CN114763487B - 一种制取乙烯、丙烯和丁烯的催化转化方法 - Google Patents

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Abstract

本公开涉及一种制取乙烯、丙烯和丁烯的催化转化方法。将富含烯烃的原料以及重油原料分别在不同的催化转化反应器中与高温催化剂(≥650℃)接触进行催化转化反应，并且将两种不同原料所得的反应产物在分离系统中进行分离获得含碳五以上烯烃的含烯油气，再将含烯油气送入第一催化转化反应器中继续反应处理，有效提高了乙烯、丙烯和丁烯的产率和选择性，并提高产物中乙烯/丙烯的值；同时还能够减少氢气、甲烷和乙烷的生成，尤其是能够抑制甲烷的产生。并且该催化转化方法中将失活的第一待生催化剂和第二待生催化剂送入共用的再生器进行再生处理，再分别送回两个催化转化反应器中，实现了以重质原料积碳燃烧带来的热量为烯烃高温裂化提供能量。

Description

一种制取乙烯、丙烯和丁烯的催化转化方法
技术领域
本申请涉及石油炼制及石油化工加工过程，具体地，涉及一种制取乙烯、丙烯和丁烯的催化转化方法。
背景技术
随着社会发展，石油化工行业已经成为国民经济的重要支柱产业。石油化工行业已经为工业、农业、交通和国防等各个领域的众多部门提供大量原料。然而目前石油化工领域中的两大基础原料为丙烯与乙烯。但是随着油田开采量的不断增加，能源消耗不断增加，常规原油的可供产量日趋减少，并且原油品质也不断下降，逐渐重质化、劣质化。目前轻质烯烃的生产能力仍不能满足国内市场对轻质烯烃的需求。
普遍认为乙烯的产量可以用来衡量一个国家石化工业发达程度。乙烯具有众多地下游产品，例如，较为典型的乙烯大宗下游产品包括聚乙烯、环氧乙烷、乙二醇、聚氯乙烯、苯乙烯、醋酸乙烯等。并且乙烯同时也是世界上最大的化工产品之一，占全球整个石化产品产量的75％以上。丙烯也是石油化工行业具有广泛应用的化工原料，丙烯可以用于丙烯腈、环氧丙烷、丙酮等的制造。丁烯主要用于制造丁二烯，其次用于制造甲基乙级酮、仲丁醇、环氧丁烷及丁烯聚合物和共聚物，异丁烯主要用于制造丁基橡胶、聚异丁烯橡胶及各种塑料。可以看出，乙烯、丙烯和丁烯用于多种重要有机化工原料、生成合成树脂、合成橡胶及多种精细化学品等的生产制造。采用传统的蒸汽裂解制乙烯、丙烯路线，对轻烃、石脑油等化工轻烃需求量较大，而国内原油普遍偏重，化工轻油难以满足乙烯、丙烯原料的需求。现有技术采用的蒸汽裂解制乙烯、丙烯的工艺方法，需要大量的轻烃、石脑油等化工轻烃，而国内原油普遍偏重，化工轻油难以满足轻烃的目标需求。研究机构预计从2018年到2026年，全球汽油复合年均增长率预计将低于1％，但丙烯增长约4％。合理利用炼厂流程中的高碳烯烃来裂解制乙烯、丙烯，即满足了石化企业提质增效的目标，又顺应能源转型的时代需求。
CN101092323A中公开了一种制备乙烯和丙烯的方法，该方法以C4-C8组成的混合烯烃作为催化反应原料，反应温度为400-600℃，绝对压力为0.3-1.1KPa，反应完成后将产物进行分离得到C4馏分，并将30-90重量％的C4馏分引入反应器进行再次裂解以制备乙烯和丙烯。其中通过循环C4馏分，可以提高烯烃转化率，但其乙烯/丙烯的值比较小，无法根据市场需求灵活调节，反应选择性也较低。
CN101239878A中公开了制备乙烯和丙烯的方法，以C4及以上烯烃组成的富烯烃混合物作为催化反应原料，反应温度为400-680℃，反应压力为-0.09-1.0MPa，重量空速为0.1～50小时-1，反应产物中产物乙烯/丙烯也较低；并且提高反应温度虽然能够在一定程度上提高双烯收率，但是其乙烯选择性较低，无法大量生产乙烯满足市场需求。
发明内容
本公开的目的在于提供一种制取乙烯、丙烯和丁烯的催化转化方法。本公开提供的加工方法可以同时提高乙烯、丙烯和丁烯的产率和选择性，并且产物中乙烯/丙烯得到提高。
为了实现上述目的，本公开提供了一种制取乙烯、丙烯和丁烯的催化转化方法，该方法包括如下步骤：
在第一催化转化反应条件下，将富含烯烃的原料与温度在650℃以上的催化转化催化剂在第一催化转化反应器中接触反应，得到第一反应物流和第一待生催化剂，所述富含烯烃的原料中含有50重量％以上的烯烃；
在第二催化转化反应条件下，使重油与温度在650℃以上的催化转化催化剂在第二催化转化反应器中接触反应，得到第二反应物流和第二待生催化剂；
使所述第一反应物流和所述第二反应物流进入分离系统分离为乙烯、丙烯、丁烯、含烯油气和催化蜡油，使所述含烯油气返回所述第一催化转化反应器中继续反应，所述含烯油气包含C5以上烯烃；
使所述第一待生催化剂和所述第二待生催化剂在再生反应器中进行烧焦再生，得到再生催化剂；使所述再生催化剂作为所述催化转化催化剂分别返回所述第一催化转化反应器和所述第二催化转化反应器。
可选地，所述富含烯烃的原料中烯烃的含量为80重量％以上，优选为90重量％以上，更优选为纯烯烃原料；
所述富含烯烃的原料中的烯烃选自碳原子数为5以上的烯烃；
