技术领域
[0001] 本
发明涉及一种生产低碳烯烃的催化裂化方法和装置。
背景技术
[0002] 低碳烯烃(乙烯、丙烯)和轻芳烃(苯、
甲苯和二甲苯，简称BTX)是基本的化工原料。目前，BTX主要来源于轻烃重整工艺和
蒸汽热裂解工艺，低碳烯烃主要来源于
天然气、轻质石油烃类蒸汽热裂解和烃油催化裂化。随着
原油的重质化，轻烃原料缺乏日益严重，以重油为原料通过催化裂化生产低碳烯烃的技术路线逐渐受到重视。然而，常规的催化裂化工艺低碳烯烃和芳烃的产率不高，其低碳烯烃产率不超过重油原料的15％。
[0003] 中国
专利CN104560154A公开了一种多产低碳烯烃和轻芳烃的烃类催化转化方法，该方法将重质烃类原料与催化剂在第一提升管反应器
接触反应，将轻
汽油组分和C4组分注入第二提升管的上游，将馏程为200-390℃的中质烃类原料注入第二提升管的中部，在580～680℃的条件下进行催化裂化反应；将第二反应器中产生的反应混合物引入
流化床反应器继续反应。
[0004] 中国专利CN1237477A公布了一种用于流化催化转化的提升管反应器，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重油原料进行分段裂化，得到所需目的产品。
[0005] 美国专利US5009769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，在剂油重量比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，在剂油重量比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。
[0006] 中国专利CN1299403A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、
汽提区、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重量％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。
[0007] 美国专利US7323099公开了一种选择性生产低碳烯烃的两段催化裂化方法。在第一反应区，重质原料在含大孔和中孔分子筛催化剂的催化转化下，生产富含烯烃的汽油组分，第一反应区生成的富含烯烃汽油组分再在第二反应区在含中孔分子筛催化剂的催化转化下，生成低碳烯烃。
[0008] 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，然而其增加催化裂化丙烯选择性和产率的局限性依然很大。
发明内容
[0009] 本发明的目的是提供一种生产低碳烯烃的催化裂化方法和装置，采用本发明的方法和装置进行催化裂化，乙烯、丙烯和轻芳烃产率高。
[0010] 为了实现上述目的，本发明提供一种生产低碳烯烃的催化裂化方法，该方法包括：
[0011] 将第一重质原料引入第一提升管反应器的下部与来自第一提升管反应器底部的第一催化裂化催化剂接触并进行第一催化裂化反应，得到第一反应产物和第一待生催化剂；
[0012] 将第二重质原料引入第二提升管反应器第一反应段的下部与来自第一反应段底部的第二催化裂化催化剂接触并进行第二催化裂化反应；其中，所述第二提升管反应器由下至上包括
流体连通的第一反应段和第二反应段，且第一反应段的内径小于第二反应段的内径；
[0013] 将第一反应段所得反应油剂送入所述第二反应段中并与来自第二反应段下部的齐聚烯烃一起在第二反应段中进行第三催化裂解反应，得到第二反应产物和第二待生催化剂；
[0014] 将所得第一反应产物、第一待生催化剂、第二反应产物和第二待生催化剂进行分离，所得第一待生催化剂和第二待生催化剂引入再生器中进行再生，得到再生催化剂；
[0015] 将所得再生催化剂作为第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂返回第一提升管反应器和第二提升管反应器；
[0016] 将第一反应产物和第二反应产物进行分离，得到干气产物、
液化气产物、汽油产物、柴油产物和重油产物。
[0017] 可选的，以齐聚烯烃的重量为基准，所述齐聚烯烃中C8-C10烯烃含量不低于60重量％。
[0018] 可选的，所述齐聚烯烃制备步骤包括：
