人员熟知；

表1实施例1产品分布

组分	产品％(占原油的重量比)
		干气	32
其中：
		甲烷	7.5
乙烯	19.8
		液化气	30
丙烯	15.3

实施例1产品分布如表1所示。

实施方式二：

本实施方式的原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，采用图2所示的装置，在原油加热炉或换热器A0和原油分离塔或闪蒸塔T00下游，设置第一反应再生系统和第二反应再生系统；采用原油F0为原料，脱盐脱水后的原油F0分离成原油重组分R12和原油轻组分F0G，原油重组分R12和原油轻组分F0G均进入催化转化制乙烯装置进行催化裂化制乙烯；原油轻组分FOG加热到350℃至560℃，原油重组分加热到250至360℃，然后进入反应器；

在第二反应器R20下部设置有原油轻组分入口，该原油轻组分入口设在第二再生剂入口R25A上方，在原油轻组分入口与原油分离塔或闪蒸塔T00顶部之间设置物流管线，将原油轻组分F0G直接引入第二反应再生系统，在第二反应器R20进行催化裂解；

具体实施时，原油重组分R12在第一反应再生系统催化转化形成的第一反应系统产品R14，以气相状态进入第二反应器R20，继续进行催化裂解和热裂解反应，原油轻组分F0G则直接进入第二反应器R20，与第一反应系统产品R14混合进行催化转化；

其他部分装置结构同实施方式一。

实施方式三：

本实施方式的原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，采用图3所示的装置，在原油加热炉或换热器A0和原油分离塔或闪蒸塔T00下游，设置第一反应再生系统和第二反应再生系统；采用原油F0为原料，脱盐脱水后的原油F0分离成原油重组分R12和原油轻组分F0G，原油轻组分F0G送出本装置；原油重组分R12先加热到250至360℃后再进入反应器；

在第一反应器反应原料入口R12A与原油分离塔或闪蒸塔T00底部之间的物流管线上，依次连接原油加热炉或换热器A0和原油重组分加氢反应器R50，使原油重组分R12在原油加热炉或换热器A0加热后，先在原油重组分加氢反应器R50进行加氢处理，脱出重金属、硫、碱性氮元素，提高氢含量改善性质后，得到的原油重组分加氢组分R12H再进入第一反应器R10催化转化；

在第二沉降器D20顶部出口引出的第二反应系统产品R24先进入蒸汽发生器B，将水F3加热为蒸汽F4后，然后进入分馏塔T20，将第二反应系统产品R24分离为液化气和干气气体产品F21、汽油组分F22、轻循环油组分F23和塔底重组分F24；

其他部分装置结构同实施方式一。

实施方式四：

本实施方式的原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，采用图4所示的装置，在原油加热炉或换热器A0和原油分离塔或闪蒸塔T00下游，设置第一反应再生系统和第二反应再生系统；采用原油F0为原料，脱盐脱水后的原油F0分离成原油重组分R12和原油轻组分F0G，原油重组分R12和原油轻组分F0G均进入催化转化制乙烯装置进行催化裂化制乙烯；

第二反应再生系统设置第二反应器R20、第二沉降器D20、第二汽提段S20、第二再生器G20和第三反应器R30，第三反应器R30与第二反应器R20共用第二沉降器D20、第二汽提段S20和第二再生器G20，在第三反应器R30下部设置有重油轻组分入口，在重油轻组分入口与原油分离塔或闪蒸塔T00顶部之间设置物流管线，将重油轻组分F0G引入第三反应器R30进行催化转化，第三反应器蒸汽R31由第三反应器R30引入，第三反应器R30下部的第二再生剂Ⅲ入口R35A通过第三再生立管G34与第二再生器G20的第二再生剂Ⅲ出口G34A连通；

本实施方式中，第二再生器G20采用上下串联的两段再生形式，进入第二反应器R20的第二再生剂来自二段再生区，进入第三反应器R30的第二再生剂Ⅲ来自一段再生区；原油轻组分F0G在第三反应器R30进行催化裂解转化时，反应温度640℃-750℃，反应时间0.3秒～4.0秒，反应压力表压0.10～0.30MPa；