所述重油选自石油烃和/或矿物油；所述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几种；所述矿物油选自煤液化油、油砂油和页岩油中的一种或几种。
可选地，所述富含烯烃的原料来自烷烃脱氢装置产生的C5以上馏分、炼油厂催化裂解装置产生的C5以上馏分、乙烯厂蒸汽裂解装置产生的C5以上馏分、MTO副产的C5以上富烯烃馏分、MTP副产的C5以上富烯烃馏分中的一种或几种；
可选地，所述烷烃脱氢装置的烷烃原料来自石脑油、芳烃抽余油和轻质烃中的一种或几种。
可选地，所述第一催化转化反应器和/或所述第二催化转化反应器分别选自提升管、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，或者为它们中两种串联的组合反应器，其中所述提升管为等直径提升管反应器或者变径流化床反应器。
可选地，所述第一催化转化反应条件包括：
反应温度为600-750℃，优选为630-750℃，更优选为630-720℃；
反应压力为0.05-1MPa，优选为0.1-0.8MPa，更优选为0.2-0.5MPa；
反应时间为0.01-100秒，优选为0.1-80秒，更优选为0.2-70秒；
所述催化转化催化剂与所述富含烯烃的原料的重量比为(1-150)：1，优选为(3-150)：1，更优选为(4-120)：1；
所述第二催化转化反应条件包括：
反应温度为400-650℃，优选为450-600℃，更优选为480-580℃；
反应压力为0.05-1MPa，优选为0.1-0.8MPa，更优选为0.2-0.5MPa；
反应时间为0.01-100秒，优选为0.1-80秒，更优选为0.2-70秒；
所述催化转化催化剂与所述重油的重量比为(1-100)：1，优选为(3-70)：1，更优选为(4-30)：1。
可选地，以所述催化转化催化剂的重量为基准，所述催化转化催化剂包含1-50重量％的分子筛、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土；
可选地，所述分子筛包括大孔分子筛、中孔分子筛和小孔分子筛中的一种或几种；
可选地，以所述催化转化催化剂的重量为基准，所述催化转化催化剂还包含0.1-3重量％的活性金属；所述活性金属选自VIII族金属、IVA族金属和稀土金属中的一种或几种。
可选地，该方法还包括：在加氢反应条件下，使所述催化蜡油与加氢催化剂接触反应，得到加氢催化蜡油；将所述加氢催化蜡油引入所述第二催化转化反应器中回炼。
可选地，所述加氢反应条件包括：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。
可选地，以所述加氢催化剂的重量为基准，所述加氢催化剂包括20-90重量％的载体、10-80重量％的负载金属和0-10重量％的添加剂；
其中，所述载体为氧化铝和/或无定型硅铝，所述添加剂选自氟、磷、钛和铂中至少一种，所述负载金属为VIB族金属和/或VIII族金属；
优选地，所述VIB族金属为Mo或/和W，所述VIII族金属为Co或/和Ni。
可选地，从所述分离系统得到的所述含烯油气中含有50重量％以上的烯烃。
可选地，所述烷烃的原料来自石脑油、芳烃抽余油和/或其他轻质烃。
通过上述技术方案，本公开将富含烯烃的原料以及重油原料分别在不同的催化转化反应器中与高温催化转化催化剂(≥650℃)接触进行催化转化反应，并且将两种不同原料所得的反应产物在分离系统中进行分离获得含碳五以上烯烃的含烯油气，再将含烯油气再次引入第一催化转化反应器中继续反应，有效地提高了原料加工过程中乙烯、丙烯和丁烯的产率，改善乙烯、丙烯和丁烯的选择性，并提高产物中乙烯/丙烯的值；同时还能减少氢气、甲烷和乙烷的生成，尤其是能够抑制甲烷的产生；且苯、甲苯和二甲苯产率也有所增加，增加了经济效益。并且本公开提供的原料加工方法中将失活的第一待生催化剂和第二待生催化剂送入共用的再生器进行再生处理，然后分别送回两个催化转化反应器中，重质原料油在酸性催化剂上裂化时不可避免地会产生大量石墨化程度较高的焦炭，可以以此焦炭燃烧带来的热量为烯烃高温裂化提供能量，以及催化转化催化剂的循环利用，进一步提高了石油资源利用率和减少了装置所需能耗。
本公开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公开的进一步理解，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公开，但并不构成对本公开的限制。在附图中：
图1是本公开的一种具体实施方式提供的多产乙烯、丙烯和丁烯的催化转化方法流程示意图。
附图说明标记
A第一催化转化反应器 B第二催化转化反应器
1管线 2管线 3管线
4管线 5管线 6汽提段
7出口段 8沉降器 9集气室
10管线 11管线 12斜管
13再生器 14管线 15加氢处理反应器
16管线 17管线 18管线
19斜管 20管线 21管线
22管线 23管线 24管线
25管线 26汽提段 27出口段
