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CN1912065A - 一种增产丙烯的催化转化方法 - Google Patents

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CN1912065A
CN1912065A CNA2005100898491A CN200510089849A CN1912065A CN 1912065 A CN1912065 A CN 1912065A CN A2005100898491 A CNA2005100898491 A CN A2005100898491A CN 200510089849 A CN200510089849 A CN 200510089849A CN 1912065 A CN1912065 A CN 1912065A
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catalyst
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Abstract

一种增产丙烯的催化转化方法，将预热后的原料油注入双提升管反应再生系统的主提升管内，与热的催化剂接触进行催化裂化反应，分离反应产物，生焦的待生催化剂经汽提、再生后循环使用；将经气体分离系统分离出丙烯后的液化气产物注入辅助提升管内，与热的催化剂接触，在辅助提升管中的两个反应区内依次进行叠合反应和催化裂化及烷烃脱氢反应，分离反应产物，待生催化剂再生后循环使用。采用本发明提供的方法将脱丙烯后的液化气产物进一步转化生成丙烯，在不增加液化气产率的前提下显著地提高丙烯收率。

Description

一种增产丙烯的催化转化方法
                      技术领域
本发明涉及一种在不存在氢的情况下烃油催化转化方法，更具体地说，是一种用于烃油催化转化生产轻质烃类产品，同时显著地提高丙烯产率的的方法。
                       背景技术
催化裂化是炼油工业最重要的工艺过程之一。常规催化裂化技术大都采用等直径的单提升管反应器的反应再生系统流程。在提升管反应再生系统中，预热的原料油经进料喷嘴进入提升管反应器，与来自再生器的高温催化剂(称再生催化剂)接触、汽化并进行反应。反应过程中不断生成焦炭并沉积在催化剂表面和活性中心上，使催化剂的活性下降，选择性变差。为此，将结焦催化剂(称待生催化剂)及时与反应油气分离并进入再生器进行烧焦再生，然后再循环使用。反应油气则进入分离系统分离出轻质产品，原料中经一次反应后未转化的重油可再次进入提升管反应器中进行裂化反应。一般工业提升管反应器长约30～40米，反应器入口流体流速约4～5米/秒，随着裂化反应的进行，产物平均分子量的减少，流体出口流速约15～18米/秒，总反应时间约1～3秒。
提升管反应器虽然较早期催化裂化工艺采用的床层反应器优越得多，但也存在许多需要改进的地方，主要表现在：(1)提升管出口处催化剂性能急剧下降，后半段裂化反应条件比较恶劣；(2)对某些二次反应而言，反应时间过短，从而抑制了一些对产品质量有益的二次反应；(3)提升管反应器从流型来讲只是接近活塞流，仍然存在返混现象；(4)反应器内反应条件比较单一和固定，较难适应当前催化裂化原料油组成多变，而市场需求频繁变化导致对产物分布和产品性质要求也随时改变的复杂形势。为此，人们不断对提升管反应器进行改进，以克服这些弊端，比如：
CN1069054A中公开的灵活多效催化裂化方法，采用两根独立的提升管和两个相应的沉降器，使用同一种催化剂，使轻质石油烃和重质石油烃在不同的反应条件下进行反应。在第一根提升管反应器中，轻质烃类与再生器来的热催化剂在600～700℃、剂油比10～40、停留时间2～20秒、催化剂碳含量0.1～0.4重％的条件下进行反应，以增产气体烯烃，提高汽油辛烷值，脱除硫氮等杂质，改善汽油安定性，提供还原气氛，对催化剂上的重金属污染物进行钝化，为催化剂循环到第二根提升管中进行重质烃类的裂化反应提供有利条件。重质烃类在常规提升管催化裂化反应条件下进行反应。该方法既可增产低碳烯烃，又可在一定程度上钝化沉积在催化剂上的金属污染物。
其它许多专利中也公开了采用两根提升管对不同性质的原料油进行选择性裂化的催化裂化方法。比如，USP5009769中公开的烃类裂化方法采用双提提升管反应器裂化不同性质的烃类原料。蜡油和渣油注入第一根提升管，在剂油比5～10、停留时间1～4秒的条件下裂化；直馏汽油、直馏中间馏分油和催化重汽油注入第二根提升管，在剂油比3～12、停留时间1～5秒的条件下裂化。两根提升管末端进入同一个沉降器中，且共用后续分馏系统。这种反应型式主要用于生产高芳烃高辛烷值汽油及低碳烃类。
