CN107286972B - 一种多产丙烯的催化转化方法 - Google Patents
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Abstract
本发明属于石油烃类催化转化技术领域，特别涉及一种多产丙烯的催化转化方法。所述方法设置一个催化剂再生器和两个反应系统，原料油13在第一反应系统催化反应，其反应产物全部或部分以气态的形式进入第二反应系统进一步进行催化反应；第二反应器待生剂22A和来自再生器的催化剂进入第二反应器2，实现第一反应油气33的再次流化催化裂化反应，两个反应系统使用同一种催化剂，反应产物在各自的沉降器内实现气固分离后流出沉降器。本发明降低了能耗，实现了独立的高温裂化反应；实现了流化床反应的快速终止，缓解了增产丙烯与降低干气之间的矛盾，在增加丙烯产率的同时，显著降低了干气和焦炭的收率。
Description
技术领域
本发明属于石油烃类催化转化技术领域，特别涉及一种能提高丙烯产率的多产丙烯的催化转化方法。
背景技术
丙烯是最重要的石油化工原料之一。70%的丙烯是石油烃经管式炉裂解法生产的，另外30%的丙烯由催化裂化工艺过程提供。借鉴常规重油催化裂化反应-再生系统的操作、设计经验，国内外研究人员开发了一系列重油催化裂化生产丙烯的工艺技术。
KBR与Mobil Technology公司共同开发了以重质油为原料生产丙烯的Maxofin技术。该技术采用双提升管反应器，第一根提升管中裂化常规的FCC原料，反应生成的石脑油进第二根提升管裂化增产丙烯，两个提升管共用一个沉降器和再生器。
UOP公司开发了以碳四以上低碳烯烃为原料生产丙烯的RxPro技术，该技术同样采用双提升管反应器结构，第一提升管反应器用于重质原料的裂化，第二提升管反应器用于回炼第一反应器生成的C4组分和石脑油，两个反应产物分别进入单独的分馏系统；
中国石油大学（华东）在两段提升管催化裂化技术基础上开发了TMP技术。该技术以重质油为原料，利用两段提升管催化裂化工艺分段反应、催化剂接力和大剂油比的工艺特点，针对不同性质的反应物料进行进料方式的优化组合，控制不同物料适宜的反应条件，以达到提高丙烯产率的目的；
实验研究认为，流化床反应条件有利于提高丙烯的选择性。中国石化石油化工科学研究院（石科院）开发了以重油为原料、丙烯为目的产品的DCC技术。该技术的反应器为提升管加流化床串联式反应器，石科院在DCC工艺基础上开发了采用新型组合式反应器体系的增强型催化裂解技术（DCC-PLUS），该技术与DCC工艺相同之处为均采用提升管反应器加流化床反应器的形式，不同之处在于DCC-PLUS工艺将再生器来的另外一股再生催化剂引入流化床反应器。无论DCC还是DCC-PLUS都将一个原料油反应器分为直接串联的两个裂化反应区，即提升管和流化床都进行催化裂化反应，提升管部分进行原料油裂化反应，流化床部分使提升管反应区的中间产物产品和催化剂进一步直接进入流化床反应区进行增产丙烯的二次裂化反应，原料油反应产物的全馏分，包括油浆、回炼油、柴油都进入流化床反应区继续进行流化床内的二次反应，而油浆、回炼油、柴油部分富含芳烃，对丙烯产率贡献很小，过度反应反而造成焦炭和干气产率增加； DCC和DCC-PLUS流化床裂化反应区的催化剂为原料油反应后的积碳催化剂，小分子组分催化裂化性能降低，为了提高丙烯产率往往需要进一步提高流化床反应区的反应温度，必然导致催化裂化反应受到限制，热反应增加，降低丙烯的选择性，导致干气和焦炭产率偏高；流化床DCC和DCC-PLUS都使用再生剂循环，对固定的原料量流化床反应区的空速只能靠反应器内的催化剂藏量控制，为此反应部分自身需要设置催化剂藏量储存、汽提和催化剂料位调节措施，增加了反应器的复杂性；另外在已有提升管和流化床串联反应器中提升管底部也就是预提升段在整个反应过程温度最高，提升管反应区是仅次于提升管底部预提升段的高温区；流化床反应区与气固分离器之间全部是稀相空间，并且油气离开流化床时仍然携带大量催化剂，而油气离开流化床到气固分离器的停留时间20秒以上，造成反应不能及时终止，丙烯进一步热裂解，影响产品分布及丙烯选择性。
