CN115161060B - 一种多产低碳烯烃的催化裂化方法及装置 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种多产低碳烯烃的催化裂化方法及装置，该方法包括使混合催化剂在再生器烧焦的同时通过下导出口和上导出口分成两种颗粒大小不同、活性组元不同的两种催化剂。富含Y型沸石的大颗粒重质烃裂化催化剂送入重质烃反应器与重质烃原料接触反应；富含ZSM‑5择型沸石的小颗粒轻质烃裂化催化剂送入轻质烃反应器与轻质原料接触反应。反应后的两股催化剂在重质烃反应器和轻质烃反应器各自独立设置的汽提器中汽提后进入再生器中烧焦再生、循环使用，或在在重质烃反应器和轻质烃反应器共享的一个汽提器中混合汽提后进入再生器中烧焦再生、循环使用。与现有技术相比，本发明的低碳烯烃收率高，催化裂化装置结构简单、易于工程化实施等。
Description
技术领域
本发明属于催化裂化技术领域，涉及一种多产低碳烯烃的催化裂化方法及装置。
背景技术
烃类物质催化裂化是制备乙烯、丙烯和丁烯等低碳烯烃的重要方法之一。生产低碳烯烃的催化裂化方法包括深度催化裂化技术(DCC,USP4980053和USP5670037)及其改进技术DCC-plus和催化热裂解技术(CPP，USP6210562)等。这些方法采用单个提升管反应器或单个提升管反应器组合密相流化床反应器结构配合专用催化剂在较高温度条件下进行反应。使用的催化剂为含具有MFI结构的中孔沸石(例如ZSM-5)和/或大孔沸石(如Y沸石)等活性组元和硅铝载体的单一催化剂体系,在保证一定重油转化基础上追求较高的小分子烯烃产率。但是，由于强化重质烃转化与提高低碳烯烃产率所需的催化活性、选择性差异较大，因此，其催化剂配方很难在单个提升管反应器或单个提升管反应器组合密相流化床的反应器同时兼顾重质烃转化反应和多产低碳烯烃反应的要求。从反应条件来说，低碳烯烃绝大多数是通过重质烃类一次裂解产物的二次裂解反应生成的。由于一次裂解产物与原料重质烃相比的分子量小、裂解反应速度慢，因此二次裂解反应需要更高的催化剂活性和更高的反应温度，但现有的DCC和CPP工艺技术中，因重质烃一次裂解反应强吸热和催化剂结焦而造成二次裂解反应的反应温度和催化剂活性显著降低，使得过程效率大大降低。
CN100448954C公开了一种增产丙烯的催化转化方法。该方法采用两种催化剂混合物参与反应，一种是含Y型沸石的催化剂，另一种为含ZSM-5沸石、过渡金属添加剂及磷添加剂的催化剂。反应装置采用双提升管设计，主要包括主提升管、辅助提升管和公用再生器以及气固分离设备。在主提升管将重质、大分子的烃油原料裂化生成汽油、柴油和液化气等产品；分离出丙烯后的液化气中间产物注入到辅助提升管反应器内与热的两种催化剂混合物接触，先后进行烯烃叠合、叠合产物裂化及烷烃脱氢反应来增产丙烯产物。该方法末涉及解决上述两种催化剂间干扰的副作用，也未涉及催化剂再生及再生催化剂的分离技术，未能有效解决一次裂解产物二次反应所需要的优化反应条件，丙烯产率不高。
CN102690683A公开了一种增产丙烯的催化裂化方法及装置。该方法使重质原料与含Y型沸石和β型沸石的第一催化裂化催化剂在第一提升管反应器中接触反应，反应后的催化剂经汽提、再生后循环使用；使轻质烃与含孔径小于0.7nm择形沸石的第二催化裂化催化剂在包括提升管和流化床串联反应器的第二反应器接触反应；反应后的催化剂经汽提、再生后循环使用。该方法涉及的装置采用双反应器构型，其汽提器中安置一隔板将其分隔为两个独立汽提区，其再生器中安置一隔板将其分隔为两个独立再生区。其中一个汽提区与一个反应器形成反应、汽提路线，另一个汽提区则与另一反应器形成反应、汽提路线。该方法与装置面临两个工程问题难以突破，一是两种催化剂的待生剂含碳量差别很大，通过隔板分区再生温差很大，重质烃反应的待生剂烧焦后热量过剩，而轻质烃反应的待生剂再生热量不足；二是两种催化剂长期运行产生的小颗粒催化剂相互污染严重，工业化生产效果难以发挥出来。
CN1935349A公开了一种气固流态化耦合设备及利用该设备进行颗粒混合分级的方法。该设备利用流化床本体和水平分级箱耦合而成流态化耦合设备的混合作用和分离作用，通过两种粒径差别较大的催化剂颗粒直接混合，然后再将两种固体颗粒分离。该设备和方法可以用于包含催化裂化催化剂的颗粒进行混合与分级，其中的小颗粒作为石油油品炼制中的催化裂化催化剂的颗粒，大颗粒起载热体作用。