USP5944982使用双提升管反应器，第一个提升管裂化烃类进料，第二根提升管裂化装置的轻质馏分。烃类进料与再生剂在第一根提升管中裂化，裂化产品和催化剂在第一旋分系统中分离，裂化产品分馏得到轻、重两种馏分油，轻馏分(主要是汽油)经加氢后注入第二根提升管中再次进行反应，油气和催化剂在第二旋分系统中分离。
CN1237477A中公开了一种提升管反应器，该反应器沿垂直方向从下至上依次为互为同轴的预提升段、第一反应区、直径扩大了的第二反应区、直径缩小了的出口区，在出口区末端有一水平管。该反应器既可以选择性地控制第一反应区和第二反应区的工艺条件不同，又可以使不同性能的原料油进行分段裂化，得到所需目的产品。CN1232069A中公开了以上述新结构提升管反应器为基础的制取异丁烷和富含异构烷烃汽油的催化转化方法，该方法是将预热后的原料油进入一个包括两个反应区的变径反应器，与热的裂化催化剂接触，第一反应区温度530～620℃，反应时间0.5～2.0秒；第二反应区温度460～530℃，反应时间2～30秒，分离反应产物后，待生催化剂经汽提进入再生器烧焦后循环使用。采用该方法制取的液化气中异丁烷含量20～40重％，汽油族组成中的异构烷烃含量30～45重％，烯烃含量降低到30重％以下，其研究法辛烷值为90～93，马达法辛烷值为80～84。
丙烯是重要的有机化工原料，随着对聚丙烯等衍生物需求的不断增长，全世界对丙烯的需求正在迅猛增加。在一些地区，比如中国，丙烯市场价格远高于其它低碳烃。催化裂化除了能生产汽油、柴油等轻质燃料油产品外，也是生产轻烯烃尤其丙烯的重要技术。目前，全世界约32％的丙烯原料产自催化裂化工艺。以上技术虽然对提升管反应器进行了一些改进，克服了常规提升管反应器的许多不足，但并没有考虑最大限度地挖掘催化裂化增产丙烯的潜力。
目前较多的催化裂化装置主要是通过使用含具有MFI结构沸石的催化剂，同时改变反应条件增加裂解反应深度来增加轻烯烃和丙烯产率。
USP 2002/0003103A1中公开了一种增加丙烯产率的催化裂化工艺。该工艺将至少部分汽油产物进入第二个提升管内重新进行裂化反应，并且所采用的催化剂组合物中除含有大孔USY沸石外，还含有ZSM-5等中孔沸石以及具有裂化性能的无机粘结剂组分。其中的无机粘结剂组分中含磷，其P/Al比为0.1～10。该工艺过程可大幅度增产低碳烯烃，特别是增加丙烯产率。
CN1299403A中公开了一种由重质烃原料选择性生产C2～C4烯烃的两段催化裂化方法。该方法包括：在常规大孔沸石催化裂化催化剂存在下，在由催化裂化装置组成的第一反应段中将重质原料转化成较低沸点产物。将所生成的较低沸点产物中的石脑油馏分进入由反应区、气提区、催化剂再生区和分馏区组成的第二反应段中，在500～600℃温度下与含约10～50重％平均孔径小于约0.7纳米的沸石催化剂接触形成裂化产物，其中丙烯产率最高达16.8重％。
CN1423689A中公开了一种由催化裂化反应中产生的循环油转化成轻烯烃优选丙烯的方法。该方法是：使FCC进料与裂化催化剂在第一催化裂化阶段在催化裂化条件下接触产生裂化产物；将所述裂化产物中的至少一种循环油馏分进行加氢，将所得加氢循环油与裂化催化剂在第二流化催化裂化阶段在催化裂化条件下接触形成第二裂化产物，其中用于第二裂化阶段的催化剂包括约50～95重％的含择形沸石的催化剂和约5～50重％之间的含孔径大于或等于0.7纳米的大孔沸石的催化剂。
CN1490383A中公开了一种生产优质汽油并增产轻产品和丙烯的催化转化工艺和装置。其中所提供的催化裂化装置包括催化转化反应器、沉降器和再生器，其中催化转化反应器是一种复合的变径的串并联结构，具有两根并联的第一提升管和第二提升管，两提升管的上下两端分别与沉降器和再生器相联通。第一提升管自下至上分别由预提升段、反应准备段、重油裂化段、催化转化段和出口段构成。第二提升管自下至上分别由回炼油预提升段、回炼油裂化反应段、催化转化段和与第一提升管催化转化段或沉降器相联通的出口段构成。所述催化转化工艺是：在第一提升管下部的反应准备段注入急冷介质，与再生催化剂接触，生成油气；经预热的原料油在重油裂化段注入，回炼油和回炼油浆则注入第二提升管预提升段上部，反应物分别在两个提升管中与再生剂接触进行裂化反应，并分别进入催化转化段；进入催化转化段的油气在一定条件下进行双分子反应、芳构化和异构化反应并伴有硫氮转化反应；之后两提升管中油气和催化剂进行气固分离、催化剂再生。该方法相比常规催化裂化，可使轻产品收率提高0～3个百分点；汽油烯烃含量可以降至35v％以下，诱导期加长，硫氮含量降低；液化气丙烯含量可以提高5个百分点以上。
