CN111718753B - 一种多产丙烯的催化转化方法和系统 - Google Patents

一种多产丙烯的催化转化方法和系统 Download PDF

Info

Publication number
CN111718753B
CN111718753B CN201910224119.XA CN201910224119A CN111718753B CN 111718753 B CN111718753 B CN 111718753B CN 201910224119 A CN201910224119 A CN 201910224119A CN 111718753 B CN111718753 B CN 111718753B
Authority
CN
China
Prior art keywords
fraction
olefin
catalyst
catalytic conversion
olefins
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Active
Application number
CN201910224119.XA
Other languages
English (en)
Other versions
CN111718753A (zh
Inventor
许友好
白旭辉
王新
左严芬
张博函
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Sinopec Research Institute of Petroleum Processing
China Petroleum and Chemical Corp
Original Assignee
Sinopec Research Institute of Petroleum Processing
China Petroleum and Chemical Corp
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Priority to CN201910224119.XA priority Critical patent/CN111718753B/zh
Application filed by Sinopec Research Institute of Petroleum Processing, China Petroleum and Chemical Corp filed Critical Sinopec Research Institute of Petroleum Processing
Priority to EA202192559A priority patent/EA202192559A1/ru
Priority to PCT/CN2020/079655 priority patent/WO2020192490A1/zh
Priority to US17/442,039 priority patent/US20220177390A1/en
Priority to JP2021556787A priority patent/JP2022528036A/ja
Priority to SG11202110375YA priority patent/SG11202110375YA/en
Priority to EP20778055.2A priority patent/EP3943579A4/en
Priority to KR1020217034427A priority patent/KR20210142715A/ko
Priority to TW109108930A priority patent/TW202100497A/zh
Publication of CN111718753A publication Critical patent/CN111718753A/zh
Priority to ZA2021/07392A priority patent/ZA202107392B/en
Application granted granted Critical
Publication of CN111718753B publication Critical patent/CN111718753B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C4/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a larger number of carbon atoms
    • C07C4/02—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a larger number of carbon atoms by cracking a single hydrocarbon or a mixture of individually defined hydrocarbons or a normally gaseous hydrocarbon fraction
    • C07C4/06—Catalytic processes
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G57/00—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by at least one cracking process or refining process and at least one other conversion process
    • C10G57/02—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by at least one cracking process or refining process and at least one other conversion process with polymerisation
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J27/00—Catalysts comprising the elements or compounds of halogens, sulfur, selenium, tellurium, phosphorus or nitrogen; Catalysts comprising carbon compounds
    • B01J27/14—Phosphorus; Compounds thereof
    • B01J27/16—Phosphorus; Compounds thereof containing oxygen, i.e. acids, anhydrides and their derivates with N, S, B or halogens without carriers or on carriers based on C, Si, Al or Zr; also salts of Si, Al and Zr
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J29/00—Catalysts comprising molecular sieves
    • B01J29/04—Catalysts comprising molecular sieves having base-exchange properties, e.g. crystalline zeolites
    • B01J29/06—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof
    • B01J29/70—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof of types characterised by their specific structure not provided for in groups B01J29/08 - B01J29/65
    • B01J29/72—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof of types characterised by their specific structure not provided for in groups B01J29/08 - B01J29/65 containing iron group metals, noble metals or copper
    • B01J29/76—Iron group metals or copper
    • B01J35/615—
    • B01J35/635—
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/18—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles
    • B01J8/24—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles according to "fluidised-bed" technique
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C11/00—Aliphatic unsaturated hydrocarbons
    • C07C11/02—Alkenes
    • C07C11/06—Propene
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G11/14—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts
    • C10G11/18—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts according to the "fluidised-bed" technique
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G55/00—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by at least one refining process and at least one cracking process
    • C10G55/02—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by at least one refining process and at least one cracking process plural serial stages only
    • C10G55/06—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by at least one refining process and at least one cracking process plural serial stages only including at least one catalytic cracking step
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G57/00—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by at least one cracking process or refining process and at least one other conversion process
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G69/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G69/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process
    • C10G69/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process plural serial stages only
    • C10G69/04—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process plural serial stages only including at least one step of catalytic cracking in the absence of hydrogen
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2529/00—Catalysts comprising molecular sieves
    • C07C2529/04—Catalysts comprising molecular sieves having base-exchange properties, e.g. crystalline zeolites, pillared clays
    • C07C2529/06—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof
    • C07C2529/064—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof containing iron group metals, noble metals or copper
    • C07C2529/072—Iron group metals or copper
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/70—Catalyst aspects
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/02—Gasoline
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/04—Diesel oil
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/20—C2-C4 olefins

Abstract

本发明涉及一种多产丙烯的催化转化方法和系统，该方法包括：将烃类原料与催化转化催化剂接触并进行催化转化反应，得到反应产物和待生催化剂，待生催化剂经再生后返回反应器，将所得反应产物分离出含C4烯烃的馏分段、含C5烯烃的馏分段、含C7烯烃的馏分段和含C8烯烃的馏分段，然后引入叠合反应器中与叠合催化剂接触并进行叠合反应，得到含有C12烯烃的叠合产物；将所得叠合产物分离出C12烯烃，将所得C12烯烃引入所述的催化转化反应器和/或引入其它催化转化装置中。本发明有效提高了丙烯产率。

