CN103360197B - 一种c4-c8烯烃高选择性生产丙烯的方法 - Google Patents

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Abstract

一种C4-C8烯烃高选择性生产丙烯的方法，包括将富含C4-C8烯烃的原料引入催化转化装置的流化床反应器中，与引入所述流化床反应器中的催化裂解催化剂逆流接触进行催化转化反应，得到反应产物和待生催化剂，待生催化剂经汽提、烧焦再生后循环使用，反应产物引入分馏***分馏；其中所述的催化裂解催化剂包括改性的中孔分子筛。本发明方法用于富含C4-C8烯烃原料转化具有更高的丙烯产率。

Description

一种C4-C8烯烃高选择性生产丙烯的方法
技术领域
本发明涉及一种C4-C8烯烃在流化床中转化生产丙烯的方法。更进一步说，涉及一种在流化床反应器中，在含中孔分子筛催化剂存在下利用富含C4-C8烯烃的原料选择性制取丙烯的方法。
背景技术
目前一种制取丙烯的方法是用低附加值的烯烃例如C4-C8烯烃和含沸石催化剂接触发生裂解反应制取，其中所述的沸石主要为MFI结构沸石例如ZSM-5沸石。对于C4-C8烯烃转化来说，使用提升管反应器其丙烯产率难以提高，甚至为了提高转化深度，往往造成丙烯选择性较低，干气产率较高。
为了提高C2和C3烯烃的产率，US6222087B1公开了一种利用流化床反应器和含硅铝比大于300的ZSM-5型沸石催化剂将C4-C7烯烃或烷烃转化为小分子烯烃的方法，然而该专利没有涉及如何进一步提高C4-C8烯烃转化的丙烯产率。
现有轻质烯烃转化生产丙烯的流化床技术，为了提高转化深度，需要更高的反应温度，相应的油剂接触温度也较高，造成丙烯选择性降低，干气产率较高。
发明内容
本发明要解决的技术问题是提供一种利用流化床反应器转化富含C4-C8烯烃原料生产丙烯的方法，该方法具有更高的丙烯产率。
本发明提供一种C4-C8烯烃转化生产丙烯的方法，该方法包括将富含C4-C8烯烃的原料引入催化转化装置的流化床反应器中，与引入所述流化床反应器中的催化裂解催化剂逆流接触进行反应，得到反应产物和待生催化剂，待生催化剂经汽提、烧焦再生后循环使用，反应产物引入分馏***分馏；其 中所述的催化裂解催化剂包括改性中孔分子筛。
本发明提供的C4-C8烯烃转化生产丙烯的方法，采用流化床反应器，使含C4-C8烯烃的原料与引入反应器中的催化剂逆流接触进行反应，可以高选择性地由C4-C8烯烃原料制取低碳烯烃，具有更高的丙烯产率；可以提高反应器中催化剂的密度，降低反应温度。本发明提供的方法，可使C4-C8烯烃在流化床反应器底部在带炭催化剂上发生一定程度的聚合反应，反应油气沿着床层上升，与引入反应器中的活性较高的热催化剂逆流接触反应，高选择性地生成丙烯。
附图说明
附图1为本发明提供的方法的流程示意图。
1-流化床反应器；2-进料分布器，21-C4-C8烯烃原料引入线，22-C4-C8烯烃原料预热盘管；3-汽提器，31-待生剂引出线，32-待生剂流量控制阀；4-沉降器，41-反应油气引出线；5-再生器，51-热空气引入线，52-烟气引出线；6、脱气罐，61-催化剂流量控制阀，62脱气气体引入线；7-催化剂输送管，71-提升气体引入线，72-重质原料引入线，73-催化剂分布器。
具体实施方式
本发明提供的C4-C8烯烃转化生产丙烯的方法，将所述的富含C4-C8烯烃的原料由流化床反应器的底部引入流化床反应器，与流化床反应器床层中的催化剂接触反应，反应产物从流化床反应器的顶部离开流化床反应器；所述的催化裂解催化剂从流化床反应器的顶部引入流化床反应器中，反应后的待生催化剂从流化床反应器的底部引出，从而使得所述含C4-C8烯烃的原料与催化裂解催化剂在流化床反应器中逆流接触进行转化。反应产物从流化床反应器的顶部引出，经进一步分离除去其中携带的少量催化剂后引入后续的分馏装置分馏，分馏的装置和方法可采用现有方法，可根据需要对反应产物进行分馏，经分馏可得到低碳烯烃(乙烯、丙烯)、汽油、柴油、重油及其它烃 类。待生催化剂从流化床反应器的底部引出，从而与流化床反应器中的油气分离，该待生催化剂经汽提、再生后循环使用。将所述催化裂解催化剂从顶部引入流化床反应器的方法，可以将所述的催化剂引入到流化床反应器床层之上，使催化剂通过重力的作用落入流化床反应器的催化剂床层中。