28沉降器 29集气室 30管线
31产物分离装置 32管线 33管线
34管线 35管线 36管线
37管线 38管线 39烯烃分离装置
具体实施方式
以下对本公开的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本公开，并不用于限制本公开。
本公开的发明人惊奇地发现，基于对烷烃和烯烃分别进行催化裂化的研究，烷烃和烯烃在相同的催化裂化反应条件下获得的产物存在产物分布上的差异。具体为：相比于烷烃原料，采用烯烃进行催化裂化反应获得的乙烯、丙烯和丁烯的效果更好；烯烃在高温催化反应条件下进行催化裂化不仅能够提高乙烯、丙烯和丁烯的产率及选择性，而且其乙烯/甲烷值较小，说明本公开的方法在大量生产低碳烯烃的同时还能抑制甲烷等低价值副产品的生成。
本公开提供了一种制取乙烯、丙烯和丁烯的催化转化方法，该方法包括如下步骤：
在第一催化转化反应条件下，将富含烯烃的原料与温度在650℃以上的催化转化催化剂在第一催化转化反应器中接触反应，得到第一反应物流和第一待生催化剂，所述富含烯烃的原料中含有50重量％以上的烯烃；
在第二催化转化反应条件下，使重油与温度在650℃以上的催化转化催化剂在第二催化转化反应器中接触反应，得到第二反应物流和第二待生催化剂；
使所述第一反应物流和所述第二反应物流进入分离系统分离为乙烯、丙烯、丁烯、含烯油气和催化蜡油，使所述含烯油气返回所述第一催化转化反应器中继续反应，所述含烯油气包含C5以上烯烃；
使所述第一待生催化剂和所述第二待生催化剂在再生反应器中进行烧焦再生，得到再生催化剂；使所述再生催化剂作为所述催化转化催化剂分别返回所述第一催化转化反应器和所述第二催化转化反应器。
本公开将富含烯烃的原料以及重油原料分别在不同的催化转化反应器中与高温催化转化催化剂(≥650℃)接触进行催化转化反应，并且将两种不同原料所得的反应产物在分离系统中进行分离获得含碳五以上烯烃的含烯油气，再将含烯油气再次引入第一催化转化反应器中继续反应，有效地提高了催化转化过程中乙烯、丙烯和丁烯的产率，改善乙烯、丙烯和丁烯的选择性，并提高产物中乙烯/丙烯的值；同时还能减少氢气、甲烷和乙烷的生成，尤其是能够抑制甲烷的产生。并且本公开提供的原料加工方法中将失活的第一待生催化剂和第二待生催化剂送入共用的再生器进行再生处理，然后分别送回两个催化转化反应器中，重质原料油在酸性催化剂上裂化时不可避免地会产生大量石墨化程度较高的焦炭，可以以此焦炭燃烧带来的热量为烯烃高温裂化提供能量，以及催化转化催化剂的循环利用，进一步提高了石油资源利用率和减少了装置所需能耗。
在一种实施方式中，本公开采用的富含烯烃的原料中烯烃的含量为80重量％以上，优选为90重量％以上，更优选为纯烯烃原料，本公开提供的原料催化转化的方法中，采用的富含烯烃的原料中烯烃含量越高，催化裂化则能够获得更高产率的乙烯、丙烯和丁烯并进一步抑制产物中氢气、甲烷和乙烷的生成。
在一种实施方式中，本公开采用的富含烯烃的原料中的烯烃选自碳原子数为5以上的烯烃。
在一种实施方式中，返回第一催化转化器中经分离系统分离得到的含烯油气中含有50重量％以上的烯烃；优选为80％以上。发明人发现在含烯油气回炼工艺中，含烯油气的烯烃含量越高，回炼效果越好，资源利用效果也越好。
本公开采用的分离系统可以包括本领域常规的例如产物分馏装置；在一种具体实施方式中，本公开提供的原料催化转化的方法可以将第一催化转化反应和/或第二催化转化反应得到的第一反应物流和第二反应物流先送入产物分馏装置用于分离得到乙烯、丙烯、丁烯和含有碳五以上烯烃的物流，然后将该含有烯烃的物流引入另一烯烃分离装置进一步分离以得到所述含烯油气，从而以进一步提高含烯油气中的烯烃含量。
本公开中，一种实施方式，富含烯烃的原料可以仅来自重油原料催化转化产物中分离出的含有C5以上烯烃的含烯油气，即富含烯烃的原料为系统内部循环回用的含烯烃物流；另一实施方式中，富含烯烃的原料除了包含上述的含烯烃的含烯油气之外，还可以包含外加的烯烃原料，外加的烯烃原料的量没有特别要求。
在本公开的一些实施方式中，富含烯烃的原料可来自下述来源中的任意一种或几种：相应的烷烃脱氢装置产生的C5以上馏分、炼油厂催化裂解装置产生的C5以上馏分、乙烯厂蒸汽裂解装置产生的C5以上馏分、MTO(甲醇制烯烃)副产的C5以上富烯烃馏分及MTP(甲醇制丙烯)副产C5以上的富烯烃馏分中的一种或几种。在进一步的实施方式中，烷烃脱氢生产富含烯烃的原料所采用的烷烃原料可以来自石脑油、芳烃抽余油和其他轻质烃中的至少一种。在实际生产中，也可以采用其他不同石油化工装置生产获得的烷烃产品。
在一种具体实施方式中，可以采用下述方法进行烷烃脱氢处理：在脱氢反应条件下，使烷烃与脱氢催化剂在脱氢处理反应器中进行接触反应，得到富含烯烃的原料。
其中，脱氢反应条件可以包括：脱氢处理反应器的入口温度为400-700℃，烷烃的体积空速为500-5000h-1，接触反应的压力为0.04-1.1bar。