其他部分装置结构同实施方式一；

具体实施时，原油F0加压、预加热后进入原油分离塔或闪蒸塔T00，分离成原油轻组分F0G和原油重组分R12；原油重组分R12重新在原油分离塔或闪蒸塔T00加热后，在第一反应器R10的第一催化剂环境下进行原油重组分大分子催化裂化为主的催化裂化反应，生成的第一反应系统产品R14气相状态进入第二反应器R20，在第二催化剂环境下继续催化转化，原油轻组分F0G则进入第三反应器R30，在第二再生剂Ⅲ环境下单独催化转化，第二反应器R20和第三反应器R30反应形成的物流一起进入第二沉降器D20分离出催化剂后，得到第二反应系统产品R24，进行后续油气处理。

实施方式五：

本实施方式的原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，采用图5所示的装置，在原油加热炉或换热器A0和原油分离塔或闪蒸塔T00下游，设置第一反应再生系统和第二反应再生系统；采用原油F0为原料，脱盐脱水后的原油F0分离成原油重组分R12和原油轻组分F0G，原油重组分R12在催化转化制乙烯装置进行催化裂化制乙烯和丙烯，原油轻组分F0G送出本装置；在第一反应气体产品出口R14A与第二反应器R20底部之间设置有物流管线，第一反应系统产品R14可经该物流管线直接以气相状态进入第二反应器R20；

第二反应器R20设置成上下两路催化剂循环、两次供热的上下分区反应器形式，包括上下温度和剂油比不同的两个反应区即下部的次高温反应区R27和上部的高温反应区R28；次高温反应区R27下部的第二再生剂入口R25A通过第二再生立管G24与第二再生器G20的第二再生剂出口G24A连通，第二再生立管G24上设有第二再生滑阀R25，此时从第二再生立管G24引入的第二再生剂为下再生剂，高温反应区R28下部的上再生催化剂入口R22A通过上再生立管G22与第二再生器G20的上再生剂出口G22A连通,上再生立管G22上设有上再生剂滑阀R22，在次高温反应区R27和高温反应区R28分别引入第二反应器补充蒸汽R21和高温反应区补充蒸汽R23；

具体实施时，第二再生器G20采用上下串联的两段再生形式，第二待生剂首先自第二待生剂阀门R26进入一段再生区，与烧焦空气G21接触反应，向上流动进入二段再生区继续再生，在一段再生区补充燃料G28，实现再生器补热，具体操作实施时，根据向一段再生区引入的烧焦空气G21的量和补充的燃料G28的量来控制第一段再生的温度和含炭量，根据二段再生区催化剂藏量和空气量，来控制第二段再生的温度和含炭量，本实施方式中，进入次高温反应区R27的第二再生剂即下再生剂来自一段再生区，引入高温反应区R28的上再生剂来自二段再生区；

在第二沉降器D20顶部出口引出的第二反应系统产品R24先进入蒸汽发生器B，将水F3加热为蒸汽F4后，进入分馏塔T20，将第二反应系统产品R24分离为液化气和干气气体产品F21、汽油组分F22、轻循环油组分F23和塔底重组分F24；

其他部分装置结构同实施方式一；

具体工艺流程为：

(1)脱盐脱水后的原油F0用泵加压、并用加热炉A0预加热后进入原油分离塔或闪蒸塔T00，分离成原油轻组分F0G和原油重组分R12；

(2)原油重组分R12加热后首先在第一反应再生系统催化转化，进入第一反应器R10的第一反应区R17，在来自第一再生器G10的第一催化剂环境下进行原油重组分大分子催化裂化为主的催化裂化反应；第一反应器R10的出口反应温度在490℃～550℃，反应时间0.5～5.0s，反应压力绝压0.23～0.40Mpa；在第一反应器R10反应形成的物流进入第一沉降器D10分离出第一催化剂后，形成第一反应系统产品R14；第一沉降器D10分离出的第一催化剂在第一汽提段S10汽提后进入第一再生器G10再生，循环使用；

(3)第一反应系统产品R14气相状态进入第二反应再生系统的第二反应器R20，第二再生器G20的第二再生剂分两路分别进入次高温反应区R27和上部的高温反应区R28，下再生剂温度660℃～730℃，催化剂含碳量低于0.15％，上再生剂温度700℃～780℃，催化剂含碳量低于0.5％；

第一反应系统产品R14，先进入次高温反应区R27，在来自第二再生器G20经第二再生立管G24引入的下再生剂环境下进行次高温反应，反应温度为530℃～600℃，反应时间0.1～5.0s,反应压力表压0.12MPa～0.40MPa；

