TW201311879A - 一種生產丙烯的催化性裂解的方法 - Google Patents

一種生產丙烯的催化性裂解的方法 Download PDF

Info

Publication number
TW201311879A
TW201311879A TW101127216A TW101127216A TW201311879A TW 201311879 A TW201311879 A TW 201311879A TW 101127216 A TW101127216 A TW 101127216A TW 101127216 A TW101127216 A TW 101127216A TW 201311879 A TW201311879 A TW 201311879A
Authority
TW
Taiwan
Prior art keywords
catalytic cracking
catalyst
heavy oil
riser reactor
riser
Prior art date
Application number
TW101127216A
Other languages
English (en)
Other versions
TWI548732B (zh
Inventor
yong-can Gao
Chao-Gang Xie
Wei-Min Lu
jin-quan Zhu
Yan Cui
Jiu-Shun Zhang
Yi-Nan Yang
You-Xin Sha
jian-guo Ma
Original Assignee
China Petrochemical Technology Co Ltd
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 China Petrochemical Technology Co Ltd filed Critical China Petrochemical Technology Co Ltd
Publication of TW201311879A publication Critical patent/TW201311879A/zh
Application granted granted Critical
Publication of TWI548732B publication Critical patent/TWI548732B/zh

Links

Classifications

    • 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
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C11/00—Aliphatic unsaturated hydrocarbons
    • C07C11/02—Alkenes
    • C07C11/06—Propene
    • 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
    • C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G11/14—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts
    • C10G11/16—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts according to the "moving bed" method
    • 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
    • C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G11/14—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts
    • C10G11/18—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts according to the "fluidised-bed" technique
    • 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)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Abstract

一種生產丙烯的催化性裂解的方法，其包括在第一提升管中引入重質原料與催化劑，在與流化床連接的第二提升管中引入裂解重油與催化劑，然後在裂解重油之後引入輕質烴，將第二提升管反應器中的反應混合物引入流化床，然後在產品分離系統中分離來自第一提升管和流化床的反應產物，得到的裂解重油可以回煉到第二提升管反應器。該方法用於重油催化性裂解，重油轉化率高，丙烯和丁烯產率高，乾氣和焦炭選擇性好。