现有双提升管技术都是将不同馏分经分馏塔分离、换热冷却为液体后再返回反应器，不同馏分先经分馏塔换热降温为液体，分离后直接或经适当重新预热后（仍然是液体）进第二反应系统进一步转化，经过先降温又升温的过程，增加了设备和能耗投入，使工艺技术的经济性大打折扣。
发明内容
本发明为克服现有技术的缺陷，提供一种多产丙烯的催化转化方法，第一反应器产物全部或部分直接以气体状态进入第二反应系统，降低了整个装置的能耗，第二反应器采用再生剂在流化床或循环流化床进行反应，实现了独立的高温裂化反应；实现了流化床反应的快速终止，缓解了增产丙烯与降低干气之间的矛盾，在增加丙烯产率的同时，显著降低了干气和焦炭等副产品的收率。
本发明技术方案如下：
一种多产丙烯的催化转化方法，设置一个催化剂再生器和两个反应系统；
原料油在第一反应系统催化反应，本发明第一反应系统以增产丙烯和高烯烃汽油组分等丙烯前生物产率为目标，其反应产物即第一反应油气全部或部分以气态的形式进入第二反应系统进一步进行催化反应，提高丙烯产率；第二反应系统在比第一反应系统低的压力下运行，第二反应系统的压力一般比第一反应系统低50KPa至90KPa，技术人员可以根据具体设计情况调整；催化剂在一个再生器和两个不同压力的反应系统之间循环；两个反应系统使用相同的催化剂；第一反应系统由第一反应器、第一沉降器、第一汽提器组成；第二反应系统由单独的第二反应器、第二沉降器、第二汽提器组成；第一反应器与第一沉降器、第一汽提器同轴设置或第一反应器设置在第一沉降器和第一汽提器的外部；
第二反应器自下而上依次包括原料气输送区、主反应区、反应产物输送区；主反应区采用流化床或循环流化床；第二反应器与第二沉降器、第二汽提器同轴设置或第二反应器设置在第二沉降器和第二汽提器的外部；当第二反应器与第二沉降器、第二汽提器同轴设置时，第二沉降器和第二汽提器设置在主反应区流化床或循环流化床上方；第二反应器待生剂（即第二反应系统的待生剂）和来自再生器的催化剂进入第二反应器，实现第一反应油气的再次流化催化裂化反应；其中来自再生器的催化剂直接进入主反应区，向第二反应器提供热量，主反应区的反应温度由来自再生器的催化剂量控制；部分第二反应器待生剂返回第二反应器，主反应区的空速由该部分第二反应器待生剂量控制；
两个反应系统的反应产物（即反应油气）在各自的沉降器内实现气固分离后流出沉降器，分离出的待生剂在各自的汽提器内经过汽提后进入共同的再生器再生，然后从再生器分别进入第一反应器底部的预提升段和第二反应器主反应区的流化床或循环流化床。
本发明中，来自再生器的催化剂，或者为完全再生的再生剂（再生催化剂），或者为未完全再生的半再生剂，其区别在于积炭量不同，只要半再生剂的活性也能够实现所需的催化反应。
本发明提供了在第二反应器中部的主反应区向第二反应器提供热量和来自再生器的催化剂、使高温区出现在第二反应器中部的方案； 本发明中所述流化床和循环流化床是气固流态化专业的技术名称，有明确的定义。
上述的多产丙烯的催化转化方法，第一反应系统以增产高烯烃汽油组分等丙烯前生物产率为目标，所述第一反应油气（第一反应系统的反应产物）先进入预冷却系统或预分馏系统，预冷却系统使重组分液化，分成液体状态的重组分和气体状态的轻组分，轻组分保持气相状态进入第二反应器进行再反应，达到增产丙烯的目的。
本发明中，当油气处理系统将第一反应油气仅仅分成气体和液体时，油气处理系统可称为预冷却系统；当第一反应油气分成三种及以上组分即液态重组分细分成两个以上组分时，油气处理系统成为预分馏系统。第一反应系统的反应产物先进入预冷却系统或预分馏系统时，有工程设计经验的技术人员能够实施。本发明中，实践上，重组分和轻组分的分割点是不固定的，可以调整，一般分割点在90℃至250℃。实际应用中可根据产品要求调整，通过调整预冷却系统或预分馏系统的换热实现，如何进行调整涉及分馏系统具体设计，为所属领域的公知技术。
