CN116948684A - 一种原油催化裂解制烯烃和芳烃的方法及反应装置 - Google Patents

Abstract

本发明属于原油类催化转化技术领域，特别涉及一种原油催化裂解制烯烃和芳烃的方法，实现原油两组分分离和催化裂解热耦合反应；原油先按实沸点分离出两个组分，重组分或实沸点高的组分即原油高沸点液相组分先在第一反应器进行催化裂解，从反应产物中分离出催化剂后的产物气体继续在温度更高的第二级反应器进行第二级催化裂解；原油轻组分或实沸点低的组分即原油气体物流直接气相进入第二级反应器进行催化裂解；第二级反应器反应后的催化剂接力进入第一反应器继续参与第一反应器的第一级催化裂解，形成催化剂接力使用。

Description

一种原油催化裂解制烯烃和芳烃的方法及反应装置

技术领域

本发明属于原油类催化转化技术领域，特别涉及一种原油催化裂解制烯烃和芳烃的方法，本发明同时提供了上述方法对应的反应装置。

背景技术

以乙烯、丙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。芳烃是产量和规模仅次于乙烯和丙烯的重要有机化工原料,其衍生物广泛用于生产化纤、塑料和橡胶等化工产物和精细化学品，随着石油化工及纺织工业的不断发展，世界上对芳烃的需求量也不断增长。国内外多以天然气或轻质石油馏分为原料，采用乙烯联合装置中蒸汽裂解工艺生产低碳烯烃，由生产乙烯的同时副产大量其他烯烃和芳烃等基础原料。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排放量大和产物结构不易调节等技术局限，传统的蒸汽裂解生产乙烯和丙烯的技术正面临严峻的考验。利用催化转化方法制低碳烯烃，同时副产丙烯、丁烯等低碳烯烃以及芳烃等化工原料是解决资源短缺、低成本生产化工产物的新方向，已成为当今重要的研究课题和热点问题。

上世纪90年代中国石化石油化工科学研究院开发了以重油为原料、丙烯为目的产品的DCC技术。该技术采用提升管加湍流流化床床层串联式反应器，在重时空速4(1/H)-6(1/H)气固流态化条件下进行重油制催化制丙烯。石科院在DCC工艺基础上又开发了采用新型组合式反应器体系的增强型催化裂解技术(DCC-PLUS)，该技术与DCC工艺相同之处为都采用提升管反应器加流化床床层反应器的形式，不同之处在于DCC-PLUS工艺另外设置轻汽油和C4回炼提升管，轻汽油和C4反应后的物流引入流化床床层反应器。无论DCC还是DCC-PLUS都将原料反应分为提升管和流化床床层反应；但DCC和DCC-PLUS都是通过进入原料提升管反应区的再生剂量控制流化床区的反应温度，即全部反应过程都是按流化床催化裂解反应区的条件控制，必然使提升管反应区即重油反应区的催化裂化条件偏离理想的原料催化裂化反应条件，尤其是热反应增加；另外对固定的原料量流化床床层反应区的空速只能靠流化床床层内的催化剂料位变化控制；由于催化剂携带和气固分离的要求，流化床床层反应区与气固分离器之间全部是稀相空间，并且油气离开流化床床层时仍然携带大量催化剂，而油气离开流化床床层到气固分离器的停留时间20秒以上，采用流化床床层反应时催化剂料位上方催化剂的携带以及油气停留时间都必然造成进一步的副反应止，丙烯进一步热裂解，影响产品分布及丙烯选择性，反应难以及时终止，必然导致催化裂化反应受到限制，热反应增加，大幅度降低丙烯的选择性，导致干气和焦炭产率偏高。

已有技术的侧重点均为生产丙烯，分为两类，第一类为提升管加流化床串联式反应，第二类为双提升管并联式反应。研究者认为，重油催化裂化反应过程中的丙烯是由重质烃类一次裂化生成的汽油馏分经二次裂解间接生成的，汽油馏分中的C5-C8烯烃是丙烯主要的前身物。现有技术具有许多共同的特点，在操作上都采用比常规FCC工艺更高的反应温度、剂油比和蒸汽注入量，以提高裂化反应深度和丙烯的选择性。

发明内容

本发明的目的在于提供一种原油催化裂解制烯烃和芳烃的方法，实现原油两组分分离和催化裂解热耦合反应；原油先按实沸点分离出两个组分，重组分或实沸点高的组分即原油高沸点液相组分先在第一反应器进行催化裂解，从反应产物中分离出催化剂后的产物气体继续在温度更高的第二级反应器进行第二级催化裂解；原油轻组分或实沸点低的组分即原油气体物流直接气相进入第二级反应器进行催化裂解；第二级反应器反应后的催化剂接力进入第一反应器继续参与第一反应器的第一级催化裂解，形成催化剂接力使用。

本发明采用如下技术方案：

一种原油催化裂解制烯烃和芳烃的方法，其特征在于，原油各组分全部进行催化裂解；具体过程为：

(1)原油在加热炉或换热设备/换热器加热后，先进入加压分离塔或闪蒸塔，同时向原油中或向分离塔或闪蒸塔内注入蒸汽，原油在分离塔或闪蒸塔内降低压力，低沸点组分(实沸点低的组分)气化成气体物流上升，形成原油气体物流从分离塔或闪蒸塔塔顶流出，原油高沸点液相组分(实沸点高的组分)从分离塔或闪蒸塔塔底流出；