所述脱氢催化剂由载体以及负载在载体上的活性组分和助剂组成；可选地，以所述脱氢催化剂总重量为基准，所述载体的含量为60-90重量％，所述活性组分的含量为8-35重量％，所述助剂的含量为0.1-5重量％；
可选地，所述载体为含有改性剂的氧化铝；其中，以所述脱氢催化剂总重量为基准，所述改性剂的含量为0.1-2重量％，其中，所述改性剂可以为La和/或Ce；
可选地，所述活性组分为铬；可选地，所述助剂可为铋和碱金属组合物或者铋和碱土金属组分组合物；其中，铋与所述活性组分的摩尔比为1:(5-50)；铋与碱金属组分的摩尔比为1：(0.1-5)；铋与碱土金属组分的摩尔比为1：(0.1-5)；所述碱金属组分可以选自Li、Na和K中的一种或多种；所述碱土金属组分可以选自Mg、Ca和Ba中的一种或多种。
在一种实施方式中，本公开采用的重油选自石油烃和/或矿物油；所述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几种；所述矿物油选自煤液化油、油砂油和页岩油中的一种或几种。
在一种具体实施方式中，所述第一催化转化反应器和/或第二催化转化反应器可以包括一个反应器或多个通过串联和/或并联方式连接的反应器。
在一种实施方式中，本公开采用的第一催化转化反应器以及第二催化转化反应器分别选自提升管、流化床反应器、上行式输送线和下行式输送线中的一种或两种串联组合，其中所述提升管可以为等直径提升管反应器或者变径流化床反应器，流化床反应器可以为等线速的流化床或等直径的流化床。在一种具体实施方式中，本公开使用的第一催化转化反应器以及第二催化转化反应器均优选提升管反应器，更优选变径提升管反应器。
在一种实施方式中，本公开提供的催化转化方法中第一催化转化反应条件包括：反应温度为600-750℃；反应压力为0.05-1MPa；反应时间为0.01-100秒；催化转化催化剂与所述原料的重量比为(1-150)：1。
在一种优选实施方式中，本公开提供的催化转化方法中第一催化转化反应条件包括：反应温度为630-750℃；反应压力为0.1-0.8MPa；反应时间为0.1-80秒；所述催化转化催化剂与所述原料的重量比为(3-150)：1。在一种更优选实施方式中，本公开提供的催化转化方法中催化转化反应条件包括：反应温度为630-720℃；反应压力为0.2-0.5MPa；反应时间为0.2-70秒；所述催化转化催化剂与所述原料的重量比为(4-120)：1。
通过上述优选实施方式可以进一步提高第一催化转化反应器中富含烯烃原料催化裂化反应中丙烯、乙烯和丁烯的产率和选择性。
在一种实施方式中，本公开提供的催化转化方法中第二催化转化反应条件包括：反应温度为400-650℃，反应压力为0.05-1MPa，反应时间为0.01-100秒，催化转化催化剂与所述重油的重量比为(1-100)：1。
在一种优选实施方案中，本公开提供的催化转化方法中第二催化转化反应条件包括：反应温度为450-600℃，反应压力为0.1-0.8MPa，反应时间为0.1-80秒，催化转化催化剂与所述重油的重量比为(3-70)：1。在一种更优选实施方案中，本公开提供的催化转化方法中第二催化转化反应条件包括：反应温度为480-580℃，反应压力为0.2-0.5MPa，反应时间为0.2-70秒，催化转化催化剂与所述重油的重量比为(4-30)：1。
通过上述优选实施方式可以进一步提高第二催化转化反应器中重油催化裂化反应中丙烯、乙烯和丁烯的产率和选择性。
在一种实施方式中，催化转化催化剂可以包括分子筛、无机氧化物和任选的粘土，其中，以所述催化转化催化剂的重量为基准，催化转化催化剂包含1-50重量％的分子筛、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土。
其中，将分子筛作为活性组分，分子筛可以选自大孔分子筛、中孔分子筛和小孔分子筛中的一种或几种；优选为中孔分子筛和/或小孔分子筛；进一步优选地，以所述分子筛的总重量为基准，所述分子筛可以包括50-100重量％的中孔分子筛和0-50重量％的小孔分子筛；进一步优选为所述分子筛可以包括70-100重量％的中孔分子筛和0-30重量％的小孔分子筛。
一种实施方式中，所述中孔分子筛可以为ZSM分子筛，进一步地，ZSM分子筛可以选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48中的一种或几种。
一种实施方式中，所述小孔分子筛可以为SAPO分子筛，进一步地，SAPO分子筛可以选自SAPO-34、SAPO-11、SAPO-47中的一种或几种。
一种实施方式中，所述大孔分子筛可以选自稀土Y分子筛、稀土氢Y分子筛、超稳Y分子筛、高硅Y分子筛、Beta分子筛和其它类似结构的分子筛之中的一种或一种以上的混合物。
本公开一种实施方式中，采用无机氧化物作为粘接剂，无机氧化物可以选自二氧化硅(SiO2)和/或三氧化二铝(Al2O3)。本公开一种实施方式中，采用粘土作为基质(即载体)，黏土可以选自高岭土和/或多水高岭土。