Description

一种多产丙烯的催化转化方法和系统
技术领域
本发明涉及一种多产丙烯的催化转化方法和系统。
背景技术
丙烯是重要的石油化工原料，随着丙烯下游衍生物新品种的不断开发，近年来丙烯需求旺盛。目前，我国54％的丙烯来源于石脑油的蒸汽裂解，但丙烯的产率仅为15重％左右，42％丙烯为催化裂化装置副产，少量(约2％)由丙烷脱氢和乙烯-丁烯易位反应得到。
石油化工如果走传统的蒸汽裂解制乙烯、丙烯路线，将面临轻质原料油短缺、生产能力不足以及成本过高等几大制约因素。催化裂化(FCC)由于其原料适应性广、操作灵活等优势日益受到重视。开发新的丙烯生产技术，对进一步拓宽丙烯的来源具有重要的实际意义。
专利WO2001004237A2描述了由轻质烯烃一步生产丙烯的方法，可被认为是利用含有ZSM-5沸石的催化剂的FCC方法的变型。该方法的典型操作条件是温度接近于600℃和压力为0.1～0.2MPa。在这些条件下丙烯产量约为30％并且将未反应的C4和C5馏分段再循环可增加到50％。该方法的缺点是从投资的观点来看流化床技术是昂贵的并且需要比较灵敏的方法控制。此外，其催化剂因为消耗而产生相当大的损失。
专利US6049017描述了一种由烯烃馏分段生产乙烯和丙烯的方法，包括一系列以下步骤：a)分离乙烯、丙烯、然后分离二烯(例如通过选择性加氢)；b)利用含氧化合物(如甲醇、乙醇等)和酸催化剂通过异构烯烃的转化来分离正烯烃和异构烯烃以形成含氧化合物；c)分离氧化化合物；d)利用小孔催化剂(例如沸石的或优选含有SAPO的非沸石的)使正构烯烃裂化以得到乙烯和丙烯。根据该专利的描述：由于异构烯烃(如异丁烯等)在该专利所描述的裂化反应过程中不容易生成乙烯、丙烯等产品，因此通过使异构烯烃生成含氧化合物的方法，将异构烯烃与正构烯烃进行分离，正构烯烃与烷烃一起进入裂化反应器，正构烯烃在其中发生裂化反应，生成丙烯、乙烯等目标产品。该专利还描述了：由于烷烃在裂化反应器中不发生反应，因此，为了防止烷烃在裂化反应器中累积，需要将部分反应物料抽出后用于调制其它燃料或者通过低聚过程将烯烃转化成更重的组分后与烷烃分离，低聚后的烯烃物料部分或全部返回到裂化反应器。从以上描述可以看出：该专利所描述的过程中：进入到反应器的物料主要是未经转化和分离的正构烯烃、烷烃混合物，烯烃在反应器中发生反应，生成目标产品。烷烃作为惰性组分在反应体系内存在。烯烃与沸点相近的正构烷烃之间不进行分离操作，或是通过将烯烃低聚的方法进行分离。
专利CN103333714A描述了另外一种过程：来自蒸汽裂解或催化裂化过程的C4/C5烯烃馏分段，分别经过选择性加氢脱除二烯烃、选择性低聚脱除异丁烯后，正丁烯和未分离的烷烃组分起送至正丁烯的低裂化反应器，正丁烯在其中发生裂化生成乙烯、丙烯等目标产品，烷烃不发生反应。反应器出口的C4组分物料返回低裂化反应器入口循环发生反应。由此可以看出，该过程中同样存在惰性组分烷烃在裂化反应器中累积的问题。为消除该问题，需要从低裂化反应器中抽出部分物料，同时会有部分可以发生反应的C4烯烃被同时抽出，影响原料的利用效率。而为了确保原料中可以发生反应的碳四烯烃的利用效率，就必须引入烷烃、烯烃分离方法。
CN101381272A公布了一种甲醇和碳四烯烃两步法制备乙烯和丙烯的方法。根据该工艺方法，首先将甲醇、二甲醚与碳四及以上烯烃进行醚化反应，再将反应出口物料进行裂解反应生产乙烯、丙烯。但该工艺主要是通过甲醇制烯烃与碳四裂解生产烯烃两种反应的耦合，达到充分利用热量，降低反应温度的目的。工艺过程中未涉及到烷烃与烯烃的分离过程，如果采用催化裂化装置进行裂解反应，仍然难以解决烷烃在系统内累积导致的装置负荷大、能耗高的问题。另外，该专利所描述的过程中，使用二甲醚对碳四及以上的烯烃进行醚化(生成甲基烷基醚还有甲醇)，然后将产物进行回炼的过程，还是将甲醇裂解制烯烃作为整个反应过程的必要步骤。
由以上综述可以看出：目前已有的利用低碳烯烃通过催化裂化或裂解的方法多产丙烯技术的工艺流程：主要原料是来自蒸汽裂解或催化裂化装置产出的液化气，经过气分装置脱除C2、C3、C5后，进入醚化装置，不含异丁烯的醚后碳四或富含烯烃的轻质汽油不经烷烃/烯烃分离，直接进行裂化反应。但由于烷烃不断在系统内累积，最终导致系统内进行回炼的烯烃含量较低。所以该过程需要将部分烯烃含量较低的碳四排出系统，该方案中裂化生成丙烯的选择性较低，系统负荷大，过程能耗高。
CN103814002A公开了使用一种或多种烃低聚的方法。所述方法可以包括使包含一种或多种C3-C5烃的进料低聚以产生流出物，和使用于低聚的流出物至少一部分再循环来多产丙烯。其在低聚反应区形成一种或多种C8 +烃，例如C8、C9、C12、C16和C20烯烃。
发明内容
本发明的目的是提供一种多产丙烯的催化转化方法和系统，本发明具有高丙烯产率和选择性，低干气产率。发明人在实验的过程中意外发现C12烯烃裂化生成丙烯的选择性最高。本发明的重要性在于分离汽油烯烃产物进行选择性叠合、裂化获得了更高的丙烯收率，实现了石油资源的有效利用。
为了实现上述目的，本发明提供一种多产丙烯的催化转化方法，该方法包括：
将烃类原料注入催化转化反应器与催化转化催化剂接触并进行催化转化反应，得到反应产物和待生催化剂；
将所得待生催化剂引入再生器进行烧焦再生，得到再生催化剂作为所述催化转化催化剂返回催化转化反应器中；
将所得反应产物进行如下一个、两个或三个操作：
(i)至少分离出含C4烯烃的馏分段，将所分离的含C4烯烃的馏分段和/或外来的含C4烯烃的馏分段引入叠合反应器中与叠合催化剂接触并进行叠合反应，得到含有C12烯烃的叠合产物；
(ii)至少分离出含C5烯烃的馏分段与含C7烯烃的馏分段，将所分离的含C5烯烃的馏分段与含C7烯烃的馏分段、和/或外来的含C5烯烃的馏分段与含C7烯烃的馏分段引入叠合反应器中与叠合催化剂接触并进行叠合反应，得到含有C12烯烃的叠合产物；
(iii)至少分离出含C4烯烃的馏分段与含C8烯烃的馏分段，将所分离的含C4烯烃的馏分段与含C8烯烃的馏分段、和/或外来的含C4烯烃的馏分段与含C8烯烃的馏分段引入叠合反应器中与叠合催化剂接触并进行叠合反应，得到含有C12烯烃的叠合产物；
将所得叠合产物分离出C12烯烃，将所得C12烯烃引入所述催化转化反应器进行催化转化反应和/或引入其它催化转化装置中。
可选的，所述方法还包括：将所得反应产物分离出含C6烯烃的馏分段，将所得含C6烯烃的馏分段引入所述催化转化反应器进行催化转化反应和/或引入其它催化转化装置中；其中，引入所述催化转化反应器进行催化转化反应和/或引入其它催化转化装置中的C6烯烃占原料的1-30重量％。
可选的，操作(i)-(iii)中所述叠合反应的条件各自独立地包括：温度为50-550℃，压力为0.2-8.0兆帕，重时空速为0.1-10小时-1；
操作(ii)中，C5烯烃与C7烯烃的重量比为1：(0.7-3)；
操作(iii)中，C4烯烃与C8烯烃的重量比为1：(0.5-3)；
操作(i)-(iii)中所述叠合催化剂各自独立地选自磷酸催化剂、酸性树脂、硅铝固体酸催化剂和分子筛固体酸催化剂中的一种或多种。
可选的，所述磷酸催化剂为磷酸负载在硅藻土上形成的催化剂、磷酸载在活性炭上形成的催化剂、磷酸浸泡过的石英砂形成的催化剂、磷酸负载在硅胶形成的催化剂和焦磷酸铜负载在硅胶上形成的催化剂中的一种或多种；
所述的硅铝固体酸催化剂为金属离子负载在氧化铝和/或无定型硅铝载体上形成的催化剂，所负载的金属离子可选自VIII族金属和/或IVA族金属；
以分子筛固体酸催化剂的重量为基准，所述的分子筛固体酸催化剂包括10-100重量％的沸石和0-90重量％的基质，所述的沸石为Y型沸石、ZSM-5沸石和beta沸石中的一种或多种。
可选的，以叠合产物的重量为基准，操作(i)-(iii)中所述叠合产物中C12烯烃的含量各自在40重量％以上，更优在70重量％以上，最优在80重量％以上。
可选的，所述含C4烯烃的馏分段中C4烯烃的含量为40-100重量％，所述含C5烯烃的馏分段中C5烯烃的含量为40-100重量％，所述含C7烯烃的馏分段中C7烯烃的含量为40-100重量％，所述含C8烯烃的馏分段中C8烯烃的含量为40-100重量％；
以含C4烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C4烯烃的馏分段中，硫含量不超过20微克/克，碱性氮化物含量不超过0.6微克/克，水含量为600-1800微克/克，二烯烃含量不超过200微克/克；
以含C5烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C5烯烃的馏分段中，硫含量不超过20微克/克，碱性氮化物含量不超过0.6微克/克，水含量为600-1800微克/克，二烯烃含量不超过200微克/克；
以含C7烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C7烯烃的馏分段中，硫含量不超过20微克/克，碱性氮化物含量不超过0.6微克/克，水含量为600-1800微克/克，二烯烃含量不超过200微克/克；
以含C8烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C8烯烃的馏分段中，硫含量不超过20微克/克，碱性氮化物含量不超过0.6微克/克，水含量为600-1800微克/克，二烯烃含量不超过200微克/克。
可选的，引入所述催化转化反应器进行催化转化反应和/或引入其它催化转化装置中的C12烯烃占原料的1-40重量％。
可选的，所述原料为石油烃和/或其它矿物油，其中石油烃选自减压瓦斯油、常压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、减压渣油、常压渣油和重芳烃抽余油中的一种或多种的混合物；其它矿物油为选自煤液化油、油砂油和页岩油中的一种或多种。
可选的，以催化转化催化剂的重量为基准，所述催化转化催化剂包括1-50重量％的沸石、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土，所述沸石选自中孔沸石和/或大孔沸石，所述中孔沸石选自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，所述大孔沸石选自稀土Y、稀土氢Y、超稳Y和高硅Y中的一种或多种。
可选的，所用的催化转化反应器和所述其它催化转化装置各自独立地选自提升管、等线速的流化床、等直径的流化床、上行式输送线和下行式输送线中的一种或两种串联组合，其中提升管为等直径提升管反应器或者变径流化床反应器。
可选的，变径流化床反应器包括两个反应区，第一反应区的条件包括：反应温度为510℃-650℃，反应时间为0.05-1.0秒，催化剂与原料油的重量比为(3-15)：1，水蒸气与原料油的重量比为(0.03-0.3)：1；
第二反应区的条件包括：反应温度为420℃-550℃，反应时间为1.5-20秒。
可选的，变径流化床反应器包括两个反应区，第一反应区的条件包括：反应温度为520℃-600℃，反应时间为0.1-1秒，催化剂与原料油的重量比为(4-12)：1，水蒸气与原料油的重量比为(0.05-0.2)：1；
第二反应区的条件包括：反应温度为460℃-530℃，反应时间为2-10秒。
可选的，所述方法还包括：将反应产物分离出<145℃馏分段、145-260℃的馏分段和>260℃的馏分段；
将所得<145℃馏分段分离出正构烷烃和异构烷烃，将所得正构烷烃和异构烷烃返回催化转化反应器和/或其它催化转化装置中；
将所得145-260℃的馏分段返回催化转化反应器和/或其它催化转化装置中；
将所得馏程>260℃的馏分段进行加氢处理后再返回所述催化转化反应器和/或其它催化转化装置中，所述加氢处理的条件包括：所述加氢处理催化剂包括载体以及负载在载体上的金属组分和任选的添加剂，所述载体为氧化铝和/或无定型硅铝，所述金属组分为VIB族金属和/或VIII族金属，所述添加剂选自氟、磷、钛和铂中至少一种，所述VIB族金属为Mo或/和W，所述VIII族金属为Co或/和Ni；以加氢处理催化剂的重量为基准，所述添加剂的含量为0-10重量％，VIB族金属的含量为12-39重量％，VIII族金属的含量为1-9重量％；所述加氢处理的条件包括：氢分压为3.0-20.0兆帕，反应温度为300-450℃，氢油体积比为300-2000，体积空速为0.1-3.0小时-1。
本发明还提供一种多产丙烯的催化转化系统，该系统包括催化转化反应器、再生器、油剂分离装置、产物分馏装置、烯烃分离装置、叠合反应器、精馏塔和任选的其它催化转化装置；
所述催化转化反应器设置有原料油入口、催化剂入口、油剂出口和C12烯烃入口，所述油剂分离装置设置有油剂入口、催化剂出口和反应产物出口，所述烯烃分离装置设置有馏分段入口和烯烃出口，所述其它催化转化装置设置有原料油入口、催化剂入口和油剂出口，所述再生器设置有催化剂入口和催化剂出口，所述叠合反应器包括原料入口和叠合产物出口，所述精馏塔设置有油气入口、C12烯烃出口和分离产物出口，所述产物分馏装置至少设置有反应产物入口；所述催化转化反应器的油剂出口与所述油剂分离装置的油剂入口连通，所述油剂分离装置的反应产物出口与所述产物分馏装置的反应产物入口连通，所述精馏塔的C12烯烃出口与所述催化转化反应器的C12烯烃入口和/或所述其它催化转化装置的原料油入口连通，所述催化转化反应器的催化剂入口与所述再生器的催化剂出口连通，所述再生器的催化剂入口与所述油剂分离装置的催化剂出口连通，所述烯烃分离装置的烯烃出口与所述叠合反应器的原料入口连通，所述叠合反应器的叠合产物出口与所述精馏塔的油气入口连通；
所述系统还按照方式(a)-(c)中的一种、两种或三种进行设置：
(a)所述产物分馏装置还至少设置有C4馏分段出口；所述产物分馏装置的C4馏分段出口与所述烯烃分离装置的馏分段入口连通；
(b)所述产物分馏装置还至少设置有C5馏分段出口和C7馏分段出口，所述产物分馏装置的C5馏分段出口和C7馏分段出口与所述烯烃分离装置的馏分段入口连通；
(c)所述产物分馏装置至少还至少设置有C4馏分段出口和C8馏分段出口；所述产物分馏装置的C4馏分段出口和C8馏分段出口与所述烯烃分离装置的馏分段入口连通。
与现有技术相比，本发明的有益效果主要体现在以下方面：
