CN112745899B - 一种生产低碳烯烃的催化转化方法和催化转化装置 - Google Patents

一种生产低碳烯烃的催化转化方法和催化转化装置 Download PDF

Info

Publication number
CN112745899B
CN112745899B CN201911046072.9A CN201911046072A CN112745899B CN 112745899 B CN112745899 B CN 112745899B CN 201911046072 A CN201911046072 A CN 201911046072A CN 112745899 B CN112745899 B CN 112745899B
Authority
CN
China
Prior art keywords
reactor
oil
catalytic conversion
reaction zone
catalyst
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
CN201911046072.9A
Other languages
English (en)
Other versions
CN112745899A (zh
Inventor
朱根权
马文明
杨超
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
Application filed by Sinopec Research Institute of Petroleum Processing, China Petroleum and Chemical Corp filed Critical Sinopec Research Institute of Petroleum Processing
Priority to CN201911046072.9A priority Critical patent/CN112745899B/zh
Publication of CN112745899A publication Critical patent/CN112745899A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN112745899B publication Critical patent/CN112745899B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Images

Classifications

    • 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
    • C10G51/00—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by two or more cracking processes only
    • 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
    • C10G3/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oxygen-containing organic materials, e.g. fatty oils, fatty acids
    • C10G3/42—Catalytic treatment
    • C10G3/44—Catalytic treatment characterised by the catalyst used
    • 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
    • C10G3/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oxygen-containing organic materials, e.g. fatty oils, fatty acids
    • C10G3/42—Catalytic treatment
    • C10G3/44—Catalytic treatment characterised by the catalyst used
    • C10G3/48—Catalytic treatment characterised by the catalyst used further characterised by the catalyst support
    • C10G3/49—Catalytic treatment characterised by the catalyst used further characterised by the catalyst support containing crystalline aluminosilicates, e.g. molecular sieves
    • 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
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1011—Biomass
    • 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
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1037—Hydrocarbon fractions
    • 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
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1037—Hydrocarbon fractions
    • C10G2300/104—Light gasoline having a boiling range of about 20 - 100 °C
    • 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
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1037—Hydrocarbon fractions
    • C10G2300/1044—Heavy gasoline or naphtha having a boiling range of about 100 - 180 °C
    • 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
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/107—Atmospheric residues having a boiling point of at least about 538 °C
    • 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
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1077—Vacuum residues
    • 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
    • C10G2400/20—C2-C4 olefins
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/50—Improvements relating to the production of bulk chemicals
    • Y02P20/52—Improvements relating to the production of bulk chemicals using catalysts, e.g. selective catalysts
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/50—Improvements relating to the production of bulk chemicals
    • Y02P20/584—Recycling of catalysts

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Crystallography & Structural Chemistry (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Abstract

本发明提供一种生产低碳烯烃的催化转化方法和催化转化装置。所述方法包括：使第一烃类原料与裂化催化剂在第一提升管反应器的第一反应区中接触反应，得到第一油剂混合物；使第二烃类原料和/或第三烃类原料与裂化催化剂在第二反应器中接触反应，得到第三油剂混合物；以及从所述第三油剂混合物分离出待生催化剂，并使至少部分的所述待生催化剂进入所述第一提升管反应器的第二反应区与所述第一油剂混合物接触反应，其中，所述第一反应区的直径小于所述第二反应区的直径。本发明的催化转化方法和装置通过向第二反应区引入经过积碳修饰的催化剂，既能促进重油的一次裂化，提高乙烯和丙烯的产率，又能控制低碳烯烃的二次转化，降低干气和焦炭的产率。

