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CN114195612A - 一种石油烃催化转化制丙烯和乙烯的方法及其装置 - Google Patents

一种石油烃催化转化制丙烯和乙烯的方法及其装置 Download PDF

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CN114195612A
CN114195612A CN202110942951.0A CN202110942951A CN114195612A CN 114195612 A CN114195612 A CN 114195612A CN 202110942951 A CN202110942951 A CN 202110942951A CN 114195612 A CN114195612 A CN 114195612A
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石宝珍
李荻
郭江伟
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Qingdao Jingrun Petrochemical Design & Research Institute Co ltd
Original Assignee
Qingdao Jingrun Petrochemical Design & Research Institute Co ltd
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Abstract

本发明涉及一种石油烃催化转化制丙烯和乙烯的方法，属于石油烃类催化转化技术领域。本发明提出了逐渐升温、两级温度梯度、重时空速独立控制的催化转化制丙烯和乙烯的方法，将反应器(R10)分成上下串联的两段或两区，包括下部的提升管反应区(R17)和上部的快速流化床反应区(R18)，反应原料(R12)按分子结构依次进行大分子催化裂化反应和小分子催化裂解反应，实现反应过程从大分子到丙烯和乙烯的分级转化。本发明在能耗更低的前提下，降低了低价值目的产品，如焦炭和干气的收率；提高了高价值目的产品丙烯和乙烯的收率。

Description

一种石油烃催化转化制丙烯和乙烯的方法及其装置
技术领域
本发明属于石油烃类催化转化技术领域，特别涉及一种石油烃催化转化制丙烯和乙烯的方法，本发明同时提供了实现上述方法的装置。
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。
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；
上世纪90年代中国石化石油化工科学研究院开发了以重油为原料、丙烯为目的产品的DCC技术。该技术采用提升管加湍流流化床床层串联式反应器，在重时空速4(1/H)-6(1/H)气固流态化条件下进行重油制催化制丙烯和乙烯。石科院在DCC工艺基础上又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工艺相同之处为都采用提升管反应器加流化床床层反应器的形式，不同之处在于DCC-PLUS工艺另外设置轻汽油和C4回炼提升管，轻汽油和C4反应后的物流引入流化床床层反应器。无论DCC还是DCC-PLUS都将原料油反应分为提升管和流化床床层反应；但DCC和DCC-PLUS都是通过进入原料油提升管反应区的再生催化剂量控制流化床区的反应温度，即全部反应过程都是按流化床催化裂解反应区的条件控制，必然使提升管反应区即重油反应区的催化裂化条件偏离理想的原料油催化裂化反应条件，尤其是热反应增加；另外对固定的原料量流化床床层反应区的空速只能靠流化床床层内的催化剂料位变化控制；由于催化剂携带和气固分离的要求，流化床床层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床层时仍然携带大量催化剂，而油气离开流化床床层到气固分离器的停留时间20秒以上，采用流化床床层反应时催化剂料位上方催化剂的携带以及油气停留时间都必然造成进一步的副反应止，丙烯进一步热裂解，影响产品分布及丙烯选择性，反应难以及时终止，必然导致催化裂化反应受到限制，热反应增加，大幅度降低丙烯的选择性，导致干气和焦炭产率偏高。
已有技术的侧重点均为生产丙烯，分为两类，第一类为提升管加流化床串联式反应，第二类为双提升管并联式反应。研究者认为，重油催化裂化反应过程中的丙烯是由重质烃类一次裂化生成的汽油馏分经二次裂解间接生成的，汽油馏分中的C5-C8烯烃是丙烯主要的前身物。现有技术具有许多共同的特点，在操作上都采用比常规FCC工艺更高的反应温度、剂油比和蒸汽注入量，以提高裂化反应深度和丙烯的选择性。
发明内容
本发明的目的在于提供一种石油烃催化转化制丙烯和乙烯的方法，本发明同时提供了一种石油烃催化转化制丙烯和乙烯的装置。
