CN109705905A

CN109705905A - 一种多产低碳烯烃的方法和装置

Info

Publication number: CN109705905A
Application number: CN201711015430.0A
Authority: CN
Inventors: 朱根权; 马文明; 谢朝钢
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2017-10-25
Filing date: 2017-10-25
Publication date: 2019-05-03
Anticipated expiration: 2037-10-25
Also published as: CN109705905B

Abstract

本发明公开了一种多产低碳烯烃的方法和装置。该方法包括：(1)在第一提升管反应器中，重质原料与催化裂化催化剂接触反应，得到积炭催化剂和第一反应产物，然后对积炭催化剂和第一反应产物进行分离；(2)在第二提升管反应器中，轻质原料与催化裂化催化剂接触反应，反应后的油剂混合物在流化床反应器中反应，得到第二反应产物和积炭催化剂，从第二反应产物中过滤积炭催化剂，积炭催化剂从流化床下层排出流化床反应器；(3)在再生器中对积炭催化剂进行再生，得到再生催化剂，再生催化剂用作步骤(1)和/或步骤(2)的所述催化裂化催化剂。本发明的方法和装置能够显著提高低碳烯烃的产率。

Description

一种多产低碳烯烃的方法和装置

技术领域

本发明涉及一种多产低碳烯烃的方法和装置。

背景技术

丙烯、丁烯等低碳烯烃都是非常重要的有机化工原料，目前，丙烯和丁烯主要来源于蒸汽裂解技术、催化裂化技术、丙烷脱氢制丙烯技术和煤制甲醇再制烯烃技术。在蒸汽热裂解中，由于没有使用催化剂，因此需要非常苛刻的操作条件，装置和操作的成本均很高。另一方面，随着蒸汽热裂解采用新的轻质原料，产品分布将会出现变化，如采用乙烷作为蒸汽裂解原料，与以石脑油为原料相比，产物中乙烯比例明显提高，而丙烯和丁烯的产率将会降低。催化裂化工艺可以产生较多的丙烯和丁烯，是蒸汽热裂解制乙烯的一条有效补充措施。但随着原油重质化、劣质化程度的加深，对常规催化裂化工艺提出了更高的要求。由于常规催化裂化技术主要生产汽油和柴油，副产丙烯和丁烯等低碳烯烃，但其产率不高，很难满足市场的需求，因此开发能够处理重质原料油且多产低碳烯烃的催化裂化技术是非常有必要的。

CN102690683A中公开了一种生产丙烯的催化裂化方法。该方法采用双提升管构型，第一提升管反应器用于处理重质烃油，使用的是含有Y型沸石和β型沸石的催化剂，第二提升管反应器处理轻质烃，使用的是含有孔径小于0.7nm的择型沸石。该方法采用两种不同的催化剂，并且分别通过隔板将汽提区和再生区分成两个独立的部分，增加了装置的复杂程度，不仅不利于操作，而且丙烯和丁烯的产率不高，也未涉及到汽油的族组成。

CN104560149A公开了一种生产丁烯的催化转化方法。该方法共设置了4个反应器，除了采用双提升管加流化床的反应器构型之外，还在沉降器的外部设置了一个流化床反应器，用于裂化中汽油馏分，而反应产物进入提升管反应器继续发生裂化反应，反应后的催化剂经烧焦再生后返回反应器内循环使用。该方法以含有Y沸石和β沸石的混合物为催化剂，可以获得较高的丙烯和丁烯产率。

CN105505456A公开了一种催化裂化装置。该装置包括提升管反应器、沉降器和汽提器，其中在沉降器的下腔体设置有与该沉降器同轴的上下开孔的套筒，提升管反应器的出口位于套筒内，可以在套筒内形成流化床反应区，二旋风分离器的催化剂出口位于由套筒的外壁和沉降器的内壁所形成的空间中，可以减少由旋风分离器分出的积炭催化剂对流化床反应器床层的干扰，增加流化床床层的高度，从而提高低碳烯烃的产率。但该装置使用的是单提升管反应器，而且没有涉及到汽油馏分的回炼，从而导致低碳烯烃的产率不高。

以上技术虽然提高催化裂化工艺中丙烯和丁烯等低碳烯烃产率方面取得了一些进步，但装置操作比较复杂，丙烯和丁烯的产率有待进一步提高。

发明内容

本发明的目的是提供一种进一步提高丙烯和丁烯的产率的多产低碳烯烃的方法及装置。

本发明人发现，将轻质原料在提升管反应器和流化床反应器中反应之后，对流化床反应器中得到的反应产物进行过滤，能够防止催化剂与油气一同离开流化床反应器，维持流化床反应器中催化剂的藏量，为反应提供适宜的条件，从而明显提高低碳烯烃的产率，由此完成了本发明。

