TW202006127A - 一種烴油催化裂解方法和系統 - Google Patents

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Abstract

一種烴油催化裂解方法和系統，該方法包括使烴油原料與催化裂解催化劑在包括串聯的稀相輸送床和快速流化床的反應器中接觸反應的步驟，其中，在所述快速流化床中，所述催化劑的軸向固體分率ε控制在約0.1至約0.2的範圍內。本申請的方法和系統用於烴油原料、特別是重質原料油的催化裂解時，乾氣和焦炭產率低，產品分佈好。

Description

一種烴油催化裂解方法和系統
本申請要求申請人於2018年7月16日向中國專利局提交的申請號為201810779819.0、名稱為“一種採用稀相輸送床與快速流化床進行催化裂解的方法和系統”的專利申請的優先權，上述專利申請的內容經此引用全文併入本文。
本申請涉及催化裂解的技術領域，具體涉及一種烴油催化裂解方法和系統。
以乙烯、丙烯為代表的低碳烯烴是化學工業的最基本原料，國內外多以天然氣或輕質石油餾份為原料，採用乙烯聯合裝置中蒸汽裂解工藝生產低碳烯烴。苯、甲苯、二甲苯（BTX）是重要的基礎化工原料，其中對二甲苯（PX）佔BTX消費總量的45%左右。隨著中國聚酯等工業的發展，預計BTX的需求將繼續高速增長。約90%的乙烯、約70%的丙烯、90%的丁二烯、30%的芳烴均來自蒸汽裂解副產。雖然蒸汽裂解技術經過幾十年的發展，技術不斷完善，但仍具有能耗高、生產成本高、CO2 排放量大和產品結構不易調節等技術局限，石油化工如果採用傳統的蒸汽裂解製乙烯、丙烯路線，將面臨輕質原料油短缺、生產能力不足以及成本過高等幾大製約因素，另外，隨著蒸汽裂解原料的輕質化，丙烯和輕芳烴產率下降更是加劇的供需矛盾。催化裂解技術可以作為生產低碳烯烴和輕芳烴的生產工藝的有益補充，對煉油和化工一體化的企業來說，採用催化技術路線生產化工原料具有明顯的社會與經濟效益。
中國專利申請公開CN1234426A公開了一種從重質油同時製取低碳烯烴和高芳烴汽油的方法，包括使重質石油烴和水蒸汽在由提升管和密相流化床組成的複合反應器中進行催化裂解反應，達到提高低碳烯烴特別是丙烯的產率，同時使汽油中的芳烴含量增加到80重%左右。
中國專利申請公開CN1393510A公開了一種重質石油烴催化轉化增產乙烯和丙烯的方法，包括使烴油原料，也是在提升管或流化床反應器中與含有五元環高矽沸石的催化劑接觸、反應，該方法不僅可以提高乙烯和丙烯產率，還可以在一定程度上緩解催化劑的水熱失活。
中國專利申請公開CN1721510A公開了一種採用雙反應區催化裂解生產低碳烯烴和芳烴的方法，其在兩個反應區採用不同的重時空速達到從重質原料最大限度地生產丙烯、乙烯等低碳烯烴，其中丙烯的產率超過20重%，同時聯產甲苯與二甲苯等芳烴的目的。
美國專利申請公開US2002003103A和US2002189973A公開了採用雙提升管來增產丙烯的FCC裝置，其中裂解反應生成的汽油（60～300℉/15-150℃）進料到第二根提升管進一步反應，催化劑是USY分子篩和ZSM-5分子篩催化劑的混合物。
美國專利申請公開US2002195373A和國際專利申請公開WO2017223310A公開的方法是採用下行式反應器，在高溫（1020～1200℉/550-650℃）、短接觸時間（>0.5秒）和大劑油比（15 ～25）條件下操作。主催化劑（Y型八面沸石）具有低氫轉移活性，其配方結合操作條件來製定，以使輕烯烴產率最大化。高效分離器在0.1秒之內將產物和催化劑分離，使得二次反應和焦炭的形成最小化。另外，使用LCO來驟冷分離出來的氣體產物至約930℉/500℃，並防止進一步裂解。
美國專利US6538169A和美國專利申請公開US2003121825A公開的方法也是採用兩個反應區和一個共用的再生器的構成反應－再生系統。在第一反應區，使用高溫和高劑油比將重質原料裂解為輕烯烴或能轉化為輕烯烴的中間產物。第二反應區由第二根提升管構成，在那兒操作條件更苛刻，從汽油產品中生產更多的輕組份。使用擇形分子篩如ZSM-5輔助汽油向輕烯烴的轉化，適用的原料包括VGO、HVGO和氫化的瓦斯油。
中國專利申請公開CN1403540A公開了一種製取乙烯和丙烯的催化轉化方法，其中採用提升管和密相流化床串聯反應器，將輕質原料注入提升管，在較高苛刻度下反應，反應產物與積炭催化劑進入流化床，在相對緩和條件下繼續反應，該方法具有較高的乙烯+丙烯+丁烯產率。
中國專利申請公開CN102051213A公開了一種催化裂解方法，包括將重質原料在包括至少兩個反應區的第一提升管反應器中與催化劑接觸進行裂解反應，將輕質原料和裂解重油在第二提升管反應器和流化床反應器中與催化劑接觸進行裂解反應的步驟。該方法用於重油催化裂解，重油轉化率和丙烯產率較高，乾氣和焦炭產率低。
煉油化工行業結構性矛盾日益嚴重，一方面傳統石化產品產能過剩，成品油供需矛盾突出，另一方面資源類產品和高端石油化工產品短缺突出，煉油向化工轉型已是大勢所趨。作為煉油與化工橋樑的催化裂解裝置面臨前所未有壓力與挑戰。當前，催化裂解裝置摻煉常壓渣油比例越來越大，甚至提出摻煉減壓渣油的要求，現有催化裂解技術通常以減壓蠟油或石蠟基常壓渣油為原料，最先進的催化裂解技術是採用雙提升管或者提升管串聯密相床層的反應器，在較高苛刻度的反應條件下，達到多產低碳烯烴和／或輕芳烴的目標，這類反應器在加工摻渣重油時，不可避免地出現乾氣和焦炭產率高的問題。採用下行式反應器時可以達到焦炭產率的降低，但是反應轉化率相對較低，需要專用催化劑。隨著原料的重質化，催化裂解裝置摻煉渣油的要求越來越多，為了高效利用劣質重油資源，滿足日益增長的化工原料如低碳烯烴和芳烴的需求，有必要開發一種將劣質重油原料轉化為高附加值產品的催化裂解方法。
本申請的目的是提供一種新型的烴油催化裂解方法和系統，其特別適用於由烴油原料、特別是重質原料油經催化裂解來生產低碳烯烴，例如乙烯和丙烯。採用本申請的方法和系統進行催化裂解的乾氣和焦炭產率低，產品分佈好。
為了實現上述目的，在一個方面，本申請提供了一種烴油催化裂解方法，包括使烴油原料、特別是重質原料油與催化裂解催化劑在包括串聯的稀相輸送床和快速流化床的反應器中接觸反應的步驟，其中，在所述快速流化床中，所述催化劑的軸向固體分率ε控制在約0.1至約0.2的範圍內。
另一方面，本申請提供了一種適用於烴油、特別是重質原料油的催化裂解的系統，該系統包括催化裂解反應器、油劑分離設備、任選的反應產物分離設備、和再生器， 所述催化裂解反應器包括串聯的稀相輸送床和快速流化床，按照反應物料的流向，所述稀相輸送床與快速流化床流體流通且所述稀相輸送床位於所述快速流化床的上游； 所述稀相輸送床設置有底部的催化劑入口、下部的第一反應原料入口，所述快速流化床設置有頂部的油劑出口和任選的底部的第二反應原料入口，所述油劑分離設備設置有油劑入口、催化劑出口和反應產物出口，所述任選的反應產物分離設備設置有反應產物入口、乾氣出口、液化氣出口、裂解汽油出口、裂解柴油出口和裂解重油出口，所述再生器設置有催化劑入口和催化劑出口， 所述稀相輸送床的催化劑入口與所述再生的催化劑出口流體連通，所述快速流化床的油劑出口與所述油劑分離設備的油劑入口流體連通，所述油劑分離設備的反應產物出口與所述任選的反應產物分離設備的反應產物入口流體連通，所述油劑分離設備的催化劑出口與所述再生器的催化劑入口流體連通。
本申請通過將快速流化床的催化劑軸向固體分率ε控制在約0.1至約0.2的範圍內可以有效提高快速流化床內的催化劑密度，從而大幅度提高反應瞬間的催化劑和烴油原料之比，並控制相對較長的反應時間，使催化劑能夠與烴油原料、特別是劣質重油進行充分反應。由此不僅能提高反應轉化率，還能提高低碳烯烴和輕芳烴的產率，同時，還可以有效減少乾氣和焦炭的生成，使產品分佈與產品質量得到改善。
進一步地，本申請通過在快速流化床中引入補充催化劑可以在較大範圍內調節劑油比，為裂解反應提供更多的活性中心。同時，引入補充催化劑增強了反應溫度調節的靈活性，可以有效調節快速流化床內溫度與催化劑活性的梯度。
採用本申請的方法和系統可以使石化企業從廉價的劣質重油最大限度地生產高附加值的化工原料，有助於推進煉油企業的煉化一體化進程，既解決了石化原料短缺的問題，又提高了石化行業的經濟效益和社會效益。
本申請的其他特徵和優點將在隨後的具體實施方式部分予以詳細說明。