[0019] 将C4烃和/或C5烃与齐聚催化剂在齐聚反应器中接触并进行齐聚反应，得到齐聚产物；将齐聚产物在30-80℃下进行气液分离，得到含有C4烃和/或C5烃的气体产物和液态的所述齐聚烯烃。
[0020] 可选的，所述齐聚反应的条件包括：反应温度为200-400℃，反应压
力为2-5兆帕，液时体积
空速为0.5-4小时-1；所述齐聚催化剂含有MFI结构的分子筛；所述齐聚反应器为固定床反应器或流化床反应器。
[0021] 可选的，所述C4烃和/或C5烃来自催化裂化、蒸汽裂解、焦化和甲醇制烯烃中的一种或多种工艺。
[0022] 可选的，所述C4烃和/或C5烃由第一反应产物和/或第二反应产物进行分离所得。
[0023] 可选的，所述第一重质原料选自加氢尾油、减压
瓦斯油、原油、渣油、
煤液化油、油砂油、
页岩油和动
植物油脂中的一种或多种；所述第二重质原料选自加氢尾油、减压瓦斯油、原油、渣油、煤液化油、油砂油、页岩油、动
植物油脂和所述重油产物中的一种或多种；所述重油产物的馏程为330-550℃。
[0024] 可选的，所述第一催化裂化反应的条件包括：反应温度为450-550℃，停留时间为0.1-5秒，剂油重量比为4-15，催化剂
密度为50-100千克/米3；
[0025] 所述第二催化裂化反应的条件包括：反应温度为520-640℃，停留时间为0.1-2秒，剂油重量比为4-15，催化剂密度为50-100千克/米3；
[0026] 所述第三催化裂化反应的反应条件包括：反应温度为510-630℃，停留时间为0.1-5秒，剂油重量比为5-25，催化剂密度为100-300千克/米3。
[0027] 可选的，所述第一重质原料与第二重质原料单位时间的进料重量比为1：(0.01-0.35)，所述第一重质原料与齐聚烯烃的单位时间进料重量比为1：(0.03-0.3)。
[0028] 可选的，所述第一反应段的上部从所述第二反应段的底部伸入所述第二反应段中；
[0029] 所述第一反应段的顶部封口，所述第一反应段上部的
侧壁设置有多个通过反应油剂的开口。
[0030] 可选的，所述方法还包括：
[0031] 将所得汽油产物或汽油产物的部分馏分进行加氢精制处理，得到加氢精制汽油；其中，所述汽油产物的部分馏分的初馏点为70-85℃，终馏点为140-150℃；所述加氢精制处理的条件包括：氢分压为2-15兆帕，反应温度为200-400℃，氢油体积比为100-1000，体积空-1
速为0.5-5小时 ；
[0032] 将所得加氢精制汽油进行
溶剂抽提，得到苯、甲苯和二甲苯；其中，所述溶剂抽提的条件包括：温度为80-120℃，抽提溶剂选自环丁砜、N-甲基吡咯烷
酮、二乙二醇醚、三乙二醇醚、四乙二醇、二甲基亚砜和N-甲酰基吗啉醚中的一种或多种，溶剂与加氢精制汽油的体积比为2-6。
[0033] 可选的，以第一催化裂化催化剂的重量为基准，所述第一催化裂化催化剂包括0-50重量％的沸石、5-95重量％的无机
氧化物和0-70重量％的粘土；
[0034] 以第二催化裂化催化剂的重量为基准，所述第二催化裂化催化剂包括0-50重量％的沸石、5-95重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土。
[0035] 可选的，以沸石的重量为基准，所述沸石包括25-100重量％的平均孔径小于0.7纳米的择形沸石和0-75重量％的大孔沸石，所述择形沸石选自ZSM系列沸石、ZRP沸石、镁
碱沸石、菱沸石、环晶石、毛沸石、A沸石、柱沸石和浊沸石中的一种或多种，所述大孔沸石选自Y型沸石、β型沸石、L型沸石、稀土Y型沸石、稀土氢Y型沸石、超稳Y型沸石和稀土超稳Y型沸石中的一种或多种；
[0036] 所述无机氧化物为
二氧化硅和/或三氧化二
铝，所述粘土为
高岭土和/或多水高岭土。
[0037] 本发明还提供一种生产低碳烯烃的催化裂化装置，该装置包括第一提升管反应器、第二提升管反应器、沉降器、汽提器和再生器；
[0038] 所述第一提升管反应器的底部设置有催化剂入口，下部设置有第一重质原料入口，顶部设置有油剂出口；
[0039] 所述第二提升管反应器由下至上依次包括流体连通的预提升段、第一反应段、第二反应段和出口段，所述第二反应段的内径大于第一反应段的内径，所述预提升段的底部设置有催化剂入口，所述第一反应段的下部设置有第二重质原料入口，所述第二反应段的下部设置有齐聚烯烃入口，所述出口段的顶部设置有油剂出口；