CN1383448A中公开了一种由催化裂化或热裂化石脑油物料选择性生产丙烯的方法。该方法是在位于反应器第二区上游的第一区使沸点大于180℃的含碳原料与含10～50重％的平均孔径小于约0.7纳米的沸石催化剂接触形成预结焦催化剂。在所述第二区内，在500～600℃温度、烃分压10～40psia(约0.07～0.27MPa)、停留时间1～10秒和剂油重量比4～10的反应条件下，使石脑油与所述预结焦催化剂接触形成裂化产物，其中丙烯产率最高达16.8重％。
以上技术虽然在增加催化裂化丙烯产率方面取得了比较明显的进步，但都主要是依靠提高催化裂化的液化气产率来提高丙烯收率，由于受催化裂化反应条件下深度裂化、异构化、芳构化和氢转移反应的限制，其增加催化裂化装置丙烯选择性和产率的局限性依然很大。
                          发明内容
本发明的目的是在现有技术的基础上，提供一种将烃油进行催化转化生产轻质烃类产品，同时可显著地提高丙烯产率的催化转化方法。
本发明提供的方法包括以下步骤：(1)将预热后的原料油注入双提升管反应再生系统的主提升管内，与热的催化剂接触进行催化裂化反应，分离反应产物，生焦的待生催化剂经汽提后进入再生器进行烧焦后循环使用；(2)将经气体分离系统分离出丙烯后的液化气产物作为原料气注入辅助提升管内，与热的催化剂接触，在辅助提升管中的两个反应区内依次进行叠合反应和催化裂化及烷烃脱氢反应，分离反应产物，待生催化剂进入再生器烧焦后循环使用。
本发明提供的方法中，所述的双提升管反应再生系统包括以下设备：主提升管、辅助提升管和共用的再生器，以及气固分离设备。其中，主提升管通过待生剂出口管和再生剂入口管与再生器相连；辅助提升管通过气固分离设备和再生剂入口管与再生器相连，通过待生剂入口管与主提升管相连。
本发明提供的方法中，所述的提升管为空床线速为1.5～30米/秒的常规提升管反应器。常规提升管反应器的结构为：直径为0.2～5米，总高度为10～60米，但是此结构数据并不限制本发明。
本发明提供的方法中，在主提升管内将烃油原料裂化生成汽油、柴油和液化气等产物，由辅助提升管将分离出丙烯后的部分液化气产物进一步转化生成丙烯。
本发明提供的方法中，主提升管的作用是将大分子的烃油原料裂化生成汽油、柴油和液化气等产物。主提升管可以是常规等直径提升管反应器，也可以是CN1237477A中所述的变径提升管反应器。其操作方式和操作条件也类似于常规等直径提升管反应器或CN1237477A中所述的变径提升管反应器。
本发明提供的方法中，适用的原料油可以是不同沸程的石油馏份、渣油或原油，比如：一次加工馏份油，包括汽油、柴油、减压蜡油、渣油等；两种或两种以上的上述一次加工馏份油的任意比例的混合物；掺有10～30重％的焦化蜡油、脱沥青油或其它二次加工馏份油的一次加工馏份油或其混合物；原油。
本发明提供的方法中，所述的主提升管内的操作条件为反应温度为450～650℃，优选480～600℃、催化剂和原料的重量比(剂油比)为1～25，优选3～20、反应时间为0.5～30秒，优选1～10秒，反应器内压力(绝压)为0.1～0.4MPa，优选0.15～0.35MPa。
本发明提供的方法中，所述的辅助提升管反应器的作用是将经气体分离设备分离出丙烯后的部分液化气产物进一步转化生成丙烯。
辅助提升管反应器沿垂直方向自下至上依次为互为同轴的第一反应区、第二反应区、出口区和水平管，其中，第一反应区、第二反应区和出口区的高度比为10～40∶90～60∶0～25。
辅助提升管可以是等直径提升管、等线速提升管、或变径提升管。如果辅助提升管为变径提升管反应器，其第一反应区、第二反应区、出口区的直径比为1∶1.5～5.0∶0.8～1.5。
本发明提供的方法中，所述的脱除丙烯的液化气和提升介质从辅助提升管第一反应区下部注入反应器，催化剂经催化剂入口管从第一反应区下部引入反应器，从第一反应区下部引入反应器的催化剂是再生催化剂，或/和由主提升管引出的待生催化剂。
辅助提升管中第一反应区的反应温度低于常规催化裂化的反应温度，有利于不含丙烯的轻质烃进行叠合反应。可以通过调节液化气和提升介质的温度，也可以通过调节进入预提升管的催化剂温度来控制第一反应区的温度。可以在催化剂入口管中间增加冷却罐来降低进入反应器的催化剂的温度。
本发明提供的方法中，辅助提升管反应器中第二反应区内反应物气体和催化剂的温度高于常规催化裂化的反应温度或与常规催化裂化的反应温度相同，有利于叠合产物进一步裂解和丙烷脱氢生成丙烯。通过由第二反应区下部不断补充高温再生催化剂来控制第二反应区的温度，从而达到提高催化剂裂化反应活性，裂化叠合产物进行脱氢反应的目的。