Description

一种生产低碳烯烃的催化转化方法和催化转化装置
技术领域
本发明涉及石油加工领域，具体涉及一种生产低碳烯烃的催化转化方法和催化转化装置。
背景技术
近年来，随着化工行业的不断发展，乙烯、丙烯等低碳烯烃的需求量呈现快速增长的趋势，低碳烯烃市场存在较大缺口。目前生产低碳烯烃的方法主要有蒸汽裂解技术、催化裂化技术、丙烷脱氢制丙烯技术和煤制甲醇再制烯烃技术等。其中，蒸汽裂解技术是低碳烯烃的主要来源，其生产的乙烯占乙烯总产量的95％以上，丙烯占丙烯总产量的61％左右，而催化裂化技术生产的丙烯占丙烯总产量约34％。随着蒸汽裂解采用新的轻质原料，产品分布将会出现变化，如采用乙烷作为蒸汽裂解原料，与以石脑油为原料相比，产物中乙烯比例明显提高，丙烯和丁烯的产率将会降低。而催化裂化工艺可以处理重质原料油，并且能够产生较多的低碳烯烃，是蒸汽裂解技术的一条有效补充措施。然而，常规的催化裂化工艺低碳烯烃的产率不高，其产率不超过原料油的15％，很难满足市场的需求，因此开发能够处理重质原料油且多产低碳烯烃的催化裂化技术是非常有必要的。
CN1031834A公开了一种生产低碳烯烃的催化转化方法。该方法以不同沸程的石油馏分、渣油或原油为原料，以含有Y沸石和五元环高硅沸石的混合物为催化剂，采用流化床或移动床为反应器，反应条件为：温度500～650℃，压力0.15～0.30MPa，重时空速0.2～20小时-1，剂油比2～12，反应后的催化剂经烧焦再生后返回反应器内循环使用。与常规的催化裂化和蒸气裂解相比，本方法能够得到更多的丙烯和丁烯。
CN1237477A公开了一种用于流化催化转化的提升管反应器。该方法将提升管反应器分为不同的反应区，包括预提升段、第一反应区、直径扩大了的第二反应区和直径缩小了的出口区，并在出口区末端设置一水平管。该反应器既可以控制第一反应区和第二反应区的工艺条件不同，又可以使不同性能的原料油进行分段裂化，得到所需产品。
CN104560149A公开了一种生产丁烯的催化转化方法。该方法共设置了4个反应器，除了采用双提升管加流化床的反应器构型之外，还在沉降器的外部设置了一个流化床反应器，用于裂化中汽油馏分，而反应产物进入提升管反应器继续发生裂化反应，反应后的催化剂经烧焦再生后返回反应器内循环使用。该方法以含有Y沸石和β沸石的混合物为催化剂，可以获得较高的丙烯和丁烯产率。
CN102206509A公开了一种生产丙烯和轻芳烃的烃类催化转化方法。该方法采用双提升管和流化床反应器的组合反应器形式，其中重质烃类与含有改性β沸石的裂化催化剂在第一反应器接触反应，C4烃和/或轻汽油馏分与含有改性β沸石的裂化催化剂在第二反应器接触反应后引入第三反应器继续反应，第三反应器为流化床反应器，为汽油馏分的二次裂化反应创造了条件，从而提高丙烯和轻芳烃的产率。
CN103131464A公开了一种生产丙烯和轻芳烃的烃类催化转化方法。该方法将石油烃与催化裂解催化剂在提升管内接触反应，反应流出物不经分离进入流化床反应器，与引入的经过孔道修饰处理的催化剂接触进行齐聚、裂化和芳构化反应，分离得到包括低碳烯烃和轻芳烃的产品，积炭催化剂经汽提、再生后分为两部分，其中一部分回提升管循环使用，另一部分先送至催化剂孔道修饰区，与接触剂接触并反应，再送去流化床使用。该方法对重质烃类原料具有较高的重油转化能力和高的丙烯选择性。
以上技术通过调整催化剂配方、设置不同的反应区以及采用提升管与流化床相结合的组合反应器形式来促进重质烃类原料的转化或提高低碳烯烃的选择性，但是没有将控制重油转化深度和提高低碳烯烃产率结合起来。
需注意的是，前述背景技术部分公开的信息仅用于加强对本发明的背景理解，因此它可以包括不构成对本领域普通技术人员已知的现有技术的信息。
发明内容
本发明的目的在于针对现有技术的不足之处，提供一种可有效调节重油转化深度的生产低碳烯烃的催化转化方法和催化转化装置，从而提高低碳烯烃产率。
为了实现上述目的，本发明采用如下技术方案：
一种生产低碳烯烃的催化转化方法，包括：
使第一烃类原料与裂化催化剂在第一提升管反应器的第一反应区中接触反应，得到第一油剂混合物；
使第二烃类原料和/或第三烃类原料与裂化催化剂在第二反应器中接触反应，得到第三油剂混合物；以及
从所述第三油剂混合物分离出待生催化剂，并使至少部分的所述待生催化剂进入所述第一提升管反应器的第二反应区与所述第一油剂混合物接触反应，
其中，所述第一反应区的直径小于所述第二反应区的直径。
在一些实施例中，所述第一烃类原料选自减压蜡油、常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、脱沥青油、糠醛精制抽余油、煤液化油、油砂油、页岩油、经过F-T合成得到的馏分油或动植物油中的一种或者一种以上的混合物。
在一些实施例中，所述第二烃类原料为C4烃，所述C4烃中烯烃的含量大于50wt％，优选大于60wt％；所述第三烃类原料为轻汽油馏分，所述轻汽油馏分中烯烃的含量为20～95重量％，优选为50重量％以上。
在一些实施例中，所述第二反应器包括第二提升管反应器和流化床反应器，所述第二烃类原料在所述第二提升管反应器中与所述裂化催化剂接触并反应得到第二油剂混合物，所述第二油剂混合物进入所述流化床反应器中与所述第三烃类原料接触并进行反应得到所述第三油剂混合物。
在一些实施例中，所述第一反应区的反应温度为500～620℃，优选为520～600℃；剂油比为4～25，优选为6～20；反应时间为1～15秒，优选为2～10秒。
在一些实施例中，所述第二反应区的反应温度为520～640℃，优选为560～620℃；剂油比为5～30，优选为8～25；反应时间为1～15秒，优选为2～8秒。
在一些实施例中，所述第二提升管反应器的反应温度为550～670℃，优选为570～650℃，剂油比为3～25，优选为5～20，反应时间为0.5～8秒，优选为1～4秒。
在一些实施例中，所述流化床反应器的反应温度为530～650℃，优选550～630℃，重时空速为1～20小时-1，优选2～8小时-1，催化剂密度为50～350kg/m3，优选100～250kg/m3，床层高度为床层反应器高度的1/2～4/5，优选床层反应器高度的1/2～3/4，反应器内压力为0.1～0.4MPa，优选0.15～0.3MPa。
