CN115895710B - 一种生产低碳烯烃的催化转化方法及装置 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种生产低碳烯烃的催化转化方法，包括：将第一烃类原料引入第一提升管反应器中与催化剂接触并进行催化裂化，得到第一油剂混合物，将第一油剂混合物进行分离得到第一油气和第一待生剂；将第二烃类原料引入第二提升管反应器中与催化剂接触并进行催化裂化，得到第二油剂混合物，将第二油剂混合物进行分离得到第二油气和第二待生剂；将第一反应油气与第二待生剂引入逆流反应器中接触并进行催化裂化，得到第三油剂混合物，将第三油剂混合物分离得到第三油气和第三待生剂；将第三待生剂进行再生反应得到再生剂，将再生剂送入第一提升管反应器和第二提升管反应器，本方法可以促进重油催化裂解中间产物进一步转化为低碳烯烃。
Description
技术领域
本公开涉及石油化工领域，具体地，涉及一种生产低碳烯烃的催化转化方法及装置。
背景技术
乙烯、丙烯等低碳烯烃是基本的化工原料，目前主要来源于蒸汽裂解、催化裂化、甲醇制烯烃以及烷烃脱氢装置。随着蒸汽裂解采用新的轻质原料，产品分布将会出现变化，如采用乙烷作为蒸汽裂解原料，与以石脑油为原料相比，产物中乙烯比例明显提高，丙烯的产率将会降低。而催化裂化工艺可以产生较多的低碳烯烃，是蒸汽热裂解制乙烯的一条有效补充措施。然而，常规的催化裂化工艺低碳烯烃的产率不高，其产率不超过原料油的15％，很难满足市场的需求，因此需要开发能够处理重质原料油且多产低碳烯烃的催化裂化技术。
美国专利文献US5997728中公开了在重质原料催化裂化过程中大量使用择形裂化助剂的方法。所说的助剂由无定形基质中加入12.40％的ZSM-5沸石组成，系统藏量至少10％，使得ZSM-5在催化剂中的比例超过3％。此方法可以在大幅度提高丙烯和丁烯的同时，不会额外增加芳烃产量和损失汽油产率。
中国专利文献CN1031834A公开了一种生产低碳烯烃的催化转化方法。该方法以不同沸程的石油馏分、渣油或原油为原料，以含有Y沸石和五元环高硅沸石的混合物为催化剂，采用流化床或移动床为反应器，反应条件为：温度500-650℃，压力0.15-0.30MPa，重时空速0.2-20小时-1，剂油比2-12，反应后的催化剂经烧焦再生后返回反应器内循环使用。与常规的催化裂化和蒸气裂解相比，本方法能够得到更多的丙烯和丁烯。
中国专利文献CN102690683A中公开了一种生产丙烯的催化裂化方法。该方法采用双提升管构型，第一提升管反应器用于处理重质烃油，使用的是含有Y型沸石和β型沸石的催化剂，第二提升管反应器处理轻质烃，使用的是含有孔径小于0.7nm的择型沸石。该方法采用两种不同的催化剂，并且分别通过隔板将汽提区和再生区分成两个独立的部分，增加了装置的复杂程度，不利于操作。
中国专利文献CN102206509A公开了一种生产丙烯和轻芳烃的烃类催化转化方法。该方法采用双提升管和流化床反应器的组合反应器形式，其中重质烃类与含有改性β沸石的裂化催化剂在第一反应器接触反应，C4烃馏分和/或轻汽油馏分与含有改性β沸石的裂化催化剂在第二反应器接触反应后引入第三反应器继续反应，第三反应器为流化床反应器，为汽油馏分的二次裂化反应创造了条件，从而提高丙烯和轻芳烃的产率。
中国专利文献CN103131464A公开了一种生产丙烯和轻芳烃的烃类催化转化方法。该方法将石油烃与催化裂化催化剂在提升管内接触反应，反应流出物不经分离进入流化床反应器，与引入的经过孔道修饰处理的催化剂接触进行齐聚、裂化和芳构化反应，分离得到包括低碳烯烃和轻芳烃的产品，积炭催化剂经汽提、再生后分为两部分，其中一部分回提升管循环使用，另一部分先送至催化剂孔道修饰区，与接触剂接触并反应，再送去流化床使用。该方法对重质烃类原料具有较高的重油转化能力和高的丙烯选择性。
以上技术通过调整催化剂配方和采用提升管与流化床相结合的组合反应器形式来促进重质烃类原料的转化和提高低碳烯烃的选择性，但是低碳烯烃产率依然有待进一步提高，并且无法抑制甲烷和焦炭的生成。