Description

一種生產丙烯的催化性裂解的方法
本發明涉及一種催化性裂解的方法，更進一步說涉及一種經由重質原料之催化性裂解反應而生產丙烯的方法。
重油催化性裂解是製備乙烯、丙烯和丁烯等小分子烯烴的重要方法。工業上使用的重油催化性裂解生產低碳烯烴的方法包括最大量生產丙烯的催化裂解技術和最大量生產乙烯的催化熱裂解技術，這兩種方法採用單個提升管反應器或單個提升管反應器組合流化床的反應器結構配合專用催化劑在較高溫度條件下進行反應。上述兩種方法可多產丙烯、乙烯等低碳烯烴，但亁氣和焦炭產率較高，其丙烯產率難以進一步提高。
CN1140608C(即US6059958A)公開了一種再生催化劑冷卻方法，即對部分再生催化劑進行冷卻，一部分冷卻後的再生催化劑與未冷卻的高溫再生催化劑在提升管的預提升段混合，相對較低溫度的混合催化劑再與烴油接觸反應，同時另一部分冷卻後的再生催化劑返回再生器調控再生溫度。該方法沒有涉及提高丙烯產率。
CN1081222C(即US6495028B1)公開了一種降低液化氣和汽油中烯烴含量的催化轉化方法。該方法提出在單一提升管或單一提升管和流化床構成的複合反應器中將預熱後的烴油原料進入提升管的底部與催化劑接觸，反應後的烴 類物流上行至提升管中部或提升管頂部與降溫後的催化劑接觸和反應，反應物流經沉降器流出裝置進行後續的分離以獲得產品。反應後的催化劑經過高溫燒焦再生後分為兩部分，一部分進入提升管底部，一部分經過冷卻後進入提升管中部或提升管頂部，但是該方法不利於生產丙烯及其它小分子烯烴。
CN1428402A公開了一種催化性裂解組合工藝方法，包括將10-80重量%的再生催化劑經冷卻後進入環流流化床反應器與汽油原料接觸和反應，反應後的催化劑進入環流流化床反應器的汽提區進行汽提；40-90重量%之汽提後的催化劑返回反應區循環使用，其餘部分送至重油提升管的預提升段前與未冷卻的高溫再生催化劑混合後再與重質烴油接觸反應。該方法丙烯產率較低，未提出增產丙烯並降低亁氣的方法。
CN1177020C公開了一種劣質汽油改質方法及其裝置。該方法提出將再生催化劑冷卻到300℃-500℃後輸送到汽提段與待再生的催化劑混合用來與劣質汽油逆流接觸反應，降低汽油中烯烴含量和硫含量、提高汽油RON，但未涉及增產丙烯。
CN101074392A公開了一種利用兩段式催化性裂解以生產丙烯和高品質汽柴油的方法，利用兩段提升管，採用富含擇形分子篩的催化劑，以重質石油烴類或富含碳氫化合物的各種動植物油類為原料進行反應。然而該方法丙烯產率不高，重油轉化能力低。
本發明要解決的技術問題是針對現有催化性裂解之生產丙烯方法的不足，提供一種能夠提高丙烯產率，亁氣選擇性低的生產丙烯的催化性裂解方法。
本發明提供一種生產丙烯的催化性裂解方法，其包括：(1)將重質原料與第一股催化性裂解催化劑引入第一提升管反應器以進行催化性裂解反應，經由提升管末端的分離裝置將烴類物流與積炭催化劑分離，將烴類物流引入後續的產品分離系統以分離，而將積炭催化劑直接引入汽提器進行汽提，或者先引入流化床反應器，再進入汽提器進行汽提，經汽提後引入再生器以使再生；所述的第一股催化性裂解催化劑包含平均孔徑小於0.7 nm的擇形沸石；(2)將裂解重油引入第二提升管反應器，與引入第二提升管反應器的第二股催化性裂解催化劑接觸反應，所述的第二股催化性裂解催化劑包含平均孔徑小於0.7 nm的擇形沸石；(3)在引入裂解重油後，將輕質烴引入第二提升管反應器，與由裂解重油和第二股催化性裂解催化劑接觸反應形成的混合物混合及反應；所述輕質烴包括由所述產品分離系統得到的C4烴和/或汽油餾分；(4)將第二提升管反應器反應後的烴類物流與催化劑引 入與第二提升管反應器串聯的流化床反應器中以反應；(5)在流化床反應器反應後，將烴類物流引入產品分離系統以分離，將積炭催化劑引入汽提器以汽提，然後引入再生器以再生。
在一種具體實施方式中，本發明提供一種生產丙烯的催化性裂解方法，其包括：(1)將重質原料與第一股催化性裂解催化劑引入第一提升管反應器進行催化性裂解反應，其中，提升管出口溫度為約530℃，反應時間為約3秒，劑油比為約10.7 w/w，霧化水蒸汽與重質原料的比例為約8 w%；經由提升管末端的分離裝置將烴類物流與積炭催化劑分離，將烴類物流引入後續的產品分離系統以分離，而將積炭催化劑直接引入汽提器進行汽提，或者先引入流化床反應器，再進入汽提器進行汽提，經汽提後引入再生器以再生；所述的第一股催化性裂解催化劑包含平均孔徑小於0.7 nm的擇形沸石；(2)將裂解重油引入第二提升管反應器，與引入第二提升管反應器的第二股催化性裂解催化劑接觸反應，所述的第二股催化性裂解催化劑包含平均孔徑小於0.7 nm的擇形沸石；其中， 進入第二提升管催化劑溫度為約695℃第二提升管出口溫度為約540℃，裂解重油與重質原料的重量比為約5：100裂解重油引入位置為第二提升管底部裂解重油提升管總反應時間為約1.30秒霧化水蒸汽佔裂解重油的比例為約10 w%裂解重油的劑油比約33.3 w/w；(3)在引入裂解重油後，將作為輕質烴的汽油餾分引入第二提升管反應器，與由裂解重油和第二股催化性裂解催化劑接觸反應形成的混合物混合及反應；其中，與輕質烴接觸前裂解重油反應時間為約0.3秒與輕質烴接觸前裂解重油反應溫度為約655℃與輕質烴初始接觸時催化劑上積炭量為約0.23 w%輕質烴與重質原料的重量比為約12：100輕質烴的劑油比為約13.9 w/w輕質烴提升管反應時間為約1.00秒霧化水蒸汽佔輕質烴的比例為約15 w%所述輕質烴包括由所述產品分離系統得到的汽油餾分；(4)將第二提升管反應器反應後的烴類物流與催化劑引入與第二提升管反應器串聯的流化床反應器中以反應；其中，床層溫度為約530℃床層重時空速為約10 h-1 (5)在流化床反應器反應後，將烴類物流引入產品分離系統分離，將反應後的積炭催化劑引入汽提器以汽提，然後引入再生器以再生。
在另一種具體實施方式中，本發明提供一種生產丙烯的催化性裂解方法，其包括：(1)將重質原料與第一股催化性裂解催化劑引入第一提升管反應器進行催化性裂解反應，其中，提升管出口溫度為約560℃，反應時間為約3秒，劑油比為約11.7 w/w，霧化水蒸汽與重質原料的比例為約8 w%；經由提升管末端的分離裝置將烴類物流與積炭催化劑分離，將烴類物流引入後續的產品分離系統分離，而將積炭催化劑直接引入汽提器進行汽提，或者先引入流化床反應器，再進入汽提器進行汽提，經汽提後引入再生器以再生；所述的第一股催化性裂解催化劑包含平均孔徑小於0.7 nm的擇形沸石；(2)將裂解重油引入第二提升管反應器，與引入第二提升管反應器的第二股催化性裂解催化劑接觸反應，所述的第二股催化性裂解催化劑包含平均孔徑小於0.7 nm的擇形沸石；其中，進入第二提升管催化劑溫度為約655℃ 第二提升管出口溫度為約540℃，裂解重油與重質原料的重量比為約5：100裂解重油引入位置為第二提升管底部裂解重油提升管總反應時間為約1.10秒霧化水蒸汽佔裂解重油的比例為約10 w%裂解重油的劑油比為約34.5 w/w；(3)在引入裂解重油後，將作為輕質烴的汽油餾分和C4烴在相同水平處引入第二提升管反應器，與由裂解重油和第二股催化性裂解催化劑接觸反應形成的混合物混合及反應；其中，與輕質烴接觸前裂解重油反應時間為約0.5秒與輕質烴接觸前裂解重油反應溫度為約620℃與輕質烴初始接觸時催化劑上積炭量為約0.16 w%輕質烴提升管反應時間為約0.60秒汽油餾分與重質原料的重量比為約12：100汽油餾分的劑油比為約14.4 w/w霧化水蒸汽佔汽油餾分的比例為約10 w% C4餾分與重質原料的重量比為約8：100 C4餾分的劑油比為約21.6 w/w霧化水蒸汽佔C4餾分的比例為約5 w%所述輕質烴包括由所述產品分離系統得到的C4烴和/或汽油餾分；(4)將第二提升管反應器反應後的烴類物流與催化劑引 入與第二提升管反應器串聯的流化床反應器中以反應；其中，床層溫度為約550℃床層重時空速為約6 h-1(5)在流化床反應器反應後，將烴類物流引入產品分離系統分離，將反應後的積炭催化劑引入汽提器以汽提，然後引入再生器以再生。
