本发明属于烃类转化制取以乙烯为主的低碳烯烃的工艺方法。

近年来，国内外对重油裂解制乙烯的研究十分活跃，如美国S & W公司 研究的QC(Quick Contact)反应系统(USA4663019，CN1031245A和 EP0381870A等)、英国石油有限公司开发的蒸汽裂解工艺(USP4087350)、 日本东京科学技术公司开发的以焦炭粒子为热载体的生产烯烃工艺 (USP4259177)、中国石化洛阳石油化工工程公司开发的HCC工艺 (ZL92105507.2)等都能以重油为原料生产乙烯。但是上述工艺在工艺流程 上只考虑新原料油单一原料进料情况。美国专利USP5,348,644是关于改进提 升管催化裂化装置的设备和工艺过程的发明专利。通过在提升管预提升段安装 特殊的设备，使催化剂在提升管中的流化状态得到优化，从而改善了提升管中 催化剂与催化裂化原料油的接触状态，得到更理想的催化裂化产品分布。美国 专利USP5,264,115及USP5,506,365给出了一种改善催化裂化装置的产物分 布、提高产物中丙烯产率的方法。在管式催化裂化反应装置上，采用多个原料 进口，使多种原料分别从不同入口进料，即在提升管的最高温度区，注入轻质 烃和占烃重量20～50％的水蒸汽的混合物，使轻烃发生蒸汽裂解反应；在提 升管反应器的较低温度区，注入重质烃原料，使其在常规的催化裂化条件下进 行催化裂化反应。将C2烃从反应产物中分离出来，乙烯进入齐聚反应器进行 齐聚反应；乙烷及齐聚产物与一定比例的水蒸汽混合，分别返回到提升管的不 同温位区进行再反应。这两篇专利虽然提到了多点进料方法，但仅限于在催化 裂化装置上使用，其目的在于改善催化裂化产物分布和获得更多丙烯，所用的 催化剂为常规催化裂化催化剂。

本发明的目的是针对重油裂解制乙烯工艺中多种原料油同时进料或/和某 些裂解副产品(如乙烷、丙烷等)需要回炼的问题，提出一种有效的处理方法， 实现不同性质的原料在各不相同的工艺条件下裂解，达到优化反应条件，优化 产品结构，节省设备投资和操作费用的目的。