(2)从塔底流出原油高沸点液相组分，用泵输送到第一反应器或再加热后输送到第一反应器，被蒸汽在进料喷嘴雾化后形成原料油进入第一反应器，(来自第二反应系统催化剂汽提器的)催化剂从催化剂斜管在原料油入口下方进入第一反应器，实现未再生催化剂循环裂解，催化剂输送蒸汽在原料油入口下方或催化剂入口下方进入第一反应器，原料油先在第一反应器进行第一级催化裂解；所述第一反应器是根据反应过程顺序定义，并不限定反应器实际数量，可以根据需要设置一个或多个；设置多个反应器是容易采取的措施；

进一步地，所述从塔底流出的原油高沸点液相组分，先加氢处理或/和分离出部分芳烃、沥青质后再进入第一反应器；

(3)第一反应器反应后的产物物流，包括催化剂、反应产物、蒸汽，在反应沉降器A内通过一级旋流分离器进行气固分离，分离出催化剂后的反应产物气体物流即第一反应器气体从反应沉降器A流出，继续进入第二级反应器，在更换的催化剂环境下继续反应，进行/实现原料油的二级串联催化裂解反应；所述第二级反应器可以是一个或多个；

从旋流分离器分离出的催化剂沉降到下方的催化剂汽提器A，被汽提蒸汽A汽提后从待生催化剂斜管进入再生器再生，循环使用；

(4)从分离塔或闪蒸塔顶部流出的实沸点低的组分即原油气体物流气相直接或再换热升温后气相进入第二级反应器进行催化裂解反应，来自再生器的催化剂从再生催化剂斜管A在反应器底部进入第二级反应器，蒸汽A从反应器底部进入第二级反应器；具体实施时，第一反应器气体在再生催化剂斜管A上方或下方进入第二级反应器，优先在上方进入；优选地，第一反应器气体在原油气体物流上方进入第二级反应器，即原油气体物流先进行催化裂解；优选地，原油气体物流先在快速流化床形式下裂解；

(5)第二级反应器的反应物流/反应后的物流，包括催化剂、反应产物、蒸汽从反应器出口进入反应沉降器的两级串联沉降器气固分离器，通过沉降器气固分离器分离出的气体物流即第二级反应器裂解产物气体从反应沉降器流出进入产品分馏塔等后续处理系统；经沉降器气固分离器分离出的催化剂沉降到下方的催化剂汽提器，使用汽提蒸汽进行汽提，汽提后的催化剂从待生催化剂输送管和催化剂斜管进入第一反应器，进行原料油的第一级催化裂解反应。

上述的原油催化裂解制烯烃和芳烃的方法，进一步地，第一反应器设置双催化剂循环，来自再生器的催化剂从再生催化剂斜管进入第一反应器，向第一反应器补充热量；

具体实施时，优先地，来自再生器的催化剂，在通过催化剂斜管进入的来自催化剂汽提器的催化剂下方进入第一反应器。

上述的原油催化裂解制烯烃和芳烃的方法，进一步地，催化剂汽提器内的部分催化剂从催化剂斜管A返回第二级反应器，增加第二级反应器的催化剂循环量。

上述的原油催化裂解制烯烃和芳烃的方法，进一步地，轻烃进入第二级反应器进行催化裂解；

所述轻烃，气相或液相在再生催化剂斜管A的上方或下方进入第二级反应器。优选地，所述轻烃在第一反应器气体和原油气体物流下方进入第二级反应器，轻烃先与再生催化剂接触进行催化裂解反应；

进一步地，当轻烃为实沸点不同的多种原料时，实沸点低的原料优先在下方进入第二级反应器；当轻烃为气体时，优先在再生催化剂斜管A下方进入第二级反应器；

更进一步地，轻烃在独立的第二级反应器进行催化裂解；

本发明中，所述轻烃为90％以上组分实沸点低于380℃的烃类，包括C5以下碳数的馏分，轻汽油馏分，石脑油馏分，柴油馏分及LCO馏分；优选地，所述轻烃为质量90％以上实沸点低于350℃的组分，可以是一种原料或多种原料的混合，或轻烃为分开的或独立的多种不同原料；当轻烃为多种分开的原料时，优先分层进入第二级反应器；当轻烃为多种原料分层进入第二级反应器时，依次按实沸点或分子的C数顺序进入第二级反应器，实沸点低的原料或C数少的组分在下方先进入第二级反应器反应。

本发明，当需要回炼时，比如本发明方法产物中非目的化学品产物回炼或其他装置物流在本装置加工，90％以上为沸点低于300℃的轻烃优先在第二级反应器催化裂解；90％以上为沸点高于350℃的物流优先在第一反应器催化裂解；