CN110317629 A公开了一种双催化剂分区催化裂化方法及装置。该专利在再生器的中段内部设置第一隔板和第二隔板，将再生器分隔为A催化剂贮藏室、B催化剂贮藏室和催化剂再生室。A催化剂贮藏室内部设置A催化剂初旋分离器，A催化剂初旋分离器入口通过管路穿过第二隔板与催化剂再生室连通，A催化剂初旋分离器底部设置开口与A催化剂贮藏室连通，B催化剂贮藏室内部设置B催化剂初旋分离器。该方法与装置的优点是实现了不同堆比不同颗粒大小不同活性组元的两种催化剂分别在主提升管反应器和副提升管+床层反应器进行反应；相比DCC-PLUS工艺，低碳烯烃产率高、干气和焦炭等副产物产率低。但该方法与装置因在再生器内要增加两块隔板和一组再生催化剂初旋风分离器，不仅结构复杂、再生器压降增大，而且催化剂磨损程度增加、操作弹性变窄，致使装置投资变大、能效变差、操作弹性变差。
发明内容
本发明通过研究发现，在多产低碳烯烃的催化裂化方法及装置中，若能实现双反应器分别裂解重质烃和轻质烃分子并且采用各自反应最适宜的催化剂和反应条件，然后两种催化剂在再生器中进行烧焦再生的同时实现相互分离，分别返回到重质烃裂化反应器和轻质烃裂化反应器，在提高低碳烯烃产率的同时，不增加催化裂化装置反应-再生系统设备的复杂性，不增加设备投资和装置操作难度，不增加能耗和物耗，必将提高催化裂化过程能效。
为此，本发明提供了一种多产低碳烯烃的催化裂化方法及装置，该方法具有较高的低碳烯烃产率，同时不增加催化裂化装置投资和能耗、剂耗，也不增加反-再系统设备的复杂性和操作难度，不降低催化裂化装置的操作弹性。
本发明的目的可以通过以下技术方案来实现：
本发明的技术方案之一提供了一种多产低碳烯烃的催化裂化方法，包括以下步骤：
(1)使重质烃原料与重质烃裂化催化剂在重质烃催化裂化反应器中接触反应，将反应后的油气与重质烃裂化催化剂引入第一沉降器中，分离后的油气引入后续产品分离系统，分离后的重质烃裂化催化剂经蒸汽汽提进入再生器烧焦再生；
(2)使轻质烃原料与轻质烃裂化催化剂在轻质烃催化裂化反应器中接触反应，将反应后的油气和轻质烃裂化催化剂引入第二沉降器中，分离后的轻质烃裂化催化剂经蒸汽汽提进入再生器烧焦再生；
(3)来自重质烃催化裂化反应器和轻质烃催化裂化反应器的两股不同的待生催化剂进入同一再生器内，与空气接触后以流态化的方式混合烧焦再生，从再生器密相段收集到的重质烃裂化催化剂经过脱气后返回重质烃催化裂化反应器中循环使用，从再生器稀相段收集到的轻质烃裂化催化剂经过脱气后则返回轻质烃催化裂化反应器中循环使用。
进一步的，重质烃裂化催化剂的粒径大于轻质烃裂化催化剂的粒径，且重质烃裂化催化剂的颗粒直径范围是：最小粒径65～90μm，最大粒径180～300μm，平均粒径70～150μm。
进一步的，轻质烃裂化催化剂的颗粒直径范围是：最小粒径1～5μm，最大粒径60～80μm，平均粒径30～50μm。
进一步的，送入重质烃催化裂化反应器中的重质烃裂化催化剂由催化剂A和催化剂B混合而成，其中，催化剂A的质量占比为51％～99％；
进入轻质烃催化裂化反应器中轻质烃裂化催化剂由催化剂A和催化剂B混合而成，其中，催化剂B的质量占比为51％～99％；可选的，以干基重量为基准，所述的催化剂A包括20～80wt％的Y型沸石，1～20wt％的ZSM-5型沸石，5～40wt％的黏土和5～40wt％的无机氧化物粘结剂；以干基重量为基准，所述的催化剂B包括20～80wt％的ZSM-5型沸石，1～20wt％的Y型沸石，5～40wt％的黏土和5～40wt％的无机氧化物粘结剂。
更进一步的，催化剂A的颗粒直径范围是：最小粒径65～90μm，最大粒径180～300μm，平均粒径70～150μm；
催化剂B的颗粒直径范围是：最小粒径1～5μm，最大粒径60～80μm，平均粒径30～50μm。
进一步的，所述重质烃原料与轻质烃原料均选自石油烃类、矿物油和合成油的一种或几种的混合物，其中，所述重质烃原料为初馏点在200～500℃的重质烃油，所述轻质烃原料为终馏点在80～400℃的轻质烃油。
进一步的，所述重质烃催化裂化反应器操作条件为：反应温度470～560℃，反应压力(绝对压力)0.15～0.3MPa，反应油气在重质烃催化裂化反应器内停留时间1.0～5秒，重质烃裂化催化剂与重质烃在重质烃催化裂化反应器的操作剂油比为4～12，雾化水蒸汽占重质烃进料量的比例为1～20wt％；