发明内容
本公开的目的在于提供一种生产低碳烯烃的催化转化方法及装置，从而提高低碳烯烃产率。
为了实现上述目的，本公开的第一方面提供了一种生产低碳烯烃的催化转化方法，该方法包括：
S1、将第一烃类原料引入第一提升管反应器中与催化剂接触并进行第一催化裂化反应，得到第一油剂混合物，将所述第一油剂混合物进行第一分离得到第一反应油气和第一待生催化剂；
S2、将第二烃类原料引入第二提升管反应器中与催化剂接触并进行第二催化裂化反应，得到第二油剂混合物，将所述第二油剂混合物进行第二分离得到第二反应油气和第二待生催化剂；
S3、将所述第一反应油气与所述第二待生催化剂引入逆流反应器中接触并进行第三催化裂化反应，得到第三油剂混合物，将所述第三油剂混合物进行第三分离，得到第三反应油气和第三待生催化剂；
S4、将所述第三待生催化剂经汽提后引入再生器进行再生反应得到再生催化剂，将所述再生催化剂送入第一提升管反应器和第二提升管反应器。
可选地，所述第二烃类原料与所述第一烃类原料的重量比为0.05-0.20:1，优选0.08-0.15:1；所述第一烃类原料选自减压蜡油、常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、脱沥青油、糠醛精制抽余油、煤液化油、油砂油、页岩油、经过F-T合成得到的馏分油和动植物油中的一种或者一种以上的混合物；所述第二烃类原料为C4-C8烃的混合物；所述C4-C8烃的混合物中烯烃的含量大于50重量％，优选大于60重量％。
可选地，所述第一提升管反应器的反应温度为520-620℃，优选为540-600℃；剂油比为2-25，优选为3-20；反应时间为1-15秒，优选为2-10秒。
可选地，所述第二提升管反应器的反应温度为560-660℃，优选为580-640℃，剂油比为3-40，优选为5-30，反应时间为0.5-10秒，优选为1-5秒。
可选地，所述第一反应油气从所述逆流反应器底部引入所述逆流反应器，所述第二待生催化剂从所述逆流反应器顶部引入所述逆流反应器；所述逆流反应器的反应温度为540-640℃，优选560-620℃；催化剂密度为50-400kg/m3，优选150-250kg/m3；油气停留时间为0.5-10秒，优选2-5秒。
可选地，所述方法还包括：将所述第一油剂混合物经过所述第一提升管反应器顶部的分离挡板进行第一分离，得到第一反应油气和第一待生催化剂，将所述第一待生催化剂经汽提后引入再生器进行再生反应得到第一再生催化剂。
可选地，所述方法还包括：将所述第二油剂混合物引入与第二提升管反应器末端相连的快分装置进行第二分离，得到第二反应油气和第二待生催化剂，将所述第二反应油气由集气室引出。
可选地，所述催化剂包括所述MFI结构分子筛、粘土和粘结剂；以所述催化剂的总重量计，所述MFI结构分子筛的含量为20-60重量％，优选为30-50重量％；所述粘土的含量为10-70重量％，优选为15-45重量％；所述粘结剂的含量为10-40重量％，优选为20-35重量％；所述MFI结构分子筛选自ZRP分子筛、含磷的ZRP分子筛、含稀土的ZRP分子筛、含磷和稀土的ZRP分子筛、含磷和碱土金属的ZRP分子筛以及含磷和过渡金属的ZRP分子筛中的至少一种，优选为含磷和稀土的ZRP沸石；所述粘土选自高岭土、蒙脱土、膨润土中的至少一种；所述粘结剂选自硅溶胶、铝溶胶和拟薄水铝石中的至少一种，优选地，所述粘结剂为铝溶胶和拟薄水铝石的双铝粘结剂。
本公开的第二方面提供了一种生产低碳烯烃的催化转化方法的装置，该催化转化装置包括组合式反应器、汽提器和再生器，所述组合式反应器包括第一提升管反应器、第二提升管反应器和逆流反应器；
所述第一提升管反应器顶部设置有第一分离装置、油气分布器和催化剂料腿；所述第二提升管反应器末端设置有第二分离装置和催化剂分布器；所述汽提器位于所述逆流反应器的下方并与所述逆流反应器连通；
所述再生器与所述汽提器通过待生剂输送管相连接；所述再生器通过再生剂输送管分别与所述第一提升管反应器和所述第二提升管反应器连接。
