CN115957700A - 一种石油烃催化转化制丙烯/乙烯的装置及方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种石油烃催化转化制丙烯/乙烯的装置，包括：反应器、沉降器和再生器，反应器的底部设有催化剂提升气体入口，反应器的下部由上至下设有重质石油烃入口、轻汽油入口、C4入口和下再生剂入口，反应器的上部设有上再生剂入口，反应器的顶部设有反应物出口，所述轻汽油入口与所述重质石油烃入口之间为轻烃反应区，所述重质石油烃入口至所述上再生剂入口之间为下反应区，所述上再生剂入口的上方为上反应区；所述沉降器包括由上至下相互连通的沉降段和汽提段，所述沉降段的顶部设有烃类产物出口，所述沉降段的中部与所述反应物出口连通。本发明还涉及一种石油烃催化转化制丙烯/乙烯的方法。本发明装置可以实现丙烯/乙烯的高收率制备。

Description

一种石油烃催化转化制丙烯/乙烯的装置及方法

技术领域

本发明属于石油烃类催化转化技术领域，特别涉及一种石油烃催化转化制丙烯/乙烯的装置及方法。

背景技术

以丙烯、乙烯为代表的低碳烯烃是化学工业的最基本原料，现有催化转化技术是在生产汽油、柴油的同时副产低碳烯烃，远不能满足当前市场对有机化工原料的需求。国内外多以天然气或轻质石油馏分为原料，采用丙烯联合装置中蒸汽裂解工艺生产低碳烯烃。虽然蒸汽裂解技术经过几十年的发展，技术不断完善，但仍具有能耗高、生产成本高、CO₂排放量大和产品结构不易调节等技术局限，传统的蒸汽裂解生产丙烯的技术正面临严峻的考验。利用催化转化方法制丙烯，同时副产丙烯、丁烯等低碳烯烃等化工原料是解决资源短缺、低成本生产化工产品的新方向，已成为当今重要的研究课题和热点问题。

在催化转化制丙烯，并副产丙烯、丁烯等低碳烯烃方面，主要有以下几种思路：

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

2、反应器内分层进料反应。如CN1898362A提供了一种生产低碳烯烃和芳烃的方法，原料与催化裂解催化剂接触，反应根据原料性质至少分两层进料,除目的产品外来自分馏塔的不同液态反应产物从不同位置返回反应器再次转化。CN1215041A提供了一种多种进料烃类直接转化制烯烃方法制丙烯、丙烯、芳烃等，反应器上设置多组进料口，使性质不同的烃类从不同的进料口进入装置，并在各部相同的工艺条件下进行裂解反应。CN104560154A提供给了一种多产低碳烯烃和轻芳烃的烃类催化转化方法，该方法包括：将重质烃类原料与裂化催化剂在第一反应器接触进行催化裂化反应，然后分离得到第一积碳催化剂和第一反应产物；将轻质烃原料从第二反应器的上游注入，将中质烃类原料从第二反应器中部注入，进行催化裂化反应；将所述第二反应器中产生的反应混合物引入第三反应器继续进行反应，然后分离得到第二积碳催化剂和第二反应产物。其中所述裂化催化剂为含有改性β沸石的裂化催化剂，所述改性β沸石为琳和过度金属M改性的β沸石。

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

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

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

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

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

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

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

4、石油烃制丙烯需要较高的反应温度，一般高于650℃；由催化裂化原料油、尤其是重质原料油催化制烯烃反应过程是逐渐裂化、分子量逐渐缩小的过程；约小的分子约难活化，需要的反应温度越高，温度高自然再加热裂化反应，影响目的产品的选择性。

因此，如何分配好反应温度和石油烃的分子特征，平衡好催化裂化反应和热裂化反应，实现对反应的限制控制有重要意义。希望的反应过程是，在重油等大分子裂化阶段尽量增加催化反应比重，限制热裂化，在小分子裂化阶段逐渐提高温度、增加热裂化反应比例；但已有技术反应过程热量都是在反应器入口区提供，反应是逐渐降温过程，尤其对制丙烯的反应，由于要求的反应温度高，导致开始阶段即反应器下部的重油裂化阶段反应温度更高，重组分直接进行了热裂化反应，降低了催化裂化反应的效果。

发明内容

基于以上所述，本发明的目的在于提供一种石油烃催化转化制丙烯/乙烯的方装置和方法，可以实现丙烯/乙烯的高收率制备，且设备投资低，能耗少，该方法可以用来处理重质石油烃原料，或者同时处理重质石油烃原料和轻烃原料，生产丙烯/乙烯产品。

为此，本发明提供一种石油烃催化转化制丙烯/乙烯的装置，该装置包括：反应器、沉降器和再生器，

所述反应器的底部设有催化剂提升气体入口，所述反应器的下部由上至下设有重质石油烃入口、轻汽油入口、C4入口和下再生剂入口，所述反应器的上部设有上再生剂入口，所述反应器的顶部设有反应物出口，所述轻汽油入口与所述重质石油烃入口之间为轻烃反应区，所述重质石油烃入口至所述上再生剂入口之间为下反应区，所述上再生剂入口的上方为上反应区；

所述沉降器包括由上至下相互连通的沉降段和汽提段，所述沉降段的顶部设有烃类产物出口，所述沉降段的中部与所述反应物出口连通；

所述再生器内由上至下分为稀相区和再生区，所述再生区设有上再生剂出口和下再生剂出口，且分别与所述上再生剂入口和所述下再生剂入口连通，所述再生区与所述汽提段的底部连通。