以下將通過具體的實施方式對本申請作出進一步的詳細描述，應當理解的是，此處所描述的具體實施方式僅用於說明和解釋本申請，但不以任何方式限製本發明。
在本文中所披露的任何具體數值（包括數值範圍的端點）都不限於該數值的精確值，而應當理解為還涵蓋了接近該精確值的值，例如在該精確值±5%範圍內的所有可能的數值。並且，對於所披露的數值範圍而言，在該範圍的端點值之間、端點值與範圍內的具體點值之間，以及各具體點值之間可以任意組合而得到一個或多個新的數值範圍，這些新的數值範圍也應被視為在本文中具體公開。
在本申請中，所述稀相輸送床和快速流化床構成所述反應器的兩個串聯的反應區，因此也可以分別稱為稀相輸送床反應區和快速流化床反應區。
在本申請中，術語“稀相輸送床”具有本領域技術人員所熟知的含義，具體是指其中的催化劑顆粒在流體中形成懸浮狀態的稀相，並被流體從流化床中一起夾帶出去的流化床形式。
在本申請中，術語“快速流化床”具有本領域技術人員所熟知的含義，具體是指其中的催化劑顆粒處於快速流態化狀態的流化床形式，其中快速流態化是一種無氣泡的氣固接觸流態化，重要特徵是固體顆粒趨向於成團運動。當催化劑處於快速流態化狀態時，流化床內催化劑的軸向固體分率ε通常在約0.05至約0.4的範圍內。但是，在傳統快速流化床中，催化劑通常呈上稀下濃式分佈，例如上部的催化劑軸向固體分率ε可在約0.05至約0.1的範圍內，而下部的催化劑軸向固體分率ε可在約0.3至約0.4的範圍內。
根據本申請，在所述快速流化床中，當催化劑的軸向固體分率ε自下至上始終控制在約0.1至約0.2的範圍內（即在該反應區沿軸向均分的上、中、下三部分中測得的催化劑軸向固體分率ε均大於等於約0.1且小於等於約0.2）時，整個所述快速流化床內的催化劑呈擬均一的全濃相分佈。相應地，其內的催化劑呈此類全濃相分佈的快速流化反應區可以稱為“全濃相反應區”。
在本申請中，術語“水油重量比”是指注入反應器內的總蒸汽重量與原料重量之比。
在本申請中，所謂“上游”和“下游”均是基於反應物料的流動方向而言的。例如，當反應物流自下而上流動時，“上游”表示位於下方的位置，而“下游”表示位於上方的位置。
除非另有說明，本文所用的術語具有與本領域技術人員通常所理解的相同的含義，如果術語在本文中有定義，且其定義與本領域的通常理解不同，則以本文的定義為準。
本申請中，除了明確說明的內容之外，未提到的任何事宜或事項均直接適用本領域已知的那些而無需進行任何改變。而且，本文描述的任何實施方式均可以與本文描述的一種或多種其他實施方式自由結合，由此形成的技術方案或技術思想均視為本發明原始公開或原始記載的一部分，而不應被視為是本文未曾披露或預期過的新內容，除非本領域技術人員認為該結合明顯不合理。
在本文中提及的所有專利和非專利文獻，包括但不限於教科書和期刊文章等，均通過引用方式全文併入本文。
在第一方面，本申請提供了一種烴油催化裂解方法，包括使烴油原料、特別是重質原料油與催化裂解催化劑在包括串聯的稀相輸送床和快速流化床的反應器中接觸反應的步驟，其中，在所述快速流化床中，所述催化劑的軸向固體分率ε控制在約0.1至約0.2的範圍內。
在優選的實施方式中，根據本申請的方法用於由重質原料油生產低碳烯烴，例如乙烯和丙烯，並且進一步包括如下步驟：
i)使包括輕質原料和/或重質原料油的第一反應原料與催化裂解催化劑在稀相輸送床中接觸進行第一催化裂解反應；以及
ii)使步驟i)的反應流出物和任選的包括輕質原料和/或重質原料油的第二反應原料在快速流化床中進行第二催化裂解反應，
所述輕質原料選自C4烴餾份、C5-C6輕汽油餾份和它們的任意組合，且所述第一和第二反應原料中至少一者包括所述重質原料油；
其中，在所述快速流化床中，所述催化劑的軸向固體分率ε控制在約0.1至約0.2的範圍內。
根據本申請，通過將所述快速流化床中的催化劑軸向固體分率ε自下至上始終控制在約0.1至約0.2範圍內，防止了催化劑在該快速流化床內呈上稀下濃式分佈，使所述快速流化床上下的實際劑油比保持一致，進而能夠減少乾氣和焦炭的產率，並提高目標產物的產率。
在進一步優選的實施方式中，本申請方法進一步包括如下步驟：
i)使所述第一反應原料與催化裂解催化劑在稀相輸送床中接觸進行第一催化裂解反應；
ii)使步驟i)的反應流出物和任選的第二反應原料在快速流化床中、在有效生成低碳烯烴的條件下進行第二催化裂解反應，其中在所述快速流化床中所述催化劑的軸向固體分率ε控制在約0.1至約0.2的範圍內；
iii)將來自所述反應器的反應流出物分離，得到富含低碳烯烴的反應產物和待生催化劑；
iv)使所述待生催化劑再生，並將所得再生催化劑的至少一部分返回步驟i)作為所述催化裂解催化劑；以及
v)任選地，將所述反應產物分離得到乾氣、液化氣、裂解汽油、裂解柴油和裂解重油。
根據本申請，所謂“有效生成低碳烯烴”是指至少部分反應原料在所述快速流化床中發生有效裂解、例如深度裂解，產生低碳烯烴產物如乙烯和丙烯，從而使所得的產物混合物富含低碳烯烴。
根據本申請，所謂“富含低碳烯烴”是指所述反應產物或產物混合物中的低碳烯烴（如乙烯和丙烯）的總含量高於所述反應產物或產物混合物的約10%重量，優選高於約15%重量，更優選高於約20%重量。
在某些具體實施方式中，在所述步驟i）之前和/或所述步驟ii）之後，本申請方法可以進一步包括一個或多個額外的反應步驟，例如在額外的流化床反應區如稀相輸送床、密相流化床、傳統快速流化床等中進行的催化裂解和/或催化異構化等反應步驟。
在另一些具體實施方式中，本申請方法在所述步驟i）之前和所述步驟ii）之後不包括額外的反應步驟。
在某些特別優選的實施方式中，本申請方法進一步包括如下步驟：
i)將包括經預熱的劣質重油的第一反應原料從稀相輸送床的下部引入稀相輸送床中與催化裂解催化劑接觸，並在由下至上通過所述稀相輸送床的過程中進行第一催化裂解反應，得到包含第一反應產物和半待生催化劑的反應流出物；
ii)將步驟i)的反應流出物引入快速流化床的底部，並與任選的自快速流化床底部引入的包括輕質原料的第二反應原料一起，在由下至上通過所述快速流化床的過程中進行第二催化裂解反應，得到包含第二反應產物和待生催化劑的反應流出物，其中，在所述快速流化床中催化劑的軸向固體分率ε控制為滿足：0.1≤ε≤0.2；
iii)將步驟ii)的反應流出物中的第二反應產物與待生催化劑分離；
iv)將所述待生催化劑送入再生器進行燒焦再生，並將所得再生催化劑的至一部分返回步驟i)作為所述催化裂解催化劑；以及
v)任選地，將所得的第二反應產物分離得到乾氣、液化氣、裂解汽油、裂解柴油和裂解重油。
在另一些特別優選的實施方式中，本申請方法進一步包括如下步驟：
i)將包括輕質原料的第一反應原料從稀相輸送床的下部引入稀相輸送床中與催化裂解催化劑接觸，並在由下至上通過所述稀相輸送床的過程中進行第一催化裂解反應，得到包含第一反應產物和半待生催化劑的反應流出物；
ii)將步驟i)的反應流出物引入快速流化床的底部，並與自快速流化床底部引入的包括經預熱的劣質重油的第二反應原料一起，在由下至上通過所述快速流化床的過程中進行第二催化裂解反應，得到包含第二反應產物和待生催化劑的反應流出物，其中，在所述快速流化床中催化劑的軸向固體分率ε控制為滿足：0.1≤ε≤0.2；
iii)將步驟ii)的反應流出物中的第二反應產物與待生催化劑分離；
iv)將所述待生催化劑送入再生器進行燒焦再生，並將所得再生催化劑的至少一分返回步驟i)作為所述催化裂解催化劑；以及
v)任選地，將所得的第二反應產物分離得到乾氣、液化氣、裂解汽油、裂解柴油和裂解重油。
在優選的實施方式中，本申請的方法進一步包括：在所述快速流化床中引入一股或多股補充催化劑，並使其與所述快速流化床內的物料接觸進行催化裂解反應。
根據本申請，所述一股或多股補充催化劑的炭含量可以各自獨立地為約0-1.0重量%，例如所述一股或多股補充催化劑可以各自獨立地選自再生催化劑、待生催化劑和半再生催化劑，即再生、待生和半再生的催化裂解催化劑。
根據本申請，所述一股或多股補充催化劑的總量可以佔反應器催化劑循環量的約0-50重量%，優選約5-30重量%。
根據本申請，所述一股或多股補充催化劑的引入位置距所述快速流化床底部的距離各自獨立地為所述快速流化床總高度的約0%至約90%。優選地，所述一股或多股補充催化劑的引入位置各自獨立地位於所述快速流化床的約20％到約80％高度處，更優選約30％到約75％高度處。例如，所述引入位置可以在所述快速流化床的底部，或者在所述快速流化床總高度的約1/3處。所述補充催化劑的溫度可以根據所需的反應溫度進行調整，例如可以引入冷和/或熱的再生催化劑，也可以引入冷和/或熱的待生催化劑。
