CN114763488B - 一种制取低碳烯烃的催化转化方法 - Google Patents

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Abstract

本公开涉及一种制取低碳烯烃的催化转化方法。本公开不仅可以采用富含烯烃的原料制取乙烯和丙烯，并且还可以采用重油，扩大了原料范围，提高了重油利用率，提升了了乙烯和丙烯的产率和选择性；并且将第一含烯烃物流和第二含烯烃物流继续反应能够进一步扩大生产乙烯和丙烯原料的多元化，有利于使用有限的原料制取更多的乙烯和丙烯；同时本公开通过将催化反应后失活的第一待生催化剂和第二待生催化剂进行再生处理后返回转化反应器中，实现了催化剂的循环利用，降低成本。

Description

一种制取低碳烯烃的催化转化方法
技术领域
本公开涉及石油炼制及石油化工加工过程，具体地，涉及一种制取低碳烯烃的催化转化方法。
背景技术
作为国民经济中关联和带动性较强的产业部门之一的石油化工行业，为各行业提供了大量化工原料。其中，丙烯与乙烯已经成为石油化工行业最为基础和重要的两大原料。
虽然目前石油化工行业的各种化工原料的制备工艺也获得了显著发展，轻质烯烃的生产能力增长较快，然而伴随着社会经济的发展，油田开采量也不断增加，常规原油可供产量却日趋减少，原油品质也逐渐趋于劣质化、重质化。因此我国目前仍不能满足国内市场对轻质烯烃的需求。
作为最重要的基础化工原料，乙烯原料具有大量的大宗下游产品，比较常见的产品有：主聚乙烯、环氧乙烷、乙二醇、聚氯乙烯、苯乙烯、醋酸乙烯等。丙烯也是重要的有机化工原料，其主要用于制丙烯腈、环氧丙烷、丙酮等。乙烯和丙烯被用于生产多种重要有机化工原料、生成合成树脂、合成橡胶及多种精细化学品等，作为重要的化工中间物需求日益增长。
针对目前行业的发展规模，传统生产工艺大多采用蒸汽裂解制乙烯、丙烯，这种典型工艺需要大量的轻烃以及石脑油等化工轻烃，而国内原油偏重，化工轻油不足以满足制乙烯、丙烯原料的需求。
为了能够在满足石油化工行业需求的基础上，兼顾企业提质增效的目标，本领域目前发展利用炼厂流程中的高碳烯烃来裂解制乙烯、丙烯的工艺路线。例如，专利CN101092323A公开了一种采用低碳烯烃混合物(C4-C8混合物)为原料，在400-600℃、0.3-1.1KPa的反应条件下进行催化裂化反应，再将产物中的分离出C4馏分，并将C4馏分继续通入反应器进行回炼来制备乙烯和丙烯。该方法能够达到提高烯烃转化率的目的，但反应选择性较低，且乙烯/丙烯也比较小，且存在C4馏分分离能耗过大等问题。CN101239878A中公开了一种采用四个碳原子及以上的烯烃组成富烯烃混合物为原料，在反应温度400-680℃，反应压力为-0.09-1.0MPa，重量空速为0.1～50小时-1的条件下进行反应，产物乙烯/丙烯较低，低于0.41，随着温度升高乙烯/丙烯增加，虽然能够在一定程度上提高双烯收率，但是其乙烯选择性较低，无法大量生产乙烯满足市场需求。
发明内容
本公开的目的在于提供一种制取低碳烯烃的催化转化方法。该催化转化方法可以同时提高乙烯和丙烯的产率和选择性。
为了实现上述目的，本公开提供了一种制取低碳烯烃的催化转化方法，该方法包括如下步骤：
在第一催化转化反应条件下，将富含烯烃的原料与温度在650℃以上的第一催化转化催化剂在第一催化转化反应器中接触反应，得到第一反应物流和第一待生催化剂；所述富含烯烃的原料中含有50重量％以上的烯烃；
在第二催化转化反应条件下，使重油与温度在650℃以上的第二催化转化催化剂在第二催化转化反应器中接触反应，得到第二反应物流和第二待生催化剂；
使所述第一反应物流进入第一分离***分离出乙烯、丙烯、丁烯和第一含烯烃物流，使所述第二反应物流进入第二分离***分离出乙烯、丙烯、丁烯、第二含烯烃物流和催化蜡油，使所述第一含烯烃物流和所述第二含烯烃物流返回所述第一催化转化反应器中继续反应；其中，所述第一含烯烃物流和所述第二含烯烃物流分别包含C5以上烯烃；
使所述第一待生催化剂在第一再生器中进行烧焦再生，得到第一再生催化剂，使所述第一再生催化剂作为所述第一催化转化催化剂返回所述第一催化转化反应器；使所述第二待生催化剂在第二再生器中进行烧焦再生，得到第二再生催化剂，使所述第二再生催化剂作为所述第二催化转化催化剂返回所述第二催化转化反应器。
可选地，该方法还包括：使从所述第一分离***得到的丁烯返回所述第一催化转化反应器中继续反应；并且/或者，
该方法还包括：使从所述第二分离***得到的丁烯返回所述第一催化转化反应器中继续反应。
可选地，所述丁烯返回所述第一催化转化反应器的进料位置位于所述第一含烯烃物流和所述第二含烯烃物流进料位置的上游。
可选地，所述丁烯返回所述第一催化转化反应器继续反应的反应条件包括：使所述丁烯与所述第一催化转化催化剂接触并发生反应；其中，
反应温度为650-800℃，优选为680-780℃；
反应压力为0.05-1MPa，优选为0.1-0.8MPa；
反应时间为0.01-10秒，优选为0.05-8秒；
所述第一催化转化催化剂与所述丁烯的重量比为(20-200)：1，优选为(30-180)：1。
可选地，所述第一再生器设置于所述第二再生器内部。
可选地，所述富含烯烃的原料中烯烃的含量为80重量％以上，优选为90重量％以上，更优选为纯烯烃原料；所述富含烯烃的原料中的烯烃选自碳原子数为5以上的烯烃；
可选地，所述富含烯烃的原料来自烷烃脱氢装置产生的碳五以上馏分、炼油厂催化裂解装置产生的碳五以上馏分、乙烯厂蒸汽裂解装置产生的碳五以上馏分、MTO副产的碳五以上的富烯烃馏分、MTP副产的碳五以上的富烯烃馏分中的至少一种；
可选地，所述烷烃脱氢装置的烷烃原料来自石脑油、芳烃抽余油和其他轻质烃中的至少一种；
可选地，所述重油选自石油烃和/或矿物油；所述石油烃选自减压瓦斯油、常压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、减压渣油、常压渣油和重芳烃抽余油中的一种或几种；所述矿物油选自煤液化油、油砂油和页岩油中的一种或几种。
可选地，所述第一催化转化反应器和所述第二催化转化反应器分别选自提升管、等线速的流化床、等直径的流化床、上行式输送线和下行式输送线中的一种，或者为它们中两种串联的组合反应器，其中所述提升管为等直径提升管反应器或者变径流化床反应器。
可选地，所述第一催化转化反应条件包括：
反应温度为600-800℃，优选为630-780℃，更优选为650-750℃；
反应压力为0.05-1MPa，优选为0.1-0.8MPa，更优选为0.2-0.5MPa；
反应时间为0.01-100秒，优选为0.1-80秒，更优选为0.2-70秒；