石油烃尤其是重油催化裂化反应似乎是熟知的，表面看似乎“差不多”，不过都是再生催化剂和原料油经过管式反应器反应。由于石油烃反应原料化学组成复杂，反应过程复杂，反应过程反应物化学成分的变化复杂，产品要求不同，导致实际化学反应各有不同。通过改进反应器内催化剂活性、空速等条件，以及改进热量分配、反应过程的温度分布、时间分布等工艺条件改进反应结果，正是石油烃催化裂化技术的进步途径。石油烃催化转化制丙烯和乙烯又是强烈的吸热、生焦大的反应，无论是催化剂还是反应物、产品在反应过程都变化显著而且复杂；控制反应器内反应过程中实际的催化剂条件、温度条件、空速条件对控制化学反应过程极其重要，反应器内不同的条件实际形成不同的化学反应，得到不同的产品，尤其是对以丙烯为产品时需要针对性的技术。石油烃反应原料催化裂解制丙烯和乙烯的目标是最大可能增加丙烯和乙烯。
本发明采用如下的技术方案：
一种石油烃催化转化制丙烯和乙烯的方法，所述石油烃催化制丙烯和乙烯方法的反应过程为：重组分大分子先在气固输送流态化反应条件即提升管反应器内较高活性再生催化剂环境和较低的温度条件下进行催化裂化转化，形成C4-C12为主的中间分子，然后在提高催化剂密度、降低催化剂空速的气固快速流化床形态、含碳催化剂环境及高苛刻度条件下进行催化裂解转化，生产丙烯和乙烯；该石油烃催化转化方法在一个上下串联的两级反应器内进行，下方为气固输送床流态化形式即提升管流态化形式，上方为气固快速流态化形式，该反应器上下分独立控制的两级供热和两路来自再生器的催化剂循环，由上催化剂即上再生催化剂热量提供位置(即下文的上催化剂入口)将该反应器分成上下两个反应区即提升管反应区和快速流化床反应区，反应器下方为提升管反应区，或称低温反应区，在提升管反应区内，重组分大分子在再生催化剂环境和较低的反应温度下进行向C5～C12中间组分转化的催化裂化反应，为制丙烯和乙烯提供中间原料；反应器上方为快速流化床反应区，或称高温反应区，由该反应器上方进入点进入的催化剂即上催化剂提供热量进一步提高快速流化床反应区的反应温度，形成高温反应区，C5～C12为主的中间组分在更高温度、更大剂油比、更低重时空速的更苛刻条件下进行催化裂解反应，使石油烃反应原料转化为丙烯；实现高沸点石油烃反应原料在两级供热、两级供催化剂、两级控制的上下两区反应器内进行选择性反应，用反应温度的逐渐升高的反应方式适应反应物分子量逐渐变小分子结构和对反应条件要求的变化，提高制丙烯和乙烯的效率和目的产品选择性；
反应原料依次在低温的提升管反应区和高温的快速流化床反应区反应，实现低温催化裂化反应和高温制丙烯和乙烯催化裂解反应，再生器的催化剂分别进入该提升管反应区和快速流化床反应区，通过分级供热方式实现反应过程的逐渐升温；石油烃反应原料先在低温反应区进行高沸点重组分的催化裂化反应，初步完成重组分、大分子的催化裂化转化和脱碳，生成以高烯烃汽油和柴油组分为主的中间组分，这些中间产物和催化剂一起向上进入反应器上方的高温反应区，同时通过另一路来自再生器的催化剂即上催化剂继续向该区提供热量和催化剂，提高反应物温度和剂油比，实现重组分大分子催化裂化反应和中间组分、小分子裂解转化；反应过程包含以下步骤：
(1)所述反应原料被蒸汽雾化后先进入反应器下部的提升管反应区，在来自再生器经下再生立管引入的下催化剂环境下，进行催化裂化反应；所述提升管反应区即低温反应区按有利于高沸点重组分催化转化条件进行，催化剂为再生后的催化剂，反应温度515℃～620℃，反应时间0.5～1.5s，以多产丙烯为目标时，反应温度515℃～550℃，反应时间1.0～2.5s；提升管反应区内的实际反应温度和剂油比由进入低温反应区的下催化剂量独立控制；
(2)所述反应原料在提升管反应区完成低温催化裂化反应后，生成的产物和催化剂向上流动进入快速流化床反应区，在快速流化床反应区内降低气体和催化剂流速，增加催化剂密度，降低催化剂重时空速；来自再生器经上再生立管引入的上催化剂进入反应器的快速流化床反应区，向快速流化床反应区提供热量，提高温度和剂油比，继续进行催化裂解反应，生成丙烯和乙烯产品；所述快速流化床反应区的反应温度为530℃～720℃，反应时间0.5～4.0s，以多产丙烯为目标时反应温度530℃～580℃，反应时间1.0～5.0s，反应压力绝压0.20MPa～0.40MPa，快速流化床反应区内的实际反应温度和剂油比由进入快速流化床反应区的催化剂量控制；
所述上催化剂，在提升管反应区反应温度控制点上方从上催化剂入口进入反应器，或直接进入快速流化床反应区，或者引入的上催化剂先在提升管反应区出口进入反应器后再输送到快速流化床反应区，进一步向快速流化床反应区提供热量，提高物流温度和剂油比，进一步进行催化裂解反应；
(3)反应后的物流进入沉降器进行气固分离，得到反应产物，分离出的催化剂在汽提段汽提后进入再生器再生，循环使用。
上述的石油烃原料油催化转化制丙烯和乙烯的方法，具体实施时，反应原料优选减压蜡油、常压渣油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢蜡油(加氢处理后的蜡油)、加氢渣油(加氢处理后的渣油)、(直馏)柴油中的一种或混合物，终馏点高于320℃。