在一种实施方式中，本公开采用的催化转化催化剂还可以负载活性金属，以所述催化转化催化剂的重量为基准，所述催化转化催化剂包含0.1-3重量％的活性金属；所述活性金属选自VIII族金属、IVA族金属和稀土金属中的一种或几种。在进一步地实施方式中，活性金属可以为选自磷、铁、钴和镍中的一种或几种。
在一种实施方式中，本公开提供的催化转化方法还包括：
在加氢反应条件下，使所述催化蜡油与加氢催化剂接触反应，得到加氢催化蜡油；将所述加氢催化蜡油引入所述第二催化转化反应器中回炼。这一实施方式中，将催化蜡油加氢处理后引入第二催化转化反应器中回炼，能够减少生成小分子烷烃和焦炭的副反应，提高乙烯和丙烯产率，可以实现对碳原子利用率的进一步提升。
在一种具体实施方式中，本公开在催化蜡油加氢处理工艺中采用的加氢反应条件包括：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。
在一种具体实施方式中，加氢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％。
在一种实施方式中，返回第一催化转化器中经分离系统分离得到的含烯油气中含有50重量％以上的烯烃；优选为80％以上。发明人发现在含烯油气回炼工艺中，含烯油气的烯烃含量越高，回炼效果越好，资源利用效果也越好。
本公开采用的分离系统可以包括本领域常规的例如产物分馏装置；在一种具体实施方式中，本公开提供的原料催化转化的方法可以将第一催化转化反应和/或第二催化转化反应得到的反应物流先送入产物分馏装置用于分离得到乙烯、丙烯、丁烯和含有碳五以上烯烃的物流，然后将该含有烯烃的物流引入另一烯烃分离装置进一步分离以得到所述含烯油气，从而以进一步提高含烯油气中的烯烃含量。
如图1所示，在一种具体的实施方式中，本公开的多产乙烯、丙烯和丁烯的催化转化方法包括以下步骤：
使预提升介质经管线1由第一催化转化反应器A底部进入，富含烯烃的原料经管线3与来自管线2的雾化蒸汽一起注入第一催化转化反应器A的底部，并与来自管线17的高温的再生催化转化催化剂在预提升介质的提升作用下沿第一反应器A向上加速运动，并发生反应。生成的反应产物(第一反应物流)和失活的第一待生催化剂经出口段7进入沉降器8中的旋风分离器，实现第一待生催化剂与反应产物的分离，反应产物进入集气室9，第一待生催化剂细粉由料腿返回沉降器。沉降器中第一待生催化剂流向汽提段6，与来自管线5的汽提蒸汽接触。从第一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，汽提后的第一待生催化剂经斜管12进入再生器13。
使预提升介质经管线21由第二催化转化反应器B底部进入，来自管线18的高温的再生催化转化催化剂在预提升介质的提升作用下沿第二催化转化反应器B向上加速运动，重油经管线23与来自管线22的雾化蒸汽一起注入第二催化转化反应器B的底部，重油在热的催化转化催化剂上发生反应，并向上加速运动。生成的反应产物(第二反应物流)和失活的第二待生催化剂经出口段27进入沉降器28中的旋风分离器，实现第二待生催化剂与反应产物的分离，反应产物进入集气室29，第二待生催化剂细粉由料腿返回沉降器。沉降器中第二待生催化剂流向汽提段26，与来自管线25的汽提蒸汽接触。从第二待生催化剂中汽提出的油气经旋风分离器后进入集气室29，汽提后的第二待生催化剂经斜管19进入再生器13。
再生器13中，主风经管线14进入再生器，烧去第一待生催化剂和第二待生催化剂上的焦炭，使失活的第一待生催化剂和第二待生催化剂再生。烟气经管线16进入烟机。再生后的催化剂作为催化转化催化剂经管线17和18分别进入第一催化转化反应器A、第二催化转化反应器B中的提升管。
富含烯烃的原料裂化得到的反应产物(第一反应物流)和重油裂化得到的反应产物(第二反应物流)分别经过大油气管线10和管线30进入后续的产物分离装置31，分离得到的氢气、甲烷和乙烷经管线32引出，乙烯经管线33引出，丙烯经管线34引出，丁烯经管线35引出，丙烷和丁烷经管线36引出，催化蜡油(沸点为250℃以上的馏分)经管线38引入加氢处理反应器15，加氢处理后的轻组分由管线11引出，加氢催化蜡油由管线4引入第二催化裂化反应器B底部回炼，含烯粗物流(20℃-250℃的馏分)经管线37引入到烯烃分离装置39，分离得到的烃流由管线24引出，富含烯的物流(含烯油气)经管线20引入第一催化转化反应器A继续反应。
以下通过实施例进一步详细说明本公开。实施例中所用到的原材料均可通过商购途径获得。
1、本公开实施例中所用的原料I为重油I，原料II为重油II，原料I和II的性质见表1-1、表1-2；实施例中所用的原料Ⅲ为催化裂化汽油轻馏分，性质见表2。
表1-1(原料I)
Figure GDA0004179562360000141
Figure GDA0004179562360000151
表1-2(原料II)
进料性质 II
密度(20℃)/(千克/米3) 901.5
康氏残炭，重量％ 4.9
H，重量％ 12.86
S，重量％ 0.16
N，重量％ 0.26
Ni，微克/克 6.2
族组成，重量％
饱和烃 54.8