具体实施时，当C4组分、轻汽油组分需要回炼时，优先在第二级反应器回炼；具体地，从第二级反应器裂解产物气体中分离出的混合C4组分，实沸点低于100℃或烯烃含量高于50％的轻汽油组分，返回第二级反应器或第一反应器回炼，优先在其他原料如原料油下方进入反应器，进一步地优先在第二级反应器回炼；当部分C4或轻汽油在第一反应器回炼时，在原料油下方进入反应器。C5为5个碳原子的烃类，C4为4个C原子的烃类；

进一步地，所述轻烃或回炼的非目的产物全部或部分组分先进行加氢或/和分离出芳烃后进入第二级反应器。

上述的原油催化裂解制烯烃和芳烃的方法，进一步地，所述第二级反应器中至少一个反应器经过反应沉降器和催化剂汽提器内部，或所述第二级反应器与反应沉降器和催化剂汽提器同轴设置，第二级反应器在反应沉降器内或在催化剂汽提器上方或内部设置扩径反应区即裂解反应区，第二级反应器下方的反应物流包括催化剂和气体向上进入裂解反应区继续反应；裂解反应区上方设产物输送管，产物输送管与沉降器气固分离器连接；

裂解反应区壳体的下方与催化剂汽提器壳体密闭连接，或者裂解反应区壳体与外部反应沉降器的下壳体密闭连接，避免第二级反应器内的气体进入反应沉降器壳体内；

裂解反应区壳体和反应沉降器壳体之间形成壳体间空间，或裂解反应区壳体和催化剂汽提器壳体之间形成壳体间空间；具体实施时，向壳体间空间内提供蒸汽维持催化剂流化；具体实施时，在产物输送管设置气体引出口或通道，空壳体间空间内或气体沉降器内的气体通过气体引出口或通道进入产物输送管；

进一步地，在裂解反应区与下方反应区出口外下方的裂解反应区壳体圆周设置多个催化剂通道，或在裂解反应区下方反应区出口设置多孔板，在位于该多孔板下方的裂解反应区壳体周围设置多个催化剂通道，第二级反应器在裂解反应区下方的物流，包括催化剂、反应产物、蒸汽通过多孔板的孔道进入裂解反应区，反应沉降器内的沉降器气固分离器分离的催化剂从外部通过催化剂通道进入催化剂汽提器，具体实施时，反应沉降器内的沉降器气固分离器分离出的催化剂，先进入裂解反应区壳体和反应沉降器壳体或催化剂汽提器壳体间的空间即壳体间空间，然后从催化剂通道进入催化剂汽提器；催化剂在汽提器内被汽提蒸汽汽提后从待生催化剂输送管和催化剂斜管进入第一反应器接力使用；

裂解反应区下方反应区出口外沿或外径与裂解反应区壳体内径之间留有通道，催化剂汽提器内气体经通道向上流出汽提器，进入裂解反应区，然后与反应产物一起从产物输送管进入沉降器气固分离器；

或者更进一步地，从裂解反应区壳体与裂解反应区下方反应区出口之间的通道上另设置多孔板A，催化剂汽提器内气体从多孔板A上的孔道或开孔进入裂解反应区。或多孔板A内侧与多孔板下方的裂解反应区壳体连接或与多孔板连接，多孔板A外侧与裂解反应区壳体连接，或与催化剂汽提器壳体或反应沉降器壳体连接；

具体实施时，经过多孔板、多孔板A上开孔的气体过孔流速不大于40m/s。

上述的原油催化裂解制烯烃和芳烃的方法，进一步地，为了降低能耗，防止反应沉降器后的油气系统设备结焦影响装置运行，采用从所述第二级反应器中分流出部分催化剂的方法，分流出的催化剂从催化剂输送管进入催化剂汽提器；所述第二级反应器中分流出部分催化剂后的气体和催化剂，经反应器出口或分别经第二级反应器上方或下游的产物输送管和反应器出口进入反应沉降器内的沉降器气固分离器，进行气固分离，第二级反应器裂解产物气体从反应沉降器流出，催化剂沉降到催化剂汽提器进行蒸汽汽提；

向第二级反应器引入进入产物输送管物流(为液体物流)，进入产物输送管物流在分流出部分催化剂后或在产物输送管进入第二级反应器，实现第二级反应器内物流反应终止和延迟生焦脱出；具体实施时，进入产物输送管物流为液体烃类或水，温度低于300℃。

本发明同时提供了一种原油催化裂解制烯烃和芳烃的反应装置，设置原油加压两组分分离塔或闪蒸塔和两个反应系统，每个反应系统设置独立的反应器、反应沉降器、沉降器气固分离器及催化剂汽提器；具体地，第一反应系统包含第一反应器、反应沉降器A、旋流分离器(气固分离器)和催化剂汽提器A，第二反应系统包含第二级反应器、反应沉降器、沉降器气固分离器和催化剂汽提器，第一反应系统和第二反应系统并列布置；第一反应系统中，为降低投资和压降，反应沉降器A内的气固分离器采用旋流分离器，具体实施时，设置为多个并列的一级旋流分离器，优选一个一级旋流分离；具体实施时，反应沉降器A的直径(内径)按对应第一反应器出口气体物流计算表观流速不低于1.5m/s设计，即第一反应器气体体积流量除以反应沉降器A的横截面积不低于1.5m/s；具体实施时，第二反应系统的沉降器气固分离器为两级串联的气固分离器，优先使用旋风分离器，或一级使用旋流分离器、二级使用旋风分离器；