上述的石油烃催化转化制丙烯和乙烯的方法，进一步地，混合C4(又称C4)在反应原料入口下方先进入提升管反应区反应，然后和反应原料一起在提升管反应区和快速流化床反应区反应；或者C4在上催化剂入口上方进入反应器或直接进入快速流化床反应区反应。
上述的石油烃催化转化制丙烯和乙烯的方法，进一步地，从汽提段引部分待生催化剂返回反应器，或者在快速流化床反应区上方从反应器引出部分反应后的催化剂从返回催化剂入口返回反应器；待生催化剂或反应后的催化剂从催化剂返回输送管和返回催化剂入口返回反应器，返回催化剂入口设在提升管反应区出口或设在快速流化床反应区底部；待生催化剂或反应后的催化剂返回量控制快速流化床反应区内催化剂藏量和反应催化剂重时空速，由催化剂返回滑阀控制待生催化剂或反应后的催化剂返回量。
上述的石油烃催化转化制丙烯和乙烯的方法，进一步地，质量比90％以上沸点或终馏点低于360℃的液体轻烃在提升管反应区出口进入反应器或直接进入快速流化床反应区。
上述石油烃催化转化制丙烯和乙烯的方法，进一步地，提升管反应区采用气固气力输送流态化形式，气体平均流速5.0m/s～20m/s；快速流化床反应区直径大于提升管反应区，采用快速气固流化床条件，气体平均流速1.8m/s～5.0m/s，催化剂重时空速10(1/H)～35(1/H)。
上述的石油烃催化转化制丙烯和乙烯的方法，进一步地，所述再生器的再生器稀相区下方设置上下两个再生区即下再生区和上再生区，具体实施时，下再生区为烧焦罐再生区，上再生区为密相流化床再生区；下再生区为第一再生区，上再生区为第二再生区，来自汽提段的待生催化剂进入下再生区，上再生区同时设置下催化剂出口和上催化剂出口；从上再生区向反应器提供下催化剂和上催化剂。优选地，下催化剂温度660℃～740℃，催化剂含碳量低于0.40％；上催化剂温度680～730℃，催化剂含碳量低于0.1％。下催化剂和上催化剂均为再生催化剂。
上述的石油烃催化转化制丙烯和乙烯的方法，进一步地，再生器的再生器稀相下方设置上下两个再生区即下再生区和上再生区，具体实施时，上再生区和下再生区均为密相流化床再生区；上再生区为第一再生区，下再生区为第二再生区，来自汽提段的待生催化剂进入上再生区，在下再生区设置下催化剂出口，在上再生区设置上催化剂出口，经下再生区由下再生立管(由下催化剂出口引出的)向提升管反应区提供的下催化剂为再生催化剂，经上再生立管(由上催化剂出口引出的)向反应器提供的上催化剂为适度含碳的半再生催化剂。具体实施时，通过调整再生器两个再生区催化剂量和再生氧量或空气量的分配，调节两个再生区催化剂的含碳量和温度，实现向高温反应区供热和向两个反应区提供不同含碳量的催化剂；当向反应器提供不同含碳量的催化剂时，向上方高温裂解反应区提供含碳量高的催化剂。优选地，下催化剂温度660℃～740℃，催化剂含碳量低于0.10％；上催化剂温度680～730℃，催化剂含碳量低于0.5％。
本发明中，在具体实施时，根据反应器内反应物的不同分子结构对催化剂温度和含碳量要求的不同，需用不同的再生方式。当进入反应器不同反应区的催化剂不需要分别控制含碳量或不需要不同反应区使用不同含碳量的催化剂反应时，或不需要进入不同反应区的催化剂温度有明显区别时，再生器采用常规烧焦罐再生方式，下再生区是快速流化床，上再生区是密相流化床，从密相流化床向反应器提供催化剂；
当进入反应器不同反应区的催化剂需要分别控制含碳量或需要不同反应区使用不同含碳量的催化剂反应时，或需要进入不同反应区的催化剂温度有明显区别时，再生器采用上下双密相流化床再生形式，调节控制两个流化床再生区的催化剂量或进入的烧焦氧气或空气量，使两个再生区的催化剂温度和含碳量不同，根据需要从不同的密相流化床向反应器提供不同含碳量和温度的催化剂；
汽提后的待生催化剂进入上再生区时，上再生区内的催化剂为适度含碳的“半再生催化剂”，下再生区催化剂为再生催化剂，从上再生区向反应器快速流化床反应区提供催化剂，从下再生区向提升管反应区提供催化剂。
本发明方法提升管反应区主要用于大分子重组分催化转化；快速流化床反应区主要进行裂解制丙烯、乙烯和芳烃的反应。
本发明同时提供了一种石油烃催化转化制丙烯和乙烯的装置，采用方案为：
一种石油烃催化转化制丙烯和乙烯的装置，设置反应器、再生器、沉降器和汽提段，下再生立管和下再生滑阀，上再生立管和上催化剂滑阀，待生立管和待生催化剂滑阀；再生器和沉降器并列设置；
所述反应器设置成上下两路催化剂循环、两次供热的上下分区反应器形式，分成上下串联的两段或两区，包括下部的提升管反应区和上部的快速流化床反应区，提升管反应区为气体流速高的气固气力输送流态化形式，快速流化床反应区为气体流速降低的快速流化床形式，快速流化床反应区直径大于提升管反应区；
所述反应器设置两路来自再生器的催化剂循环、上下两次向反应器供热，提升管反应区用于原料油大分子低温催化裂化反应，快速流化床反应区用于高温制丙烯和乙烯催化裂解反应；在所述提升管反应区下部设置反应原料入口；
所述提升管反应区下部的下催化剂入口设于反应原料入口下方，所述下催化剂入口通过下再生立管与所述再生器的下催化剂出口连通；在快速流化床反应区底部或者提升管反应区出口设置上催化剂入口，所述上催化剂入口通过上再生立管与所述再生器的上催化剂出口连通；在下再生立管、上再生立管分别设置下再生滑阀和上催化剂滑阀；