本发明提供的方法中，所述的辅助提升管反应器操作条件为：第一反应区温度为150～450℃，优选250～400℃、反应时间为0.5～2.0秒，优选1～2.0秒、催化剂与原料气的重量比(剂气比)为1～30，优选3～21；第二反应区的温度为450～650℃，优选480～600℃、反应时间为3～20秒，优选1～10秒、剂气比为3～60，优选5～40；反应器内压力(绝压)为0.1～0.4MPa，优选0.15～0.35MPa。
水平管的一端与出口区相连，另一端与沉降器相连；当出口区的高度为0即提升管反应器没有出口区时，水平管的一端与第二反应区相连，另一端与沉降器相连。水平管的作用是将反应生成的产物与待生催化剂输送至分离系统进行气固分离，其直径由本技术领域人员根据具体情况确定。
本发明提供的方法中，反应产物与待生催化剂可采用常规气固分离设备，比如常规旋风分离器进行分离，本发明对其没有特别的限制。
本发明提供的方法中，与待生催化剂分离的反应产物可以采用常规的气体分馏装置，如气体分馏塔进行分离，分离出丙烯，本发明对其没有特别的限制。
本发明提供的方法中，再生器可以采用常规催化裂化装置的再生系统，本发明对其没有特别的限制。再生器的作用是将待生剂进行烧焦再生，并提供给反应器中反应所需的热能。其操作方式和操作条件也类似于常规等催化裂化再生器。催化剂的再生就是在含氧气氛(一般为空气)中，将催化剂混合物中的焦炭烧掉的过程，该过程是本领域技术人员公知的常识。一般来说，所述再生温度为600～770℃，优选650～730℃。
本发明提供的方法中，所述的催化剂的活性组分选自含或不含稀土的Y型或HY型沸石、含或不含稀土的超稳Y型沸石和ZSM-5沸石中的一种或几种的混合物。优选同时含有ZSM-5沸石和Y型沸石的催化剂。
本发明提供的轻质烃类制取丙烯的优点在于：
该反应再生系统用于烃油转化时，由主提升管将烃油原料裂化生成汽油、柴油和液化气等产物，由辅助提升管中不同反应区在不同反应条件下依次强化低碳烃叠合反应、叠合产物进一步的裂解反应以及丙烷脱氢反应，将经气体分离系统分离出丙烯后的液化气产物进一步转化生成丙烯，从而在不增加液化气产率的前提下显著地提高丙烯的产率。
辅助提升管与主提升管共用一个再生器，辅助提升管待生剂的再生操作连续、简单、灵活，同时也充分利用了再生器产生的热能。
                    附图说明
附图是本发明提供的增产丙烯的催化转化方法流程示意图。
附图中各编号说明如下：
I-主提升管；
II-辅助提升管；
III-再生器；
1-原料油管线；2-辅助提升管第一反应区；3-辅助提升管第二反应区；4-辅助提升管出口区；5-辅助提升管水平管；6，7，8-气固分离设备；9，10，11-再生催化剂管线；12，13-待生催化剂管线；14-原料气管线；15-提升介质管线；16-气提蒸汽管线；17-油气管线。
下面结合附图对本发明所提供的方法予以进一步的说明。
(1)预提升蒸汽经预提升介质管线15从主提升管I预提升段进入，热的再生催化剂经再生剂入口管9进入预提升段，由预提升蒸汽对再生催化剂进行提升，预热后的原料油和雾化蒸汽经原料油管线1从预提升段进入，与热催化剂混合后向上运动并在一定的反应条件下进行裂解反应，反应油气产物与生焦催化剂混合物进入气提段经由管线16注入的气提蒸汽气提后，由气固分离设备6进行气固分离。部分生焦失活的待生催化剂分成两部分，一部分经待生催化剂管线13进入辅助提升管第一反应区底部，另一部分经待生催化剂管线12进入再生器进行烧焦再生，反应油气产物经管线17则经油气管线去分馏塔进行分离；
(2)经气体分离系统脱除丙烯后的液化气和提升介质的混合物经管线14从辅助提升管II底部进入，热的再生催化剂经再生催化剂管线10(或者是从主提升管引出的待生剂经待生剂入口管13)进入第一反应区2的下部，原料气与热催化剂混合向上运动，在第一反应区中，在150～450℃的反应温度下进行叠合反应，然后进入第二反应区3，与来自再生催化剂管线11的高温再生催化剂混合，在450～650℃的反应温度下进行裂解和脱氢反应，反应产物和生焦失活催化剂混合物经出口管4和水平管5进入分离系统，由气固分离设备7进行气固分离，生焦失活的待生催化剂进入再生器III中进行烧焦再生，而反应产物则经油气管线17去气体分离系统进行分离。
                        具体实施方式
下面的实施例将对本发明予以进一步的说明，但并非因此而限制本发明。实施例、对比例中所使用的减压蜡油原料和催化剂的性质分别列于表1和表2中。表2中的催化剂均由中国石化股份有限公司齐鲁催化剂厂生产。