在分离塔或闪蒸塔塔顶与第二反应系统的第二级反应器之间设置原油气体物流气体输送管线，在分离塔或闪蒸塔塔底与第一反应系统的第一反应器之间设置原油高沸点液相组分液体输送管线；

第一反应系统的反应沉降器A和第二级反应器之间设置气体输送管线，第一反应系统的反应产物气体即第一反应器气体从气体输送管线进入第二级反应器进行第二级催化裂解反应；

第一反应系统的催化剂汽提器A设置待生催化剂斜管，反应后的催化剂汽提后从待生催化剂斜管进入再生器再生；

第二反应系统的催化剂汽提器，与第一反应系统的第一反应器之间，设置待生催化剂输送管和催化剂斜管，第二反应系统反应后的催化剂通过待生催化剂输送管和催化剂斜管从催化剂汽提器进入第一反应器，进行原料油的催化裂解反应；

第二级反应器设置来自再生器的再生催化剂斜管A，来自再生器的催化剂从再生催化剂斜管A进入第二级反应器。沉降器、汽提器、气固分离器、催化剂再生器技术人员熟知。

上述的原油催化裂解制烯烃和芳烃的反应装置，进一步地，所述第二级反应器，采用提升管形式或催化剂气力输送流态化形式，或采用气固快速流化床，或采用湍流流化床形式，或采用提升管或气力输送形式、快速流化床、湍流流化床中两种或多种不同形式串联组合，形成不同流态化形式的组合；

当轻烃为气相原料时，优先在下部裂解区反应，下部裂解区优先选择快速流化床形式；

具体实施时，提升管或气力输送形式为气体平均流速大于4m/s；快速流化床形式为气体平均流速1.0m/s到5.0m/s；湍流流化床形式为气体平均流速小于1.0m/s。

上述的原油催化裂解制烯烃和芳烃的反应装置，进一步地，第一反应器，设置来自再生器的再生催化剂斜管，以使来自再生器的催化剂从再生催化剂斜管进入第一反应器。优先地，该来自再生器的再生催化剂斜管设在原料油入口下方，优先地，该来自再生器的再生催化剂斜管设在催化剂斜管下方。

上述的原油催化裂解制烯烃和芳烃的反应装置，进一步地，为了提高第二级反应器催化剂的循环量或反应剂油比，在催化剂汽提器和第二级反应器之间设置待生催化剂输送管B和催化剂斜管A，催化剂汽提器内的部分催化剂从待生催化剂输送管B和催化剂斜管A返回第二级反应器。优选地，该催化剂斜管A设在轻烃进口/入口上方或设在再生催化剂斜管A上方。

本发明中，为了提高烯烃尤其是丙烯的产率，第一反应器和/或第二级反应器注入蒸汽，蒸汽注入量按各反应器内蒸汽和反应原料的质量比不大于60％设置；反应区补充蒸汽是常见措施；

所述来自再生器的催化剂含碳量不大于0.4％，温度不大于780℃；优选地，含碳量不大于0.15％，温度不大于760℃；

第一反应系统沉降器或反应器出口压力100kpa-200kpa(表压)，所述第二反应系统沉降器或反应器出口压力90kpa至280kpa(表压)；所述第一反应器反应温度450℃-630℃，所述第二反应系器反应温度550℃-680℃；所述轻烃或回炼产物反应温度630℃-700℃；

具体实施时，来自再生器的催化剂进入反应器前进行催化剂携带气体的置换，降低进入反应器的氧气、CO、CO₂、N₂等不凝气体量；使用水蒸气进行催化剂汽提或使用氮气进行催化剂携带气体置换；

所述原油为没经过蒸馏切割分离的石油，所述原油中包含石脑油组分、柴油组分和重油组分；所述原油可以经过脱水、脱盐、脱金属，或经过加氢脱硫脱金属，这是常见原油预处理流程。

有益效果：

由于原油中高沸点组分相对容易催化裂解，低沸点组分需要的裂解温度更高；本发明采用在两个反应器接力两级裂解的方法，原油重组分大分子先在第一反应器催化裂解，大分子裂解成中小分子，然后置换催化剂后在第二级反应器在更苛刻的环境下继续裂解；原油中实沸点低的组分或轻组分在第二级反应器裂解，使原油中和裂解产物中不同的组分采用不同的反应环境，提高烯烃和芳烃效率；

由于石油烃尤其是重组分催化裂解制乙烯和丙烯经历的分子变化环节很多，本发明通过原料油的分级裂解实现不同分子阶段条件的优化和分别控制；不同阶段分子的裂解金属含量、生焦差别很大，本发明通过不同阶段裂解后催化剂的选择性使用、再生剂与轻组分反应后的催化剂配合，实现催化剂环境优化，反应产物选择性更好；通过分级裂解尤其是可以明显增加丙烯比例；本发明，因第一反应器产物不是产品，继续进入第二反应区反应，在使用一种催化剂时，不需要彻底分离出催化剂，允许携带一定催化剂进入第二反应系统，实现在第一反应系统中，与使用常规的旋风分离器气固分离方案比，反应系统沉降器内的气固分离器采用一级旋流分离器，可以大幅度减小沉降器直径和高度，可以大幅度降低投资；

