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CN116196850A - 一种石油烃催化转化制丙烯的装置和方法 - Google Patents

一种石油烃催化转化制丙烯的装置和方法 Download PDF

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Abstract

本发明涉及一种石油烃催化转化制丙烃的装置，该装置包括：反应器和再生器，所述反应器由上至下包括相互连通的沉降段、汽提段、快速流化床反应区和提升管反应区；所述沉降段顶部设有烃类产品出口，所述快速流化床反应区的直径小于所述汽提段的直径且大于所述提升管反应区的直径，所述快速流化床反应区部分或全部设置在所述汽提段内，所述快速流化床反应区的顶部出口与所述沉降段连通，所述汽提段的外壳与所述快速流化床反应区之间形成环形空间，所述环形空间与所述快速流化床反应区的中部通过环隙通道连通。本发明还涉及一种石油烃催化转化制丙烃的方法。该装置通过分级控制方式实现反应过程从大分子到丙烯的分级转化，两反应区独立控制。

Description

一种石油烃催化转化制丙烯的装置和方法
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的装置和方法。
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烯烃的工艺技术。
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。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。
现有技术的侧重点均为生产丙烯，大致分为两类，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。
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，导致实际发生化学反应各有不同，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。石油烃催化转化制烯烃又是强烈的吸热、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，尤其是对以烯烃为产品时需要针对性的技术。石油烃反应原料催化裂解制烯烃的目标是最大可能增加烯烃，最大可能降低C2及以下碳数的产品。
发明内容
基于以上所述，本发明的目的在于提供一种石油烃催化转化制丙烯的装置和方法。该装置通过分级控制方式实现反应过程从大分子到丙烯的分级转化，两反应区独立控制。
为此，本发明提供一种石油烃催化转化制丙烯的装置，该装置包括：反应器和再生器，
所述反应器由上至下包括相互连通的沉降段、汽提段、快速流化床反应区和提升管反应区；所述沉降段顶部设有烃类产品出口，所述快速流化床反应区的直径小于所述汽提段的直径且大于所述提升管反应区的直径，所述快速流化床反应区部分或全部设置在所述汽提段内，所述快速流化床反应区的顶部出口与所述沉降段连通，所述汽提段的外壳与所述快速流化床反应区之间形成环形空间，所述环形空间与所述快速流化床反应区的中部通过环隙通道连通，所述环形空间内设有气提构件，所述汽提段设有待生催化剂出口和气提蒸汽入口；所述提升管反应区的底部设有催化剂提升气体入口，所述提升管反应区的下部由下至上设有下再生剂入口、反应补充蒸汽入口、反应原料油入口，所述提升管反应区的上部或上方设有上再生剂入口；
所述再生器内由上至下分为稀相区和再生区，所述稀相区顶部设有烟气出口，所述再生区设有待生剂入口、上再生剂出口和下再生剂出口，且分别与所述待生催化剂出口、所述上再生剂入口和所述下再生剂入口连通，所述再生区的底部设有再生气体入口。
本发明所述的石油烃催化转化制丙烯的装置，其中优选的是，所述再生区包括上再生区和下再生区，所述待生剂入口设置在所述上再生区，所述下再生剂出口和所述再生气体入口设置在所述下再生区。
本发明所述的石油烃催化转化制丙烯的装置，其中优选的是，所述上再生区底部设有第二再生气体入口。
本发明所述的石油烃催化转化制丙烯的装置，其中优选的是，所述反应原料油入口设有至少一个，优选为2个、4个或6个。
本发明所述的石油烃催化转化制丙烯的装置，其中优选的是，所述待生催化剂出口和所述待生剂入口通过待生立管连通，所述上再生剂出口和所述上再生剂入口通过上再生立管连通，所述下再生剂出口和所述下再生剂入口通过下再生立管连通。
本发明所述的石油烃催化转化制丙烯的装置，其中优选的是，所述沉降段内部设有沉降旋风分离器；所述稀相区内设有再生旋风分离器；所述待生立管、所述上再生立管和所述下再生立管上均设有滑阀。
为此，本发明还提供一种石油烃催化转化制丙烯的方法，基于上述的石油烃催化转化制丙烯的装置，包括以下步骤：
(1)催化剂提升气体由反应器底部进入，再生剂由反应器下部进入后由催化剂提升气体携带向上，反应原料油进入所述提升管反应区后与所述再生剂接触发生低温催化裂化反应生成中间产物，所述提升管反应区的反应温度为515℃～550℃，反应时间为1.2～2.5s，剂油比为5-15，反应压力为0.20MPa～0.26Mpa；