在另一種具體實施方式中，本發明提供一種生產丙烯的催化性裂解方法，其包括：(1)將重質原料與第一股催化性裂解催化劑引入第一提升管反應器進行催化性裂解反應，其中，提升管出口溫度為約500℃，反應時間為約4秒，劑油比為約7 w/w，霧化水蒸汽與重質原料的比例為約5 w%；經由提升管末端的分離裝置將烴類物流與積炭催化劑分離，將烴類物流引入後續的產品分離系統以分離，而將積炭催化劑直接引入汽提器進行汽提，或者先引入流化床反應器，再進入汽提器進行汽提，經汽提後引入再生器以再生；所述的第一股催化性裂解催化劑包含平均孔徑小於0.7 nm的擇形沸石；(2)將裂解重油引入第二提升管反應器，與引入第二提升管反應器的第二股催化性裂解催化劑接觸反應，所述的 第二股催化性裂解催化劑包含平均孔徑小於0.7 nm的擇形沸石；其中，進入第二提升管催化劑溫度為約695℃第二提升管出口溫度為約520℃，裂解重油與重質原料的重量比為約20：100裂解重油引入位置為第二提升管底部裂解重油提升管總反應時間為約0.80秒霧化水蒸汽佔裂解重油的比例為約5 w%裂解重油的劑油比約8.3 w/w；(3)在引入裂解重油後，將作為輕質烴的汽油餾分引入第二提升管反應器，與由裂解重油和第二股催化性裂解催化劑接觸反應形成的混合物混合和反應；其中，與輕質烴接觸前裂解重油反應時間為約0.1秒與輕質烴接觸前裂解重油反應溫度為約595℃與輕質烴初始接觸時催化劑上積炭量為約1.23 w%輕質烴與重質原料的重量比為約6：100輕質烴的劑油比為約27.7 w/w輕質烴提升管反應時間為約0.7秒霧化水蒸汽佔輕質烴的比例為約20 w%所述輕質烴包括由所述產品分離系統得到的汽油餾分；(4)將第二提升管反應器反應後的烴類物流與催化劑引入與第二提升管反應器串聯的流化床反應器中以反應； 其中，床層溫度為約510℃床層重時空速為約12 h-1(5)在流化床反應器反應後，將烴類物流引入產品分離系統分離，將反應後的積炭催化劑引入汽提器以汽提，然後引入再生器以再生。
在另一種具體實施方式中，本發明提供一種生產丙烯的催化性裂解方法，其包括：(1)將重質原料與第一股催化性裂解催化劑引入第一提升管反應器進行催化性裂解反應，其中，提升管出口溫度為約515℃，反應時間為約2.5秒，劑油比為約14 w/w，霧化水蒸汽與重質原料的比例為約10 w%；經由提升管末端的分離裝置將烴類物流與積炭催化劑分離，將烴類物流引入後續的產品分離系統以分離，而將積炭催化劑直接引入汽提器進行汽提，或者先引入流化床反應器，再進入汽提器進行汽提，經汽提後引入再生器以再生；所述的第一股催化性裂解催化劑包含平均孔徑小於0.7 nm的擇形沸石；(2)將裂解重油引入第二提升管反應器，與引入第二提升管反應器的第二股催化性裂解催化劑接觸反應，所述的第二股催化性裂解催化劑包含平均孔徑小於0.7 nm的擇 形沸石；其中，進入第二提升管催化劑溫度為約695℃第二提升管出口溫度為約530℃，裂解重油與重質原料的重量比為約10：100裂解重油引入位置為第二提升管底部裂解重油提升管總反應時間為約0.95秒霧化水蒸汽佔裂解重油的比例為約8 w%裂解重油的劑油比約16.6 w/w；(3)在引入裂解重油後，將作為輕質烴的汽油餾分引入第二提升管反應器，與由裂解重油和第二股催化性裂解催化劑接觸反應形成的混合物混合及反應；其中，與輕質烴接觸前裂解重油反應時間為約0.15秒與輕質烴接觸前裂解重油反應溫度為約645℃與輕質烴初始接觸時催化劑上積炭量為約0.62 w%輕質烴與重質原料的重量比為約15：100輕質烴的劑油比為約11.1w/w輕質烴提升管反應時間為約0.8秒霧化水蒸汽佔輕質烴的比例為約15 w%所述輕質烴包括由所述產品分離系統得到的汽油餾分；(4)將第二提升管反應器反應後的烴類物流與催化劑引入與第二提升管反應器串聯的流化床反應器中以反應；其中， 床層溫度為約520℃床層重時空速為約11 h-1(5)在流化床反應器反應後，將烴類物流引入產品分離系統以分離，將反應後的積炭催化劑引入汽提器以汽提，然後引入再生器以再生。
在另一種具體實施方式中，本發明提供一種生產丙烯的催化性裂解方法，其包括：(1)將重質原料與第一股催化性裂解催化劑引入第一提升管反應器進行催化性裂解反應，其中，提升管出口溫度為約570℃，反應時間為約1.5秒，劑油比為約10 w/w，霧化水蒸汽與重質原料的比例為約10 w%；經由提升管末端的分離裝置將烴類物流與積炭催化劑分離，將烴類物流引入後續的產品分離系統以分離，而將積炭催化劑直接引入汽提器進行汽提，或者先引入流化床反應器，再進入汽提器進行汽提，經汽提後引入再生器再生；所述的第一股催化性裂解催化劑包含平均孔徑小於0.7 nm的擇形沸石；(2)將裂解重油引入第二提升管反應器，與引入第二提升管反應器的第二股催化性裂解催化劑接觸反應，所述的第二股催化性裂解催化劑包含平均孔徑小於0.7 nm的擇形沸石； 其中，進入第二提升管催化劑溫度為約695℃第二提升管出口溫度為約575℃，裂解重油與重質原料的重量比為約3.5：100裂解重油引入位置為第二提升管底部裂解重油提升管總反應時間為約1.13秒霧化水蒸汽佔裂解重油的比例為約10 w%裂解重油的劑油比約47.5 w/w；(3)在引入裂解重油後，將作為輕質烴的汽油餾分引入第二提升管反應器，與由裂解重油和第二股催化性裂解催化劑接觸反應形成的混合物混合及反應；其中，與輕質烴接觸前裂解重油反應時間為約0.43秒與輕質烴接觸前裂解重油反應溫度為約675℃與輕質烴初始接觸時催化劑上積炭量為約0.22 w%輕質烴與重質原料的重量比為約12：100輕質烴的劑油比為約13.9 w/w輕質烴提升管反應時間為約0.7秒霧化水蒸汽佔輕質烴的比例為約15 w%所述輕質烴包括所述產品分離系統得到的汽油餾分；(4)將第二提升管反應器反應後的烴類物流與催化劑引入與第二提升管反應器串聯的流化床反應器中以反應；其中，床層溫度為約570℃ 床層重時空速為約7 h-1(5)在流化床反應器反應後，將烴類物流引入產品分離系統以分離，將反應後的積炭催化劑引入汽提器以汽提，然後引入再生器以再生。
在以上5個具體實施方式中，術語“約”表示±10%、±8%、±6%、±5%、±4%、±3%、±2%、或±1%的偏差。
本發明還提供一種用於上述催化性裂解之生產丙烯的方法之裝置，該裝置包括第一提升管反應器、第二提升管反應器、流化床反應器、汽提器、沉降器、產品分離系統和再生器；其中第二提升管反應器與流化床反應器串聯，流化床反應器與汽提器和沉降器連通，第一提升管反應器與沉降器連接，再生器經由催化劑輸送管線分別與汽提器、第一提升管反應器和第二提升管反應器連通，第一提升管反應器設置有重質原料入口，第二提升管反應器設置有裂解重油反應段、裂解重油入口和輕質烴入口，輕質烴入口的位置處於裂解重油入口和第二提升管反應器出口之間；裂解重油入口和輕質烴入口之間的提升管構成裂解重油反應段。
本發明提供的生產丙烯的催化性裂解方法，基於雙提升管與流化床構成的組合反應器，經由工藝方案的優化，配備合適的催化劑，對不同進料進行選擇性轉化，既保持較高的重油轉化率和較高的高價值產品產率，同時又不增加亁氣和焦炭的產率，具有較高的丙烯產率和丁烯產率，亁氣和焦炭選擇性較低。
本發明提供的生產丙烯的催化性裂解方法，將重質原料與第一股催化性裂解催化劑引入第一提升管反應器，使重質原料與第一股催化性裂解催化劑接觸反應，經由提升管末端的分離裝置將烴類物流與積炭催化劑分離，烴類物流引入後續的產品分離系統以分離；積炭的第一股催化性裂解催化劑引入汽提器或本發明後續提及的流化床反應器，較佳引入流化床反應器。所述的提升管末端的分離裝置用於將反應後的烴類物流與積炭催化劑分離，這有利於降低亁氣產率、抑制低碳烯烴(尤其是丙烯)在生成之後的再轉化。所述的分離裝置較佳為快分裝置，可採用現有快分裝置，較佳的快分裝置為粗旋分分離器。
第一提升管反應器反應操作條件包括：反應溫度(提升管反應器出口溫度)為480-600℃，例如500-570℃，如約500℃，約515℃，約530℃，約560℃和約570℃；劑油比(催化劑與重質原料的重量比)為5-20，例如為7-15，如約7，約10，約10.7，約11.7，和約14；反應時間為0.50-10秒，例如為1-4秒，如約1.5秒，約2秒，約2.5秒，約3秒，和約4秒；霧化水蒸汽佔重質原料進料量的2-50重量%，例如為5~10重量%，如約5重量%，約8重量%，和約10重量%；反應壓力為0.15-0.3MPa(絕壓)，例如為0.2-0.25MPa( 絕壓)。
本發明提供的生產丙烯的催化性裂解的方法中，所述重質原料為重質烴類或富含碳氫化合物的各種動植物油類原料，所述重質烴類選自石油烴類、礦物油和合成油中的一或多者的混合物。石油烴類為本領域技術人員所公知，例如，可以是減壓蠟油、常壓渣油、減壓蠟油摻混部分減壓渣油或其他二次加工獲得的烴油。所述二次加工獲得的烴油如焦化蠟油、脫瀝青油、糠醛精製抽餘油中的一或多者。礦物油選自煤液化油、油砂油和頁岩油中的一或多者的混合物。合成油為煤、天然氣或瀝青經過F-T合成得到的餾分油。所述的富含碳氫化合物的各種動植物油類原料例如動物油脂和/或植物油脂。