本发明所述的石油烃催化转化制丙烯/乙烯的装置，其中优选的是，所述再生区包括上再生区和下再生区，所述上再生剂出口和所述下再生剂出口设置在所述上再生区，所述下再生区与所述汽提段的底部连通。

本发明所述的石油烃催化转化制丙烯/乙烯的装置，其中优选的是，所述再生器顶部设有烟气出口，所述稀相区内设有再生旋风分离器，所述下再生区的底部设有再生气体入口，进一步优选的，所述上再生区设有第二再生气体入口。

本发明所述的石油烃催化转化制丙烯/乙烯的装置，其中优选的是，所述下反应区的下游即上部设有所述加氢轻汽油入口。

本发明所述的石油烃催化转化制丙烯/乙烯的装置，其中优选的是，所述上反应区的下游即上部设有所述加氢轻汽油入口。

为此，本发明还提供一种石油烃催化转化制丙烯的方法，基于上述的石油烃催化转化制丙烯/乙烯的装置，包括以下步骤：

(1)催化剂提升气体由反应器底部进入，再生剂由反应器下部进入后由催化剂提升气体携带向上，重质石油烃原料进入所述下反应区后与所述再生剂接触发生催化裂化转化反应，反应产物再由催化剂提升气体携带与催化剂一起进入所述上反应区进行催化裂解反应，所述催化裂化转化反应的条件为：剂油比为5～15，温度520℃～550℃，反应时间1.2～2.5s；所述催化裂解反应的条件为：剂油比为5～15，温度550℃～580℃，反应时间1.0～2.5s；且上下反应区内部连通压力均为0.20MPa～0.25Mpa；

(2)反应后的物流进入所述沉降器进行气固分离，烃类产物由所述烃类产物出口排出，固体产物即催化剂进入所述汽提段汽提后进入所述再生器再生后循环使用。

本发明所述的石油烃催化转化制丙烯的方法，其中优选的是，所述重质石油烃原料选自减压蜡油、常压渣油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢处理后的蜡油、加氢处理后的渣油、原油中的至少一种，所述重质石油烃原料的沸点高于320℃。

本发明所述的石油烃催化转化制丙烯的方法，其中优选的是，还包括以下步骤：

(3)C4和轻汽油分别通过所述C4入口和所述轻汽油入口进入所述反应器，与再生催化剂接触反应后再一起进入上方各反应区。

本发明所述的石油烃催化转化制丙烯的方法，其中优选的是，当产品需要回炼时，将产品分离成轻汽油和重汽油，所述重汽油加氢后由所述重质石油烃入口进入所述下反应区，所述轻汽油加氢后由所述重质石油烃入口或所述下反应区下游进入所述反应器在所述下反应区或所述上反应区反应。

本发明所述的石油烃催化转化制丙烯的方法，其中优选的是，所述轻汽油为沸点或终馏点低于98℃的汽油组分，或烯烃含量大于50wt％的汽油组分。

为此，本发明还提供一种石油烃催化转化制乙烯的方法，基于上述的石油烃催化转化制丙烯/乙烯的装置，包括以下步骤：

(1)催化剂提升气体由反应器底部进入，再生剂由反应器下部进入后由催化剂提升气体携带向上，重质石油烃原料进入所述下反应区后与所述再生剂接触发生催化裂化转化反应，反应产物再由催化剂提升气体携带与催化剂一起进入所述上反应区进行催化裂解反应，所述催化裂化转化反应的条件为：剂油比为5～15，温度520℃～550℃，反应时间1.2～2.5s；所述催化裂解反应的条件为：剂油比为5～15，温度650℃～700℃，反应时间1.0～2.5s；且上下反应区内部连通压力均为0.20MPa～0.25Mpa；

(2)反应后的物流进入所述沉降器进行气固分离，烃类产物由所述烃类产物出口排出，固体产物即催化剂进入所述汽提段汽提后进入所述再生器再生后循环使用。

本发明所述的石油烃催化转化制乙烯的方法，其中优选的是，所述重质石油烃原料选自减压蜡油、常压渣油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢处理后的蜡油、加氢处理后的渣油、原油中的至少一种，所述重质石油烃原料的沸点高于320℃。

本发明所述的石油烃催化转化制乙烯的方法，其中优选的是，还包括以下步骤：

(3)C4和轻汽油分别通过所述C4入口和所述轻汽油入口进入所述反应器，与再生催化剂接触反应后再一起进入上方各反应区。

本发明所述的石油烃催化转化制乙烯的方法，其中优选的是，当产品需要回炼时，将产品分离成轻汽油和重汽油，所述重汽油加氢后由所述重质石油烃入口进入所述下反应区，所述轻汽油加氢后由所述重质石油烃入口或所述下反应区下游进入所述反应器在所述下反应区或所述上反应区反应。