(2)所述中间产物和催化剂向上流动进入所述快速流化床反应区，再生剂经所述上再生剂入口进入所述快速流化床反应区与中间产物发生高温催化裂化反应，所述快速流化床反应区的反应温度为550℃～580℃，反应时间为0.5～2.0s，反应压力为0.20MPa～0.26Mpa，剂油比为5-20；
(3)所述快速流化床反应区排出的反应物流进入所述沉降段进行气固分离，分离得到烃类产物排出所述沉降段、固体产物即待生催化剂沉降入所述汽提段在汽提之后进入所述环形空间，并后续进入所述再生器再生后循环使用。
具体的，本发明装置中提升管反应区主要用于大分子重油催化转化；快速流化床反应区主要进行裂解制烯烃和芳烃的反应。
具体的，本发明提供的石油烃催化转化制丙烯的方法的反应过程为：原料油重组分大分子(重油大分子)先在气固输送流态化反应条件即提升管反应器内与微反活性为50-70的催化剂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、适度含碳催化剂环境及高苛刻度条件下进行催化裂解转化，生产烯烃；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，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，或称高沸点的石油烃原料低温催化裂化反应区或低温反应区或催化裂化反应区，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，为制烯烃提供中间原料；反应器上方为快速流化床反应区，或称高温裂解制烯烃反应区或高温反应区或催化裂解反应区，由该反应器上方进入点进入的催化剂(即上再生剂)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(上反应区剂油比5-20，下反应区剂油比5-15)、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烯烃；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，提高制烯烃的效率和目的产品选择性。
本发明所述的石油烃催化转化制丙烯的方法，其中优选的是，提升管反应区采用气固气力输送流态化形式，所述提升管反应区的气体平均流速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，所述快速流化床反应区的气体平均流速1.8m/s～5.0m/s，催化剂重时空速10(1/H)～35(1/H)；优选的，所述提升管反应区内蒸汽占反应原料的质量的5～30％，所述快速流化床反应区内蒸汽占反应原料的质量的15～50％。
本发明所述的石油烃催化转化制丙烯的方法，其中优选的是，所述反应原料油选自减压蜡油、常压渣油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢处理后的渣油中的一种。
上再生区为密相流化床再生区，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。
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，调节控制两个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，根据需要从不同的再生区向反应器提供不同含碳量和温度的催化剂。
本发明所述的石油烃催化转化制丙烯的方法，其中优选的是，所述下再生剂的温度为680℃～720℃，含碳量低于0.10％；所述上再生剂的温度为680～720℃，含碳量低于0.3％。
汽提后的待生催化剂进入上再生区，上再生区内的催化剂为适度含碳的“半再生剂”，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。
本发明提供的石油烃催化转化制丙烯的方法具体包括以下步骤：
(1)所述反应原料油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再生剂环境下，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℃～550℃，反应时间1.2～2.5s；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再生剂量独立控制；
(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，来自再生器经上再生立管引入的上催化剂进入快速流化床反应区，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，生成烯烃产品；所述快速流化床反应区的反应温度为550℃～580℃，反应时间1.5～3.0s；反应压力绝压0.20MPa～0.26MPa，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；