本發明的重質原料的常壓沸程的初餾點高於270℃以上，常壓沸程的5%餾出點高於300℃以上。
本發明提供的生產丙烯的催化性裂解的方法中，將裂解重油引入第二提升管反應器中與高溫再生催化劑接觸反應，裂解重油與第二股催化性裂解催化劑形成的反應混合物在第二提升管反應器中流動並反應，反應一段時間後與引入第二提升管反應器中的輕質烴混合接觸，形成的混合物在第二提升管反應器中流動並發生反應，最後流出第二提升管反應器。第二提升管反應器可以具有一個或多個裂解重油入口和/或一個或多個輕質烴入口。在第二提升管反應器具有兩個或更多個裂解重油入口的情況下，這些入口可以在相同水平處或不同水平處。在第二提升管反應器 具有兩個或更多個輕質烴入口的情況下，這些入口可以在相同水平處或不同水平處。所述的輕質烴在第二提升管反應器裂解重油入口(最高入口)與第二提升管反應器出口之間的一個或多個位置引入，第二提升管反應器之裂解重油入口(最高入口)到輕質烴入口(最低入口)之前的區域本發明也稱為裂解重油反應區(亦或稱為裂解重油反應段)，該反應區進行裂解重油的裂解反應。
在本文中，第二提升管反應器的有效長度是指從第二提升管反應器裂解重油入口(最高入口)到第二提升管反應器出口的距離。
在本文中，某一輕質烴的引入高度是指從第二提升管反應器的該輕質烴入口到第二提升管反應器裂解重油入口(最高入口)的距離。
根據本發明，較佳地，某一輕質烴的引入高度是第二提升管反應器的有效長度的1-99%、2-90%、3-80%、4-70%、5-60%、5-50%、5-40%、5-30%、5-25%、5-20%、5-15%、或5-10%。
在裂解重油反應區中，裂解重油反應的劑油比(引入第二提升管反應器的第二股催化性裂解催化劑與引入第二提升管反應器的裂解重油的重量比)為5-50，例如為8-48或20-48，如約8.3，約16.6，約33.3，約34.3，和約47.5。
裂解重油霧化水蒸汽佔裂解重油進料量的5-15重量%，如約5重量%，約8重量%，和約10重量%。
所述裂解重油與引入第一提升管反應器的重質原料的 重量比為0.01-0.35：1，例如為0.01-0.10：1和0.01-0.20：1，如約0.035：1，約0.05：1，約0.1：1，約0.2：1。
與輕質烴接觸前裂解重油與第二股催化性裂解催化劑在第二提升管反應器中之反應時間(本發明稱為與輕質烴接觸前裂解重油的反應時間，即裂解重油在裂解重油反應區的反應時間)為0.1-1秒，例如為0.1-0.5秒和0.2-0.5秒，如約0.1秒，約0.15秒，約0.3秒，約0.43秒，和約0.5秒。
引入第二提升管反應器中與裂解重油接觸反應的第二股催化性裂解催化劑的溫度為600-720℃，例如650-700℃，例如655-695℃；如655℃或695℃。
在第二提升管反應器中，與輕質烴接觸前裂解重油的反應溫度(即裂解重油在裂解重油反應區的反應溫度，為裂解重油反應區的出口溫度)為580-700℃，例如為595-675℃和620-650℃，如約595℃，約620℃，約645℃，約655℃，或約675℃。
根據本發明，所述的裂解重油的常壓餾程在300-550℃或350-500℃之間。本發明的裂解重油可以是餾程為300-550℃的烴油餾分或其中的窄餾分，例如包括由本發明產品分離系統得到的重油，即進入所述產品分離系統的裂解產物，分離出氣體、汽油和柴油後，殘餘的大部分液體產物。
將裂解重油引入第二提升管反應器中先與高溫再生催化劑接觸進行反應，然後再將反應生成的烴類物流混合物 與輕質烴接觸反應。一方面實現重油二次轉化以提高整個裝置的重油轉化率、利用裂解重油餾分以增產丙烯；另一方面，裂解重油生成積炭選擇性地覆蓋催化劑基質和大孔分子篩(如果含有的話，例如Y沸石)的孔道，可調變催化劑性質，而強化催化劑中的擇形沸石的催化作用，抑制大孔分子篩(Y沸石)和催化劑基質易引發的氫轉移反應。
離開裂解重油反應區的第二股催化性裂解催化劑上的積炭量(即與輕質烴初始接觸時催化劑上的積炭量)例如為0.1-1.5重量%或0.1-0.5重量%，如約0.16重量%，約0.22重量%，約0.23重量%，約0.62重量%，和約1.23重量%，相對於催化劑的重量。
裂解重油與高溫再生催化劑接觸反應降低了催化劑體系溫度，為後續富含烯烴的汽油餾分和/或C4烴的反應提供高效轉化環境，從而，能夠優化催化反應過程，提高生成丙烯選擇性，且同時抑制亁氣的生成。
本發明提供的生產丙烯的催化性裂解的方法中，所述輕質烴在裂解重油引入之後引入第二提升管反應器，與其中的裂解重油和第二股催化性裂解催化劑形成的溫度為580-700℃，例如為595-675℃和620-650℃，如約595℃，約620℃，約645℃，約655℃，或約675℃的烴類物流混合物接觸進行反應。所述輕質烴在第二提升管反應器反應的劑油比(引入第二提升管反應器的第二股催化性裂解催化劑與引入第二提升管反應器的輕質烴的重量比)為5-40，如約11.1，約13.9，約27.7，和約36，第二提升管 反應器的溫度(是指第二提升管出口溫度)為520-580℃，如約520℃，約530℃，約540℃，或約575℃。
在本文中，輕質烴是指終沸點不高於250℃或220℃的烴類物質。
所述輕質烴包括汽油餾分和/或C4烴。在一種特別的具體實施方式中，所述輕質烴是汽油餾分和/或C4烴。當輕質烴包含汽油餾分時，第二提升管反應器中汽油餾分的反應操作條件：汽油餾分在第二提升管反應器內操作的劑油比(引入第二提升管反應器的催化劑與汽油餾分的重量比)為10-30，例如為11-28或15-25，如約11.1，約13.9，約14.4，和約27.7；反應時間為0.1-1.5秒，例如0.3-1.0秒或0.3-0.8秒，如約0.6秒，約0.7秒，約0.8秒，和約1.0秒；汽油之霧化水蒸汽佔汽油進料量的5-30重量%，例如10-20重量%，如約10重量%，約15重量%，和約20重量%。當包含C4烴時，C4烴的反應操作條件：C4烴在第二提升管反應器內操作的劑油比(引入第二提升管反應器的催化劑與C4烴的重量比)為12-40，例如17-30，如約21.6；C4烴在第二提升管反應器內反應時間為0.5-2.0秒，例如0.5-1.5秒，如約0.6秒；C4烴霧化水蒸汽佔C4烴進料量的1-8重量%，例如3-6重量%，如約5重量%。
引入第二提升管反應器的輕質烴與重質原料的重量比為0.05-0.5：1，例如0.05-0.3：1，如約0.06：1，約0.12：1，約0.15：1，和約0.20：1。
本發明提供的催化性裂解方法中，第二提升管反應器反應後的烴類物流和催化劑引入流化床反應器以進行反應，所述流化床反應器的反應操作條件包括：反應溫度為500-580℃，例如為510-570℃和510-560℃，如約510℃，約520℃，約530℃，約550℃，或約570℃；反應的重時空速(對流化床反應器烴的總進料)為1-35小時-1，例如為3-30小時-1，如約6小時-1，約7小時-1，約10小時-1，約11小時-1，和約12小時-1；反應壓力為0.15-0.3MPa(絕壓)，例如為0.2-0.25 MPa(絕壓)，如約0.21 MPa(絕壓)。
本發明提供的催化性裂解方法中，引入第二提升管反應器的輕質烴包括或為汽油餾分和/或C4烴，例如為富含烯烴的汽油餾分和/或C4烴類。所述的汽油餾分包括由本裝置自行生產(由所述產品分離系統得到)的汽油和/或由其他裝置生產的汽油餾分。由其他裝置生產的汽油餾分可選自催化性裂解粗汽油、催化性裂解穩定汽油、焦化汽油、減黏裂解汽油以及其他煉油或化工過程所生產的汽油餾分中的一或多者的混合物。較佳地，使用由本裝置自行生產的汽油餾分。所述富含烯烴汽油餾分的烯烴含量為20-95重量%，例如35-90重量%，最好在50重量%以上。所述汽油原料可以是全餾程的汽油餾分，終餾點不超過204℃，例如餾程為30-204℃的汽油餾分，也可以是其中的窄餾分，例如餾程在30-140℃之間的汽油餾分，較佳地，餾程為30-85℃的汽油餾分或其中的窄餾分。