为了实现上述目的，本发明提供一种多产低碳烯烃的方法，该方法包括：

(1)在第一提升管反应器中，重质原料与催化裂化催化剂接触反应，得到积炭催化剂和第一反应产物，然后对积炭催化剂和第一反应产物进行分离；

(2)在第二提升管反应器中，轻质原料与催化裂化催化剂接触反应，反应后的油剂混合物在流化床反应器中反应，得到第二反应产物和积炭催化剂，从第二反应产物中过滤积炭催化剂，积炭催化剂从流化床下层排出流化床反应器；

(3)在再生器中对积炭催化剂进行再生，得到再生催化剂，再生催化剂用作步骤(1)和/或步骤(2)的所述催化裂化催化剂。

优选地，从第二反应产物中过滤积炭催化剂包括将夹杂有积炭催化剂的第二反应产物通过设置在流化床反应器上方的过滤器。

优选地，本发明的方法还包括从所述过滤器的上方对所述过滤器进行吹扫，优选使用蒸汽进行吹扫。

优选地，本发明的方法还包括对过滤后的第二反应产物进行旋风分离和汽提。

优选地，对积炭催化剂和第一反应产物进行分离的过程包括旋风分离和汽提。

优选地，所述重质原料选自减压蜡油、常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、脱沥青油、糠醛精制抽余油、煤液化油、油砂油、页岩油、经过F-T合成得到的馏分油或动植物油中的一种或一种以上的混合物。

优选地，所述轻质原料为轻汽油馏分和/或C4烃；优选地，轻汽油馏分从所述第二提升管反应器的中部引入，C4烃在第二提升管反应器的底部引入。

优选地，所述催化裂化催化剂含有裂化活性组元、粘土和粘结剂，优选地，所述活性组元含有Y型分子筛、MFI结构分子筛和SAPO-34分子筛。

优选地，所述活性组元中，以所述活性组元的总重量计，Y分子筛的含量为20～90重量％，优选为50～80重量％，MFI结构分子筛的含量为1～50重量％，优选为10～40重量％，SAPO-34分子筛的含量为1～50重量％，优选为10～40重量％。

优选地，所述第一提升管的反应温度为450～650℃，优选为500～600℃；剂油比为1～20，优选为5～15；反应时间为0.50～10秒，优选为1～5秒；

所述第二提升管的反应温度为500～700℃，优选为550～650℃；剂油比为10～30，优选为15～25；反应时间为0.10～1.5秒，优选为0.3～0.8秒；

所述流化床反应器的反应温度为500～650℃，优选为520～580℃；重时空速为2～15小时^-1，优选为3～10小时^-1；催化剂密度为100～600kg/m³，优选200～400kg/m³；油气的线速度为0.3～2m/s，优选0.3～1.5m/s。

本发明还提供了一种多产低碳烯烃的装置，该装置包括：第一提升管反应器1、第二提升管反应器2、流化床反应器3、沉降器4、汽提器5和再生器6；所述第一提升管反应器1与所述沉降器4连通；所述第二提升管反应器2与所述流化床反应器连通；所述流化床反应器3的上方设置有过滤器34，所述流化床反应器3与所述沉降器4连通，所述过滤器34位于所述流化床反应器3与所述沉降器4之间；所述再生器6分别与所述第一提升管反应器1和所述第二提升管反应器2连通。

优选地，所述过滤器34周围设有气体吹扫环35，所述气体吹扫环35的设置方式使得气体吹扫方向为垂直于过滤器表面至与过滤器表面成45°角。

优选地，所述流化床反应器3位于所述沉降器4的外部。

优选地，所述第一提升管反应器1和第二提升管反应器2各自为等直径提升管、等线速提升管或变直径提升管；

所述流化床反应器3选自固定流化床反应器、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、输送床反应器和密相流化床反应器中的一种或几种的组合。