本发明提供的C4-C8烯烃转化生产丙烯的方法中，所述流化床反应器选自散式流化床反应器、鼓泡床反应器、湍动床反应器、快速床反应器中的一种或几种，优选湍动床反应器。所述C4-C8烯烃原料直接喷入流化床反应器底部，与反应器中的催化剂逆向接触，能够更好地控制反应床层中的催化剂密度，同时能降低油剂接触温度。流化床反应器内的气体表观流速一般在2m/s以下，因而和提升管反应器相比，流化床反应器内可以保持较高的催化剂床层密度，一般在300kg/m3以上，优选情况下，本发明提供的方法中，流化床反应器内催化剂床层密度保持在350-550kg/m3。
本发明提供的C4-C8烯烃转化生产丙烯的方法中，富含C4-C8烯烃的原料从流化床反应器的底部引入流化床反应器中进行反应，反应的温度为510-620℃，优选为520-580℃，压力为0.15-0.3MPa(绝压)、优选为0.18-0.28MPa(绝压)，引入流化床反应器的催化裂解催化剂与引入流化床反应器的所述的富含C4-C8烯烃原料的重量比(本发明也称为剂油比)为8-35∶1，所述富含C4-C8烯烃原料在流化床反应器中反应的重时空速为0.2-30h-1，优选为0.5-28h-1。所述的富含C4-C8烯烃的原料一般经过预热后进入流化床中，优选的预热温度为300-600℃更优选为300-500℃。本发明提供的方法中，为降低反应器中油气分压，在进行所述催化裂解反应的过程中可以向所述流化床反应器底部注入选自水蒸气、氮气、氢气、C1-C4烷烃、二氧化碳、一氧化碳中的一种或几种的稀释剂，其中，优选水蒸气，稀释剂与烃类原料的重量比优选为0.01-1∶1，当稀释剂为水蒸气时，该比值也称水油比。
本发明提供的C4-C8烯烃转化生产丙烯的方法中，所述的富含C4-C8烯烃的原料，生焦较低，可以在一定程度上提高预热温度，从而更好调节装置自身热平衡，所述富含C4-C8烯烃的原料优选预热至300-500℃。富含C4-C8烯 烃的原料原料可和产物物流进行热交换，或者通过加热炉加热，或者通过与催化剂物流进行热交换，获取足够的热量。一种优选的方法，如图1所示，富含C4-C8烯烃的原料经过预热至一定温度例如250-350℃后，与稀释剂优选水蒸气一起通过管线21喷入预热盘管22预热至300-500℃，再由进料分布器2进入流化床反应器底部。
本发明提供的C4-C8烯烃转化生产丙烯的方法中，所用的C4-C8烯烃原料为富含C4-C8烯烃的原料，所述的富含C4-C8烯烃的原料中包括C4、C5、C6、C7、C8烯烃中的一种或多种，C4-C8烯烃的总含量大于20重量％，优选为30-100重量％，更优选为50-100重量％。
本发明提供的C4-C8烯烃转化生产丙烯的方法中，包括改性中孔分子筛，所述的改性中孔分子筛为磷和过渡金属改性的中孔分子筛，所述的过渡金属包括Fe、Co、Ni、Cu、Mn、Zn、Sn、Bi和RE中的一种或多种。以所述催化裂解催化剂的总重量为基准，所述的催化裂解催化剂中含有1-60重量％的所述磷和过渡金属改性中孔分子筛、5-99重量％的耐热无机氧化物和0-70重量％的粘土。所述磷和过渡金属改性中孔分子筛的硅铝摩尔比(SiO2/Al2O3)优选为20-290，更优选为40-100；所述催化裂解催化剂中，所述磷和过渡金属改性中孔分子筛含量优选为15-55重量％，更优选为20-50重量％。