根據本申請，在所述快速流化床中引入補充催化劑可以在較大範圍內調節劑油比，為裂解反應提供更多的活性中心。同時，引入補充催化劑增強了反應溫度調節的靈活性，可以有效調節快速流化床內的溫度和催化劑活性的梯度。另外，在快速流化床中引入補充催化劑可以盡可能地維持該流化床內催化劑密度的均勻性，有效調節催化劑密度的分佈，保證裂解反應充分地、有效地進行，從而提高目標產物的選擇性。
根據本申請，可以通過調節快速流化床中的氣體線速，和/或在快速流化床中設置催化劑分佈板來進一步調節快速流化床內的催化劑分佈，由此使所述催化劑呈擬均一的全濃相分佈。
根據本申請，所述烴油原料，如重質原料油、特別是劣質重油，可以在一個或多個位置引入所述包括稀相輸送床和快速流化床的反應器中。例如，所述烴油原料可以在一個進料位置全部引入所述稀相輸送床中，或者在一個進料位置全部引入所述快速流化床中。任選地，所述烴油原料可以從兩個或兩個以上的進料位置按照相同或不同的比例引入所述稀相輸送床和/或快速流化床中，例如一部分烴油原料從一個進料位置引入所述稀相輸送床中，而另一部分烴油原料從另一進料位置引入所述快速流化床中，或者所述烴油原料從兩個或兩個以上的進料位置引入所述稀相輸送床中，或者所述烴油原料從兩個或兩個以上的進料位置引入所述快速流化床中。
根據本申請，劣質重油是指比傳統重油更加不適宜催化裂解加工的重油。例如，所述劣質重油的性質可以滿足以下指標中的至少一種，例如一種、兩種、三種或四種：20℃的密度為約900-1000千克/米3 ，優選為約910- 940千克/米3 ；殘炭為約2-10重量％，優選為約3-8重量％；鎳和釩的總含量為約2-30 ppm，優選為約5-20 ppm；特性因數K值小於約12.1，優選為小於約12.0。劣質重油中的殘炭採用ASTMD-189康氏殘炭實驗方法進行測定。
作為示例，所述劣質重油可以為重質石油烴和/或其它礦物油；所述重質石油烴可以選自減壓渣油（VR）、劣質的常壓渣油（AR）、劣質的氫化渣油、焦化瓦斯油、脫瀝青油、減壓蠟油、高酸值原油、高金屬原油和它們的任意組合；所述其它礦物油可以選自煤液化油、油砂油、頁岩油和它們的任意組合。
本申請對所用的催化裂解催化劑沒有嚴格的限制，例如可以是本領域技術人員熟知的適用於由烴油原料、如重質原料油生產低碳烯烴的各種催化裂解催化劑。在優選的實施方式中，以乾基計並以催化裂解催化劑的乾基重量為基準，所述催化裂解催化劑包括約1-50重量%，優選約5-45重量%，更優選約10-40重量%的沸石、約5-99重量%，優選約10-80重量%，更優選約20-70重量%的無機氧化物，和約0-70重量%，優選約5-60重量%，更優選約10-50重量%的粘土；所述沸石作為活性組份，可以包括中孔沸石和任選的大孔沸石。優選地，以乾基計，所述中孔沸石佔沸石總重量的約0-50重量%，優選佔約0-20重量%。
在本申請中，所述中孔沸石和大孔沸石沿用本領域的傳統定義，即中孔沸石的平均孔徑為約0.5-0.6 nm，大孔沸石的平均孔徑為約0.7-1.0 nm。
作為示例，所述大孔沸石可以選自由稀土Y（REY）型沸石、稀土氫Y（REHY）型沸石、由不同方法得到的超穩Y型沸石和高矽Y型沸石中的一種或多種。所述中孔沸石可以選自具有MFI結構的沸石，例如ZSM系列沸石和/或ZRP沸石。任選地，還可對上述中孔沸石用磷等非金屬元素和/或鐵、鈷、鎳等過渡金屬元素進行改性。有關ZRP沸石的更為詳盡的描述可參見美國專利US5,232,675A。 ZSM系列沸石優選選自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它類似結構的沸石之中的一種或更多種的混合物。有關ZSM-5的更為詳盡的描述可參見美國專利US3,702,886A。
根據本申請，所述無機氧化物作為黏合劑，優選為二氧化矽（SiO2 ）和/或三氧化二鋁（Al2 O3 ）。所述粘土作為基質（即載體），優選為高嶺土和/或多水高嶺土。
本申請對所用的催化裂解反應條件沒有嚴格的限制，例如可以是本領域技術人員熟知的適用於由烴油原料、如重質原料油生產低碳烯烴的催化裂解反應條件。在優選的實施方式中，所述第一催化裂解反應的條件可以包括：反應溫度為約500-600℃，反應時間為約0.05-5秒，劑油重量比為約1：1至約50： 1，水油重量比為約0.03：1至約0.5：1，催化劑密度為約20-100千克/米3 ，氣體線速為約4-18米/秒，反應壓力為約130-450千帕，催化劑質量流率Gs 為約180-500千克/（米2 ·秒）。進一步優選地，所述第一催化裂解反應的條件包括：反應溫度為約520-580℃，反應時間為約1-3秒，劑油重量比為約5：1至約25：1，水油重量比為約0.05：1至約0.3：1。
在優選的實施方式中，所述第二催化裂解反應的條件可以包括：反應溫度為約510-650℃，反應時間為約1-20秒，劑油重量比為約3：1至約50： 1，水油重量比為約0.03：1至約0.8：1，催化劑密度為約120-290千克/米3 ，氣體線速為約0.8-2.5米/秒，反應壓力為約130-450千帕，催化劑質量流率Gs 為約15-150千克/（米2 ·秒）。進一步優選地，所述第二催化裂解反應的條件包括：反應溫度為約550-620℃，反應時間為約3-15秒，劑油重量比為約10：1至約30：1，水油重量比為約0.05：1至約0.5：1，催化劑密度為約150-250千克/米3 ，氣體線速為約1-1.8米/秒，反應壓力為約130-450千帕，催化劑質量流率Gs 為約20-130千克/（米2 ·秒）。
根據本申請，反應產物與待生催化劑的分離可以採用本領域技術人員所熟知的方式進行，例如可以在沉降器中採用旋風分離器進行。所述反應產物進一步分離得到乾氣、液化氣、裂解汽油、裂解柴油和裂解重油的方式也是本領域技術人員所熟知的。在優選的實施方式中，所述乾氣和液化氣可以進一步採用本領域傳統的分離手段分離得到乙烯、丙烯等目的產物等。
在優選的實施方式中，根據本申請的方法進一步包括：將C4烴餾份和/或C5-C6輕汽油餾份作為所述第一和/或第二反應原料中的輕質原料在一個或多個位置引入所述快速流化床和/或稀相輸送床中進行催化裂解反應。例如，在某些優選實施方式中，所述第一反應原料和第二反應原料中至少一者包括選自C4烴餾份、C5-C6輕汽油餾份和它們的任意組合的輕質原料。在某些進一步優選的實施方式中，所述第一反應原料包括輕質原料和重質原料油，並且所述輕質原料的至少一部分在所述重質原料油引入所述稀相輸送床的位置的上游引入所述稀相輸送床中。在另一些進一步優選的實施方式中，所述第一反應原料包括重質原料油，例如劣質重油，而所述第二反應原料包括所述輕質原料。在另一些進一步優選的實施方式中，所述第一反應原料包括所述輕質原料，而所述第二反應原料包括重質原料油，例如劣質重油。
根據本申請，所述“C4烴餾份”是指以C4餾份為主要成分的常溫、常壓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。它既可以包括本申請方法所產的富含C4烴餾份的氣態烴產品（例如液化氣），也可以包括其它裝置所產的富含C4餾份的氣態烴，優選本申請方法所產的C4烴餾份。所述C4烴餾份優選為富含烯烴的C4烴餾份，其中C4烯烴的含量可以為大於約50重量％，優選大於約60重量％，更優選在約70重量％以上。
根據本申請，所述“C5-C6輕汽油餾份”是指汽油中碳數為C5至C6的組份，其可以包括本申請方法所產的裂解汽油，也可以包括其它裝置所產的汽油餾份，例如可以為選自催化裂解汽油、催化裂解汽油、直餾汽油、焦化汽油、熱裂解汽油、熱裂解汽油和氫化汽油中的至少一種的C5-C6餾份。
根據本申請，待生催化劑可以通過本領域技術人員所熟知的方式再生，例如可以在再生器中燒焦再生，具體地可以將諸如空氣等的含氧氣體引入再生器中與待生催化劑接觸。燒焦再生所得的煙氣可以在再生器中與催化劑分離後，送入後續能量回收系統。
在本申請的某些優選實施方式中，可以將經再生器燒焦再生後的再生催化劑通過催化劑冷卻器降溫至約600-680℃後再返回所述反應器。熱的再生催化劑經冷卻後返回反應器，有助於降低油劑接觸溫度，改善原料油和催化劑的接觸狀態，進而改善對乾氣和生焦的選擇性。