(3)反应器上反应区全部或部分在汽提段内，周围和汽提段之间设环形间隙，汽提段内的催化剂从环隙返回上反应区；
(4)通过待生剂滑阀控制汽提段内待生剂料位，通过待生剂料位控制返回上反应区的待生剂量，进一步控制上反应区的催化剂空速，控制反应产品分布；
(5)反应后的物流进入沉降段进行气固分离，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。
本发明有益效果如下：
反应原料油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烯烃催化裂解反应，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再生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。
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烯烃的方法。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(≥C18)首先裂化生成汽油、柴油等中等分子(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，如烯烃的收率。
综上所述，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为本发明石油烃催化转化制烯烃的方法的工艺流程示意图；
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、反应原料油，R12A、反应原料油入口，R13、原料油雾化蒸汽，R14A、下再生剂入口，R15、反应补充蒸汽，R15A、反应补充蒸汽入口，R17、提升管反应区，R18、快速流化床反应区；R34A、待生剂返回反应器入口，R24A、上再生剂入口；
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，S13A、气提蒸汽入口，D10、沉降段，D11、沉降旋风分离器，D12、烃类产物，D12A、烃类产物出口；
G10、再生器，G11、催化剂再生气体，G11A、再生气体入口，G12、上再生区，G12A、待生剂入口，G13、下再生区，G14、下再生立管(下再生剂输送管)，G14A、下再生剂出口，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，G18A、第二再生气体入口，G24、上再生立管(上再生剂输送管)，G24A、上再生剂出口；VG14、下再生剂滑阀，VG24、上再生剂滑阀；
TI、温度检测器，TC、温度控制器。
具体实施方式
以下对本发明的实施例作详细说明：本实施例在以本发明技术方案为前提下进行实施，给出了详细的实施方式和过程，但本发明的保护范围不限于下述的实施例，下列实施例中未注明具体条件的实验方法，通常按照常规条件。
本发明的石油烃催化转化制烯烃的方法，采用图1所示的催化转化装置，设置有反应器R10和再生器G10。采用石油烃为原料油，具体实施时，反应原料油可以为减压蜡油、常压渣油、加氢处理后的蜡油、加氢处理后的渣油、原油中的至少一种；
反应器R10包括上至下相互连通的沉降段D10、汽提段S10、快速流化床反应区R18和提升管反应区R17；沉降段D10的顶部设有烃类产物出口D12A，以引出烃类产物D12；快速流化床反应区R18的直径小于汽提段S10的直径且大于提升管反应区R17的直径，快速流化床反应区R18部分设置在汽提段S10内，快速流化床反应区R18的顶部出口向上与沉降段D10内的沉降旋风分离器入口D11连通，汽提段S10的壳体与快速流化床反应区R18之间形成环形空间，环形空间与快速流化床反应区R18的中部通过环隙通道R34A连通，环形空间内设置有汽提构件S11，向汽提段S10通过气提蒸汽入口S13A引入汽提蒸汽S13实现催化剂汽提；汽提段S10下部设置待生剂出口S12A通过待生立管S12连通上再生区G12的待生剂入口G12A，待生立管S12上设有待生催化剂滑阀VS12；
反应器R10内快速流化床反应区R18和提升管反应区R17，这两个反应区将反应器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，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用于高温制丙烯裂解反应；提升管反应区R17下部的下再生剂入口R14A通过下再生立管G14与再生器G10的下再生剂出口G14A连通，下再生立管G14上设有下再生催化剂滑阀VG14，提升管反应区R17的下游即上方的上催化剂入口R24A通过上再生立管G24与所述再生器G10的上再生剂出口G24A连通，上再生立管G24上设有上再生催化剂滑阀VG24；在提升管反应区R17下部设置反应原料油入口R12A，以引入反应原料R12及原料雾化蒸汽R13，反应原料可以分层进料(本实施方式中设有4个反应原料油入口)，在提升管反应区R17下部反应原料油入口R12A的下方还设置反应补充蒸汽入口R15A以引入反应补充蒸汽R15，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；
