一种多产乙烯和丙烯的催化裂解方法及一种催化裂解系统与流程

1.本发明涉及石油化工领域，具体地，涉及一种多产乙烯和丙烯的催化裂解方法和用于实施该催化裂解方法的催化裂解系统。


背景技术：

2.乙烯是合成纤维、合成橡胶、合成塑料(聚乙烯及聚氯乙烯)、合成乙醇(酒精)的基本化工原料，也用于制造苯乙烯、环氧乙烷、醋酸和乙醛等。丙烯主要用于生产聚丙烯，另外丙烯可制丙烯腈、异丙醇、苯酚和丙酮、丁醇和辛醇、丙烯酸及其脂类以及制环氧丙烷和丙二醇、环氧氯丙烷和合成甘油等。
3.乙烯和丙烯主要来源于将重油与催化剂接触进行催化转化的生产工艺。例如cn102952577a就公开了一种提高丙烯产率的催化转化方法，具体公开了优质催化裂化原料油与平均活性较低且活性分布相对均匀的热再生催化剂在反应器第一反应区接触发生裂化反应，生成的油气和含炭的催化剂到第二反应区，在一定的反应环境下进行选择性氢转移反应和异构化反应，分离反应产物和待生催化剂，反应产物经分馏进一步分离为液化气、轻汽油馏分、重汽油馏分、柴油、重油及其它产物，分离出的待生催化剂经汽提、再生后循环使用；将c4馏分和/或轻汽油馏分注入反应器进一步反应。
4.现有的催化裂解方法存在着乙烯和丙烯产率较低的缺陷。