本发明通过对流化床反应器中得到的反应产物进行过滤，显著提高了低碳烯烃的产率。

附图说明

图1为本发明提供的方法和装置的一种实施方式的示意图。该图用来说明本发明，但并不因此而限制本发明。其中：

1-第一提升管反应器，

11-重质原料管线，

12-第一雾化蒸汽管线，

13-回炼裂解重油管线，

14-第二雾化蒸汽管线，

15-第一提升管反应器预提升气体管线，

2-第二提升管反应器，

21-C4烃管线，

22-第三雾化蒸汽管线，

23-轻汽油馏分管线，

24-第四雾化蒸汽管线，

25-第二提升管反应器预提升气体管线，

3-流化床反应器，

31-油气输送管线，

32-催化剂输送管线，

33-第二提升管反应器出口分布器，

34-过滤器，

35-气体吹扫环，

36-吹扫蒸汽入口，

4-沉降器，

41-旋风分离器，

45-反应油气引入分离***管线，

5-汽提器，

51-汽提挡板，

6-再生器，

61-再生催化剂输送管线，

62-再生器汽提蒸汽管线，

63-汽提器汽提蒸汽管线，

64-再生烟气管线，

具体实施方式

以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

本发明提供的多产低碳烯烃的方法包括：

根据本发明的一种优选实施方式：在第一提升管反应器中，重质原料与催化裂化催化剂接触反应，反应后的油剂混合物通过分离装置分离。在第二提升管反应器中，轻质原料与催化裂化催化剂接触反应，反应后的油剂混合物进入与第二提升管反应器末端相连的流化床反应器中继续反应，流化床下层的积炭催化剂通过输送管引入汽提器中，上层的油气通过输送管引入分离装置中，分离出其中夹带的催化剂颗粒。所述分离装置优选快分装置，用以将反应油气与积炭催化剂快速分离，优选的快分装置为旋风分离器。通过快分装置将油气与反应后积炭催化剂迅速分离，可降低干气产率，抑制低碳烯烃在生成之后再转化。分离出来的油气经后续产品分离***分离得到裂化气、汽油、轻油和重油等产物；待生剂进入后续的汽提器，汽提后的待生剂通过输送管线导入再生器再生后返回第一提升管反应器和第二提升管反应器循环使用。所述产品分离***为现有技术，本发明没有特殊要求。

在本发明中，所述重质原料可以选自减压蜡油、常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、脱沥青油、糠醛精制抽余油、煤液化油、油砂油、页岩油、经过F-T合成得到的馏分油或动植物油中的一种或一种以上的混合物。

在本发明中，所述轻质原料可以为轻汽油馏分和/或C4烃，优选为富含烯烃的轻汽油馏分和/或C4烃。

在本发明中，所述富含烯烃的轻汽油馏分选自馏程为40～120℃的轻汽油馏分，优选馏程为40～85℃的轻汽油馏分。所述轻汽油馏分包括本发明装置生产(即来自本发明所述产品分离***)的轻汽油馏分或其他装置生产的轻汽油馏分：其他装置生产的轻汽油馏分可选自催化裂化轻汽油、焦化轻汽油、减粘裂化轻汽油以及其他炼油或化工过程所生产的轻汽油馏分中的一种或一种以上的混合物，优选本装置生产的轻汽油馏分。所述注入第二提升管反应器的轻汽油馏分与注入第一提升管反应器的重质原料的重量比可以为0.05～0.20:1，优选0.08～0.15:1。所述轻汽油馏分优选为富含烯烃的轻汽油馏分，其烯烃含量可以为20～95重量％，优选35～90重量％，更优选50重量％以上。

在本发明中，所述C4烃类是指以C4馏分为主要成分的常温、常压下以气体形式存在的低分子碳氢化合物，包括分子中碳原子数为4的烷烃、烯烃及炔烃。所述C4烃类包括本发明装置生产的富含C4馏分的气态烃产品，也可以包括其他装置过程所生产的富含C4馏分的气态烃，其中优选本发明装置生产的C4馏分。所述C4烃类优选为富含烯烃的C4馏分，其中C4烯烃的含量大于50重量％，优选大于60重量％，最好在70重量％以上。所述C4烃与汽油馏分的重量比为0～2:1，优选0～1.2:1。

在本发明中，所述轻汽油馏分和C4烃可以在第二提升管反应器的同一位置引入第二提升管反应器，也可在不同的位置引入第二提升管反应器，优选在不同的位置引入第二提升管反应器；所述轻汽油馏分和C4烃在第二提升管反应器的不同位置引入第二提升管反应器时，可以是轻汽油馏分在第二提升管反应器的底部引入第二提升管反应器，也可以是C4烃在第二提升管反应器的底部引入第二提升管反应器，优选C4烃在第二提升管反应器的底部引入第二提升管反应器。在本发明中，所述轻质原料在第二提升管反应器中与催化裂化催化剂接触反应后通过第二提升管反应器出口分布器进入与第二提升管反应器末端相连的流化床反应器中继续反应。所述分布器上开有均匀的小孔，能够使来自第二反应器的油剂混合物均匀进入流化床反应器中，并且可以调整油剂混合物的流动方向，减少油气返混。所述分布器优选低压分布器，其压降小于10kPa。反应后的油气通过所述流化床反应器顶部的过滤器，然后经输送管进入分离装置中，分离出其中夹带的催化剂颗粒。所述过滤器能够减少催化剂与油气一同离开流化床反应器，从而维持流化床反应器中催化剂的藏量。优选地，所述过滤器周围安装了气体吹扫环，通过气体吹扫防止催化剂颗粒堵塞催化剂过滤器。其中，所述气体吹扫环环绕催化剂过滤器布置，可以布置一组气体吹扫环，也可以布置多组气体吹扫环，优选布置多组气体吹扫环。用于吹扫的气体可以选自水蒸气、C₁-C₄烃类或常规催化裂化干气中的一种或多种，优选水蒸气。所述气体吹扫方向优选为垂直于过滤器表面至与过滤器表面成45°角。优选地，流化床反应器下部出口设置滑阀，通过滑阀开度控制催化剂输送速度，从而维持流化床反应器中催化剂的藏量。

在本发明中，优选地，还将本发明产品分离***得到的裂解重油引入第一提升管反应器中进行反应，这有利于降低干气产率和焦炭产率，并提高低碳***尤其是丙烯产率。更优选地，所述裂解重油的引入位置在第一提升管反应器的中下游。所述的裂解重油为本发明产物分离***得到的裂解重油，其常压馏程在330～550℃之间，优选其常压馏程为350～530℃。注入第一提升管反应器的裂解重油与注入第一提升管反应器的重质原料的重量比为0.05～0.30:1，优选0.10～0.2:1。