(1)本发明将催化转化所得反应产物中的特选烯烃分离，并有目的地叠合转化成易于裂化生成丙烯的C12烯烃，可以最大限度地提高丙烯产率，满足市场的需求，提高经济效益。
(2)将烯烃叠合工艺与催化转化工艺组合，可以实现反应条件灵活控制，有效促进目的反应进行，增产目的产物。
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包括本发明方法第一种具体实施方式的流程示意图，也包括本发明系统第一种具体实施方式的结构示意图。
图2包括本发明方法第二种具体实施方式的流程示意图，也包括本发明系统第二种具体实施方式的结构示意图。
图3包括本发明方法第三种具体实施方式的流程示意图，也包括本发明系统第三种具体实施方式的结构示意图。
图4包括本发明方法第四种具体实施方式的流程示意图，也包括本发明系统第四种具体实施方式的结构示意图。
附图标记说明
I 第一反应区 II 第二反应区
1 管线 2 提升管反应器 3 管线
4 管线 5 管线 6 管线
7 出口段 8 沉降器 9 集气室
10 汽提段 11 管线 12 斜管
13 再生器 14 管线 15 管线
16 管线 17 大油气管线 18 产物分馏装置
19 管线 20 管线 21 管线
22 管线 23 管线 24 管线
25 管线 26 管线
31 分离装置 32 管线 33 管线
34 管线 35 管线 36 管线
37 管线 38 管线
41 叠合反应器 42 叠合反应器 43 叠合反应器
51 精馏塔 52 精馏塔 53 精馏塔
2A 提升管反应器 2B 流化床反应器
201 管线 203 管线 204 管线
207 管线
208 沉降器 209 集气室 210 汽提段
211 管线 212 斜管 213 再生器
214 管线 215 管线 216 管线
217 大油气管线
3A 第一反应区 3B 第二反应区
301 管线 302 提升管反应器 303 管线
304 管线 305 管线 306 管线
307 管线 308 沉降器 309 集气室
310 汽提段 311 管线 312 斜管
313 再生器 314 管线 315 管线
316 管线 317 大油气管线
4A 第一提升管 4B 第二提升管
401 管线 403 管线
405 管线 406 汽提段 407 出口段
408 沉降器 409 集气室 410 大油气管线
411 斜管 412 再生器 413 管线
414 管线 415 管线 416 管线
417 斜管 421 管线 423 管线
425 管线 426 汽提段 427 出口段
428 沉降器 429 集气室 430 大油气管线
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，催化转化反应组合反应器典型的实施方式有提升管反应器和流化床反应器串联、变径流化床反应器或两个提升管反应器并联，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。
本发明还提供一种多产丙烯的催化转化方法，该方法包括：
将烃类原料注入催化转化反应器与催化转化催化剂接触并进行催化转化反应，得到反应产物和待生催化剂；
将所得待生催化剂引入再生器进行烧焦再生，得到再生催化剂作为所述催化转化催化剂返回催化转化反应器中；
将所得反应产物进行如下一个、两个或三个操作：
(i)至少分离出含C4烯烃的馏分段，将所分离的含C4烯烃的馏分段和/或外来的含C4烯烃的馏分段引入叠合反应器中与叠合催化剂接触并进行叠合反应，得到含有C12烯烃的叠合产物；
(ii)至少分离出含C5烯烃的馏分段与含C7烯烃的馏分段，将所分离的含C5烯烃的馏分段与含C7烯烃的馏分段、和/或外来的含C5烯烃的馏分段与含C7烯烃的馏分段引入叠合反应器中与叠合催化剂接触并进行叠合反应，得到含有C12烯烃的叠合产物；
(iii)至少分离出含C4烯烃的馏分段与含C8烯烃的馏分段，将所分离的含C4烯烃的馏分段与含C8烯烃的馏分段、和/或外来的含C4烯烃的馏分段与含C8烯烃的馏分段引入叠合反应器中与叠合催化剂接触并进行叠合反应，得到含有C12烯烃的叠合产物；
将所得叠合产物分离出C12烯烃，将所得C12烯烃引入所述催化转化反应器(优选中部或底部)进行催化转化反应和/或引入其它催化转化装置中。引入所述催化转化反应器进行催化转化反应和/或引入其它催化转化装置中的C12烯烃优选占原料的1-40重量％。
本发明的发明人意外地发现，将反应产物中含C4烯烃的馏分段、含C5烯烃的馏分段、含C7烯烃的馏分段和含C8烯烃的馏分段分离出来进行叠合反应，并将叠合产物中C12烯烃返回催化转化反应器中进行催化转化反应，能够显著提高丙烯产率。
根据本发明，所述方法还可以包括：将所得反应产物分离出含C6烯烃的馏分段，将所得含C6烯烃的馏分段引入所述催化转化反应器进行催化转化反应和/或引入其它催化转化装置中；其中，引入所述催化转化反应器进行催化转化反应和/或引入其它催化转化装置中的C6烯烃占原料的1-30重量％。本发明的发明人意外地发现，将反应产物中含C6烯烃的馏分段分离出来返回催化转化反应器中进行催化转化反应，能够显著提高丙烯产率。
根据本发明，所述方法还可以包括：将反应产物分离出<145℃馏分段，将所得<145℃馏分段分离出正构烷烃和异构烷烃，将所得正构烷烃和异构烷烃返回催化转化反应器中和/或其它催化转化装置中，从而提高该馏分段的利用率。
根据本发明，所述方法还可以包括：将所得反应产物分离出145-260℃的馏分段，将所得145-260℃的馏分段引入所述催化转化反应器(优选底部)和/或其它催化转化装置中，从而提高该馏分段的利用率。
根据本发明，所述方法还可以包括：将所得反应产物分离出>260℃的馏分段，将所得>260℃的馏分段与加氢处理催化剂接触并进行加氢处理，得到加氢产物作为所述原料使用。加氢处理和加氢处理催化剂是本领域技术人员所熟知的，所述加氢处理催化剂可以包括载体以及负载在载体上的金属组分和任选的添加剂，所述载体可以为氧化铝和/或无定型硅铝，所述金属组分可以为VIB族金属和/或VIII族金属，所述添加剂可以选自氟、磷、钛和铂中至少一种，所述VIB族金属可以为Mo或/和W，所述VIII族金属可以为Co或/和Ni；以加氢处理催化剂的重量为基准，所述添加剂的含量可以为0-10重量％，VIB族金属的含量可以为12-39重量％，VIII族金属的含量可以为1-9重量％；所述加氢处理的条件可以包括：氢分压为3.0-20.0兆帕，反应温度为300-450℃，氢油体积比为300-2000，体积空速为0.1-3.0小时-1。
根据本发明，叠合反应是本领域技术人员所熟知的，其用于将各烯烃反应生成C12烯烃。操作(i)-(iii)中所述叠合反应的条件可以各自独立地包括：温度为50-550℃，优选为400-550℃，压力为0.2-8.0兆帕，优选为0.5-4兆帕，重时空速为0.1-10小时-1，优选为1-6小时-1；操作(ii)中，C5烯烃与C7烯烃的重量比为1：(0.7-3)；操作(iii)中，C4烯烃与C8烯烃的重量比为1：(0.5-3)；操作(i)-(iii)中所述叠合催化剂可以各自独立地选自磷酸催化剂、酸性树脂、硅铝固体酸催化剂和分子筛固体酸催化剂中的一种或多种。所述磷酸催化剂可以为磷酸负载在硅藻土上形成的催化剂、磷酸载在活性炭上形成的催化剂、磷酸浸泡过的石英砂形成的催化剂、磷酸负载在硅胶形成的催化剂和焦磷酸铜负载在硅胶上形成的催化剂中的一种或多种；所述的硅铝固体酸催化剂可以为金属离子负载在氧化铝和/或无定型硅铝载体上形成的催化剂，所负载的金属离子可以选自VIII族金属和/或IVA族金属；以分子筛固体酸催化剂的重量为基准，所述的分子筛固体酸催化剂可以包括10-100重量％的沸石和0-90重量％的基质，所述的沸石为Y型沸石、ZSM-5沸石和beta沸石中的一种或多种。叠合产物可以经过过滤装置除去携带的催化剂粉末后再进一步引入反应器中进行反应。引入所述的催化转化反应器和/或引入其它催化转化装置中的C12烯烃可以占原料1-40重量％。
本发明叠合反应控制反应条件和选择催化剂以最大化生产C12烯烃为目的，例如，以叠合产物的重量为基准，操作(i)-(iii)中所述叠合产物中C12烯烃的含量可以各自在40重量％以上，优选在50重量％以上，更优在70重量％以上，最优在80重量％以上。另外，通过优化含烯烃的馏分段中烯烃的含量以及杂质的含量，能够进一步促进叠合反应的进行，例如所述含C4烯烃的馏分段中C4烯烃的含量为40-100重量％，所述含C5烯烃的馏分段中C5烯烃的含量为40-100重量％，所述含C7烯烃的馏分段中C7烯烃的含量为40-100重量％，所述含C8烯烃的馏分段中C8烯烃的含量为40-100重量％；以含C4烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C4烯烃的馏分段中，硫含量不超过20微克/克，碱性氮化物含量不超过0.6微克/克，水含量为600-1800微克/克，二烯烃含量不超过200微克/克；以含C5烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C5烯烃的馏分段中，硫含量不超过20微克/克，碱性氮化物含量不超过0.6微克/克，水含量为600-1800微克/克，二烯烃含量不超过200微克/克；以含C7烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C7烯烃的馏分段中，硫含量不超过20微克/克，碱性氮化物含量不超过0.6微克/克，水含量为600-1800微克/克，二烯烃含量不超过200微克/克；以含C8烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C8烯烃的馏分段中，硫含量不超过20微克/克，碱性氮化物含量不超过0.6微克/克，水含量为600-1800微克/克，二烯烃含量不超过200微克/克。
为了进一步提高各烯烃的利用率，所述方法还可以包括：将分离出C12烯烃的叠合产物返回叠合反应器进行所述叠合反应，也可以将分离出C12烯烃的叠合产物进一步分离出的C4烯烃、C5烯烃、C7烯烃和C8烯烃，然后将C4烯烃、C5烯烃、C7烯烃和C8烯烃返回进行所述叠合反应。
根据本发明，催化转化原料是本领域技术人员所熟知的，例如，所述原料可以为石油烃和/或其它矿物油，所述石油烃可以选自减压瓦斯油(VGO)、常压瓦斯油(AGO)、焦化瓦斯油(CGO)、脱沥青油(DAO)、减压渣油(VR)、常压渣油和重芳烃抽余油中的一种或多种，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。所述石油烃可以为未加氢的全馏分段或部分馏分段，也可以为加氢后的全部或部分馏分段。
根据本发明，催化转化催化剂是本领域技术人员所熟知的，例如，以催化转化催化剂的重量为基准，所述催化转化催化剂可以包括1-50重量％的沸石、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土，其中沸石作为活性组分，可以选自中孔沸石和/或大孔沸石，中孔沸石可以占沸石总重量的50-100重％，优选70-100重％，大孔沸石可以占沸石总重量的0-50重％，优选0-30重％，所述中孔沸石可以选自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，也可对上述中孔沸石用磷等非金属元素和/或铁、钴、镍等过渡金属元素进行改性，有关ZRP更为详尽的描述参见US5,232,675。ZSM系列沸石选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它类似结构的沸石之中的一种或更多种的混合物，有关ZSM-5等为详尽的描述参见US3,702,886。所述大孔沸石可以选自稀土Y、稀土氢Y、超稳Y和高硅Y中的一种或多种。无机氧化物作为粘接剂，可以选自二氧化硅(SiO2)和/或三氧化二铝(Al2O3)。粘上作为基质(即载体)，可以选自高岭上和/或多水高岭上。
根据本发明，催化转化反应器是本领域技术人员所熟知的，例如，所用的催化转化反应器和/或所述其它催化转化装置可以各自选自提升管、等线速的流化床、等直径的流化床、上行式输送线和下行式输送线中的一者或多者组合，所述提升管可以为等直径提升管或变径流化床。其中流化床的气速可以为0.1米/秒-2米/秒，提升管的气速可以为2米/秒-30米/秒(不计催化剂)。本发明的最佳实施方式是在一种变径提升管反应器中运行，关于该反应器更为详细的描述参见CN1237477A。
根据本发明，催化转化的反应条件可以根据反应器的不同而调整，本领域技术人员可以采用常规的反应条件，例如，所述催化转化反应器和/或所述其它催化转化装置的反应条件包括：反应温度为420℃-750℃，重时空速为0.1-800小时-1，催化剂与原料的重量比为(1-150)：1，水蒸气与原料的重量比为(0.03-1)：1。如果催化转化反应器为变径流化床反应器，且该变径流化床反应器包括两个反应区，催化转化第一反应区主要为大分子裂化反应，第二反应区主要为裂化、氢转移和异构化反应，例如，所述第一反应区的条件包括：反应温度为510℃-650℃，反应时间为0.05秒-1.0秒，催化剂与原料油的重量比为(3-15)：1，水蒸气与原料油的重量比为(0.03-0.3)：1，压力为130-450千帕；所述催化转化第二反应区的条件包括：反应温度为420℃-550℃，反应时间为1.5秒-20秒。所述第一反应区的条件优选包括：反应温度为520℃-600℃，反应时间为0.1-1秒，优选为0.1秒-0.5秒，催化剂与原料油的重量比为(4-12)：1，水蒸气与原料油的重量比为(0.05-0.2)：1；所述第二反应区的条件优选包括：反应温度为460℃-530℃，反应时间为2秒-10秒。
为了增加反应器下游的剂油比，提高催化剂的裂解活性，可通过补充热或冷的再生催化剂、半再生催化剂、待生的催化剂和新鲜催化剂。冷却的再生催化剂和冷却的半再生催化剂是待生催化剂分别经两段再生和一段再生后冷却得到的，再生催化剂碳含量为0.1重％以下，最好为0.05重％以下，半再生催化剂碳含量为0.1重％-0.9重％，最好碳含量为0.15重％-0.7重％；待生催化剂碳含量为0.9重％以上，最好碳含量为0.9重％-1.2重％。