在一些实施例中，还包括向所述第一反应区的中上部引入裂解重油。
在一些实施例中，所述裂化催化剂包括裂化活性组元、粘土和粘结剂，其中所述裂化活性组元包括具有MFI结构的分子筛和可选的Y分子筛，
其中，以所述裂化催化剂的干基重量为基准，所述具有MFI结构的分子筛的含量为10～60重量％，优选为30～50重量％；所述Y分子筛的含量为0～40重量％，优选为0～20重量％；所述粘土的含量为10～70重量％，优选为15～45重量％；所述粘结剂的含量为10～40重量％，优选为20～35重量％。
另一方面，本发明还提供一种生产低碳烯烃的催化转化装置，包括：
第一提升管反应器，所述第一提升管反应器沿垂直方向从下至上依次包括预提升段、第一反应区、第二反应区和出口区，并且所述第一反应区的直径小于所述第二反应区的直径；
第二反应器，设置于所述第一提升管反应器的一侧；
汽提器，至少包裹所述第一提升管反应器的一部分；
再生器，与所述汽提器连接，并通过再生催化剂管线分别与所述第一提升管反应器和所述第二反应器连接；
多个待生催化剂输送管线，所述多个待生催化剂输送管线分别连通所述第二反应器和所述第二反应区以及所述第二反应器和所述汽提器。
在一些实施例中，所述预提升段的高度占所述第一提升管反应器总高度的5～20％，所述第一反应区的高度占所述第一提升管反应器总高度的20～50％，所述第二反应区的高度占第一提升管反应器总高度的10～30％，所述出口区的高度占所述第一提升管反应器总高度的0～20％。
在一些实施例中，所述第一反应区、所述第二反应区和所述出口区的直径之比为1:1.5～4:0.8～1.5。
在一些实施例中，所述第二反应器包括第二提升管反应器和流化床反应器，所述流化床反应器位于所述第二提升管反应器的顶部并与所述第二提升管反应器连通，所述再生器与所述第二提升管反应器连通，所述流化床反应器通过所述多个待生催化剂输送管线分别与所述第二反应区和所述汽提器连通。
在一些实施例中，还包括沉降器，所述沉降器与所述第二反应器以及所述第一提升管反应器连通。
在一些实施例中，还包括多个分离装置，分别设置在所述流化床反应区和所述沉降器的顶部。
本发明的催化转化方法和催化转化装置使用提升管反应器与流化床反应器串联的型式，并且将第一提升管反应区分为两个反应区，通过向第二反应区引入经过积碳修饰的催化剂，既能促进重油的一次裂化，提高乙烯和丙烯的产率，又能控制低碳烯烃的二次转化，降低干气和焦炭的产率。
此外，本发明在提升管反应器和流化床反应器中分别引入C4烃和轻汽油馏分，能够促进C4烃和轻汽油馏分的转化，提高乙烯和丙烯的产率。
附图说明
图1为本发明的一个实施方式的催化转化装置的结构示意图；
1-第一提升管反应器
1-1-第一反应区
1-2-第二反应区
1-3-出口区
11-第一烃类原料
12-裂解重油
13-第一预提升气体
2-第二提升管反应器
21-第二烃类原料
22-第三烃类原料
23-第二预提升气体
3-流化床反应器
31～32-待生催化剂输送管线
33-快分装置
4-沉降器
41、42-旋风分离器
43-集气室
44-分离系统管线
5-汽提器
51-汽提挡板
52-汽提气体分布环
53-待生催化剂输送管线
6-再生器
61-第二再生催化剂管线
62-第一再生催化剂管线
63-主风入口管线
64、65-旋风分离器
66-集气室
67-再生烟气出口。
具体实施方式
下面根据具体实施例对本发明的技术方案做进一步说明。本发明的保护范围不限于以下实施例，列举这些实例仅出于示例性目的而不以任何方式限制本发明。
本发明中，除了明确说明的内容之外，未提到的任何事宜或事项均直接适用本领域已知的那些而无需进行任何改变。而且，本文描述的任何实施方式均可以与本文描述的一种或多种其他实施方式自由结合，由此形成的技术方案或技术思想均视为本发明原始公开或原始记载的一部分，而不应被视为是本文未曾披露或预期过的新内容，除非本领域技术人员认为该结合明显不合理。
本发明所公开的所有特征可以任意组合，这些组合应被理解为本发明所公开或记载的内容，除非本领域技术人员认为该组合明显不合理。在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。
根据本发明一个实施方式，生产低碳烯烃的催化转化方法包括：
使第一烃类原料与裂化催化剂在第一提升管反应器的第一反应区中接触反应，得到第一油剂混合物；
使第二烃类原料和/或第三烃类原料与裂化催化剂在第二反应器中接触反应，得到第三油剂混合物；以及
从第三油剂混合物分离出待生催化剂，并使至少部分的待生催化剂进入第一提升管反应器的第二反应区与第一油剂混合物接触反应。
本发明的催化转化方法中，流化床反应器和第一提升管反应器的第二反应区中反应后得到的油剂混合物分别通过各自的分离装置进行分离，分离后的反应油气均通过分离系统管线引出反应器进入后续产品分离系统。
本发明的催化转化方法中，第一烃类原料通常是预热至180～340℃后进入第一提升管反应器的第一反应区，与裂化催化剂在反应温度为500～620℃，优选为520～600℃；剂油比为4～25，优选为6～20；反应时间为1～15秒，优选为2～10秒的条件下接触并进行反应，得到第一油剂混合物，并将第一油剂混合物引入第一提升管反应器的第二反应区，第一反应区的直径小于第二反应区的直径。
第一烃类原料选自减压蜡油、常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、脱沥青油、糠醛精制抽余油、煤液化油、油砂油、页岩油、经过F-T合成得到的馏分油或动植物油中的一种或一种以上的混合物。第一烃类原料在第一反应器的第一反应区中主要发生裂化反应，从大分子反应物转化成小分子产物。
本发明的催化转化方法中，第二烃类原料和第三烃类原料可任选其一加入第二反应器中，也可同时加入第二反应器中，与裂化催化剂一起进行反应。
优选地，第二反应器包括第二提升管反应器和流化床反应器，第二烃类原料在第二提升管反应器中与裂化催化剂接触并反应得到第二油剂混合物，第二油剂混合物进入流化床反应器中与第三烃类原料接触并进行反应得到第三油剂混合物。
本发明的催化转化方法中，第二烃类原料通常是预热至100～150℃后进入第二提升管反应器的中下部，与裂化催化剂在反应温度为550～670℃，优选为570～650℃，剂油比为3～25，优选为5～20，反应时间为0.5～8秒，优选为1～4秒的条件下接触并进行反应，得到第二油剂混合物，并将第二油剂混合物引入流化床反应器。