在本发明中，所述重质原料预热至180～340℃后进入第一提升管反应器，与来自再生催化剂输送管的催化裂化催化剂进行反应。所述第一提升管反应器中的操作条件包括：反应温度为450～650℃，优选为500～600℃；剂油比(催化裂化催化剂与重质原料的重量比)为1～20，优选为5～15；反应时间为0.50～10秒，优选为1～5秒；反应器内压力(绝对压力)为0.1～0.4MPa，优选为0.15～0.35MPa；雾化水蒸汽占重质原料进料量的比例优选为10～30重量％，优选10～20重量％。

在本发明中，所述轻质原料预热至250～400℃后进入第二提升管反应器，与来自再生催化剂输送管的催化剂进行反应。第二提升管反应器中的操作条件为：反应温度为500～700℃，优选为550～650℃；剂油比(引入第二提升管反应器的催化裂化催化剂与C4烃和汽油馏分的质量比)为10～30，优选为15～25；反应时间为0.10～1.5秒，优选为0.3～0.8秒；雾化水蒸汽占C4烃和汽油馏分进料量的比例优选为10～20重量％。反应油气和催化剂混合物经第二提升管反应器的出口分布器进入流化床反应器，所述流化床反应器的反应温度为500～650℃，优选为520～580℃；重时空速为2～15小时^-1，优选为3～10小时^-1；催化剂密度为100～600kg/m³，优选200～400kg/m³；料位为流化床反应器高度的1/3～4/5，优选流化床反应器高度的1/3～2/3；油气通过流化床反应器的线速度为0.3～2m/s，优选0.3～1.5m/s；反应器内压力为0.1～0.4MPa(绝对压力)，优选为0.15～0.35MPa。

在本发明中，所述引入第一提升管反应器的催化裂化催化剂通常为来自再生器的再生剂，由于再生的需要，再生剂的温度通常会高于700℃，为此，再生剂先进行取热冷却处理，冷却至温度为520～680℃，优选为550～620℃。

在本发明中，所述重质原料与催化裂化催化剂在第一提升管反应器底部接触并进行反应，重质原料与催化裂化催化剂接触后的混合温度为520～680℃，优选为540～610℃。

在本发明中，所述引入第二提升管反应器的催化裂化催化剂通常为来自再生器的再生剂，由于再生的需要，再生剂的温度通常会高于700℃，为此，再生剂先进行取热冷却处理，冷却至温度为550～680℃，优选为580～660℃。

在本发明中，所述轻质原料与催化裂化催化剂在第二提升管反应器底部接触并进行反应，轻质原料与催化裂化催化剂接触后的混合温度为540～680℃，优选为560～630℃。

在本发明中，所述催化裂化催化剂可以含有裂化活性组元、粘土和粘结剂。优选地，所述活性组元含有Y型分子筛、MFI结构分子筛和SAPO-34分子筛。所述催化裂化催化剂的干基重量为基准，裂化活性组元的含量为20～70重量％，优选为30～50重量％，粘土的含量为15～60重量％，优选为30～50重量％，粘结剂的含量为20～35重量％，优选为20～30重量％。在所述活性组元中，以所述活性组元的总重量计，所述Y分子筛的含量为20～90重量％，优选为50～80重量％，所述MFI结构分子筛的含量为1～50重量％，优选为10～40重量％，所述SAPO-34分子筛的含量为1～50重量％，优选为10～40重量％。所述Y型分子筛选自HY、USY、REUSY、REY、REHY、DASY、REDASY中的一种或多种，或经各种金属氧化物处理得到的Y型分子筛。所述MFI结构分子筛选自ZRP沸石、含磷的ZRP沸石(CN1194181A)、含稀土的ZRP沸石(CN1052290A)、含磷和稀土的ZRP沸石(CN1147420A)、含磷和碱土金属的ZRP沸石(CN1211470A)以及含磷和过渡金属的ZRP沸石(CN1465527A)中的一种或多种。所述粘土选自可作为催化剂组分的各种粘土，如高岭土、蒙脱土、膨润土等。所述粘结剂选自硅溶胶、铝溶胶和拟薄水铝石中的一种或两种或三种的混合物，其中优选的粘结剂为铝溶胶和拟薄水铝石的双铝粘结剂。使用Y型分子筛可以使大分子反应物裂化成汽油组分，使用MFI型分子筛可以使汽油组***化成C3、C4烯烃，使用SAPO-34分子筛可以使C5、C6烯烃裂化成C2、C3烯烃，从而提高丙烯、丁烯等低碳烯烃的产率。