另外，由于采用第二级反应器反应后的催化剂进行重组分反应，可以大幅度提高反应剂油比。

附图说明

附图仅是对本发明实施方式的示意，具体实施不限于此。

图1为本发明方法实施例1示意图；

图2为本发明方法实施例2示意图；

图3为本发明方法实施例3示意图；

图4为本发明方法实施例4示意图；

图中编号标记内容如下：

10第一反应器或重组分反应器，20第二级反应器或轻组分反应器；30反应沉降器，30A反应沉降器A；40催化剂汽提器，40A催化剂汽提器A；50分离塔或闪蒸塔；60换热器；11蒸汽，21蒸汽A；16再生滑阀，26再生滑阀A；16A催化剂滑阀，26A催化剂滑阀A；19再生催化剂斜管(来自再生器的催化剂斜管)，29再生催化剂斜管A；19A催化剂斜管，29A催化剂斜管A；22(第二级反应器)下部裂解区；24(第二级反应器)裂解反应区，或(第二级反应器)流化床或快速流化床反应区；25(第二级反应器)产物输送管或产物输送区；27多孔板；28裂解反应区(的)壳体；31沉降器气固分离器，31A旋流分离器；32壳体间空间，即裂解反应区和反应沉降器壳体或催化剂汽提器壳体间的空间(被裂解反应区壳体隔开)；33(裂解反应区壳体上的)催化剂通道或孔道，即连通裂解反应区与壳体间空间的通道；33A稀相空间；34(反应沉降器和催化剂汽提器内)气体引出口或通道；41汽提器内件，41A汽提器内件A；42待生催化剂输送管，42A待生催化剂斜管(去再生器)，42B待生催化剂输送管B；43催化剂汽提器壳体；46催化剂输送管，46A输送管阀门或滑阀；

F0原油；F02原油高沸点液相组分，F03原油气体物流，F04(送出反应沉降器A的)第一反应器气体，F05(进入第二级反应器的)轻烃或低沸点组分，F06(送出反应沉降器的)第二级反应器裂解产物气体；F11原料油或重组分原料油；F12进入产物输送管的液体物流；F41汽提蒸汽，F42汽提蒸汽A，F41A催化剂汽提器内气体，或催化剂汽提器进入裂解反应区气体(包含蒸汽和油气)。

具体实施方式

以下以具体实施例来说明本发明的技术方案，但本发明的保护范围不限于此。

本发明，如图1-4，设置原油加压两组分分离塔或闪蒸塔和两个反应系统，第一反应系统包含第一反应器10、反应沉降器A 30A、旋流分离器31A和催化剂汽提器A 40A，第二反应系统包含第二级反应器20、反应沉降器30、沉降器气固分离器31和催化剂汽提器40，第一反应系统和第二反应系统并列布置；反应沉降器A 30A和第二级反应器20之间设置气体输送管线；催化剂汽提器A 40A设置待生催化剂斜管42A；催化剂汽提器40与第一反应器10之间，设置待生催化剂输送管42和催化剂斜管19A，待生催化剂输送管42和催化剂斜管19A之间设有催化剂滑阀16A；第二级反应器20设置来自再生器(图中未示出)的再生催化剂斜管A 29，再生催化剂斜管A 29上设有再生滑阀A；

具体实施时，根据需要，可以在第一反应器10设置来自再生器的再生催化剂斜管19，再生催化剂斜管19设在原料油入口下方或原料油入口上方，再生催化剂斜管19设置再生滑阀16；根据需要，可以在催化剂汽提器40和第二级反应器20之间设置待生催化剂输送管B 42B和催化剂斜管A 29A，待生催化剂输送管B 42B和催化剂斜管A 29A设置催化剂滑阀A 26A；根据需要，第二级反应器20可经过反应沉降器30和催化剂汽提器40内部，第二级反应器20在催化剂汽提器40上方设置扩径反应区即裂解反应区24，裂解反应区24上方设置产物输送管25，裂解反应区24内设置多孔板27，以及设置相应的催化剂通道33或者还设置多孔板A，满足反应过程中气体物流及催化剂的上下输送；根据需要，在第二级反应器20的产物输送管25下方与催化剂汽提器40之间设置催化剂输送管46，从第二级反应器20中分流出部分催化剂进入催化剂汽提器40，催化剂输送管46设置输送管滑阀46A；具体实施时，在相应汽提器设置汽提器内件、引入汽提蒸汽，根据流化需要在不同部位引入相应流化蒸汽，原油加压两组分分离塔或闪蒸塔以及沉降器、汽提器、气固分离器、催化剂再生器，及其他未详述部分，为技术人员熟知，不再赘述；