所述轻质烃催化裂化反应器的操作条件为：反应温度540～660℃，反应压力(绝对压力)0.15～0.3MPa，反应油气在轻质烃催化裂化反应器内停留时间1.5～6秒，轻质烃裂化催化剂与轻质烃在轻质烃催化裂化反应器的操作剂油比为8～30，雾化水蒸汽占轻质烃进料量的比例为1～40wt％。
本发明的技术方案之二提供了一种多产低碳烯烃的催化裂化装置，其用于实施如上述的催化裂化方法，该催化裂化装置包括重质烃催化裂化反应器、轻质烃催化裂化反应器和再生器，其中，所述的重质烃催化裂化反应器的出口还依次连接第一沉降器、第一汽提器和再生器入口，所述的轻质烃催化裂化反应器的出口还依次连接第二沉降器、第二汽提器和再生器入口，所述再生器的密相区设置有供再生的重质烃裂化催化剂导出的再生催化剂下导出口，且所述再生催化剂下导出口还返回连接重质烃催化裂化反应器，所述再生器的稀相区还设有供再生的轻质烃裂化催化剂导出的再生催化剂上导出口，且所述再生催化剂上导出口还返回连接轻质烃催化裂化反应器。
进一步的，第一沉降器与第二沉降器相互独立，第一汽提器与第二汽提器相互独立；或第一沉降器与第二沉降器为同一套沉降器，第一汽提器与第二汽提器为同一套汽提器。
进一步的，所述再生器的稀相区还设有旋风分离器，且旋风分离器的料腿中回收的催化剂颗粒直接送入再生催化剂上导出口中。
进一步的，所述再生器的稀相区的气体流速为0.7～1.4米/秒。
本发明提供的多产低碳烯烃的催化裂化方法与装置，采用不同的反应环境，高选择性转化相应的烃油馏分，实现提高重油转化率的同时高选择性地增加低碳烯烃收率。在重质原料催化转化反应，采用以Y型为主要活性组元的催化裂化催化剂,在轻质烃油催化转化反应，采用以ZSM-5择形沸石为主要活性组元的催化剂。两个反应系统反应后的待生剂进入混合催化剂再生器，在烧焦再生的同时实现两种催化剂的分离，从而形成了两种催化剂各自反应、混合再生的设备体系。通过再生器把两种不同粒径和不同活性组分的催化裂化催化剂分开，从而达到对不同的原料采用不同的反应环境，高选择性转化相应的烃油馏分，实现提高重油转化率的同时高选择性地生产低碳烯烃的目的。
附图说明
图1为共享沉降器的催化裂化装置的结构示意图；
图2为分设沉降器的催化裂化装置的结构示意图；
图中标记说明：
1为混合催化剂再生器，11为再生催化剂旋风分离器，12为再生催化剂上导出口，13为再生催化剂下导出口；
2为重质烃催化裂化反应器，21为重质烃油剂分离器，22-重质烃再生催化剂输送管；
3为轻质烃催化裂化反应器，31为轻质烃油剂分离器，32-轻质烃再生催化剂输送管；
41为共用沉降器，42为共用汽提器，43为重质烃沉降器，44为轻质烃沉降器，45为重质烃汽提器，46为轻质烃汽提器，47-混合待生催化剂输送管，48为重质烃待生催化剂输送管，49为轻质烃待生催化剂输送管；
51、52、61、62、63、64、65、71、72、73、74、80、81均为管线。
具体实施方式
在本发明的描述中，需要说明的是，术语“中心”、“上”、“下”、“左”、“右”、“竖直”、“水平”、“内”、“外”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。此外，术语“第一”、“第二”、“第三”仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性。
在本发明的描述中，需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“安装”、“相连”、“连接”应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体地连接；可以是机械连接，也可以是电连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，可以是两个元件内部的连通。对于本领域的普通技术人员而言，可以具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。
下面先对本发明的多产低碳烯烃的催化裂化方法进行详细说明。
为提高催化裂化过程能效，本发明提供了一种多产低碳烯烃的催化裂化方法，包括以下步骤：