可选地，所述逆流反应器为等直径反应器和/或变径反应器，所述逆流反应器的平均直径与高度的比值为1：0.5-5，优选1：1-3。
通过上述技术方案，本公开提供的方法通过设置逆流反应器，使第一提升管反应器得到的第一反应油气和第二提升管反应器得到的第二待生催化剂逆流接触反应，促进重油催化裂解中间产物进一步转化为低碳烯烃，从而提高低碳烯烃的产率。本公开提供的装置通过在第一提升管反应器顶部设置分离挡板，用于第一混合油剂混合物的分离，其中设置油气分布器用于第一反应油气分布均匀，设置催化剂料腿用于第一待生催化剂引入汽提器中。在第二提升管反应器末端设置快分装置，用于第二油剂混合物的分离，其中设置催化剂分布器用于第二待生催化剂分布均匀。以上措施可以促进重油催化裂解中间产物进一步转化为低碳烯烃，从而提高低碳烯烃的产率。
本公开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
附图是用来提供对本公开的进一步理解，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公开，但并不构成对本公开的限制。在附图中：
图1是本公开的一个实施方式的催化转化装置的结构示意图。
附图标记说明
1第一提升管反应器 2第二提升管反应器
3逆流反应器 4沉降器
5汽提器 6再生器
11第一烃类原料 12第一预提升气体管线
13回炼油 14分离挡板
15油气分布器 16催化剂料腿
21第二烃类原料 22第二预提升气体管线
23快分装置 24催化剂分布器
41第一旋风分离器 42第二旋风分离器
43第一集气室 44分离系统管线
51待生剂输送管线 52汽提气体
53汽提挡板 61主风
62第二再生催化剂管线 63第一再生催化剂管线
64第三旋风分离器 65第四旋风分离器
66第二集气室 67再生烟气出口
具体实施方式
以下对本公开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公开，并不用于限制本公开。
本公开的第一方面提供了一种生产低碳烯烃的催化转化方法，该方法包括：
S1、将第一烃类原料引入第一提升管反应器中与催化剂接触并进行第一催化裂化反应，得到第一油剂混合物，将所述第一油剂混合物进行第一分离得到第一反应油气和第一待生催化剂；
S2、将第二烃类原料引入第二提升管反应器中与催化剂接触并进行第二催化裂化反应，得到第二油剂混合物，将所述第二油剂混合物进行第二分离得到第二反应油气和第二待生催化剂；
S3、将所述第一反应油气与所述第二待生催化剂引入逆流反应器中接触并进行第三催化裂化反应，得到第三油剂混合物，将所述第三油剂混合物进行第三分离，得到第三反应油气和第三待生催化剂；
S4、将所述第三待生催化剂经汽提后引入再生器进行再生反应得到再生催化剂，将所述再生催化剂送入第一提升管反应器和第二提升管反应器。
本公开通过设置逆流反应器，使第一提升管反应器得到的第一反应油气和第二提升管反应器得到的第二待生催化剂逆流接触反应，促进重油催化裂解中间产物进一步转化为低碳烯烃，从而提高低碳烯烃的产率。
根据本公开，所述第二烃类原料与所述第一烃类原料的重量比可以为0.05-0.20:1，优选0.08-0.15:1；所述第一烃类原料可以选自减压蜡油、常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、脱沥青油、糠醛精制抽余油、煤液化油、油砂油、页岩油、经过F-T合成得到的馏分油和动植物油中的一种或者一种以上的混合物。所述第一烃类原料在第一提升管反应器中主要发生裂化反应，从大分子反应物转化成小分子产物。