上述的多产丙烯的催化转化方法，所述第一反应油气先进入预冷却系统或预分馏系统，汽油馏分及沸点（或终馏点）更低的组分作为未液化烃类即气体状态轻组分，保持气相状态从第二反应器原料引入管和原料气输送区进入主反应区进行再反应；部分回炼油、加氢回炼油或加氢柴油（柴油组分进入加氢单元加氢后的成分）进入第二反应器主反应区下游即装置上方的反应产物输送区，利用主反应区的反应产物和催化剂的热量和催化剂进行再反应。
上述的多产丙烯的催化转化方法，所述第一反应油气先进入预冷却系统或预分馏系统，汽油馏分及沸点更低的组分作为轻组分保持气相状态从第二反应器原料引入管进入主反应区进行再反应；回炼油、柴油、加氢得到的加氢柴油、加氢回炼油中的一种或者组合进入第一反应器再进行催化裂化反应。
上述的多产丙烯的催化转化方法，来自再生器的催化剂通过分配器分配到反应区。本发明中，为了使催化剂在主反应区均匀分配，在主反应区内设置催化剂分配器，来自再生器的催化剂或再生剂和/或来自第二汽提器的第二反应器待生剂通过该分配器分配到主反应区，实现与第二反应器内催化剂的均匀混合。催化剂分配器是工业装置常用的手段，催化剂分配器参数行业内技术人员能够实施。第二反应器反应需要用蒸汽降低第二反应器内烃分压，蒸汽总质量流量大于轻烃质量流量的15%，优选为20~40%；优先选择在主反应区上游的气体输送分配过程中或在主反应区补充蒸汽。
上述的多产丙烯的催化转化方法，所述的返回第二反应器的第二反应器待生剂，自第二汽提器引出，返回主反应区或原料气输送区。本发明从第二汽提器引出部分第二反应待生剂返回主反应区或原料气输送区，实现对反应空速的调节控制。
上述的多产丙烯的催化转化方法，所述的返回第二反应器的第二反应器待生剂，返回主反应区时，该催化剂通过分配器在主反应区内分配。
上述的多产丙烯的催化转化方法，从第二汽提器引出部分第二反应器待生剂返回第一反应器预提升段参与第一反应系统的反应。本发明提供了从第二反应系统汽提部分即第二汽提器引出部分第二反应器待生剂返回第一反应器预提升段，使第二反应器待生剂与再生剂混合后共同参与第一反应系统的反应的方案。
上述的多产丙烯的催化转化方法，在主反应区的流化床或循环流化床与原料气输送区间设置分布板或分布管，来自原料气输送区的反应物料经过分布板或分布管进入主反应区。
本发明中，第一反应器和第二反应器各自设置独立的汽提器和沉降器。第二反应器中，在主反应区完成反应后的第二反应油气和催化剂快速进行气固分离，实现在流化床或循环流化床内完成催化裂化反应后的反应快速终止。
本发明的效果在于：
1.本发明第一反应器馏分全部或部分直接以气体状态进入第二反应系统，降低了整个装置的能耗；
2.本发明第二反应器采用再生剂在流化床或循环流化床进行反应，实现了独立的高温裂化反应；
3.本发明实现了流化床反应的快速终止，缓解了增产丙烯与降低干气之间的矛盾，在增加丙烯产率的同时，显著降低了干气和焦炭等副产品的收率。
附图说明：
图1为本发明多产丙烯的催化转化方法实施方式一示意图；
图2为本发明多产丙烯的催化转化方法实施方式二示意图；
图3为本发明多产丙烯的催化转化方法实施方式三示意图；
图4为本发明多产丙烯的催化转化方法实施方式四示意图。
图中编号标记内容如下：
1第一反应器，11第一再生斜管/立管，12第一待生立管，12A第一反应器待生剂，13新鲜原料油（即原料油），14原料油入口管，15第一反应器待生剂引入管，16第一反应器回炼油或加氢回炼油入口管；
2第二反应器，2-1原料气输送区，2-2主反应区，2-3反应产物输送区；21第二再生斜管/立管，22第二待生立管，22A、24A第二反应器待生剂，23第二反应器待生剂回流管/循环管，24第二反应器待生剂引出口， 25第二反应器原料引入管，26分布板，26A分布管；27反应产物输送区介质入口管；
3第一沉降器，31第一反应器气固旋风分离器，32第一反应油气出口管，33第一反应油气；4第一汽提器；
5再生器，51再生器第一反应器待生剂入口管，52再生剂去第一反应器出口管，52A第一反应器再生剂，53再生剂去第二反应器出口管，53A第二反应器再生剂，54再生器第二反应器待生剂入口管；