所述的磷和过渡金属改性的中孔分子筛为磷和过渡金属改性的SAPO分子筛和/或磷和过渡金属改性的具有MFI结构的分子筛，所述的过渡金属包括Fe、Co、Ni、Cu、Mn、Zn、Sn、Bi和RE中的一种或多种。所述的磷和过渡金属改性的中孔分子筛中磷的含量以P2O5计为1.3-10重量％，过渡金属含量以MxOy计为0.7-15重量％，氧化钠含量为0-0.3重量％，M表示过渡金属，MxOy表示金属氧化物，x表示M的原子数，y表示满足M的氧化态所需的一个数。所述的磷和过渡金属改性的中孔分子筛优选为含磷和过渡金属的具有MFI结构的分子筛，具有MFI结构的分子筛例如ZSM-5分子筛、ZSP分子筛、ZRP分子筛中的一种或多种；更优选，所述的磷和过渡金属改性的中孔分子筛为含磷和选自铁、钴和镍中的至少一种的具有MFI结构的分子筛，或者 为选自Ⅷ族金属、IB族、ⅡB族和碱土金属中的一种或多种金属改性的含磷和稀土的具有MFI结构的分子筛，其中，所述选自Ⅷ族金属、IB族、ⅡB族和碱土金属中的一种或多种金属以氧化物计的总含量不超过15重量％，优选0.1～10重量％；更进一步优选的，所述的含磷和过渡金属的具有MFI结构分子筛中包括铁。当含磷和过渡金属的具有MFI结构的分子筛的硅铝摩尔比在20-290，最好是40-100时，催化剂中改性中孔分子筛的含量在15-55重量％，最好在20-50重量％时，催化剂活性与选择性能更好的匹配，所述的催化剂具有更高的小分子烯烃、特别是丙烯选择性和丙烯产率。
所述的催化裂解催化剂中含有5-99重量％，优选8-50重量％的耐热无机氧化物，所述的耐热无机氧化物为惯用于催化裂解催化剂的无机氧化物中的一种或几种，例如ZrO2、SiO2、Al2O3中的一种或多种。
本发明所述的催化裂解催化剂中含有粘土，所述粘土可以是天然的或人工合成的，经或不经各种化学和/或物理处理的、通常用作裂化催化剂载体的各种粘土，例如高岭土、多水高岭土中的一种或多种。所述粘土的含量不超过70重量％，优选为10-60重量％。优选，所述的催化裂解催化剂中含有15-55重量％的所述改性中孔分子筛，8-50重量％的耐热无机氧化物和10-60重量％的粘土。
优选的，所述的催化裂解催化剂中还含有大孔分子筛，其含量优选为1-15重量％，所述大孔分子筛选自层柱分子筛和/或Y型分子筛，更优选为层柱分子筛，所述的层柱分子筛例如改性累托土(其含量以累托土的干基重量计)。所述的改性累托土为在累托土膨胀层引入无机氧化物支撑物，对累托土的结构进行调变得到，其中无机氧化物优选占累托土重量的10-20重量％，所述无机氧化物可选自氧化铝、氧化硅、氧化锆中的一种或多种，优选氧化铝。所述的改性累托土可以预先制备，也可以是在催化剂的成胶过程改性得到。预先制备时，所述改性累托土的制备方法可如下：将累托土、用于改性的无机金属氧化物的前身物、脱阳离子水混合，配制成固含量为25-50重量％的浆液，在常温下搅拌3-5小时，其中累托土∶所述无机氧化物前身物(以氧 化物计)重量比＝100∶10-100优选100∶12-30，所得浆液即可用于催化剂制备过程或干燥后再用于催化剂制备过程；其中所述无机金属氧化物的前身物如铝溶胶、拟薄水铝石、硅溶胶、锆溶胶中的一种或多种。当在催化剂的成胶过程中制备的时候，可以将累托土、分子筛、其它粘土(例如高岭土)、耐热无机氧化物前身物混合，或者还加入耐热无机氧化物，配制成固含量为25-50重量％的浆液，在常温下搅拌2-5小时，其中累托土∶无机氧化物前身物(以氧化物计)重量比不低于100∶12，优选为100∶12-500优选100∶12-400，优选，所述改性使得到的改性累托土中含有占累托土重量10-20重量％的无机氧化物。所述常温通常为15-40℃。添加累托土的催化剂最后在500-600℃下焙烧1-7小时优选3-6小时。当所述的大孔分子筛为改性累托土时，以累托土的重量计，所述催化裂化催化剂中所述改性累托土的含量优选为1-15重量％，更优选1.5-12重量％。