第二烃类原料为C4烃，即C4烷烃和C4烯烃的混合物，其富含烯烃，优选烯烃的含量大于50重量％，更优选大于60重量％。
C4烃包括本发明的催化转化装置生产(即来自本发明的产品分离系统)的C4烃或其他装置生产的C4烃，优选本装置生产的C4烃。注入第二提升管反应器的C4烃与注入第一提升管反应器的第一烃类原料的重量比为0～0.30:1，优选0.05～0.15:1。
本发明的催化转化方法中，在流化床反应器中，第二油剂混合物与第三烃类原料在反应温度为530～650℃，优选550～630℃，重时空速为1～20小时-1，优选2～8小时-1，催化剂密度为50～350kg/m3，优选100～250kg/m3，床层高度为床层反应器高度的1/2～4/5，优选床层反应器高度的1/2～3/4，反应器内压力为0.1～0.4MPa，优选0.15～0.3MPa(绝对压力)的条件下接触并进行反应，得到第三油剂混合物，该第三油剂混合物通过分离装置分离出其中夹带的少量催化剂，得到反应油气，反应油气通过分离系统管线引出反应器进入后续产品分离系统，分离出的催化剂一部分引入第一提升管反应器的第二反应区继续反应，另一部分则引入汽提器进行汽提。
第三烃类原料为轻汽油馏分，该轻汽油馏分为富含烯烃的轻汽油馏分，其烯烃含量为20～95重量％，优选50重量％以上。
轻汽油馏分包括本发明的催化转化装置生产(即来自本发明的产品分离系统)的轻汽油馏分或其他装置生产的轻汽油馏分：其他装置生产的轻汽油馏分可选自轻汽油馏分、焦化轻汽油馏分、减粘裂化轻汽油馏分以及其他炼油或化工过程所生产的轻汽油馏分中的一种或一种以上的混合物，优选本装置生产的轻汽油馏分。注入流化床反应器的轻汽油馏分与注入第二提升管反应器的第二烃类原料的重量比为0～0.30:1，优选0.05～0.15:1。
在第一提升管反应器的第二反应区中，第一油剂混合物与来自流化床反应器待生催化剂在反应温度为520～640℃，优选为560～620℃；剂油比为5～30，优选为8～25；反应时间为1～15秒，优选为2～8秒的条件下接触并继续进行反应，反应后的油剂混合物通过分离装置进行分离得到反应油气和催化剂，反应油气通过分离系统管线引出反应器进入后续产品分离系统，催化剂也引入汽提器进行汽提，汽提器中的汽提蒸汽可以直接进入沉降器，与其他油气一起经旋风分离器分离后由分离系统管线引出反应器。
通过分离装置将油气与反应后的积炭催化剂迅速分离，可降低干气产率，抑制丙烯和丁烯在生成之后再转化，而后续所用到的产品分离系统可以为现有技术中的各种分离系统。
流化床反应器和第一提升管反应器的第二反应区的产物分离得到的反应油气，在产品分离系统中进一步分离为干气、裂化气、汽油、轻油和油浆等产物，其中裂化气在后续产品分离、精制后可得到聚合级丙烯产品和富含烯烃的C4烃；汽油先切割为轻、中汽油馏分段，富含烯烃的C4烃部分或全部直接返回第二提升管反应器中进行反应；轻汽油部分或全部返回流化床反应器中进行反应。
本发明的催化转化方法中，还可向第一反应区的中上部引入裂解重油，与第一烃类原料及裂化催化剂一起混合后进行反应。裂解重油可为本发明的催化转化装置生产(即来自本发明的产品分离系统)的裂解重油或其他装置生产的裂解重油，优选本装置生产的裂解重油。
本发明的催化转化方法中，可通过管线上的滑阀控制进入第一提升管反应器的第二反应区的待生催化剂的量，从而对反应环境进行控制。
本发明的催化转化方法中，第一提升管反应器和第二提升管反应器中所用的裂化催化剂均为经过再生器得到的再生催化剂，该裂化催化剂包括裂化活性组元、粘土和粘结剂，其中裂化活性组元包括具有MFI结构的分子筛和可选的Y分子筛。
具有MFI结构的分子筛例如选自ZRP沸石、含磷的ZRP沸石(CN1194181A)、含稀土的ZRP沸石(CN1052290A)、含磷和稀土的ZRP沸石(CN1147420A)、含磷和碱土金属的ZRP沸石(CN1211470A)以及含磷和过渡金属的ZRP沸石(CN1465527A)中的一种或多种，优选含磷和稀土的ZRP沸石。Y分子筛可选自HY、USY、REUSY、REY、REHY、DASY、REDASY中的一种或多种，或经各种金属氧化物处理得到的Y型分子筛。粘土选自可作为催化剂组分的各种粘土，如高岭土、蒙脱土、膨润土等。粘结剂选自硅溶胶、铝溶胶和拟薄水铝石中的一种或两种或三种的混合物，其中优选的粘结剂为铝溶胶和拟薄水铝石的双铝粘结剂。
以裂化催化剂的干基重量为基准，具有MFI结构的分子筛的含量为10～60重量％，优选为30～50重量％，Y分子筛的含量为0～40重量％，优选为0～20重量％(当其含量为0时，即裂化活性组元不包含Y分子筛)，粘土的含量为10～70重量％，优选为15～45重量％，粘结剂的含量为10～40重量％，优选为20～35重量％。
本发明的催化转化方法中，可将待生催化剂从汽提器中引入再生器中进行再生，得到再生催化剂，并将再生催化剂分别返回第一提升管反应器和第二提升管反应器中，从而循环应用。
另一方面，本发明还提供生产低碳烯烃的催化转化装置，图1为本发明的一个实施方式的催化转化装置的结构示意图，如图1所示，本发明采取提升管与流化床相结合的组合反应器构型，并且组合反应器与汽提器串联布置，具体而言，催化转化装置包括：第一提升管反应器1、第二提升管反应器2、流化床反应器3、汽提器5、再生器6以及多个待生催化剂输送管线31、32。
第一提升管反应器1沿垂直方向从下至上依次包括预提升段、第一反应区1-1、第二反应区1-2和出口区1-3，预提升段的高度占第一提升管反应器1总高度的5～20％，第一反应区1-1的高度占所述第一提升管反应器1总高度的20～50％，第二反应区1-2的高度占第一提升管反应器1总高度的10～30％，出口区1-3的高度占第一提升管反应器1-1总高度的0～20％。
第一提升管反应器1为变直径提升管反应器，其中第一反应区1-1的直径小于第二反应区1-2的直径，第一反应区1-1、第二反应区1-2和出口区1-3的直径之比为1:1.5～4:0.8～1.5。