本发明所述的石油烃催化转化制乙烯的方法，其中优选的是，所述轻汽油为沸点或终馏点低于98℃的汽油组分，或烯烃含量大于50wt％的汽油组分。

本发明提供的石油烃催化转化制丙烯的方法，重质石油烃原料大分子先在较缓和的条件下进行催化裂化转化，最大可能的发挥催化剂催化裂化功能，形成C5-C12为主的中间分子，然后再在高苛刻度条件下进行催化裂解和热裂解组合转化，生产丙烯；该方法的重油催化裂化和裂解反应在一个反应器内进行，该反应器上下分两级供热和催化剂循环，由上再生剂(即上催化剂)和热量提供位置(即下文的上再生剂入口)将该反应器分成包含上下两个反应区即下反应区R17和上反应区R18的形式，反应器下方为下反应区，或称高沸点的重质石油烃原料低温催化裂化反应区或低温反应区，进行重组分大分子向C5～C12中间组分转化催化裂化反应，为制丙烯提供中间原料；反应器上方为上反应区R18，或称高温裂解制丙烯反应区或高温反应区，由该反应器上方进入点进入的催化剂(即上再生剂)提供热量进一步提高上反应区的反应温度，形成高温反应区，C5～C12为主的中间组分在更高温度，更大剂油比的更苛刻条件下进行催化裂解和热裂解组合反应，使石油烃原料转化为丙烯；实现高沸点重质石油烃原料在两级供热、两级供催化剂的上下两区反应器内进行选择性反应，用反应温度的逐渐升高的反应方式适应反应物分子量逐渐变小分子结构和对反应条件要求的变化，提高制丙烯的效率和目的产品选择性；

重质石油烃原料R12在下反应区R17底部进入反应器，依次在低温的下反应区R17和高温的上反应区R18反应，实现低温催化裂化反应和高温制丙烯裂解反应，再生器G10的催化剂分别进入该下反应区R17和上反应区R18，通过分级供热方式实现反应过程的逐渐升温；重质石油烃原料先在低温反应区进行高沸点重组分的催化裂化反应，初步完成重组分、大分子的催化裂化转化和脱碳、脱金属，生成以高烯烃汽油和柴油组分为主的中间组分，这些中间产物和催化剂一起向上进入反应器上方的高温反应区，同时通过另一路来自再生器的催化剂继续向该区提供热量和催化剂，提高反应物温度和剂油比，实现重组分大分子催化裂化反应和中间组分、小分子裂解转化；本发明同时提供轻汽油、重汽油、LCO进一步回炼的方法；反应过程包含以下步骤：

(1)所述重质石油烃原料R12被蒸汽雾化后先进入反应器R10下部的下反应区R17，在来自再生器G10经下再生立管G14引入的下再生剂环境下，进行催化裂化反应；所述下反应区R17即低温反应区按有利于高沸点重组分催化转化条件进行，反应温度525℃～550℃，剂油比5-15，反应时间1.0～2.5s，反应压力绝压0.20MPa～0.25MPa，；R17内的实际反应温度和剂油比由进入低温反应区的催化剂量控制；

(2)所述重质石油烃原料R12在R17内完成低温催化裂化反应后，下反应区R17生成的产物和催化剂向上流动进入上反应区R18，来自再生器G10经上再生立管G24引入的上再生剂进入上反应区R18，向上反应区R18提供热量，提高温度和剂油比，继续进行催化裂解和热裂解组合反应，生成丙烯产品；所述上反应区R18的反应温度为550℃～580℃，剂油比5-15，反应时间1.0～2.5s，反应压力绝压0.20MPa～0.25MPa，R18内的实际反应温度和剂油比由进入上反应区R18的催化剂量控制；

(3)C4和/或轻汽油组分在反应器底部即重质石油烃原料R12下方进入反应器优先反应，然后和催化剂一起进入R17和R18反应区；

(4)需要汽油回炼时，从产品汽油中分离成轻汽油LGO和重汽油HGO，轻汽油LGO在重质原料R12进口R12A下方进入反应器；重汽油HGO加氢后形成HGOH直接进入R18反应区反应；

(5)为了进一步提高丙烯和汽油产率，LCO加氢后形成LCOH进入R18反应区反应；或LCOH在R18反应区下游即上方进入反应器，在R19反应区反应，在实现LCOH反应的同时，实现R18反应区产物的降温，实现R18反应区反应产物的反应终止或限制后反应，优化产品分布；

(6)反应后的物流进入沉降器D10进行气固分离，得到反应产物D12，分离出的催化剂在汽提段S10汽提后进入再生器G10再生，循环使用。

上述的石油烃催化转化制丙烯的方法，进一步地，再生器G10的再生器稀相区G15下方设置上下两个再生区即下再生区G19和上再生区G12，经上再生区G12向反应器R10提供再生剂。

上述的石油烃催化转化制丙烯的方法，进一步地，在上反应区R18下游或/和汽提段S10补充重油或回炼油，用于增加生焦补热和油气降温。

本发明方法下反应区R17主要用于大分子重质石油烃催化转化；上反应区R18主要进行裂解制丙烯、乙烯和芳烃的反应。

本发明同时提供了实现上述方法的装置，采用方案为：

该石油烃催化转化制丙烯装置设置反应器R10、再生器G10和沉降器D10，再生器G10和沉降器D10并列设置，

所述反应器10设置成上下两路催化剂循环、两次供热的上下分区反应器形式，包括下部的C4和/或轻汽油反应区、重质石油烃下反应区R17和上部的上反应区R18，下反应区R17用于低温催化裂化反应，上反应区R18用于高温制丙烯裂解反应；在所述下反应区R17下部设置重质石油烃原料入口R12A；所述下反应区R17下部的下再生剂入口R14A通过下再生立管G14与所述再生器G10的下再生剂出口G14A连通，所述上反应区R18下部的上再生剂入口R24A通过上再生立管G24与所述再生器G10的上再生剂出口G24A连通。

所述反应器R10在重质原料R12入口R12A下方设置C4和/或轻汽油入口；当需要LCO加氢后回炼时，所述反应器R10在R18反应区或R18反应区下游设LCOH进口；