在本发明中，第一提升管反应器和第二提升管反应器可以各自独立地选自等直径提升管反应器、等线速提升管反应器和变直径提升管反应器中的一种或几种的组合。其中第一提升管反应器和第二提升管反应器可以采用相同的型式也可以采用不同的型式。所述流化床反应器选自固定流化床反应器、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、输送床反应器和密相流化床反应器中的一种或几种的组合。所述流化床反应器为圆筒形反应器，所述圆筒的高度与直径之比为h/d＝3～10:1，优选为h/d＝5～8:1。

在本发明中，优选地，所述流化床反应器位于汽提器的外部，通过催化剂输送管线将流化床下层的催化剂引入到汽提器中进行汽提，通过输送管上的滑阀控制催化剂的输送速度，从而控制流化床反应器中催化剂藏量与料位。通过油气输送管线将反应后的油气引入到分离装置中，分离出其中夹带的催化剂颗粒。

本发明的方法中，再生器的操作方式和操作条件可参照常规催化裂化再生器。

本发明提供的装置的一种具体实施方式如图1所述，所述装置至少包括反应器部分、汽提器部分、沉降器和再生器部分。优选，反应器采取采用双提升管与流化床形成的组合反应器构型，其中一个提升管与流化床反应器串联后与另一个提升管相并列布置，所述流化床反应器位于汽提器的外部，并且所述提升管与流化床反应器串联结构进一步与汽提器串联布置。

在本发明中，所述催化转化装置包括提升管反应器1、提升管反应器2、与之相连的流化床反应器3、沉降器4、旋风分离器41、汽提器5，旋风分离器41的入口位于沉降器4上部，旋风分离器41的催化剂出口位置使其中的催化剂能够进入汽提器5，旋风分离器41的油气出口相连后与油气分离***连通。

在本发明中，所述第二提升管反应器2出口处安装有第二提升管反应器出口分布器33，所述分布器上开有均匀的小孔，能够使来自第二提升管反应器2的油剂混合物均匀进入流化床反应器3中，并且可以调整油剂混合物的流动方向，减少油气返混。所述流化床反应器3顶部安装有过滤器34，能够防止催化剂与油气一同离开流化床反应器3，从而维持流化床反应器3中催化剂的藏量。所述过滤器34周围安装了气体吹扫环35，通过气体吹扫防止催化剂颗粒堵塞催化剂过滤器。所述气体吹扫环35环绕过滤器34布置，可以布置一组气体吹扫环，也可以布置多组气体吹扫环，优选布置多组气体吹扫环。所述气体吹扫方向为垂直于催化剂过滤器34表面至与催化剂过滤器34表面成45°角。

在本发明中，所述催化转化装置还包括再生器6，用于再生完成了催化裂化反应的催化剂，所述再生器6通过再生催化剂输送管线61将再生催化剂输送至提升管反应器1和提升管反应器2的底部。其中，通过催化剂输送管线上的阀门可以调节催化剂的输送速度。

在本发明中，所述的汽提器5位于再生器6的上方，两者采取同轴的布置方式。所述再生器6与汽提器5通过待生剂输送管连通。

在本发明中，流化床反应器3位于沉降器4的外部，通过催化剂输送管线32将流化床下层的催化剂引入到汽提器5中进行汽提，通过滑阀开度控制催化剂通过速度，从而维持流化床反应器3中催化剂的藏量。通过油气输送管线31将反应后的油气引入到沉降器4中，分离出其中夹带的催化剂颗粒。

在本发明中，为了回炼裂解重油，所述的提升管反应器1还包括回炼裂解重油入口13。

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。

重质原料预热至180～340℃后，经重质原料进料管线11与来自第一雾化蒸汽管线12的雾化蒸汽按一定比例混合后，通过喷嘴喷入提升管反应器1，在反应温度为450～650℃，优选为500～600℃；剂油比(催化裂化催化剂与重质原料的重量比)为1～20，优选为5～15；反应时间为0.50～10秒，优选为1～5秒；反应器内压力(绝对压力)为0.1～0.4MPa，优选为0.15～0.35MPa的条件下与通过再生催化剂输送管61进入第一提升管反应器1底部再生催化剂进行反应。反应后的油剂混合物进入旋风分离器41进行分离，通过再生催化剂输送管61上的阀门可以调节催化剂的输送速度，控制再生催化剂的进料量以调节剂油比至适当的范围。