根据本公开，所述第二烃类原料可以为C4-C8烃的混合物；所述C4-C8烃的混合物是指以C4-C8馏分为主要成分的常温、常压下以气体形式存在的低分子碳氢化合物，包括烷烃、烯烃及炔烃。所述C4-C8烃的混合物包括本发明装置生产的C4-C8烃的混合物，也可以包括其他装置过程所生产的C4-C8烃的混合物，其中优选本发明装置生产的C4-C8烃的混合物。所述C4-C8烃的混合物优选为富含烯烃的C4-C8烃的混合物，所述C4-C8烃的混合物中烯烃的含量可以大于50重量％，优选大于60重量％。
根据本公开，所述第一提升管反应器的反应温度可以为520-620℃，优选为540-600℃；剂油比可以为2-25，优选为3-20；反应时间可以为1-15秒，优选为2-10秒。
根据本公开，所述第二提升管反应器的反应温度可以为560-660℃，优选为580-640℃，剂油比可以为3-40，优选为5-30，反应时间可以为0.5-10秒，优选为1-5秒。
根据本公开，所述第一反应油气可以从所述逆流反应器底部引入所述逆流反应器，所述第二待生催化剂可以从所述逆流反应器顶部引入所述逆流反应器；所述逆流反应器的反应温度可以为540-640℃，优选560-620℃；催化剂密度可以为50-400kg/m3，优选150-250kg/m3；油气停留时间可以为0.5-10秒，优选2-5秒。
根据本公开，所述方法还可以包括：将所述第一油剂混合物经过所述第一提升管反应器顶部的分离挡板进行第一分离，得到第一反应油气和第一待生催化剂，将所述第一待生催化剂经汽提后引入再生器进行再生反应得到第一再生催化剂。本公开通过在第一提升管反应器顶部设置分离挡板，用于第一混合油剂混合物的分离。
根据本公开，所述方法还可以包括：将所述第二油剂混合物引入与第二提升管反应器末端相连的快分装置进行第二分离，得到第二反应油气和第二待生催化剂，将所述第二反应油气由集气室引出。
本公开中，所述第三分离可以包括：将所述第三油剂混合物在沉降器中分离，得到第三反应油气和第三待生催化剂。
根据本公开，所述第一烃类原料优选为预热后的第一烃类原料，进一步优选的，所述预热后的第一烃类原料的温度为180-340℃；所述第二烃类原料优选为预热后的第二烃类原料，进一步优选的，所述预热后的第二烃类原料的温度为100-150℃。
根据本公开，所述催化剂可以包括所述MFI结构分子筛、粘土和粘结剂；以所述催化剂的总重量计，所述MFI结构分子筛的含量可以为20-60重量％，优选为30-50重量％；所述粘土的含量可以为10-70重量％，优选为15-45重量％；所述粘结剂的含量可以为10-40重量％，优选为20-35重量％；所述MFI结构分子筛可以选自ZRP分子筛、含磷的ZRP分子筛、含稀土的ZRP分子筛、含磷和稀土的ZRP分子筛、含磷和碱土金属的ZRP分子筛以及含磷和过渡金属的ZRP分子筛中的至少一种，优选为含磷和稀土的ZRP沸石；所述粘土可以选自高岭土、蒙脱土、膨润土中的至少一种；所述粘结剂可以选自硅溶胶、铝溶胶和拟薄水铝石中的至少一种，优选地，所述粘结剂为铝溶胶和拟薄水铝石的双铝粘结剂。
本公开的一种具体的实施方式，如图1所示，第一烃类原料11预热至180-340℃后，通过喷嘴喷入第一提升管反应器1与通过第一再生催化剂管线63进入第一提升管反应器1底部的再生催化剂进行第一催化裂化反应，得到第一油剂混合物。第一油剂混合物经过第一提升管反应器1顶部的分离挡板14进行分离，使得第一反应油气与大部分或全部第一待生催化剂分离，分离后的第一待生催化剂经催化剂料腿16引入汽提器5，第一反应油气经油气分布器15引入逆流反应器3。第二烃类原料21预热至100-150℃后，通过喷嘴喷入第二提升管反应器2与通过第二再生催化剂管线62进入第二提升管反应器2底部的再生催化剂进行第二催化裂化反应，得到第二油剂混合物。第二油剂混合物经过第二提升管反应器2末端相连快分装置23进行分离，使得第二反应油气与大部分或全部第二待生催化剂分离，分离后的第二反应油气由集气室43引出装置，得到第二待生催化剂经催化剂分布器24引入逆流反应器3。第一反应油气和第二待生催化剂在逆流反应器3中接触并进行第三催化裂化反应，得到第三油剂混合物，第三油剂混合物在沉降器4中分离，得到的第三反应油气通过分离系统管线44引出装置，第三待生催化剂引入汽提器5中，汽提后的待生催化剂经待生剂输送管线51引入再生器6再生后循环使用。