第二反应器设置在第一提升管反应器1的一侧，优选与其并列设置。第二反应器可为组合式反应器，包括第二提升管反应器2和流化床反应器3。第二提升管反应器2选自等直径提升管反应器、等线速提升管反应器和变直径提升管反应器中的一种或一种以上的组合。
通过第一预提升气体管线13和第二预提升气体管线23分别向第一提升管反应器1和第二提升管反应器2引入提升气体。所用的提升气体为本领域技术人员熟知，可以选自水蒸汽、氮气、干气中的一种或多种，优选水蒸汽。
流化床反应器3位于第二提升管反应器2的顶部并与第二提升管反应器2连通，第二提升管反应器2中反应后的物料可进入流化床反应器3中继续进行反应。流化床反应器3选自固定流化床反应器、散式流化床反应器、鼓泡床反应器、湍动床反应器、快速床反应器、输送床反应器和密相流化床反应器中的一种或一种以上的组合。
流化床反应器3的顶部设有快分装置33，可将反应后的油剂混合物进行快速分离，分离后的油气通过分离系统管线引出反应器进入后续产品分离系统，而分离出的催化剂则通过待生催化剂输送管线31、32分别进入第二反应区1-2和汽提器5中。
汽提器5至少包裹第一提升管反应器1的一部分，并且通过待生催化剂输送管线32与流化床反应器3连通，接收来自流化床反应器3的部分待生催化剂。
汽提器5中设有汽提挡板51和汽提气体分布环52，用于降低待生催化剂的下落速度和使汽提气体分布更加均匀，从而使待生催化剂上残留的反应油气从待生催化剂上充分脱除。
再生器6与汽提器5之间连通，并且通过再生催化剂管线61、62分别与第一提升管反应器1和第二提升管反应器2连接。来自汽提器5的待生催化剂通过待生催化剂输送管线53进入再生器6中进行烧焦再生，从而将待生催化剂转化为再生催化剂。再生器6内的再生催化剂经第一再生催化剂管线62和第二再生催化剂管线61分别返回第一提升管反应器1和第二提升管反应器2的预提升段循环使用，其中通过再生催化剂管线61、62上的阀门可以调节催化剂的输送速度。
再生器6的底部设有主风入口管线63，可向再生器6内引入再生气体，再生后产生的烟气经过旋风分离器64、65进入集气室66，经处理后通过再生烟气出口67排出。
待生催化剂输送管31连通流化床反应器3和第二反应区1-2，从而将部分的待生催化剂引入第二反应区1-2内，与第一反应区1-1所产生的第一油剂混合物继续进行反应，反应后的油剂混合物通过旋风分离器41、42进行分离(可与流化床反应器3分离出的油气一起通过旋风分离器41、42)，得到反应油气和催化剂，反应油气通过分离系统管线44引出反应器进入后续产品分离系统，催化剂则引入汽提器5进行汽提。
待生催化剂输送管线31、32上分别设有滑阀，可以调节引入汽提器5或第一提升管反应器1的第二反应区1-2的催化剂流量。
沉降器4与流化床反应器3以及第一提升管反应器1连通，汽提器5中的汽提蒸汽可以直接进入沉降器4，与其他油气一起经旋风分离器41～42分离后进入集气室43，再经由分离系统管线44引出反应器。
旋风分离器41、42的入口位于沉降器4上部，旋风分离器41、42的催化剂出口位置使其中的催化剂能够进入汽提器5，旋风分离器41、42的油气出口相连后通过集气室43以及分离系统管线44与油气分离系统连通。
如图1所示，第一烃类原料11从第一反应区1-1的底部加入，可选的裂解重油12从第一反应区1-1的中上部加入，反应后的油剂混合物进入第二反应区1-2；第二烃类原料21从第二提升管反应器2的中下部加入，反应后的油剂混合物进入流化床反应区3，而第三烃类原料22从流化床反应器3的底部加入。
本发明的催化转化方法和催化转化装置使用提升管反应器与流化床反应器串联的型式，并且将第一提升管反应区分为两个反应区，通过向第二反应区引入经过积碳修饰的催化剂，既能促进重油的一次裂化，提高乙烯和丙烯的产率，又能控制低碳烯烃的二次转化，降低干气和焦炭的产率。
此外，本发明在提升管反应器和流化床反应器中分别引入C4烃(第二烃类原料)和轻汽油馏分(第三烃类原料)，能够促进C4烃和轻汽油馏分的转化，提高乙烯和丙烯的产率。
通过以上方式，本发明的催化转化方法和和催化转化装置可以实现更高的烃类转化能力，达到更高的低碳烯烃产率。
以下结合实施例详细说明本发明，但并不因此限制本发明的范围。
实施例
试剂、仪器与测试
本发明实施例和对比例中，气体产物采用石油化工分析方法RIPP 77-90方法进行测试，采用石油化工分析方法RIPP 107-90方法测定焦炭含量，有机液体产物组成采用SH/T0558-1993方法测定，汽油和柴油的馏分切割点分别为221℃和343℃，汽油中轻芳烃采用石油化工分析方法RIPP 82-90测定。
在以下的实施例中，原料油的转化率和裂化产品的产率根据以下公式计算得到：
Figure BDA0002254178960000131
Figure BDA0002254178960000132
本发明所用的RIPP石油化工分析方法选自《石油化工分析方法(RIPP试验方法)》，杨翠定等编，科学出版社，1990。
以下所用试剂，除特别说明的以外，均为化学纯试剂。
所用的MFI结构分子筛均由齐鲁催化剂厂生产，其工业牌号为：
ZRP-1：其中SiO2/Al2O3＝30，Na2O的含量为0.17重量％，稀土氧化物RE2O3的含量为1.4重量％，其中氧化镧的含量为0.84重量％，氧化铈的含量为0.18重量％，其他稀土氧化物的含量为0.38重量％。
所用Y型分子筛均由齐鲁催化剂厂生产，其工业牌号为：
DASY，物性参数为：晶胞常数为2.443nm，Na2O含量为0.85重量％；
实施例和对比例中使用的原料油的具体性质见表1。
实施例和对比例中使用的催化剂为自制催化剂，记为CAT，该催化剂的活性组元为具有MFI结构的分子筛(ZRP-1)和Y分子筛(DASY)，具体性质见表2。
催化剂CAT的具体制备过程为：
将ZRP-1分子筛和DASY分子筛混合均匀，加入去离子水打浆，搅匀，得到固含量为20～40重量％的分子筛浆液；
将黏土、粘结剂和去离子水混合打浆，搅匀，得到固含量为15～25重量％的载体浆液；
将均质后的分子筛浆液和均质后的载体浆液混合打浆，然后依次进行喷雾干燥、洗涤、过滤和干燥，得到催化剂CAT。
试验之前将CAT在790℃、100％水蒸气条件下老化14小时。
表1原料油的性质
项目 原料油
密度(20℃)/(kg/m<sup>3</sup>) 896.5
残炭质量分数/％ 3.51