在某些優選的實施方式中，所述快速流化床從下到上依次包括全濃相反應區和過渡段，所述全濃相反應區為橫截面呈大致圓形的、底端和頂端開口的、等直徑或者變直徑的空心柱體的型式，所述稀相輸送床與所述全濃相反應區的底端相連通，所述全濃相反應區的頂端經由所述過渡段與所述反應器的出口段相連通，所述全濃相反應區的底部任選設有一個或多個供所述第二反應原料進料的入口，
其中，所述全濃相反應區的底端的橫截面直徑大於或等於所述稀相輸送床的直徑，且頂端的橫截面直徑大於所述出口段的直徑，並且所述全濃相反應區的底部或側壁設有一個或多個補充催化劑入口，所述一個或多個補充催化劑入口的位置各自獨立地位於所述快速流化床總高度的約0%至約90%的高度處，優選約20％到約80％高度處，更優選約30％到約75％高度處。
根據本申請，所述全濃相反應區可以為各種橫截面呈大致圓形的、底端和頂端開口的、等直徑或者變直徑的空心柱體的型式，例如等直徑的空心圓柱體，或者由下至上直徑連續地或不連續地增大的空心柱體的型式。
根據本申請，所謂“直徑連續地增大”是指直徑以線性或者非線性的方式連續不斷地增大。作為“由下至上直徑連續增大的空心柱體”的例子，可以舉出倒置的空心截頭圓錐體。
根據本申請，所謂“直徑不連續地增大”是指直徑以不連續，例如階梯式，的方式增大。作為“由下至上直徑不連續地增大的空心柱體”的例子，可以舉出由兩段或更多段直徑遞增的圓柱體構成的空心柱體。
作為示例，所述全濃相反應區可以為空心圓柱體、倒置的空心截頭圓錐體、由兩段或更多段直徑遞增的圓柱體構成的空心柱體、由兩段或更多段直徑遞增的倒置的截頭圓錐體構成的空心柱體、或者由一段或多段圓柱體與一段或多段倒置的截頭圓錐體構成的空心柱體的型式。
在某些優選的實施方式中，所述全濃相反應區的底部設有催化劑分佈板。
在某些優選的實施方式中，所述全濃相反應區的底部設有一個或多個第二反應原料入口，且優選地，所述第二反應原料入口的位置設有氣體分佈器。
在優選的實施方式中，所述全濃相反應區的最大橫截面的直徑與所述快速反應床的總高度之比為約0.005：1至約1：1，優選約0.01：1至約0.8 ：1，更優選約0.05：1至約0.5：1；全濃相反應區的高度與所述快速反應床的總高度之比為約0.1：1至約0.9：1，優選約0.3：1至約0.85：1，更優選約0.5：1至約08：1。
在某些優選實施方式中，所述全濃相反應區為倒置的空心截頭圓錐體的型式，縱切面為等腰梯形，其底端橫截面的直徑為約0.2-10米，優選約0.5 -8米，更優選約1-5米；頂端橫截面直徑與底端橫截面直徑比的比值為大於1至約50，優選約1.2至約10，更優選約1.5至約5；最大橫截面的直徑與所述快速反應床的總高度之比為約0.005：1至約1：1，優選約0.01：1至約0.8：1，更優選約0.05：1至約0.5：1；全濃相反應區的高度與所述快速反應床的總高度之比為約0.1：1至約0.9：1，優選約0.3：1至約0.85：1，更優選約0.5：1至約0.8：1。
在另一些優選的實施方式中，所述全濃相反應區為由一段倒置的截頭圓錐體與一段圓柱體構成的空心柱體的型式，優選截頭圓錐體位於圓柱體的下方，其中所述截頭圓錐體的縱切面為等腰梯形，其底端橫截面的直徑為約0.2-10米，優選約0.5-8米，更優選約1-5米；頂端橫截面直徑與底端橫截面直徑的比值為大於1至約50，優選約1.2至約10，更優選約1.5至約5；所述圓柱體的直徑與所述截頭圓錐體的頂端橫截面的直徑大致相同，並且所述空心圓柱體的高度與所述截頭圓錐體的高度之比為約0.4：1至2.5：1，優選約0.8：1至約1.5：1；所述全濃相反應區的最大橫截面的直徑與所述快速反應床的總高度之比為約0.005：1至約1：1，優選約0.01：1至約0.8：1，更優選約0.05：1至約0.5：1；全濃相反應區的高度與所述快速反應床的總高度之比為約0.1：1至約0.9：1，優選約0.3：1約0.85：1，更優選約0.5：1至約0.8：1。
在又一些優選的實施方式中，所述全濃相反應區為空心的圓柱體的型式，其直徑為約0.2-10米，優選約1-5米；所述全濃相反應區的直徑與所述快速反應床的總高度之比為約0.005：1至約1：1，優選約0.01：1至約0.8：1，更優選約0.05：1至約0.5：1；全濃相反應區的高度與所述快速反應床的總高度之比為約0.1：1至約0.9：1，優選約0.3：1至約0.85：1，更優選約0.5：1至約0.8：1。
在優選的實施方式中，所述全濃相反應區的高度為約2-50米，優選約5-40米，更優選約8-20米。
在優選的實施方式中，所述過渡段的高度與所述快速反應床的總高度之比為約01：1至約0.9：1，優選約0.2：1至約0.5：1。進一步優選地，該過渡段為空心的截頭圓錐體的型式，縱切面為等腰梯形，等腰梯形側邊的內傾角α為約25-85o ，優選約30-75o 。
在某些具體實施方式中，本申請採用的反應器可以在所述稀相輸送床的上游和/或所述快速流化床的下游進一步包括一個或多個額外的流化床反應區，例如稀相輸送床、密相流化床、傳統快速流化床等。
在另一些具體實施方式中，本申請採用的反應器在所述稀相輸送床的上游和所述快速流化床的下游不包括額外的反應區。
在某些具體實施方式中，本申請採用的反應器可以與沈降器同軸佈置，也可以與沈降器高低並列佈置。
在第二方面，本申請提供了一種適用於烴油、特別是重質原料油的催化裂解的系統，該系統包括催化裂解反應器、油劑分離設備、任選的反應產物分離設備、和再生器，
所述催化裂解反應器包括串聯的稀相輸送床和快速流化床，按照反應物料的流向，所述稀相輸送床與快速流化床流體流通且所述稀相輸送床位於所述快速流化床的上游；
所述稀相輸送床設置有底部的催化劑入口、下部的第一反應原料入口，所述快速流化床設置有頂部的油劑出口和任選的底部的第二反應原料入口，所述油劑分離設備設置有油劑入口、催化劑出口和反應產物出口，所述任選的反應產物分離設備設置有反應產物入口、乾氣出口、液化氣出口、裂解汽油出口、裂解柴油出口和裂解重油出口，所述再生器設置有催化劑入口和催化劑出口，
所述稀相輸送床的催化劑入口與所述再器的催化劑出口流體連通，所述快速流化床的油劑出口與所述油劑分離設備的油劑入口流體連通，所述油劑分離設備的反應產物出口與所述任選的反應產物分離設備的反應產物入口流體連通，所述油劑分離設備的催化劑出口與所述再生器的催化劑入口流體連通。
在優選的實施方式中，所述快速流化床與稀相輸送床上下同軸設置，且快速流化床位於稀相輸送床的上方。
在某些優選的實施方式中，所述快速流化床中設有催化劑分佈板，其可以設置在所述快速流化床的底部，例如在所述稀相輸送床與快速流化床的連接處。
根據本申請，所述催化劑分佈板可以為工業上常見的各種型式的分佈板，例如為平板形、拱形、碟形、環形和繖形中的一種或多種。採用催化劑分佈板有助於使催化劑在全濃相反應區的軸向上濃度均一地與原料油接觸進行催化裂解反應，從而減少催化劑濃度過高或過低帶來的劑油比焦和熱反應焦的生成。
在某些優選的實施方式中，所述快速流化床底部設有一個或多個第二反應原料入口，優選地在所述入口的位置設有氣體分佈器。
在某些優選的實施方式中，所述快速流化床具有如上文所述的結構，即從下到上依次包括全濃相反應區和過渡段，所述全濃相反應區和過渡段的具體設置在此不再詳細描述。
在某些具體實施方式中，所述催化裂解反應器可以在所述稀相輸送床的上游和/或所述快速流化床的下游進一步包括一個或多個額外的流化床反應區，例如稀相輸送床、密相流化床、傳統快速流化床等。
在另一些具體實施方式中，所述催化裂解反應器在所述稀相輸送床的上游和所述快速流化床的下游不包括額外的反應區。
根據本申請，所述油劑分離設備和反應產物分離設備均可採用本領域技術人員所熟知的設備。例如，所述油劑分離設備可以包括旋風分離器、沉降器和汽提器等，而所述反應產物分離設備可以是分餾塔等。
下面將結合附圖所示的優選實施方式來進一步說明本申請，但是並不因此而限製本申請。