[0040] 所述沉降器位于所述汽提段上方且二者流体连通，所述沉降器侧面设置有油剂入口、顶部设置有油气出口，所述汽提段的底部设置有催化剂出口，所述再生器设置有催化剂入口和催化剂出口；
[0041] 所述第一提升管反应器的油剂出口和所述出口段的油剂出口与所述沉降器的油剂入口连通，所述再生器的催化剂入口与所述汽提段的催化剂出口连通，所述再生器的催化剂出口与所述第一提升管反应器的催化剂入口和预提升段的催化剂入口连通。
[0042] 可选的，所述第一反应段的上部从所述第二反应段的底部伸入所述第二反应段中；
[0043] 所述第一反应段的顶部封口，所述第一反应段上部的侧壁设置有多个通过反应油剂的开口。
[0044] 可选的，所述装置还包括齐聚反应器和气液分离器，所述齐聚反应器设置有C4烃和/或C5烃入口以及齐聚产物出口，所述气液分离器设置有进料口、气体产物出口和齐聚烯烃出口，所述齐聚反应器的齐聚产物出口与所述气液分离器的进料口连通，所述气液分离器的齐聚烯烃出口与所述第二反应段的齐聚烯烃入口连通；
[0045] 所述装置还包括用于分离油气的分离系统，所述分离系统设置有油气入口、干气出口、液化气出口、汽油出口、柴油出口、重油出口、以及C4烃和/或C5烃出口，所述重油出口与第一反应段的第二重质原料入口连通，所述C4烃和/或C5烃出口与齐聚反应器的C4烃和/或C5烃入口连通。
[0046] 本发明
发明人意外发现，通过将重质原料与催化剂反应后的油剂同齐聚烯烃进行反应，相比于将C4-C5烃组分直接进行回炼相比，能够提高乙烯、丙烯和轻芳烃产率，降低干气和
焦炭的产率。
[0047] 本发明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
[0048] 附图是用来提供对本发明的进一步理解，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发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：
[0049] 图1是本发明所提供的装置一种具体实施方式的结构示意图。
[0050] 图2是本发明对比例4所使用的装置一种具体实施方式的结构示意图。
[0051] 附图标记说明
[0052] 1第一提升管反应器 11
喷嘴 12管线
[0054] 2第二提升管反应器 21喷嘴 22管线
[0055] 23流量
控制阀 24开口 25预提升段
[0056] 26、第一反应段 27第二反应段 28出口段
[0057] 29喷嘴
[0058] 3沉降器 31一级旋
风分离器 32二级旋风分离器
[0061] 5再生器
[0062] 101提升管反应器 111喷嘴 112管线
[0063] 113流量控制阀 114流化床反应器
[0064] 103沉降器 131一级旋风分离器 132二级旋风分离器
[0065] 104汽提器 141挡板 142管线
[0066] 143流量控制阀
[0067] 105再生器
具体实施方式
[0068] 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。
[0069] 在本发明上下文中，除非有特殊的说明，术语“低碳烯烃”均指C2-C4烯烃，“轻芳烃”均指苯、甲苯和二甲苯。
[0070] 本发明提供一种生产低碳烯烃的催化裂化方法，该方法包括：
[0071] 将第一重质原料引入第一提升管反应器的下部与来自第一提升管反应器底部的第一催化裂化催化剂接触并进行第一催化裂化反应，得到第一反应产物和第一待生催化剂；
[0072] 将第二重质原料引入第二提升管反应器第一反应段的下部与来自第一反应段底部的第二催化裂化催化剂接触并进行第二催化裂化反应；其中，所述第二提升管反应器由下至上包括流体连通的第一反应段和第二反应段，且第一反应段的内径小于第二反应段的内径；
[0073] 将第一反应段所得反应油剂送入所述第二反应段中并与来自第二反应段下部的齐聚烯烃一起在第二反应段中进行第三催化裂解反应，得到第二反应产物和第二待生催化剂；
[0074] 将所得第一反应产物、第一待生催化剂、第二反应产物和第二待生催化剂进行分离，所得第一待生催化剂和第二待生催化剂引入再生器中进行再生，得到再生催化剂；