元素质量组成/％
C 86.12
H 13.47
S 0.85
N 0.41
质量族组成/％
饱和烃 56.55
芳烃 44.15
胶质 14.05
沥青质 5.25
金属质量组成/(mg/kg)
Fe 5.9
Ni 8.0
V 9.5
Na 3.1
Ca 1.8
馏程/℃
初馏点 284
10％ 342
30％ 390
50％ 420
70％ 449
90％ 497
终馏点 526
表2催化剂CAT的组成和性质
项目 CAT
元素组成，％(w)
Al<sub>2</sub>O<sub>3</sub> 52.8
SiO<sub>2</sub> 41.2
微反活性，％(W) 65
比表面积，m<sup>2</sup>/g 148
孔体积，ml/g 0.512
堆比，g/ml 0.91
粒径分布
0-20μm 0.4
0-40μm 16.5
0-80μm 67.3
0-105μm 89.6
＞105μm 10.4
实施例1
试验在图1所示的中型试验装置上进行。该装置包括两个提升管反应器和一个流化床反应器。第一提升管反应器1分为第一反应区1-1、第二反应区1-2和出口区1-3，第一反应区1-1内径为16mm，长度为1500mm，第二反应区1-2内径为40mm，长度为800mm，出口区内径为15mm，长度为900mm，第二提升管反应器2的内径为16mm，高度为3000mm，流化床反应器3的内径为80mm，高度为500mm。
将原料油引入第一提升管反应器1的第一反应区1-1底部，与来自再生器6的再生催化剂CAT接触并发生反应，反应后的油剂混合物引入第二反应区1-2，与来自流化床反应器3的催化剂继续接触反应，反应后的油剂混合物通过旋风分离器分离；
将C4烃引入第二提升管反应器2的底部，来自再生器6的再生催化剂CAT接触并发生反应，产生的油剂混合物引入流化床反应器3，反应后的油剂混合物通过快分装置33分离，反应油气旋风分离器，1/2的催化剂引入第一提升管反应器的第二反应区1-2，剩余部分引入汽提器进行汽提。
催化剂进入汽提器5后进入再生器6再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用，油气引入分馏系统进行分离。其中C4烃与原料油的质量比为0.1:1。反应条件及结果见表3。
实施例2
按照实施例1的方法，不同之处在于不将分馏得到的C4烃引入第二提升管反应器2，将分馏得到的轻汽油馏分(馏程40～80℃，烯烃含量为65重量％)引入流化床反应器3，其中轻汽油与原料油的质量比为0.1:1。反应条件及结果见表3。
实施例3
按照实施例1的方法，不同之处在于除了将分馏得到的C4烃引入第二提升管反应器2外，还将分馏得到的轻汽油馏分(馏程40～80℃，烯烃含量为65重量％)引入流化床反应器3，其中C4烃、轻汽油馏分与原料油的质量比为0.05:0.05:1。反应条件及结果见表3。
实施例4
按照实施例3的方法，不同之处在于还将分馏得到的裂解重油引入第一提升管反应器的第一反应区1-1的中上部，其中裂解重油、C4烃、轻汽油馏分与原料油的质量比为0.05:0.05:0.05:1。反应条件及结果见表3。
表3实施例1-4的反应条件及反应结果
Figure BDA0002254178960000161
Figure BDA0002254178960000171
对比例1
试验在中型试验装置上进行。该装置包括两个提升管反应器和一个流化床反应器。第一提升管反应器内径为16mm，长度为3200mm，第二提升管反应器的内径为16mm，高度为3000mm，流化床反应器的内径为64mm，高度为500mm。
将原料油引入第一提升管反应器底部，与来自再生器的再生催化剂接触并发生反应，反应后的油剂混合物通过旋风分离器分离；
将C4烃引入第二提升管反应器的底部，来自再生器的再生催化剂CAT接触并发生反应，产生的油剂混合物引入流化床反应器，反应后的油剂混合物通过快分装置分离，反应油气旋风分离器，催化剂引入汽提器进行汽提。
催化剂进入汽提器后进入再生器再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用，油气引入分馏系统进行分离。其中C4烃与原料油的质量比为0.1:1。反应条件及结果见表4。
对比例2
按照对比例1的方法，不同之处在于不将分馏得到的C4烃引入第二提升管反应器2，而将分馏得到的轻汽油馏分(馏程40～80℃，烯烃含量为65重量％)引入第二提升管反应器，轻汽油馏分与原料油的质量比为0.1:1。反应条件及结果见表4。
对比例3
按照对比例1的方法，不同之处在于除了将分馏得到的C4烃引入第二提升管反应器2外，还将分馏得到的轻汽油馏分(馏程40～80℃，烯烃含量为65重量％)引入第二提升管反应器，所述C4烃、轻汽油馏分与原料油的质量比为0.05:0.05:1。反应条件及结果见表4。
对比例4
试验在中型试验装置上进行。该装置包括两个提升管反应器。第一提升管反应器内径为16mm，长度为3200mm，第二提升管反应器的内径为16mm，高度为3800mm。
将原料油引入第一提升管反应器底部，与来自再生器的再生催化剂CAT接触并发生反应，反应后的油剂混合物通过分离装置分离；
将C4烃引入第二提升管反应器的底部，分馏得到的轻汽油馏分(馏程40～80℃，烯烃含量为65重量％)引入第二提升管反应器中部，与来自再生器的再生催化剂CAT接触并发生反应，反应后的油剂混合物通过分离装置分离，催化剂进入汽提器后进入再生器再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用，油气引入分馏系统进行分离。其中C4烃、轻汽油馏分与原料油的质量比为0.05:0.05:1。反应条件及结果见表4。
表4对比例1-4的反应条件及反应结果
Figure BDA0002254178960000191
Figure BDA0002254178960000201
由表3和表4可知，和对比例相比，采用本发明提供的方法和装置可以实现更高的烃类转化能力，获得更高的乙烯和丙烯产率。
本领域技术人员应当注意的是，本发明所描述的实施方式仅仅是示范性的，可在本发明的范围内作出各种其他替换、改变和改进。因而，本发明不限于上述实施方式，而仅由权利要求限定。