第三反应油气通过分离系统管线44进入后续产品分离系统。在产品分离系统中催化裂化产物分离为干气、裂化气、汽油、轻油和油浆等产物。所述产品分离系统可以为现有技术中的各种分离系统，本公开没有特殊要求。裂化气在后续产品分离、精制后可得到聚合级丙烯产品和C4-C8烃的混合物。C4-C8烃的混合物可以部分或全部返回第二提升管反应器2中进行反应。经第一旋风分离器41和第二旋风分离器42分离后的待生剂进入汽提器5进行汽提。汽提器5中的汽提蒸汽可以直接进入沉降器4，与其他油气一起经第一旋风分离器41和第二旋风分离器42分离后将反应油气通过分离系统管线44引出反应器。在汽提器5中汽提后的催化剂进入再生器6中进行烧焦再生，再生烟气在再生器6的顶部集气室66经再生烟气出口67引出。再生后的催化剂经第一再生催化剂管线63和第二再生催化剂管线62分别返回第一提升管反应器1和第二提升管反应器2的预提升段循环使用。本公开中所述的再生器的操作方式和操作条件可参照常规催化裂化再生器。
根据本公开的一种具体的实施方式，通过第一预提升气体管线12和第二预提升气体管线22分别向第一提升管反应器1和第二提升管反应器2引入提升气体。所述提升气体为本领域技术人员熟知的，可以选自水蒸汽、氮气、干气中的一种或多种，优选为水蒸汽。
本公开的第二方面提供了一种生产低碳烯烃的催化转化方法的装置，该催化转化装置包括组合式反应器、汽提器和再生器，所述组合式反应器包括第一提升管反应器、第二提升管反应器和逆流反应器；
所述第一提升管反应器顶部设置有第一分离装置、油气分布器和催化剂料腿；所述第二提升管反应器末端设置有第二分离装置和催化剂分布器；所述汽提器位于所述逆流反应器的下方并与所述逆流反应器连通；
所述再生器与所述汽提器通过待生剂输送管相连接；所述再生器通过再生剂输送管分别与所述第一提升管反应器和所述第二提升管反应器连接。
根据本公开，所述逆流反应器可以为等直径反应器和/或变径反应器，所述逆流反应器的平均直径与高度的比值可以为1：0.5-5，优选1：1-3。
本公开的一种具体的实施方式，所述催化转化装置包括第一提升管反应器1、第二提升管反应器2、逆流反应器3、沉降器4和汽提器5；第一提升管反应器1中设置有分离隔板14、油气分布器15和催化剂料腿16；第二提升管反应器2中设置有快分装置23和催化剂分布器24；沉降器4中设置有第一旋风分离器41和第二旋风分离器42，第一旋风分离器41和第二旋风分离器42的入口位于沉降器4上部，第一旋风分离器41和第二旋风分离器42的待生剂出口位置与汽提器5的待生剂进口连接，第二旋风分离器42的油气出口与油气分离系统连通。
根据本公开的一种具体的实施方式，所述催化转化装置还包括再生器6，再生器6通过第二再生催化剂管线62和第一再生催化剂管线63将再生催化剂分别输送至第二提升管反应器2和第一提升管反应器1的底部。其中，通过催化剂管线上的阀门可以调节催化剂的输送速度。
根据本公开的一种具体的实施方式，所述第一提升管反应器1出口引出的第一油剂混合物通过分离隔板14进行分离，得到第一反应油气和第一待生催化剂，将第一待生催化剂经催化剂料腿16引入汽提器5，第一反应油气经油气分布器15引入逆流反应器3。所述第二提升管反应器2出口引出的第二油剂混合物通过快分装置23进行分离，得到第二反应油气和第二待生催化剂，将第二反应油气由第一集气室43引出装置，第二待生催化剂经催化剂分布器24引入逆流反应器3。将所述第一反应油气和所述第二待生催化剂在所述逆流反应器3中接触反应。其中，所述第一反应油气向上流动，所述第二待生催化剂向下流动。
以下通过实施例进一步详细说明本公开。实施例中所用到的原材料均可通过商购途径获得。
本公开的实施例和对比例中，气体产物采用石油化工分析方法RIPP77-90方法进行测试，采用石油化工分析方法RIPP 107-90方法测定焦炭含量，有机液体产物组成采用SH/T 0558-1993方法测定，汽油和柴油的馏分切割点分别为221℃和343℃，汽油中轻芳烃采用石油化工分析方法RIPP 82-90测定。