上述的石油烃催化转化制丙烯的装置，进一步地，再生器采用上下串联布置的两区再生，上方再生区为流化床形式，在再生器稀相区G15下方设置上下两个再生区即下再生区G19和上再生区G12，所述下再生剂出口G14A和上再生剂出口G24A均设于上再生区G12，实现经上再生区G12向反应器R10提供再生剂；

本发明中，低温反应区蒸汽占重质石油烃原料的质量比5～30％，高温反应区蒸汽占重质石油烃原料的质量比为15～50％。

具体实施时，可以在反应沉降器产物出口后设置蒸汽发生器，利用高温产品物流的热量产生蒸汽，实现产品物流的降温或急冷，该蒸汽发生器工程设计单位掌握。

所述石油烃催化转化指丙烯的方法和装置提高反应温度后可以用于制乙烯，不改变技术实质。制乙烯时，R18的反应温度为650℃-700℃。

本发明的发明效果如下：

本发明从催化裂化机理出发，提出了逐渐升温、两级温度梯度的转化制丙烯的方法。本领域人员周知，重油催化裂化过程可视为平行顺序反应，重油大分子(≥C18)首先裂化生成汽油、柴油等中等分子(C5～C12)产物，较低的裂解温度能突出催化裂化反应，通常是490℃～530℃；部分汽、柴油在525℃～560℃时继续裂解为C3～C8；本发明遵循该反应规律，设置了逐渐升温的两级温度梯度串联：低温区、高温区。本发明在能耗更低的前提下，降低了低价值目的产品，如焦炭和干气的收率；提高了高价值目的产品，如丙烯的收率。

本发明方法通过对反应过程剂油比和温度的控制，尤其是实现随反应进行，剂油比和温度逐渐提高，反应苛刻度逐渐提高，使反应条件与重质石油烃原料裂化过程石油烃分子逐渐变小和需要的反应苛刻度逐渐提高的反应化学条件相适应；并且也很好的优化了重组分和轻烃不同性质原料的共同转化效果，避免小分子轻烃过度裂化，即保证了重组分裂化条件，又保证了轻烃裂化条件；本方法提高了效率，增加了目的产品选择性。

附图说明

图1为本发明实施1的工艺流程示意图；

图2为本发明实施2的工艺流程示意图；

其中：

R10、反应器；R11、催化剂提升气体；R11A、催化剂提升气体入口，R12、重质石油烃原料；R12A、重质石油烃原料入口，R13、原料雾化蒸汽，R14A、下再生剂入口，R15A、下反应区补充蒸汽，R15B、上反应区补充蒸汽，R17、下反应区，R18、上反应区，R19、LCOH反应区，R20A、轻汽油入口，R21A、C4入口，R24A、上再生剂入口；

D10、沉降器，D11、沉降旋风分离器；D12、烃类产物，D12A、烃类产物出口，S10、汽提段，S11、汽提构件；S12、待生立管(即待生催化剂输送管)，S12A、待生剂出口，S13、汽提蒸汽；

G10、再生器，G11、再生气体，G11A、再生气体入口，G12、上再生区，G12A、待生剂入口，G14、下再生立管(即下再生剂输送管)，G14A、下再生剂出口，G15、稀相区，G16、再生旋风分离器，G17、烧焦后烟气，G17A、烟气出口，G18、第二再生气体，G18A、第二再生气体入口，G19、下再生区；G24、上再生立管(即上再生剂输送管)，G24A、上再生剂出口；

T0、分馏塔，R30、加氢装置；

VG14、下再生滑阀，VG24、上再生滑阀，VS12、待生滑阀；

TI1温度显示器，TC1温度控制器。

LGO表示轻汽油，HGO表示重汽油，HGOH表示加氢后的重汽油，LCO表示轻循环油或柴油组分，LCOH表示加氢后的LCO；

具体实施方式

以下对本发明的实施例作详细说明：本实施例在以本发明技术方案为前提下进行实施，给出了详细的实施方式和过程，但本发明的保护范围不限于下述的实施例，下列实施例中未注明具体条件的实验方法，通常按照常规条件。

本发明提供的石油烃催化转化制丙烯的方法，重质石油烃原料大分子先在较缓和的条件下进行催化裂化转化，最大可能的发挥催化剂催化裂化功能，形成C5-C12为主的中间分子，然后再在高苛刻度条件下进行催化裂解和热裂解组合转化，生产丙烯；该方法的重油催化裂化和裂解反应在一个反应器内进行，该反应器上下分两级供热和催化剂循环，由上再生剂(即上催化剂)和热量提供位置(即下文的上再生剂入口)将该反应器分成包含上下两个反应区即下反应区R17和上反应区R18的形式，反应器R10下方为下反应区，或称高沸点的重质石油烃原料低温催化裂化反应区或低温反应区，进行重组分大分子向C5～C12中间组分转化催化裂化反应，为制丙烯提供中间原料；反应器上方为上反应区R18，或称高温裂解制丙烯反应区或高温反应区，由该反应器上方进入点进入的催化剂(即上再生剂)提供热量进一步提高上反应区的反应温度，形成高温反应区，C5～C12为主的中间组分在更高温度，更大剂油比的更苛刻条件下进行催化裂解和热裂解组合反应，使石油烃原料转化为丙烯；实现高沸点重质石油烃原料在两级供热、两级供催化剂的上下两区反应器内进行选择性反应，用反应温度的逐渐升高的反应方式适应反应物分子量逐渐变小分子结构和对反应条件要求的变化，提高制丙烯的效率和目的产品选择性；