所述汽提段通过待生催化剂出口、待生立管和待生剂入口与再生器连通，在待生立管上设置待生催化剂滑阀。
上述的石油烃催化转化制丙烯和乙烯的装置，优选地，在反应原料入口下方，或在上催化剂入口上方或快速流化床反应区底部设置C4入口，或/和在上催化剂入口上方或快速流化床反应区底部或提升管反应区出口设置液体轻烃入口。
上述的石油烃催化转化制丙烯和乙烯的装置，优选地，在所述快速流化床反应区下部或所述提升管反应区温度检测控制点上方的提升管反应区出口设置返回催化剂入口，在所述汽提段设置返回催化剂出口，所述返回催化剂入口通过催化剂返回输送管与所述返回催化剂出口连通，实现经汽提段向快速流化床反应区提供待生催化剂；在催化剂返回输送管上设置催化剂返回滑阀。
上述的石油烃催化转化制丙烯和乙烯的装置，优选地，在所述快速流化床反应区下部或所述提升管反应区温度检测控制点上方的提升管反应区出口设置返回催化剂入口，在所述反应器提升管反应区上方设置返回催化剂出口，通过催化剂返回输送管与返回催化剂入口连通，实现反应后的催化剂在反应器回流，向快速流化床反应区提供反应后的催化剂，实现对快速流化床反应区催化剂空速的控制；在催化剂返回输送管上设置催化剂返回滑阀。
上述的石油烃催化转化制丙烯和乙烯的装置，优选地，所述再生器的再生器稀相区下方设置上下两个再生区即下再生区和上再生区；
所述下催化剂出口和上催化剂出口均设于上再生区，实现经上再生区向反应器提供再生催化剂，所述待生剂入口设于下再生区；
或者，所述上再生区为密相流化床再生区，所述下催化剂出口设于下再生区，实现经下再生区向提升管反应区提供再生催化剂即下再剂，所述上催化剂出口设于上再生区，实现经上再生区的流化床再生区向快速流化床反应区提供催化剂即上催化剂，所述待生剂入口设于上再生区。
本发明中，低温反应区蒸汽占反应原料的质量比5～50％，高温反应区蒸汽占反应原料的质量比为15～50％。
具体实施时，可以在反应沉降器产物出口后设置蒸汽发生器，利用高温产品物流的热量产生蒸汽，实现产品物流的降温或急冷，该蒸汽发生器工程设计单位掌握。
发明效果
本发明从催化裂化原理出发，提出了逐渐升温、两级温度梯度、重时空速独立控制的催化转化制丙烯和乙烯的方法。本领域人员周知，重油催化裂化过程可视为平行顺序反应，重油大分子首先裂化生成中等分子(C5～C12)产物，较低的裂解温度能突出催化裂化反应，通常催化裂化反应适宜的温度是490℃～530℃；部分汽、柴油在540℃～580℃时继续裂解为C3～C4。本发明遵循该反应规律，设置了逐渐升温的两级温度梯度串联：低温区、高温区；本发明通过待生催化剂返回反应器，实现对反应过程剂油比和催化剂空速的调节和控制而不影响热平衡。本发明在能耗更低的前提下，降低了低价值目的产品，如焦炭和干气的收率；提高了高价值目的产品丙烯和乙烯的收率。
本发明方法通过对反应过程剂油比、空速、和温度的分级控制，尤其是实现随反应进行，剂油比和温度逐渐提高、重时空速降低、反应苛刻度逐渐提高，使反应条件与石油烃反应原料裂化过程石油烃分子逐渐变小和需要的反应苛刻度逐渐提高的反应化学条件相适应；本发明也很好的优化了重组分和轻烃不同性质原料的共同转化效果，避免小分子轻烃过度裂化，即保证了重组分裂化条件，又保证了轻烃裂化条件；本方法提高了效率,增加了目的产品选择性。
附图说明
图1为本发明实施方式一工艺示意图；
图2为本发明实施方式二工艺示意图；
图3为本发明实施方式三工艺示意图；
图4为本发明实施方式四工艺示意图；
图5为本发明实施方式五工艺示意图；
图中编号说明：
R10反应器；R11催化剂提升气体；R11A催化剂提升气体入口，R12反应原料，R12A反应原料入口，R13原料雾化蒸汽，R14A下催化剂入口(提升管反应区催化剂入口)；R15反应补充蒸汽，R15A第二反应补充蒸汽，R17提升管反应区(或低温反应区)，R18快速流化床反应区(或高温反应区)；R24A上催化剂入口(快速流化床反应区催化剂入口)；R34A返回催化剂入口；R32液体轻烃；R32A液体轻烃入口；R22A C4入口；C4碳四组分石油烃；S10汽提段，S11汽提构件；S12待生立管；S12A待生催化剂出口(待生剂出口)；VS12待生催化剂滑阀(待生剂滑阀)；S13汽提蒸汽；S14催化剂返回输送管；S14A返回催化剂出口；VS14催化剂返回滑阀；
D10沉降器，D11沉降旋风分离器；D12反应产物，D12A沉降器反应产品出口；
G10再生器，G11催化剂再生气体，G11A再生气体入口，G12上再生区(上催化剂再生区)，G12A待生剂入口，G13下再生区(下催化剂再生区)；G14下再生立管(下催化剂输送管)，G14A下催化剂出口，G15再生器稀相区，G16再生旋风分离器，G17烧焦后烟气，G17A烟气出口，G18空气，G24上再生立管(上催化剂输送管)，G24A上催化剂出口(上催化剂出口)；VG14下再生滑阀(下再生催化剂滑阀)，VG24上催化剂滑阀；
TI温度检测信号，TC温度控制信号，DPC压差控制信号。
具体实施方式
以下以具体实施方式和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。
实施方式一：