本发明的主要特点是多点进料。在烃类与固体粒子催化剂接触转化制取气 体烯烃的工艺过程中，原料烃往往不只一种，而各种烃类的理想裂解条件又不 尽相同，如乙烷的最佳反应温度高于石脑油的最佳反应温度。而石脑油裂解的 最佳反应温度高于减压馏分油裂解的最佳反应温度等。为了使各股原料烃尽可 能在各自最适宜的反应条件下进行裂解反应，管式炉裂解工艺中采取分炉裂 解，如以石脑油或轻柴油为原料的工厂中，必然还有一到二台乙烷裂解炉进行 回炼。在接触裂解制烯烃工艺中，由于只有一台反应器，不可能对不同性质的 原料进行分炉裂解，而把各种烃类混合在一起进料又不能满足不同烃类的最佳 裂解条件，以常压渣油和乙烷同时为原料的裂解为例，常压渣油的最佳裂解温 度为650～750℃，在此温度下，乙烷裂解速度不能满足工业生产要求；而若 温度提高到800℃以上，满足了乙烷的裂解条件，则常压渣油的裂解深度难以 控制。在上述情况下，采用本发明提出的分段多点进料方法，可以将常压渣油 和乙烷分开进料，使各股物料均达到理想的裂解深度。在活塞流式反应器，如 上行或下行管式反应器上设置多组原料入口，可以把物化性质不同的原料分别 从不同的入口引入反应器中，使之分别与温度和/或活性不同的催化剂接触， 于温度600～900℃，压力0.13～0.40MPa(绝压)，剂油比5～100，剂 油接触时间0.02～5秒下进行反应。反应后的油气与催化剂快速分离并被急 冷。裂解油气的急冷可以直接急冷，也可以间接急冷。待生催化剂汽提后送入 再生器烧焦再生，再生温度为750～950℃。再生催化剂最好在再生剂输送线 上经水蒸汽汽提后再返回反应器循环使用。采用的催化剂的组分可选自SiO2、 Al2O3和碱金属、碱土金属及过渡金属的氧化物或其混合物，也可采用经碱 性或碱土金属氧化物改性的硅酸铝；在本催化剂中还可以加入部分分子筛。从 不同入口进入反应器的烃类，其反应条件不同，轻烃的反应温度控制在700～ 900℃，重质烃类的反应温度为600～800℃。进料时把性质不同的烃类依次 引入反应器，各股烃类在反应器内的停留时间的差别为0.01～3秒。而且最 好把难裂解的烃类首先引入反应器，使从再生器来的高温高活性催化剂首先与 之接触使之裂解，同时使催化剂降温并减活，然后依次引入其他较易裂解的各 股进料，后引入的烃类对先之引入的烃类起到急冷作用。该方法适用于同时采 用数种烃类为原料的工艺，所说的烃类包括重质烃类和轻质烃类，所说的重质 烃类指馏程在350℃以上的烃类包括直流重质烃和二次加工的重质烃，如各种 直馏减压瓦斯油、常压渣油、焦化瓦斯油、热裂化重油、溶剂脱沥青油以及各 种重质烃类经溶剂抽提的抽余油；所说的轻质烃类指馏程在350℃以下的烃 类，如乙烷、丙烷、液化石油气、炼厂石油气、油田气、油田轻烃、石脑油和 轻柴油。具体方法以提升管反应器为例说明如下(见附图1)：从再生器来的 再生催化剂4进入提升管1后在由提升管底部进入提升管的预提升蒸汽2的推 动下，自下而上流动。从原料入口I将乙烷原料与一定量水蒸汽的混合物喷入 提升管，一方面部分代替了预提升蒸汽使催化剂加速，另一方面乙烷在800～ 900℃的炽热催化剂作用下迅速裂解。在原料入口II，将丙烷或/和丁烷与一 定量水蒸汽的混合物雾化喷入提升管，在此，与温度约为780～850℃的催化 剂和乙烷反应物的混合物流接触发生催化裂解反应。在原料入口III将石脑油 或/和焦化汽油、或者轻柴油或/和焦化轻柴油与一定量的水蒸汽的混合物雾化 喷入提升管，在此，与温度约为750～830℃的催化剂和上游的反应物料的混 合物接触，发生催化裂解反应。在原料入口IV将直馏蜡油或/和常压渣油或/ 和焦化蜡油等重质烃馏分与一定量的水蒸汽的混合物雾化喷入提升管，与温度 约为700～800℃的催化剂和上游的反应物流的混合物接触，发生催化裂解反 应。计算各原料油入口之间的距离，使乙烷、丙烷、丁烷等裂解物流在与重质 原料油接触前的反应时间达到0.01～1秒。较重原料油依次从较轻原料油入 口上方喷入提升管，可以对较轻原料油的裂解物流起到急冷作用，迅速终止或 减慢较轻原料油裂解物流的二次反应。提升管中的催化剂与烃原料的反应物流 的混合物上行，进入沉降器3，在此进行气固物流的快速分离。裂解气从沉降 器顶部出口6排出，失活的催化剂沿沉降器下行，被从管线5喷入的汽提蒸汽 汽提。汽提后的待生催化剂向下进入再生器，在此进行烧焦再生反应。在烧焦 再生过程中催化剂吸收大量的热量，温度升高到800～900℃。高温再生催化 剂从再生器引出沿再生斜管返回提升管的预提升段循环使用。

如果裂解原料烃为石脑油、轻柴油、直馏蜡油、常压渣油、焦化蜡油、乙 烷、丙烷等中的两种或两种以上时，均可按上述方法使不同原料从不同位置进 入装置，实现裂解条件的优化。

发明效果实现不同性质的原料在各不相同的工艺条件下裂解达到优化 反应条件，优化产品结构，例如乙烯产率能达到21.30％(wt)以上，并能 节省设备投资和操作费用。

                          实施例一

本实施例为常压渣油与乙烷共同为原料的裂解结果。在高低并列式提升管 装置上，先将难裂解的乙烷从提升管低部引入装置，与高活性的炽热再生催化 剂接触反应，此时再生催化剂的温度为820℃，引入乙烷后的烃剂混合物流温 度为810℃。常压渣油入口设置在乙烷入口上方4.2米处。此时，乙烷停留时 间为0.4～0.5秒。加入常渣后的混合物流温度为740℃，提升管出口温度为 710℃，本例所用的催化剂编号A，其性质和组成见表1。提升管中型试验的 工艺条件和物料平衡情况见表2。为了便于对比，表2中同时列出了常压渣油 与乙烷从同一进料口混合进料的中试情况。