重质石油烃原料R12在下反应区R17底部进入反应器，依次在低温的下反应区R17和高温的上反应区R18反应，实现低温催化裂化反应和高温制丙烯裂解反应，再生器G10的催化剂分别进入该下反应区R17和上反应区R18，通过分级供热方式实现反应过程的逐渐升温；重质石油烃原料先在低温反应区进行高沸点重组分的催化裂化反应，初步完成重组分、大分子的催化裂化转化和脱碳、脱金属，生成以高烯烃汽油和柴油组分为主的中间组分，这些中间产物和催化剂一起向上进入反应器上方的高温反应区，同时通过另一路来自再生器的催化剂继续向该区提供热量和催化剂，提高反应物温度和剂油比，实现重组分大分子催化裂化反应和中间组分、小分子裂解转化；本发明同时提供轻汽油、重汽油、LCO进一步回炼的方法；反应过程包含以下步骤：

(1)所述重质石油烃原料R12被蒸汽雾化后先进入反应器R10下部的下反应区R17，在来自再生器G10经下再生立管G14引入的下再生剂环境下，进行催化裂化反应；所述下反应区R17即低温反应区按有利于高沸点重组分催化转化条件进行，反应温度525℃～550℃，剂油比5-15，反应时间1.0～2.5s；R17内的实际反应温度和剂油比由进入低温反应区的催化剂量控制；

(2)所述重质石油烃原料R12在R17内完成低温催化裂化反应后，下反应区R17生成的产物和催化剂向上流动进入上反应区R18，来自再生器G10经上再生立管G24引入的上再生剂进入上反应区R18，向上反应区R18提供热量，提高温度和剂油比，继续进行催化裂解和热裂解组合反应，生成丙烯产品；所述上反应区R18的反应温度为550℃～580℃，剂油比5-15，反应时间1.0～2.5s，反应压力绝压0.20MPa～0.25MPa，R18内的实际反应温度和剂油比由进入上反应区R18的催化剂量控制；

(3)C4和/或轻汽油组分在反应器底部即重质石油烃原料R12下方进入反应器优先反应，然后和催化剂一起进入R17和R18反应区；

(4)需要汽油回炼时，从产品汽油中分离成轻汽油LGO和重汽油HGO，轻汽油LGO在重质原料R12进口R12A下方进入反应器；重汽油HGO加氢后形成HGOH直接进入R18反应区反应；

(5)为了进一步提高丙烯和汽油产率，LCO加氢后形成LCOH进入R18反应区反应；或LCOH在R18反应区下游即上方进入反应器，在R19反应区反应，在实现LCOH反应的同时，实现R18反应区产物的降温，实现R18反应区反应产物的反应终止或限制后反应，优化产品分布；

(6)反应后的物流进入沉降器D10进行气固分离，得到反应产物D12，分离出的催化剂在汽提段S10汽提后进入再生器G10再生，循环使用。

上述的石油烃催化转化制丙烯的方法，进一步地，所述重质石油烃原料R12催化裂化原料油，包括减压蜡油、(常压)渣油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢蜡油(加氢处理后的蜡油)、加氢渣油(加氢处理后的渣油)、原油中的一种或混合物；沸点高于320℃。

所述轻汽油为沸点或终馏点低于98℃的组分，或烯烃大于50％的汽油组分；

上述的石油烃催化转化制丙烯的方法，进一步地，再生器G10的再生器稀相区G15下方设置上下两个再生区即下再生区G19和上再生区G12，经上再生区G12向反应器R10提供再生剂。

上述的石油烃催化转化制丙烯的方法，进一步地，在上反应区R18下游或/和汽提段S10补充重油或回炼油，用于增加生焦补热和油气降温。

本发明方法下反应区R17主要用于大分子重质石油烃催化转化；上反应区R18主要进行裂解制丙烯、乙烯和芳烃的反应。

本发明同时提供了实现上述方法的装置，采用方案为：

一种石油烃催化转化制丙烯装置，设置反应器R10、再生器G10、沉降器D10，再生器G10和沉降器D10并列设置，

所述反应器10设置成上下两路催化剂循环、两次供热的上下分区反应器形式，包括下部的C4和/或轻汽油反应区、重质石油烃下反应区R17和上部的上反应区R18，下反应区R17用于低温催化裂化反应，上反应区R18用于高温制丙烯裂解反应；在所述下反应区R17下部设置重质石油烃原料入口R12A；所述下反应区R17下部的下再生剂入口R14A通过下再生立管G14与所述再生器G10的下再生剂出口G14A连通，所述上反应区R18下部的上再生剂入口R24A通过上再生立管G24与所述再生器G10的上再生剂出口G24A连通。

所述反应器R10在重质原料R12入口R12A下方设置C4和/或轻汽油入口；

当需要LCO加氢后回炼时，所述反应器R10在R18反应区或R18反应区下游设LCOH进口；

上述的石油烃催化转化制丙烯的装置，进一步地，再生器采用上下串联布置的两区再生，上方再生区为流化床形式，在再生器稀相区G15下方设置上下两个再生区即下再生区G19和上再生区G12，所述下再生剂出口G14A和上再生剂出口G24A均设于上再生区G12，实现经上再生区G12向反应器R10提供再生剂；