[0075] 将所得再生催化剂作为第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂返回第一提升管反应器和第二提升管反应器；
[0076] 将第一反应产物和第二反应产物进行分离，得到干气产物、液化气产物、汽油产物、柴油产物和重油产物。
[0077] 根据本发明，齐聚烯烃是本领域技术人员所熟知的，是指C4烃和/或C5烃经齐聚反应所得C6以上烃组分。本发明中，以齐聚烯烃的重量为基准，所述齐聚烯烃中C8-C10烯烃含量可以不低于60重量％，优选不低于80重量％，其余组分可以为C7以下或C11以上的烯烃。本领域技术人员可以采用
现有技术进行制备齐聚烯烃，例如所述齐聚烯烃制备步骤可以包括：将C4烃和/或C5烃与齐聚催化剂在齐聚反应器中接触并进行齐聚反应，得到齐聚产物；
将齐聚产物在30-80℃下进行气液分离，得到含有C4烃和/或C5烃的气体产物和液态的所述齐聚烯烃。所述齐聚反应的条件可以包括：反应温度为200-400℃，反应压力为2-5兆帕，液-1
时体积空速为0.5-4小时 ；所述齐聚催化剂可以含有MFI结构的分子筛，MFI结构的分子筛可以包括ZSM-5、ZSM-8、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-22、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和ZRP系列沸石中的一种或多种，其硅铝比可以大于50:1，所述催化剂可以经P、Mg、Ca、Fe、Cu、Cr、Ga和V中的一种或多种改性。所述齐聚反应器可以为固定床反应器或流化床反应器。
[0078] 一种实施方式，以重量计并以所述齐聚催化剂的重量为基准，所述齐聚催化剂可以包括50-80重量％的杂
原子M-ZSM-5分子筛和20-50重量％的粘结剂，M可以选自Fe、Cr、Ga和V中的一种或多种，所述粘结剂可以为氧化铝或氧化硅。
[0079] 根据本发明，齐聚反应中所述C4烃和/或C5烃可以来自催化裂化、蒸汽裂解、焦化和甲醇制烯烃中的一种或多种工艺，也可以由第一反应产物和/或第二反应产物进行分离所得。
[0080] 根据本发明，重质原料是本领域技术人员所熟知的，例如，所述第一重质原料可以选自加氢尾油、减压瓦斯油、原油、渣油、煤液化油、油砂油、页岩油和动植物油脂中的一种或多种；所述第二重质原料可以选自加氢尾油、减压瓦斯油、原油、渣油、煤液化油、油砂油、页岩油、动植物油脂和所述重油产物中的一种或多种；所述重油产物的馏程(常压)可以为330-550℃，优选350-530℃。
[0081] 根据本发明，催化裂化反应是本领域技术人员所熟知的，本发明由于将齐聚烯烃作为反应原料，从而降低反应苛刻度，例如，所述第一催化裂化反应的条件可以包括：反应温度(出口温度)为450-550℃，优选480-540℃，停留时间为0.1-5秒，优选为1-4秒，剂油重3
量比为4-15，催化剂密度为50-100千克/米 ，反应绝压(出口处)为0.15-0.3兆帕，优选为
0.18-0.28兆帕；所述第二催化裂化反应的条件可以包括：反应温度为520-640℃，优选540-
620℃，停留时间为0.1-2秒，优选为0.5-1.2秒，剂油重量比为4-15，催化剂密度为50-100千克/米3；所述第三催化裂化反应的反应条件可以包括：反应温度为510-630℃，优选为530-
610℃，停留时间为0.1-5秒，优选为1-4秒，剂油重量比为5-25，催化剂密度为100-300千克/米3，反应绝压(出口处)为0.15-0.3兆帕，优选为0.18-0.28兆帕。另外，所述第一提升管反应器和第二提升管反应器中还可以注入稀释剂，所述稀释剂选自水蒸气、低碳烷烃(C1-C4)和氮气中的一种或多种，优选水蒸气。稀释剂与第一重油原料的重量比可以为(0.01-2):1，优选(0.05-0.80):1。
[0082] 根据本发明，第一提升管反应器和第二提升管反应器的进料量可以根据需要进行选择，例如所述第一重质原料与第二重质原料单位时间的进料重量比(若第二重质原料为重油产物，则该比例也可以称为回炼比)可以为1：(0.01-0.35)，优选为1：(0.05-0.3)，在齐聚烯烃进料之前先将再生催化剂与第二重质原料进行反应，可以调整催化剂的活性，提高目标产物选择性。所述第一重质原料与齐聚烯烃的单位时间进料重量比(若制备齐聚烯烃的C4烃和/或C5烃来自第一反应产物和/或第二反应产物，则该比例也可以称为回炼比)可以为1：(0.03-0.3)，优选1:(0.05-0.3)，若将本装置的C4烃和/或C5烃制备齐聚烯烃，则可以根据第一反应产物和第二反应产物中C4烃和/或C5烃的产率，调整齐聚烯烃的单位时间进料量，一般情况下，C4烃和/或C5烃的产率越高，则齐聚烯烃单位时间进料量越大。