(1)使重质烃原料与重质烃裂化催化剂在重质烃催化裂化反应器中接触反应，将反应后的油气与重质烃裂化催化剂引入第一沉降器中，分离后的油气引入后续产品分离系统，分离后的重质烃裂化催化剂经蒸汽汽提进入再生器烧焦再生；
(2)使轻质烃原料与轻质烃裂化催化剂在轻质烃催化裂化反应器中接触反应，将反应后的油气和轻质烃裂化催化剂引入第二沉降器中，分离后的轻质烃裂化催化剂经蒸汽汽提进入再生器烧焦再生；
(3)来自重质烃催化裂化反应器和轻质烃催化裂化反应器的两股不同的待生催化剂进入同一再生器内，与空气接触后以流态化的方式混合烧焦再生，从再生器密相段收集到的重质烃裂化催化剂经过脱气后返回重质烃催化裂化反应器中循环使用，从再生器稀相段收集到的轻质烃裂化催化剂经过脱气后则返回轻质烃催化裂化反应器中循环使用。
在一些实施方式中，重质烃裂化催化剂的粒径大于轻质烃裂化催化剂的粒径，且重质烃裂化催化剂的颗粒直径范围是：最小粒径65～90μm，最大粒径180～300μm，平均粒径70～150μm；优选的，最小粒径65～75μm，最大粒径180～240μm，平均粒径80～100μm。。
在一些实施方式中，轻质烃裂化催化剂的颗粒直径范围是：最小粒径1～5μm，最大粒径60～80μm，平均粒径30～50μm，优选的，最小粒径3～5μm，最大粒径60～70μm，平均粒径35～45μm。
在一些实施方式中，送入重质烃催化裂化反应器中的重质烃裂化催化剂以Y沸石为活性组元，其由催化剂A和催化剂B混合而成，其中，催化剂A的质量占比为51％～99％，优选为75～98％；
进入轻质烃催化裂化反应器中轻质烃裂化催化剂以ZSM-5沸石型沸石为主活性组元，其也由催化剂A和催化剂B混合而成，其中，催化剂B的质量占比为51％～99％，优选为75～98％；可选的，以干基重量为基准，所述的催化剂A包括20～80wt％的Y型沸石，1～20wt％的ZSM-5型沸石，5～40wt％的黏土和5～40wt％的无机氧化物粘结剂；以干基重量为基准，所述的催化剂B包括20～80wt％的ZSM-5型沸石，1～20wt％的Y型沸石，5～40wt％的黏土和5～40wt％的无机氧化物粘结剂。
可选的，催化剂A的颗粒直径范围是：最小粒径65～90μm，最大粒径180～300μm，平均粒径70～150μm；催化剂B的颗粒直径范围是：最小粒径1～5μm，最大粒径60～80μm，平均粒径30～50μm。
在一些实施方式中，所述重质烃原料与轻质烃原料均选自石油烃类、矿物油和合成油的一种或几种的混合物。石油烃类为本领域技术人员所公知,例如,可以是石脑油、常压柴油、减压蜡油、常压渣油、减压渣油或其它二次加工获得的烃油。所述其它二次加工获得的烃油如催化裂化汽油、加氢生成油品、焦化生成油、脱沥青油、糠醛精制抽余油中的一种或几种。矿物油选自煤液化油、油砂油和页岩油中的一种或一种以上的混合物。合成油为煤、天然气或沥青经过F-T合成得到的馏分油。可选的，所述重质烃原料为初馏点在200～500℃的重质烃油，所述轻质烃原料为终馏点(干点)在80～400℃的轻质烃油，可选的，轻质烃油包括本催化裂化工艺中重质烃反应后生成的轻质烃油，还可以来这其他生产装置的轻质烃油。
在一些实施方式中，所述重质烃催化裂化反应器操作条件为：反应温度470～560℃，优选为500～540℃，反应压力(绝对压力)0.15～0.3MPa，优选为0.15～0.25MP，反应油气在重质烃催化裂化反应器内停留时间1.0～5秒，优选为1.0～3.5秒，重质烃裂化催化剂与重质烃在重质烃催化裂化反应器的操作剂油比(质量比)为4～12，优选为6～10，雾化水蒸汽占重质烃进料量的比例为1～20wt％，优选为3～9重量％；
所述轻质烃催化裂化反应器的操作条件为：反应温度540～660℃，优选为560～620℃，反应压力(绝对压力)0.15～0.3MPa，优选为0.15～0.25MP，反应油气在轻质烃催化裂化反应器内停留时间1.5～6秒，优选为2.5～4.5秒，轻质烃裂化催化剂与轻质烃在轻质烃催化裂化反应器的操作剂油比为8～30，优选为10～25，雾化水蒸汽占轻质烃进料量的比例为1～40wt％，优选为1～7重量％。本发明的产品分离系统没有特殊要求，亦可参照现有技术。
本发明提供的多产低碳烯烃的催化裂化方法中，所述的轻质烃催化裂化反应器选自提升管、鼓泡床、湍动床、快速床和密相床反应器中的一种或几种的组合；所述的重质烃催化裂化反应器采用等直径提升管或变直径提升管或变径流化床反应器。