所述第一催化转化催化剂与所述富含烯烃的原料的重量比为(1-200)：1，优选为(3-180)：1，更优选为(4-150)：1；
所述第二催化转化反应条件包括：
反应温度为400-650℃，优选为450-600℃，更优选为480-580℃；
反应压力为0.05-1MPa，优选为0.1-0.8MPa，更优选为0.2-0.5MPa；
反应时间为0.01-100秒，优选为0.1-80秒，更优选为0.2-70秒；
所述第二催化转化催化剂与所述重油的重量比为(1-100)：1，优选为(3-70)：1，更优选为(4-30)：1。
可选地，所述第一催化转化催化剂包含1-50重量％的第一分子筛、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土；可选地，所述第一分子筛包括中孔分子筛和/或小孔分子筛；
所述第二催化转化催化剂包含1-50重量％的第二分子筛、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土；可选地，所述第二分子筛包括中孔分子筛和/或大孔分子筛；
可选地，所述第一催化转化催化剂还包含0.1-3重量％的活性金属，并且/或者，所述第二催化转化催化剂还包含0.1-3重量％的活性金属；所述活性金属选自VIII族金属、IVA族金属和稀土金属中的一种或几种。
可选地，该方法还包括：在加氢反应条件下，使所述催化蜡油与加氢催化剂接触反应，得到加氢催化蜡油，将所述加氢催化蜡油引入所述第二催化转化反应器中继续反应。
可选地，所述加氢反应条件包括：氢分压为3.0-20.0兆帕，反应温度为300-450℃，氢油体积比为300-2000，体积空速为0.1-3.0小时-1；
可选地，以所述加氢催化剂的重量为基准，所述加氢催化剂包括20-90重量％的载体、10-80重量％的负载金属和0-10重量％的添加剂；
其中，所述载体为氧化铝和/或无定型硅铝，所述添加剂选自氟、磷、钛和铂中至少一种，所述负载金属为VIB族金属和/或VIII族金属；
优选地，所述VIB族金属为Mo或/和W，所述VIII族金属为Co或/和Ni。
可选地，所述第一含烯烃物流和所述第二含烯烃物流分别含有50重量％以上的烯烃。
通过上述技术方案，本公开首先将富含烯烃的原料以及重油原料分别在第一催化转化反应器以及第二催化转化反应器中与高温催化转化催化剂接触，进行催化转化反应，再将得到的第一反应物流以及第二反应物流分别引入两个不同的分离***进行分离分别得到含有碳5以上烯烃的第一含烯烃物流和第二含烯烃物流，并将第一含烯烃物流和第二含烯烃物流均返回第一催化转化反应器中继续反应，本公开不仅可以采用富含烯烃的原料制取乙烯和丙烯，并且还可以采用重油，扩大了原料范围，提高了重油利用率，提升了乙烯和丙烯的产率和选择性；并且将第一含烯烃物流和第二含烯烃物流引入所述反应器继续反应能够进一步扩大制取乙烯和丙烯原料的多元化，有利于使用有限的原料生产更多的乙烯和丙烯；同时本公开通过将催化反应后失活的第一待生催化剂和第二待生催化剂进行再生处理后返回转化反应器中，能够以重质原料积碳燃烧带来的热量为烯烃高温裂化提供能量，也实现了催化剂的循环利用，降低成本。
本公开的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
附图是用来提供对本公开的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本公开，但并不构成对本公开的限制。在附图中：
图1是本公开一种具体实施方式提供的一种制取乙烯和丙烯的催化转化方法流程示意图；
图2是本公开一种具体实施方式提供的一种制取乙烯、丙烯和丁烯的催化转化方法流程示意图。
附图说明标记
A第一催化转化反应器 B第二催化转化反应器
1管线 2管线 3管线
4管线 5管线 6汽提段
7出口段 8沉降器 9集气室
10管线 11斜管 12第一再生器
13管线 14管线 15管线
16斜管 17第二再生器 18管线
19管线 20加氢处理反应器 21管线
22管线 23管线 24管线
25管线 26汽提段 27出口段
28沉降器 29集气室 30大油气管线
31第二产物分离装置 32管线 33管线
34管线 35管线 36管线
37管线 38管线 39管线
40第二烯烃分离装置 50大油气管线 51第一产物分离装置
52管线 53管线 54管线
55管线 56管线 57管线
58第一烯烃分离装置 59管线 60管线
具体实施方式
以下对本公开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公开，并不用于限制本公开。
本公开发明人经过对乙烯和丙烯的生产工艺进行大量实验发现，采用相同的催化反应条件进行裂化，烷烃和烯烃的裂化产物在产品分布上存在较为明显的差异，这个发现有利于对乙烯和丙烯生产工艺的改进以提高乙烯、丙烯的产率和选择性。发明人发现催化裂化烯烃来生产乙烯和丙烯的产率及选择性远远优异于烷烃的催化裂化结果；并且烯烃与高温催化剂接触反应还能够有效地抑制氢气、甲烷和乙烷生成。
本公开提供了一种制取低碳烯烃的催化转化方法，该方法包括如下步骤：
在第一催化转化反应条件下，将富含烯烃的原料与温度在650℃以上的第一催化转化催化剂在第一催化转化反应器中接触反应，得到第一反应物流和第一待生催化剂；所述富含烯烃的原料中含有50重量％以上的烯烃；
在第二催化转化反应条件下，使重油与温度在650℃以上的第二催化转化催化剂在第二催化转化反应器中接触反应，得到第二反应物流和第二待生催化剂；
使所述第一反应物流进入第一分离***分离出乙烯、丙烯、丁烯和第一含烯烃物流，使所述第二反应物流进入第二分离***分离出乙烯、丙烯、丁烯、第二含烯烃物流和催化蜡油，使所述第一含烯烃物流和所述第二含烯烃物流返回所述第一催化转化反应器中继续反应；其中，所述第一含烯烃物流和所述第二含烯烃物流分别包含C5以上烯烃；
使所述第一待生催化剂在第一再生器中进行烧焦再生，得到第一再生催化剂，使所述第一再生催化剂作为所述第一催化转化催化剂返回所述第一催化转化反应器；使所述第二待生催化剂在第二再生器中进行烧焦再生，得到第二再生催化剂，使所述第二再生催化剂作为所述第二催化转化催化剂返回所述第二催化转化反应器。