[0083] 根据本发明，为了避免从第一反应段出来的催化剂和油气由于惯性直接冲出，达不到催化剂密度要求，可以在第一反应段出口处设置各种形式的出口分布器，例如如图1所示，第一反应段的所述第一反应段的上部可以从所述第二反应段的底部伸入所述第二反应段中；所述第一反应段的顶部可以封口，所述第一反应段上部的侧壁可以设置有多个通过反应油剂的开口，从而使来自第一反应段的油剂通过该开口可以在第二反应段中具有更好的分布效果，提高第二反应段中催化剂密度。第一反应段26上部的长度可以根据需要进行设置，例如占第一反应段总高度的0.05-0.2。
[0084] 本发明中，还可以将汽油产物进行进一步的处理和分离，以得到轻芳烃，例如所述方法还可以包括：将所得汽油产物或汽油产物的部分馏分进行加氢精制处理，得到加氢精制汽油；其中，所述汽油产物的部分馏分的初馏点可以为70-85℃，终馏点为140-150℃；所述加氢精制处理的条件可以包括：氢分压为2-15兆帕，反应温度为200-400℃，氢油体积比为100-1000，体积空速为0.5-5小时-1；将所得加氢精制汽油进行溶剂抽提，得到苯、甲苯和二甲苯；其中，所述溶剂抽提的条件可以包括：温度为80-120℃，抽提溶剂可以选自环丁砜、N-甲基吡咯烷酮、二乙二醇醚、三乙二醇醚、四乙二醇、二甲基亚砜和N-甲酰基吗啉醚中的一种或多种，溶剂与加氢精制汽油的体积比可以为2-6；具体操作还可以参照专利CN01119818、CN1393507A、CN1258717A公开的方法。抽提出BTX的汽油(
抽余油)可以用于调和汽油、作为蒸汽裂解原料或者返回第一提升管反应器进行催化裂化反应。通过加氢精制，可使汽油馏分中的烯烃、二烯烃和炔烃饱和，同时可脱除硫、氮等杂质。所用加氢催化剂应具备高选择性加氢饱和活性以及脱氮、
脱硫活性，加氢催化剂可以为负载在氧化铝和/或无定型硅铝上的VIB和/或VIII族非贵金属催化剂，所述VIB非贵金属选自Mo或/和W，VIII族非贵金属选自Co或/和Ni。优选的加氢催化剂由0-10重量％添加剂、1-9重量％的一种或多种第VIII族金属、12-39重量％的一种或多种第VIB族金属和余量氧化铝和/或无定型硅铝载体构成，其中所述添加剂可以选自氟、磷、
钛等非金属元素和金属元素，具体可参考中国专利CN94102955、CN200310121166、CN200310121167和CN200310121168。
[0085] 根据本发明，催化裂化催化剂是本领域技术人员所熟知的，本发明还优选提供合适的催化剂以达到增产低碳烯烃和轻芳烃的目的，第二提升管反应器中所使用的第二催化裂化催化剂可以与第一提升管所用第一催化裂化催化剂相同，也可以不同，优选第一提升管反应器和第二提升管反应器使用相同的催化剂。具体地，所述第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂各自独立地含有沸石、无机氧化物和任选的粘土，优选含有：5-50重量％沸石、5-95重量％无机氧化物、0-70重量％粘土，所述沸石优选包括平均孔径小于0.7纳米的择形沸石和任选的大孔沸石，平均孔径小于0.7纳米的择形沸石可以占活性组分的25-100重量％，优选50-100重量％，大孔沸石可以占活性组分的0-75重量％，优选0-50重量％。
平均孔径小于0.7纳米的择形沸石可以选自ZSM系列沸石、ZRP沸石、镁碱沸石、菱沸石、环晶石、毛沸石、A沸石、柱沸石、浊沸石，以及经物理和/或化学方法处理后得到的上述沸石之中的一种或多种的混合物。ZSM系列沸石可以选自ZSM-5、ZSM-8、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-22、ZSM-