引入第二提升管反應器的汽油餾分與引入第一提升管反應器的重質原料的重量比為0.05-0.20：1，例如為0.06-0.15：1或0.08-0.15：1，如約0.06：1，約0.12：1，和約0.15：1。所述汽油餾分較佳為富含烯烴的汽油餾分，更佳為由本裝置自行生產之富含烯烴的汽油餾分。
所述C4烴類是指以C4餾分為主要成分的常溫(如0-20℃)、常壓(如1atm)下以氣體形式存在的低分子碳氫化合物，包括分子中碳原子數為4的烷烴、烯烴及炔烴。它可以是由本裝置自行生產之富含C4餾分的氣態烴產品，也可以是由其他裝置或過程所生產的富含C4餾分的氣態烴，其中較佳是由本裝置自產的C4餾分。所述C4烴類較佳為富含烯烴的C4餾分，其中C4烯烴的含量大於50重%，較佳大於60重%，最好是在70重量%以上。較佳所述輕質烴包括汽油餾分，含或不含C4烴，C4烴與汽油餾分的重量比為0-2：1，例如0-1.2：1或0-0.8：1，如約2：3。當輕質烴包含C4烴時，引入第二提升管反應器的C4烴與重質原料的重量比為0.05-0.3：1，例如0.05-0.15：1，如約0.08：1。
本文所述的預提升介質可以選自水蒸汽、C1-C4烴類或常規催化性裂解亁氣中的一種或多種，較佳水蒸汽和/或富含烯烴的C4餾分。本文所述的預提升段是指在預提升介質將來自再生催化劑改向為沿提升管垂直向上加速流動、並使催化劑在提升管徑向形成相對均勻分佈流動狀態(即平推流)的工作區段。
在本發明提供的催化性裂解方法中，重質原料和裂解重油是在從提升管入口(最低)至提升管出口(最高)的方向上，在預提升段之前、之中或之後的位置處引入的。
根據本發明，提升管的底部是指在從提升管入口(最低)至提升管出口(最高)的方向上，接近預提升段並且在預提升段之後的位置。
本發明提供的催化性裂解方法中，第一提升管反應器末端的分離裝置將烴類物流與積炭催化劑分離。烴類物流進一步分離出其中攜帶的催化劑後(如下所述)進入後續的產品分離系統。流化床反應器反應後的烴類物流經沉降器分離出其中的攜帶的催化劑後，進入後續的產品分離系統。在產品分離系統中，烴類物流經分離得到裂解氣體、裂解汽油、裂解輕油和裂解重油。所述的產品分離系統可採用現有技術，本發明沒有特殊要求。
本發明提供的催化性裂解方法中，第一提升管反應器末端的分離裝置分離得到的積炭催化劑可以直接引入汽提系統進行汽提，也可以先引入流化床反應器，與流化床反應器中的催化劑混合後，再進入汽提系統進行汽提，較佳先引入流化床反應器後再進入汽提器進行汽提。離開流化床反應器的裂解催化劑進入汽提器進行汽提，兩股催化劑在同一汽提器中汽提，汽提後的催化劑引入再生器再生，再生後的催化劑引入第一提升管反應器和第二提升管反應器循環使用。
本發明提供的催化性裂解方法中，汽提水蒸汽和汽提 出的烴類物流，較佳引入流化床反應器的底部，穿過流化床後排出反應器，可降低烴類物流分壓，縮短烴類物流在沉降段停留時間，增產丙烯，同時降低亁氣、焦炭產率。
本發明提供的催化性裂解方法中，所述的提升管反應器選自等直徑提升管、等線速提升管和變直徑提升管中的一者或二者的組合，其中第一提升管反應器和第二提升管反應器可以採用相同的型式也可以採用不同的型式。所述的流化床反應器選自固定流化床、散式流化床、鼓泡床、湍動床、快速床、輸送床和密相床反應器中的一者或多者的組合。
本發明提供的催化性裂解方法中，所述的催化劑含有平均孔徑小於0.7奈米的擇形沸石，即第一股催化性裂解催化劑和第二股催化性裂解催化劑均含有平均孔徑小於0.7奈米的擇形沸石。所述平均孔徑小於0.7奈米的擇形沸石選自ZSM系列沸石、鎂鹼沸石、菱沸石、環晶石、毛沸石、A沸石、柱沸石、濁沸石，以及經物理和/或化學方法處理後得到的上述沸石之中的一者或多者的混合物。 ZSM系列沸石選自ZSM-5、ZSM-8、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-22、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48、ZSP、ZRP沸石和其他類似結構的沸石中的一者或多者的混合物。有關ZSM-5更為詳盡的描述參見USP3702886，所述的ZSM-5沸石可以是HZSM-5或經元素改性的ZSM-5沸石，例如經磷和過渡金屬改性的ZSM-5沸石中的一或多者。經磷和過渡金屬改性的ZSM-5沸石是例如經磷和鐵改性的 ZSP沸石。所述的ZRP沸石可以是氫型或經元素改性例如經磷和稀土改性的ZRP沸石。有關ZRP更為詳盡的描述參見USP5232675、CN1211470A、CN1611299A。
所述含有平均孔徑小於0.7奈米的擇形沸石催化劑可以是由現有技術提供的催化劑的一者或多者的組合，可以商購或按照現有方法製備。所述的催化劑含有沸石、無機氧化物和任選的黏土，例如其中含有：5-50重量%沸石、5-95重量%無機氧化物、0-70重量%黏土，所述沸石包括平均孔徑小於0.7奈米的擇形沸石，或還包括任選的大孔沸石，平均孔徑小於0.7奈米的擇形沸石佔活性組分的25-100重量%，較佳是50-100重量%，大孔沸石佔活性組分的0-75重量%，較佳是0-50重量%。
所述大孔沸石為具有至少0.7奈米環開口的孔狀結構的沸石，例如Y型沸石，如稀土Y型沸石(REY)、稀土氫Y型沸石(REHY)、超穩Y型沸石(USY)和稀土超穩Y型沸石(REUSY)，β型沸石，和L型沸石中的一者或二或多者的混合物。
所述無機氧化物係作為黏接劑，可選自二氧化矽(SiO2)和/或三氧化二鋁(Al2O3)。所述黏土係作為基質，即載體，可選自高嶺土和/或多水高嶺土。
本發明提供的催化性裂解方法中，第二提升管反應器中所使用的含有平均孔徑小於0.7奈米的擇形沸石催化劑與第一提升管反應器所用的催化劑可以相同，也可以不同。較佳的是第一股催化性裂解催化劑和第二股催化性裂解 催化劑為相同的催化劑。
本發明提供的催化性裂解方法中，所使用的催化性裂解裝置至少包括反應器部分、再生器部分和產品分離系統，較佳的是反應器採用由雙提升管與流化床形成的組合反應器構型，其中一個提升管與流化床反應器串聯較佳是同軸串聯後與另一個提升管相並列佈置，並且所述的提升管與流化床同軸串聯結構進一步與汽提器偶合佈置，較佳是同軸偶合佈置。
本發明提供的用於催化性裂解生產丙烯的裝置的一種具體實施方式如圖1所示，包括第一提升管反應器1、第二提升管反應器2、流化床反應器4、汽提器3、沉降器5、產品分離系統6和再生器7；其中提升管反應器2與流化床反應器4同軸串聯，流化床反應器4與汽提器3和沉降器5連通，提升管反應器1與沉降器5相連接；提升管反應器的2底部設置有裂解重油入口和裂解重油反應段，該裂解重油入口經由管線36與產品分離系統6的裂解重油出口34連通，提升管反應器2的裂解重油入口和提升管反應器2的出口之間設置有輕質烴入口，該入口與輕質烴管線24聯通，所述的裂解重油反應段處於裂解重油入口和輕質烴入口之間。汽提器3的底部經由待再生的催化劑輸送管線8與再生器7連通，再生器7經由再生催化劑輸送管線9與提升管反應器1的底部連通，再生器7經由再生催化劑輸送管線10與提升管反應器2的底部連通。
所述的提升管與流化床反應器同軸串聯組合中，提升 管出口較佳包括低壓出口分佈器，其壓降小於10 KPa。所述的低壓出口分佈器是例如拱形分佈器。
下面結合圖式對本發明所提供的方法提供進一步的說明：如圖1所示，流向反應器系統的高溫再生催化性裂解催化劑分為兩股，第一股經再生催化劑輸送管線9進入提升管反應器1的底部，另一股經再生催化劑輸送管線10流向提升管反應器2的底部。相應地兩股催化劑分別在由管線22和23引入的預提升介質作用下加速向上流動。
預熱後的重質原料(重質烴類或富含碳氫化合物的各種動植物油類)經管線20與來自管線21的霧化水蒸汽按一定比例混合後，引入提升管反應器1。烴類物流和催化劑的混合物經提升管1末端的快分裝置(圖中未標出)分離得到烴類物流與積炭催化劑。
來自本裝置的產品分離系統6的裂解重油物流經管線36與來自管線38的霧化水蒸汽混合後引入提升管反應器2底部，與經管線10引入的高溫再生催化劑接觸和反應，烴類物流和催化劑的混合物沿著提升管2向上流動，在其後路徑中，即在裂解重油入口與提升管反應器2出口之間的位置，與來自管線24的輕質烴和來自管線25的霧化水蒸汽的混合物流接觸和反應並繼續上行，所有的烴類物流和催化劑的混合物經提升管2的出口分佈器(圖中未標出)進入流化床反應器4後繼續反應，最後進入沉降器5進行烴類物流與催化劑的分離。