本发明中，再生器中混合催化剂烧焦再生方法，选自常规再生器单段再生法、单器错流再生器两段再生法、单器逆流再生器两段再生法，或烧焦罐-湍流床串联组合再生法。
接着继续对本发明的催化裂化装置进行详细说明，
本发明提供的一种多产低碳烯烃的催化裂化装置，其用于实施如上述的催化裂化方法，该催化裂化装置包括重质烃催化裂化反应器、轻质烃催化裂化反应器和再生器，其中，所述的重质烃催化裂化反应器的出口还依次连接第一沉降器、第一汽提器和再生器入口，所述的轻质烃催化裂化反应器的出口还依次连接第二沉降器、第二汽提器和再生器入口，所述再生器的密相区设置有供再生的重质烃裂化催化剂导出的再生催化剂下导出口，且所述再生催化剂下导出口还返回连接重质烃催化裂化反应器，所述再生器的稀相区还设有供再生的轻质烃裂化催化剂导出的再生催化剂上导出口，且所述再生催化剂上导出口还返回连接轻质烃催化裂化反应器。
在一些实施方式中，所述再生器的稀相区还设有旋风分离器，且旋风分离器的料腿中回收的催化剂颗粒直接送入再生催化剂上导出口中。
在一些实施方式中，所述再生器的稀相区的气体流速为0.7～1.4米/秒，以保证更多的小颗粒轻质烃裂化催化剂通过再生器上部的催化剂导出口循环回轻质烃裂化反应器。
本发明中催化剂导出口(包括再生催化剂上导出口和再生催化剂下导出口)可以采用现有的自带固体颗粒脱气功能的催化剂导出管道系统，另外，本发明对再生器的其他操作条件包括密相床和烧焦罐的温度、压力和过剩氧含量等没有特殊要求，可参照现有技术。
本发明多产低碳烯烃方法使用一套催化裂化装置,可以用一个再生器对颗粒尺寸不同、活性组元不同的两种催化剂进行相对分离，简单有效地形成两路相对独立催化剂反应、混合催化剂再生和相对独立催化剂循环路线，实现轻质烃和重质烃采用不同的催化剂进行选择性转化，结构紧凑且易于实施，装置操作简单、灵活,从工程上很好解决了在同一催化裂化装置中使用两种不同催化剂体系相互干扰的问题，并且具有较高的丙烯产率和丁烯产率,焦炭和干气产率较低。
在一些实施方式中，如图1所示，第一沉降器与第二沉降器为同一套沉降器，第一汽提器与第二汽提器为同一套汽提器，具体的，本发明的催化裂化装置(双反应器共享沉降器方案)包括混合催化剂再生器1、再生催化剂旋风分离器11、再生催化剂上导出口12、再生催化剂下导出口13，以及重质烃催化裂化反应器2、轻质烃催化裂化反应器3、重质烃油剂分离器21、轻质烃油剂分离器31，以及共用沉降器41、共用汽提器42、混合待生催化剂输送管47、重质烃再生催化剂输送管22、轻质烃再生催化剂输送管32。本装置方案尤其适合于双反应器均为高温度苛刻度的反应工艺条件，反应主产物是富含低碳烯烃的C1-C4烃分子，液体产品基本不再回炼的情况。双反应器共享沉降器方案的催化裂化装置，两个反应器共享同一个沉降器和同一个汽提器，设备投资相对低一些。
而如图2所示，第一沉降器与第二沉降器相互独立，第一汽提器与第二汽提器相互独立，此时，本发明所述催化裂化装置(双反应器分设沉降器方案)包括混合催化剂再生器1、再生催化剂旋风分离器11、再生催化剂上导出口12、再生催化剂下导出口13，和重质烃催化裂化反应器2、轻质烃催化裂化反应器3、重质烃油剂分离器21、轻质烃油剂分离器31，以及重质烃沉降器43、重质烃汽提器45、轻质烃沉降器44和轻质烃汽提器46、重质烃待生催化剂输送管48、轻质烃待生催化剂输送管49、重质烃再生催化剂输送管22、轻质烃再生催化剂输送管32。本装置方案适合于双反应器均为正碳离子机理反应工艺条件，尽可能提高C3-C4烃的选择性，液体轻质烃产品考虑在本装置进行回炼的情况。双反应器分设沉降器方案的催化裂化装置，两个反应器各自独立设置自己的沉降器和汽提器，以便反应产物的分离与回炼可以优化，提高丙烯和丁烯产率。
下面继续结合附图对本发明进行详细说明。