本发明中，低温反应区蒸汽占重质石油烃原料的质量比5～30％，高温反应区蒸汽占重质石油烃原料的质量比为15～50％。

具体实施时，可以在反应沉降器产物出口后设置蒸汽发生器，利用高温产品物流的热量产生蒸汽，实现产品物流的降温或急冷，该蒸汽发生器工程设计单位掌握。

所述石油烃催化转化指丙烯的方法和装置提高反应温度后可以用于制乙烯，不改变技术实质。制乙烯时，R18的反应温度为650℃-700℃。

实施方式一：

本实施方式的石油烃催化转化制丙烯的方法，采用图1所示的石油烃催化转化制丙烯的装置，设置有反应器R10、沉降器D10和再生器G10。

采用重质石油烃为原料，具体实施时，重质石油烃原料R12选自减压蜡油、渣油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢处理后的蜡油、加氢处理后的渣油、原油中的至少一种，沸点高于320℃；

反应器R10的底部设有催化剂提升气体入口R11A，反应器R10的下部由上至下设有重质石油烃入口R12A、轻汽油入口R20A、C4入口R21A和下再生剂入口R14A，反应器R10的上部设有上再生剂入口R24A，反应器的顶部设有反应物出口，轻汽油入口R20A与重质石油烃入口R12A之间为轻烃反应区R19(LCOH反应区)，重质石油烃入口R12A至上再生剂入口R24A之间为下反应区R17，上再生剂入口R24A的上方为上反应区R18；

常规的，在下反应区R17下部的下再生剂入口R14A上方设下反应区补充蒸汽R15A入口，在上反应区R18下部的上再生剂入口R24A上方设上反应区补充蒸汽R15B入口，用于调整蒸汽比例；

沉降器D10包括由上至下相互连通的沉降段和汽提段S10，沉降段内设置有沉降旋风分离器D11，沉降段的顶部设有烃类产物出口D12A，沉降段的中部与反应器R10的反应物出口连通，汽提段S10内设有气提构件S11，向汽提段S10引入汽提蒸汽S13实现催化剂汽提，汽提段S10底部设有待生剂出口S12A；

再生器G10采用上下串联布置的两区再生，再生器G10内由上至下分为稀相区G15、上再生区G12和下再生区G19，再生器G10的顶部设有烟气出口G17A，稀相区G15内设有再生旋风分离器G16，上再生区G12设有第二再生气体入口G18A，上再生区G12设有上再生剂出口G24A和下再生剂出口G14A，且分别通过上再生立管G24和下再生立管G14分别与上再生剂入口R24A和下再生剂入口R14A连通，下再生区G19设有待生剂入口G12A通过待生立管S12与汽提段S10的待生剂出口S12A连通，再生器G10的底部设有再生气体入口G11A。

实施时，下再生区G19采用烧焦罐快速流化床形式，上再生区G12采用密相流化床形式，即再生器G10为烧焦罐快速流化床和密相流化床串联再生形式，下再生剂出口G14A和上再生剂出口G24A设于上再生区G12，实现经上再生区G12向反应器R10提供再生剂；汽提段S10下部通过待生立管S12A由待生剂入口G12A连通再生器G10的下再生区G19；

常规的，待生立管S12A、下再生立管G14和上再生立管G24上均分别设有待生滑阀VS12、下再生滑阀VG14和上再生滑阀VG24。

本实施方式中，反应器R10设置成上下两路催化剂循环、两次供热的上下分区反应器形式，包括下部的C4和/或轻汽油的轻烃反应区、重质石油烃原料的下反应区R17以及上部的上反应区R18，下反应区R17用于重质石油烃原料的低温催化裂化反应，上反应区R18用于高温制丙烯裂解反应；

本发明中，再生器G10的催化剂分别进入下反应区R17和上反应区R18，通过分级供热方式实现反应过程的逐渐升温；实施过程包含以下步骤：

(1)催化剂提升气体R11由反应器R10底部的催化剂提升气体入口R11A进入，预热后的重质石油烃原料R12被原料雾化蒸汽R13雾化后进入反应器R10下部的下反应区R17，从再生器G10上再生区G12的下再生立管G14输送来的下再生催化剂(简称下再生剂)从下再生剂入口R14A进入下反应区R17，在催化剂提升气体R11作用下向上输送与重质石油烃原料R12接触，通过控制高温再生剂的量/原料油的比例来控制反应温度，重质石油烃原料R12在催化剂环境下以较缓和的条件进行催化裂化转化反应，形成以C5-C12为主的中间产物；下反应区R17的反应温度520℃～550℃，剂油比为5-15，反应时间1.2～2.5s；

(2)重质石油烃原料R12完成低温催化裂化转化反应后，然后下反应区R17生成的产物和催化剂(或称再生剂)一起向上流动进入上反应区R18，新催化剂(或称再生剂)即来自再生器G10经上再生立管G24引入的上再生剂进入上反应区R18，被来自下反应区R17的物流输送到上反应区R28，新催化剂进一步向上反应区R18内提供热量，从而提高物流温度和剂油比，达成苛刻度更高的高温裂解反应条件，来自下反应区的产物继续进行催化裂解和热裂解组合反应，生成丙烯、丙烯等低碳数小分子产品；上反应区R18的反应温度为550℃～580℃，反应时间1.0～2.0s，反应压力绝压0.20MPa～0.25Mpa，剂油比为5-15，实际反应温度由进入上反应区R18的催化剂量控制；

(3)沸点低于98℃的轻汽油组分LGO在重质石油烃原料入口R12A下方进入反应器R10，先与下再生剂接触反应，然后进入下反应区R17；

(4)重汽油HGO加氢后得到HGOH进入上反应区R18进行催化裂解和热裂解反应，生产丙烯、乙烯和芳烃；

(5)在上反应区R18反应后的物流进入沉降器D10进行气固分离，得到烃类产物D12，从沉降器D10顶部的烃类产物出口D12A送出进入分馏塔T0和加氢装置R30；物流中的催化剂经沉降旋风分离器D11分离后，进入汽提段S10汽提后从经待生立管S12A和待生剂入口G12A进入再生器G10的下再生区G19，再生并循环利用。