在以下的实施例中，原料油的转化率和裂化产品的产率根据以下公式计算得到：
本发明所用的RIPP石油化工分析方法选自《石油化工分析方法(RIPP试验方法)》，杨翠定等编，科学出版社，1990。
以下所用试剂，除特别说明的以外，均为化学纯试剂。
所用的MFI结构分子筛均由齐鲁催化剂厂生产，其工业牌号为：
ZRP-1：其中SiO2/Al2O3＝30，Na2O的含量为0.17重量％，稀土氧化物RE2O3的含量为1.4重量％，其中氧化镧的含量为0.84重量％，氧化铈的含量为0.18重量％，其他稀土氧化物的含量为0.38重量％。
实施例和对比例中使用的催化剂为自制催化剂，记为CAT，该催化剂的活性组元为ZRP分子筛，具体性质见表1。
催化剂CAT的具体制备过程为：
将ZRP分子筛混合均匀，加入去离子水打浆，搅匀，得到固含量为20-40重量％的分子筛浆液；将黏土、粘结剂和去离子水混合打浆，搅匀，得到固含量为15-25重量％的载体浆液；将均质后的分子筛浆液和均质后的载体浆液混合打浆，然后依次进行喷雾干燥、洗涤、过滤和干燥，得到催化剂CAT。试验之前将催化剂CAT在790℃、100％水蒸气条件下老化14小时。
表1
本公开中实施例1-2和对比例1-2用于说明逆流反应能够促进重油催化裂解反应中间产物进一步转化为乙烯和丙烯等低碳烯烃。
实施例1-2和对比例1-2中使用的原料为某催化裂解装置生产的轻汽油馏分，具体性质见表2。
表2
实施例1-2
实施例1-2的试验在逆流反应中型试验装置上进行。其中，逆流反应器的内径为64mm，高度为500mm。将轻汽油引入逆流反应器底部，催化剂CAT引入逆流反应器顶部，两者逆流接触后发生反应，反应后的油剂混合物通过旋风分离器分离，得到待生催化剂和反应油气，将待生催化剂进入汽提器后进入再生器再生，得到再生催化剂，将再生催化剂返回提升管反应器循环使用，将反应油气引入分馏系统进行分离。反应条件及结果见表3。
对比例1-2
对比例1-2的试验在流化床反应中型试验装置上进行。流化床反应器的内径为64mm，高度为500mm。轻汽油和催化剂CAT同时引入流化床反应器进行反应，反应后的油剂混合物通过旋风分离器分离，得到待生催化剂和反应油气，将待生催化剂进入汽提器后进入再生器再生，得到再生催化剂，将再生催化剂返回提升管反应器循环使用，将反应油气引入分馏系统进行分离。反应条件及结果见表3。
表3
实施例3-4和对比例3-4中用于说明采用图1所示的实施方式能够提高重油转化率和低碳烯烃产率。
实施例3-4和对比例3-4中使用的原料为蜡油，具体性质见表4。
表4
实施例3
本实施例的试验在图1所示的中型试验装置上进行。该装置包括两个提升管反应器和一个逆流反应器。第一提升管反应器1内径为16mm，长度为3200mm，第二提升管反应器2的内径为16mm，高度为3800mm，逆流反应器3的内径为64mm，高度为500mm。
将蜡油引入第一提升管反应器1底部，与来自再生器6的再生催化剂CAT接触并进行第一催化裂化反应，得到第一油剂混合物，将第一油剂混合物通过分离挡板分离得到第一反应油气和第一待生催化剂，将得到的第一反应油气引入逆流反应器3；
将C4烃引入第二提升管反应器2的底部，与来自再生器6的再生催化剂CAT接触并进行第二催化裂化反应，得到第二油剂混合物，将第二油剂混合物通过快分装置分离得到第二反应油气和第二待生催化剂，将得到的第二待生催化剂引入逆流反应器3；
使来自第一提升管反应器1的第一反应油气和来自第二提升管反应器2的第二待生催化剂在逆流反应器3中接触并进行第三催化裂化反应，得到第三油剂混合物，将第三油剂混合物通过旋风分离器分离，得到第三反应油气和第三待生催化剂。将第三待生催化剂送入汽提器5后在送入再生器6进行再生反应得到再生催化剂，将再生催化剂返回第一提升管反应器和第二提升管反应器循环使用，第三反应油气引入分馏系统进行分离。