23、ZSM-35、ZSM-38ZSM-48和其它类似结构的沸石中的一种或多种的混合物。有关ZSM-5更为详尽的描述可以参见USP3702886，有关ZRP更为详尽的描述可以参见USP5232675、CN1211470A、CN1611299A。含有平均孔径小于0.7纳米的择形沸石催化剂可以是由现有技术提供的催化剂的一种或几种的组合，可以商购或按照现有方法制备。所述大孔沸石为具有至少0.7纳米环开口的孔状结构的沸石，例如选自Y型沸石、β型沸石、L型沸石、稀土Y型沸石(REY)、稀土氢Y型沸石(REHY)、超稳Y型沸石(USY)、稀土超稳Y型沸石(REUSY)中的一种或多种。所述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)。所述粘土作为基质，即载体，可以选自高岭土和/或多水高岭土。
[0086] 如图1所示，本发明还提供一种生产低碳烯烃的催化裂化装置，该装置包括第一提升管反应器1、第二提升管反应器2、沉降器3、汽提器4和再生器5；所述第一提升管反应器1的底部设置有催化剂入口，下部设置有第一重质原料入口，顶部设置有油剂出口；所述第二提升管反应器2由下至上依次包括流体连通的预提升段25、第一反应段26、第二反应段27和出口段28，所述第二反应段27的内径大于第一反应段26的内径，所述预提升段25的底部设置有催化剂入口，所述第一反应段26的下部设置有第二重质原料入口，所述第二反应段27的下部设置有齐聚烯烃入口，所述出口段28的顶部设置有油剂出口；所述沉降器3位于所述汽提段4上方且二者流体连通，所述沉降器3侧面设置有油剂入口、顶部设置有油气出口，所述汽提段4的底部设置有催化剂出口，所述再生器5设置有催化剂入口和催化剂出口；所述第一提升管反应器1的油剂出口和所述出口段28的油剂出口与所述沉降器3的油剂入口连通，所述再生器5的催化剂入口与所述汽提段4的催化剂出口连通，所述再生器5的催化剂出口与所述第一提升管反应器1的催化剂入口和预提升段25的催化剂入口连通。
[0087] 本发明的装置结构简单，工艺灵活度高，可以实现重质原料与齐聚烯烃的催化裂化反应，以多产低碳烯烃和轻芳烃，另外，该装置将第一提升管反应器和第二提升管反应器的产物直接引入沉降器，避免了反应后的油气继续反应，降低了干气和焦炭的生成，同时也能避免两个提升管的油气产物互相影响。
[0088] 根据本发明，为了避免从第一反应段出来的催化剂和油气由于惯性直接冲出，达不到催化剂密度要求，可以在第一反应段出口处设置各种形式的出口分布器，例如如图1所示，所述第一反应段26的上部从所述第二反应段27的底部伸入所述第二反应段27中；所述第一反应段26的顶部封口，所述第一反应段26上部的侧壁设置有多个通过反应油剂的开口24。从而使来自第一反应段的油剂通过该开口可以在第二反应段中具有更好的分布效果，提高第二反应段中催化剂密度。第一反应段26上部的长度可以根据需要进行设置，例如占第一反应段总高度的0.05-0.2。
[0089] 根据本发明，所述装置还可以包括齐聚反应器和气液分离器，所述齐聚反应器可以设置有C4烃和/或C5烃入口以及齐聚产物出口，所述气液分离器可以设置有进料口、气体产物出口和齐聚烯烃出口，所述齐聚反应器的齐聚产物出口可以与所述气液分离器的进料口连通，所述气液分离器的齐聚烯烃出口可以与所述第二反应段27的齐聚烯烃入口连通。齐聚反应器用于将C4烃和/或C5烃进行齐聚反应生成齐聚烯烃并送入第二反应段中。
[0090] 根据本发明，所述装置还可以包括用于分离油气的分离系统，所述沉降器的油气出口可以与分离系统连通，以将装置的反应产物分离为干气、液化气、汽油、柴油和重油等产物，重油产物可以作为第二重质原料返回第一反应段回炼，若有必要也可以分离出C4烃和/或C5烃，以返回齐聚反应器进行齐聚反应。因此，分离系统可以设置有油气入口、干气出口、液化气出口、汽油出口、柴油出口、重油出口、以及C4烃和/或C5烃出口，所述重油出口可以与第一反应段26的第二重质原料入口连通，所述C4烃和/或C5烃出口可以与齐聚反应器的C4烃和/或C5烃入口连通。
[0091] 下面结合附图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。本示意图为简化流程，但这并不影响本领域普通技术人员对本发明的理解。
[0092] 如图1所示，第一重质原料经过预热至180-400℃后，与水蒸汽一起通