圖1示出了本申請的一種優選實施方式，其中預提升介質經預提升介質管線1由預提升段2底部進入稀相輸送床I的底部，所述預提升介質可以為乾氣、水蒸氣或它們的混合物。來自再生斜管11的再生催化劑進入預提升段2的下部，在預提升介質的提升作用下進入稀相輸送床I並向上運動。包括C4烴餾份、C5-C6輕汽油餾份和/或烴油原料、如劣質重油的第一反應原料經第一進料管線14注入稀相輸送床I的下部，與稀相輸送床I內已有的物流混合接觸並進行第一催化裂解反應，得到包含第一反應產物和半待生催化劑的反應流出物。該反應流出物向上運動，進入快速流化床II的底部，與經由補劑管線15引入的補充催化劑，其可為再生催化劑或待生催化劑，接觸並進行第二催化裂解反應。補劑管線15連接在快速流化床II的約0%至約90%高度處，優選約20％到約80％高度處，更優選約30％到約75％高度處。任選地，經由第二進料管線16向快速流化床II的底部通入包括C4烴餾份、C5-C6輕汽油餾份和/或烴油原料、如劣質重油的第二反應原料。反應產生的包含第二反應產物和失活的待生催化劑的反應流出物經出口段3進入沉降器4中的旋風分離器6，實現待生催化劑與第二反應產物的分離。分離出的第二反應產物進入集氣室7，集氣室7中的反應產物經過油氣管線8進入後續的產物分離系統（圖中未示出）。催化劑細粉由旋風分離器6的料腿返回沉降器4，沉降器4中的待生催化劑流向汽提段5。從待生催化劑中汽提出的反應產物經旋風分離器6後進入集氣室7。汽提後的待生催化劑經待生斜管9進入再生器10，空氣經空氣分配器13分配後進入再生器10，燒去位於再生器10底部的密相床層中的待生催化劑上的焦炭，使失活的待生催化劑再生，得到再生催化劑。再生催化劑經再生斜管11返回預提升段2，煙氣經煙氣管線12進入後續的能量回收系統（圖中未示出）。
圖2示出了本申請的另一優選實施方式，其與圖1所示的實施方式基本相同，區別僅在於所述快速流化床II從下到上依次包括全濃相反應區17和過渡段18。全濃相反應區17為倒置的空心截頭圓錐體的型式，縱切面為等腰梯形。過渡段18為空心截頭圓錐體型式，縱切面為等腰梯形，等腰梯形側邊的內傾角α為約25-85o ，優選約30-75o 。
在某些優選的實施方式中，本申請提供了以下的技術項目：
1、一種採用稀相輸送床與快速流化床進行催化裂解的方法，該方法包括：
i）將預熱的劣質重油從稀相輸送床的下部引入稀相輸送床中與催化裂解催化劑接觸並由下至上進行第一催化裂解反應，得到第一反應產物和半待生催化劑；
ii）將所得第一反應產物和半待生催化劑引入快速流化床的底部並由下至上進行第二催化裂解反應，得到第二反應產物和待生催化劑；其中，所述快速流化床中催化劑呈全濃相分佈，所述快速流化床中軸向固體分率ε分佈滿足：0.1≤ε≤0.2；
iii）將待生催化劑送入再生器進行燒焦再生，至少將部分所得再生催化劑作為所述催化裂解催化劑返回稀相輸送床的底部；以及
iv）將所得第二反應產物進行分離，得到乾氣、液化氣、裂解汽油、裂解柴油和裂解重油。
2、根據項目1所述的方法，其中，所述劣質重油的性質滿足以下指標中的一種、兩種、三種或四種：20℃密度為900-1000千克/米3 ，殘炭為2-10重量％，鎳和釩總含量為2-30ppm，特性因數K值小於12.1。
3、根據項目1所述的方法，其中，所述劣質重油的性質滿足以下指標中的一種、兩種、三種或四種：20℃密度為910-940千克/米3 ，殘炭為3-8重量％，鎳和釩總含量為5-20ppm，特性因數K值小於12.0。
4、根據項目1所述的方法，其中，所述劣質重油為重質石油烴和/或其它礦物油；
所述重質石油烴為選自減壓渣油、劣質的常壓渣油、劣質的氫化渣油、焦化瓦斯油、脫瀝青油、減壓蠟油、高酸值原油和高金屬原油中的一種或多種，所述其它礦物油為選自煤液化油、油砂油和頁岩油中的一種或多種。
5、根據項目1所述的方法，其中，以乾基計並以催化裂解催化劑的乾基重量為基準，所述催化裂解催化劑包括1-50重量%的沸石、5-99重量%的無機氧化物和0-70重量%的粘土；
所述沸石包括中孔沸石和任選的大孔沸石，所述中孔沸石為ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，所述大孔沸石為選自稀土Y 、稀土氫Y、超穩Y和高矽Y中的一種或多種。
6、根據項目5所述的方法，其中，以乾基計，所述中孔沸石佔沸石總重量的0-50重量%。
7、根據項目5所述的方法，其中，以乾基計，所述中孔沸石佔沸石總重量的0-20重量%。
8、根據項目1所述的方法，其中，所述第一催化裂解反應的條件包括：反應溫度為500-600℃，反應時間為0.05-5秒，劑油重量比為（1-50）： 1，水油重量比為（0.03-0.5）：1，催化劑密度為20-100千克/米3 ，氣體線速為4-18米/秒，反應壓力為130-450千帕，催化劑質量流速Gs 為180-500千克/（米2 ·秒）；
所述第二催化裂解反應的條件包括：反應溫度為510-650℃，反應時間為1-20秒，劑油重量比為（3-50 ）：1，水油重量比為（0.03-0.8）：1，催化劑密度為120-290千克/米3 ，氣體線速為0.8-2.5米/秒，反應壓力為130-450千帕，催化劑質量流速Gs 為15-150千克/（米2 ·秒）。
9、根據項目1所述的方法，其中，所述第一催化裂解反應的條件包括：反應溫度為520-580℃，反應時間為1-3秒，劑油重量比為（5-25）： 1，水油重量比為（0.05-0.3）：1；
所述第二催化裂解反應的條件包括：反應溫度為550-620℃，反應時間為3-15秒，劑油重量比為（10- 30）：1，水油重量比為（0.05-0.5）：1，催化劑密度為150-250千克/米3 ，氣體線速為1-1.8米/秒，催化劑質量流速Gs 為20-130千克/（米2 ·秒）。
10、根據項目1所述的方法，所述方法還包括：將C4烴餾份和/或C5-C6輕汽油餾份引入所述快速流化床和/或稀相輸送床進行催化裂解反應。
11、根據項目10所述的方法，其中，在劣質重油引入稀相輸送床的進料位置之前引入所述C4烴餾份和/或C5-C6輕汽油餾份。
12、根據項目1所述的方法，所述方法還包括：將催化劑補充入快速流化床中與所述第一反應產物和半待生催化劑一起進行所述第二催化裂解反應；其中，所補充催化劑的炭含量為0-1.0重量%。
13、根據項目12所述的方法，其中，所補充的催化劑佔稀相輸送床和快速流化床催化劑總循環量的0-50重量%。
14、根據項目12所述的方法，其中，所補充的催化劑佔稀相輸送床和快速流化床催化劑總循環量的5-30重量%。
15、根據項目12所述的方法，其中，催化劑在快速流化床補充的位置為快速流化床的底部。
16、一種催化裂解系統，該系統包括稀相輸送床、快速流化床、油劑分離設備、反應產物分離設備和再生器；
按照反應物料的流向，所述稀相輸送床與快速流化床流體流通且所述稀相輸送床位於所述快速流化床上游；
所述稀相輸送床設置有底部的催化劑入口、下部的劣質重油入口，所述快速流化床設置有頂部的油劑出口，所述油劑分離設備設置有油劑入口、催化劑出口和反應產物出口，所述反應產物分離設備設置有反應產物入口、乾氣出口、液化氣出口、裂解汽油出口、裂解柴油出口和裂解重油出口，所述再生器設置有催化劑入口和催化劑出口；
所述稀相輸送床的催化劑入口與所述再生器的催化劑出口流體連通，所述快速流化床的油劑出口與所述油劑分離設備的油劑入口流體連通，所述油劑分離設備的反應產物出口與所述反應產物分離設備的反應物入口流體連通，所述油劑分離設備的催化劑出口與所述再生器的催化劑入口流體連通。
17、根據項目16所述的系統，其中，所述快速流化床與稀相輸送床上下同軸設置且快速流化床位於稀相輸送床上方。
本申請中各參數的定義和計算方式如下：
（1）、催化劑的軸向固體分率ε=由壓差計測得的反應區內軸向兩點間的壓差÷所述軸向兩點間的距離÷催化劑顆粒密度；
其中壓差的單位為千克/米2 ，軸向兩點間距離的單位為米，催化劑顆粒密度的單位為千克/米3 。
催化劑顆粒密度=骨架密度／（催化劑孔體積×骨架密度+1）,其中骨架密度的單位為千克/米3 ，催化劑孔體積的單位為米3 ，骨架密度和催化劑孔體積分別由比重瓶法和水滴定法測定。
（2）、反應時間=反應區的體積/油氣對數平均體積流量；
其中，反應區體積的單位為米3 ，油氣對數平均體積流量的單位為米3 /秒；
油氣對數平均體積流量=（Vout -Vin ）/ln（Vout /Vin ），Vout 和Vin 分別為反應區出口處和入口處的油氣體積流量；
反應區出口油氣體積流量Vout =m/ρ3 ；
反應區入口油氣體積流量Vin =m/ρ4 ；
其中，m為單位時間原料油和霧化蒸汽的進料量，單位為千克/秒；ρ3 為反應區出口處的油氣密度，單位為千克/米3 ；ρ4 為反應區入口處的油氣密度，單位為千克/米3 。
（3）、反應區（或其上、中、下部）的催化劑密度=由壓差計測得的反應區內（或其上、中、下部）軸向兩點間的壓差÷所述軸向兩點間的距離；
其中壓差的單位為千克/米2 ，反應區軸向平均分為上、中、下三部分，軸向兩點間距離的單位為米。
（4）、氣體線速=油氣對數平均體積流量÷反應區橫截面積；