次高温反应区R27的产物和催化剂向上流动进入高温反应区R28，来自第二再生器G20经上再生立管G22引入的上再生剂进入第二反应器R20，被次高温反应区的物流输送到高温反应区R28，反应物流继续进行催化裂解和热裂解组合反应，生成乙烯和丙烯产品；高温反应区R28，反应温度为600℃～750℃,反应时间0.1～5.0s,反应压力表压0.10MPa～0.40MPa；

在第二反应器R20反应形成的物流进入第二沉降器D20分离出催化剂后，得到第二反应系统产品R24，第二反应系统产品R24经蒸汽发生器B降温后，进入分馏塔T20，分离为液化气和干气气体产品F21、汽油组分F22、轻循环油组分F23和塔底重组分F24；第二沉降器D20分离出的催化剂在第二汽提段S20汽提后进入第二再生器G20再生，循环使用。

实施例2

某工厂采用图5所示的原油催化转化制乙烯和丙烯装置来处理原油，生产乙烯和丙烯产品；

第二反应器R20的次高温反应区R27反应条件：下再生剂温度700℃；反应温度为600℃，反应时间0.9秒(s)，蒸汽比例15％；

高温反应区R28的反应条件：上再生剂温度745℃，反应温度665℃，反应时间0.6秒，蒸汽比例30％；

在第二反应系统产品的气体管线设置蒸汽发生器，用产品气的高温热量产生中压或高压蒸汽，产品气降温到560℃。

表2实施例2产品分布

组分	产品％(占原油的重量比)
		干气	28
其中：
		甲烷	7.5
乙烯	17.4
		液化气	36
丙烯	18.3

蒸汽发生器是常见设备；原油及其他部分工艺参数与实施例1相同。本实施例的产品分布如表2所示。

实施方式六：

本实施方式的原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，采用图6所示的装置，在原油加热炉或换热器A0和原油分离塔或闪蒸塔T00下游，设置第一反应再生系统和第二反应再生系统；采用原油F0为原料，脱盐脱水后的原油F0分离成原油重组分R12和原油轻组分F0G，原油重组分R12和原油轻组分F0G均加热后进入催化转化制乙烯装置进行催化裂化制乙烯；原油轻组分FOG加热温度350-560℃，原油重组分R12加热到250-360℃；

在第一反应气体产品出口R14A与第二反应器R20底部之间设置有物流管线，在物流管线上同时设置第一反应系统产品重组分分离塔T10；第一反应系统产品R14先经第一反应系统产品重组分分离塔T10分离出重组分即第一反应系统产品液体重组分R14L，形成第一反应系统产品轻组分R14G，第一反应系统产品轻组分R14G先进入换热器A1，与第二反应系统产品R24换热，被加热的第一反应系统产品轻组分R14G再以气相状态进入第二反应再生系统；本实施方式中，分离出的回炼油R14L2自第一反应器R10下部的第一反应器反应原料入口R12A上方返回第一反应再生系统继续催化转化，其他第一反应系统产品液体重组分R14L送出装置；

第二反应器R20设置次高温反应区R27和高温反应区R28；在第二反应器R20设置原油轻组分入口，该原油轻组分入口设在上再生催化剂入口R22A上方或下方，在原油轻组分入口与原油分离塔或闪蒸塔T00顶部之间设置物流管线，将原油轻组分F0G直接引入高温反应区R28，具体实施时，该物流管线可以连接原油加热炉或换热器A0，这样，原油轻组分F0G经原油加热炉或换热器A0加热后进入高温反应区R28参与反应；

具体实施时，原油重组分R12在第一反应再生系统催化转化形成的第一反应系统产品R14，经分离出重组分得到第一反应系统产品轻组分R14G，被换热器A1加热后，再以气相状态进入次高温反应区R27继续反应，原油轻组分F0G则与次高温反应区R27的物流在高温反应区R28混合，继续进行催化裂解和热裂解反应；

在第二沉降器D20顶部出口引出的第二反应系统产品R24经换热器A1换热降温后进入分馏塔T20，将第二反应系统产品R24分离为液化气和干气气体产品F21、汽油组分F22、轻循环油组分F23和塔底重组分F24；