                             对比例
本对比例说明在中型规模的等直径提升管反应再生系统上，使用活性组分为Y型沸石的常规裂化催化剂A进行烃油转化的过程。
反应再生系统提升管反应器的总高度为15米，提升管预提升段和反应段直径都为0.25米，主要操作条件和产品分布列于表3，汽油性质列于表4。由表3数据可见，液化气产率为17.15重％，其中丙烯产率为4.82重％。
                        实施例1
本实施例说明在中型规模本发明提供的双提升管反应再生系统上，使用含Y型沸石的催化剂A进行烃油的催化转化过程。
反应再生系统主提升管反应器的总高度为15米，直径为0.25米；辅助提升管反应器的总高度为12米，直径为0.25米，第一反应区、第二反应区、出口区的高度分别为4.4米、5.2米、2.4米，主要操作条件和产品分布列于表3，汽油性质列于表4。
由表3数据可见，液化气产率为16.00重％，其中丙烯产率为7.05重％。
                         实施例2
本实施例说明在中型规模本发明提供的双提升管反应再生系统上，使用同时含Y型沸石和ZSM-5沸石活性组元的裂化催化剂B进行烃油催化转化的过程。
反应再生系统主提升管反应器的总高度为15米，直径为0.25米；辅助提升管反应器的总高度为12米，直径为0.25米，第一反应区、第二反应区、出口区的高度分别为4.4米、5.2米、2.4米，主要操作条件和产品分布列于表3，汽油性质列于表4。
由表3数据可见，丙烯产率为17.21重％。
                          实施例3
本实施例说明在中型规模本发明提供的新型双提升管反应再生系统上，使用同时含Y型沸石和ZSM-5沸石的催化剂B进行烃油催化转化的过程。
反应再生系统主反应器的总高度为15米，直径为0.25米；辅助提升管反应器的总高度为12米，第一反应区直径为0.25米，其高度为4.4米；第二反应区直径为1米，其高度为5.2米；出口区的直径为0.25米，其高度为2.4米，主要操作条件和产品分布列于表3，汽油性质列于表4。
由表3数据可见，丙烯产率为18.22重％。
                        实施例4
本实施例说明在中型规模本发明提供的双提升管反应再生系统上，使用同时含Y型沸石和ZSM-5沸石的催化剂B进行烃油催化转化的过程。
反应再生系统主反应器的总高度为15米，直径为0.25米；辅助提升管反应器的总高度为12米，第一反应区直径为0.25米，其高度为4.4米；第二反应区直径为1米，其高度为5.2米；出口区的直径为0.25米，其高度为2.4米，主要操作条件和产品分布列于表3，汽油性质列于表4。
由表3数据可见，丙烯产率为19.03重％。
表1
  原料油   大庆VGO+30VR
  密度(20℃)，g/cm3   0.8905
  粘度，mm2/s
  80℃   39.83
  100℃   22.13
  凝固点，℃   49
  残炭，重％   2.94
  元素组成，重％
  C   86.48
  H   13.18
  S   0.15
  N   0.19
  族组成，重％
  饱和烃   64.5
  芳烃   24.2
  胶质   11.1
  沥青质   0.2
  金属含量，ppm
  Ni   2.9
  V   ＜0.1
  Fe   3.2
  馏程，℃初馏点/5％50％63.4％ 261550565
表2
催化剂商品牌号   MLC-500   CRP-1
活性组分   REUSY   ZRP+USY
化学组成，重％
Al2O3   54.1   54.2
Na2O   0.20   0.03
比表面，m2/g   252   160
孔体积(水滴法)，ml/g   0.35   0.26
堆积密度，ml/g   0.69   0.86
磨损指数，m％/h   1.5   1.2
*老化处理后的微反活性   65   64
*催化剂的水热老化条件为800℃、100％水蒸汽、12小时。
表3
  实例编号   对比例   实施例1   实施例2   实施例3   实施例4
  催化剂   MLC-500   MLC-500   CRP-1   CRP-1   CRP-1
  操作条件
  主提升管
  反应压力(绝压)，MPa   0.19   0.19   0.25   0.25   0.25
  反应温度，℃   500   500   550   550   550
  反应时间，秒   3.5   3.5   5.0   5.0   5.0