本实施方式的石油烃催化转化制丙烯和乙烯的方法，采用图1所示的催化转化装置，设置反应器R10、再生器G10、沉降器D10和汽提段S10，采用石油烃为原料，具体实施时，石油烃反应原料可以为减压蜡油、常压渣油、加氢处理后的蜡油、加氢处理后的渣油、原油中的一种或混合物；
再生器G10和沉降器D10并列设置，反应器R10出口连通沉降器D10内的沉降旋风分离器D11，汽提段S10设于沉降器D10下方，汽提段S10内设置有汽提构件S11，向汽提段S10引入汽提蒸汽S13实现催化剂汽提；
反应器R10设置成上下两路催化剂循环、两次供热的上下分区反应器形式，包括下部的提升管反应区R17和上部的快速流化床反应区R18，快速流化床反应区R18直径大于提升管反应区R17，提升管反应区R17用于低温催化裂化反应，快速流化床反应区R18用于高温制丙烯和乙烯裂解反应；提升管反应区R17下部的下催化剂入口R14A通过下再生立管G14与再生器G10的下催化剂出口G14A连通，快速流化床反应区R18下部的上催化剂入口R24A通过上再生立管G24与所述再生器G10的上催化剂出口G24A连通；在反应器R10下部设置反应原料入口R12A，以引入反应原料R12及原料雾化蒸汽R13，反应器R10底部设置催化剂提升气体入口R11A，以引入催化剂提升气体R11；沉降器D10顶部设置有沉降器反应产品出口D12A，以引出反应产物D12；
再生器G10采用上下串联布置的两区再生，在再生器稀相区G15下方设置上下两个再生区即下再生区G13和上再生区G12，具体实施时，下再生区G13和上再生区G12均采用密相流化床形式，下再生区G13为第二再生区，上再生区G12为第一再生区，待生催化剂在上再生区G12再生后，回流进入下再生区G13继续再生；所述下催化剂出口G14A设于下再生区G13，上催化剂出口G24A设于上再生区G12，实现经上再生区G12向快速流化床反应区R18提供的上催化剂为半再生催化剂，经下再生区G13向提升管反应区R17提供的下催化剂为再生催化剂；汽提段S10下部通过待生立管S12由待生剂入口G12A连通再生器G10的上再生区G12，待生立管S12上设有待生催化剂滑阀VS12；
具体实施时，再生器G10的上再生区G12由下催化剂出口G14A通过下再生立管G14连通提升管反应区R17下部的下催化剂入口R14A，下再生立管G14上设有下再生滑阀VG14；上再生区G12由上催化剂出口G24A通过上再生立管G24连通快速流化床反应区R18下部或提升管反应区R17出口的上催化剂入口R24A，上再生立管G24上设有上催化剂滑阀VG24；再生器G10的再生器稀相区G15内设置有再生旋风分离器G16，再生器烧焦后烟气G17由再生器G10顶部的烟气出口G17A排出，催化剂再生气体G11由再生器G10底部的再生气体入口G11A引入；空气G18由上再生区G12下部引入再生器G10；
在提升管反应区R17引入反应补充蒸汽R15。
本发明中，再生器G10的催化剂分别进入提升管反应区R17和快速流化床反应区R18，通过分级供热方式实现反应过程的逐渐升温；具体实施过程包含以下步骤：
(1)预热后的反应原料R12被原料雾化蒸汽R13雾化后先进入反应器R10下部的提升管反应区R17，从下再生立管G14来自再生器上再生区G12的下催化剂从下催化剂入口R14A进入提升管反应区R17，在催化剂提升气体R11作用下向上输送与原料接触，反应原料R12在催化剂环境下以较缓和的条件进行催化裂化转化，形成以C5-C12为主的中间产物；下催化剂温度优选660℃～740℃，催化剂含碳量低于0.10％；提升管反应区R17的反应温度515℃～620℃，反应时间0.5～1.5s；当多产丙烯时，提升管反应区R17的反应温度515℃～550℃，反应时间1.0s～2.5s；提升管反应区R17采用气固气力输送流态化形式，气体平均流速5.0m/s～20m/s，催化剂重时空速10(1/H)～35(1/H)；
(2)反应原料R12完成低温催化裂化反应后，然后提升管反应区R17生成的产物和催化剂一起向上流动进入快速流化床反应区R18，新催化剂即来自再生器G10经上再生立管G24引入的上催化剂进入快速流化床反应区R18，被来自提升管反应区R17的物流输送到快速流化床反应区R18，新催化剂即上催化剂进一步向快速流化床反应区R18提供热量，提高物流温度和剂油比，形成苛刻度更高的高温裂解反应条件，来自提升管反应区的产物继续进行催化裂解和热裂解组合反应，丙烯、乙烯等低碳数小分子产品；上催化剂优选温度680～730℃，催化剂含碳量低于0.5％，快速流化床反应区R18的反应温度为530℃～720℃，反应时间0.5～4.0s，当多产丙烯时，快速流化床反应区R18的反应温度为530℃～580℃，反应时间1.0～5.0s，反应压力绝压0.20MPa～0.40Mpa，实际反应温度由进入快速流化床反应区R18的催化剂量控制；快速流化床反应区R18直径大于提升管反应区R17，采用快速气固流化床条件，气体平均流速1.8m/s～5.0m/s；