根据本发明，反应产物除了分离出上述馏分段以外，还可以分离出干气、丙烷、丙烯、丁烯和BTX等，各种馏分段、芳烃和烯烃分离方法与本领域普通技术人员熟知的方法相同。含C4烯烃的馏分段、含C5烯烃的馏分段、含C7烯烃的馏分段、含C8烯烃的馏分段的分离方法是本领域技术人员所熟知的，本发明不再赘述。由于二烯烃易使催化剂中毒，硫尤其是硫醇和硫化氢过高会使叠合催化剂的活性降低和促进叠合汽油中胶质的生成，各烯烃的馏分段可以经过选择性加氢脱二烯烃、乙醇胺脱硫、碱洗和水洗、脱碱氮化合物等预处理单元处理，然后再进行叠合反应，上述处理方式是本领域技术人员所熟知的，本发明不再赘述。
本发明还提供一种多产丙烯的催化转化系统，该系统包括催化转化反应器、再生器、油剂分离装置、产物分馏装置、烯烃分离装置、叠合反应器、精馏塔和任选的其它催化转化装置；
所述催化转化反应器设置有原料油入口、催化剂入口、油剂出口和C12烯烃入口，所述油剂分离装置设置有油剂入口、催化剂出口和反应产物出口，所述烯烃分离装置设置有馏分段入口和烯烃出口，所述其它催化转化装置设置有原料油入口、催化剂入口和油剂出口，所述再生器设置有催化剂入口和催化剂出口，所述叠合反应器包括原料入口和叠合产物出口，所述精馏塔设置有油气入口、C12烯烃出口和分离产物出口，所述产物分馏装置至少设置有反应产物入口；所述催化转化反应器的油剂出口与所述油剂分离装置的油剂入口连通，所述油剂分离装置的反应产物出口与所述产物分馏装置的反应产物入口连通，所述精馏塔的C12烯烃出口与所述催化转化反应器的C12烯烃入口和/或所述其它催化转化装置的原料油入口连通，所述催化转化反应器的催化剂入口与所述再生器的催化剂出口连通，所述再生器的催化剂入口与所述油剂分离装置的催化剂出口连通，所述烯烃分离装置的烯烃出口与所述叠合反应器的原料入口连通，所述叠合反应器的叠合产物出口与所述精馏塔的油气入口连通；
所述系统还按照方式(a)-(c)中的一种、两种或三种进行设置：
(a)所述产物分馏装置还至少设置有C4馏分段出口；所述产物分馏装置的C4馏分段出口与所述烯烃分离装置的馏分段入口连通；
(b)所述产物分馏装置还至少设置有C5馏分段出口和C7馏分段出口，所述产物分馏装置的C5馏分段出口和C7馏分段出口与所述烯烃分离装置的馏分段入口连通；
(c)所述产物分馏装置至少还至少设置有C4馏分段出口和C8馏分段出口；所述产物分馏装置的C4馏分段出口和C8馏分段出口与所述烯烃分离装置的馏分段入口连通。
本发明的发明人意外地发现，将反应产物中特选的含烯烃的馏分段分离出来进行叠合反应，并将叠合产物中C12烯烃返回催化转化反应器的第二反应区中进行反应，能够显著提高丙烯产率。
根据本发明，当产物分离装置和叠合反应器按照方式(a)-(c)中的多种进行设置时，叠合反应器可以为一个或多个，优选为多个，例如方式(a)-(c)具有各自的叠合反应器独立地进行叠合反应。
根据本发明，若反应器为所述变径流化床反应器，所述产物分离装置还可以设置有含C6烯烃的馏分段出口，所述含C6烯烃的馏分段出口可以与所述第二反应区的原料入口连通；所述产物分离装置还可以设置有145-260℃的馏分段出口，所述145-260℃的馏分段出口可以与第一反应区的原料入口连通；所述系统还可以包括加氢处理反应器，所述加氢处理反应器可以设置有原料入口和产物出口，所述产物分离装置还可以设置有>260℃的馏分段出口，所述>260℃的馏分段出口可以与所述加氢处理反应器的原料入口连通，所述加氢处理反应器的产物出口可以与第二反应区的原料入口连通。
下面结合附图进一步说明本发明所提供的方法，但并不因此而限制本发明。
第一种具体实施方式
如图1所示，预提升介质经管线1由提升管反应器2底部进入，来自管线16的再生催化转化催化剂在预提升介质的提升作用下沿提升管反应器2向上加速运动，预热的原料油经管线3与来自管线4的雾化蒸汽一起注入提升管反应器2的第一反应区I的底部，与提升管反应器2已有的物流混合，原料油在热的催化剂上发生反应，并向上加速运动。轻质原料油经管线5与来自管线6的雾化蒸汽一起注入提升管反应器2第二反应区II的底部，与提升管反应器已有的反应油剂物流混合，轻质原料油在含有一定炭的催化剂上发生反应，并向上加速运动，生成的反应产物和失活的待生催化剂经出口段7进入沉降器8中的旋风分离器，实现待生催化剂与反应产物的分离，反应产物进入集气室9，催化剂细粉由料腿返回沉降器。沉降器中待生催化剂流向汽提段10，与来自管线11的蒸汽接触。从待生催化剂中汽提出的油气经旋风分离器后进入集气室9。汽提后的待生催化剂经斜管12进入再生器13，主风经管线14进入再生器，烧去待生催化剂上的焦炭，使失活的待生催化剂再生，烟气经管线15进入烟机。再生后的催化剂经管线16进入提升管。
集气室9中的油气经过大油气管线17进入后续的产物分馏装置18，分离得到的干气经管线19引出，乙烯经管线20引出，丙烯经管线21引出，丙烷经管线22引出，丁烯经管线23引出，丁烷经管线24引出，＜145℃馏分段经管线25引入分离装置31，145-260℃馏分段经管线26引入上述第一反应区I回炼，＞260℃馏分段经管线27输送到加氢处理反应器，加氢处理反应器分离出的轻组分经管线引出，加氢产物经管线循环至第二反应区II，进一步生产丙烯。＜145℃馏分段经分离装置31，分离出C5烯烃经管线32引出，C6烯烃经管线33引出，C7烯烃经管线34引出，C8烯烃经管线35引出，BTX经管线36引出，正/异构烷烃经管线37引出。
丁烯经管线23引入叠合反应器41和叠合反应器42，C5烯烃经管线32引入叠合反应器43，C7烯烃经管线34引入叠合反应器43，C8烯烃经管线35引入叠合反应器42。
在叠合反应器41中，丁烯发生叠合反应，得到含有C12烯烃的叠合产物，然后经分馏塔51分离出C12烯烃经管线38引入所述的催化转化反应器和/或引入其它催化转化装置中，继续生成丙烯；在叠合反应器42中，丁烯和C8烯烃发生叠合反应，得到含有C12烯烃的叠合产物，然后经分馏塔52分离出C12烯烃经管线38引入所述的催化转化反应器和/或引入其它催化转化装置中，继续生成丙烯；在叠合反应器43中，C5烯烃和C7烯烃发生叠合反应，得到含有C12烯烃的叠合产物，然后经分馏塔53分离出C12烯烃引入所述的催化转化反应器和/或引入其它催化转化装置中，继续生成丙烯；C6烯烃经管线33引入第二反应区II，继续生成丙烯。
第二种具体实施方式
本实施方式优选的技术方案包括下列步骤：
如图2所示，来自管线216的热再生催化剂经来自管线201的预提升介质提升沿提升管反应器2A上行，来自管线203的原料油经来自管线204的雾化蒸汽雾化后引入提升管反应器2A中与提升管反应器2A已有的物料接触，在反应温度为500-650℃，反应时间为0.5-4秒，反应压力为0.15-0.30兆帕(绝对)，催化转化催化剂与原料重量比为1-100的条件下在第一催化转化反应器中进行反应；将第一催化转化反应器所得反应油剂引入流化床反应器2B中进行第二催化转化反应，反应温度为480-620℃，重时空速为0.2-30h-1，反应压力为0.15-0.30兆帕(绝对)，得到待生催化剂和反应产物，待生催化剂和反应产物在沉降器208中进行油剂分离，反应产物进入集气室209并从大油气管线217引出，待生催化剂进入汽提段210中与来自管线211的汽提蒸汽逆流接触汽提，汽提后待生催化剂从斜管212引入再生器213中与来自管线214的空气烧焦再生，再生烟气从管线215离开再生器213，得到再生催化剂作为所述催化转化催化剂从管线216返回所述第一催化转化反应器中，将所得反应产物至少分离出C4、C5、C7、C8烯烃馏分段，经叠合后分离产物C12烯烃，C12烯烃从管线207引入第二催化转化反应器继续裂化增产丙烯。
第三种具体实施方式
本实施方式优选的技术方案包括下列步骤：
如图3所示，来自管线316的热再生催化剂经来自管线301的预提升介质提升沿提升管反应器302的第一反应区3A上行，来自管线303的原料油经来自管线304的雾化蒸汽雾化后引入第一反应区3A中与第一反应区3A已有的物料接触，并依次在第一反应区3A和第二反应区3B中发生催化转化反应，其中，所述第一反应区的条件包括：反应温度为520℃-600℃，反应时间为0.1-1秒，催化剂与原料油的重量比为(4-12)：1，水蒸气与原料油的重量比为(0.05-0.2)：1；所述第二反应区的条件包括：反应温度为460℃-530℃，反应时间为2-10秒。反应产物和待炭的待生催化剂沿提升管反应器的出口段307在沉降器308分离，反应产物进入集气室309并从大油气管线317引出，待生催化剂进入汽提段310中与来自管线311的汽提蒸汽逆流接触汽提，汽提后待生催化剂从斜管312引入再生器313中与来自管线314的空气烧焦再生，再生烟气从管线315离开再生器313，得到再生催化剂作为所述催化转化催化剂从管线316返回所述第一催化转化反应器中，将所得反应产物至少分离出C4、C5、C7、C8烯烃馏分段，经叠合后分离产物C12烯烃，C12烯烃从管线305经来自管线306的雾化蒸汽雾化后引入所述第二反应区和/或其它催化转化装置继续裂化增产丙烯。
第四种具体实施方式
本实施方式优选的技术方案包括下列步骤：
如图4所示，原料油从管线403引入第一提升管4A的底部，来自管线415的热再生催化剂经来自管线401的预提升蒸汽提升后与原料油接触，在反应温度为450-600℃，反应时间为0.5-5秒，反应压力为0.15-0.40兆帕(绝对)，催化转化催化剂与原料重量比为5-20的条件下进行反应，得到待生催化剂和反应产物沿出口段407进入沉降器408中进行油剂分离，所得反应产物进入集气室409并从大油气管线410引出，将待生催化剂引入汽提段406与来自管线405的汽提蒸汽进行逆流汽提，然后从斜管411引入再生器412中与来自管线413的空气接触进行烧焦再生，再生烟气从管线414离开再生器412，得到再生催化剂作为所述催化转化催化剂从管线415返回所述第一提升管4A中，将所得反应产物至少分离出C4、C5、C7、C8烯烃馏分段，经叠合后分离产物C12烯烃，C12烯烃从管线423引入第二提升管4B，来自管线416的热再生催化剂经来自管线421的预提升蒸汽提升后与C6烯烃接触，在反应温度为350-660℃，反应时间为1.0-8秒，反应压力为0.15-0.40兆帕(绝对)，催化转化催化剂与原料重量比为3-45的条件下继续裂化增产丙烯，所得反应产物沿出口段427进入沉降器428中进行油剂分离，所得反应产物进入集气室429并从大油气管线430引出，将待生催化剂引入汽提段426与来自管线425的汽提蒸汽进行逆流汽提，然后从斜管417引入再生器412中与来自管线413的空气接触进行烧焦再生，再生烟气从管线414离开再生器412。
下面通过实施例来进一步说明本发明，但是本发明并不因此而受到任何限制。
实施例中所用的原料A、B、C、D性质如表1所示。
实施例中所用的催化转化催化剂A的制备方法简述如下：
1)、将20克NH4Cl溶于1000克水中，向此溶液中加入100克(干基)晶化产品ZRP-1沸石(齐鲁石化公司催化剂厂生产，SiO2/Al2O3＝30，稀土含量RE2O3＝2.0重量％)，在90℃交换0.5小时后，过滤得滤饼；加入4.0克H3PO4(浓度85％)与4.5克Fe(NO3)3溶于90克水中，与滤饼混合浸渍烘干；接着在550℃温度下焙烧处理2小时得到含磷和铁的MFI结构中孔沸石，其元素分析化学组成为:
0.1Na2O·5.1Al2O3·2.4P2O5·1.5Fe2O3·3.8RE2O3·88.1SiO2。
2)、用250千克脱阳离子水将75.4千克多水高岭土(苏州瓷土公司工业产品，固含量71.6重量％)打浆，再加入54.8千克拟薄水铝石(由东铝厂工业产品，固含量63重量％)，用盐酸将其pH调至2～4，搅拌均匀，在60～70℃下静置老化1小时，保持pH为2～4，将温度降至60℃以下，加入41.5千克铝溶胶(齐鲁石化公司催化剂厂产品，Al2O3含量为21.7重量％)，搅拌40分钟，得到混合浆液。
3)、将步骤1)制备的含磷和铁的MFI结构中孔沸石(干基为2千克)以及DASY沸石(齐鲁石化公司催化剂厂工业产品，晶胞常数为2.445～2.448纳米，干基为22.5千克)加入到步骤2)得到的混合浆液中，搅拌均匀，喷雾干燥成型，用磷酸二氢铵溶液(磷含量为1重量％)洗涤，洗去游离Na+，干燥即得催化转化催化剂样品，该催化剂的干基组成为2重量％含磷和铁的MFI结构中孔沸石、18重量％DASY沸石、32重量％拟薄水铝石、7重量％铝溶胶和余量高岭土。
实施例中所用的加氢处理催化剂制备方法简述如下：称取偏钨酸铵((NH4)2W4O13·18H2O，化学纯)和硝酸镍(Ni(NO3)2·18H2O，化学纯)，用水配成200毫升溶液。将溶液加入到氧化铝载体50克中，在室温下浸渍3小时，在浸渍过程中使用超声波处理浸渍液30分钟，冷却，过滤，放到微波炉中干燥约15分钟。该催化剂的组成为：30.0重量％WO3，3.l重量％NiO和余量氧化铝。记作F。
实施例中所用催化转化催化剂A、B、C、D和叠合催化剂E的性质列于表2，叠合催化剂E为分子筛固体酸催化剂，商业牌号为RGW-1。
实施例1