  剂油比   5   5   5   8   8
  水油比   0.05   0.05   0.05   0.05   0.05
  辅助提升管
  入口催化剂   再生剂   再生剂   待生剂   再生剂   待生剂
  第一、二区直径比   1∶1   1∶1   1∶1   1∶4   1∶4
  一反应区温度，℃   -   280   350   300   300
  二反应区温度，℃   -   520   590   550   550
  一反应区时间，秒   -   1.2   1.5   1.5   1.8
  二反应区时间，秒   -   2   4   7   7
  出口区   -   0.5   0.5   0.5   0.5
  一区剂气比，w/w   -   5   10   15   15
  二区剂气比，w/w   -   8   15   25   39
  脱丙烯液化气回炼量(相对原料油)，重％   -   12.33   19.68   21.21   21.21
  物料平衡，重％：
  干气   1.01   1.70   3.40   3.70   3.98
  液化气丙烷丙烯丁烷丁烯   17.151.834.823.147.36   16.000.737.054.164.06   29.031.0817.215.665.08   30.351.0218.224.586.53   29.811.0419.034.165.58
  C5 +汽油   58.61   58.85   39.71   38.82   39.08
  柴油   11.15   11.25   10.62   10.71   10.65
  重油   6.19   6.18   11.85   10.82   10.80
  焦炭   5.89   6.02   5.39   5.60   5.68
  合计   100.00   100.00   100.00   100.00   100.00

Claims (12)

1、一种增产丙烯的催化转化方法，其特征在于该方法包括下列步骤：(1)将预热后的原料油注入双提升管反应再生系统的主提升管内，与热的催化剂接触进行催化裂化反应，分离反应产物，生焦的待生催化剂经汽提后进入再生器进行烧焦后循环使用；(2)将经气体分离系统分离出丙烯后的液化气产物作为原料气注入辅助提升管内，与热的催化剂接触，在辅助提升管中的两个反应区内依次进行叠合反应和催化裂化及烷烃脱氢反应，分离反应产物，待生催化剂进入再生器烧焦后循环使用。
2、按照权利要求1的方法，其特征在于所述的双提升管反应再生系统包括以下设备：主提升管、辅助提升管和共用的再生器，以及气固分离设备，其中，主提升管通过待生剂出口管和再生剂入口管与再生器相连；辅助提升管通过气固分离设备和再生剂入口管与再生器相连，通过待生剂入口管与主提升管相连。
3、按照权利要求1或2的方法，其特征在于所述的辅助提升管从下至上依次是互为同轴的第一反应区、第二反应区、出口区和水平管，水平管与沉降器相连，第一反应区和第二反应区下部分别连接催化剂入口管。
4、按照权利要求3的方法，其特征在于由第一反应区下部引入反应器的催化剂是再生催化剂，或/和由主提升管反应器中引出的待生催化剂，由第二反应区下部引入的催化剂是再生催化剂。
5、按照权利要求3的方法，其特征在于所述的辅助提升管的第一反应区、第二反应区和出口区的高度之比为10～40∶90～60∶0～25。
6、按照权利要求3的方法，其特征是所述的辅助提升管是等直径提升管、等线速提升管或变径提升管。
7、按照权利要求6的方法，其特征在于所述的变径提升管反应器的第一反应区、第二反应区、出口区的直径比为1∶1.5～5.0∶0.8～1.5。
8、按照权利要求1的方法，其特征在于操作条件为：主提升管反应器反应温度为450～650℃；催化剂和原料油的重量比为1～25，反应时间为0.5～30秒，主提升管反应器内压力(绝压)为0.1～0.4MPa；辅助提升管反应器第一反应区温度为150～450℃、反应时间为0.5～2.0秒、催化剂和原料气的重量比为1～30，第二反应区的温度为450～650℃、反应时间为3～20秒、催化剂和原料气的重量比为3～60，辅助提升管反应器内压力(绝压)为0.1～0.4MPa。
9、按照权利要求8的方法，其特征在于操作条件为：主提升管反应器反应温度为480～600℃，催化剂和原料油的重量比为3～20，反应时间为1～10秒，主提升管反应器内压力(绝压)为0.15～0.35MPa；辅助提升管反应器第一反应区温度为250～400℃、反应时间为1～2.0秒、催化剂和原料气的重量比为3～21，第二反应区的温度为480～600℃、反应时间为3～10秒、催化剂与原料气的重量比为5～40，辅助提升管反应器内压力(绝压)为0.15～0.35MPa。