(3)反应后的物流进入沉降器D10进行气固分离，得到反应产物D12，从沉降器反应产品出口D12A送出进入后续处理部分；反应后的催化剂经沉降旋风分离器D11分离后，在汽提段S10汽提后经待生立管S12和待生剂入口G12A进入再生器G10的上再生区G12，再生并循环利用。
具体实施时，反应产物D12离开图1所示的催化转化装置后，进行产品分馏；分馏等都是工程技术人员熟知的。
实施例1
某工厂以石油烃为原料催化转化制丙烯和乙烯，采用装置及工艺如图1所示，实施参数如下：反应原料为减压蜡油，密度0.89，氢含量13.2％(重量)，残碳4.0％，饱和烃60％；
原料油预热温度220℃；
反应装置为沉降器和再生器并列布置，再生器采用烧焦罐快速流化床和密相流化床串联再生形式；
提升管反应区反应条件：反应温度TIC控制530℃，气体平均流速6.5m/s，反应时间1.7s(秒)；催化剂输送气体为蒸汽，数量为反应原料的3％，原料雾化蒸汽为原料的7％；补充蒸汽为原料的20％，从下催化剂入口进入的催化剂即下催化剂为再生催化剂，含碳量0.02％，下催化剂温度680℃；
快速流化床反应区反应条件：从上催化剂入口进入的催化剂即上催化剂为半再生催化剂，含碳量0.1％，温度705℃，反应温度控制560℃，气体平均流速3.5m/s，反应时间1.5秒；反应过程为：
原料用蒸汽雾化后进入提升管反应区，在下催化剂提供的热量和催化剂环境下进行重油催化裂化转化，实现重油大分子向中间分子的裂化转化，尽可能得到分子量100～200的中间组分原料，为进一步转化成丙烯和乙烯提供中间原料；在提升管反应区生成的气体物流和催化剂继续向上流动进入高温反应区；来自再生器的高温催化剂即上催化剂进入快速流化床反应区，被来自低温反应区的气体向上输送进入高温反应区，进一步向高温反应区提供热量、提高高温反应区内的反应温度，实现中间组分催化反应和热反应结合的向丙烯转化反应；高温反应区的反应物流在沉降器内经过气固分离器进行气固分离，分离出催化剂的气体流出沉降器，进入后续处理系统；
沉降器内分离出得到待生催化剂在汽提段内汽提后进入再生器的进行催化剂再生，先进入上再生区再生为半再生催化剂，半再生催化剂再进入下再生区继续再生，催化剂再生后进入反应器，循环使用；
催化剂的再生、气固分离、以及后续的油气处理是常用技术，技术人员熟知，不再赘述。
实施方式二：
本实施方式的石油烃催化转化制丙烯和乙烯的方法，采用图2所示的催化转化装置，设置反应器R10、再生器G10、沉降器D10和汽提段S10，采用石油烃为原料，在提升管反应区R17同时引入C4参与催化反应；混合C4在反应原料入口反应原料入口R12A下方先进入提升管反应区R17反应，然后和反应原料R12一起在提升管反应区R17和快速流化床反应区R18反应；
在提升管反应区R17引入反应补充蒸汽R15，在快速流化床反应区R18下部的上催化剂入口R24A上方引入第二反应补充蒸汽R15A；提升管反应区R17即低温反应区蒸汽占反应原料R12的质量比5～50％，快速流化床反应区R18即高温反应区蒸汽占反应原料R12的质量比为15～50％；
再生器G10采用上下串联布置的两区再生，下再生区G13采用烧焦罐快速流化床形式，为第一再生区，上再生区G12采用密相湍流流化床形式，为第二再生区，即再生器G10为烧焦罐快速流化床和密相流化床串联再生形式，汽提段S10下部通过待生立管S12由待生剂入口G12A连通再生器G10的下再生区G13，待生催化剂先进入下再生区G13再生，再进入上方的密相流化床再生区即上再生区G12再生；
下催化剂出口G14A和上催化剂出口G24A均设于上再生区G12，再生器G10的上再生区G12由下催化剂出口G14A通过下再生立管G14连通提升管反应区R17下部的下催化剂入口R14A，从上再生区G12向提升管反应区R17提供下催化剂；上再生区G12由上催化剂出口G24A通过上再生立管G24连通快速流化床反应区R18下部或提升管反应区R17出口处的上催化剂入口R24A，从上再生区G12向快速流化床反应区R18提供上催化剂；下催化剂温度660℃～740℃，催化剂含碳量低于0.40％；上催化剂温度680～730℃，催化剂含碳量低于0.1％。下催化剂和上催化剂均为再生催化剂；
其他部分装置结构与实施方式一相同。
实施方式三：
本实施方式的石油烃催化转化制丙烯和乙烯的方法，采用图3所示的催化转化装置，设置反应器R10、再生器G10、沉降器D10和汽提段S10，采用石油烃为原料；
反应器R10设置成上下三路催化剂循环、两次供热的上下分区反应器形式；在快速流化床反应区18下部设置返回催化剂入口R34A，在汽提段S10设置返回催化剂出口S14A，返回催化剂入口R34A通过催化剂返回输送管S14与返回催化剂出口S14A连通，在催化剂返回输送管S14上设置催化剂返回滑阀VS14；
本实施方式中，在反应器R10内，经下催化剂入口R14A引入的再生催化剂即下催化剂为第一路催化剂，经上催化剂入口R24A引入的再生催化剂即上催化剂为第二路催化剂，经返回催化剂入口R34A引入的待生剂为第三路催化剂；