所有的烴類物流，包括來自提升管反應器1的烴類物流以及來自流化床反應器4的烴類物流均經由沉降器頂部旋風分離系統(圖中未標出)收集，並經由管線30引出，進入後續產品分離系統6。
在產品分離系統6中，催化裂解產物分離為氣態烴(由管線31引出)、裂解汽油(由管線32引出)、裂解輕油(由管線33引出)、裂解重油(由管線34引出)和裂解油漿(由管線35引出)。
管線31引出的裂解氣態烴在後續產品分離、精製後可得到聚合級丙烯產品和富含烯烴的C4餾分，其中富含烯烴的C4餾分可返回提升管反應器2再轉化以生產丙烯。
管線32引出的裂解汽油可部分或全部返回提升管反應器2再轉化；也可先將汽油切割為輕、重汽油餾分段，輕汽油餾分或全部返回提升管反應器2再轉化。
管線34引出的裂解重油的一部分或全部經管線36引入提升管反應器2底部以轉化。
經提升管反應器1末端的快分裝置分離出的積炭催化劑引入流化床反應器4與來自提升管2的催化劑混和，在反應後引入汽提器3，汽提蒸汽經管線37引入，與積炭催化劑逆流接觸，將積炭催化劑所攜帶的烴類物流盡可能地汽提乾淨並穿過流化床反應器4引至沉降器5，與其他烴類物流一起經管線30引出沉降器。
汽提後的催化劑經由待再生的催化劑輸送管線8送入再生器7燒焦再生。含氧氣體如空氣經管線26引入再生 器7，再生煙氣經管線27引出。再生後的催化劑經再生催化劑輸送管線9和10分別返回提升管反應器1和2循環使用。
在上述具體實施方式過程中，經由管線22和23分別向提升管1和提升管2引入預提升介質。
下面的實施例將對本發明予以進一步說明。
實施例和對比例中所使用的原料B是一種常壓重油，具體性質見表1。所採用的催化劑為中國石化催化劑齊魯分公司生產的商品編號為MMC-2的催化劑，其具體性質見表2，該催化劑含平均孔徑小於0.7nm的擇形沸石。
實施例1
實施例1在中型裝置中進行。在該中型裝置中，第一提升管反應器的內徑為16毫米，長度為3800毫米，第二提升管反應器的內徑為16毫米，長度為3200毫米，第二提升管反應器出口連接流化床反應器，流化床反應器的內徑為64毫米，高度為600毫米，其構型如圖1所示，試驗採用回煉方式操作。
一股高溫再生催化劑經再生催化劑輸送管線9由再生器7引入提升管反應器1的底部，並在水蒸汽預提升介質的作用下向上流動；原料油B經預熱與霧化水蒸汽混合後，經由進料噴嘴進入提升管反應器1內，與熱的再生催化劑接觸進行催化性轉化反應，烴類物流和催化劑的混合物沿提升管反應器1上行至提升管反應器1末端的快速分離 設備進行氣固分離；分離後，烴類物流引入產品分離系統6分離成氣體和液體產物，催化劑因重力作用進入流化床反應器4。
另外一股高溫再生催化劑經再生催化劑輸送管線10輸送至提升管反應器2底部，並在水蒸汽預提升介質的作用下向上流動，與來自產品分離系統6的裂解重油餾分(餾程為350-500℃)以及霧化水蒸汽混合物接觸反應後繼續上行，然後與經由裂解重油引入點的上方300 mm處的噴嘴引入的來自產品分離系統6的回煉輕汽油餾分(餾程為30-85℃)接觸反應、上行，然後進入流化床反應器4繼續反應，反應後的烴類物流經沉降器分離出其中攜帶的催化劑後引入產品分離系統6。
反應後的催化劑(待再生的催化劑，包括來自第一提升管反應器和第二提升管反應器的催化劑)從流化床反應器底部進入與流化床反應器相連通的汽提器3，汽提後進入再生器7與空氣接觸進行高溫燒焦再生。再生後的催化劑經再生催化劑輸送管線返回兩個提升管反應器循環使用。汽提水蒸汽汽提出待再生的催化劑上吸附的烴類物流後，經由流化床進入沉降器進行氣固分離。實驗的主要操作條件和結果列於表3。
對比例1
對比例1的實驗在中型裝置進行。該中型裝置採用雙提升管反應器結構。第一提升管反應器的內徑為16毫米 ，長度為3800毫米，第二提升管反應器的內徑為14毫米，長度為3800毫米。與實施例1所用試驗裝置不同是第二提升管反應器出口沒有連接流化床反應器，其基本構型可以參見CN101074392A的圖1。試驗採用回煉方式操作，與實施例1基本相同，實驗的主要操作條件和結果列於表3。
實施例2
參照實施例1的方法進行實驗，增加了來自產品分離系統6的回煉C4餾分進入第二提升管參與反應，並調整反應操作參數。其反應條件及反應結果見表3。
實施例3
本實施例在中型裝置上進行，如圖1所示。在該連續反應-再生操作的中型裝置中，提升管1的內徑為16毫米，長度為3800毫米，提升管2的內徑為16毫米，長度為3200毫米，提升管2出口連接流化床3，流化床3的內徑為64毫米，高度為600毫米。原料為常壓重油B，催化劑為MMC-2。第一股高溫再生催化劑經再生催化劑輸送管線9由再生器7引入提升管反應器1底部，並在水蒸汽預提升介質的作用下向上流動，然後與經管線20引入提升管反應器1的原料B接觸反應，然後進入沉降器5[C1]進行烴類物流與催化劑的分離，分離出的烴類物流引入產品分離系統6，催化劑進入流化床反應器4；第二股高溫再 生催化劑經再生催化劑輸送管線10引入提升管反應器2的底部，在水蒸汽預提升管介質的作用下向上流動，與經由管線36引入提升管反應器2的來自產品分離系統6的裂解重油(餾程為300-550℃)和霧化水蒸汽的混合物接觸反應；裂解輕汽油(餾程32-85℃)從裂解重油引入點的上方300 mm處引入提升管反應器2參與反應；反應混合物沿提升管上行經由提升管出口進入與提升管相連的流化床反應，流化床反應後的烴類物流攜帶部分催化劑進入沉降器，隨後經由沉降器頂部設置的旋風分離系統進行氣固分離，烴類物流經由管線30引入產品分離系統6而分離成氣體和液體產物；流化床反應後的含有焦炭的催化劑(待再生的催化劑)因重力作用流入汽提器，汽提水蒸汽汽提出待再生的催化劑上吸附的烴類物流後經由流化床進入沉降器進行氣固分離。汽提後的待再生的催化劑經由待再生的催化劑輸送管線8進入再生器，與空氣接觸進行高溫燒焦再生。再生後的催化劑循環使用。
本實施例的主要操作條件和結果列於表4。
實施例4-5
按照實施例1，調整反應的條件，反應條件及結果見表4。
對比例2
按照實施例2的方法進行，所不同的是裂解輕汽油引 入提升管2的底部，裂解重油引入流化床4的底部，來自產品分離系統6的回煉C4餾分進入提升管2的預提升段。反應條件及結果見表3。
對比例3
所用裝置如實施例1所示，不同的是，輕質烴在提升管反應器2的底部位置引入，裂解重油入口在輕質烴入口和提升管2的出口之間長度的二分之一處，經由催化劑輸送線引入提升管反應器2的再生催化劑先與輕質烴反應一段時間後，再與引入提升管反應器2的裂解重油反應，然後進入流化床反應器4進行反應。
由表3和表4可見，本發明提供的方法，能夠提高丙烯、丁烯的產率，還可以明顯降低亁氣和焦炭產率，亁氣選擇性(即亁氣產率＊100/轉化率)降低，重油轉化能力增強，產品分佈較為合理。
表1、3和4中w表示重量
表3、4中所述的新鮮進料指重質原料，本發明實施例中，即原料B。w指重量，反應壓力為沉降器壓力。
1‧‧‧第一提升管反應器
2‧‧‧第二提升管反應器
3‧‧‧汽提器
4‧‧‧流化床反應器
5‧‧‧沉降器
6‧‧‧產品分離系統
7‧‧‧再生器
8‧‧‧待再生的催化劑輸送管線
9‧‧‧再生催化劑輸送管線
10‧‧‧再生催化劑輸送管線
20‧‧‧管線
21‧‧‧管線
22‧‧‧管線
23‧‧‧管線
24‧‧‧管線
25‧‧‧管線
26‧‧‧管線
27‧‧‧管線
30‧‧‧管線
31‧‧‧管線
32‧‧‧管線
33‧‧‧管線
34‧‧‧裂解重油出口，管線
35‧‧‧管線
36‧‧‧管線
37‧‧‧管線
38‧‧‧管線
圖1為本發明提供的催化裂解方法的流程示意圖，其中1為第一提升管反應器，2為第二提升管反應器，3為汽提器，4為流化床反應器，5為沉降器，6為產品分離系 統，7為再生器，8為待再生的催化劑輸送管線，9和10為再生催化劑輸送管線；提升管反應器2與流化床反應器4串聯經由沉降器5與提升管反應器1實現並列佈置，流化床反應器4與汽提器3高低佈置且相連通。
1‧‧‧第一提升管反應器
2‧‧‧第二提升管反應器
3‧‧‧汽提器
4‧‧‧流化床反應器
5‧‧‧沉降器
6‧‧‧產品分離系統
7‧‧‧再生器
8‧‧‧待再生的催化劑輸送管線
9‧‧‧再生催化劑輸送管線
10‧‧‧再生催化劑輸送管線
20‧‧‧管線
21‧‧‧管線
22‧‧‧管線
23‧‧‧管線
24‧‧‧管線
25‧‧‧管線
26‧‧‧管線
27‧‧‧管線
30‧‧‧管線
31‧‧‧管線
32‧‧‧管線
33‧‧‧管線
34‧‧‧裂解重油出口，管線
35‧‧‧管線
36‧‧‧管線
37‧‧‧管線
38‧‧‧管線