芳烃 28.4
胶质 16.0
沥青质 0.8
表2(原料Ⅲ)
碳数 烷烃，重量％ 烯烃，重量％ 环烷烃，重量％ 芳烃，重量％
5 1.80 4.40 0.00 0.00
6 3.91 30.20 0.67 0.87
7 3.32 33.57 1.81 2.39
8 2.79 10.68 1.75 0.59
9 0.40 0.85 0.00 0.00
2、本公开采用的催化转化催化剂M通过下述制备方法制备得到：
用4300克脱阳离子水将969克多水高岭土(中国高岭土公司产物，固含量73％)打浆，再加入781克拟薄水铝石(山东淄博铝石厂产物，固含量64％)和144毫升盐酸(浓度30％，比重1.56)搅拌均匀，在60℃静置老化1小时，保持pH为2-4，降至常温，再加入预先准备好的5000克浆液，其中中孔ZSM-5沸石和大孔Y型沸石(中国石化催化剂齐鲁分公司生产)
1600g，二者重量比9:1。搅拌均匀，喷雾干燥，洗去游离Na+，得催化剂。将得到的催化剂在800℃和100％水蒸汽下进行老化，老化后的催化剂称为催化转化催化剂M，催化转化催化剂M性质见表3。
本公开采用的催化转化催化剂N商品牌号为CEP-1，催化转化催化剂P商品牌号为CHP-1，二者均为中国石化催化剂齐鲁分公司生产工业产品，催化剂性质见表3。
本公开采用的加氢催化剂D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，余量为氧化铝。记作加氢催化剂D。
本公开采用的加氢脱硫催化剂E的制备过程如下：称取1000克由中国石化催化剂长岭分公司生产的拟薄水铝石，之后加入含硝酸(化学纯)10毫升的水溶液1000毫升，在双螺杆挤条机上挤条成型，并在120℃干燥4小时，800℃焙烧4小时后得到催化剂载体。用含氟化铵120克的水溶液900毫升浸渍2小时，120℃干燥3小时，600℃焙烧3小时；降至室温后，用含偏钼酸铵133克的水溶液950毫升浸渍3小时，120℃干燥3小时，600℃焙烧3小时，降至室温后，用含硝酸镍180克、偏钨酸铵320克水溶液900毫升浸渍4小时用相对于催化剂载体为0.1重％的偏钼酸铵(化学纯)和相对于催化剂载体为0.1重％的硝酸镍(化学纯)的混合水溶液浸渍含氟氧化铝载体4小时，120℃烘干3小时，在600℃下焙烧4小时，制得加氢脱硫催化剂E。
表3
Figure GDA0004179562360000171
实施例1
参见图1所示，本实施例第一催化转化反应器和第二催化转化反应器均采用单个的提升管反应器的中型装置进行试验。本实施例的具体工艺流程为：
使1-戊烯和温度为650℃以上的催化转化催化剂M在第一催化转化反应器底部接触发生催化转化反应，反应条件包括：反应温度700℃，反应压力0.1MPa，反应时间5s，催化转化催化剂与原料1-戊烯的重量比为45：1；
使重油I和催化转化催化剂M在第二催化转化反应器底部接触，在反应温度530℃，反应压力0.1MPa，反应时间6s，催化转化催化剂与重油I的重量比5：1的条件下发生催化转化反应，其中，1-戊烯与重油I之比为1：9。
在第一催化转化反应器分离得到第一反应物流和第一待生催化剂，在第二催化转化反应器分离得到第二反应物流和第二待生催化剂；将所得第一和第二待生催化剂一起引入再生器烧焦再生；并将第一反应物流和第二反应物流共同引入组合分离系统，分离得到包括乙烯、丙烯、丁烯、富含碳5以上烯烃的物流(含烯油气)和催化裂化蜡油等的产品。
使催化裂化蜡油和加氢催化剂D在350℃，氢分压18MPa，体积空速1.5小时-1，氢油体积比1500的条件下反应得到加氢催化裂化蜡油。
将所得到的富含烯烃的物流引入第一催化转化反应器底部再裂化，反应温度为700℃，反应时间为5s；并且将加氢催化裂化蜡油与重油混合，再返回第二催化转化反应器进行反应。反应条件和产品分布列于表4。
对比例1
采用与实施例1类似的反应流程，第一催化转化反应器和第二催化转化反应器均采用单个的提升管反应器的中型装置进行试验，所不同的是，分离装置得到的富含碳5以上烯烃的物流(含烯油气)不返回第一催化转化反应器底部回炼。重油I和催化转化催化剂M在第二催化转化反应器底部接触，在反应温度530℃，反应压力0.1MPa，反应时间6s，催化转化催化剂M与重油I的重量比5：1的条件下发生催化转化反应。分离反应的反应产物和待生催化剂，将所得待生催化剂一起引入再生器烧焦再生，将所得反应产物一起引入组合分离系统，得到包括乙烯、丙烯、丁烯、富含碳5以上烯烃的物流和催化裂化蜡油等的产品。催化裂化蜡油和加氢催化剂D在350℃，氢分压18MPa，体积空速1.5小时-1，氢油体积比1500的条件下反应得到加氢催化裂化蜡油。将所得到的加氢催化裂化蜡油与重油I混合，再返回第二催化转化反应器进行反应。反应条件和产品分布列于表4。
实施例2
按照图1工艺流程，在第一催化转化反应器和第二催化转化反应器均采用单个的提升管反应器的中型装置进行试验。