本公开首先将富含烯烃的原料以及重油原料分别在第一催化转化反应器以及第二催化转化反应器中与高温催化转化催化剂接触，进行催化转化反应，再将得到的第一反应物流以及第二反应物流分别引入两个不同的分离***进行分离分别得到含有碳原子数为5以上烯烃的第一含烯烃物流和第二含烯烃物流，并将第一含烯烃物流和第二含烯烃物流均返回第一催化转化反应器中继续反应，本公开不仅可以采用富含烯烃的原料制取乙烯和丙烯，并且还可以采用重油，扩大了原料范围，提高了重油利用率，提升了乙烯和丙烯的产率和选择性；并且将第一含烯烃物流和第二含烯烃物流继续反应能够进一步扩大制取乙烯和丙烯原料的多元化，有利于使用有限的原料生产更多的乙烯和丙烯；同时本公开通过将催化反应后失活的第一待生催化剂和第二待生催化剂进行再生处理后返回转化反应器中，能够以重质原料积碳燃烧带来的热量为烯烃高温裂化提供能量，也实现了催化剂的循环利用，降低成本。
在一种实施方式中，本公开提供的催化转化方法还可以包括：使从所述第一分离***得到的丁烯返回所述第一催化转化反应器中继续反应；并且/或者，
该方法还可以包括：使从所述第二分离***得到的丁烯返回所述第一催化转化反应器中继续反应。本公开将不同分离***获得的丁烯引入所述装置继续反应提高了原料多元化，以裂化产物进一步生产乙烯和丙烯能够更大化地提高资源利用效果，提高乙烯和丙烯的产率和选择性。
在一种具体实施方式中，本公开将丁烯返回所述第一催化转化反应器的进料位置位于所述第一含烯烃物流和所述第二含烯烃物流进料位置的上游，即在第一催化转化反应器中，高温的催化转化催化剂先与丁烯接触，然后再与含C5以上烯烃的第一含烯烃物流和第二含烯烃物流接触，这一实施方式中，可以将碳数小、裂化所需能量大的丁烯先与高温的催化剂接触反应，从而进一步提高丁烯转化率和产品乙烯、丙烯选择性，并且避免烯烃同时进料生成较多副产品，实现资源的高效利用。
在一种实施方式中，本公开提供的催化转化方法中丁烯返回所述第一催化转化反应器进行继续反应的反应条件包括：使所述丁烯与所述第一催化转化催化剂接触并发生反应；其中，
反应温度为650-800℃，优选为680-780℃；
反应压力为0.05-1MPa，优选为0.1-0.8MPa；
反应时间为0.01-10秒，优选为0.05-8秒；
所述第一催化转化催化剂与所述丁烯的重量比(20-200)：1，优选为(30-180)：1。
在一种实施方式中，本公开采用的富含烯烃的原料中烯烃的含量为80重量％以上，优选为90重量％以上，更优选为纯烯烃原料；所述富含烯烃的原料中的烯烃选自碳原子数为5以上的烯烃。发明人在研究中发现，采用的富含烯烃的原料中烯烃的含量的提高有利于产物中乙烯、丙烯和丁烯的产率及选择性的提高，并且碳原子数为5以上的烯烃效果更优异。
本公开中，一种实施方式，富含烯烃的原料可以仅来自重油原料催化转化产物中分离出的含碳五以上烯烃的含烯油气，即富含烯烃的原料为***内部循环回用的烯烃；另一实施方式中，富含烯烃的原料除了包含上述的含碳五以上烯烃的含烯油气之外，还可以包含外加的烯烃原料，外加的烯烃原料的量没有特别要求。
在本公开的一些实施方式中，富含烯烃的原料可来自下述来源中的任意一种或几种：相应的烷烃脱氢装置产生的碳五以上馏分、炼油厂催化裂解装置产生的碳五以上馏分、乙烯厂蒸汽裂解装置产生的碳五以上馏分、MTO(甲醇制烯烃)副产的碳五以上的富烯烃馏分及MTP(甲醇制丙烯)等副产的碳五以上的富烯烃馏分中的一种或几种。在进一步的实施方式中，烷烃脱氢生产富含烯烃的原料所采用的烷烃原料可以来自石脑油、芳烃抽余油和其他轻质烃中的一种或几种。在实际生产中，也可以采用其他不同石油化工装置生产获得的烷烃产品。
在本公开的第一分离***和/或第二分离***分离得到的丁烯返回所述催化转化反应器继续进行反应的实施方式中，进一步地，富含烯烃的原料可以包含碳四以上烯烃。例如一些实施方式中，富含烯烃的原料可来自相应的烷烃脱氢装置产生的碳四以上馏分、炼油厂催化裂解装置产生的碳四以上馏分、乙烯厂蒸汽裂解装置产生的碳四以上馏分、MTO(甲醇制烯烃)副产的碳四以上的富烯烃馏分及MTP(甲醇制丙烯)等副产的碳四以上的富烯烃馏分中的一种或几种。在进一步的实施方式中，烷烃脱氢生产富含烯烃的原料所采用的烷烃原料可以来自石脑油、芳烃抽余油和其他轻质烃中的一种或几种。在实际生产中，也可以采用其他不同石油化工装置生产获得的烷烃产品
在一种具体实施方式中，可以采用下述方法进行烷烃脱氢处理：在脱氢反应条件下，使相应的烷烃与脱氢催化剂在脱氢处理反应器中进行接触反应，得到富含烯烃的原料。
其中，脱氢反应条件包括：脱氢处理反应器的入口温度为400-700℃，烷烃的体积空速为500-5000h-1，接触反应的压力为0.04-1.1bar。
所述脱氢催化剂由载体以及负载在载体上的活性组分和助剂组成；可选地，以所述脱氢催化剂总重量为基准，所述载体的含量为60-90重量％，所述活性组分的含量为8-35重量％，所述助剂的含量为0.1-5重量％；
可选地，所述载体为含有改性剂的氧化铝；其中，以所述脱氢催化剂总重量为基准，所述改性剂的含量为0.1-2重量％，其中，所述改性剂可以为La和/或Ce；
可选地，所述活性组分为铬；可选地，所述助剂可为铋和碱金属组合物或者铋和碱土金属组分组合物；其中，铋与所述活性组分的摩尔比为1:(5-50)；铋与碱金属组分的摩尔比为1：(0.1-5)；铋与碱土金属组分的摩尔比为1：(0.1-5)；所述碱金属组分可以选自Li、Na和K中的一种或多种；所述碱土金属组分可以选自Mg、Ca和Ba中的一种或多种。
在一种实施方式中，本公开采用的重油选自石油烃和/或矿物油；所述石油烃选自减压瓦斯油、常压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、减压渣油、常压渣油和重芳烃抽余油中的一种或几种；所述矿物油选自煤液化油、油砂油和页岩油中的一种或几种，进一步提高了的重油资源的利用率，扩大原料选择范围。
在一种实施方式中，本公开采用的第一催化转化反应器和所述第二催化转化反应器分别选自提升管、等线速的流化床、等直径的流化床、上行式输送线和下行式输送线中的一种，或者为它们中两种串联的组合反应器，其中所述提升管为等直径提升管反应器或者变径流化床反应器。在一种具体实施方式中，第一催化转化反应器和第二催化转化反应器均采用提升管反应器。
在一种实施方式中，本公开提供的催化转化方法中所述第一催化转化反应条件包括：
反应温度为600-800℃，优选为630-780℃，更优选为650-750℃；
反应压力为0.05-1MPa，优选为0.1-0.8MPa，更优选为0.2-0.5MPa；
反应时间为0.01-100秒，优选为0.1-80秒，更优选为0.2-70秒；
所述第一催化转化催化剂与所述富含烯烃的原料的重量比为(1-200)：1，优选为(3-180)：1，更优选为(4-150)：1；
所述第二催化转化反应条件包括：
反应温度为400-650℃，优选为450-600℃，更优选为480-580℃；