该实施例按照图1的流程进行试验，原料油A直接作为催化转化的原料，在变径流化床反应器的中型装置上进行试验。原料油A进入第一反应区I底部，在第一反应区I底部与催化剂A接触并依次在第一反应区I和第二反应区II发生催化转化反应，反应产物和待炭的待生催化剂在沉降器分离，反应产物在产物分馏装置按馏程进行切割，从而得到干气、乙烯、丙烯、丙烷、丁烯、丁烷、<145℃馏分段、145-260℃的馏分段、>260℃的馏分段；<145℃馏分段进入分离装置进一步分离出BTX、含C4烯烃的馏分段、含C5烯烃的馏分段、含C6烯烃的馏分段、含C7烯烃的馏分段、含C8烯烃的馏分段和正/异构烷烃。所述含C4烯烃的馏分段中C4烯烃的含量为90重量％，所述含C5烯烃的馏分段中C5烯烃的含量为90重量％，所述含C7烯烃的馏分段中C7烯烃的含量为90重量％，所述含C8烯烃的馏分段中C8烯烃的含量为90重量％；以含C4烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C4烯烃的馏分段中，硫含量为18微克/克，碱性氮化物含量为0.3微克/克，水含量为1200微克/克，二烯烃含量为100微克/克；以含C5烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C5烯烃的馏分段中，硫含量为18微克/克，碱性氮化物含量为0.3微克/克，水含量为1200微克/克，二烯烃含量为100微克/克；以含C7烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C7烯烃的馏分段中，硫含量为18微克/克，碱性氮化物含量为0.3微克/克，水含量为1200微克/克，二烯烃含量为100微克/克；以含C8烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C8烯烃的馏分段中，硫含量为18微克/克，碱性氮化物含量为0.3微克/克，水含量为1200微克/克，二烯烃含量为100微克/克。
分离得到的各种烯烃馏分段按照如图1所示流程分别进入不同的叠合反应器进行叠合反应，叠合反应器43和叠合反应器42中，C5烯烃与C7烯烃的重量比为1：0.7，C4烯烃与C8烯烃的重量比为1：0.5；经分馏塔分离的C12烯烃循环回催化转化反应器的第二反应区，C6烯烃直接引入第二反应区；馏程为145-260℃的馏分段进行回炼，馏程>260℃的馏分段经加氢处理，在氢分压18.0兆帕、反应温度350℃、氢油体积比1500、体积空速1.5小时-1的反应条件下进行加氢处理，加氢产物和正/异构烷烃循环回上述催化转化反应器底部第一反应区中进行所述催化转化反应。引入所述催化转化反应器第二反应区中的C6烯烃占原料10重量％，引入所述催化转化反应器第二反应区中的C12烯烃占原料26.9重量％。具体操作条件和产品分布列于表3。
对比例1
与实施例1基本相同，不同之处在于催化转化反应产物在产物分馏装置按馏程进行切割，从而得到干气、液化气、丙烯、汽油、柴油、BTX和油浆。操作条件和产品分布列于表3。
实施例2
原料油B作为催化转化的原料，在如图2所示的提升管反应器+流化床反应器上进行试验。原料油B与催化剂B接触，在反应温度为650℃，反应时间为0.8秒，剂油重量比为20，水油重量比为0.8的条件下在提升管反应器中进行反应；将所得反应油剂引入流化床反应器中继续反应，反应温度为580℃，重时空速为10h-1。得到待生催化剂和反应产物，将待生催化剂进行再生，得到再生催化剂作为所述催化转化催化剂返回所述提升管反应器中；反应产物在产物分馏装置按馏程进行切割，从而得到干气、乙烯、丙烯、丙烷、丁烯、丁烷、<145℃馏分段、145-260℃的馏分段、>260℃的馏分段；<145℃馏分段进入分离装置进一步分离出BTX、含C4烯烃的馏分段、含C5烯烃的馏分段、含C6烯烃的馏分段、含C7烯烃的馏分段、含C8烯烃的馏分段和正/异构烷烃。所述含C4烯烃的馏分段中C4烯烃的含量为90重量％，所述含C5烯烃的馏分段中C5烯烃的含量为90重量％，所述含C7烯烃的馏分段中C7烯烃的含量为90重量％，所述含C8烯烃的馏分段中C8烯烃的含量为90重量％；以含C4烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C4烯烃的馏分段中，硫含量为18微克/克，碱性氮化物含量为0.3微克/克，水含量为1200微克/克，二烯烃含量为100微克/克；以含C5烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C5烯烃的馏分段中，硫含量为18微克/克，碱性氮化物含量为0.3微克/克，水含量为1200微克/克，二烯烃含量为100微克/克；以含C7烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C7烯烃的馏分段中，硫含量为18微克/克，碱性氮化物含量为0.3微克/克，水含量为1200微克/克，二烯烃含量为100微克/克；以含C8烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C8烯烃的馏分段中，硫含量为18微克/克，碱性氮化物含量为0.3微克/克，水含量为1200微克/克，二烯烃含量为100微克/克。
分离得到的各种烯烃馏分段按照如图1所示流程分别进入不同的叠合反应器进行叠合反应，叠合反应器43和叠合反应器42中，C5烯烃与C7烯烃的重量比为1：0.7，C4烯烃与C8烯烃的重量比为1：0.5；经分馏塔分离的C12烯烃循环回流化床反应器，C6烯烃直接引入流化床反应器；馏程为145-260℃的馏分段进行回炼，馏程>260℃的馏分段经加氢处理，在氢分压18.0兆帕、反应温度350℃、氢油体积比1500、体积空速1.5小时-1的反应条件下进行加氢处理，加氢产物和正/异构烷烃循环回上述提升管进行所述催化转化反应。引入所述流化床反应器继续裂化的C6烯烃占原料6.6重量％，C12烯烃占原料25.5重量％。操作条件和产品分布列于表4。
对比例2
与实施例2基本相同，不同之处在于催化转化反应产物在产物分馏装置按馏程进行切割，从而得到干气、液化气、丙烯、汽油、柴油、BTX和油浆。操作条件和产品分布列于表4。
实施例3
原料油C作为催化转化的原料，在如图2所示的提升管反应器+流化床反应器上进行试验。原料油C与催化剂C接触，在反应温度为530℃，反应时间为1.5秒，剂油重量比为8，水油重量比为0.1的条件下在提升管反应器中进行反应；将所得反应油剂引入流化床反应器中继续反应，反应温度为500℃，重时空速为10h-1。得到待生催化剂和反应产物，将待生催化剂进行再生，得到再生催化剂作为所述催化转化催化剂返回所述提升管反应器中；反应产物在产物分馏装置按馏程进行切割，从而得到干气、乙烯、丙烯、丙烷、丁烯、丁烷、<145℃馏分段、145-260℃的馏分段、>260℃的馏分段；<145℃馏分段进入分离装置进一步分离出BTX、含C4烯烃的馏分段、含C5烯烃的馏分段、含C6烯烃的馏分段、含C7烯烃的馏分段、含C8烯烃的馏分段和正/异构烷烃。所述含C4烯烃的馏分段中C4烯烃的含量为90重量％，所述含C5烯烃的馏分段中C5烯烃的含量为90重量％，所述含C7烯烃的馏分段中C7烯烃的含量为90重量％，所述含C8烯烃的馏分段中C8烯烃的含量为90重量％；以含C4烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C4烯烃的馏分段中，硫含量为18微克/克，碱性氮化物含量为0.3微克/克，水含量为1200微克/克，二烯烃含量为100微克/克；以含C5烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C5烯烃的馏分段中，硫含量为18微克/克，碱性氮化物含量为0.3微克/克，水含量为1200微克/克，二烯烃含量为100微克/克；以含C7烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C7烯烃的馏分段中，硫含量为18微克/克，碱性氮化物含量为0.3微克/克，水含量为1200微克/克，二烯烃含量为100微克/克；以含C8烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C8烯烃的馏分段中，硫含量为18微克/克，碱性氮化物含量为0.3微克/克，水含量为1200微克/克，二烯烃含量为100微克/克。
分离得到的各种烯烃馏分段按照如图1所示流程分别进入不同的叠合反应器进行叠合反应，叠合反应器43和叠合反应器42中，C5烯烃与C7烯烃的重量比为1：0.7，C4烯烃与C8烯烃的重量比为1：0.5；经分馏塔分离的C12烯烃循环回流化床反应器，C6烯烃直接引入流化床反应器；馏程为145-260℃的馏分段进行回炼，馏程>260℃的馏分段经加氢处理，在氢分压18.0兆帕、反应温度350℃、氢油体积比1500、体积空速1.5小时-1的反应条件下进行加氢处理，加氢产物和正/异构烷烃循环回上述提升管进行所述催化转化反应。引入所述流化床反应器继续裂化的C6烯烃占原料7.8重量％，C12烯烃占原料29.4重量％。操作条件和产品分布列于表5。
对比例3
与实施例3基本相同，不同之处在于催化转化反应产物在产物分馏装置按馏程进行切割，从而得到干气、液化气、丙烯、汽油、柴油、BTX和油浆，并将油浆加氢处理后循环至所述提升管反应器。操作条件和产品分布列于表5。
实施例4
原料油D作为催化转化的原料，在如图4所示的双提升管反应器上进行试验。原料油D与催化剂D接触，在反应温度为600℃，反应时间为1.5秒，剂油重量比为6，水油重量比为0.05的条件下在第一提升管中进行反应，得到待生催化剂和反应产物，将待生催化剂进行再生，得到再生催化剂作为所述催化转化催化剂返回所述第一提升管中，反应产物在产物分馏装置按馏程进行切割，从而得到干气、乙烯、丙烯、丙烷、丁烯、丁烷、<145℃馏分段、145-260℃的馏分段、>260℃的馏分段；<145℃馏分段进入分离装置进一步分离出BTX、含C4烯烃的馏分段、含C5烯烃的馏分段、含C6烯烃的馏分段、含C7烯烃的馏分段、含C8烯烃的馏分段和正/异构烷烃。所述含C4烯烃的馏分段中C4烯烃的含量为90重量％，所述含C5烯烃的馏分段中C5烯烃的含量为90重量％，所述含C7烯烃的馏分段中C7烯烃的含量为90重量％，所述含C8烯烃的馏分段中C8烯烃的含量为90重量％；以含C4烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C4烯烃的馏分段中，硫含量为18微克/克，碱性氮化物含量为0.3微克/克，水含量为1200微克/克，二烯烃含量为100微克/克；以含C5烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C5烯烃的馏分段中，硫含量为18微克/克，碱性氮化物含量为0.3微克/克，水含量为1200微克/克，二烯烃含量为100微克/克；以含C7烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C7烯烃的馏分段中，硫含量为18微克/克，碱性氮化物含量为0.3微克/克，水含量为1200微克/克，二烯烃含量为100微克/克；以含C8烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C8烯烃的馏分段中，硫含量为18微克/克，碱性氮化物含量为0.3微克/克，水含量为1200微克/克，二烯烃含量为100微克/克。
分离得到的各种烯烃馏分段按照如图1所示流程分别进入不同的叠合反应器进行叠合反应，叠合反应器43和叠合反应器42中，C5烯烃与C7烯烃的重量比为1：0.7，C4烯烃与C8烯烃的重量比为1：0.5；经分馏塔分离的C12烯烃循环回第二提升管，C6烯烃直接引入第二提升管，在反应温度为500℃，反应时间为3秒，剂油重量比为6，水油重量比为0.05的条件下继续裂化增产丙烯；馏程为145-260℃的馏分段进行回炼，馏程>260℃的馏分段经加氢处理，在氢分压18.0兆帕、反应温度350℃、氢油体积比1500、体积空速1.5小时-1的反应条件下进行加氢处理，加氢产物和正/异构烷烃循环回上述第一提升管进行所述催化转化反应。引入所述第二提升管的C6烯烃占原料10重量％，C12烯烃占原料26.6重量％。操作条件和产品分布列于表6。
对比例4
与实施例4基本相同，不同之处在于将第一催化转化反应产物在产物分馏装置按馏程进行切割，从而得到干气、液化气、丙烯、汽油、柴油、BTX和油浆，占原料36.6重量％的汽油循环至第二催化转化裂化反应器。操作条件和产品分布列于表6。
从表3、4、5和6可以看出，将汽油中的C4、C8烯烃经分离选择性叠合，生成C12烯烃进行回炼，丙烯产率可提高1.5-4倍。
对比例5
与实施例1基本相同，不同之处在催化转化产物分离出C8烯烃，C8烯烃循环至第二反应区继续裂解，C8烯烃占原料重量的10重量％，产品分布列于表7。
对比例6
与实施例1基本相同，不同之处在于叠合产物分离出C10烯烃，C10烯烃循环至第二反应区继续裂解，C10烯烃占原料重量的26.9重量％，产品分布列于表7。
对比例7
与实施例1基本相同，不同之处在于叠合产物分离出C14烯烃，C14烯烃循环至第二反应区继续裂解，C14烯烃占原料重量的26.9重量％，产品分布列于表7。
对比例8
与实施例1基本相同，不同之处在于叠合产物分离出C16烯烃，C16烯烃循环至第二反应区继续裂解，C16烯烃占原料重量的26.9重量％，产品分布列于表7。
对比例9
与实施例1基本相同，不同之处在于叠合产物分离出C9烯烃，C9烯烃循环至第二反应区继续裂解，C9烯烃占原料重量的26.9重量％，产品分布列于表7。
从表7可以看出，将C6、C12烯烃进行回炼，具有更高的丙烯产率。
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
Figure GDA0003164918320000201
表2
Figure GDA0003164918320000211
表3
Figure GDA0003164918320000221
表4
Figure GDA0003164918320000231
表5
Figure GDA0003164918320000232
Figure GDA0003164918320000241
表6
Figure GDA0003164918320000242
Figure GDA0003164918320000251
表7
项目 对比例5 对比例6 对比例7 对比例8 对比例9
干气 6.50 7.94 8.15 8.39 6.81
液化气 54.39 50.20 53.86 52.07 52.07
丙烯 38.66 26.93 28.44 29.37 30.22
汽油 - - - - -
柴油 - - - - -
BTX 29.48 31.14 26.32 29.02 31.18
油浆 - - - - -
焦炭 9.63 10.72 11.67 10.52 9.94
总计 100.00 100.00 100.00 100.00 100.00