6第二沉降器，61第二反应器气固旋风分离器，62第二反应油气出口管，63第二反应油气；7第二汽提器；
8预冷却系统或预分馏系统，81第一反应油气入口管，82未液化烃类或气体状态轻组分，83油浆，84、86回炼油，85柴油；9、10加氢单元，91加氢回炼油；101加氢柴油；
AR空气；GAS干气；VA再生烟气；LS蒸汽；W催化剂藏量； T温度；C控制；WC藏量控制；TC温度控制。
具体实施方式：
以下以具体实施例来说明本发明的技术方案，但本发明的保护范围不限于此。
具体实施过程如下：
实施方式一：
如图1所示，设置一个催化剂再生器和两个反应系统；
原料油在第一反应系统催化反应，其反应产物即第一反应油气33全部以气态的形式进入第二反应系统进一步进行催化反应；两个反应系统使用相同的催化剂；第一反应系统由第一反应器1、第一沉降器3、第一汽提器4组成；第二反应系统由单独的第二反应器2、第二沉降器6、第二汽提器7组成；
新鲜原料油13被蒸汽LS雾化后，经原料油入口管14进入第一反应器1，与经第一再生斜管11再生器5送来的第一反应器再生剂52A接触后被气化，并沿第一反应器1的提升管向上流动完成反应，第一反应油气33经第一反应器气固旋风分离器31分离出夹带的催化剂后沿第一反应油气出口管32流出；第一反应器1分离出的待生剂通进入第一沉降器3下方的第一汽提器4；被汽提后的第一反应器待生剂12A经第一待生立管12、再生器第一反应器待生剂入口管51进入再生器5再生；
第二反应器2自下而上依次由原料气输送区2-1、主反应区2-2、反应产物输送区2-3组成；主反应区2-2采用流化床或循环流化床；第二反应器2与第二沉降器6、第二汽提器7同轴设置，第二沉降器6和第二汽提器7设置在主反应区2-2流化床或循环流化床上方；
第二反应器待生剂22A和来自再生器的催化剂同时进入第二反应器2，实现第一反应油气33的再次流化催化裂化反应，具体地，第一反应油气33以气体状态由第二反应器原料引入管25进入第二反应器2的流化床内，与经第二反应器待生剂引出口24从第二汽提器7引出的第二反应器待生剂24A和经第二再生斜管21、再生器5送来的第二反应器再生剂53A接触并反应，反应产物和催化剂进入第二沉降器6，经第二反应器气固旋风分离器61分离出夹带的催化剂，第二反应油气63从第二油气出口管62流出第二沉降器6；第一反应器2分离出的待生剂进入第二沉降器6下方的第二汽提器7；被汽提后的第二反应器待生剂24A，一部分经第二反应器待生剂引出口24返回第二反应器2，其余经第二待生立管22进入再生器5再生。返回第二反应器2的第二反应器待生剂24A的数量调节主反应区的催化剂空速；主反应区的反应温度由第二反应器再生剂53A的数量调节控制；
两个反应系统的反应产物在各自的沉降器内实现气固分离后流出沉降器，分离出的待生剂在各自的汽提器内经过汽提后进入共同的再生器5再生，然后从再生器5分别进入第一反应器1底部的预提升段和第二反应器主反应区2-2的流化床或循环流化床。
实施方式二：
如图2所示，设置一个催化剂再生器和两个反应系统；
原料油在第一反应系统催化反应，其反应产物即第一反应油气33全部以气态的形式进入第二反应系统进一步进行催化反应；两个反应系统使用相同的催化剂；
新鲜原料油13被蒸汽LS雾化后，经原料油入口管14进入第一反应器1，与经第一再生斜管11再生器5送来的第一反应器再生剂52A接触后被气化，并沿第一反应器1的提升管向上流动进行反应；从第二待生立管22引出部分第二反应器待生剂22A，进入第一反应器1，与向上流动的第一反应器再生剂52A混合，继续用于原料油的反应，反应温度由第二反应器待生剂22A的量控制。完成反应后，第一反应油气33经第一反应器气固旋风分离器31分离出夹带的催化剂后沿第一反应油气出口管32流出；第一反应器1分离出的待生剂通进入第一沉降器3下方的第一汽提器4；被汽提后的第一反应器待生剂12A经第一待生立管12、再生器第一反应器待生剂入口管51进入再生器5再生；