反应压力为0.05-1MPa，优选为0.1-0.8MPa，更优选为0.2-0.5MPa；
反应时间为0.01-100秒，优选为0.1-80秒，更优选为0.2-70秒；
所述第二催化转化催化剂与所述重油的重量比为(1-100)：1，优选为(3-70)：1，更优选为(4-30)：1。
在一种实施方式中，催化转化催化剂可以包括分子筛、无机氧化物和任选的粘土，其中，以所述催化转化催化剂的重量为基准，催化转化催化剂包含1-50重量％的分子筛、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土。
其中，将分子筛作为活性组分，分子筛可以选自大孔分子筛、中孔分子筛和小孔分子筛中的一种或几种；优选为中孔分子筛和/或小孔分子筛；进一步优选地，以所述分子筛的总重量为基准，所述分子筛可以包括50-100重量％的中孔分子筛和0-50重量％的小孔分子筛；进一步优选为所述分子筛可以包括70-100重量％的中孔分子筛和0-30重量％的小孔分子筛。
一种实施方式中，所述中孔分子筛可以为ZSM分子筛，进一步地，ZSM分子筛可以选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48中的一种或几种。
一种实施方式中，所述小孔分子筛可以为SAPO分子筛，进一步地，SAPO分子筛可以选自SAPO-34、SAPO-11、SAPO-47中的一种或几种。
一种实施方式中，所述大孔分子筛可以选自稀土Y分子筛、稀土氢Y分子筛、超稳Y分子筛、高硅Y分子筛、Beta分子筛和其它类似结构的分子筛之中的一种或一种以上的混合物。
本公开一种实施方式中，采用无机氧化物作为粘接剂，无机氧化物可以选自二氧化硅(SiO2)和/或三氧化二铝(Al2O3)。本公开一种实施方式中，采用粘土作为基质(即载体)，黏土可以选自高岭土和/或多水高岭土。
在一种实施方式中，本公开采用的催化转化催化剂还可以负载活性金属，以所述催化转化催化剂的重量为基准，所述催化转化催化剂包含0.1-3重量％的活性金属；所述活性金属选自VIII族金属、IVA族金属和稀土金属中的一种或几种。在进一步地实施方式中，活性金属可以为选自磷、铁、钴和镍中的一种或几种。
在一种实施方式中，本公开采用的第一催化转化催化剂包含1-50重量％的第一分子筛、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土；可选地，所述第一分子筛包括中孔分子筛和/或小孔分子筛；
所述第二催化转化催化剂包含1-50重量％的第二分子筛、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土；可选地，所述第二分子筛包括中孔分子筛和/或大孔分子筛；
可选地，所述第一催化转化催化剂还包含0.1-3重量％的活性金属，并且/或者，所述第二催化转化催化剂还包含0.1-3重量％的活性金属；所述活性金属选自VIII族金属、IVA族金属和稀土金属中的一种或几种。本公开采用的第一催化转化催化剂和第二催化转化催化剂性质稳定，有利于烧焦再生循环利用。
在一种具体实施方式中，所述第一催化转化催化剂的中孔分子筛可选自ZSM分子筛；进一步地，所述ZSM分子筛可以选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48中的一种或几种；
在一种具体实施方式中，所述小孔分子筛可以选自SAPO分子筛，进一步地，SAPO分子筛可以选自SAPO-34、SAPO-11、SAPO-47中的一种或几种。
在一种具体实施方式中，所述第二催化转化催化剂的中孔分子筛可以选自ZSM分子筛和其它类似结构的分子筛之中的一种或几种的混合物；
在一种具体实施方式中，所述第二催化转化催化剂的大孔分子筛可以选自稀土Y、稀土氢Y、超稳Y、高硅Y、Beta和其它类似结构的分子筛之中的一种或一种以上的混合物。
在一种优选实施方式中，所述第一催化转化催化剂和/或第二催化转化催化剂中活性金属可以选自磷、铁、钴和镍中的一种或几种。
在一种具体实施方式中，所述第一催化转化催化剂和/或第二催化转化催化剂中无机氧化物作为粘接剂，可以选自二氧化硅(SiO2)和/或三氧化二铝(Al2O3)；所述第一催化转化催化剂和/或第二催化转化催化剂中粘土作为基质(即载体)，可以选自高岭土和/或多水高岭土。
在一种实施方式中，本公开提供的催化转化方法还包括：在加氢反应条件下，使所述催化蜡油与加氢催化剂接触反应，得到加氢催化蜡油；然后将所述加氢催化蜡油引入所述第二催化转化反应器中继续反应，提高了资源利用率，获得更高产率的乙烯和丙烯。在一种具体实施方式中，本公开将加氢催化蜡油返回所述第二催化转化反应器的进料位置可以与所述重油进料位置相同，例如可以将加氢催化蜡油与重油混合后进入第二催化转化反应器。
在一种实施方式中，所述加氢反应条件包括：氢分压为3.0-20.0兆帕，反应温度为300-450℃，氢油体积比为300-2000，体积空速为0.1-3.0小时-1。
在一种具体实施方式中，以所述加氢催化剂的重量为基准，所述加氢催化剂包括20-90重量％的载体、10-80重量％的负载金属和0-10重量％的添加剂；
其中，所述载体为氧化铝和/或无定型硅铝，所述添加剂选自氟、磷、钛和铂中至少一种，所述负载金属为VIB族金属和/或VIII族金属；
优选地，所述VIB族金属为Mo或/和W，所述VIII族金属为Co或/和Ni。
在一种具体实施方式中，以所述加氢催化剂的重量为基准，所述加氢催化剂可以包括9-60重量％的VIB族金属和/或1-20重量％的VIII族金属。
在一种实施方式中，本公开中第一含烯烃物流和第二含烯烃物流分别含有50重量％以上的烯烃，优选为80％以上。
在一种具体实施方式中，可以将第一反应物流送入第一产物分馏装置切割分离，得到乙烯、丙烯、丁烯和含有C5以上烯烃的物流(沸点为20℃以上的馏分)，然后将该含有C5以上烯烃的物流送入第一烯烃分离装置进行进一步的分离，以得到烯烃浓度提高的第一含烯烃物流；将第二反应物流送入第二产物分馏装置切割分离，得到乙烯、丙烯、丁烯、含有C5以上烯烃的物流(沸点为20℃以上且小于250℃的馏分)和催化蜡油(沸点为250℃以上的馏分)，然后将该含有C5以上烯烃的物流送入第二烯烃分离装置进行进一步的分离，以得到烯烃浓度提高的第二含烯烃物流，再将分离后得到的第一含烯烃物流和第二含烯烃物流返回第一催化转化反应器中继续反应，从而进一步提高乙烯和丙烯产率和选择性。
在一种实施方式中，本公开将第一再生催化剂和第二再生催化剂作为催化转化催化剂返回两个催化转化反应器，将第一再生催化剂和第二再生催化进行预热至650℃以上后返回第一催化转化反应器和第二催化转化反应器，用于提高催化剂活性和催化裂化效果。