再生器G10内由上至下分为稀相区G15和再生区，稀相区G15顶部设有烟气出口G17A，再生器烧焦后烟气G17由再生器G10顶部的烟气出口G17A排出，再生器G10采用上下串联布置的两区再生，在稀相区G15下方设置上下两个再生区即下再生区G13和上再生区G12，待生剂先进入上再生区G12，下再生剂出口G14A设于下再生区G13，上再生剂出口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提供半再生剂或含碳催化剂，经下再生区G13向提升管反应区R17提供再生剂；再生器G10的稀相区G15内设置有再生旋风分离器G16，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下部的第二再生气体入口G18A引入再生器G10；
反应器R10的快速流化床反应区R18周围和汽提段之间设环隙通道R34A，汽提段S10内的催化剂通过该通道的待生剂返回反应器入口R34A返回上反应区R18，提高催化剂密度、降低反应快速，并控制催化剂的活性；通过待生剂滑阀VS12控制汽提段内催化剂料位，通过汽提段内催化剂料位控制返回反应区的待生剂流量；
为了便于检测和控制提升管反应区R17和快速流化床反应区R18的温度，提升管反应区R17和快速流化床反应区R18均设有温度检测器TI和温度控制器TC。
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的下催化剂从下再生剂入口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；提升管反应区R17的反应温度515℃～550℃，反应时间1.0s～2.5s，剂油比为5-15；
(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，新催化剂进一步向快速流化床反应区R18提供热量，快速流化床反应区R18剂油比为5-20，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，乙烯、丙烯等低碳数小分子产品；快速流化床反应区R18的反应温度为550℃～580℃，反应时间1.5～3.0s，催化剂重时空速10(1/H)至35(1/H)，反应压力绝压0.20MPa～0.26Mpa，实际反应温度由进入快速流化床反应区R18的高温催化剂量控制，快速流化床反应区R18剂油比控制在5-20。；
(3)反应后的物流进入沉降段D10进行气固分离，得到烃类产物D12，从烃类产物出口D12A送出进入后续处理部分；反应后的物流中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S12A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，烃类产物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
以石油烃为反应原料催化转化制丙烯，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0.88，氢含量13.2％(重量)，残碳4.0％，饱和烃60％；
原料油预热温度220℃；
反应装置为沉降段和再生器并列布置，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R17反应条件：反应温度TC控制530℃，气体平均流速6.5m/s，反应时间1.5s(秒)；催化剂输送气体为蒸汽，数量为反应原料的5％，原料雾化蒸汽为原料的7％；补充蒸汽为原料的15％，从下再生剂入口进入的催化剂(即下再生剂)为再生剂，含碳量0.02％，下再生剂温度680℃；
快速流化床反应区R18反应条件：反应温度控制560℃，从上再生剂入口进入的催化剂(即上再生剂)为半再生剂，含碳量0.15％，温度690℃，反应区气体平均流速3.5m/s，催化剂空速15(1/H)，反应时间1.8秒；
反应过程为：
反应原料用蒸汽雾化后进入提升管反应区，在下再生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80～200的中间组分原料，为进一步转化成丙烯和丙烯提供中间原料；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段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段，进入后续处理系统；
沉降段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，再进入下再生区，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。
对比例1