将重油I和催化转化催化剂M在第二催化转化反应器底部接触，在反应温度530℃，反应压力0.1MPa，反应时间6s，催化剂与原料的重量比5：1的条件下发生催化转化反应，分离反应的反应产物(第二反应物流)和第二待生催化剂，将所得第二待生催化剂一起引入再生器进行烧焦再生，将所得反应产物一起引入组合分离系统，得到包括乙烯、丙烯、丁烯、富含碳5以上烯烃物流和催化裂化蜡油等的产品。使催化裂化蜡油和加氢催化剂D在350℃，氢分压18MPa，体积空速1.5小时-1，氢油体积比1500的条件下反应得到加氢蜡油。将所得到的富含碳5以上烯烃的物流引入第一催化转化反应器底部再裂化，反应温度为700℃，反应时间为5s；所述加氢催化裂化蜡油与重质原料油混合，再返回第二催化转化反应器进行反应。反应条件和产品分布列于表4。
对比例2
在提升管反应器的中型装置上进行试验，重油I与催化转化催化剂N在提升管底部接触，在反应温度为610℃，催化剂与原料的重量比为16.9：1，反应压力为0.1MPa，反应时间6s下发生催化转化反应，产物不进行加氢处理和回炼。反应条件和产品分布列于表4。
实施例3
与实施例2基本相同，不同之处在于采用重油Ⅱ。分离系统得到的催化裂化蜡油不进行深度加氢处理，在加氢脱硫反应器内与加氢脱硫催化剂E接触，在反应压力6.0MPa、反应温度350℃、氢油体积比350、体积空速2.0小时-1下反应，得到低硫加氢馏分油作为轻油组分再返回至第二催化转化反应器中继续反应。反应条件和产品分布列于表4。
对比例3
在提升管反应器的中型装置上进行试验，重油Ⅱ和催化转化催化剂P在提升管底部接触，在反应温度为530℃，催化剂与原料的重量比为5：1，反应压力0.1MPa，反应时间6s下发生催化转化反应，加氢处理与实施例3基本相同，产物不返回所述装置继续反应。反应条件和产品分布列于表4。
实施例4
与实施例1基本相同，不同之处是第一催化转化反应器进料为催化轻汽油馏分Ⅲ。反应条件和产品分布列于表4。
实施例5
与实施例1基本相同，不同之处是按照表4所示的反应条件。
表4
Figure GDA0004179562360000201
/>
Figure GDA0004179562360000211
从表4可以看出，实施例1-5的烯烃高温裂解时乙烯、丙烯和丁烯具有更高产率，产品中乙烯、丙烯和丁烯的总含量可达60％以上，并且原料烯烃含量越多效果越好，当以100％烯烃含量的1-戊烯作为富含烯烃的原料时(实施例1)，产品中乙烯含量为12.64％，丙烯含量为28.04％，丁烯含量为23.15％，三者的总含量高达63.83％。此外，苯、甲苯和二甲苯产率明显增加。
以上详细描述了本公开的优选实施方式，但是，本公开并不限于上述实施方式中的具体细节，在本公开的技术构思范围内，可以对本公开的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本公开的保护范围。
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，本公开对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本公开的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本公开的思想，其同样应当视为本公开所公开的内容。

Claims (14)

1.一种制取乙烯、丙烯和丁烯的催化转化方法，该方法包括如下步骤：
在第一催化转化反应条件下，将富含烯烃的原料与温度在650℃以上的催化转化催化剂在第一催化转化反应器中接触反应，得到第一反应物流和第一待生催化剂，所述富含烯烃的原料中含有50重量％以上的烯烃；
在第二催化转化反应条件下，使重油与温度在650℃以上的催化转化催化剂在第二催化转化反应器中接触反应，得到第二反应物流和第二待生催化剂；
使所述第一反应物流和所述第二反应物流进入分离系统分离为乙烯、丙烯、丁烯、含烯油气和催化蜡油，使所述含烯油气返回所述第一催化转化反应器中继续反应，所述含烯油气包含C5以上烯烃；
使所述第一待生催化剂和所述第二待生催化剂在再生反应器中进行烧焦再生，得到再生催化剂；使所述再生催化剂作为所述催化转化催化剂分别返回所述第一催化转化反应器和所述第二催化转化反应器；
所述重油选自石油烃和/或矿物油；所述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几种；所述矿物油选自煤液化油、油砂油和页岩油中的一种或几种；
所述富含烯烃的原料来自烷烃脱氢装置产生的C5以上馏分、炼油厂催化裂解装置产生的C5以上馏分、乙烯厂蒸汽裂解装置产生的C5以上馏分、MTO副产的C5以上富烯烃馏分、MTP副产的C5以上富烯烃馏分中的一种或几种；
所述第一催化转化反应条件包括：反应温度为600-750℃；反应压力为0.05-1MPa；反应时间为0.01-100秒；所述催化转化催化剂与所述富含烯烃的原料的重量比为(1-150)：1；
所述第二催化转化反应条件包括：反应温度为400-650℃；反应压力为0.05-1MPa；反应时间为0.01-100秒；所述催化转化催化剂与所述重油的重量比为(1-100)：1；