在一种实施方式中，如图1所示，第一再生器设置于第二再生器内部，以充分利用重质原料积碳燃烧带来的热量。
作为本领域技术人员所熟知的，对所述再生催化剂进行预热的热能量可以由电、本方法中的副产物气体和/或劣质重油，炼油厂其他装置燃料油、燃料气燃烧提供。
如图1所示，在第一种具体的实施方式中，本公开提供的一种制取低碳烯烃的催化转化方法包括以下步骤：
使预提升介质经管线1由第一催化转化反应器A底部进入，使富含烯烃的原料(富含烯烃的原料，烯烃含量≥50％)经管线3与来自管线2的雾化蒸汽一起注入第一催化转化反应器A的底部，并与来自管线13的热再生第一催化转化催化剂在预提升介质的提升作用下沿第一催化转化反应器A向上加速运动，并发生反应。生成的反应产物(第一反应物流)和失活的第一待生催化剂经出口段7进入沉降器8中的旋风分离器，实现第一待生催化剂与反应产物(第一反应物流)的分离，反应产物(第一反应物流)进入集气室9，催化剂细粉由料腿返回沉降器。沉降器中第一待生催化剂流向汽提段6，与来自管线5的汽提蒸汽接触。从第一待生催化剂中汽提出的油气经旋风分离器后进入集气室9，汽提后的第一待生催化剂经斜管11进入第一再生器12。
预提升介质经管线21由第二催化转化反应器B底部进入，来自管线18的第二热再生催化剂在预提升介质的提升作用下沿第二催化转化反应器B向上加速运动，重质原料油经管线23与来自管线22的雾化蒸汽一起注入第二催化转化反应器B的底部，原料油在热的第二催化转化催化剂上发生反应，并向上加速运动。生成的反应产物(第二反应物流)和失活的第二待生催化剂经出口段27进入沉降器28中的旋风分离器，实现第二待生催化剂与反应产物(第二反应物流)的分离，反应产物(第二反应物流)进入集气室29，催化剂细粉由料腿返回沉降器。沉降器中第二待生催化剂流向汽提段26，与来自管线25的汽提蒸汽接触。从第二待生催化剂中汽提出的油气经旋风分离器后进入集气室29，汽提后的第二待生催化剂经斜管16进入第二再生器17。
第一再生器12中，主风经管线14进入第一再生器，烧去第一待生催化剂上的焦炭，使失活的第一待生催化剂再生。烟气经管线15进入烟机。再生后的第一催化转化催化剂经管线13进入第一催化转化反应器。
第二再生器17中，主风经管线19进入第二再生器，烧去第二待生催化剂上的焦炭，使失活的第二待生催化剂再生。烟气经管线进入烟机。再生后的第二催化转化催化剂经管线18进入第二催化转化反应器。
第一催化转化反应器A得到的烯烃裂化反应产物(第一反应物流)经过大油气管线50进入后续的第一产物分离装置51(第一分离***)，分离得到的氢气、甲烷和乙烷经管线52引出，乙烯经管线53引出，丙烯经管线54引出，丁烯经管线55引入第一催化转化反应器A底部继续反应，丙烷和丁烷经管线56引出，粗富含烯烃的物流经管线57引入第一烯烃分离装置58，分离后的烃流由管线59引出，富含烯烃的物流(第一含烯烃物流)由管线60引入第一催化转化反应器A底部继续反应。
第二催化转化反应器B中重质原料油裂化反应产物(第二反应物流)经过大油气管线30进入后续的第二产物分离装置31(第二分离***)，分离得到的氢气、甲烷和乙烷经管线32引出，乙烯经管线33引出，丙烯经管线34引出，丁烯由管线35引入第一催化转化反应器A底部继续反应，丙烷和丁烷经管线36引出，催化蜡油经管线38引入加氢处理反应器20，加氢处理后的轻组分由管线10引出，加氢催化蜡油由管线4引入第二催化转化反应器B底部继续反应，含烯粗物流经管线37引入到第二烯烃分离装置40，分离得到的烃流由管线39引出，富含烯烃的物流(第二含烯烃物流)经管线24引入第一催化转化反应器A继续反应。
如图2所示，在第二种具体的实施方式中，本公开提供的制取低碳烯烃的催化转化方法包括以下步骤：
预提升介质经管线1由第一催化转化反应器A底部进入，富含烯烃的原料(富含烯烃的原料，烯烃含量≥50重量％)经管线3与来自管线2的雾化蒸汽一起注入第一催化转化反应器A的底部，与来自管线13的热再生第一催化转化催化剂在预提升介质的提升作用下沿第一催化转化反应器A向上加速运动，并发生反应。生成的反应产物(第一反应物流)和失活的第一待生催化剂经出口段7进入沉降器8中的旋风分离器，实现第一待生催化剂与反应产物的分离，反应产物(第一反应物流)进入集气室9，催化剂细粉由料腿返回沉降器。沉降器中第一待生催化剂流向汽提段6，与来自管线5的汽提蒸汽接触。从第一待生催化剂中汽提出的油气经旋风分离器后进入集气室9，汽提后的待生催化剂经斜管11进入第一再生器12。
预提升介质经管线21由第二催化转化反应器B底部进入，来自管线18的热再生第二催化转化催化剂在预提升介质的提升作用下沿第二催化转化反应器B向上加速运动，重质原料油经管线23与来自管线22的雾化蒸汽一起注入第二催化转化反应器B的底部，原料油在热的第二催化转化催化剂上发生反应，并向上加速运动。生成的反应产物(第二反应物流)和失活的第二待生催化剂经出口段27进入沉降器28中的旋风分离器，实现第二待生催化剂与反应产物(第二反应物流)的分离，反应产物进入集气室29，催化剂细粉由料腿返回沉降器。沉降器中待生催化剂流向汽提段26，与来自管线25的汽提蒸汽接触。从待生催化剂中汽提出的油气经旋风分离器后进入集气室29，汽提后的第二待生催化剂经斜管16进入第二再生器17。
第一再生器12中，主风经管线14进入第一再生器，烧去第一待生催化剂上的焦炭，使失活的第一待生催化剂再生。烟气经管线15进入烟机。再生后的第一催化转化催化剂经管线13进入第一催化转化反应器A。
第二再生器17中，主风经管线19进入第二再生器，烧去第二待生催化剂上的焦炭，使失活的第二待生催化剂再生。烟气经管线进入烟机。再生后的第二催化转化催化剂经管线18进入第二催化转化反应器B。
第一催化转化反应器A得到的烯烃裂化反应产物(第一反应物流)经过大油气管线50进入后续的第一产物分离装置51(第一分离***)，分离得到的氢气、甲烷和乙烷经管线52引出，乙烯经管线53引出，丙烯经管线54引出，丁烯经管线55引出，丙烷和丁烷经管线56引出，粗富含烯烃的物流经管线57引入烯烃分离装置58，分离后的烃流由管线59引出，富含烯烃的物流(第一含烯烃物流)由管线60引入第一催化转化反应器A底部继续反应。
第二催化转化反应器B中重质原料油裂化反应产物(第二反应物流)经过大油气管线30进入后续的第二产物分离装置31(第二分离***)，分离得到的氢气、甲烷和乙烷经管线32引出，乙烯经管线33引出，丙烯经管线34引出，丁烯由管线35引出，丙烷和丁烷经管线36引出，催化蜡油经管线38引入加氢处理反应器20，加氢处理后的轻组分由管线10引出，加氢催化蜡油由管线4引入第二催化转化反应器B底部继续反应，含烯粗物流经管线37引入到烯烃分离装置40，分离得到的烃流由管线39引出，富含烯烃的物流(第二含烯烃物流)经管线24引入第一催化转化反应器A继续反应。