Claims (16)

1.一种多产丙烯的催化转化方法，该方法包括：
将烃类原料注入催化转化反应器与催化转化催化剂接触并进行催化转化反应，得到反应产物和待生催化剂；
将所得待生催化剂引入再生器进行烧焦再生，得到再生催化剂作为所述催化转化催化剂返回催化转化反应器中；
将所得反应产物进行(i)-(iii)中两个或三个操作：
(i)至少分离出含C4烯烃的馏分段，将所分离的含C4烯烃的馏分段和/或外来的含C4烯烃的馏分段引入叠合反应器中与叠合催化剂接触并进行叠合反应，得到含有C12烯烃的叠合产物；
(ii)至少分离出含C5烯烃的馏分段与含C7烯烃的馏分段，将所分离的含C5烯烃的馏分段与含C7烯烃的馏分段、和/或外来的含C5烯烃的馏分段与含C7烯烃的馏分段引入叠合反应器中与叠合催化剂接触并进行叠合反应，得到含有C12烯烃的叠合产物；
(iii)至少分离出含C4烯烃的馏分段与含C8烯烃的馏分段，将所分离的含C4烯烃的馏分段与含C8烯烃的馏分段、和/或外来的含C4烯烃的馏分段与含C8烯烃的馏分段引入叠合反应器中与叠合催化剂接触并进行叠合反应，得到含有C12烯烃的叠合产物；
将所得叠合产物分离出C12烯烃，将所得C12烯烃引入所述催化转化反应器进行催化转化反应和/或引入其它催化转化装置中；
所述方法还包括：将所得反应产物分离出含C6烯烃的馏分段，将所得含C6烯烃的馏分段引入所述催化转化反应器进行催化转化反应和/或引入其它催化转化装置中。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，引入所述催化转化反应器进行催化转化反应和/或引入其它催化转化装置中的C6烯烃占原料的1-30重量％。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，操作(i)-(iii)中所述叠合反应的条件各自独立地包括：温度为50-550℃，压力为0.2-8.0兆帕，重时空速为0.1-10小时-1；
操作(ii)中，C5烯烃与C7烯烃的重量比为1：(0.7-3)；
操作(iii)中，C4烯烃与C8烯烃的重量比为1：(0.5-3)；
操作(i)-(iii)中所述叠合催化剂各自独立地选自磷酸催化剂、酸性树脂、硅铝固体酸催化剂和分子筛固体酸催化剂中的一种或多种。
4.根据权利要求3所述的方法，其中，所述磷酸催化剂为磷酸负载在硅藻土上形成的催化剂、磷酸载在活性炭上形成的催化剂、磷酸浸泡过的石英砂形成的催化剂、磷酸负载在硅胶形成的催化剂和焦磷酸铜负载在硅胶上形成的催化剂中的一种或多种；
所述的硅铝固体酸催化剂为金属离子负载在无定型硅铝载体上形成的催化剂或者为金属离子负载在氧化铝和无定型硅铝载体上形成的催化剂，所负载的金属离子可选自VIII族金属和/或IVA族金属；
以分子筛固体酸催化剂的重量为基准，所述的分子筛固体酸催化剂包括10-100重量％的沸石和0-90重量％的基质，所述的沸石为Y型沸石、ZSM-5沸石和beta沸石中的一种或多种。
5.根据权利要求1所述的方法，其中，以叠合产物的重量为基准，操作(i)-(iii)中所述叠合产物中C12烯烃的含量各自在40重量％以上。
6.根据权利要求5所述的方法，其中，以叠合产物的重量为基准，操作(i)-(iii)中所述叠合产物中C12烯烃的含量各自在70重量％以上。
7.根据权利要求6所述的方法，其中，以叠合产物的重量为基准，操作(i)-(iii)中所述叠合产物中C12烯烃的含量各自在80重量％以上。
8.根据权利要求1所述的方法，其中，所述含C4烯烃的馏分段中C4烯烃的含量为40-100重量％，所述含C5烯烃的馏分段中C5烯烃的含量为40-100重量％，所述含C7烯烃的馏分段中C7烯烃的含量为40-100重量％，所述含C8烯烃的馏分段中C8烯烃的含量为40-100重量％；
以含C4烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C4烯烃的馏分段中，硫含量不超过20微克/克，碱性氮化物含量不超过0.6微克/克，水含量为600-1800微克/克，二烯烃含量不超过200微克/克；
以含C5烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C5烯烃的馏分段中，硫含量不超过20微克/克，碱性氮化物含量不超过0.6微克/克，水含量为600-1800微克/克，二烯烃含量不超过200微克/克；
以含C7烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C7烯烃的馏分段中，硫含量不超过20微克/克，碱性氮化物含量不超过0.6微克/克，水含量为600-1800微克/克，二烯烃含量不超过200微克/克；
以含C8烯烃的馏分段的重量为基准，所述含C8烯烃的馏分段中，硫含量不超过20微克/克，碱性氮化物含量不超过0.6微克/克，水含量为600-1800微克/克，二烯烃含量不超过200微克/克。
9.根据权利要求1所述的方法，其中，引入所述催化转化反应器进行催化转化反应和/或引入其它催化转化装置中的C12烯烃占原料的1-40重量％。
10.根据权利要求1所述的方法，其中，所述原料为石油烃和/或其它矿物油，其中石油烃选自减压瓦斯油、常压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、减压渣油、常压渣油和重芳烃抽余油中的一种或多种的混合物；其它矿物油为选自煤液化油、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，以催化转化催化剂的重量为基准，所述催化转化催化剂包括1-50重量％的沸石、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土，所述沸石选自中孔沸石和/或大孔沸石，所述中孔沸石选自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，所述大孔沸石选自稀土Y、稀土氢Y、超稳Y和高硅Y中的一种或多种。
12.根据权利要求1所述的方法，其中，所用的催化转化反应器和所述其它催化转化装置各自独立地选自提升管、等线速的流化床、等直径的流化床、上行式输送线和下行式输送线中的一种或两种串联组合，其中提升管为等直径提升管反应器或者变径流化床反应器。
13.根据权利要求12所述的方法，其中，变径流化床反应器包括两个反应区，第一反应区的条件包括：反应温度为510℃-650℃，反应时间为0.05-1.0秒，催化剂与原料油的重量比为(3-15)：1，水蒸气与原料油的重量比为(0.03-0.3)：1；
第二反应区的条件包括：反应温度为420℃-550℃，反应时间为1.5-20秒。
14.根据权利要求13所述的方法，其中，变径流化床反应器包括两个反应区，第一反应区的条件包括：反应温度为520℃-600℃，反应时间为0.1-1秒，催化剂与原料油的重量比为(4-12)：1，水蒸气与原料油的重量比为(0.05-0.2)：1；
第二反应区的条件包括：反应温度为460℃-530℃，反应时间为2-10秒。
15.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括：将反应产物分离出<145℃馏分段、145-260℃的馏分段和>260℃的馏分段；
将所得<145℃馏分段分离出正构烷烃和异构烷烃，将所得正构烷烃和异构烷烃返回催化转化反应器和/或其它催化转化装置中；
将所得145-260℃的馏分段返回催化转化反应器和/或其它催化转化装置中；
将所得馏程>260℃的馏分段进行加氢处理后再返回所述催化转化反应器和/或其它催化转化装置中，所述加氢处理的条件包括：所述加氢处理催化剂包括载体以及负载在载体上的金属组分和任选的添加剂，所述载体为氧化铝和/或无定型硅铝，所述金属组分为VIB族金属和/或VIII族金属，所述添加剂选自氟、磷、钛和铂中至少一种，所述VIB族金属为Mo或/和W，所述VIII族金属为Co或/和Ni；以加氢处理催化剂的重量为基准，所述添加剂的含量为0-10重量％，VIB族金属的含量为12-39重量％，VIII族金属的含量为1-9重量％；所述加氢处理的条件包括：氢分压为3.0-20.0兆帕，反应温度为300-450℃，氢油体积比为300-2000，体积空速为0.1-3.0小时-1。
16.一种多产丙烯的催化转化系统，该系统包括催化转化反应器、再生器、油剂分离装置、产物分馏装置、烯烃分离装置、叠合反应器、精馏塔和任选的其它催化转化装置；
所述催化转化反应器设置有原料油入口、催化剂入口、油剂出口和C12烯烃入口，所述油剂分离装置设置有油剂入口、催化剂出口和反应产物出口，所述烯烃分离装置设置有馏分段入口和烯烃出口，所述其它催化转化装置设置有原料油入口、催化剂入口和油剂出口，所述再生器设置有催化剂入口和催化剂出口，所述叠合反应器包括原料入口和叠合产物出口，所述精馏塔设置有油气入口、C12烯烃出口和分离产物出口，所述产物分馏装置至少设置有反应产物入口；所述催化转化反应器的油剂出口与所述油剂分离装置的油剂入口连通，所述油剂分离装置的反应产物出口与所述产物分馏装置的反应产物入口连通，所述精馏塔的C12烯烃出口与所述催化转化反应器的C12烯烃入口和/或所述其它催化转化装置的原料油入口连通，所述催化转化反应器的催化剂入口与所述再生器的催化剂出口连通，所述再生器的催化剂入口与所述油剂分离装置的催化剂出口连通，所述烯烃分离装置的烯烃出口与所述叠合反应器的原料入口连通，所述叠合反应器的叠合产物出口与所述精馏塔的油气入口连通；
所述系统还按照方式(a)-(c)中的一种、两种或三种进行设置：
(a)所述产物分馏装置还至少设置有C4馏分段出口；所述产物分馏装置的C4馏分段出口与所述烯烃分离装置的馏分段入口连通；
(b)所述产物分馏装置还至少设置有C5馏分段出口和C7馏分段出口，所述产物分馏装置的C5馏分段出口和C7馏分段出口与所述烯烃分离装置的馏分段入口连通；
(c)所述产物分馏装置至少还至少设置有C4馏分段出口和C8馏分段出口；所述产物分馏装置的C4馏分段出口和C8馏分段出口与所述烯烃分离装置的馏分段入口连通。
CN201910224119.XA 2019-03-22 2019-03-22 一种多产丙烯的催化转化方法和系统 Active CN111718753B (zh)