具体实施过程如下：

具体实施时，原油F0加热到250℃到360℃，分离塔或闪蒸塔50压力140kpa-180kpa(表压)，原油分离过程加入3％-10％的蒸汽，分离塔或闪蒸塔顶温度245℃-320℃；从分离塔或闪蒸塔顶分离出原油中的15％-25％左右的组分和蒸汽作为原油气体物流F03，其他组分原油高沸点液相组分F02在分离塔底流出；原油气体物流F03直接或换热升温后进入第二级反应器20，原油高沸点液相组分F02用泵直接或加热后输送到第一反应器10，用5％-10％的蒸汽雾化后作为原料油F11进入第一反应器10；原油高沸点液相组分F02在第一反应器10反应后的产物先在旋流分离器31A分离出催化剂，反应产物和蒸汽气体即第一反应器气体F04再进入第二级反应器20裂解；优先地，原油气体物流F03在第一反应器气体F04下方进入第二级反应器20先进行催化裂解；

第二级反应器20根据产物需要在提升管、快速流化床、湍流流化床或相互串联组合中选择；第二级反应器20优先采用快速流化床和快速流化床或湍流流化床串联形式，下方设快速流化床下部裂解区22，中部设快速流化床或湍流流化床裂解反应区24，两个反应区通过提升管或气力输送形式连接，上部设提升管或产物输送管25；优先地，原油气体物流F03先在快速流化床下部裂解区22内进行催化裂解，然后再进入裂解反应区24裂解；

当有实沸点低于原油高沸点液相组分F02的低沸点组分轻烃F05在第二级反应器20裂解时，轻F05在第一反应器气体F04下方进入第二级反应器裂解，优先地，轻烃F05先经过0.5秒-1.5秒反应后，再进行第一反应器气体F04裂解；当混合C4回炼时，优先在第二级反应器最下方进入，C4优选气化后进入反应器；

进入第二级反应器20的反应原料轻烃F05包括石脑油、汽油或柴油组分，液相或气相进入，优选气相进入；汽提蒸汽多点进入汽提器是常见设计，汽提蒸汽量按2.0-3.0kg/(t催化剂)设计，是常规条件；沉降器压力优选100kpa-140kpa；

第一反应器10反应时间优先按不大于1.5秒设计，反应温度优先按不大于600℃控制；第二级反应器20总反应时间优先按不低于2.0秒设计，反应温度优先按630℃-650℃控制；

来自再生器的催化剂从再生催化剂斜管19进入第一反应器10，优先地，在催化剂斜管19A下方进入，原料油F11在来自再生器的催化剂环境下经过0.5秒-1.5秒反应时间后再与从催化剂斜管19A进入的催化剂接触。

实施例1：

采用图1所示的反应方法进行原油催化裂解制烯烃和芳烃，原油F0为脱盐脱水后的大庆原油；原油F0温度320℃，压力0.6MPa(表压)；

分离塔压力160kpa(表压)，分离塔顶温度312℃；分离塔内注入原油F0质量比3％的蒸汽，蒸汽温度270℃；

第一反应器蒸汽量为原料F0的15％，第二级反应器进入的蒸汽量为原料F0的30％；来自再生器催化剂温度720℃，含碳0.1％；

第一反应系统条件：

第一反应器10使用提升管反应形式，反应时间1.2秒，反应温度580℃，反应沉降器A 30A擦操作压力130kpa(表压)；蒸汽11为原油F0的3％；原料油F11雾化蒸汽为原油F0的7％；汽提蒸汽A F42为原油F0的3％；反应区出口设一个旋流分离器，反应沉降器A 30A内径按对应第一反应器气体F04计算横截面积表观流速3.0m/s，反应沉降器A 30A在旋流分离器以上高度1.0米；

来自催化剂汽提器40的催化剂从催化剂斜管19A在原料油入口下方进入第一反应器10；

第二反应系统条件：

第二级反应器20使用提升管反应形式，反应时间2.5秒，反应温度650℃，反应沉降器30操作压力100kpa(表压)；蒸汽A 21为原油F0的2％；汽提蒸汽F41为原油F0的1.5％；反应沉降器30内径按对应第二级反应器裂解产物气体F06计算横截面积表观流速0.6m/s，高度按两级旋风分离器即料腿安装要求；

反应沉降器A 30A和第二级反应器20之间的第一反应器气体F04油气管线流速20m/s；原油气体物流F03在来自再生器的再生催化剂斜管A 29上方进入反应器20；第一反应器气体F04在原油气体物流F03经过0.5秒反应后进入第二级反应器20；

实施例气体产品预测见表1。

表1实施例1气体产品

组分	单位％(重)
		干气	29
甲烷	7.8
		乙烯	17.5
液化气	55
		丙烯	23.6

实施例2：

采用图2所示的反应方法进行原油催化裂解制烯烃和芳烃；

原油F0与实施例1相同，分离塔或闪蒸塔50压力160kpa，塔顶温度287℃；

第一反应器10采用提升管形式，反应温度600℃，反应时间1.1秒；反应沉降器A30A压力150kpa；经过再生催化剂斜管19进入的来自再生器的催化剂流量为原料油F11流量的9倍，来自再生器的催化剂为再生剂，温度720℃，含碳量0.02％；第一反应器10总蒸汽量按原料油F11的15％控制，其中蒸汽11按F11的3％，雾化蒸汽按原料油F11的5％；其他蒸汽以补充蒸汽进入第一反应器10；