以下通过实施例进一步详细说明本公开。实施例中所用到的原材料均可通过商购途径获得。
1、本公开实施例中所用的原料I为重质原料油(重油I)，性质参见下表1-1所示：
表1-1
进料性质 重油I
密度(20℃)/(千克/米3) 859.7
康氏残炭，重量％ 0.07
C，重量％ 85.63
H，重量％ 13.45
S，重量％ 0.077
N，重量％ 0.058
Fe，微克/克 2.3
Na，微克/克 0.6
Ni，微克/克 4.9
V，微克/克 0.4
族组成，重量％
饱和烃 58.1
芳烃 26.3
胶质 15.3
沥青质 0.3
2、本公开实施例中所用的原料II为重质原料油(重油II)，性质参见下表1-2所示：
表1-2
3、原料Ⅲ为催化裂化汽油轻馏分Ⅲ，性质参见下表1-3所示
表1-3(原料Ⅲ)
碳数 烷烃，重量％ 烯烃，重量％ 环烷烃，重量％ 芳烃，重量％
5 1.80 4.40 0.00 0.00
6 3.91 30.20 0.67 0.87
7 3.32 33.57 1.81 2.39
8 2.79 10.68 1.75 0.59
9 0.40 0.85 0.00 0.00
4、本公开采用的催化剂ⅰ通过下述制备方法制备得到：
S1、将20克NH4Cl溶于1000克水中，向此溶液中加入100克(干基)晶化产品ZRP-1分子筛(齐鲁石化公司催化剂厂生产，SiO2/Al2O3＝30，稀土含量RE2O3＝2.0重量％)，在90℃交换0.5小时后，过滤得滤饼；加入4.0克H3PO4(浓度85％)与4.5克Fe(NO3)3溶于90克水中，与滤饼混合浸渍烘干；接着在550℃温度下焙烧处理2小时得到含磷和铁的MFI结构中孔分子筛，其元素分析化学组成为:
0.1Na2O·5.1Al2O3·2.4P2O5·1.5Fe2O3·3.8RE2O3·88.1SiO2。
S2、用250千克脱阳离子水将75.4千克多水高岭土(苏州瓷土公司工业产品，固含量71.6重量％)打浆，再加入54.8千克拟薄水铝石(由东铝厂工业产品，固含量63重量％)，用盐酸将其pH调至2～4，搅拌均匀，在60～70℃下静置老化1小时，保持pH为2～4，将温度降至60℃以下，加入41.5千克铝溶胶(齐鲁石化公司催化剂厂产品，Al2O3含量为21.7重量％)，搅拌40分钟，得到混合浆液。
S3、将步骤S1制备的含磷和铁的MFI结构中孔分子筛(干基为2千克)以及DASY分子筛(齐鲁石化公司催化剂厂工业产品，晶胞常数为2.445～2.448纳米，干基为22.5千克)加入到步骤S2得到的混合浆液中，搅拌均匀，喷雾干燥成型，用磷酸二氢铵溶液(磷含量为1重量％)洗涤，洗去游离Na+，干燥即得催化剂样品，该催化剂的干基组成为2重量％含磷和铁的MFI结构中孔分子筛、18重量％DASY分子筛、32重量％拟薄水铝石、7重量％铝溶胶和余量高岭土。
5、本公开采用的催化剂ⅱ通过下述制备方法制备得到：
用4300克脱阳离子水将969克多水高岭土(中国高岭土公司产物，固含量73％)打浆，再加入781克拟薄水铝石(山东淄博铝石厂产物，固含量64％)和144毫升盐酸(浓度30％，比重1.56)搅拌均匀，在60℃静置老化1小时，保持pH为2-4，降至常温，再加入预先准备好的5000克浆液，其中中孔ZSM-5分子筛和大孔Y型分子筛(中国石化催化剂齐鲁分公司生产)1600g，二者重量比9:1。搅拌均匀，喷雾干燥，洗去游离Na+，得催化剂。将得到的催化剂在800℃和100％水蒸汽下进行老化，老化后的催化剂称为催化剂ⅱ，催化剂ⅱ性质见表2。
6、本公开采用的催化剂ⅲ的商品牌号为CEP-1，催化剂ⅳ的商品牌号为CHP-1，二者均为中国石化催化剂齐鲁分公司生产工业产品，催化剂性质见表2。
7、本公开采用的催化剂ⅴ通过下述制备方法制备得到：
称取偏钨酸铵((NH4)2W4O13·18H2O，化学纯)和硝酸镍(Ni(NO3)2·18H2O，化学纯)，用水配成200毫升溶液。将溶液加入到氧化铝载体50克中，在室温下浸渍3小时，在浸渍过程中使用超声波处理浸渍液30分钟，冷却，过滤，放到微波炉中干燥约15分钟。该催化剂的组成为：30.0重量％WO3，3.l重量％NiO和余量氧化铝。记作催化剂ⅴ。
8、本公开采用的催化剂ⅵ通过下述制备方法制备得到：称取1000克由中国石化催化剂长岭分公司生产的拟薄水铝石，之后加入含硝酸(化学纯)10毫升的水溶液1000毫升，在双螺杆挤条机上挤条成型，并在120℃干燥4小时，800℃焙烧4小时后得到催化剂载体。用含氟化铵120克的水溶液900毫升浸渍2小时，120℃干燥3小时，600℃焙烧3小时；降至室温后，用含偏钼酸铵133克的水溶液950毫升浸渍3小时，120℃干燥3小时，600℃焙烧3小时，降至室温后，用含硝酸镍180克、偏钨酸铵320克水溶液900毫升浸渍4小时用相对于催化剂载体为0.1重％的偏钼酸铵(化学纯)和相对于催化剂载体为0.1重％的硝酸镍(化学纯)的混合水溶液浸渍含氟氧化铝载体4小时，120℃烘干3小时，在600℃下焙烧4小时，制得催化剂ⅵ。
本公开上述催化剂ⅰ-ⅳ的性质参见下表2所示。
表2
在下述实施例1-5以及对比例1-3中均参照本公开图1所示的反应流程。
实施例1
参见图1所示的反应流程，在提升管反应器的中型装置上进行试验。
将1-戊烯和高温催化剂ⅰ在第一催化转化反应器底部接触，在反应温度700℃，反应压力0.1MPa，反应时间5s，催化剂与原料的重量比45：1下发生催化转化反应，重油I和催化剂ⅱ在第二催化转化反应器底部接触，在反应温度530℃，反应压力0.1MPa，反应时间6s，催化剂与原料的重量比5：1下发生催化转化反应，1-戊烯与重油I重量之比为1：9。
分离反应的反应产物和待生催化剂，将所得第一待生催化剂引入第一再生器、第二待生催化剂引入第二再生器分别烧焦再生，将第一反应物流引入第一产物分离装置，分离得到分离出乙烯、丙烯、丁烯和第一含烯烃物流，将第二反应物流引入第二产物分离装置，分离出乙烯、丙烯、丁烯、第二含烯烃物流和催化蜡油。
将催化蜡油和加氢催化剂ⅴ在入加氢处理反应器中，在350℃，氢分压18MPa，体积空速1.5小时-1，氢油体积比1500的条件下反应得到加氢催化裂化蜡油。
将第一反应物流和第二反应物流分离获得的丁烯均引入第一催化转化反应器底部进行再裂化，反应温度为740℃，催化剂与原料的重量比为100：1，反应时间为0.2s；将富含烯烃的第一含烯烃物流和第二含烯烃物流均引入第一催化转化反应器底部再裂化，反应温度为700℃，反应时间为5s。