其他部分装置结构同实施方式五。

实施方式七：

本实施方式的原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，采用图7所示的装置，在原油加热炉或换热器A0和原油分离塔或闪蒸塔T00下游，设置第一反应再生系统和第二反应再生系统；采用原油F0为原料，脱盐脱水后的原油F0分离成原油重组分R12和原油轻组分F0G，原油重组分R12进入催化转化制乙烯装置进行催化裂化制乙烯和丙烯，原油轻组分F0G送出装置；在第一反应气体产品出口R14A与第二反应器R20底部之间设置有物流管线，在物流管线上同时设置第一反应系统产品重组分分离塔T10；第一反应系统产品R14先经第一反应系统产品重组分分离塔T10分离出重组分即第一反应系统产品液体重组分R14L，形成第一反应系统产品轻组分R14G，第一反应系统产品轻组分R14G先进入换热器A1，与第二反应系统产品R24换热，被加热的第一反应系统产品轻组分R14G再以气相状态进入第二反应再生系统；本实施方式中，第一反应系统产品液体重组分R14L引出管线上依次设置加氢反应器R60和第二分馏塔T30，第一反应系统产品液体重组分R14L在加氢反应器R60加氢处理并进入第二分馏塔T30分离出轻组分得到第一反应系统产品液体重组分加氢组分R14LH，返回第一反应器R10继续催化转化，经第二分馏塔T30分离出的其他组分送出装置；

第二反应器R20设置次高温反应区R27和高温反应区R28；

在第一反应器反应原料入口R12A与原油分离塔或闪蒸塔T00底部之间的物流管线上，依次连接原油加热炉或换热器A0和原油重组分加氢反应器R50，使原油重组分R12在原油加热炉或换热器A0加热后，先在原油重组分加氢反应器R50进行加氢处理，得到的原油重组分加氢组分R12H再进入第一反应器R10催化转化；

具体实施时，原油重组分加氢组分R12H在第一反应再生系统催化转化形成的第一反应系统产品R14，经分离出重组分得到第一反应系统产品轻组分R14G，被换热器A1加热后，再以气相状态依次进入次高温反应区R27和高温反应区R28，继续进行催化裂解和热裂解反应；在第二沉降器D20顶部出口引出的第二反应系统产品R24经换热器A1换热降温后进入分馏塔T20，将第二反应系统产品R24分离为液化气和干气气体产品F21、汽油组分F22、轻循环油组分F23和塔底重组分F24；

其他部分装置结构同实施方式五。

实施方式八：

本实施方式的原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，采用图8所示的装置，在原油加热炉或换热器A0和原油分离塔或闪蒸塔T00下游，设置第一反应再生系统和第二反应再生系统；采用原油F0为原料，脱盐脱水后的原油F0分离成原油重组分R12和原油轻组分F0G，原油重组分R12进入催化转化制乙烯装置进行催化裂化制乙烯和丙烯，原油轻组分F0G送出装置；在第一反应器反应原料入口R12A与原油分离塔或闪蒸塔T00底部之间的物流管线上，依次连接原油重组分加热换热器A2和原油重组分加氢反应器R50，使原油重组分R12在原油重组分加热换热器A2加热后，先在原油重组分加氢反应器R50进行加氢处理，得到的原油重组分加氢组分R12H再进入第一反应器R10催化转化；

其他部分装置结构同实施方式七。

Claims (8)

1.一种原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，脱盐脱水后的原油（F0）预热后用原油分离塔或闪蒸塔（T00）按沸点分离成两种组分，即原油重组分（R12）和原油轻组分（F0G），所述原油重组分（R12）在催化转化制乙烯装置进行催化裂化制乙烯，所述原油轻组分（F0G）送出或在催化转化制乙烯装置进行催化裂化制乙烯；所述催化转化制乙烯装置设置并列的第一反应再生系统和第二反应再生系统，第一反应再生系统使用第一催化剂，第二反应再生系统使用第二催化剂；第一反应再生系统产生的物流在第二反应再生系统进一步催化裂解和热裂解组合反应，得到乙烯和丙烯产品；其特征在于：所述方法包含以下步骤：

（1）脱盐脱水后的原油（F0）加压、预加热后进入原油分离塔或闪蒸塔（T00），分离成原油轻组分（F0G）和原油重组分（R12）；

（2）原油重组分（R12）直接或加热后首先在第一反应再生系统催化转化，进入第一反应器（R10），在来自第一再生器（G10）的第一催化剂环境下进行催化裂化反应；在第一反应器（R10）反应形成的物流进入第一沉降器（D10）分离出第一催化剂后，形成第一反应系统产品（R14）；所述第一沉降器（D10）分离出的第一催化剂在第一汽提段（S10）汽提后进入第一再生器（G10）再生，循环使用；