过喷嘴11喷入第一提升管反应器11，在温度450-550℃(优选480-540℃)、压力0.1-0.3兆帕(优选0.15-0.35兆帕)、剂油重量比为4-15、停留时间为0.1-5秒(优选1-4秒)的条件下，与来自管线12经流量控制阀13控制流量的热再生催化剂接触进行第一催化裂化反应，生成的富含低碳烯烃、芳烃的第一反应产物以及携带的第一待生催化剂在反应器出口处进入沉降器3的一级旋风分离器31和二级旋风分离器32中。分离出的第一反应产物离开反应装置引入后续分离系统进行分离，得到气体产物(包括干气和液化气)、轻汽油产物、富含轻芳烃重汽油产物、柴油产物和重油产物。气体通过本领域技术人员熟知的分离技术，分离得到丙烯等低碳烯烃。第一待生催化剂进入汽提器4中经过挡板41与来自下方的汽提蒸汽进行汽提。
[0093] 分离系统得到的重油产物，经喷嘴21与水蒸汽一起喷入第二提升管反应器2下方的第一反应段26，在反应温度为520-640℃(优选540-620℃)、剂油重量比为4-15、停留时间为0.1-2秒(优选0.5-1.2秒)、催化剂密度为50-100千克/米3的条件下与来自管线22并经流量控制阀23控制流量的进入预提升段25提升的热再生催化剂接触进行第二催化裂化反应，反应油剂通过开口24离开第一反应段26后进入第二反应段27中。
[0094] 分离系统得到的C4烃和/或C5烃进入齐聚反应器进行齐聚反应，反应后的产物经过简单的冷凝分离出含有C4-C5烃的气体产物和液态的齐聚烯烃，齐聚烯烃经喷嘴29进入第二反应段27，在反应温度为510-630℃(优选530-610℃)、剂油重量比5-25、停留时间为0.1-5秒(优选1-4秒)、催化剂密度100-300千克/米3的条件下，与来自第一反应段26的油剂接触进行第三催化裂化反应，反应后的第二反应产物和第二待生催化剂经出口段28进入沉降器3的一级旋风分离器31和二级旋风分离器32分离第二反应产物和积碳的第二待生催化剂，反应产物离开反应系统引入后续分离系统进行分离，第二待生催化剂进入汽提器4中经过挡板41与来自下方的汽提蒸汽进行汽提，汽提后的催化剂经管线42和流量控制阀43进入再生器5中进行烧焦再生。
[0095] 下面的
实施例将对本发明予以进一步的说明，但并不因此限制本发明。
[0096] 实施例在中型试验装置上进行，其中第一提升管反应器的内径是18毫米，高度6米，第二提升管反应器高度5米，第一反应段的高度为1.2米、内径16毫米。第二反应段的高度为2.8米、内径34毫米。第一提升管反应器和第二提升管反应器中催化剂的装量为60千克。其流程如图1所示。
[0097] 本发明实施例和对比例所用重质原料的性质见表1；所用的催化裂化催化剂为中国石化催化剂齐鲁分公司生产的MMC-2催化剂，其具体性质见表2，该催化剂含平均孔径小于0.7nm的择形沸石。所用齐聚催化剂为自制的Fe-ZSM-5催化剂，制备方法如下：取氢型的Fe-ZSM-5分子筛20克(SiO2/Fe2O3摩尔比为90)，加入6克白碳黑及3克田菁粉，用25克SiO2(40％重量)硅溶胶作为粘结剂，挤条成型，切粒，120℃干燥12小时，在550℃下
焙烧3小时，制得齐聚催化剂。
[0098] 实施例1
[0099] 按照图1所示流程进行反应。
[0100] 性质如表1所示的重质原料通过第一提升管反应器1下部的喷嘴11进入第一提升管反应器中与来自管线12的再生催化剂接触并进行第一催化裂化反应，所得第一反应产物和第一待生催化剂进入沉降器3的一级和二级旋风分离器分离，分离的第一待生催化剂进入汽提器4汽提，分离的第一反应产物引入后续分离系统进行分离。分离系统得到的重油产物(馏程为330-550℃)引入第二提升管反应器2的第一反应段26，与来自管线22的再生催化剂接触并进行第二催化裂化反应，反应后油剂继续进入第二反应段中。分离系统得到的C4-C5混合烃进入固定床齐聚反应器进行齐聚反应，齐聚反应的条件为：反应温度为300℃，反应压力为4.5兆帕，液时体积空速为1.8小时-1，反应后的齐聚产物在40℃下分离出其中的含有C4烃和C5烃的气体产物，液态的齐聚烯烃进入第二反应段下部，与第一反应段经开口24分布的油剂一起接触并进行第三催化裂化反应，反应后的第二反应产物和第二待生催化剂进入沉降器3的一级和二级旋风分离器分离。引入第二反应段的齐聚烯烃中C8-C10烯烃的含量占齐聚烯烃的89.2重量％。
[0101] 第一提升管反应器和第二提升管反应器的具体反应条件及结果见表3。
[0102] 实施例2
[0103] 本实施例流程同实施例1，不同之处在于仅将C4烃进行齐聚反应，齐聚反应条件同实施例1，齐聚后的产物分离出含有C4烃的气体产物，液态的齐聚烯烃进入第二反应段反应，齐聚烯烃中C8烯烃占92.4重量％。