當反應區為非圓柱體型式時，氣體線速取反應區底端的氣體線速與反應區頂端的氣體線速的對數平均值。
（5）、催化劑質量流率Gs =反應器催化劑循環量÷反應區橫截面積；
當反應區為非圓柱體型式時，催化劑質量流率Gs 取反應區底端的Gs 與反應區頂端的Gs 的對數平均值；
其中，催化劑循環量的單位為千克/秒；
反應器催化劑循環量=焦炭生成速度÷（待生催化劑炭含量-再生催化劑炭含量）；
其中，焦炭生成速度單位為千克/秒，待生催化劑炭含量和再生催化劑炭含量均為重量含量；
焦炭生成速度=煙氣量×（CO2 %+CO%）÷Vm×M；
其中，Vm為氣體摩爾體積，取值為22.4×10-3 米3 /摩爾，M為碳元素的摩爾質量，取值為12×10-3 千克/摩爾；
煙氣量=（再生空氣量×79體積%）/（1-CO2 %-CO%-O2 %）；
其中，再生空氣量的單位為米3 /秒，煙氣量的單位為米3 /秒，CO2 %、CO%、O2 %分別為煙氣中CO2 、CO和O2 的體積百分比。
實施例
下面的實施例將對本申請方法予以進一步的說明，但並不因此而限製本申請。
以下實施例與對照例中所用的原料油均為氫化渣油，其性質如表1所示。所用的催化劑是購自中國石油化工股份有限公司催化劑分公司的商業催化裂解催化劑，商品代號為DMMC-2。
表1所用原料油的性質
Figure 108125003-A0304-0001
實施例1
按照圖1所示的流程進行試驗，原料油為氫化渣油，採用DMMC-2催化劑，在中型裝置上進行試驗，反應器為包括串聯的稀相輸送床和快速流化床的組合式反應器。預熱的原料油進入稀相輸送床與催化裂解催化劑接觸並進行第一裂解反應，反應流出物由下至上進入快速流化床與補充的再生催化劑混合後繼續進行第二催化裂解反應。所補充的再生催化劑的炭含量為0.05重量%，催化劑補充位置位於快速流化床總高度的1/3高度處，所補充的催化劑佔反應器催化劑循環量的5重量%。通過調整氣體線速和在快速流化床底部設置繖形催化劑分佈板，控制快速流化床中催化劑呈全濃相分佈，快速流化床中催化劑的軸向固體分率ε由下至上均在0.1-0.2範圍內。反應產物和待生催化劑快速分離，反應產物在產物分離系統中按餾程進行切割。待生催化劑在重力作用下進入汽提段，由水蒸氣汽提出待生催化劑上吸附的反應產物，汽提後的催化劑不經換熱直接進入到再生器，與空氣接觸進行燒焦再生，再生催化劑返回反應器中循環使用。所用的操作條件和產品分佈列於表2。
從表2可以看出，本實施例的乙烯產率可達5.2重量%，丙烯產率可達18.2重量%，輕芳烴產率為11.5重量%，乾氣和焦炭產率分別為10.8重量％和8.5重量％。
實施例2
按照圖2所示的流程進行試驗，原料油為氫化渣油，採用DMMC-2催化劑，在中型裝置上進行試驗，反應器分為包括串聯的稀相輸送床和快速流化床的組合式反應器。預熱的原料油進入全濃相反應區底部與催化裂解催化劑接觸並進行第一裂解反應，反應流出物由下至上進入快速流化床的全濃相反應區與補充的再生催化劑混合後繼續進行第二催化裂解反應。所補充的再生催化劑的炭含量為0.05重量%，催化劑補充位置位於快速流化床總高度的1/3高度處，所補充的催化劑佔反應器催化劑循環量的5重量%。通過調整氣體線速和在全濃相反應區底部設置繖形催化劑分佈板，控制全濃相反應區中催化劑呈全濃相分佈，所述全濃相反應區中催化劑的軸向固體分率ε由下至上均在0.1-0.2範圍內。反應產物和待生催化劑快速分離，反應產物在產物分離系統中按餾程進行切割。待生催化劑在重力作用下進入汽提段，由水蒸氣汽提出待生催化劑上吸附的反應產物，汽提後的催化劑不經換熱直接進入到再生器，與空氣接觸進行燒焦再生，再生催化劑返回反應器中循環使用。反應產物切割後得到的混合C4餾份返回稀相輸送床底部進行進一步反應。所用的操作條件和產品分佈列於表2。
從表2可以看出，本實施例的乙烯產率可達5.9重量%，丙烯產率可達21.1重量%，輕芳烴產率為11.8重量%，乾氣和焦炭產率分別為10.7重量％和8.4重量％。
對照例1
原料油為氫化渣油，採用DMMC-2催化劑，在中型裝置上進行試驗，反應器型式為提升管與流化床串聯的組合式反應器。預熱的原料油進入提升管下部與催化劑接觸進行催化裂解反應，反應油氣和水蒸氣以及待生催化劑從提升管出口進入密相流化床繼續反應。反應後物流進入密閉式旋風分離器，使反應產物和待生催化劑快速分離，反應產物在產物分離系統中按餾程進行切割。待生催化劑在重力作用下進入汽提段，由水蒸氣汽提出待生催化劑上吸附的反應產物，汽提後的催化劑不經換熱直接進入到再生器，與空氣接觸進行燒焦再生，再生後的催化劑返回提升管中循環使用。所用的操作條件和產品分佈列於表2。
從表2的結果可以看出，該對照例的乙烯產率為3.7重量%，丙烯產率為12.8重量%，輕芳烴產率為5.5重量%，乾氣和焦炭產率分別為12.9重量％和13.3重量％。
對照例2
對照例2與實施例1基本相同，區別在於快速流化床底部未設置催化劑分佈板，快速流化床中催化劑的軸向固體分率ε由上至下表現為0.1→0.2→0.3遞增。所用的操作條件同實施例1，產品分佈列於表2。
表2實施例1-2和對照例1-2的反應結果對照
Figure 108125003-A0304-0002
由以上實施例和對照例的結果可以看出，本申請方法具有較高的乙烯、丙烯和輕芳烴產率，同時具有較低的乾氣和焦炭產率。
以上詳細描述了本申請的優選實施方式，但是，本申請並不限於上述實施方式中的具體細節，在本申請的技術構思範圍內，可以對本申請的技術方案進行多種簡單變型，這些簡單變型均屬於本申請的保護範圍。
另外需要說明的是，在上述具體實施方式中所描述的各個具體技術特徵，在不矛盾的情況下，可以通過任何合適的方式進行組合，為了避免不必要的重複，本申請對各種可能的組合方式不再另行說明。
此外，本申請的各種不同的實施方式之間也可以進行任意組合，只要其不違背本申請的思想，其同樣應當視為本申請所發明的內容。
I‧‧‧稀相輸送床 II‧‧‧快速流化床 1‧‧‧預提升介質管線 2‧‧‧預提升段 3‧‧‧出口段 4‧‧‧沉降器 5‧‧‧汽提段 6‧‧‧旋風分離器 7‧‧‧集氣室 8‧‧‧油氣管線 9‧‧‧待生斜管 10‧‧‧再生器 11‧‧‧再生斜管 12‧‧‧煙氣管線 13‧‧‧空氣分配器 14‧‧‧第一進料管線 15‧‧‧補劑管線 16‧‧‧第二進料管線 17‧‧‧全濃相反應區 18‧‧‧過渡段
附圖是用來提供對本申請的進一步理解，並且構成說明書的一部分，與下面的具體實施方式一起用於解釋本申請，但並不構成對本發明的限制。在附圖中： 圖1為本申請的一種優選實施方式的示意圖；以及 圖2為本申請的另一優選實施方式的示意圖。
I‧‧‧稀相輸送床
II‧‧‧快速流化床
1‧‧‧預提升介質管線
2‧‧‧預提升段
3‧‧‧出口段
4‧‧‧沉降器
5‧‧‧汽提段
6‧‧‧旋風分離器
7‧‧‧集氣室
8‧‧‧油氣管線
9‧‧‧待生斜管
10‧‧‧再生器
11‧‧‧再生斜管
12‧‧‧煙氣管線
13‧‧‧空氣分配器
14‧‧‧第一進料管線
15‧‧‧補劑管線
16‧‧‧第二進料管線

Claims (16)

  1. 一種烴油催化裂解方法，包括使烴油原料、特別是重質原料油與催化裂解催化劑在包括串聯的稀相輸送床和快速流化床的反應器中接觸反應的步驟，其中，在所述快速流化床中，所述催化劑的軸向固體分率ε控制在約0.1至約0.2的範圍內。
  2. 如請求項1所述的方法，所述方法用於由重質原料油生產低碳烯烴，並且進一步包括如下步驟： i)使包括輕質原料和/或重質原料油的第一反應原料與催化裂解催化劑在稀相輸送床中接觸進行第一催化裂解反應；以及 ii)使步驟i)的反應流出物和任選的包括輕質原料和/或重質原料油的第二反應原料在快速流化床中進行第二催化裂解反應， 所述輕質原料選自C4烴餾份、C5-C6輕汽油餾份和它們的任意組合，且所述第一和第二反應原料中至少一者包括所述重質原料油； 其中，在所述快速流化床中所述催化劑的軸向固體分率ε控制在約0.1至約0.2的範圍內。
  3. 如請求項2所述的方法，進一步包括如下步驟： i)使所述第一反應原料與催化裂解催化劑在稀相輸送床中接觸進行第一催化裂解反應； ii)使步驟i)的反應流出物和任選的第二反應原料在快速流化床中、在有效生成低碳烯烴的條件下進行第二催化裂解反應，其中在所述快速流化床中所述催化劑的軸向固體分率ε控制在約0.1至約0.2的範圍內； iii)將來自所述反應器的反應流出物分離，得到富含低碳烯烴的反應產物和待生催化劑； iv)使所述待生催化劑再生，並將所得再生催化劑的至少一部分返回步驟i)作為所述催化裂解催化劑；以及 v)任選地，將所述反應產物分離得到乾氣、液化氣、裂解汽油、裂解柴油和裂解重油。