10、按照权利要求1的方法，其特征在于所述的原料油是不同沸程的石油馏分、渣油或者原油。
11、按照权利要求1的方法，其特征在于所述的催化剂的活性组分选自含或不含稀土的Y型或HY型沸石、含或不含稀土的超稳Y型沸石和具有五元环结构的高硅沸石中的一种或几种混合物。
12、按照权利要求11的方法，其特征在于所述的催化剂是同时含有ZSM-5沸石和Y型沸石的催化剂或分别含有上述沸石的催化剂混合物。
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Cited By (16)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US8137631B2 (en) 2008-12-11 2012-03-20 Uop Llc Unit, system and process for catalytic cracking
CN101314722B (zh) * 2008-07-29 2012-03-21 袁培林 一种由劣质油最大限度生产烯烃和轻芳烃的生产工艺
CN102531824A (zh) * 2011-12-29 2012-07-04 北京惠尔三吉绿色化学科技有限公司 一种含丁烯的液化气制丙烯和乙烯的工艺方法
US8246914B2 (en) 2008-12-22 2012-08-21 Uop Llc Fluid catalytic cracking system
CN103031148A (zh) * 2011-09-30 2013-04-10 中国石油化工股份有限公司 加工高氮原料的催化转化方法
US8513149B2 (en) 2010-08-30 2013-08-20 Uop Llc Method for drying regenerated catalyst in route to a propane dehydrogenation reactor
US8603406B2 (en) 2010-08-30 2013-12-10 Uop Llc For drying regenerated catalyst in route to a propane dehydrogenation reactor
US8624074B2 (en) 2010-03-22 2014-01-07 Uop Llc Reactor flowscheme for dehydrogenation of propane to propylene
CN103725320A (zh) * 2012-10-10 2014-04-16 中国石油化工股份有限公司 一种多产乙烯和/或丙烯的石油烃催化裂化方法及其装置
US8889076B2 (en) 2008-12-29 2014-11-18 Uop Llc Fluid catalytic cracking system and process
CN103725321B (zh) * 2012-10-10 2015-10-28 中国石油化工股份有限公司 一种多产乙烯和/或丙烯的石油烃催化裂化方法及其装置
CN109369318A (zh) * 2018-12-07 2019-02-22 宁波旭合瑞石化工程有限公司 一种以c5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法
CN111533633A (zh) * 2020-05-25 2020-08-14 天津市创举科技股份有限公司 一种新型催化裂解工艺方法
WO2020192491A1 (zh) * 2019-03-22 2020-10-01 中国石油化工股份有限公司 一种生产汽油和丙烯的催化转化方法和系统
CN112708453A (zh) * 2019-10-25 2021-04-27 中国石油化工股份有限公司 一种生产丙烯的方法
CN114605219A (zh) * 2020-12-09 2022-06-10 中国石油化工股份有限公司 生产低碳烯烃和汽油的方法和系统

Cited By (23)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN101314722B (zh) * 2008-07-29 2012-03-21 袁培林 一种由劣质油最大限度生产烯烃和轻芳烃的生产工艺