其中C4烃与蜡油的质量比为0.08：1。反应条件及结果见表5。
实施例4
本实施例的方法同实施例3，所不同的是：除了将C4馏分引入第二提升管反应器2外，还将轻汽油馏分(馏程40-80℃，烯烃含量为65重量％)引入第二提升管反应器2。
其中，C4烃、轻汽油馏分与蜡油的质量比为0.05：0.05：1。反应条件及结果见表5。
对比例3
本对比例的试验在中型试验装置上进行。该装置包括一个提升管反应器和一个流化床反应器。提升管反应器1的内径为16mm，长度为3200mm，流化床反应器2的内径为64mm，高度为500mm。
将蜡油引入提升管反应器1的底部，与来自再生器6的再生催化剂CAT接触并发生催化裂化反应，得到第一油剂混合物，将第一油剂混合物引入流化床反应器2继续反应得到第二油剂混合物，将第二油剂混合物通过旋风分离器分离得到反应油气和待生催化剂，将待生催化剂进入汽提器5后进入再生器6再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用，将反应油气引入分馏系统进行分离。反应条件及结果见表5。
对比例4
本对比例的试验在中型试验装置上进行。该装置包括两个提升管反应器和一个流化床反应器。第一提升管反应器1的内径为16mm，长度为3200mm，第二提升管反应器2的内径为16mm，高度为3800mm，流化床反应器3的内径为64mm，高度为500mm。
将蜡油引入第一提升管反应器1的底部，与来自再生器6的再生催化剂CAT接触并进行第一催化裂化反应，得到第一油剂混合物，将第一油剂混合物引入流化床反应器3；将C4烃引入第二提升管反应器2的底部，与来自再生器6的再生催化剂CAT接触并进行第二催化裂化反应，得到第二油剂混合物，将第二油剂混合物引入流化床反应器3；将来自第一提升管反应器1的第一油剂混合物和第二提升管反应器2的第二油剂混合物在流化床反应器3中进行第三催化裂化反应，得到第三油剂混合物，将第三油剂混合物通过旋风分离器分离，得到反应油气和待生催化剂，将待生催化剂进入汽提器5后进入再生器6再生得到再生催化剂，将再生催化剂返回第一提升管反应器和第二提升管反应器循环使用，将反应油气引入分馏系统进行分离。
其中，C4烃与蜡油的质量比为0.08：1。反应条件及结果见表5。
表5
由表3和表5可以看出，采用本公开提供的方法和装置可以实现更高的烃类转化能力，获得更高的低碳烯烃产率。
以上详细描述了本公开的优选实施方式，但是，本公开并不限于上述实施方式中的具体细节，在本公开的技术构思范围内，可以对本公开的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本公开的保护范围。
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，本公开对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本公开的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本公开的思想，其同样应当视为本公开所公开的内容。
Claims (14)
1.一种生产低碳烯烃的催化转化方法，其特征在于，该方法包括：
S1、将第一烃类原料引入第一提升管反应器中与催化剂接触并进行第一催化裂化反应，得到第一油剂混合物，将所述第一油剂混合物进行第一分离得到第一反应油气和第一待生催化剂；
S2、将第二烃类原料引入第二提升管反应器中与催化剂接触并进行第二催化裂化反应，得到第二油剂混合物，将所述第二油剂混合物进行第二分离得到第二反应油气和第二待生催化剂；
S3、将所述第一反应油气与所述第二待生催化剂引入逆流反应器中接触并进行第三催化裂化反应，得到第三油剂混合物，将所述第三油剂混合物进行第三分离，得到第三反应油气和第三待生催化剂；
S4、将所述第三待生催化剂经汽提后引入再生器进行再生反应得到再生催化剂，将所述再生催化剂送入第一提升管反应器和第二提升管反应器；