[0104] 第一提升管反应器和第二提升管反应器的具体反应条件及结果见表3。
[0105] 对比例1
[0106] 本对比例流程同实施例1，不同之处在于分离系统得到的C4-C5混合烃不经过齐聚反应，直接引入第二反应段进行反应。
[0107] 第一提升管反应器和第二提升管反应器的具体反应条件及结果见表3。
[0108] 对比例2
[0109] 本对比例所用装置与实施例1装置不同之处为，第二提升管反应器为等直径提升管反应器，高5米，内径16毫米。齐聚烯烃直接进入第二提升管反应器的下部(从喷嘴21进入)，重油产物不回炼。
[0110] 第一提升管反应器和第二提升管反应器的具体反应条件及结果见表3。
[0111] 对比例3
[0112] 与实施例1基本相同，不同之处在于第二提升管反应器两个反应段同轴相连且等内径，即内径均为16毫米，喷嘴
位置和进料量不变。
[0113] 第一提升管反应器和第二提升管反应器的具体反应条件及结果见表3。
[0114] 对比例4
[0115] 本实施例所用装置如图2所示，反应器形式为提升管加流化床。分离系统得到的C4-C5混合烃不回炼。重质原料通过喷嘴111进入提升管反应器101，与来自再生器105、管线112和流量控制阀113的再生催化剂接触反应，然后引入与提升管反应器101
串联的流化床反应器114进行反应，反应油气经沉降器103中的一级旋风分离器131和二级旋风分离器132分离待生催化剂引入汽提器104经挡板141与来自下方的汽提蒸汽汽提后由管线142和流量控制阀143进入再生器105中烧焦再生。提升管反应器内径为18mm，高度为6m，流化床反应器的内径为64mm，高度600mm。具体反应条件及结果见表4。
[0116] 对比例5
[0117] 与对比例4基本相同，不同之处在于将分离系统分离的C4-C5混合烃按照实施例1的方法进行齐聚反应，所得齐聚烯烃返回流化床反应器中。具体反应条件及结果见表4。
[0118] 由表3和表4可见，本发明提供的催化转化方法，具有更高的乙烯、丙烯产率和轻芳烃产率，并且干气和焦炭产率明显降低。
[0119] 以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，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，这些简单变型均属于本发明的保护范围。
[0120] 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，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。
[0121] 此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所发明的内容。
[0122] 表1
[0123]
[0124] 表2
[0125]催化剂名称 MMC-2
化学性质，重量％
Al2O3 49.2
Na2O 0.072
RE2O3 0.61
物理性质
总孔体积，毫升/克 0.208
微孔体积，毫升/克 0.024
比表面，米2/克 155
2
分子筛比表面，米/克 50
基质比表面，米2/克 105
堆积密度，克/毫升 0.72
粒度分析，V％
0～20微米 1.6
0～40微米 14.2
0～80微米 53.8
0～110微米 72.6
0～149微米 89.5
裂解活性，重量％ 66
[0126] 表3
[0127]
[0128] 表4
[0129] 对比例4 对比例5
反应压力，MPa 0.22 0.22
提升管反应器
剂油重量比 12 12
出口温度,℃ 560 560
停留时间，秒 2.2 2.2
催化剂密度，千克/米3 80 80
流化床反应器
床层温度,℃ 548 548
床层重
时空速，小时-1 2.4 2.4
注水量(占新鲜原料)，重量％ 25 25
回炼比，重量％ / 0.12
物料平衡，重％
干气 3.3 3.6
液化气 25.5 25.7
汽油 35.5 35.1
柴油 18.8 18.9
重油 12.3 12
焦炭 4.1 4.3
损失 0.5 0.4
总计 100.0 100
乙烯产率，重％ 2.6 2.5
丙烯产率，重％ 16.5 16.7
轻芳烃产率，重％ 8.5 8.4