C4烃预热至250～400℃后经C4烃管线21与来自第三雾化蒸汽管线22的雾化蒸汽按一定的比例混合后，通过喷嘴喷入第二提升管反应器2进行反应；汽油馏分预热至250～400℃后经轻汽油馏分管线23与来自第四雾化蒸汽管线24的雾化蒸汽按一定的比例混合后，通过喷嘴喷入第二提升管反应器2进行反应。第二提升管反应器的操作条件为：反应温度为500～700℃，优选为550～650℃；剂油比(引入第二提升管反应器的催化裂化催化剂与C4烃和汽油馏分的质量比)为10～30，优选为15～25；反应时间为0.10～1.5秒，优选为0.3～0.8秒；雾化水蒸汽占C4烃和汽油馏分进料量的比例优选为10～20重量％。通过再生器汽提蒸汽管线62上的阀门可以调节催化剂的输送速度，控制再生催化剂的进料量以调节剂油比至适当的范围。反应油气和催化剂混合物经第二提升管反应器出口分布器33进入流化床反应器，所述流化床反应器的反应温度为500～650℃，优选为520～580℃；重时空速为1～15小时^-1，优选为3～10小时^-1；催化剂密度为100～600kg/m³，优选200～400kg/m³；料位为流化床反应器高度的1/3～4/5，优选流化床反应器高度的1/3～2/3；油气通过流化床反应器的线速度为0.3～2m/s，优选0.3～1.5m/s；反应器内压力为0.1～0.4MPa(绝对压力)，优选为0.15～0.35MPa。流化床反应器3下层的催化剂通过催化剂输送管线32引入到汽提器5中进行汽提，通过催化剂输送管线32上的阀门可以调节催化剂的输送速度，控制流化床反应器中催化剂的藏量至适当的范围。上层的油气通过催化剂过滤器34进入旋风分离器42进行分离。分离后的反应油气通过反应油气引入分离***管线45引出反应器进入后续产品分离***(图中未标出)。在产品分离***中催化裂化产物分离为裂化气、汽油、轻油和重油等产物。裂化气在后续产品分离、精制后可得到聚合级丙烯产品和富含烯烃的C4馏分。将汽油切割为轻、重汽油馏分段，轻汽油部分或全部返回反应***再转化，优选将轻汽油返回第二提升管反应器2再转化。重油经回炼裂解重油管线13与来自第二雾化蒸汽管线14的雾化蒸汽按一定比例混合后，通过喷嘴喷入第一提升管反应器1，这有利于降低干气产率和焦炭产率，并提高低碳烯烃尤其是丙烯产率。

经旋风分离器41分离后的待生剂进入汽提器5进行汽提。汽提蒸汽经汽提器汽提蒸汽管线63注入汽提器中，与积炭催化剂逆流接触，将积炭催化剂所携带的反应油气尽可能地汽提干净，汽提器中的汽提蒸汽可以直接进入沉降器4，与其他油气一起经旋风分离器41分离后由反应油气引入分离***管线45引出反应器。在汽提器中汽提后的催化剂进入再生器6中进行烧焦再生。含氧气体如空气经再生器汽提蒸汽管线62注入再生器6，再生烟气在再生器6的顶部空间经再生烟气管线64引出。再生后的催化剂经再生催化剂输送管线61分别返回第一提升管反应器1和第二提升管反应器2循环使用。

在上述具体实施方式过程中，通过第一提升管反应器预提升气体管线15和第二提升管反应器预提升气体管线25分别向第一提升管反应器1和第二提升管反应器2引入预提升介质。所述预提升介质为本领域技术人员熟知，可以选自水蒸气、C₁-C₄烃类或常规催化裂化干气中的一种或多种，优选水蒸气。

本发明提供的装置中在流化床反应器顶部安装了催化剂过滤器，能够减少催化剂与油气一同离开流化床反应器，从而维持流化床反应器中催化剂的藏量，为反应提供适宜的条件。采用本发明提供的方法可以达到更高的烃类转化能力、更高的低碳烯烃产率，同时还能生产富含芳烃的汽油。

下面的实施例将对本发明作进一步说明，但并不因此而限制本发明的内容。

本发明实施例和对比例中，气体产物采用石油化工分析方法RIPP 77-90方法进行测试，采用石油化工分析方法RIPP 107-90方法测定焦炭含量，有机液体产物组成采用SH/T0558-1993方法测定，汽油和柴油的馏分切割点分别为221℃和343℃，汽油中轻质芳烃采用石油化工分析方法RIPP 82-90测定。

在以下的实施例中，原料油的转化率和裂化产品的产率根据以下公式计算得到：

本发明所述的RIPP石油化工分析方法选自《石油化工分析方法(RIPP试验方法)》，杨翠定等编，科学出版社，1990。

以下所用试剂，除特别说明的以外，均为化学纯试剂。

所用Y型分子筛均由齐鲁催化剂厂生产，其工业牌号为：

DASY，物性参数为：晶胞常数为2.443nm，Na₂O含量为0.85重量％；

所用的SAPO-34分子筛由齐鲁催化剂厂生产；

所用的MFI结构分子筛均由齐鲁催化剂厂生产，其工业牌号为：

ZRP-1：其中SiO₂/Al₂O₃＝30，Na₂O的含量为0.17重量％，稀土氧化物RE₂O₃的含量为1.4重量％，其中氧化镧的含量为0.84重量％，氧化铈的含量为0.18重量％，其他稀土氧化物的含量为0.38重量％。