第二反应器待生剂22A和来自再生器的催化剂同时进入第二反应器2，实现第一反应油气33的再次流化催化裂化反应，具体地，第一反应油气33以气体状态由第二反应器原料引入管25进入第二反应器2的流化床内，与经第二反应器待生剂引出口24从第二汽提器7引出的第二反应器待生剂24A和经第二再生斜管21、再生器5送来的第二反应器再生剂53A接触并反应，反应产物和催化剂进入第二沉降器6，经第二反应器气固旋风分离器61分离出夹带的催化剂，第二反应油气63从第二油气出口管62流出第二沉降器6；第一反应器2分离出的待生剂进入第二沉降器6下方的第二汽提器7；被汽提后的第二反应器待生剂24A，一部分经第二反应器待生剂引出口24返回第二反应器2，其余经第二待生立管22进入再生器5再生；返回第二反应器2的第二反应器待生剂24A的数量调节主反应区的催化剂空速；主反应区的反应温度由第二反应器再生剂53A的数量调节控制。
实施方式三：
如图3所示，设置一个催化剂再生器和两个反应系统；
原料油在第一反应系统催化反应，其反应产物即第一反应油气33部分以气态的形式进入第二反应系统进一步进行催化反应；两个反应系统使用相同的催化剂；第一反应系统由第一反应器1、第一沉降器3、第一汽提器4组成；第二反应系统由单独的第二反应器2、第二沉降器6、第二汽提器7组成；
新鲜原料油13被蒸汽LS雾化后，经原料油入口管14进入第一反应器1，与经第一再生斜管11再生器5送来的第一反应器再生剂52A接触后被气化，并沿第一反应器1的提升管向上流动完成反应，第一反应油气33经第一反应器气固旋风分离器31分离出夹带的催化剂后沿第一反应油气出口管32流出；第一反应器1分离出的待生剂通进入第一沉降器3下方的第一汽提器4；被汽提后的第一反应器待生剂12A经第一待生立管12、再生器第一反应器待生剂入口管51进入再生器5再生；
第一反应油气33经第一反应油气入口管81先进入预冷却系统或预分馏系统8，分离得到未液化烃类或气体状态轻组分82、油浆83和回炼油84，其中气体状态轻组分82为汽油馏分及沸点更低的组分，这部分组分作为第二反应器的原料，保持气相状态进入第二反应器2进行再反应；将回炼油84引入加氢单元9得到的加氢回炼油91经第一反应器回炼油或加氢回炼油入口管16进入第一反应器1，进行催化裂化反应；
第二反应器2与第二沉降器6、第二汽提器7同轴设置；
第二反应器待生剂22A和来自再生器的催化剂同时进入第二反应器2，实现第一反应油气33的再次流化催化裂化反应，具体地，气体状态轻组分82由第二反应器原料引入管25进入第二反应器2的流化床内，与经第二反应器待生剂引出口24从第二汽提器7引出的第二反应器待生剂24A和经第二再生斜管21、再生器5送来的第二反应器再生剂53A接触并反应，反应产物和催化剂进入第二沉降器6，经第二反应器气固旋风分离器61分离出夹带的催化剂，第二反应油气63从第二油气出口管62流出第二沉降器6；第一反应器2分离出的待生剂进入第二沉降器6下方的第二汽提器7；被汽提后的第二反应器待生剂24A，一部分经第二反应器待生剂引出口24返回第二反应器2，其余经第二待生立管22进入再生器5再生。返回第二反应器2的第二反应器待生剂24A的数量调节主反应区的催化剂空速；主反应区的反应温度由第二反应器再生剂53A的数量调节控制
与实施方式一相比，本实施方式中第一反应油气33仅未液化烃类进入第二反应器2进行催化裂化反应。液化下来的液体状态的重组分一部分作为油浆83输出装置，一部分作为回炼油84先进入加氢单元9进行加氢，加氢回炼油91返回第一反应器1继续进行催化裂化反应。
实施方式四：
如图4所示，设置一个催化剂再生器和两个反应系统；
原料油在第一反应系统催化反应，其反应产物即第一反应油气33部分以气态的形式进入第二反应系统进一步进行催化反应；两个反应系统使用相同的催化剂；第一反应系统由第一反应器1、第一沉降器3、第一汽提器4组成；第二反应系统由单独的第二反应器2、第二沉降器6、第二汽提器7组成；