本发明提供的C4-C8烯烃转化生产丙烯的方法中，从所述的流化床反应器底引出的待生催化剂引入汽提器汽提，然后引入再生器再生，再生后的催化剂循环使用。再生的方法为现有方法，再生的温度通常为680-720℃。再生催化剂通过催化剂输送管线由提升介质提升到所述流化床反应器的顶部，提升介质为水蒸气、氮气、氢气、C1-C4烷烃、二氧化碳、一氧化碳中的一种或几种的混合物。优选，在催化裂解催化剂提升过程中，向催化剂输送管线引入重质原料与所述的催化裂解催化剂接触，使所述的催化裂解催化剂上挂炭，挂炭率(催化剂上的炭重量占催化剂重量的百分率)在0.05-0.9重量％，优选0.1-0.5重量％。通常情况下，所述重质原料与所述催化裂解催化剂接触中，所述催化裂解催化剂与所述重质原料的重量比为5-50∶1，接触时间为0.5-5秒，所述接触使进入流化床反应器时催化剂的温度为550-650℃。通过在输送管线引入重质原料与所述催化裂解催化剂接触，既对催化剂具有改性作用，提高丙烯选择性和产率，又可以解决C4-C8烯烃催化转化为丙烯过程中的热量不足问题。所述的重质原料可以是催化柴油、催化油浆、减压蜡油、常压渣油、减压渣油中的一种或几种。所述的重质原料可以是本发明过程自产重 油，也可以来自外部装置。
所述的反应产物引入分馏***，分离，可得到H2-C2、C3馏分、C4馏分、C5馏分、C6+汽油馏分，C6+汽油馏分可进一步分离为C6馏分和C7以上馏分，其中C3馏分中丙烯含量超过88重量％，可进一步分离得到高纯度的丙烯。分离得到的H2-C2可部分返回提升管作为提升介质，同时对催化剂起到改性作用。分离得到的C4、C5、C6馏分可以部分返回流化床反应器床层继续反应，以获得最大丙烯产率。分离得到的C7以上馏分通常富含芳烃。
本发明提供的C4-C8烯烃转化生产丙烯的方法中，将富含C4-C8烯烃的原料在催化转化装置的流化床反应器中，与催化裂解催化剂接触进行催化裂解反应，将反应产物和待生催化剂从所述反应器中引出并进行分离，分离出的待生催化剂经汽提，再通过烧焦再生后返回反应器内循环使用，分离出的反应产物引入分馏***分馏可得到低碳烯烃、柴油、重油及其它低分子饱和烃类。所述的催化转化装置包括至少流化床反应器、沉降器、汽提器和再生器，其中，所述的汽提器位于流化床反应器的下方，并且汽提器与流化床反应器的底部连通，而且流化床反应器的出口与所述沉降器内的气固分离设备的入口连通，所述沉降器的气固分离设备的催化剂出口与流化床反应器连通。使汽提器位于流化床反应器的下方，并且使汽提器与流化床反应器的底部连通，由此，向汽提器中供应的水蒸气可以向上通过流化床反应器作为其中发生的催化裂化反应的注水蒸气而得到二次利用，有利于降低反应的总体能耗。
下面结合附图1对本发明所提供的方法进行进一步的说明，但并不因此限制本发明。
图1为本发明提供的C4-C8烯烃转化方法流程示意图。本示意图为简化流程，但并不影响本领域普通技术人员对本发明的理解。
图1所述的催化转化装置，包括流化床反应器1、沉降器4、汽提器3和再生器5，优选所述汽提器3位于所述流化床反应器1的下方，并且汽提器3与流化床反应器1的底部直接连通，所述流化床反应器1的顶部油气出口与所述沉降器4内的气固分离设备的入口连通，沉降器4旋风分离器的催化剂 出口与流化床反应器下部连通。由于汽提器3与流化床反应器1气固连通，因此，通过调节汽提器3向再生器5排出待生催化剂的流量控制阀31，可以直接控制流化床反应器1中催化剂的料面，进而控制流化床反应器1内反应的重时空速，由此可以增加工艺灵活度。优选的，所述沉降器4、流化床反应器1和汽提器3同轴，并且沉降器4位于所述流化床反应器1上方，汽提器3位于流化床反应器1下方，所述沉降器4气固分离设备的催化剂出口与流化床反应器下部连通。积炭的待生催化剂汽提后引入再生器5烧焦再生以恢复活性，并且再生器通过至少一条催化剂输送通路与催化裂解反应器连通，以向反应器提供再生后的热催化剂。使汽提器位于流化床反应器的下方，并且使汽提器与流化床反应器的底部连通。由此，向汽提器中供应的水蒸气可以向上通过流化床反应器作为其中发生的催化裂化反应的注水蒸气而得到二次利用，有利于降低反应的总体能耗。