第二级反应器20采用快速流化床、提升管、快速流化床组合形式；下部裂解区22为快速流化床形式，直径按气体表观流速2.5m/s设计，中部快速流化床反应的裂解反应区24按气体表观流速1.8m/s设计，原油气体物流F03在再生催化剂斜管A 29下方进入下部裂解区22，在下部裂解区22反应时间1.0秒；第一反应器气体F04在下部裂解区22下游进入反应器，裂解反应区24反应时间按2.5秒；裂解反应区24反应温度按645℃控制；从催化剂斜管A29A进入的催化剂按原料油F11总量的3倍设计；

其他与实施例1相同。

实施例3：

采用图3所示的反应方法进行原油催化裂解制烯烃和芳烃；原油F0与实施例1相同；

第二级反应器20与反应沉降器30、催化剂汽提器40同轴布置，第二级反应器20采用提升管和快速流化床组合形式，快速流化床反应的裂解反应区24按气体表观流速1.8m/s设计，裂解反应区24设在反应沉降器30内；催化剂通道33为宽100mm、高300mm的矩形，催化剂通道33数量按催化剂流速0.5m/s确定；多孔板27开孔总面积按汽提流速25m/s；24反应区壳体28与多孔板27之间设通道，通道面积按汽提流速4.0m/s设计；进入产物输送管物流F12为来自产品分馏塔的LCO组分，流量为原料油F11的5％，从产物输送管25下部进入；原油气体物流F03在再生催化剂斜管A 29上方进入第二级反应器20，反应时间1.0秒；第一反应器气体F04在原油气体物流F03入口下游进入反应器；

其他与实施例1相同。

实施例4：

采用图3所示的反应方法进行原油催化裂解制烯烃和芳烃；

第二级反应器反应后，从反应器分流出80％的催化剂，分流出的催化剂从催化剂输送管46进入催化剂汽提器40，剩余20％的催化剂和产物气体进入反应器上方的产物输送管25，同时向产物输送管25引入进入产物输送管物流F12，实现第二级反应器反应物流的降温；进入产物输送管物流F12为原料油F11的一部分，或为从第二级反应器裂解产物气体F06中分馏出的实沸点低于360℃的产物，或回炼汽油组分或回炼LCO组分。其他与实施例1相同。

Claims (10)

1.一种原油催化裂解制烯烃和芳烃的方法，其特征在于，原油各组分进行催化裂解；具体过程为：

(1)原油在加热炉或换热设备加热后，先进入加压分离塔或闪蒸塔(50)，或先加氢处理后再进入加压分离塔或闪蒸塔(50)，低沸点组分气化成气体物流上升，形成原油气体物流(F03)从塔顶流出，原油高沸点液相组分(F02)从塔底流出；

(2)原油高沸点液相组分(F02)被蒸汽雾化后形成原料油(F11)进入第一反应器(10)，或原料油(F11)先加氢处理或/和分离出部分芳烃后进入第一反应器；催化剂经催化剂斜管(19A)在原料油入口下方进入第一反应器(10)，催化剂输送蒸汽(11)在原料油入口下方或催化剂入口下方进入第一反应器(10)，原料油(F11)先在第一反应器(10)进行第一级催化裂解；

(3)第一反应器反应后的产物在反应沉降器A(30A)内通过旋流分离器(31A)进行气固分离，反应产物气体物流即第一反应器气体(F04)从反应沉降器A(30A)进入第二级反应器(20)继续反应，来自再生器的催化剂从再生催化剂斜管A(29)在底部进入第二级反应器(20)，实现原料油的二级串联催化裂解反应；从旋流分离器(31A)分离出的催化剂沉降到下方的催化剂汽提器A(40A)，被汽提蒸汽A(F42)汽提后从待生催化剂斜管(42A)进入再生器再生，循环使用；

(4)从分离塔或闪蒸塔(50)顶部流出的实沸点低的组分即原油气体物流(F03)气相直接或再换热后气相进入第二级反应器(20)进行催化裂解反应；

(5)第二级反应器的反应物流，包括催化剂、反应产物、蒸汽从反应器出口进入反应沉降器(30)的沉降器气固分离器(31)，通过沉降器气固分离器(31)分离出的气体物流即第二级反应器裂解产物气体(F06)从反应沉降器(30)流出，催化剂沉降到下方的催化剂汽提器(40)，使用汽提蒸汽(F41)进行汽提，汽提后的催化剂从待生催化剂输送管(42)和催化剂斜管(19A)进入第一反应器(10)，进行原料油(F11)的第一级催化裂解反应。

2.如权利要求1所述的原油催化裂解制烯烃和芳烃的方法，其特征在于：第一反应器(10)设置双催化剂循环，来自再生器的催化剂从再生催化剂斜管(19)进入第一反应器(10)，向第一反应器(10)补充热量。