新鲜原料油13被蒸汽LS雾化后，经原料油入口管14进入第一反应器1，与经第一再生斜管11再生器5送来的第一反应器再生剂52A接触后被气化，并沿第一反应器1的提升管向上流动完成反应，第一反应油气33经第一反应器气固旋风分离器31分离出夹带的催化剂后沿第一反应油气出口管32流出；第一反应器1分离出的待生剂通进入第一沉降器3下方的第一汽提器4；被汽提后的第一反应器待生剂12A经第一待生立管12、再生器第一反应器待生剂入口管51进入再生器5再生；
第一反应油气33经第一反应油气入口管81先进入预冷却系统或预分馏系统8，分离得到未液化烃类或气体状态轻组分82、油浆83、柴油85和回炼油86，其中气体状态轻组分82为汽油馏分及沸点更低的组分，这部分组分作为第二反应器2的原料，保持气相状态进入第二反应器2进行再反应；将回炼油86经第一反应器回炼油或加氢回炼油入口管16返回第一反应器1回炼，进行催化裂化反应；将柴油85引入加氢单元10得到的加氢柴油101，进入第二反应器主反应区下游即装置上方的反应产物输送区2-3，利用主反应区的反应产物和催化剂的热量和催化剂进行再反应；
第二反应器2设置在第二沉降器6和第二汽提器7的外部；
第二反应器待生剂22A和来自再生器的催化剂同时进入第二反应器2，实现第一反应油气33的再次流化催化裂化反应，具体地，气体状态轻组分82由第二反应器原料引入管25进入第二反应器2的流化床内，与经第二反应器待生剂引出口24从第二汽提器7引出的第二反应器待生剂24A和经第二再生斜管21、再生器5送来的第二反应器再生剂53A接触并反应，反应产物和催化剂进入第二沉降器6，经第二反应器气固旋风分离器61分离出夹带的催化剂，第二反应油气63从第二油气出口管62流出第二沉降器6；第一反应器2分离出的待生剂进入第二沉降器6下方的第二汽提器7；被汽提后的第二反应器待生剂24A，一部分经第二反应器待生剂引出口24返回第二反应器2，其余经第二待生立管22进入再生器5再生。返回第二反应器2的第二反应器待生剂24A的数量调节主反应区的催化剂空速；主反应区的反应温度由第二反应器再生剂53A的数量调节控制。
实施例1
本实施例使用的装置见图1；
第一反应器：采用提升管形式，加工原料：150t/h重油，原料油性质见表1，重油预热340℃；采用来自再生器的680℃再生剂，反应出口温度510℃，反应时间1.5s；
第二反应器：采用循环流化床形式，反应原料为第一反应器反应油气，气相进料。采用来自再生器的680℃再生剂和560℃待生剂进行反应，反应温度560℃，循环流化床重时空速41/h，循环流化床内油气流速1.2m/s，停留时间3.5s。再生器再生温度680℃。
实施例1实施结果如表2所示。
对比例：
使用石科院（石油化工科学研究院）DCC工艺，采用与实施例1相同的原料油，实施结果如表2所示。
从表2可以看出，本发明与DCC工艺相比，转化率增加了6.48个百分点，低价值产品干气、焦炭产率明显下降，高价值产品丙烯产率明显提高，其中干气产率下降了3.9个百分点，焦炭产率降低2.49个百分点，总烯烃产率增加5.11个百分点，丙烯产率增加了2.67个百分点。可见，本发明大幅的增加了丙烯产率，干气和焦炭产率大幅下降。
表1 原料油性质
| 项目 | 数据 |
| 密度g/cm<sup>3</sup>（20℃） | 0.9035 |
| 残碳，w% | 0.22 |
| 氢含量，w% | 12.56 |
| 硫含量，w% | 0.31 |
| 氮含量，w% | 0.19 |
| 馏程，℃ | 256～545 |
表2 实施例与已有技术对比
| 项目 | 实施例 | DCC工艺 |
| 原料油提升管出口温度 | 510 | 580 |
| 第二反应器流化床反应温度 | 560 | 560 |
| 再生温度 | 680 | 680 |
| 产物分布% | ||
| 干气（H<sub>2</sub>～C2） | 5.32 | 9.13 |
| 液化气（C3～C4） | 40.59 | 35.33 |
| 汽油 | 30.18 | 28.81 |
| 柴油 | 13.24 | 12.19 |