Claims (19)

  1. 一種生產丙烯的催化性裂解方法，其包括：(1)經由預提升介質的作用將重質原料與第一股催化性裂解催化劑引入第一提升管反應器以進行催化性裂解反應，經由提升管末端的分離裝置將烴類物流與積炭催化劑分離，將烴類物流引入後續的產品分離系統以進行分離，而將積炭催化劑直接引入汽提器進行汽提，或者先引入流化床反應器，再進入汽提器進行汽提，經汽提後引入再生器以再生；該第一股催化性裂解催化劑包含平均孔徑小於0.7 nm的擇形沸石；(2)經由預提升介質的作用將裂解重油引入第二提升管反應器，與引入第二提升管反應器的第二股催化性裂解催化劑接觸反應，該第二股催化性裂解催化劑包含平均孔徑小於0.7 nm的擇形沸石；(3)在引入裂解重油後，將輕質烴引入第二提升管反應器，與由裂解重油和第二股催化性催化劑接觸反應形成的混合物接觸及反應；該輕質烴包括由該產品分離系統得到的C4烴和/或汽油餾分；(4)將第二提升管反應器反應後的烴類物流與催化劑引入與第二提升管反應器串聯的流化床反應器中以反應；(5)在流化床反應器反應後，將烴類物流引入產品分離系統以分離，將積炭催化劑引入汽提器以汽提，然後引入再生器以再生。
  2. 如申請專利範圍第1項之催化性裂解方法，其中， 重質原料在第一提升管反應器的反應溫度為480-600℃，劑油比為5-20，反應時間為0.50-10秒，重質原料之霧化水蒸汽佔重質原料進料量的2-50重量%，和反應壓力為絕壓0.15-0.3 MPa。
  3. 如申請專利範圍第2項之催化性裂解方法，其中，第一提升管反應器的反應溫度為500-570℃，劑油比為7-15，反應時間為1-4秒，重質原料之霧化水蒸汽佔重質原料進料量的5~10重量%，和反應壓力為絕壓0.2-0.25 MPa。
  4. 如申請專利範圍第1項之催化性裂解方法，其中，與輕質烴接觸前，裂解重油與第二股催化性裂解催化劑在第二提升管反應器中接觸反應的時間為0.1-1秒，裂解重油反應的劑油比為5-50：1，裂解重油之霧化水蒸汽佔裂解重油進料量的5-15重量%；引入第二提升管反應器的第二股催化性裂解催化劑的溫度為600-720℃。
  5. 如申請專利範圍第4項之催化性裂解方法，其中，與輕質烴接觸前，裂解重油與第二股催化性裂解催化劑在第二提升管反應器中接觸反應的時間為0.1-0.5秒。
  6. 如申請專利範圍第4項之催化性裂解方法，其中，引入第二提升管反應器的第二股催化性裂解催化劑的溫度為650-700℃。
  7. 如申請專利範圍第4項之催化性裂解方法，其中，第二提升管反應器中裂解重油反應的劑油比為20-48。
  8. 如申請專利範圍第1項之催化性裂解方法，其中， 第二提升管反應器中，與輕質烴接觸前，裂解重油的反應溫度為580-700℃。
  9. 如申請專利範圍第8項之催化性裂解方法，其中，與輕質烴接觸前，裂解重油的反應溫度為595-675℃。
  10. 如申請專利範圍第1項之催化性裂解方法，其中，該輕質烴在第二提升管反應器中反應的劑油比為5-40。
  11. 如申請專利範圍第1項之催化性裂解方法，其中，該輕質烴為汽油餾分和/或C4烴，當該輕質烴包括汽油餾分時，汽油餾分在第二提升管反應器內反應的操作條件是：劑油比為10-30，反應時間為0.1-1.5秒，汽油之霧化水蒸汽量佔汽油餾分進料量的5-30重量%；當該輕質烴包括C4烴時，C4烴在第二提升管反應器內反應的操作條件是：劑油比為12-40，反應時間為0.50-2.0秒。
  12. 如申請專利範圍第1項之催化性裂解方法，其中，該裂解重油與該重質原料的重量比為0.01-0.35：1；該輕質烴與該重質原料的重量比為0.05-0.5：1。
  13. 如申請專利範圍第12項之催化性裂解方法，其中，裂解重油與該重質原料的重量比為0.01-0.10：1，輕質烴與該重質原料的重量比為0.05-0.3：1。
  14. 如申請專利範圍第1項之催化性裂解方法，其中，流化床反應器的反應溫度為500-580℃，重時空速為1-35小時-1。
  15. 如申請專利範圍第1項之催化性裂解方法，其中，將來自第一提升管反應器的積炭催化劑引入該流化床反 應器。
  16. 如申請專利範圍第1項之催化性裂解方法，其中，該重質原料為重質烴類和/或富含碳氫化合物的各種動植物油類。
  17. 如申請專利範圍第1項之催化性裂解方法，其中，該裂解重油為由該產品分離系統分離得到的餾程為300-550℃的烴餾分或其中的窄餾分。
  18. 如申請專利範圍第1項之催化性裂解方法，其中，該催化劑包括5-50重量%沸石、5-95重量%無機氧化物和0-70重量%黏土，該沸石包括25-100重量%平均孔徑小於0.7奈米的擇形沸石，和0-75重量%大孔沸石。
  19. 一種用於催化性裂解之生產丙烯的裝置，其包括第一提升管反應器(1)、第二提升管反應器(2)、流化床反應器(4)、汽提器(3)、沉降器(5)、產品分離系統(6)和再生器(7)；其中第二提升管反應器(2)與流化床反應器(4)串聯，流化床反應器(4)與汽提器(3)和沉降器(5)連通，第一提升管反應器(1)與沉降器(5)相連接，沉降器(5)與產品分離系統(6)相連接；第二提升管反應器(2)的底部設置有裂解重油入口和裂解重油反應段，該裂解重油入口經由產品分離系統(6)之用於輸送裂解重油的管線(36)而與產品分離系統(6)的裂解重油出口(34)連通，再生器(7)經由待再生的催化劑輸送管線(8)、至第一提升管反應器(1)的催化劑輸送管線(9)和至第二提升管反應器(2)的催化劑輸送管線(10)分別與汽提器(3)、第一提升管反應器(1)和第二提升 管反應器(2)連通，第二提升管反應器(2)的裂解重油入口和第二提升管反應器(2)的出口之間設置有輕質烴入口，該裂解重油反應段處於裂解重油入口和輕質烴入口之間。
TW101127216A 2011-07-29 2012-07-27 A method for producing catalytic cracking of propylene TWI548732B (zh)