Priority Applications (10)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201910224119.XA CN111718753B (zh) 2019-03-22 2019-03-22 一种多产丙烯的催化转化方法和系统
KR1020217034427A KR20210142715A (ko) 2019-03-22 2020-03-17 프로필렌 생산을 증가시키는 촉매 전환 방법 및 시스템
US17/442,039 US20220177390A1 (en) 2019-03-22 2020-03-17 Catalytic conversion process and system with increased propylene production
JP2021556787A JP2022528036A (ja) 2019-03-22 2020-03-17 プロピレン製造を増大させた接触転換プロセスおよびシステム
SG11202110375YA SG11202110375YA (en) 2019-03-22 2020-03-17 Catalytic conversion process and system with increased propylene production
EP20778055.2A EP3943579A4 (en) 2019-03-22 2020-03-17 CATALYTIC CONVERSION PROCESS AND SYSTEM TO PRODUCTION MORE PROPYLENE
EA202192559A EA202192559A1 (ru) 2019-03-22 2020-03-17 Процесс и система каталитической конверсии с увеличенным производством пропилена
PCT/CN2020/079655 WO2020192490A1 (zh) 2019-03-22 2020-03-17 一种多产丙烯的催化转化方法和系统
TW109108930A TW202100497A (zh) 2019-03-22 2020-03-18 一種多產丙烯的催化轉化方法和系統
ZA2021/07392A ZA202107392B (en) 2019-03-22 2021-09-30 Catalytic conversion process and system with increased propylene production