汽提后的待生催化剂经管线31和滑阀32送至再生器5进行再生。热空气由管线51进入再生器5，催化剂烧焦再生产生的烟气由管线52离开再生器。再生催化剂经过脱气罐6脱气后由再生催化剂提升管线61输送至流化床反应器1中重复使用。再生催化剂经过脱气罐6脱气后进入催化剂输送管61，其中通过控制阀61控制再生催化剂流量，通过71引入提升介质，催化剂通过分布器73进入流化床反应器，在流化床中与烃油接触后，从流化床的底部引出流化床反应器。其中所述的提升介质可选用催化裂化常用的预提升气体，例如水蒸气、干气中的一种或多种。分布器73可以高于流化床反应器床层顶面，使催化剂通过重力作用落入到催化剂床层中，为了提高丙烯产率，催化剂输送线7中的催化剂提升到一定高度，通过管线72向催化剂输送线7引入一定量的重质原料，以对催化剂进行改性，然后将该改性的催化剂通过分布器65引入到流化床反应器中，这不仅有利于提高丙烯产率，还有利于解决C4-C8烃转化生焦量不足的问题。
富含C4-C8烯烃的原料通过进料线21、预热盘管22和进料分布器2引入到流化床反应器中，与流化床中的催化裂解催化剂接触，生成富含小分子烯 烃的油气，该油气中携带催化剂经沉降器4和其中的气固分离设备进行分离，分离得到的催化剂返回流化床反应器1底部(图中未示出)，分离出的反应产物经由管线41离开反应***，进入后续的分馏***，根据需要分离得到相应的馏分，例如可以分离为干气(H2-C2)、C3馏分、C4馏分和C5以上馏分，分离得到C4馏分可以部分由流化床反应器进料管线21返回流化床反应器进一步反应，生成丙烯。C5以上馏分可通过分离设备进一步分离，可得到C5馏分、C6馏分、C7以上馏分，分离得到C5、C6馏分可以部分由流化床进料管线21返回流化床反应器进一步反应，生成丙烯。富含丙烯的C3馏分可通过本领域技术人员熟知的分离技术，得到高纯度丙烯。分离得到的干气可以部分由管线71进入再生催化剂提升输送线充当提升介质。
下面的实施例将对本方法予以进一步的说明，但并不因此限制本方法。
实施例和对比例中使用的材料如下：
盐酸由北京化工厂生产，化学纯，浓度36-38重量％；
高岭土由苏州高岭土公司生产，固含量为74.0重量％；
拟薄水铝石为山东铝厂工业产品，固含量为62.0重量％；
铝溶胶为中石化股份公司齐鲁催化剂分公司产品，Al2O3含量为21.5重量％；
ZSP分子筛(固含量为97.8重量％，磷含量4重量％，铁含量2重量％)、由中石化股份公司齐鲁催化剂分公司生产。
累托土(又称累托石，湖北钟祥名流累托石科技股份有限公司产品，组成见表2)。
所用富含C4-C8烯烃的原料性质见表3。
催化剂制备实施例
根据配比取ZSP分子筛、高岭土、累托土和拟薄水铝石，加入脱阳离子水和铝溶胶打浆120分钟，以氧化铝重量计，拟薄水铝石和铝溶胶的比值为1∶1，得到固含量30重量％浆液，用盐酸调节浆液的pH值为3.0，将混合物 继续打浆45分种，然后将得到的浆液喷雾干燥，得到平均颗粒直径为65微米的微球。将微球于500℃下焙烧1小时。得到催化剂B。
按照上述方法，在不加累托土的情况下，制得含35重量％ZSP分子筛、45重量％高岭土、20重量％Al2O3的微球催化剂A。
按照如上方法制备催化剂C、D和对比剂，催化剂的组成如表1所示。
表1
表2
  F   Na2O   MgO   Al2O3   SiO2   P2O5   SO3   K2O
  0.17   1.4   0.55   39.3   42.5   0.52   2.5   1.6
  CaO   TiO2   Cr2O3   Fe2O3   SrO   Y2O3   ZrO2  
  4.7   3.5   0.12   2.9   0.19   0.065   0.093  
表2中为重量百分含量。
表3
表4
实施例和对比例中反应绝对压力为0.21MPa。
实施例1