Claims (20)

1.一种生产低碳烯烃的催化转化方法，其特征在于，包括：
使第一烃类原料与裂化催化剂在第一提升管反应器的第一反应区中接触反应，得到第一油剂混合物；
使第二烃类原料和/或第三烃类原料与裂化催化剂在第二反应器中接触反应，得到第三油剂混合物；以及
从所述第三油剂混合物分离出待生催化剂，并使至少部分的所述待生催化剂进入所述第一提升管反应器的第二反应区与所述第一油剂混合物接触反应，
其中，所述第一反应区的直径小于所述第二反应区的直径；
所述第二反应器包括第二提升管反应器和流化床反应器，所述第二烃类原料在所述第二提升管反应器中与所述裂化催化剂接触并反应得到第二油剂混合物，所述第二油剂混合物进入所述流化床反应器中与所述第三烃类原料接触并进行反应得到所述第三油剂混合物。
2.根据权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于，所述第一烃类原料选自减压蜡油、常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、脱沥青油、糠醛精制抽余油、煤液化油、油砂油、页岩油、经过F-T合成得到的馏分油或动植物油中的一种或者一种以上的混合物。
3.根据权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于，所述第二烃类原料为C4烃，所述C4烃中烯烃的含量大于50wt％；所述第三烃类原料为轻汽油馏分，所述轻汽油馏分中烯烃的含量为20～95重量％。
4.根据权利要求3所述的催化转化方法，其特征在于，所述第二烃类原料为C4烃，所述C4烃中烯烃的含量大于60wt％；所述第三烃类原料为轻汽油馏分，所述轻汽油馏分中烯烃的含量为50重量％以上。
5.根据权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于，所述第一反应区的反应温度为500～620℃；剂油比为4～25；反应时间为1～15秒。
6.根据权利要求5所述的催化转化方法，其特征在于，所述第一反应区的反应温度为520～600℃；剂油比为6～20；反应时间为2～10秒。
7.根据权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于，所述第二反应区的反应温度为520～640℃；剂油比为5～30；反应时间为1～15秒。
8.根据权利要求7所述的催化转化方法，其特征在于，所述第二反应区的反应温度为560～620℃；剂油比为8～25；反应时间为2～8秒。
9.根据权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于，所述第二提升管反应器的反应温度为550～670℃，剂油比为3～25，反应时间为0.5～8秒。
10.根据权利要求9所述的催化转化方法，其特征在于，所述第二提升管反应器的反应温度为570～650℃，剂油比为5～20，反应时间为1～4秒。
11.根据权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于，所述流化床反应器的反应温度为530～650℃，重时空速为1～20小时-1，催化剂密度为50～350kg/m3，床层高度为床层反应器高度的1/2～4/5，反应器内压力为0.1～0.4MPa。
12.根据权利要求11所述的催化转化方法，其特征在于，所述流化床反应器的反应温度为550～630℃，重时空速为2～8小时-1，催化剂密度为100～250kg/m3，床层高度为床层反应器高度的1/2～3/4，反应器内压力为0.15～0.3MPa。
13.根据权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于，还包括向所述第一反应区的中上部引入裂解重油。
14.根据权利要求1至13中任一项所述的催化转化方法，其特征在于，所述裂化催化剂包括裂化活性组元、粘土和粘结剂，其中所述裂化活性组元包括具有MFI结构的分子筛和可选的Y分子筛，
其中，以所述裂化催化剂的干基重量为基准，所述具有MFI结构的分子筛的含量为10～60重量％；所述Y分子筛的含量为0～40重量％；所述粘土的含量为10～70重量％；所述粘结剂的含量为10～40重量％。
15.根据权利要求14所述的催化转化方法，其特征在于，其中，以所述裂化催化剂的干基重量为基准，所述具有MFI结构的分子筛的含量为30～50 重量％；所述Y分子筛的含量为0～20重量％；所述粘土的含量为15～45重量％；所述粘结剂的含量为20～35重量％。
16.一种生产低碳烯烃的催化转化装置，其特征在于，包括：
第一提升管反应器，所述第一提升管反应器沿垂直方向从下至上依次包括预提升段、第一反应区、第二反应区和出口区，并且所述第一反应区的直径小于所述第二反应区的直径；
第二反应器，设置于所述第一提升管反应器的一侧；
汽提器，至少包裹所述第一提升管反应器的一部分；
再生器，与所述汽提器连接，并通过再生催化剂管线分别与所述第一提升管反应器和所述第二反应器连接；
多个待生催化剂输送管线，所述多个待生催化剂输送管线分别连通所述第二反应器和所述第二反应区以及所述第二反应器和所述汽提器；
所述第二反应器包括第二提升管反应器和流化床反应器，所述流化床反应器位于所述第二提升管反应器的顶部并与所述第二提升管反应器连通，所述再生器与所述第二提升管反应器连通，所述流化床反应器通过所述多个待生催化剂输送管线分别与所述第二反应区和所述汽提器连通。
17.根据权利要求16所述的催化转化装置，其特征在于，所述预提升段的高度占所述第一提升管反应器总高度的5～20％，所述第一反应区的高度占所述第一提升管反应器总高度的20～50％，所述第二反应区的高度占第一提升管反应器总高度的10～30％，所述出口区的高度占所述第一提升管反应器总高度的0～20％。
18.根据权利要求16所述的催化转化装置，其特征在于，所述第一反应区、所述第二反应区和所述出口区的直径之比为1:1.5～4:0.8～1.5。
19.根据权利要求16所述的催化转化装置，其特征在于，还包括沉降器，所述沉降器与所述第二反应器以及所述第一提升管反应器连通。
20.根据权利要求19所述的催化转化装置，其特征在于，还包括多个分离装置，分别设置在所述流化床反应器 和所述沉降器的顶部。
CN201911046072.9A 2019-10-30 2019-10-30 一种生产低碳烯烃的催化转化方法和催化转化装置 Active CN112745899B (zh)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201911046072.9A CN112745899B (zh) 2019-10-30 2019-10-30 一种生产低碳烯烃的催化转化方法和催化转化装置