并且，所述加氢催化裂化蜡油与重油I油混合，再返回第二催化转化反应器进行反应。反应条件和产品分布列于表3。
对比例1
采用与实施例1类似的反应流程，在提升管反应器的中型装置上进行试验，所不同的是富含烯烃的第一含烯烃物流和第二含烯烃物流不返回第一催化转化反应器底部再裂化。
重油I和催化剂ⅱ在第二催化转化反应器底部接触，在反应温度530℃，反应压力0.1MPa，反应时间6s，催化剂与重油I的重量比为5：1下发生催化转化反应。第二产物分离装置分离第二反应物流和第二待生催化剂，将所得第二待生催化剂引入第二再生器烧焦再生，将所得第二反应物流引入第二产物分离装置，得到包括乙烯、丙烯、丁烯、富含烯烃的物流(第二含烯烃物流)和催化裂化蜡油等的产品。
催化裂化蜡油和加氢催化剂ⅳ在350℃，氢分压18MPa，体积空速1.5小时-1，氢油体积比1500的条件下反应得到加氢催化裂化蜡油。
将第二产物分离装置所得到的丁烯引入第一催化转化反应器底部与热再生催化剂ⅰ接触再裂化，反应温度为740℃，催化剂与原料的重量比为100：1，反应时间为0.2s。
将所述加氢催化裂化蜡油与重油I混合，再返回第二催化转化反应器进行反应。反应条件和产品分布列于表3。
实施例2
参见图1所示的反应流程，在提升管反应器的中型装置上进行试验。
重油I和催化剂ⅱ在第二催化转化反应器底部接触，在反应温度530℃，反应压力0.1MPa，反应时间6s，催化剂与原料的重量比5：1下发生催化转化反应。第二产物分离装置分离第二反应物流和第二待生催化剂，将所得第二待生催化剂引入第二再生器烧焦再生，将所得第二反应物流引入第二产物分离装置，得到包括乙烯、丙烯、丁烯、富含烯烃的物流(第二含烯烃物流)和催化裂化蜡油等的产品。
催化裂化蜡油和加氢催化剂ⅳ在350℃，氢分压18MPa，体积空速1.5小时-1，氢油体积比1500的条件下反应得到加氢蜡油。
将第二产物分离装置所得到的丁烯引入第一催化转化反应器底部与热再生催化剂ⅰ接触再裂化，反应温度为740℃，催化剂与原料的重量比为100：1，反应时间为0.2s；富含烯烃的物流引入第一催化转化反应器底部与热再生催化剂ⅰ接触再裂化，反应温度为700℃，反应时间为5s；所述加氢催化裂化蜡油与重油I混合，再返回第二催化转化反应器进行反应。反应条件和产品分布列于表3。
对比例2
在提升管反应器的中型装置上进行试验，重油I和催化剂ⅲ在提升管底部接触，在反应温度为610℃，催化剂与原料的重量比为16.9：1，反应压力0.1MPa，反应时间6s下发生催化转化反应，产物不进行加氢处理和返回所述装置继续反应。反应条件和产品分布列于表3。
实施例3
与实施例2基本相同，不同之处在于采用更重的重油Ⅱ。催化裂化蜡油不进行深度加氢处理，在加氢脱硫反应器内与加氢脱硫催化剂ⅵ接触，在反应压力6.0MPa、反应温度350℃、氢油体积比350、体积空速2.0小时-1的条件下反应，得到低硫加氢馏分油作为轻油组分返回第一催化转化反应器继续反应。反应条件和产品分布列于表3。
对比例3
在提升管反应器的中型装置上进行试验，重油Ⅱ和催化剂ⅳ在提升管底部接触，在反应温度为530℃，催化剂与原料的重量比为5：1，反应压力0.1MPa，反应时间6s下发生催化转化反应，加氢处理与实施例3基本相同，产物不返回所述装置继续反应。反应条件和产品分布列于表3。
实施例4
与实施例1流程基本相同，不同之处是第一催化转化反应器进料为催化轻汽油馏分Ⅲ。反应条件和产品分布列于表3。
表3
从表3可以看出，实施例1-4中的烯烃高温裂解时乙烯、丙烯具有更高产率，产品中乙烯和丙烯的总含量高达66.5％；乙烯/丙烯高达0.89，并且原料烯烃含量越多效果越好；当采用烯烃含量100％的1-戊烯作为原料时，产品中乙烯含量为30.09％，丙烯含量为36.41％，两者的总含量高达66.5％。此外，烯烃裂化的苯、甲苯、二甲苯产率明显增加。
实施例5
参见图2所示的反应流程，在提升管反应器的中型装置上进行试验。
将1-戊烯和高温催化转化催化剂ⅰ在第一催化转化反应器底部接触，在反应温度700℃，反应压力0.1MPa，反应时间5s，催化剂与原料的重量比45：1下发生催化转化反应，重油I和催化剂ⅱ在第二催化转化反应器底部接触，在反应温度530℃，反应压力0.1MPa，反应时间6s，催化剂与原料的重量比5：1下发生催化转化反应，1-戊烯与重油I重量之比为1：9。
分离反应的反应产物和待生催化剂，将所得第一待生催化剂引入第一再生器、第二待生催化剂引入第二再生器分别烧焦再生，将第一反应物流引入第一产物分离装置，分离得到分离出乙烯、丙烯、丁烯和第一含烯烃物流，将第二反应物流引入第二产物分离装置，分离出乙烯、丙烯、丁烯、第二含烯烃物流和催化蜡油。
将催化蜡油和加氢催化剂ⅴ在入加氢处理反应器中，在350℃，氢分压18MPa，体积空速1.5小时-1，氢油体积比1500的条件下反应得到加氢催化裂化蜡油。
将富含烯烃的第一含烯烃物流和第二含烯烃物流均引入第一催化转化反应器底部再裂化，反应温度为700℃，反应时间为5s；所述加氢催化裂化蜡油与重质原料油混合，再返回第二催化转化反应器进行反应。产品中乙烯收率为8.99％，丙烯收率为29.77％，丁烯收率为26.68％，三烯总收率高达65.44％。
以上详细描述了本公开的优选实施方式，但是，本公开并不限于上述实施方式中的具体细节，在本公开的技术构思范围内，可以对本公开的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本公开的保护范围。
另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重复，本公开对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本公开的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本公开的思想，其同样应当视为本公开所公开的内容。

Claims (13)

1.一种制取低碳烯烃的催化转化方法，该方法包括如下步骤：
在第一催化转化反应条件下，将富含烯烃的原料与温度在650℃以上的第一催化转化催化剂在第一催化转化反应器中接触反应，得到第一反应物流和第一待生催化剂；所述富含烯烃的原料中含有50重量％以上的烯烃；
在第二催化转化反应条件下，使重油与温度在650℃以上的第二催化转化催化剂在第二催化转化反应器中接触反应，得到第二反应物流和第二待生催化剂；