将催化剂在760℃，用100％水蒸汽老化10小时，使用中型试验装置，其中流化床反应器内径为64毫米，高度为1米，流化床反应器上部与沉降器连通，下部与汽提器连通，反应器中催化剂的装量为60千克。其中，催化剂从流化床反应器的上面加入，通过重力作用落入到流化床反应器床层中，待生催化剂从流化床底部流出进入汽提器，流化床反应器中喷入富含烯烃的原料，反应条件和结果见表5，富含烯烃的原料预热温度为300℃，再生温度为690℃，提升介质为水蒸气，温度为280℃。所用富含烯烃的原料为表3所示的碳四馏分，所用的催化剂为催化剂制备实施例所制备的催化剂A。
对比例1
对比例1说明采用提升管加流化床反应器进行富含C4-C8烯烃原料催化转化方法时的效果。
将催化剂在760℃，用100％水蒸汽老化10小时，使用中型试验装置。其中提升管反应器的内径为18毫米，高度为6米，流化床反应器内径为64毫米，高度为0.5米。复合反应器中催化剂的装量为60千克。提升管反应器下部喷入碳四原料，反应条件和结果见表5。
实施例2
按照实施例1的方法，不同的是使用催化剂C。
对比例2
参照实施例1，不同的是使用催化剂C，原料从流化床反应器底部引入，催化剂也引入到流化床反应器底部，二者在流化床中并流接触，待生催化剂和油气从流化床反应器的顶部离开，分离后的待生催化剂引入汽提器，油气引入分馏装置分馏。
实施例3
按照实施例1的方法，不同的是在催化剂输送管线上喷入重油(性质见表4)，催化裂解催化剂与重油的重量比为40，催化剂输送线出口温度为620℃，从重油进入管线到离开输送管线的时间为1.1秒，催化剂上积炭量为0.4重量％。
实施例4
按照实施例1的方法，不同的是所用催化剂为含有累托土的催化剂B。
实施例5
按照实施例3的方法，催化剂同实施例4.
实施例6
按照实施例1的方法，不同的是原料为碳五馏分(组成如表3所示)。
对比例3
按照对比例2的方法，不同的是使用对比剂和碳五馏分原料(组成如表3所示)，催化剂和碳五馏分原料并流。
实施例7
按照实施例1的方法，不同的是原料为碳六馏分(组成如表3所示)。
实施例8
按照实施例7的方法，不同的是使用催化剂D。
对比例4
按照实施例7的方法，不同的是用对比剂。
对比例5
参照照对比例2，不同的是使用催化剂D，原料为碳六馏分(如表3所示)。
实施例和对比例的反应条件和结果见表5-7。由表5-7可见，本发明方法可以提高丙烯产率，经过挂炭的催化剂可以进一步提高丙烯产率，可以具有更低的干气产率。
表5
表6
表7
  实例   实施例6   对比例3   实施例7   实施例8   对比例4   对比例5
  原料   碳五馏分   碳五馏分   碳六馏分   碳六馏分   碳六馏分   碳六馏分
  催化剂   A   对比剂   A   D   对比剂   D
  反应条件            
  反应温度，℃   550   550   550   550   550   550
  重时空速，l/h   2.4   2.4   3.2   3.2   3.2   3.2
  水油比，重量/重量   0.46   0.46   0.25   0.25   0.25   0.25
  剂油比，重量/重量   15   15   14   14   14   14
  床层密度kg/m3   390   390   390   390   390   390
  引入的催化剂积炭量，％   0.03   0.03   0.03   0.03   0.03   0.03
  汽提后的催化剂积炭量，％   0.45   0.45   0.48   0.48   0.48   0.48
  物料平衡，重量％            
  H2-C2   5.45   5.51   4.26   4.29   5.47   4.35
  C3馏分   52.66   51.32   54.02   54.32   51.67   52.82
  C4馏分   15.29   15.83   14.59   14.28   15.82   15.13