图1所示的双反应器共享沉降器方案中，由混合催化剂再生器1的再生催化剂下导出口13导出的重质烃裂化催化剂通过重质烃再生催化剂输送管22进入重质烃催化裂化反应器2底部，在来自管线80的预提升介质作用下加速向上流动。预热后的重质烃原料经管线61与来自管线72的雾化气体充分混合雾化后，进入重质烃催化裂化反应器2与快速向上流动的重质烃裂化催化剂接触反应。反应油气和重质烃裂化催化剂的待生催化剂颗粒经重质烃催化裂化反应器2末端的重质烃油剂分离器21进行分离，油气经管线62去产品分离系统(图中未标出)，重质烃裂化催化剂中的待生催化剂去共用汽提器42；同时，由混合催化剂再生器1的催化剂上导出口12导出的轻质烃裂化催化剂通过轻质烃再生催化剂输送管32进入轻质烃催化裂化反应器3底部，在来自管线81的预提升介质作用下加速向上流动。预热或不经预热的轻质烃原料经管线63与来自管线73的雾化气体充分混合雾化后，进入轻质烃催化裂化反应器3与快速向上流动的轻质烃裂化催化剂接触反应。反应油气和轻质烃裂化催化剂的待生催化剂颗粒经轻质烃催化裂化反应器3末端的轻质烃油剂分离器31进行分离，油气经管线62去产品分离系统(图中未标出)，轻质烃裂化催化剂的待生催化剂去共用汽提器42。两个反应器生成的两股油气在共用沉降器41中自然混合后，通过独立的旋风分离器和集气室流向分馏系统(图中未标出)。离开两个反应器的两股待生催化剂经共用沉降器41和共用汽提器42自然混合成为混合待生催化剂，经过来自管线71的水蒸气汽提出催化剂携带的油气后，通过混合待生催化剂输送管47进入混合催化剂再生器1中，与再来管线51的压缩空气主风接触烧焦，实现混合催化剂的再生。
在产品分离系统中催化裂化产物分离为裂化气、催化汽油、催化柴油和催化油浆。裂化气在后续产品分离、精制后可得到聚合级乙烯产品、丙烯产品和富含烯烃的C4馏分。
而图2所示的双反应器分设沉降器方案中，由混合催化剂再生器1的催化剂下导出口13导出的重质烃裂化催化剂通过重质烃再生催化剂输送管22进入重质烃催化裂化反应器2底部，在来自管线80的预提升介质作用下加速向上流动。预热后的重质烃原料经管线61与来自管线72的雾化气体充分混合雾化后，进入重质烃催化裂化反应器2与快速向上流动的重质烃裂化催化剂接触反应。反应油气和重质烃裂化催化剂的待生催化剂颗粒经反应器2末端的重质烃油剂分离器21进行分离，油气经管线65去重质烃催化裂化反应器的产品分离系统(图中未标出)，重质烃裂化催化剂的待生催化剂去重质烃汽提器45，经过来自管线71的水蒸气汽提出催化剂携带的油气后，经重质烃待生催化剂输送管48进入混合催化剂再生器1中；同时，由混合催化剂再生器1的催化剂上导出口12导出的轻质烃裂化催化剂通过轻质烃再生催化剂输送管32进入轻质烃催化裂化反应器3底部，在来自管线81预提升介质作用下加速向上流动。预热或不经预热的轻质烃原料经管线63与来自管线73的雾化气体充分混合雾化后，进入轻质烃催化裂化反应器3与快速向上流动的轻质烃裂化催化剂接触反应。反应油气和轻质烃裂化催化剂的待生催化剂颗粒经轻质烃催化裂化反应器3末端的轻质烃油剂分离器31(图中未标出)进行分离，油气经管线64去轻质烃催化裂化反应器的产品分离系统(图中未标出)，轻质烃裂化催化剂的待生催化剂去轻质烃汽提器46，经过来自管线74的水蒸气汽提出催化剂携带的油气后，经轻质烃待生催化剂输送管49进入混合催化剂再生器1中。两个反应器产生的两股待生催化剂经各自独立汽提后，分别经过重质烃待生催化剂输送管48和轻质烃待生催化剂输送管49进入混合催化剂再生器1中自然混合成为混合待生催化剂，与再生管线51的压缩空气主风接触烧焦，实现混合催化剂的再生。
在重质烃催化裂化反应器产品分离系统中，催化裂化产物分离为裂化气、催化汽油、催化柴油和催化油浆。在轻质烃催化裂化反应器产品分离系统中，催化裂化产物分离为裂化气、催化汽油和催化柴油。其中催化汽油可部分或全部返回反应系统再转化，也可先将汽油切割为轻、重汽油馏分段，轻汽油部分或全部返回反应系统再转化，优选将轻汽油返回轻质烃催化裂化反应器3再转化。裂化气在后续产品分离、精制后可得到富含乙烯的催化干气产品、聚合级丙烯产品和富含烯烃的C4馏分，其中富含烯烃的C4馏分可返回反应器再转化生产丙烯，优选将富含烯烃的C4馏分返回轻质烃催化裂化反应器3再转化。
在上述具体实施方案中，通过管线80和管线81分别向重质烃催化裂化反应器和轻质烃催化裂化反应器底部引入预提升介质。所述的预提升介质为本领域技术人员熟悉知道，可以选自水蒸气、C1-C4烃类气体、催化裂化装置干气或炼化企业其他含烃类分子气体，优选为水蒸气、催化干气和/或C4烃馏分。
下面的实施例将对本发明予以进一步说明。