所述第一烃类原料选自减压蜡油、常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、脱沥青油、糠醛精制抽余油、煤液化油、油砂油、页岩油、经过F-T合成得到的馏分油和动植物油中的一种或者两种以上的混合物；所述第二烃类原料为C4-C8烃的混合物；所述C4-C8烃的混合物中烯烃的含量大于50重量%；
所述第一反应油气从所述逆流反应器底部引入所述逆流反应器，所述第二待生催化剂从所述逆流反应器顶部引入所述逆流反应器；
将所述第一油剂混合物经过所述第一提升管反应器顶部的分离挡板进行第一分离，得到第一反应油气和第一待生催化剂，将所述第一待生催化剂经汽提后引入再生器进行再生反应；
将所述第二油剂混合物引入与第二提升管反应器末端相连的快分装置进行第二分离，得到第二反应油气和第二待生催化剂，将所述第二反应油气由集气室引出。
2.根据权利要求1所述的催化转化方法，其中，所述第二烃类原料与所述第一烃类原料的重量比为0.05-0.20:1；
所述C4-C8烃的混合物中烯烃的含量大于60重量%。
3.根据权利要求2所述的催化转化方法，其中，所述第二烃类原料与所述第一烃类原料的重量比为0.08-0.15:1。
4.根据权利要求1所述的催化转化方法，其中，所述第一提升管反应器的反应温度为520-620℃；剂油比为2-25；反应时间为1-15秒。
5.根据权利要求4所述的催化转化方法，其中，所述第一提升管反应器的反应温度为540-600℃；剂油比为3-20；反应时间为2-10秒。
6.根据权利要求1所述的催化转化方法，其中，所述第二提升管反应器的反应温度为560-660℃，剂油比为3-40，反应时间为0.5-10秒。
7.根据权利要求6所述的催化转化方法，其中，所述第二提升管反应器的反应温度为580-640℃，剂油比为5-30，反应时间为1-5秒。
8.根据权利要求1所述的催化转化方法，其中，所述逆流反应器的反应温度为540-640℃；催化剂密度为50-400kg/m3；油气停留时间为0.5-10秒。
9.根据权利要求8所述的催化转化方法，其中，所述逆流反应器的反应温度为560-620℃；催化剂密度为150-250kg/m3；油气停留时间为2-5秒。
10.根据权利要求1所述的催化转化方法，其中，所述催化剂包括MFI结构分子筛、粘土和粘结剂；
以所述催化剂的总重量计，所述MFI结构分子筛的含量为20-60重量%；所述粘土的含量为10-70重量%；所述粘结剂的含量为10-40重量%；
所述MFI结构分子筛选自ZRP分子筛；
所述粘土选自高岭土、蒙脱土、膨润土中的至少一种；
所述粘结剂选自硅溶胶、铝溶胶和拟薄水铝石中的至少一种。
11.根据权利要求10所述的催化转化方法，其中，以所述催化剂的总重量计，所述MFI结构分子筛的含量为30-50重量%；所述粘土的含量为15-45重量%；所述粘结剂的含量为20-35重量%；
所述粘结剂为铝溶胶和拟薄水铝石的双铝粘结剂。
12.一种适用于权利要求1-11任意一项所述的生产低碳烯烃的催化转化方法的装置，其特征在于，该装置包括组合式反应器、汽提器和再生器，所述组合式反应器包括第一提升管反应器、第二提升管反应器和逆流反应器；
所述第一提升管反应器顶部设置有第一分离装置、油气分布器和催化剂料腿；所述第二提升管反应器末端设置有第二分离装置和催化剂分布器；所述汽提器位于所述逆流反应器的下方并与所述逆流反应器连通；
所述再生器与所述汽提器通过待生剂输送管相连接；所述再生器通过再生剂输送管分别与所述第一提升管反应器和所述第二提升管反应器连接。
13.根据权利要求12所述的装置，其中，所述逆流反应器为等直径反应器和/或变径反应器，所述逆流反应器的平均直径与高度的比值为1：0.5-5。
14.根据权利要求13所述的装置，其中，所述逆流反应器的平均直径与高度的比值为1：1-3。
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