  C5馏分   9.8   10.2   8.5   8.45   10.08   8.8
  C6 +汽油   11.59   11.76   12.55   12.49   11.92   12.69
  重油   1.39   1.42   1.95   1.96   1.35   1.98
  焦炭   3.82   3.96   4.13   4.21   3.69   4.23
  总计   100   100   100   100   100   100
  丙烯产率，重量％   46.87   45.45   50.24   49.97   46.56   48.89
  丙烯/总碳三   0.890   0.886   0.930   0.920   0.901   0.926

Claims (8)

1.一种C4-C8烯烃生产丙烯的方法，包括将富含C4-C8烯烃的原料引入催化转化装置的流化床反应器中，与引入所述流化床反应器中的催化裂解催化剂逆流接触进行催化转化反应，得到反应产物和待生催化剂，待生催化剂经汽提、烧焦再生后循环使用，反应产物引入分馏***分馏；其中所述的催化裂解催化剂包括改性的中孔分子筛；所述的改性中孔分子筛为磷和过渡金属改性的中孔分子筛，所述的过渡金属包括Fe、Co、Ni、Cu、Mn、Zn、Sn、Bi和Re中的一种或多种，所述改性中孔分子筛的硅铝比为20-290；所述流化床反应器的反应温度为510-620℃，反应压力为0.15-0.3MPa、引入流化床反应器的催化裂解催化剂与引入流化床反应器的所述的富含C4-C8烯烃原料的重量比为8-35，所述富含C4-C8烯烃原料在流化床中反应的重时空速为0.2-30h-1。
2.按照权利要求1所述的C4-C8烯烃生产丙烯的方法，其特征在于，所述的催化裂解催化剂与重油接触后引入流化床反应器中进行反应，接触时间为0.5-5秒，所述接触使进入流化床反应器的催化剂裂解催化剂上的焦炭含量为0.1-0.5重量％。
3.按照权利要求2所述的C4-C8烯烃生产丙烯的方法，其特征在于，所述的催化裂解催化剂与重油接触，使进入流化床反应器时的催化剂裂解催化剂上的焦炭含量为0.1-0.5重量％，使引入流化床反应器时所述催化裂解催化剂的温度为550-650℃。
4.按照权利要求1所述的C4-C8烯烃生产丙烯的方法，其特征在于，所述的催化裂解催化剂包括：1-60重量％的所述磷和过渡金属改性的中孔分子筛、5-99重量％的耐热无机氧化物和0-70％的粘土；所述的磷和过渡金属改性的中孔分子筛中磷的含量以P2O5计为1.3-10重量％，过渡金属含量以MxOy计为0.7-15重量％，氧化钠含量不超过0.3重量％，M表示过渡金属，x表示M的原子数，y表示满足M的氧化态所需的一个数。
5.按照权利要求4所述的C4-C8烯烃生产丙烯的方法，其特征在于，所述 的催化裂解催化剂包括：15-55重量％的所述改性中孔分子筛，所述改性中孔分子筛的硅铝比为40-100。
6.按照权利要求1、4或5所述的C4-C8烯烃生产丙烯的方法，其特征在于，所述的磷和过渡金属改性的中孔分子筛为含磷和选自铁、钴和镍中的至少一种的具有MFI结构的分子筛和/或为选自VIII族金属、I B族、II B族和碱土金属中的一种或多种金属改性的含磷和稀土的具有MFI结构的分子筛。
7.按照权利要求4或5所述的C4-C8烯烃生产丙烯的方法，其特征在于，所述的催化裂解催化剂含有1-15重量％的改性累托土和/或Y型分子筛。
8.按照权利要求1～5任一项所述的C4-C8烯烃生产丙烯的方法，其特征在于，所述流化床反应器选自散式流化床反应器、鼓泡床反应器、湍动床反应器、快速床反应器中的一种或几种；所述流化床反应器内所述催化裂解催化剂的床层密度为350-550kg/m3。
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