本实施方式中，再生器G10的再生催化剂分别进入提升管反应区R17和快速流化床反应区R18，通过分级供热方式实现反应过程的逐渐升温；汽提段S10的待生催化剂部分返回快速流化床反应区R18，通过待生剂返回量来控制快速流化床反应区R18内催化剂藏量和反应重时空速；具体实施过程中，从汽提段S10引部分待生催化剂返回快速流化床反应区R18内，待生剂从催化剂输送管S14和返回催化剂入口R34A返回快速流化床反应区R18，待生剂返回量控制快速流化床反应区R18内催化剂藏量和反应重时空速，由待生催化剂滑阀VS14控制待生催化剂返回量；快速流化床反应区R18内的催化剂重时空速为10(1/H)-35(1/H)。
其他部分装置结构同实施方式二。
本发明在具体实施时，返回催化剂出口也可以设置在反应器的提升管反应区上方，通过催化剂返回输送管与返回催化剂入口连通，实现反应后的催化剂在反应器回流，向快速流化床反应区提供反应后的催化剂，实现对快速流化床反应区催化剂空速的控制。
实施方式四：
本实施方式的石油烃催化转化制丙烯和乙烯的方法，采用图4所示的催化转化装置，设置反应器R10、再生器G10、沉降器D10和汽提段S10，采用石油烃为原料；
反应器R10设置成上下三路催化剂循环、两次供热的上下分区反应器形式；在快速流化床反应区R18下部设置返回催化剂入口R34A，在汽提段S10设置返回催化剂出口S14A，返回催化剂入口R34A通过催化剂返回输送管S14与返回催化剂出口S14A连通，在催化剂返回输送管S14上设置催化剂返回滑阀VS14；
本实施方式中，再生器G10的催化剂分别进入提升管反应区R17和快速流化床反应区R18，通过分级供热方式实现反应过程的逐渐升温；汽提段S10的待生催化剂部分返回快速流化床反应区R18，通过待生剂返回量来控制快速流化床反应区R18内催化剂藏量和反应重时空速；从下再生区G13向提升管反应区R17提供下催化剂，催化剂温度680℃-700℃，含碳0.02％；上再生区G12由上催化剂出口G24A通过上再生立管G24连通提升管反应区R17出口处的上催化剂入口R24A，从上再生区G12向快速流化床反应区R18提供上催化剂，上催化剂温度740℃，含碳0.15％；
其他部分装置结构与实施方式一相同。
实施方式五：
本实施方式的石油烃催化转化制丙烯和乙烯的方法，采用图5所示的催化转化装置，设置反应器R10、再生器G10、沉降器D10和汽提段S10，采用石油烃为原料；
反应器R10设置成上下三路催化剂循环、两次供热的上下分区反应器形式；在提升管反应区R17出口设置液体轻烃入口R32A，在快速流化床反应区R18底部设置C4入口R22A，液体轻烃R32在提升管反应区R17出口进入反应器R10，C4直接进入快速流化床反应区R18反应；
其他部分装置结构与实施方式一相同。

Claims (10)

1.一种石油烃催化转化制丙烯和乙烯的方法，其特征在于，反应原料(R12)按分子结构依次进行大分子催化裂化反应和小分子催化裂解反应；反应方法包含以下步骤：
(1)所述反应原料(R12)被蒸汽雾化后从反应原料入口(R12A)进入反应器(R10)下部的提升管反应区(R17)，在再生后的催化剂环境下进行大分子低温催化裂化反应，下再生立管(G14)输送来自再生器(G10)的再生催化剂也称下催化剂从下催化剂入口(R14A)在反应原料(R12)下方进入反应器(R10)，催化剂提升气体(R11)从催化剂提升气体入口(R11A)进入反应器(R10)，将催化剂提升到提升管反应区(R17)，实现反应原料(R12)中大分子组分的催化裂化反应；提升管反应区(R17)内的反应温度由来自下再生立管(G14)的再生催化剂流量控制，来自下再生立管(G14)的再生催化剂流量由下再生滑阀(VG14)控制；
(2)所述反应原料(R12)完成大分子催化裂化反应后，提升管反应区(R17)生成的产物和催化剂向上流动进入快速流化床反应区(R18)，在快速流化床反应区(R18)内降低气体和催化剂流速，增加催化剂密度，降低催化剂重时空速；来自再生器(G10)、经上再生立管(G24)引入的催化剂也称上催化剂，从上催化剂入口(R24A)进入反应器(R10)，或直接进入快速流化床反应区(R18)，或者引入的催化剂先在提升管反应区(R17)出口进入反应器(R10)后再输送到快速流化床反应区(R18)，进一步向快速流化床反应区(R18)提供热量，提高物流温度和剂油比，进一步进行催化裂解反应；快速流化床反应区(R18)的反应温度由来自上再生立管(G24)的催化剂流量控制，来自上再生立管(G24)的催化剂剂流量由上催化剂滑阀(VG24)控制；
(3)反应后的物流进入沉降器(D10)进行气固分离，得到反应产物(D12)，分离出的催化剂在汽提段(S10)汽提后进入再生器(G10)再生，循环使用。
2.如权利要求1所述的石油烃催化转化制丙烯和乙烯的方法，其特征在于，混合C4在反应原料入口(R12A)下方先进入提升管反应区(R17)反应，然后和反应原料(R12)一起在提升管反应区(R17)和快速流化床反应区(R18)反应；或者，C4在上催化剂入口(R24A)上方进入反应器(R10)或C4直接进入快速流化床反应区(R18)反应。