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201110214337.9A CN102899078B (zh) 2011-07-29 2011-07-29 一种生产丙烯的催化裂化方法

Publications (2)

Publication Number Publication Date
TW201311879A true TW201311879A (zh) 2013-03-16
TWI548732B TWI548732B (zh) 2016-09-11

Family

ID=47571574

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
TW101127216A TWI548732B (zh) 2011-07-29 2012-07-27 A method for producing catalytic cracking of propylene

Country Status (4)

Country Link
CN (1) CN102899078B (zh)
RU (1) RU2580829C2 (zh)
SA (1) SA112330738B1 (zh)
TW (1) TWI548732B (zh)

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN109385301A (zh) * 2017-08-08 2019-02-26 中国石油天然气股份有限公司 一种轻烃与重烃复合原料的烃油催化转化方法
TWI804511B (zh) * 2017-09-26 2023-06-11 大陸商中國石油化工科技開發有限公司 一種增產低烯烴和高辛烷值汽油的催化裂解方法

Families Citing this family (17)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN107974286B (zh) * 2016-10-21 2020-11-13 中国石油化工股份有限公司 一种生产低碳烯烃和轻芳烃的催化裂解方法
CN110540866B (zh) * 2018-05-28 2021-09-07 中国石油化工股份有限公司 一种原油全馏分的加工方法
CN110540869B (zh) * 2018-05-28 2021-08-06 中国石油化工股份有限公司 一种催化裂化的方法
CN110857394B (zh) * 2018-08-24 2021-11-16 中国石油化工股份有限公司 一种焦化汽油和重质原料油加工的方法和系统
CN110857396B (zh) * 2018-08-24 2021-11-16 中国石油化工股份有限公司 一种焦化汽油和重质原料油加工的方法和系统
CN110857401B (zh) * 2018-08-24 2021-11-16 中国石油化工股份有限公司 一种焦化汽油的加工方法和系统
CN110857398B (zh) * 2018-08-24 2021-11-16 中国石油化工股份有限公司 一种焦化汽油和重质原料油加工的方法和系统
CN110857400B (zh) * 2018-08-24 2021-11-16 中国石油化工股份有限公司 一种采用双提升管进行焦化汽油加工的方法和系统
CN110857399B (zh) * 2018-08-24 2021-11-16 中国石油化工股份有限公司 采用提升管加工焦化汽油和重质原料油的方法和系统
CN110857395B (zh) * 2018-08-24 2021-11-16 中国石油化工股份有限公司 一种焦化汽油和重质原料油加工的方法和系统
CN111423904B (zh) * 2019-01-09 2023-10-13 中国石油化工股份有限公司 催化裂解的工艺和系统
CN112680247B (zh) * 2019-10-18 2022-02-08 中国石油化工股份有限公司 一种多产低碳烯烃的催化转化方法及装置
CN111686796B (zh) * 2020-07-06 2023-11-10 中国石油天然气集团公司 油砂沥青非临氢减粘改质催化剂及其制备方法和应用
CN114426877B (zh) 2020-10-29 2023-07-14 中国石油化工股份有限公司 一种原油催化裂解生产低碳烯烃和btx的方法
CN115161060B (zh) * 2021-04-02 2024-02-27 上海河图工程股份有限公司 一种多产低碳烯烃的催化裂化方法及装置
CN114558527A (zh) * 2021-07-26 2022-05-31 安徽国星生物化学有限公司 一种生产吡啶碱的反应装置及其实施方法
CN115746899A (zh) * 2021-09-02 2023-03-07 中国石油化工股份有限公司 反应器和分离系统

Family Cites Families (10)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3856659A (en) * 1972-12-19 1974-12-24 Mobil Oil Corp Multiple reactor fcc system relying upon a dual cracking catalyst composition
CN1986505B (zh) * 2005-12-23 2010-04-14 中国石油化工股份有限公司 一种增产低碳烯烃的催化转化方法
CN101045881B (zh) * 2006-03-31 2010-06-23 中国石油化工股份有限公司 一种催化转化装置
CN100582200C (zh) * 2006-04-21 2010-01-20 中国石油天然气股份有限公司 一种提升管催化转化工艺及装置
CN100586909C (zh) * 2006-04-28 2010-02-03 中国石油化工股份有限公司 一种增产丙烯的催化转化方法
CN101074392B (zh) * 2006-05-18 2010-05-12 中国石油天然气股份有限公司 一种利用两段催化裂解生产丙烯和高品质汽柴油的方法
CN101293806B (zh) * 2007-04-28 2012-05-23 中国石油化工股份有限公司 一种提高低碳烯烃产率的催化转化方法
CN101760227B (zh) * 2008-12-25 2013-06-05 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
CN102051213B (zh) * 2009-10-30 2014-03-26 中国石油化工股份有限公司 一种催化裂解方法
CN102071054B (zh) * 2009-10-30 2013-07-31 中国石油化工股份有限公司 一种催化裂化方法

Cited By (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN109385301A (zh) * 2017-08-08 2019-02-26 中国石油天然气股份有限公司 一种轻烃与重烃复合原料的烃油催化转化方法
CN109385301B (zh) * 2017-08-08 2021-01-01 中国石油天然气股份有限公司 一种轻烃与重烃复合原料的烃油催化转化方法
TWI804511B (zh) * 2017-09-26 2023-06-11 大陸商中國石油化工科技開發有限公司 一種增產低烯烴和高辛烷值汽油的催化裂解方法

Also Published As

Publication number Publication date
CN102899078A (zh) 2013-01-30
SA112330738B1 (ar) 2015-10-27
RU2580829C2 (ru) 2016-04-10
CN102899078B (zh) 2015-03-18
TWI548732B (zh) 2016-09-11
RU2012132524A (ru) 2014-02-10

Similar Documents

Publication Publication Date Title
TWI548732B (zh) A method for producing catalytic cracking of propylene
US9234143B2 (en) Catalytic cracking apparatus and process
TWI599400B (zh) 流體催化裂解方法及用於最大化輕質烯烴或最大化中間蒸餾物及輕質烯烴的裝置
CN107597026B (zh) 一种催化裂解的工艺和系统
CN102051213B (zh) 一种催化裂解方法
WO2009018722A1 (fr) Procédé de conversion catalytique
CN101600782B (zh) 烷基化油和中间馏分油的制备方法
WO2008020923A1 (en) Dual riser fcc reactor process with light and mixed light/heavy feeds
WO2007071177A1 (fr) Methode de conversion catalytique destinee a augmenter le rendement d'olefines inferieures
CN101161786A (zh) 一种石油烃类的转化方法
JP2021531378A (ja) 炭化水素油の接触分解方法、反応器及システム
CN109666505B (zh) 一种催化裂解的工艺和系统
CN110540861B (zh) 一种催化裂解的工艺和系统
CN109385306B (zh) 与加氢处理组合的催化裂化方法及装置
CN113897216B (zh) 一种催化裂解的方法和系统
CN111423905B (zh) 催化裂解的工艺和系统
TWI494421B (zh) Catalytic cracking apparatus and method
CN112723970B (zh) 一种重质油生产丙烯、乙烯和芳烃的方法和催化转化装置
CN110540860B (zh) 一种采用双下行管进行催化裂解的工艺和系统
CN111423904B (zh) 催化裂解的工艺和系统
JP2021529874A (ja) 炭化水素油の接触分解方法及びシステム
CN110551519A (zh) 一种生产丙烯和轻芳烃的催化裂解方法
CN109679687B (zh) 一种生产低苯高辛烷值汽油的催化转化方法
WO2020192490A1 (zh) 一种多产丙烯的催化转化方法和系统
CN116064164A (zh) 一种用于催化裂解生产低碳烯烃和船用燃料油的方法和系统