(6)催化剂进入再生器G10后，催化剂再生气体G11由再生器G10底部的再生气体入口G11A引入，第二再生气体G18由上再生区G12下部引入再生器G10，再生器G10的再生器稀相区G15内设置有再生旋风分离器G16，再生器烧焦后烟气G17由再生器G10顶部的烟气出口G17A排出。

(7)在本实施方式中，可以选择在上反应区R18下游引入反应器R10补充重油或重回炼油，也可以选择在汽提段S10引入汽提补充重油或重回炼油，实现增加生焦补热和油气降温的目的；当然，上述两种选择也可以同时进行。

实施例1

以重质石油烃为原料催化转化制丙烯，采用装置及工艺如图1所示，实施参数如下：

重质石油烃原料R12为减压蜡油，密度0.89，氢含量13.2％(重量)，残碳4.0％(重量)，饱和烃60％(重量)；

原料油预热温度220℃；

轻汽油占重质原料的6％(重量)，烯烃含量62％(重量)；重汽油占重质原料的20％(重量)；

反应装置为沉降器D10和再生器G10并列布置，再生器G10采用烧焦罐快速流化床和密相流化床串联再生形式，反应器R10为提升管反应器；

下反应区R17反应条件：反应温度控制530℃，反应时间1.4s(秒)；催化剂输送气体为蒸汽，重量为重质石油烃原料的5％，原料雾化蒸汽为原料重量的7％；从下再生剂入口R14A进入的催化剂(即下再生剂)，含碳量0.02％(重量)，下再生剂温度700℃，下反应区剂油比为8；

上反应区R18反应条件：从上再生剂入口R24A进入的催化剂(即上再生剂)，含碳量0.02％(重量)，温度700℃，通过控制上再生剂输入量控制剂油比为12来控制反应温度565℃，反应时间2.0秒，蒸汽比例30％(重量)，补充蒸汽为原料的18％(重量)；

反应过程为：

原料油用蒸汽雾化后进入下反应区R17，在下再生剂R14提供的热量和催化剂环境下进行重油催化裂化转化，实现重油大分子向中间分子的裂化转化，尽可能得到馏程为100-350℃的中间组分原料，为进一步转化成丙烯提供中间原料；在下反应区R17生成的气体物流和催化剂继续向上流动进入高温反应区；来自再生器G10的高温催化剂即上催化剂进入上反应区R18，被来自低温反应区的气体向上输送进入高温反应区，进一步向高温反应区提供热量、提高高温反应区内的反应温度，实现中间组分催化反应和热反应结合的向丙烯转化反应；高温反应区的反应物流在沉降器D10内经过气固分离器进行气固分离，分离出催化剂的气体流出沉降器D10，进入后续处理系统；

C4和轻汽油先在重质原料下方先反应，然后再进入下反应区R17；重汽油加氢后直接进入上反应区R18反应；C4和轻汽油的反应条件为：反应温度620-660℃，反应时间0.1秒至0.5秒；

沉降器D10内分离出得到待生催化剂进入汽提段S10内汽提后进入再生器G10的进行催化剂再生，先进入下再生区G19，再被烧焦气体G17输送到上再生区G12，催化剂再生后进入反应器R10，循环使用；

反应器烃类产物出口D12A送出的产品进入分馏塔T0进行分馏，分馏的产品为LGO、HGO、LCO、HCO，LCO和HCO随后进入加氢装置R30加氢后进入上反应区R18进行回炼反应。

催化剂的再生、气固分离、以及后续的油气处理是常用技术，本领域普通技术人员熟知，不再赘述。

对比例1

与实施例1不同之处在于：滑阀VG24为关闭状态。

实施例1与对比例1结果如表1所示。

表1实施例1与对比例1评价数据对比

从表1结果可以看出，本发明在能耗更低的前提下，降低了低价值目的产品，如焦炭和干气的收率；提高了高价值目的产品，如丙烯的收率。

实施方式二：

实施例2

与实施例1不同之处在于：重汽油不回炼，直接出装置；LCO加氢后形成LCOH在上反应区R18下游进入反应器R10，在LCOH反应区R19反应，反应温度535℃，反应时间1.5s。评价结果如表2所示。

表2实施例2评价结果

从表2可以看出，本发明在能耗更低的前提下，降低了低价值目的产品，如焦炭和干气的收率；提高了高价值目的产品，如丙烯的收率。

当然，本发明还可有其它多种实施例，在不背离本发明精神及其实质的情况下，熟悉本领域的技术人员可根据本发明作出各种相应的改变和变形，但这些相应的改变和变形都应属于本发明的保护范围。

Claims (15)

1.一种石油烃催化转化制丙烯/乙烯的装置，其特征在于，该装置包括：反应器、沉降器和再生器，

所述反应器的底部设有催化剂提升气体入口，所述反应器的下部由上至下设有重质石油烃入口、轻汽油入口、C4入口和下再生剂入口，所述反应器的上部设有上再生剂入口，所述反应器的顶部设有反应物出口，所述轻汽油入口与所述重质石油烃入口之间为轻烃反应区，所述重质石油烃入口至所述上再生剂入口之间为下反应区，所述上再生剂入口的上方为上反应区；