US8137631B2 (en) 2008-12-11 2012-03-20 Uop Llc Unit, system and process for catalytic cracking
US8246914B2 (en) 2008-12-22 2012-08-21 Uop Llc Fluid catalytic cracking system
US8889076B2 (en) 2008-12-29 2014-11-18 Uop Llc Fluid catalytic cracking system and process
US8624074B2 (en) 2010-03-22 2014-01-07 Uop Llc Reactor flowscheme for dehydrogenation of propane to propylene
US8513149B2 (en) 2010-08-30 2013-08-20 Uop Llc Method for drying regenerated catalyst in route to a propane dehydrogenation reactor
US8603406B2 (en) 2010-08-30 2013-12-10 Uop Llc For drying regenerated catalyst in route to a propane dehydrogenation reactor
CN103031148A (zh) * 2011-09-30 2013-04-10 中国石油化工股份有限公司 加工高氮原料的催化转化方法
CN103031148B (zh) * 2011-09-30 2015-09-23 中国石油化工股份有限公司 加工高氮原料的催化转化方法
CN102531824B (zh) * 2011-12-29 2014-07-16 北京惠尔三吉绿色化学科技有限公司 一种含丁烯的液化气制丙烯和乙烯的工艺方法
CN102531824A (zh) * 2011-12-29 2012-07-04 北京惠尔三吉绿色化学科技有限公司 一种含丁烯的液化气制丙烯和乙烯的工艺方法
CN103725320A (zh) * 2012-10-10 2014-04-16 中国石油化工股份有限公司 一种多产乙烯和/或丙烯的石油烃催化裂化方法及其装置
CN103725321B (zh) * 2012-10-10 2015-10-28 中国石油化工股份有限公司 一种多产乙烯和/或丙烯的石油烃催化裂化方法及其装置
CN103725320B (zh) * 2012-10-10 2016-03-23 中国石油化工股份有限公司 一种多产乙烯和/或丙烯的石油烃催化裂化方法及其装置
CN109369318A (zh) * 2018-12-07 2019-02-22 宁波旭合瑞石化工程有限公司 一种以c5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法
CN109369318B (zh) * 2018-12-07 2021-05-21 宁波旭合瑞石化工程有限公司 一种以c5烯烃为主的原料最大化生产丙烯的方法
WO2020192491A1 (zh) * 2019-03-22 2020-10-01 中国石油化工股份有限公司 一种生产汽油和丙烯的催化转化方法和系统
US11873457B2 (en) 2019-03-22 2024-01-16 China Petroleum & Chemical Corporation Catalytic conversion process and system for producing gasoline and propylene
CN112708453A (zh) * 2019-10-25 2021-04-27 中国石油化工股份有限公司 一种生产丙烯的方法
CN111533633A (zh) * 2020-05-25 2020-08-14 天津市创举科技股份有限公司 一种新型催化裂解工艺方法
CN111533633B (zh) * 2020-05-25 2022-09-30 浙江科茂环境科技有限公司 一种催化裂解工艺方法
CN114605219A (zh) * 2020-12-09 2022-06-10 中国石油化工股份有限公司 生产低碳烯烃和汽油的方法和系统
CN114605219B (zh) * 2020-12-09 2024-04-02 中国石油化工股份有限公司 生产低碳烯烃和汽油的方法和系统

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