（3）所述第一反应系统产品（R14）气相状态进入第二反应再生系统的第二反应器（R20），或者第一反应系统产品（R14）先经分离塔或分馏塔分离出重组分，形成第一反应系统产品轻组分（R14G），第一反应系统产品轻组分（R14G）再以气相状态进入第二反应器（R20），继续催化转化；来自第二再生器（G20）的第二催化剂进入第二反应器（R20），进一步提供热量并且提高温度，继续进行催化裂解和热裂解反应，生成乙烯和丙烯产品；在第二反应器（R20）反应形成的物流进入第二沉降器（D20）分离出催化剂后，得到第二反应系统产品（R24）；所述第二沉降器（D20）分离出的催化剂在第二汽提段（S20）汽提后进入第二再生器（G20）再生，循环使用；

或者，所述第二反应器（R20）设置成上下温度和剂油比不同的两个反应区，包括下部的次高温反应区（R27）和上部的高温反应区（R28），第二再生器（G20）的第二再生剂分两路分别进入次高温反应区（R27）和上部的高温反应区（R28）；所述第一反应系统产品（R14）或分离出重组分后的第一反应系统产品轻组分（R14G），先进入次高温反应区（R27），在来自第二再生器（G20）经第二再生立管（G24）引入的第二再生剂或称下再生剂环境下进行次高温反应，反应温度为530℃～600℃，反应时间0.1～5.0s,反应压力表压0.12MPa～0.30MPa；次高温反应区（R27）的产物和催化剂向上流动进入高温反应区（R28），来自第二再生器（G20）经上再生立管（G22）引入的第二再生剂或称上再生剂进入第二反应器（R20），被次高温反应区的物流输送到高温反应区（R28），反应物流继续进行催化裂解和热裂解组合反应，生成乙烯和丙烯产品；所述高温反应区（R28），反应温度为600℃～750℃，反应时间0.1～5.0s，反应压力表压0.10MPa～0.30Mpa；

（4）所述原油轻组分（F0G）在催化转化制乙烯装置加工时，原油轻组分（F0G）直接进入第二反应再生系统，在第二反应器（R20）进行催化裂解，或者在第二反应再生系统另设的第三反应器（R30）进行催化裂解，第三反应器（R30）反应形成的物流进入第二沉降器（D20）；

所述第一反应器（R10）的出口反应温度在490℃～550℃，反应时间0.5～5.0s，反应压力绝压0.23～0.40Mpa；第二反应器（R20）的出口反应温度为600℃～750℃，反应时间0.5～5.0s，反应压力表压0.10MPa～0.30Mpa。

2.如权利要求1所述的原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，其特征在于：所述原油重组分（R12）为包含原油中柴油组分、蜡油组分和重油组分的混合物，沸点高于145℃；所述原油轻组分（F0G）为原油中不凝气、石脑油或轻石脑油的混合，或者为原油中不凝气、石脑油或轻石脑油及轻柴油组分的混合。

3. 如权利要求1所述的原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，其特征在于：所述第一催化剂的活性组分选自HY、USY、REY、REHY、REUSY、H-ZSM-5 中的一种或混合；所述第二催化剂的活性组分选自Y 型沸石、L沸石、ZSM-5沸石、β沸石、磷酸铝沸石、丝光沸石，或改性的上述沸石中的一种或混合。

4.如权利要求1所述的原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，其特征在于：所述进入次高温反应区（R27）的下再生剂温度660℃～760℃，催化剂含碳量低于0.15%；引入高温反应区（R28）的上再生剂温度700℃～800℃，催化剂含碳量低于0.5%。

5.如权利要求1所述的原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，其特征在于：原油轻组分（F0G）在第二反应器（R20）进行催化裂解转化时，原油轻组分（F0G）在高温反应区（R28）反应。

6.如权利要求1所述的原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，其特征在于：原油轻组分（F0G）在第三反应器（R30）进行催化裂解转化时，反应温度640℃～750℃，反应时间0.3秒～4.0秒，反应压力表压0.10MPa～0.30MPa。

7.如权利要求1所述的原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，其特征在于：当第一反应系统产品轻组分（R14G）进入第二反应再生系统时，第一反应系统产品轻组分（R14G）先与所述第二反应系统产品（R24）换热，被加热的第一反应系统产品轻组分（R14G）再进入第二反应再生系统反应。

8.如权利要求1所述的原油催化转化制乙烯和丙烯的方法，其特征在于：在原油分离塔或闪蒸塔（T00）分离成的原油重组分（R12）先加氢处理，得到的原油重组分加氢组分（R12H）再进入第一反应再生系统催化转化。

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