| 重油 | 3.08 | 4.28 |
| 焦炭 | 7.23 | 9.72 |
| 损失 | 0.36 | 0.54 |
| 转化率 | 87.09 | 80.61 |
| 总烯烃产率 | 35.76 | 30.65 |
| 丙烯 | 18.16 | 15.49 |
| 丁烯 | 13.24 | 11.03 |
| 乙烯 | 4.36 | 4.13 |
Claims (7)
1.一种多产丙烯的催化转化方法，设置一个催化剂再生器和两个反应系统；两个反应系统使用相同的催化剂；第一反应系统由第一反应器（1）、第一沉降器（3）、第一汽提器（4）组成；第二反应系统由单独的第二反应器（2）、第二沉降器（6）、第二汽提器（7）组成；
第二反应器（2）与第二沉降器（6）、第二汽提器（7）同轴设置或第二反应器（2）设置在第二沉降器（6）和第二汽提器（7）的外部；其特征在于：
原料油在第一反应系统催化反应，其反应产物即第一反应油气（33）部分以气态的形式进入第二反应系统进一步进行催化反应；
第二反应器（2）自下而上依次包括原料气输送区（2-1）、主反应区（2-2）、反应产物输送区（2-3）；主反应区（2-2）采用循环流化床；当第二反应器（2）与第二沉降器（6）、第二汽提器（7）同轴设置时，第二沉降器（6）和第二汽提器（7）设置在主反应区（2-2）循环流化床上方；第二反应器待生剂（22A）和来自再生器的催化剂进入第二反应器（2），实现第一反应油气（33）的再次流化催化裂化反应；其中来自再生器的催化剂直接进入主反应区（2-2），主反应区（2-2）的反应温度由自再生器的催化剂量控制；部分第二反应器待生剂（24A）返回第二反应器（2），主反应区（2-2）的空速由该部分第二反应器待生剂量控制；所述的返回第二反应器（2）的第二反应器待生剂（24A），自第二汽提器（7）引出，返回原料气输送区（2-1）；
两个反应系统的反应产物在各自的沉降器内实现气固分离后流出沉降器，分离出的待生剂在各自的汽提器内经过汽提后进入共同的再生器（5）再生，然后从再生器（5）分别进入第一反应器（1）底部的预提升段和第二反应器主反应区（2-2）的循环流化床。
2.如权利要求1所述的多产丙烯的催化转化方法，其特征在于, 所述第一反应油气（33）先进入预冷却系统或预分馏系统（8），分成液体状态的重组分和气体状态的轻组分（82），气体状态的轻组分（82）进入第二反应器（2）进行再反应。
3.如权利要求2所述的多产丙烯的催化转化方法，其特征在于, 所述第一反应油气（33）先进入预冷却系统或预分馏系统（8），汽油馏分及沸点更低的组分作为气体状态轻组分（82），从第二反应器原料引入管（25）和原料气输送区（2-1）进入主反应区（2-2）进行再反应；部分回炼油（86）、加氢回炼油（91）或加氢柴油（101）进入主反应区（2-2）下游的反应产物输送区（2-3）进行再反应。
4.如权利要求2所述的多产丙烯的催化转化方法，其特征在于, 所述第一反应油气（33）先进入预冷却系统或预分馏系统（8），汽油馏分及沸点更低的组分作为轻组分（82）保持气相状态从第二反应器原料引入管（25）进入主反应区（2-2）进行再反应；回炼油（86）、柴油（85）、加氢得到的加氢柴油（101）、加氢回炼油（91）中的一种或者组合进入第一反应器（1）再进行催化裂化反应。
5.如权利要求1所述的多产丙烯的催化转化方法，其特征在于,来自再生器的催化剂通过分配器分配到主反应区（2-2）。
6.如权利要求1所述的多产丙烯的催化转化方法，其特征在于,从第二汽提器（7）引出部分第二反应器待生剂返回第一反应器预提升段参与第一反应系统的反应。
7.如权利要求1所述的多产丙烯的催化转化方法，其特征在于,在主反应区（2-2）的循环流化床与原料气输送区（2-1） 间设置分布板（26）或分布管（26A），来自原料气输送区（2-1）的反应物料经过分布板（26）或分布管（26A）进入主反应区（2-2）。
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