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201911046072.9A CN112745899B (zh) 2019-10-30 2019-10-30 一种生产低碳烯烃的催化转化方法和催化转化装置

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN112745899A CN112745899A (zh) 2021-05-04
CN112745899B true CN112745899B (zh) 2023-01-13

Family

ID=75640661

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201911046072.9A Active CN112745899B (zh) 2019-10-30 2019-10-30 一种生产低碳烯烃的催化转化方法和催化转化装置

Country Status (1)

Country Link
CN (1) CN112745899B (zh)

Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
KR100651418B1 (ko) * 2006-03-17 2006-11-30 에스케이 주식회사 고속유동층을 이용하여 탄화수소 원료로부터 경질 올레핀을제조하는 접촉분해 공정
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
CN101440014A (zh) * 2007-11-22 2009-05-27 中国石油化工股份有限公司 一种生产低碳烯烃的方法
CN102372552A (zh) * 2010-08-23 2012-03-14 中国石油化工股份有限公司 催化裂解生产乙烯与丙烯的方法
CN102371171A (zh) * 2010-08-23 2012-03-14 中国石油化工股份有限公司 原位合成的催化裂解流化床催化剂

Patent Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
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
KR100651418B1 (ko) * 2006-03-17 2006-11-30 에스케이 주식회사 고속유동층을 이용하여 탄화수소 원료로부터 경질 올레핀을제조하는 접촉분해 공정
CN101440014A (zh) * 2007-11-22 2009-05-27 中国石油化工股份有限公司 一种生产低碳烯烃的方法
CN102372552A (zh) * 2010-08-23 2012-03-14 中国石油化工股份有限公司 催化裂解生产乙烯与丙烯的方法
CN102371171A (zh) * 2010-08-23 2012-03-14 中国石油化工股份有限公司 原位合成的催化裂解流化床催化剂

Non-Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
流化催化裂化生产丙烯技术分析;马永乐等;《石油炼制与化工》;20111012;第42卷(第10期);13-17 *

Also Published As

Publication number Publication date
CN112745899A (zh) 2021-05-04

Similar Documents

Publication Publication Date Title
RU2535675C2 (ru) Аппаратура и способ каталитического крекинга
CN109705905B (zh) 一种多产低碳烯烃的方法和装置
CN109704903B (zh) 一种多产丙烯和轻芳烃的方法
CN109704904B (zh) 一种多产低碳烯烃和轻芳烃的方法
CN102206509B (zh) 一种生产丙烯和轻芳烃的烃类催化转化方法
US11278869B2 (en) Fluid catalytic cracking (FCC) process and apparatus for production of light olefins
CN108350367B (zh) 流化催化裂化的方法和系统
KR20230058698A (ko) 유체 촉매 크래킹을 이용한 석유화학 제품의 생산 방법
KR20230058699A (ko) 수증기를 갖는 저비점 분획 및 고비점 분획의 유체 촉매 크래킹을 이용한 석유화학 제품의 생산 방법
JP2021531378A (ja) 炭化水素油の接触分解方法、反応器及システム
CN102690683B (zh) 一种生产丙烯的催化裂化方法及装置
JP2022528037A (ja) ガソリンおよびプロピレンを製造するための接触転換方法およびシステム
KR20230058697A (ko) 수증기를 갖는 저비점 분획의 유체 촉매 크래킹을 이용한 석유화학 제품의 생산 방법
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
CN112680248B (zh) 多产低碳烯烃的催化转化方法及装置
CN112745901B (zh) 一种生产低碳烯烃的催化转化方法和催化转化装置
CN112745899B (zh) 一种生产低碳烯烃的催化转化方法和催化转化装置
CN112745902B (zh) 一种生产低碳烯烃的催化转化方法和催化转化装置
CN111423905B (zh) 催化裂解的工艺和系统
CN114606020B (zh) 乙烯和丙烯的生产系统和方法
CN112745900A (zh) 一种生产低碳烯烃的催化转化方法和催化转化装置
CN110540860A (zh) 一种采用双下行管进行催化裂解的工艺和系统
CN115161060B (zh) 一种多产低碳烯烃的催化裂化方法及装置
CN111718753B (zh) 一种多产丙烯的催化转化方法和系统

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