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201910224119.XA CN111718753B (zh) 2019-03-22 2019-03-22 一种多产丙烯的催化转化方法和系统

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN111718753A CN111718753A (zh) 2020-09-29
CN111718753B true CN111718753B (zh) 2021-10-08

Family

ID=72563609

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201910224119.XA Active CN111718753B (zh) 2019-03-22 2019-03-22 一种多产丙烯的催化转化方法和系统

Country Status (10)

Country Link
US (1) US20220177390A1 (zh)
EP (1) EP3943579A4 (zh)
JP (1) JP2022528036A (zh)
KR (1) KR20210142715A (zh)
CN (1) CN111718753B (zh)
EA (1) EA202192559A1 (zh)
SG (1) SG11202110375YA (zh)
TW (1) TW202100497A (zh)
WO (1) WO2020192490A1 (zh)
ZA (1) ZA202107392B (zh)

Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1643112A (zh) * 2002-03-15 2005-07-20 法国石油公司 从重质原料联合生产丙烯和汽油的方法
CN1642887A (zh) * 2002-03-15 2005-07-20 法国石油公司 转化含有四、五或更多碳原子的烯烃的原料以生产丙烯的多步骤方法
CN1670133A (zh) * 2004-03-15 2005-09-21 中国石油化工股份有限公司 利用c4－c6馏分生产轻质烯烃的催化转化方法
CN1923971A (zh) * 2005-08-31 2007-03-07 中国石油化工股份有限公司 增产丙烯的催化转化方法
CN101531923A (zh) * 2008-03-13 2009-09-16 中国石油化工股份有限公司 一种制取丙烯和高辛烷值汽油的催化转化方法
CN103131463A (zh) * 2011-11-23 2013-06-05 中国石油化工股份有限公司 一种多产丙烯的烃类催化转化方法
CN109369319A (zh) * 2018-12-07 2019-02-22 宁波旭合瑞石化工程有限公司 一种以c4-c8烯烃为原料最大化生产丙烯的方法

Family Cites Families (17)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3702886A (en) 1969-10-10 1972-11-14 Mobil Oil Corp Crystalline zeolite zsm-5 and method of preparing the same
CN1026225C (zh) 1991-02-28 1994-10-19 中国石油化工总公司石油化工科学研究院 一种稀土y分子筛的制备方法
CN1069682C (zh) * 1997-12-23 2001-08-15 中国石油化工总公司 重油催化热裂解层柱粘土催化剂及其制备
US6049017A (en) 1998-04-13 2000-04-11 Uop Llc Enhanced light olefin production
CN1078094C (zh) 1999-04-23 2002-01-23 中国石油化工集团公司 一种用于流化催化转化的提升管反应器
US6222087B1 (en) 1999-07-12 2001-04-24 Mobil Oil Corporation Catalytic production of light olefins rich in propylene
FR2879620B1 (fr) 2004-12-21 2007-02-23 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion directe d'une charge comprenant des olefines a quatre et/ou cinq atomes de carbone, pour la production de propylene avec une co-production d'essence
CN101134913B (zh) * 2006-08-31 2011-05-18 中国石油化工股份有限公司 一种烃类催化转化方法
CN101381272B (zh) 2007-09-06 2012-05-30 中国石油化工股份有限公司 一种两步法制备乙烯和丙烯的方法
KR101606496B1 (ko) * 2008-03-13 2016-03-25 차이나 페트로리움 앤드 케미컬 코포레이션 저급 원료유로부터 경질 연료를 제조하는 방법
FR2935377B1 (fr) * 2008-08-29 2013-02-15 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion d'une charge lourde en essence et en propylene presentant une structure de rendement modulable
US20130079574A1 (en) 2011-09-23 2013-03-28 Uop, Llc. Oligomerization process
US20130178672A1 (en) * 2012-01-06 2013-07-11 Shell Oil Company Process for making a distillate product and/or c2-c4 olefins
US9834492B2 (en) * 2012-11-12 2017-12-05 Uop Llc Process for fluid catalytic cracking oligomerate
US9567272B2 (en) * 2014-06-26 2017-02-14 Uop Llc FCC process with a dehydrogenation zone for max propylene production
EP3284804B1 (en) * 2016-08-19 2020-04-22 INDIAN OIL CORPORATION Ltd. Production of propylene in a fluid catalytic cracking unit
CN111718754B (zh) * 2019-03-22 2021-11-16 中国石油化工股份有限公司 一种生产汽油和丙烯的方法和系统

Patent Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1643112A (zh) * 2002-03-15 2005-07-20 法国石油公司 从重质原料联合生产丙烯和汽油的方法
CN1642887A (zh) * 2002-03-15 2005-07-20 法国石油公司 转化含有四、五或更多碳原子的烯烃的原料以生产丙烯的多步骤方法
CN1670133A (zh) * 2004-03-15 2005-09-21 中国石油化工股份有限公司 利用c4－c6馏分生产轻质烯烃的催化转化方法
CN1923971A (zh) * 2005-08-31 2007-03-07 中国石油化工股份有限公司 增产丙烯的催化转化方法
CN101531923A (zh) * 2008-03-13 2009-09-16 中国石油化工股份有限公司 一种制取丙烯和高辛烷值汽油的催化转化方法
CN103131463A (zh) * 2011-11-23 2013-06-05 中国石油化工股份有限公司 一种多产丙烯的烃类催化转化方法
CN109369319A (zh) * 2018-12-07 2019-02-22 宁波旭合瑞石化工程有限公司 一种以c4-c8烯烃为原料最大化生产丙烯的方法

Also Published As

Publication number Publication date
EA202192559A1 (ru) 2021-12-07
ZA202107392B (en) 2023-04-26
WO2020192490A1 (zh) 2020-10-01
CN111718753A (zh) 2020-09-29
SG11202110375YA (en) 2021-10-28
TW202100497A (zh) 2021-01-01
JP2022528036A (ja) 2022-06-08
EP3943579A4 (en) 2022-05-11
US20220177390A1 (en) 2022-06-09
EP3943579A1 (en) 2022-01-26
KR20210142715A (ko) 2021-11-25

Similar Documents

Publication Publication Date Title
TWI383039B (zh) A catalytic conversion method
US11873457B2 (en) Catalytic conversion process and system for producing gasoline and propylene
CN111718750B (zh) 一种制取丙烯的方法和系统
CN109694725B (zh) 一种生产高辛烷值汽油的催化裂化方法
CN112680247B (zh) 一种多产低碳烯烃的催化转化方法及装置
CN107557066A (zh) 一种劣质原料油的催化转化方法和系统
CN111718753B (zh) 一种多产丙烯的催化转化方法和系统
CN111718230B (zh) 一种生产丙烯的方法和系统
CN112745901B (zh) 一种生产低碳烯烃的催化转化方法和催化转化装置
CN104342204A (zh) 一种生产高辛烷值汽油的催化转化方法
CN110724553B (zh) 一种采用稀相输送床与快速流化床进行催化裂解的方法和系统
CN109385306B (zh) 与加氢处理组合的催化裂化方法及装置
CN111718752B (zh) 一种多产丙烯的催化裂化方法和系统
CN114763484B (zh) 一种制取丙烯和丁烯的催化转化方法
CN115109615B (zh) 一种最大化生产丙烯的催化转化方法
CN114763486B (zh) 一种最大化生产丙烯的催化转化方法
CN102134509B (zh) 一种原油生产丙烯和高辛烷值汽油的催化转化方法
CN114763488B (zh) 一种制取低碳烯烃的催化转化方法
CN112745899B (zh) 一种生产低碳烯烃的催化转化方法和催化转化装置
CN114763485A (zh) 一种制取乙烯和丙烯的催化转化方法
CN102134510B (zh) 原油生产丙烯和高辛烷值汽油的催化转化方法
CN102108308B (zh) 原油生产高辛烷值汽油的催化转化方法
CN114763487A (zh) 一种制取乙烯、丙烯和丁烯的催化转化方法
CN110724552A (zh) 一种采用快速流化床和湍流流化床进行催化裂解的方法和系统
CN110724551A (zh) 一种采用稀相输送床和湍流流化床进行催化裂解的方法和系统

Legal Events

Date Code Title Description
PB01 Publication
PB01 Publication
SE01 Entry into force of request for substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
GR01 Patent grant
GR01 Patent grant