所述沉降器包括由上至下相互连通的沉降段和汽提段，所述沉降段的顶部设有烃类产物出口，所述沉降段的中部与所述反应物出口连通；

所述再生器内由上至下分为稀相区和再生区，所述再生区设有上再生剂出口和下再生剂出口，且分别与所述上再生剂入口和所述下再生剂入口连通，所述再生区与所述汽提段的底部连通。

2.根据权利要求1所述的石油烃催化转化制丙烯/乙烯的装置，其特征在于，所述再生区包括上再生区和下再生区，所述上再生剂出口和所述下再生剂出口设置在所述上再生区，所述下再生区与所述汽提段的底部连通。

3.根据权利要求2所述的石油烃催化转化制丙烯/乙烯的装置，其特征在于，所述再生器顶部设有烟气出口，所述稀相区内设有再生旋风分离器，所述下再生区的底部设有再生气体入口，优选的，所述上再生区设有第二再生气体入口。

4.根据权利要求1所述的石油烃催化转化制丙烯/乙烯的装置，其特征在于，所述下反应区的下游即上部设有所述加氢轻汽油入口。

5.根据权利要求1所述的石油烃催化转化制丙烯/乙烯的装置，其特征在于，所述上反应区的下游即上部设有所述加氢轻汽油入口。

6.一种石油烃催化转化制丙烯的方法，其特征在于，基于权利要求1-5任一项所述的石油烃催化转化制丙烯的装置，包括以下步骤：

(1)催化剂提升气体由反应器底部进入，再生剂由反应器下部进入后由催化剂提升气体携带向上，重质石油烃原料进入所述下反应区后与所述再生剂接触发生催化裂化转化反应，反应产物再由催化剂提升气体携带与催化剂一起进入所述上反应区进行催化裂解反应，所述催化裂化转化反应的条件为：剂油比为5～15，温度520℃～550℃，反应时间1.2～2.5s；所述催化裂解反应的条件为：剂油比为5～15，温度550℃～580℃，反应时间1.0～2.5s；且上下反应区内部连通压力均为0.20MPa～0.25Mpa；

(2)反应后的物流进入所述沉降器进行气固分离，烃类产物由所述烃类产物出口排出，固体产物即催化剂进入所述汽提段汽提后进入所述再生器再生后循环使用。

7.根据权利要求6所述的石油烃催化转化制丙烯的方法，其特征在于，所述重质石油烃原料选自减压蜡油、常压渣油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢处理后的蜡油、加氢处理后的渣油、原油中的至少一种，所述重质石油烃原料的沸点高于320℃。

8.根据权利要求6所述的石油烃催化转化制丙烯的方法，其特征在于，还包括以下步骤：

(3)C4和轻汽油分别通过所述C4入口和所述轻汽油入口进入所述反应器，与再生催化剂接触反应后再一起进入上方各反应区。

9.根据权利要求6所述的石油烃催化转化制丙烯的方法，其特征在于，当产品需要回炼时，将产品分离成轻汽油和重汽油，所述重汽油加氢后由所述重质石油烃入口进入所述下反应区，所述轻汽油加氢后由所述重质石油烃入口或所述下反应区下游进入所述反应器在所述下反应区或所述上反应区反应。

10.根据权利要求8或9所述的石油烃催化转化制丙烯的方法，其特征在于，所述轻汽油为沸点或终馏点低于98℃的汽油组分，或烯烃含量大于50wt％的汽油组分。

11.一种石油烃催化转化制乙烯的方法，其特征在于，基于权利要求1-5任一项所述的石油烃催化转化制丙烯的装置，包括以下步骤：

(1)催化剂提升气体由反应器底部进入，再生剂由反应器下部进入后由催化剂提升气体携带向上，重质石油烃原料进入所述下反应区后与所述再生剂接触发生催化裂化转化反应，反应产物再由催化剂提升气体携带与催化剂一起进入所述上反应区进行催化裂解反应，所述催化裂化转化反应的条件为：剂油比为5～15，温度520℃～550℃，反应时间1.2～2.5s；所述催化裂解反应的条件为：剂油比为5～15，温度650℃～700℃，反应时间1.0～2.0s；且上下反应区内部连通压力均为0.20MPa～0.25Mpa；

(2)反应后的物流进入所述沉降器进行气固分离，烃类产物由所述烃类产物出口排出，固体产物即催化剂进入所述汽提段汽提后进入所述再生器再生后循环使用。

12.根据权利要求11所述的石油烃催化转化制乙烯的方法，其特征在于，所述重质石油烃原料选自减压蜡油、常压渣油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢处理后的蜡油、加氢处理后的渣油、原油中的至少一种，所述重质石油烃原料的沸点高于320℃。

13.根据权利要求11所述的石油烃催化转化制乙烯的方法，其特征在于，还包括以下步骤：

(3)C4和轻汽油分别通过所述C4入口和所述轻汽油入口进入所述反应器，与再生催化剂接触反应后再一起进入上方各反应区。

14.根据权利要求6所述的石油烃催化转化制乙烯的方法，其特征在于，当产品需要回炼时，将产品分离成轻汽油和重汽油，所述重汽油加氢后由所述重质石油烃入口进入所述下反应区，所述轻汽油加氢后由所述重质石油烃入口或所述下反应区下游进入所述反应器在所述下反应区或所述上反应区反应。

15.根据权利要求13或14所述的石油烃催化转化制乙烯的方法，其特征在于，所述轻汽油为沸点或终馏点低于98℃的汽油组分，或烯烃含量大于50wt％的汽油组分。

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