实施例和对比例中使用的原料为重质原料A，具体性质见表1。实施例和对比例中使用了一种自制的催化剂，该催化剂的活性组元为Y分子筛(DASY)、ZRP分子筛和SAPO-34分子筛，将该催化剂记为CAT-1，具体制备过程为：将DASY分子筛、ZRP分子筛和SAPO-34分子筛混合均匀，加入去离子水打浆，搅匀，得到固含量为20～40重量％的分子筛浆液；然后将黏土、粘结剂和去离子水混合打浆，搅匀，得到固含量为15～25重量％的载体浆液；最后将均质后的分子筛浆液和均质后的载体浆液混合打浆，然后依次进行喷雾干燥、洗涤、过滤和干燥，得到催化剂CAT-1。CAT-1的具体性质见表2。试验之前将催化剂在790℃、100％水蒸气条件下老化14小时。

实施例1

试验在中型试验装置上进行。该装置包括两个提升管反应器和一个流化床反应器。第一提升管反应器内径为16mm，长度为3800mm，第二提升管反应器的内径为16mm，高度为3200mm，在第二提升管反应器末端串联一个流化床反应器，流化床反应器的内径为64mm，高度为500mm。重质原料A引入第一提升管反应器底部，与来自再生器的再生催化剂CAT-1接触并发生反应，反应后的油气和催化剂通过旋风分离器分离，催化剂进入汽提器后进入再生器再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用，油气引入分馏***进行分离。分馏得到的轻汽油馏分(馏程40～150℃，烯烃含量为65重量％)引入第二提升管反应器中部距离第二提升管反应器底部1500mm的位置，与来自再生器的再生催化剂CAT-1接触并发生反应，转化后的油气和催化剂进入与第二提升管反应器串联的流化床反应器继续反应，流化床下层的催化剂通过输送管线引入汽提器中进行汽提，上层的油气经过过滤器之后通过输送管线引入旋风分离器，分离出其中夹带的催化剂颗粒。催化剂进入汽提器后进入再生器再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用，油气引入分馏***进行分离。所述轻汽油馏分与重质原料A的质量比为0.1:1。反应条件及结果见表3。

实施例2

按照实施例1的方法，不同的是将分馏得到的C4烃(烯烃含量为60重量％)引入第二提升管反应器底部，不在第二提升管反应器的中部引入轻汽油馏分，C4烃与来自再生器的再生催化剂CAT-1接触并发生反应。所述C4馏分与重质原料A的质量比为0.1:1。反应条件及结果见表3。

实施例3

按照实施例1的方法，不同的是分馏得到的轻汽油馏分(馏程40～150℃，烯烃含量为65重量％)引入第二提升管反应器中部距离第二提升管反应器底部1500mm的位置，C4烃(烯烃含量为60重量％)引入第二提升管反应器底部，与来自再生器的再生催化剂CAT-1接触并发生反应，轻汽油馏分与C4烃的比例为1:1。所述轻汽油馏分和C4馏分混合物与重质原料A的质量比为0.1:1。反应条件及结果见表3。

实施例4

按照实施例3的方法，不同的是在距离第一提升管反应器出口1500mm处向第一提升管反应器引入裂解重油(裂解重油的馏程为350～500℃)，所述裂解重油与重质原料A的质量比为0.1:1。反应条件及结果见表3。

对比例1

试验在中型试验装置上进行，该装置包括一个提升管反应器和一个流化床反应器。提升管反应器内径为16mm，长度为3200mm，在提升管反应器末端串联一个流化床反应器，流化床反应器的内径为64mm，高度为500mm。重质原料A引入提升管反应器底部，与来自再生器的再生催化剂CAT-1接触并发生反应，转化后的油气和催化剂进入流化床反应器继续进行反应，反应后的油气和催化剂通过旋风分离器分离，催化剂进入汽提器后进入再生器再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用，油气引入分馏***进行分离。反应条件及结果见表4。

对比例2

试验在中型试验装置上进行。该装置包括两个提升管反应器。第一提升管反应器内径为16mm，长度为3200mm，第二提升管反应器的内径为16mm，高度为3800mm。重质原料A引入第一提升管反应器底部，与来自再生器的再生催化剂CAT-1接触并发生反应，转化后的油气和催化剂通过旋风分离器分离，催化剂进入汽提器后进入再生器再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用，油气引入分馏***进行分离。分馏得到的轻汽油馏分(馏程40～150℃，烯烃含量为65重量％)引入第二提升管反应器中部距离第二提升管反应器底部1500mm的位置，与来自再生器的再生催化剂CAT-1接触并发生反应，转化后的油气和催化剂通过旋风分离器分离，催化剂进入汽提器后进入再生器再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用，油气引入分馏***进行分离。所述轻汽油馏分与重质原料A的质量比为0.1:1。反应条件及结果见表4。

对比例3

按照对比例1的方法，不同的是在距离提升管反应器出口1500mm处向提升管反应器引入裂解重油(裂解重油的馏程为350～500℃)，所述裂解重油与重质原料A的质量比为0.05:1。反应条件及结果见表4。

对比例4

按照对比例2的方法，不同的是分馏得到的轻汽油馏分(馏程40～150℃，烯烃含量为65重量％)引入第二提升管反应器中部距离第二提升管反应器底部1500mm的位置，C4烃(烯烃含量为60重量％)引入第二提升管反应器底部，与来自再生器的再生催化剂CAT-1接触并发生反应，轻汽油馏分与C4烃的比例为1:1。所述轻汽油馏分和C4馏分混合物与重质原料A的质量比为0.1:1。反应条件及结果见表4。