3.如权利要求1所述的石油烃催化转化制丙烯和乙烯的方法，其特征在于，从汽提段(S10)引部分待生催化剂返回反应器(R10)，或者在快速流化床反应区(R18)上方从反应器(R10)引出部分反应后的催化剂返回反应器(R10)；待生催化剂或反应后的催化剂从催化剂返回输送管(S14)和返回催化剂入口(R34A)返回反应器(R10)，返回催化剂入口(R34A)设在提升管反应区(R17)出口或设在快速流化床反应区(R18)底部；待生催化剂或反应后的催化剂返回量控制快速流化床反应区(R18)内催化剂藏量和反应催化剂重时空速，由催化剂返回滑阀(VS14)控制待生催化剂或反应后的催化剂返回量。
4.如权利要求1所述的石油烃催化转化制丙烯和乙烯的方法，其特征在于，质量比90％以上沸点或终馏点低于360℃的液体轻烃(R32)在提升管反应区(R17)出口进入反应器(R10)或直接进入快速流化床反应区(R18)。
5.如权利要求1所述的石油烃催化转化制丙烯和乙烯的方法，其特征在于，所述再生器(G10)的再生器稀相区(G15)下方设置上下两个再生区即下再生区(G13)和上再生区(G12)，下再生区(G13)为第一再生区，上再生区(G12)为第二再生区，来自汽提段(S10)的待生催化剂进入下再生区(G13)，从上再生区(G12)向反应器(R10)提供再生催化剂即下催化剂和上催化剂；
或者，所述再生器(G10)的再生器稀相区(G15)下方设置上下两个再生区即下再生区(G13)和上再生区(G12)，上再生区(G12)为第一再生区，下再生区(G13)为第二再生区，来自汽提段(S10)的待生催化剂进入上再生区(G12)，经下再生立管(G14)向提升管反应区(R17)提供的下催化剂为再生催化剂，经上再生立管(G24)向反应器(R10)提供的上催化剂为半再生催化剂；通过调整下再生区(G13)和上再生区(G12)的催化剂量和再生氧量的分配，来调节两个再生区催化剂的含碳量和温度。
6.如权利要求1所述的石油烃催化转化制丙烯和乙烯的方法，其特征在于，所述提升管反应区(R17)的反应温度515℃～620℃，反应时间0.5～1.5s；所述快速流化床反应区(R18)的反应温度为530℃～720℃，反应时间0.5～4.0s，反应压力绝压0.20MPa～0.26Mpa。
7.如权利要求1所述的石油烃催化转化制丙烯和乙烯的方法，其特征在于，提升管反应区(R17)采用气固气力输送流态化形式，气体平均流速5.0m/s～20m/s；快速流化床反应区(R18)直径大于提升管反应区(R17)，采用快速气固流化床条件，气体平均流速1.8m/s～5.0m/s。
8.一种石油烃催化转化制丙烯和乙烯的装置，其特征在于，设置反应器(R10)、再生器(G10)、沉降器(D10)和汽提段(S10)，下再生立管(G14)和下再生滑阀(VG14)，上再生立管(G24)和上催化剂滑阀(VG24)，待生立管(S12)和待生催化剂滑阀(VS12)；再生器(G10)和沉降器(D10)并列设置，其特征在于：
所述反应器(R10)分成上下串联的两段或两区，包括下部的提升管反应区(R17)和上部的快速流化床反应区(R18)，提升管反应区(R17)为气体流速高的气固气力输送流态化形式，快速流化床反应区(R18)为气体流速降低的快速流化床形式，快速流化床反应区(R18)直径大于提升管反应区(R17)；在所述提升管反应区(R17)下部设置反应原料入口(R12A)；
所述提升管反应区(R17)下部的下催化剂入口(R14A)设于反应原料入口(R12A)下方，所述下催化剂入口(R14A)通过下再生立管(G14)与所述再生器(G10)的下催化剂出口(G14A)连通；在快速流化床反应区(R18)底部或者提升管反应区(R17)出口设置上催化剂入口(R24A)，所述上催化剂入口(R24A)通过上再生立管(G24)与所述再生器(G10)的上催化剂出口(G24A)连通；在下再生立管(G14)上设置下再生滑阀(VG14)，在上再生立管(G24)上设置上催化剂滑阀(VG24)；
所述汽提段(S10)通过待生催化剂出口(S12A)、待生立管(S12)和待生剂入口(G12A)与再生器(G10)连通，在待生立管(S12)上设置待生催化剂滑阀(VS12)。
9.如权利要求8所述的石油烃催化转化制丙烯和乙烯的装置，其特征在于，在所述快速流化床反应区(R18)下部或所述提升管反应区(R17)出口设置返回催化剂入口(R34A)，在所述汽提段(S10)或快速流化床反应区(R18)上方设置返回催化剂出口(S14A)，所述返回催化剂入口(R34A)通过催化剂返回输送管(S14)与所述返回催化剂出口(S14A)连通；在催化剂返回输送管(S14)上设置催化剂返回滑阀(VS14)。
10.如权利要求8所述的石油烃催化转化制丙烯和乙烯的装置，其特征在于，所述再生器(G10)的再生器稀相区(G15)下方设置上下两个再生区即下再生区(G13)和上再生区(G12)；
所述下催化剂出口(G14A)和上催化剂出口(G24A)均设于上再生区(G12)，所述待生剂入口(G12A)设于下再生区(G13)；
或者，所述下催化剂出口(G14A)设于下再生区(G13)，所述上催化剂出口(G24A)设于上再生区(G12)，所述待生剂入口(G12A)设于上再生区(G12)。
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