实施例和对比例中使用的催化剂C是由催化剂A和催化剂B混合而成。催化剂A和催化剂B是实验室制备的两种不同活性组元、不同颗粒大小的催化裂化催化剂，其中催化剂A的颗粒平均粒径为92μm、主要活性组元为超稳Y型沸石(USY)，催化剂B的颗粒平均粒径为38μm、主要活性组元为ZSM-5择型沸石。催化剂C是催化剂A和催化剂B的混合物，其混合比例为催化剂A:催化剂B＝6:4。三种催化剂均在760℃温度下经过100％水蒸气16小时的老化预处理。上述三种催化剂的具体性质见表1。实施例和对比例中使用的原料油包括轻质烃油原料和重质烃油原料。它们的具体组成和性质见表2。
实施例1
采用本发明的双反应器共享沉降器工艺方案(附图1所示)，催化剂为表1中的催化剂C。重质烃催化裂化反应器进料为表2中的重质烃原料，进料量为10公斤/小时；轻质烃催化裂化反应器进料为表2中的轻质烃原料，进料量为5公斤/小时。主要工艺条件如表3所示，催化裂化装置的产品分布(基于重质烃原料与轻质烃原料之和)如表4所示。
对比例1
采用常规的双反应器共享沉降器工艺技术(催化裂化装置再生器只设置催化剂下导出口，无上导出口，再生催化剂经导出口后分两路，一路去重质烃催化裂化反应器，另一路轻质烃催化裂化反应器)，重质烃催化裂化反应器进料为表2中的重质烃原料，进料量为10公斤/小时；轻质烃催化裂化反应器进料为表2中的轻质烃原料，进料量为5公斤/小时。主要工艺条件与实施例1相同，见表3所示，其催化裂化装置的产品分布(基于重质烃原料与轻质烃原料之和)也列入表4。
表1催化剂组成与性质
表2原料油组成与性质
表3双反应器共享沉降器技术方案的主要工艺条件
表4双反应器共享沉降器技术方案的产品分布
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通过表3和4中数据可以看出，与常规的双提升管催化裂化工艺装置(催化裂化装置再生器只设置催化剂下导出口，无上导出口，再生催化剂经导出口后分两路，一路去重质烃催化裂化反应器，另一路去轻质烃催化裂化反应器)相比，采用本专利的双反应器共享沉降器技术方案的催化裂化工艺和装置，目标产物的产率明显提高，如C2～C4低碳烯烃产率提高20.59％，而非理想产品收率明显降低，如催化柴油和催化油浆产率分别降低25.55％和16.14％，焦炭产率也从5.72wt％降低到5.46wt％。
实施例2
采用本发明的双反应器分设沉降器工艺方案(附图2所示)，催化剂为表1中的催化剂C。重质烃催化裂化反应器进料为表2中的重质烃原料，进料量为10公斤/小时；轻质烃催化裂化反应器进料为本装置重质烃反应后生成的汽油全馏分，其馏程为：初馏点～204℃，进料量为4.6公斤/小时。主要工艺条件如表5所示，催化裂化装置的产品分布(基于重质烃原料)如表6所示。
对比例2
采用常规的双反应器共享沉降器和汽提器工艺技术(催化裂化装置再生器只设置催化剂下导出口无上导出口，再生催化剂经导出口后分两路，一路去重质烃催化裂化反应器，另一路去轻质烃催化裂化反应器)，重质烃催化裂化反应器进料为表2中的重质烃原料，进料量为10公斤/小时；轻质烃催化裂化反应器进料为为本装置重质烃反应后生成的汽油全馏分，其馏程为：初馏点～204℃。进料量为4.1公斤/小时。主要工艺条件与实施例2相同，见表5所示，催化裂化装置的产品分布(基于重质烃原料)也列入表6。
表5双反应器分设沉降器技术方案的主要工艺条件
表6双反应器分设沉降器技术方案的产品分布
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通过表5和6中数据可以看出，与常规的双提升管催化裂化工艺装置(催化裂化装置再生器只设置催化剂下导出口无上导出口，再生催化剂经导出口后分两路，一路去重质烃催化裂化反应器，另一路去轻质烃催化裂化反应器)相比，采用本专利的双反应器分设沉降器和汽提器技术方案的催化裂化工艺和装置，目标产物的产率明显提高，如C2～C4低碳烯烃产率提高10.57％，而非理想产品如催化柴油、催化油浆和焦炭产率都有不同程度降低。
上述的对实施例的描述是为便于该技术领域的普通技术人员能理解和使用发明。熟悉本领域技术的人员显然可以容易地对这些实施例做出各种修改，并把在此说明的一般原理应用到其他实施例中而不必经过创造性的劳动。因此，本发明不限于上述实施例，本领域技术人员根据本发明的揭示，不脱离本发明范畴所做出的改进和修改都应该在本发明的保护范围之内。
Claims (5)