对比例5

按照实施例1的方法，不同的是，流化床上层的油气没有经过过滤器，而是直接通过输送管线引入旋风分离器。反应条件及结果见表3。

由表3和表4可知，和对比例相比，采用本发明提供的方法可以获得更高的丙烯、丁烯等低碳烯烃产率，同时还能生产富含芳烃的汽油。

表1

项目	重质原料A
		密度(20℃)/(kg/m<sup>3</sup>)	938.2
粘度(80℃)/(mm<sup>2</sup>/s)	20.17
		粘度(100℃)/(mm<sup>2</sup>/s)	10.56
残炭质量分数/％	0.15
		元素质量组成/％
C	86.82
		H	12.16
S	0.386
		N	0.18
质量族组成/％
		饱和烃	71.2
芳烃	22.3
		胶质	6.4
沥青质	0.1
		金属质量组成/(mg/kg)
Fe	1.3
		Ni	<0.1
V	<0.1
		Na	2.3
Ca	0.3
		馏程/℃
初馏点	257
		10％	371
30％	414
		50％	441
70％	465
		90	505
终馏点	521

表2

项目	CAT-1
		元素组成/％(w)
Al<sub>2</sub>O<sub>3</sub>	73.3
		SiO<sub>2</sub>	27.6
微反活性/％(W)	65
		比表面积/(m<sup>2</sup>/g)	136
孔体积/(ml/g)	0.29
		堆比/(g/ml)	0.86
粒径分布
		0-20μm	2.9
0-40μm	11.3
		0-80μm	62.6
0-105μm	79.3
		＞105μm	20.7

表3

表4

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。

Claims

1.一种多产低碳烯烃的方法，其特征在于，该方法包括：

2.根据权利要求1所述的方法，其中，从第二反应产物中过滤积炭催化剂包括将夹杂有积炭催化剂的第二反应产物通过设置在流化床反应器上方的过滤器。

3.根据权利要求2所述的方法，其中，该方法还包括从所述过滤器的上方对所述过滤器进行吹扫，优选使用蒸汽进行吹扫。

4.根据权利要求1-3中任意一项所述的方法，其中，该方法还包括对过滤后的第二反应产物进行旋风分离和汽提。

5.根据权利要求1所述的方法，其中，对积炭催化剂和第一反应产物进行分离的过程包括旋风分离和汽提。

6.根据权利要求1的方法，其中，所述重质原料选自减压蜡油、常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、脱沥青油、糠醛精制抽余油、煤液化油、油砂油、页岩油、经过F-T合成得到的馏分油或动植物油中的一种或一种以上的混合物。

7.根据权利要求1的方法，其中，所述轻质原料为轻汽油馏分和/或C4烃；优选地，轻汽油馏分从所述第二提升管反应器的中部引入，C4烃在第二提升管反应器的底部引入。

8.根据权利要求1的方法，其中，所述催化裂化催化剂含有裂化活性组元、粘土和粘结剂，优选地，所述活性组元含有Y型分子筛、MFI结构分子筛和SAPO-34分子筛。

9.根据权利要求8的方法，其中，所述活性组元中，以所述活性组元的总重量计，Y分子筛的含量为20～90重量％，优选为50～80重量％，MFI结构分子筛的含量为1～50重量％，优选为10～40重量％，SAPO-34分子筛的含量为1～50重量％，优选为10～40重量％。

10.根据权利要求1的方法，其中，

所述第一提升管的反应温度为450～650℃，优选为500～600℃；剂油比为1～20，优选为5～15；反应时间为0.50～10秒，优选为1～5秒；

11.一种多产低碳烯烃的装置，其特征在于，该装置包括：第一提升管反应器(1)、第二提升管反应器(2)、流化床反应器(3)、沉降器(4)、汽提器(5)和再生器(6)；所述第一提升管反应器(1)与所述沉降器(4)连通；所述第二提升管反应器(2)与所述流化床反应器连通；所述流化床反应器(3)的上方设置有过滤器(34)，所述流化床反应器(3)与所述沉降器(4)连通，所述过滤器(34)位于所述流化床反应器(3)与所述沉降器(4)之间；所述再生器(6)分别与所述第一提升管反应器(1)和所述第二提升管反应器(2)连通。

12.根据权利要求11所述的装置，其中，所述过滤器(34)周围设有气体吹扫环(35)，所述气体吹扫环(35)的设置方式使得气体吹扫方向为垂直于过滤器表面至与过滤器表面成45°角。

13.根据权利要求11所述的装置，其中，所述流化床反应器(3)位于所述沉降器(4)的外部。

14.根据权利要求11-13中任意一项所述的装置，其中，所述第一提升管反应器(1)和第二提升管反应器(2)各自为等直径提升管、等线速提升管或变直径提升管；

所述流化床反应器(3)选自固定流化床反应器、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、输送床反应器和密相流化床反应器中的一种或几种的组合。