  4. 如前述請求項中任一項所述的方法，進一步包括：在所述快速流化床中引入一股或多股補充催化劑，並使其與所述快速流化床內的物料接觸進行催化裂解反應， 其中，所述一股或多股補充催化劑的炭含量各自獨立地為約0-1.0重量%，並且各自獨立地選自再生、半再生或待生的催化裂解催化劑，且所述一股或多股補充催化劑的總量佔反應器催化劑循環量的約0-50重量%，優選約5-30重量%； 所述一股或多股補充催化劑的引入位置各自獨立地位於所述快速流化床總高度的約0%至約90%高度處，優選約20％到約80％高度處，更優選約30％到約75％高度處。
  5. 如前述請求項中任一項所述的方法，其中，以乾基計並以催化裂解催化劑的乾基重量為基準，所述催化裂解催化劑包括約1-50重量%，優選約5 -45重量%，更優選約10-40重量%的沸石、約5-99重量%，優選約10-80重量%，更優選約20-70重量%的無機氧化物，和約0-70重量% ，優選約5-60重量%，更優選約10-50重量%的粘土； 所述沸石包括中孔沸石和任選的大孔沸石，所述中孔沸石選自ZSM系列沸石、ZRP沸石，和它們的任意組合，所述大孔沸石選自稀土Y型沸石、稀土氫Y型沸石、超穩Y型沸石、高矽Y型沸石，和它們的任意組合； 優選地，以乾基計，所述中孔沸石佔沸石總重量的約0-50重量%，更優選約0-20重量%。
  6. 如請求項2-5中任一項所述的方法，其中，所述第一催化裂解反應的條件包括：反應溫度為約500-600℃，反應時間為約0.05-5秒，劑油重量比為約1：1至約50：1，水油重量比為約0.03：1至約0.5：1，催化劑密度為約20-100千克/米3 ，氣體線速為約4-18米/秒，反應壓力為約130-450千帕，催化劑質量流率Gs 為約180-500千克/（米2 ·秒）， 優選地，所述第一催化裂解反應的條件包括：反應溫度為約520-580℃，反應時間為約1-3秒，劑油重量比為約5：1至約25：1，水油重量比為約0.05：1至約0.3：1；以及 所述第二催化裂解反應的條件包括：反應溫度為約510-650℃，反應時間為約1-20秒，劑油重量比為約3：1至約50：1，水油重量比為約0.03：1至約0.8：1，催化劑密度為約120-290千克/米3 ，氣體線速為約0.8-2.5米/秒，反應壓力為約130-450千帕，催化劑質量流率Gs 為約15-150千克/（米2 · ）， 優選地，所述第二催化裂解反應的條件包括：反應溫度為約550-620℃，反應時間為約3-15秒，劑油重量比為約10：1至約30：1，水油重量比為約0.05：1至約0.5：1，催化劑密度為約150-250千克/米3 ，氣體線速為約1-1.8米/秒，反應壓力為約130-450千帕，催化劑質量流率Gs 為約20-130千克/（米2 ·秒）。
  7. 如前述請求項中任一項所述的方法，其中，所述重質原料油為劣質重油，其性質滿足以下指標中的至少一種：20℃密度為約900-1000千克/米3 ，殘炭為約2-10重量％，鎳和釩的總含量為約2-30ppm，特性因數K值小於約12.1； 優選滿足以下指標中的至少一種：20℃密度為約910-940千克/米3 ，殘炭為約3-8重量％，鎳和釩的總含量為約5-20ppm，特性因數K值小於約12.0。
  8. 如前述請求項中任一項所述的方法，其中，所述重質原料油為選自重質石油烴、其它礦物油和它們的任意組合的劣質重油； 其中，所述重質石油烴選自減壓渣油、劣質的常壓渣油、劣質的氫化渣油、焦化瓦斯油、脫瀝青油、減壓蠟油、高酸值原油、高金屬原油，和它們的任意組合；並且 所述其它礦物油選自煤液化油、油砂油、頁岩油，和它們的任意組合。
  9. 如請求項2-8中任一項所述的方法，其中所述第一反應原料和第二反應原料中至少一者包括所述選自C4烴餾份、C5-C6輕汽油餾份和它們的任意組合的輕質原料； 優選地，所述第一反應原料包括輕質原料和重質原料油，並且所述輕質原料的至少一部分在所述重質原料油引入所述稀相輸送床的位置的上游引入所述稀相輸送床中； 優選地，所述第一反應原料包括重質原料油，而所述第二反應原料包括所述輕質原料；或者 優選地，所述第一反應原料包括所述輕質原料，而所述第二反應原料包括重質原料油。
  10. 如前述請求項中任一項所述的方法，其中所述快速流化床從下到上依次包括全濃相反應區和過渡段，所述全濃相反應區為橫截面呈大致圓形的、底端和頂端開口的、等直徑或者變直徑的空心柱體的型式，所述稀相輸送床與所述全濃相反應區的底端相連通，所述全濃相反應區的頂端經由所述過渡段與所述反應器的出口段相連通，所述全濃相反應區的底部任選設有一個或多個供所述第二反應原料進料的入口， 其中，所述全濃相反應區的底端的橫截面直徑大於或等於所述稀相輸送床的直徑，且頂端的橫截面直徑大於所述出口段的直徑，並且所述全濃相反應區的底部或側壁設有一個或多個補充催化劑入口，所述一個或多個補充催化劑入口的位置各自獨立地位於所述快速流化床總高度的約0%至約90%的高度處，優選約20％到約80％高度處，更優選約30％到約75％高度處。
  11. 如請求項10所述的方法，其中所述全濃相反應區為等直徑的空心圓柱體型式，或者為由下至上直徑連續地或不連續地增大的空心柱體型式，例如倒置的空心截頭圓錐體、由兩段或更多段直徑遞增的圓柱體構成的空心柱體、由兩段或更多段直徑遞增的倒置的截頭圓錐體構成的空心柱體、或者由一段或多段圓柱體與一段或多段倒置的截頭圓錐體構成的空心柱體的型式。
  12. 一種適用於烴油、特別是重質原料油的催化裂解的系統，該系統包括催化裂解反應器、油劑分離設備、任選的反應產物分離設備、和再生器， 所述催化裂解反應器包括串聯的稀相輸送床和快速流化床，按照反應物料的流向，所述稀相輸送床與快速流化床流體流通且所述稀相輸送床位於所述快速流化床的上游； 所述稀相輸送床設置有底部的催化劑入口、下部的第一反應原料入口，所述快速流化床設置有頂部的油劑出口和任選的底部的第二反應原料入口，所述油劑分離設備設置有油劑入口、催化劑出口和反應產物出口，所述任選的反應產物分離設備設置有反應產物入口、乾氣出口、液化氣出口、裂解汽油出口、裂解柴油出口和裂解重油出口，所述再生器設置有催化劑入口和催化劑出口， 所述稀相輸送床的催化劑入口與所述再生器的催化劑出口流體通，所述快速流化床的油劑出口與所述油劑分離設備的油劑入口流體連通，所述油劑分離設備的反應產物出口與所述任選的反應產物分離設備的反應產物入口流體連通，所述油劑分離設備的催化劑出口與所述再生器的催化劑入口流體連通。
  13. 如請求項12所述的系統，其中，所述快速流化床與所述稀相輸送床上下同軸設置且快速流化床位於稀相輸送床的上方， 優選地，所述快速流化床的底部設有催化劑分佈板，和/或所述第二反應原料入口的位置設有氣體分佈器。
  14. 如請求項12或13所述的系統，其中所述快速流化床從下到上依次包括全濃相反應區和過渡段，所述全濃相反應區為橫截面呈大致圓形的、底端和頂端開口的、等直徑或者變直徑的空心柱體的型式，所述稀相輸送床與所述全濃相反應區的底端相連通，所述全濃相反應區的頂端經由所述過渡段與所述反應器的出口段相連通，所述全濃相反應區的底部任選設有一個或多個第二反應原料入口， 其中，所述全濃相反應區的底端的橫截面直徑大於或等於所述稀相輸送床的直徑，且頂端的橫截面直徑大於所述出口段的直徑，並且所述全濃相反應區的底部或側壁設有一個或多個補充催化劑入口，所述一個或多個補充催化劑入口的位置各自獨立地位於所述快速流化床總高度的約0%至約90%的高度處，優選約20％到約80％高度處，更優選約30％到約75％高度處。
  15. 如請求項14所述的系統，其中所述全濃相反應區為等直徑的空心圓柱體型式，或者為由下至上直徑連續地或不連續地增大的空心柱體型式，例如倒置的空心截頭圓錐體、由兩段或更多段直徑遞增的圓柱體構成的空心柱體、由兩段或更多段直徑遞增的倒置的截頭圓錐體構成的空心柱體、或者由一段或多段圓柱體與一段或多段倒置的截頭圓錐體構成的空心柱體的型式。