1.一种多产低碳烯烃的催化裂化方法，其特征在于，该催化裂化方法采用的催化裂化装置包括重质烃催化裂化反应器、轻质烃催化裂化反应器和再生器，其中，所述的重质烃催化裂化反应器的出口还依次连接第一沉降器、第一汽提器和再生器入口，所述的轻质烃催化裂化反应器的出口还依次连接第二沉降器、第二汽提器和再生器入口，所述再生器的密相区设置有供再生的重质烃裂化催化剂导出的再生催化剂下导出口，且所述再生催化剂下导出口还返回连接重质烃催化裂化反应器，所述再生器的稀相区还设有供再生的轻质烃裂化催化剂导出的再生催化剂上导出口，且所述再生催化剂上导出口还返回连接轻质烃催化裂化反应器；
所述再生器的稀相区还设有旋风分离器，且旋风分离器的料腿中回收的催化剂颗粒直接送入再生催化剂上导出口中；
该催化裂化方法包括以下步骤：
（1）使重质烃原料与重质烃裂化催化剂在重质烃催化裂化反应器中接触反应，将反应后的油气与重质烃裂化催化剂引入第一沉降器中，分离后的油气引入后续产品分离系统，分离后的重质烃裂化催化剂经蒸汽汽提进入再生器烧焦再生；
（2）使轻质烃原料与轻质烃裂化催化剂在轻质烃催化裂化反应器中接触反应，将反应后的油气和轻质烃裂化催化剂引入第二沉降器中，分离后的轻质烃裂化催化剂经蒸汽汽提进入再生器烧焦再生；
（3）来自重质烃催化裂化反应器和轻质烃催化裂化反应器的两股不同的待生催化剂进入同一再生器内，与空气接触后以流态化的方式混合烧焦再生，从再生器密相段收集到的重质烃裂化催化剂经过脱气后返回重质烃催化裂化反应器中循环使用，从再生器稀相段收集到的轻质烃裂化催化剂经过脱气后则返回轻质烃催化裂化反应器中循环使用；
重质烃裂化催化剂的粒径大于轻质烃裂化催化剂的粒径，且重质烃裂化催化剂的颗粒直径范围是：最小粒径65～90μm，最大粒径180～300μm，平均粒径70～150μm；
轻质烃裂化催化剂的颗粒直径范围是：最小粒径1～5μm，最大粒径60～80μm，平均粒径30～50μm；
送入重质烃催化裂化反应器中的重质烃裂化催化剂由催化剂A和催化剂B混合而成，其中，催化剂A的质量占比为51%～99%；
进入轻质烃催化裂化反应器中轻质烃裂化催化剂由催化剂A和催化剂B混合而成，其中，催化剂B的质量占比为51%～99%；
其中，以干基重量为基准，所述的催化剂A包括20～80wt%的Y型沸石，1～20wt%的ZSM-5型沸石，5～40wt%的黏土和5～40wt%的无机氧化物粘结剂；
以干基重量为基准，所述的催化剂B包括20～80wt%的ZSM-5型沸石，1～20wt%的Y型沸石，5～40wt%的黏土和5～40wt%的无机氧化物粘结剂；
所述重质烃催化裂化反应器操作条件为：反应温度470～560℃，反应压力0.15～0.3MPa，反应油气在重质烃催化裂化反应器内停留时间1.0～5秒，重质烃裂化催化剂与重质烃在重质烃催化裂化反应器的操作剂油比为4～12，雾化水蒸气占重质烃进料量的比例为1～20wt%；
所述轻质烃催化裂化反应器的操作条件为：反应温度540～660℃，反应压力0.15～0.3MPa，反应油气在轻质烃催化裂化反应器内停留时间1.5～6秒，轻质烃裂化催化剂与轻质烃在轻质烃催化裂化反应器的操作剂油比为8～30，雾化水蒸气占轻质烃进料量的比例为1～40wt%。
2.根据权利要求1所述的一种多产低碳烯烃的催化裂化方法，其特征在于，催化剂A的颗粒直径范围是：最小粒径65～90μm，最大粒径180～300μm，平均粒径70～150μm；
催化剂B的颗粒直径范围是：最小粒径1～5μm，最大粒径60～80μm，平均粒径30～50μm。
3.根据权利要求1所述的一种多产低碳烯烃的催化裂化方法，其特征在于，所述重质烃原料与轻质烃原料均选自石油烃类、矿物油和合成油的一种或几种的混合物，其中，所述重质烃原料为初馏点在200～500℃的重质烃油，所述轻质烃原料为终馏点在80～400℃的轻质烃油。
4.根据权利要求1所述的一种多产低碳烯烃的催化裂化方法，其特征在于，第一沉降器与第二沉降器相互独立，第一汽提器与第二汽提器相互独立；
或第一沉降器与第二沉降器为同一套沉降器，第一汽提器与第二汽提器为同一套汽提器。
5.根据权利要求1所述的一种多产低碳烯烃的催化裂化方法，其特征在于，所述再生器的稀相区的气体流速为0.7～1.4米/秒。
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