本实施例说明，常压渣油制烯烃工艺中，采用本发明的多点进料法，重质 渣油和乙烷都实现了较优化的裂解条件，转化率亦比较合适。常压渣油裂解的 乙烯产率为22.36w％，乙烷裂解的乙烯产率为43.88w％，乙烷转化率达到 61.13w％，乙烷转化的乙烯选择性达到71.78w％。而若乙烷与重油从同一进 料口入装置，在剂油混合温度为740℃时，乙烷的转化率只有8.61％。

                          实施例二

本实施例为常压渣油和直馏汽油同时为原料的裂解结果，提升管中型试验 的工艺条件和物料平衡情况见表3。直馏汽油从提升管底部进入装置，油剂混 合温度为780℃，在直馏汽油进料口上方4.2米处喷入常压渣油，此处的混合 物流温度为700℃，提升管出口温度为660℃。

本实施例说明，采用本发明的多点进料方法，在保证常压渣油在优化条件 下裂解的前提下，直馏汽油达到了较高的裂解深度。

附图及其说明

附图1-本发明方法以提升管反应器为例的示意图

1-提升管

2-预提升气

3-沉降器

4-再生催化剂

5-汽提蒸汽管线

6-裂解气出口

I、II、III、IV均为原料入口

             表1  催化剂的性质及组成     项    目     催化剂A     催化剂B     活性组分种类     碱土金属氧化物     过渡金属氧化物 化 学 组 成   Al2O3，W％   Na2O，W％   Fe2O3，W％   活性组分，W％     40     ＜0.3     0.8     8.2     42     ＜0.3     0.8     6.5 比表面积，m2/g 孔容，ml/g 堆积密度，g/ml     58     0.12     0.85     65     0.13     0.85 筛分组成，W％ 0～20μ 20～40μ 40～60μ 60～80μ ＞80μ     2.6     19.4     31.5     24.7     21.8     3.2     20.2     32.1     23.9     20.6

      表2  乙烷与常压渣油同时为原料的裂解结果   项    目  单独常渣裂解  物料平衡 常渣与乙烷裂 解的物料平衡 计算乙烷裂解 物料平衡   进料口数量     单     双     单   双   单   进料中乙烷的比例，W％   再生床层温度，℃   再生剂汽提蒸汽温度，℃   喷入乙烷后物流温度，℃   喷入常渣后物流温度，℃   提升管出口温度，℃   急冷后温度，℃   催化剂型号   水烃比，w/w   剂油比，w/w     0.0     820     400     /     740     710     600     A     0.23     18.0     6.5     820     400     810     740     710     600     A     0.23     18.0     6.5     820     400     740     740     710     600     A     0.23     18.0   100   /   /   810   740   710   600   A   /   /   100   /   /   740   740   710   600   A   /   /   主要产品产率，w％   氢气   甲烷   乙烯   乙烷   丙烯   丙烷   丁烷   丁烯   丁二烯   裂解汽油(＜200℃)   裂解中间馏分油   裂解重油(＞300℃)   焦炭   损失     0.87     11.44     22.36     4.56     12.86     0.71     0.22     3.04     1.87     12.46     5.23     9.86     13.23     1.29     1.03     11.13     23.76     6.79     12.21     0.68     0.21     2.90     1.76     11.85     4.89     9.22     12.37     1.21     0.84     10.76     21.30     10.20     12.05     0.67     0.21     2.85     1.75     11.68     4.94     9.30     12.40      1.05   3.33   6.67   43.88   38.87   2.86   0.25   0   0.89   0.18   3.07   0   0   0   0   0.48   0.96   6.12   91.39   0.42   0.04   0   0.14   0.02   0.43   0   0   0   0

         表3  直馏汽油与常压渣油同时为原料的裂解结果        项    目   单独常渣裂解   物料平衡 常渣与直汽裂 解的物料平衡   计算直汽裂解   物料平衡 进料口数量     单     双     双 进料中汽油的比例，w％ 再生床层温度，℃ 再生剂汽提蒸汽温度，℃ 喷入汽油后物流温度，℃ 喷入常渣后物流温度，℃ 提升管出口温度，℃ 急冷后温度，℃ 催化剂型号 水烃比，w/w 剂油比，w/w     0.0     800     400     /     700     660     600     B     0.25     18.6     20     800     400     780     700     660     600     B     0.25     19.0     100     /     /     780     700     660     600     B     /     / 主要产品产率，w％ 乙烯 丙烯 C4烯烃 裂解汽油(＜200℃) 裂解中间馏分 裂解重油(＞300℃) 焦炭     23.05     14.01     6.73     13.45     6.60     9.31     9.00     24.50     14.51     7.08     14.60     5.68     7.45     7.30     30.30     16.51     8.48     19.20     2.00     0.01     0.50