  16. 如請求項15所述的系統，其中所述全濃相反應區為倒置的空心截頭圓錐體型式，縱切面為等腰梯形，其底端橫截面的直徑為約0.2-10米，優選約0.5-8米，更優選約1-5米；頂端橫截面直徑與底端橫截面直徑的比值為大於1至約50，優選約1.2至約10，更優選約1.5至約5；最大橫截面的直徑與快速流化床總高度之比為約0.005：1至約1：1，優選約0.01：1至約0.8：1，更優選約0.05：1至約0.5：1；全濃相反應區的高度與快速流化床總高度之比為約0.1：1至約0.9：1，優選約0.3：1至約0.85：1，更優選約0.5：1至約0.8：1，和/或 所述過渡段為空心截頭圓錐體型式，縱切面為等腰梯形，等腰梯形側邊的內傾角α為約25-85°，優選約30-75o ，且所述過渡段的高度與快速流化床總高度之比為約0.1：1至約0.9：1，優選約0.2：1至約0.5：1。
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Families Citing this family (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US11873452B1 (en) 2022-12-12 2024-01-16 Saudi Arabian Oil Company Methods for processing hydrocarbons to produce light olefins using catalyst formulations or mixtures

Family Cites Families (36)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4895637A (en) 1988-10-18 1990-01-23 Mobil Oil Corporation Resid cracking process and apparatus
US5059302A (en) * 1989-05-16 1991-10-22 Engelhard Corporation Method and apparatus for the fluid catalytic cracking of hydrocarbon feed employing a separable mixture of catalyst and sorbent particles
US5034115A (en) 1990-04-27 1991-07-23 Mobil Oil Corporation Process and apparatus for fast fluidized bed regeneration of catalyst in a bubbling bed catalyst regenerator
US5284575A (en) * 1992-09-24 1994-02-08 Mobil Oil Corporation Process for fast fluidized bed catalyst stripping
CN1065903C (zh) 1998-05-06 2001-05-16 中国石油化工总公司 一种同时制取低碳烯烃和高芳烃汽油的方法
US20020003103A1 (en) 1998-12-30 2002-01-10 B. Erik Henry Fluid cat cracking with high olefins prouduction
CN1078094C (zh) 1999-04-23 2002-01-23 中国石油化工集团公司 一种用于流化催化转化的提升管反应器
US6538169B1 (en) 2000-11-13 2003-03-25 Uop Llc FCC process with improved yield of light olefins
US20020195373A1 (en) 2001-06-07 2002-12-26 Takashi Ino Heavy oil fluid catalytic cracking process
CN1179018C (zh) 2001-06-29 2004-12-08 中国石油化工股份有限公司 一种增产乙烯和丙烯的重质石油烃催化转化方法
CN1159416C (zh) 2001-08-29 2004-07-28 中国石油化工股份有限公司 一种制取乙烯和丙烯的催化转化方法
US20030127358A1 (en) 2002-01-10 2003-07-10 Letzsch Warren S. Deep catalytic cracking process
CN1333052C (zh) 2004-07-14 2007-08-22 中国石油化工股份有限公司 一种生产低碳烯烃和芳烃的方法和装置
CN1333048C (zh) 2004-10-28 2007-08-22 中国石油化工股份有限公司 一种石油烃催化转化方法
CN100519704C (zh) * 2005-10-12 2009-07-29 洛阳石化设备研究所 一种多产丙烯的催化裂化方法
KR100651418B1 (ko) 2006-03-17 2006-11-30 에스케이 주식회사 고속유동층을 이용하여 탄화수소 원료로부터 경질 올레핀을제조하는 접촉분해 공정
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
EP2184335B1 (en) 2007-08-09 2021-03-31 China Petroleum & Chemical Corporation A process of catalytic conversion
JP5879038B2 (ja) 2008-03-13 2016-03-08 中国石油化工股▲ふん▼有限公司 低品質の原料から軽質燃料を得るための方法
CN101591562B (zh) * 2009-06-25 2012-09-26 中国石油化工集团公司 一种流化催化裂化方法及其装置
CN101942340B (zh) * 2009-07-09 2013-09-04 中国石油化工股份有限公司 一种从劣质原料油制取轻质燃料油和丙烯的方法
KR101816668B1 (ko) 2009-10-22 2018-01-09 차이나 페트로리움 앤드 케미컬 코포레이션 디젤의 세탄가 베럴을 증가시키기 위한 촉매 전환 방법
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
CN101850226B (zh) * 2010-01-21 2012-12-12 中国石油天然气股份有限公司 一种浓相段进料用于流化催化转化的提升管反应器
CN102337154B (zh) 2010-07-22 2014-12-03 中国石油化工股份有限公司 一种生产丙烯和轻芳烃的催化转化方法
WO2012142723A1 (zh) 2011-04-19 2012-10-26 中国石油化工股份有限公司 一种渣油加氢处理和催化裂化组合方法
CN103509594B (zh) 2012-06-26 2016-01-20 中国石油化工股份有限公司 一种轻质烃油催化转化方法
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US20140357917A1 (en) 2013-05-31 2014-12-04 Uop Llc Extended contact time riser
CN104371756A (zh) 2014-11-07 2015-02-25 中国石油大学(北京) 劣质重油加工兼产合成气的方法
CN105505460B (zh) 2015-11-27 2017-05-31 中国石油大学(北京) 重油催化裂化方法和装置
CN107235821B (zh) 2016-03-29 2023-08-22 中国石油天然气集团有限公司 一种甲醇制烯烃的装置，方法及应用
US9981888B2 (en) 2016-06-23 2018-05-29 Saudi Arabian Oil Company Processes for high severity fluid catalytic cracking systems
CN107961744B (zh) 2016-10-19 2022-02-18 中国科学院大连化学物理研究所 一种制备丙烯、c4烃类的方法及其装置

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