使所述第一反应物流进入第一分离***分离出乙烯、丙烯、丁烯和第一含烯烃物流，使所述第二反应物流进入第二分离***分离出乙烯、丙烯、丁烯、第二含烯烃物流和催化蜡油，使所述第一含烯烃物流和所述第二含烯烃物流返回所述第一催化转化反应器中继续反应；其中，所述第一含烯烃物流和所述第二含烯烃物流分别包含C5以上烯烃；使从所述第一分离***得到的丁烯返回所述第一催化转化反应器中继续反应；并且/或者，使从所述第二分离***得到的丁烯返回所述第一催化转化反应器中继续反应；
使所述第一待生催化剂在第一再生器中进行烧焦再生，得到第一再生催化剂，使所述第一再生催化剂作为所述第一催化转化催化剂返回所述第一催化转化反应器；使所述第二待生催化剂在第二再生器中进行烧焦再生，得到第二再生催化剂，使所述第二再生催化剂作为所述第二催化转化催化剂返回所述第二催化转化反应器；
所述丁烯返回所述第一催化转化反应器的进料位置位于所述第一含烯烃物流和所述第二含烯烃物流进料位置的上游；
所述丁烯返回所述第一催化转化反应器继续反应的反应条件包括：使所述丁烯与所述第一催化转化催化剂接触并发生反应；其中，反应温度为650-800℃；反应压力为0.05-1MPa；反应时间为0.01-10秒；所述第一催化转化催化剂与所述丁烯的重量比为(20-200)：1；
所述富含烯烃的原料来自烷烃脱氢装置产生的碳五以上馏分、炼油厂催化裂解装置产生的碳五以上馏分、乙烯厂蒸汽裂解装置产生的碳五以上馏分、MTO副产的碳五以上的富烯烃馏分、MTP副产的碳五以上的富烯烃馏分中的至少一种；所述烷烃脱氢装置的烷烃原料来自石脑油、芳烃抽余油和其他轻质烃中的至少一种；
所述重油选自石油烃和/或矿物油；所述石油烃选自减压瓦斯油、常压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、减压渣油、常压渣油和重芳烃抽余油中的一种或几种；所述矿物油选自煤液化油、油砂油和页岩油中的一种或几种；
所述第一催化转化反应条件包括：反应温度为600-800℃；反应压力为0.05-1MPa；反应时间为0.01-100秒；所述第一催化转化催化剂与所述富含烯烃的原料的重量比为(1-200)：1；
所述第二催化转化反应条件包括：反应温度为400-650℃；反应压力为0.05-1MPa；反应时间为0.01-100秒；所述第二催化转化催化剂与所述重油的重量比为(1-100)：1；
所述第一催化转化催化剂包含1-50重量％的第一分子筛、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土；
所述第二催化转化催化剂包含1-50重量％的第二分子筛、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土；
所述第一含烯烃物流和所述第二含烯烃物流分别含有50重量％以上的烯烃；
所述第一分子筛包括中孔分子筛和/或小孔分子筛；所述第二分子筛包括中孔分子筛和/或大孔分子筛；
所述第一催化转化催化剂还包含0.1-3重量％的活性金属，并且/或者，所述第二催化转化催化剂还包含0.1-3重量％的活性金属；所述活性金属选自VIII族金属、IVA族金属和稀土金属中的一种或几种。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述丁烯返回所述第一催化转化反应器继续反应的反应条件包括：使所述丁烯与所述第一催化转化催化剂接触并发生反应；其中，反应温度为680-780℃；反应压力为0.1-0.8MPa；反应时间为0.05-8秒；
所述第一催化转化催化剂与所述丁烯的重量比为(30-180)：1。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一再生器设置于所述第二再生器内部。
4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述富含烯烃的原料中烯烃的含量为80重量％以上；所述富含烯烃的原料中的烯烃选自碳原子数为5以上的烯烃。
5.根据权利要求4所述的方法，其中，所述富含烯烃的原料中烯烃的含量为90重量％以上。
6.根据权利要求5所述的方法，其中，所述富含烯烃的原料为纯烯烃原料。
7.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一催化转化反应器和所述第二催化转化反应器分别选自提升管、等线速的流化床、等直径的流化床、上行式输送线和下行式输送线中的一种，或者为它们中两种串联的组合反应器，其中所述提升管为等直径提升管反应器或者变径流化床反应器。
8.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一催化转化反应条件包括：反应温度为630-780℃；反应压力为0.1-0.8MPa；反应时间为0.1-80秒；
所述第一催化转化催化剂与所述富含烯烃的原料的重量比为(3-180)：1；
所述第二催化转化反应条件包括：反应温度为450-600℃；反应压力为0.1-0.8MPa；反应时间为0.1-80秒；
所述第二催化转化催化剂与所述重油的重量比为(3-70)：1。
9.根据权利要求8所述的方法，其中，所述第一催化转化反应条件包括：反应温度为650-750℃；反应压力为0.2-0.5MPa；反应时间为0.2-70秒；
所述第一催化转化催化剂与所述富含烯烃的原料的重量比为(4-150)：1；
所述第二催化转化反应条件包括：反应温度为480-580℃；反应压力为0.2-0.5MPa；反应时间为0.2-70秒；
所述第二催化转化催化剂与所述重油的重量比为(4-30)：1。
10.根据权利要求1所述的方法，其中，该方法还包括：在加氢反应条件下，使所述催化蜡油与加氢催化剂接触反应，得到加氢催化蜡油，将所述加氢催化蜡油引入所述第二催化转化反应器中继续反应。
11.根据权利要求10所述的方法，其中，所述加氢反应条件包括：氢分压为3.0-20.0兆帕，反应温度为300-450℃，氢油体积比为300-2000，体积空速为0.1-3.0小时-1。
12.根据权利要求11所述的方法，以所述加氢催化剂的重量为基准，所述加氢催化剂包括20-90重量％的载体、10-80重量％的负载金属和0-10重量％的添加剂；其中，所述载体为氧化铝和/或无定型硅铝，所述添加剂选自氟、磷、钛和铂中至少一种，所述负载金属为VIB族金属和/或VIII族金属。
13.根据权利要求12所述的方法，所述VIB族金属为Mo或/和W，所述VIII族金属为Co或/和Ni。
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