以所述催化转化催化剂的重量为基准，所述催化转化催化剂包含1-50重量％的分子筛、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土；
从所述分离系统得到的所述含烯油气中含有50重量％以上的烯烃。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述富含烯烃的原料中烯烃的含量为80重量％以上；
所述富含烯烃的原料中的烯烃选自碳原子数为5以上的烯烃。
3.根据权利要求2所述的方法，其中，所述富含烯烃的原料中烯烃的含量为90重量％以上。
4.根据权利要求3所述的方法，其中，所述富含烯烃的原料为纯烯烃原料。
5.根据权利要求1所述的方法，其中，所述烷烃脱氢装置的烷烃原料来自石脑油、芳烃抽余油和轻质烃中的一种或几种。
6.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一催化转化反应器和/或所述第二催化转化反应器分别选自提升管、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，或者为它们中两种串联的组合反应器，其中所述提升管为等直径提升管反应器或者变径流化床反应器。
7.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一催化转化反应条件包括：反应温度为630-750℃；反应压力为0.1-0.8MPa；反应时间为0.1-80秒；所述催化转化催化剂与所述富含烯烃的原料的重量比为(3-150)：1；
所述第二催化转化反应条件包括：反应温度为450-600℃；反应压力为0.1-0.8MPa；反应时间为0.1-80秒；所述催化转化催化剂与所述重油的重量比为(3-70)：1。
8.根据权利要求7所述的方法，其中，所述第一催化转化反应条件包括：反应温度为630-720℃；反应压力为0.2-0.5MPa；反应时间为0.2-70秒；所述催化转化催化剂与所述富含烯烃的原料的重量比为(4-120)：1；
所述第二催化转化反应条件包括：反应温度为480-580℃；反应压力为0.2-0.5MPa；反应时间为0.2-70秒；所述催化转化催化剂与所述重油的重量比为(4-30)：1。
9.根据权利要求1所述的方法，其中，所述分子筛包括大孔分子筛、中孔分子筛和小孔分子筛中的一种或几种。
10.根据权利要求1所述的方法，其中，以所述催化转化催化剂的重量为基准，所述催化转化催化剂还包含0.1-3重量％的活性金属；所述活性金属选自VIII族金属、IVA族金属和稀土金属中的一种或几种。
11.根据权利要求1所述的方法，其中，该方法还包括：在加氢反应条件下，使所述催化蜡油与加氢催化剂接触反应，得到加氢催化蜡油；将所述加氢催化蜡油引入所述第二催化转化反应器中回炼。
12.根据权利要求11所述的方法，其中，所述加氢反应条件包括：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。
13.根据权利要求11或12所述的方法，其中，以所述加氢催化剂的重量为基准，所述加氢催化剂包括20-90重量％的载体、10-80重量％的负载金属和0-10重量％的添加剂；
其中，所述载体为氧化铝和/或无定型硅铝，所述添加剂选自氟、磷、钛和铂中至少一种，所述负载金属为VIB族金属和/或VIII族金属。
14.根据权利要求13所述的方法，其中，所述VIB族金属为Mo或/和W，所述VIII族金属为Co或/和Ni。
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Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN101531558A (zh) * 2008-03-13 2009-09-16 中国石油化工股份有限公司 一种制取丙烯和芳烃的催化转化方法
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
CN103121894A (zh) * 2011-11-18 2013-05-29 中国石油化工股份有限公司 生产低碳烯烃的组合方法

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN101531558A (zh) * 2008-03-13 2009-09-16 中国石油化工股份有限公司 一种制取丙烯和芳烃的催化转化方法
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
CN103121894A (zh) * 2011-11-18 2013-05-29 中国石油化工股份有限公司 生产低碳烯烃的组合方法

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