与实施例1的区别在于，对比例1为滑阀VG24关闭状态，反应原料与实施例1相同，提升管反应区R17反应温度为560℃，快速流化床反应区R18反应温度为530℃，其它流化介质和流化气速同实施例1。
实施例1与对比例1结果如表1所示，对比例为滑阀VG24关闭状态。从表1结果可以看出。
表1实施例1与对比例1评价数据对比
Figure BDA0003385872590000151
Figure BDA0003385872590000161
由表1可以看出，高价值产品乙烯和丙烯收率明显提高，降低了焦炭和干气的产率(扣除乙烯)，低碳烯烃收率明显提高。从而也说明了裂解过程发生了较少的二次副反应，提高了催化剂利用效率，增加了目的产品的选择性。
当然，本发明还可有其它多种实施例，在不背离本发明精神及其实质的情况下，熟悉本领域的技术人员可根据本发明作出各种相应的改变和变形，但这些相应的改变和变形都应属于本发明的保护范围。

Claims (10)

1.一种石油烃催化转化制丙烯的装置，其特征在于，该装置包括：反应器和再生器，
所述反应器由上至下包括相互连通的沉降段、汽提段、快速流化床反应区和提升管反应区；所述沉降段顶部设有烃类产品出口，所述快速流化床反应区的直径小于所述汽提段的直径且大于所述提升管反应区的直径，所述快速流化床反应区部分或全部设置在所述汽提段内，所述快速流化床反应区的顶部出口与所述沉降段连通，所述汽提段的外壳与所述快速流化床反应区之间形成环形空间，所述环形空间与所述快速流化床反应区的中部通过环隙通道连通，所述环形空间内设有气提构件，所述汽提段设有待生催化剂出口和气提蒸汽入口；所述提升管反应区的底部设有催化剂提升气体入口，所述提升管反应区的下部由下至上设有下再生剂入口、反应补充蒸汽入口、反应原料油入口，所述提升管反应区的上部或上方设有上再生剂入口；
所述再生器内由上至下分为稀相区和再生区，所述稀相区顶部设有烟气出口，所述再生区设有待生剂入口、上再生剂出口和下再生剂出口，且分别与所述待生催化剂出口、所述上再生剂入口和所述下再生剂入口连通，所述再生区的底部设有再生气体入口。
2.根据权利要求1所述的石油烃催化转化制丙烯的装置，其特征在于，所述再生区包括上再生区和下再生区，所述待生剂入口设置在所述上再生区，所述下再生剂出口和所述再生气体入口设置在所述下再生区。
3.根据权利要求1所述的石油烃催化转化制丙烯的装置，其特征在于，所述上再生区底部设有第二再生气体入口。
4.根据权利要求1所述的石油烃催化转化制丙烯的装置，其特征在于，所述反应原料油入口设有至少一个，优选为2个、4个或6个。
5.根据权利要求1所述的石油烃催化转化制丙烯的装置，其特征在于，所述待生催化剂出口和所述待生剂入口通过待生立管连通，所述上再生剂出口和所述上再生剂入口通过上再生立管连通，所述下再生剂出口和所述下再生剂入口通过下再生立管连通。
6.根据权利要求1所述的石油烃催化转化制丙烯的装置，其特征在于，所述沉降段内部设有沉降旋风分离器；所述稀相区内设有再生旋风分离器；所述待生立管、所述上再生立管和所述下再生立管上均设有滑阀。
7.一种石油烃催化转化制丙烯的方法，其特征在于，基于权利要求1-6任一项所述的石油烃催化转化制丙烯的装置，包括以下步骤：
(1)催化剂提升气体由反应器底部进入，再生剂由反应器下部进入后由催化剂提升气体携带向上，反应原料油进入所述提升管反应区后与所述再生剂接触发生低温催化裂化反应生成中间产物，所述提升管反应区的反应温度为515℃～550℃，反应时间为1.2～2.5s，剂油比为5-15，反应压力为0.20MPa～0.26Mpa；
(2)所述中间产物和催化剂向上流动进入所述快速流化床反应区，再生剂经所述上再生剂入口进入所述快速流化床反应区与中间产物发生高温催化裂化反应，所述快速流化床反应区的反应温度为550℃～580℃，反应时间为0.5～2.0s，反应压力为0.20MPa～0.26Mpa，剂油比为5-20；
(3)所述快速流化床反应区排出的反应物流进入所述沉降段进行气固分离，分离得到烃类产物排出所述沉降段、固体产物即待生催化剂沉降入所述汽提段在汽提之后进入所述环形空间，并后续进入所述再生器再生后循环使用。
8.根据权利要求7所述的石油烃催化转化制丙烯的方法，其特征在于，所述提升管反应区的气体平均流速5.0m/s～20m/s；所述快速流化床反应区的气体平均流速1.8m/s～5.0m/s，催化剂重时空速10(1/H)～35(1/H)；优选的，所述提升管反应区内蒸汽占反应原料的质量的5～30％，所述快速流化床反应区内蒸汽占反应原料的质量的15～50％。
9.根据权利要求7所述的石油烃催化转化制丙烯的方法，其特征在于，所述反应原料油选自减压蜡油、常压渣油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢处理后的渣油中的一种。
10.根据权利要求7所述的石油烃催化转化制丙烯的方法，其特征在于，所述下再生剂的温度为680℃～720℃，含碳量低于0.10％；所述上再生剂的温度为680～720℃，含碳量低于0.3％。
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