3.如权利要求1所述的原油催化裂解制烯烃和芳烃的方法，其特征在于：催化剂汽提器(40)内的部分催化剂从催化剂斜管A(29A)返回第二级反应器(20)，增加第二级反应器的催化剂循环量。

4.如权利要求1所述的原油催化裂解制烯烃和芳烃的方法，其特征在于：轻烃(F05)进入第二级反应器(20)进行催化裂解；

所述轻烃(F05)，气相或液相在再生催化剂斜管A(29)的上方或下方进入第二级反应器(20)。

5.如权利要求1所述的原油催化裂解制烯烃和芳烃的方法，其特征在于：第二级反应器(20)经过反应沉降器(30)和催化剂汽提器(40)内部，第二级反应器(20)在催化剂汽提器(40)上方或内部设置扩径反应区即裂解反应区(24)，裂解反应区壳体(28)的下方与催化剂汽提器壳体(43)连接，或者裂解反应区壳体(28)与外部反应沉降器(30)的下壳体连接；在裂解反应区(24)与下方反应区出口外下方的裂解反应区壳体(28)圆周设置多个催化剂通道(33)，或在裂解反应区(24)下方反应区出口设置多孔板(27)，在位于该多孔板(27)下方的裂解反应区壳体(28)周围设置多个催化剂通道(33)，沉降器气固分离器(31)分离出的催化剂，先进入裂解反应区壳体(28)和反应沉降器壳体或催化剂汽提器壳体间的空间即壳体间空间(32)，然后经催化剂通道(33)进入催化剂汽提器(40)，催化剂在催化剂汽提器(40)内被汽提蒸汽(F41)汽提后，从待生催化剂输送管(42)和催化剂斜管(19A)进入第一反应器(10)；所述催化剂汽提器(40)内的气体(F41A)向上流出催化剂汽提器(40)，从所述裂解反应区下方反应区出口外沿或外径与所述裂解反应区壳体(28)内径之间的通道进入裂解反应区(24)，或从所述裂解反应区壳体(28)与裂解反应区下方反应区出口之间通道上另设的多孔板A进入裂解反应区(24)，然后与反应产物一起从裂解反应区(24)上部的产物输送管(25)进入沉降器气固分离器(31)。

6.如权利要求1所述的原油催化裂解制烯烃和芳烃的方法，其特征在于：

从所述第二级反应器(20)中分流出部分催化剂，分流出的催化剂从催化剂输送管(46)进入催化剂汽提器(40)；所述第二级反应器(20)中分流出部分催化剂后的气体和催化剂，经反应器出口或分别经设置于第二级反应器(20)上方或下游的产物输送管(25)和反应器出口进入反应沉降器(30)内的沉降器气固分离器(31)，进行气固分离，第二级反应器裂解产物气体(F06)从反应沉降器(30)流出，催化剂沉降到催化剂汽提器(40)进行蒸汽汽提；

向第二级反应器(20)引入进入产物输送管物流(F12)，进入产物输送管物流(F12)在分流出部分催化剂后或在产物输送管(25)进入第二级反应器(20)。

7.一种原油催化裂解制烯烃和芳烃的反应装置，其特征在于设置原油加压两组分分离塔或闪蒸塔(50)和两个反应系统，每个反应系统设置独立的反应器、反应沉降器、沉降器气固分离器及催化剂汽提器；

在分离塔或闪蒸塔(50)塔顶与第二反应系统的第二级反应器(20)之间设置原油气体物流气体输送管线，在分离塔或闪蒸塔(50)塔底与第一反应系统的第一反应器(10)之间设置原油高沸点液相组分液体输送管线；

第一反应系统的反应沉降器A(30A)和第二级反应器(20)之间设置气体输送管线，第一反应系统的反应产物气体即第一反应器气体(F04)从气体输送管线进入第二级反应器(20)进行第二级催化裂解反应；

第一反应系统的催化剂汽提器A(40A)设置待生催化剂斜管(42A)，反应后的催化剂汽提后从待生催化剂斜管(42A)进入再生器；

第二反应系统的催化剂汽提器(40)，与第一反应系统的第一反应器(10)之间，设置待生催化剂输送管(42)和催化剂斜管(19A)，第二反应系统反应后的催化剂通过待生催化剂输送管(42)和催化剂斜管(19A)从催化剂汽提器(40)进入第一反应器(10)；

第二级反应器(20)设置来自再生器的再生催化剂斜管A(29)；

第一反应系统中，反应沉降器A(30A)内的沉降器气固分离器为旋流分离器(31A)。

8.如权利要求7所述的原油催化裂解制烯烃和芳烃的反应装置，其特征在于：所述第二级反应器(20)，为提升管形式或快速流化床或湍流流化床形式，或提升管、快速流化床、湍流流化床中不同形式串联组合。

9.如权利要求7所述的原油催化裂解制烯烃和芳烃的反应装置，其特征在于：所述第一反应器(10)，设置来自再生器的再生催化剂斜管(19)。

10.如权利要求7所述的原油催化裂解制烯烃和芳烃的反应装置，其特征在于：在第二级反应器(20)和催化剂汽提器(40)之间设置待生催化剂输送管B(42B)和催化剂斜管A(29A)。