技术实现要素：

5.本发明的目的是提供一种催化裂解的方法，该方法能够显著地提高乙烯和丙烯的产率。
6.本发明的发明人出乎意料地发现：将富含低碳烷烃的轻质原料油在预热至一定温度后再与一部分催化剂接触进行第一段催化裂解，并且将重质原料油与另一部分催化剂进行第二段催化裂解和第三段催化裂解后，能够显著地增加乙烯和丙烯的产率，由此得到了本发明。
7.为了实现上述目的，本发明提供一种多产乙烯和丙烯的催化裂解方法，该催化裂解方法包括如下步骤(1)：(1)将重质原料油和重质催化裂解催化剂送入重油管状反应器，进行重质催化裂解，得到重质催化裂解后的油剂物料；将富含低碳烷烃的轻质原料油进行预热并达到200-800℃后，再与轻质催化裂解催化剂送入与所述重油管状反应器并列设置的轻烃管状反应器，进行轻质催化裂解，得到轻质催化裂解后的油剂物料；该催化裂解方法还包括如下步骤(2)和步骤(3)中的一者：(2)将所述重质催化裂解后的油剂物料送入流化床反应器进行流化床催化裂解，得到流化床催化裂解后的油剂物料；将所述轻质催化裂解后的油剂物料进行一级油剂分离后再与流化床催化裂解后的油剂物料合并后进行二级油剂分离，得到油气产物和待生催化剂；(3)将所述重质催化裂解后的油剂物料和所述轻质催化裂解后的油剂物料送入同一流化床反应器进行流化床催化裂解，得到流化床催化裂解后的油剂物料；将所述流化床催化裂解后的油剂物料进行油剂分离，得到油气产物和待生催
化剂。
8.本发明还提供了一种用于如上所述的催化裂解方法的催化裂解系统，该催化裂解系统包括：并列设置的重油管状反应器和轻烃管状反应器；所述重油管状反应器的出料端延伸进入沉降器并形成流化床反应器；所述流化床反应器下方设置有汽提器，所述汽提器通过待生催化剂通道与再生器连通；所述重油管状反应器的进料端设置有重质原料油入口和重质催化裂解催化剂入口，所述轻烃管状反应器的进料端设置有轻质原料油入口和轻质催化裂解催化剂入口，所述轻质原料油入口上连接有轻质原料油进料管；其中，所述轻烃管状反应器的出料端的设置方式包括如下方式(a)和方式(b)中的一者：方式(a)，所述轻烃管状反应器的出料端延伸进入沉降器并与所述沉降器中的一级气固分离器的入料端形成物料连接；方式(b)，所述轻烃管状反应器的出料端延伸进入沉降器并且进一步延伸进入所述流化床反应器。
9.通过上述技术方案，乙烯和丙烯的产率得到了显著的提高。
10.本发明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
11.附图是用来提供对本发明的进一步理解，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发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：
12.图1是本发明的实施所述的多产乙烯和丙烯的催化裂解方法的设备的一种实施方式的示意图。
13.图2是本发明的实施所述的多产乙烯和丙烯的催化裂解方法的设备的另一种实施方式的示意图。
14.附图标记说明
15.1重油管状反应器
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2轻烃管状反应器
16.3流化床反应器
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4沉降器
17.5汽提器
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6再生器
18.7取热器
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8轻质原料油管线
19.9轻质原料油进料管
20.11第一再生剂出料管
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12重质原料油入口
21.21第二再生剂出料管
22.22轻质原料油入口
23.41一级气固分离器
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51待生催化剂通道
24.42二级气固分离器
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43气固分离器
具体实施方式
25.以下结合附图对本发明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发明，并不用于限制本发明。
26.本公开提供了一种多产乙烯和丙烯的催化裂解方法，该催化裂解方法包括：(1)将重质原料油和重质催化裂解催化剂送入重油管状反应器，进行重质催化裂解，得到重质催化裂解后的油剂物料；将富含低碳烷烃的轻质原料油进行预热并达到200-800℃后，再与轻
质催化裂解催化剂送入与所述重油管状反应器并列设置的轻烃管状反应器，进行轻质催化裂解，得到第二催化裂解后的油剂物料；该催化裂解方法还包括如下步骤(2)和步骤(3)中的一者：(2)将所述重质催化裂解后的油剂物料送入流化床反应器进行流化床催化裂解，得到流化床催化裂解后的油剂物料；将所述轻质催化裂解后的油剂物料进行一级油剂分离后再与流化床催化裂解后的油剂物料合并后进行二级油剂分离，得到油气产物和待生催化剂；(3)将所述重质催化裂解后的油剂物料和所述轻质催化裂解后的油剂物料送入同一流化床反应器进行流化床催化裂解，得到流化床催化裂解后的油剂物料；将所述流化床催化裂解后的油剂物料进行油剂分离，得到油气产物和待生催化剂。
27.本发明的催化裂解方法包括步骤(2)时更有利于多产乙烯。本发明的催化裂解方法包括步骤(3)时更有利于多产丙烯。
28.可选地，其中，该催化裂解方法还包括：将所述待生催化剂或所述待生催化剂进行烧焦再生，得到再生催化剂和再生烟气；并且，将富含低碳烷烃的轻质原料油与所述再生催化剂和/或所述再生烟气进行不传质的热交换，以进行所述预热。
29.可选地，其中，所述重质原料油包括常压瓦斯油、减压瓦斯油、加氢尾油、原油、渣油、动植物油脂、煤液化油、油砂油和页岩油中的一种或几种。
30.可选地，所述富含低碳烷烃的轻质原料油中的低碳烷烃的含量为60-100重量％，优选为80-100重量％，更优选为90-100重量％。
31.可选地，所述低碳烷烃的分子中的碳原子数为1-5，例如为1、2、3、4、5；优选3-5。
32.优选地，所述富含低碳烷烃的轻质原料油由低碳烃物料经预处理及调和得到；所述低碳烃物料包括醚后碳四、裂解碳五、重整拔头油和芳烃抽余油中的一种或多种。
33.优选地，所述富含低碳烷烃的轻质原料油中的烯烃的含量为20重量％以下，优选10重量％以下，更优选5％重量以下。
34.可选地，其中，所述重油管状反应器和所述轻烃管状反应器各自独立地为提升管反应器或下行管反应器。
35.可选地，所述流化床反应器选自固定流化床反应器、散式流化床反应器、鼓泡床反应器、湍动床反应器、快速床反应器、输送床反应器和密相流化床反应器中的一种或几种。
36.优选地，所述提升管反应器为等直径提升管反应器、等线速提升管反应器和变直径提升管反应器中的一种或几种。
37.优选地，所述下行管管反应器为等直径下行管管反应器、等线速下行管管反应器和变直径下行管反应器中的一种或几种。
38.可选地，其中，富含低碳烷烃的轻质原料油进行预热后所达到的温度可以为300-700℃，优选为400-700℃，或者优选为300-500℃。其中，400～700℃的预热温度更适合于低碳烷烃的含量为90-100重量％的富含低碳烷烃的轻质原料油；300-500℃的预热温度更适合于低碳烷烃的含量小于90重量％的富含低碳烷烃的轻质原料油。
39.可选地，所述重质催化裂解的条件包括：出口温度为450-650℃，剂油重量比为5-50:1，反应压力为0.1-0.5mpa，反应时间为0.1-5秒。
40.可选地，所述轻质催化裂解的条件包括：出口温度为550-750℃，剂油重量比为5-100:1，反应压力为0.1-0.5mpa，反应时间为0.1-3秒。
41.可选地，所述流化床催化裂解和所述流化床催化裂解的条件各自独立地包括：温
度为450～650℃，反应压力为0.1-0.5mpa，重时空速为1～40h-1
。
42.可选地，所述轻质催化裂解的出口温度比所述重质催化裂解的出口温度高50-150℃。
43.可选地，所述轻质催化裂解的剂油重量比是所述重质催化裂解的剂油重量比的1.1-5倍。
44.可选地，所述富含低碳烷烃的轻质原料油与所述重质原料油的重量比为1：(2-10)。
45.优选地，所述重质催化裂解的条件包括：出口温度为550-620℃，剂油重量比为10-40:1，反应压力为0.15-0.35mpa，反应时间为0.5-2秒。
46.优选地，所述轻质催化裂解的条件包括：出口温度为600-700℃，剂油重量比为10-50:1，反应压力为0.15-0.33mpa，反应时间为0.2-2秒。
47.优选地，所述流化床催化裂解和所述流化床催化裂解的条件各自独立地包括：温度为550-620℃，反应压力为0.15-0.30mpa，重时空速为2-20h-1
。
48.优选地，所述轻质催化裂解的出口温度比所述重质催化裂解的出口温度高75-125℃。
49.优选地，所述轻质催化裂解的剂油重量比是所述重质催化裂解的剂油重量比的1.3-3倍；
50.优选地，所述富含低碳烷烃的轻质原料油与所述重质原料油的重量比为1：(3-7)。
51.可选地，其中，所述重质催化裂解催化剂和所述轻质催化裂解催化剂为能够用于催化裂解的催化剂，所述重质催化裂解催化剂和所述轻质催化裂解催化剂各自独立地含有1-60重量％的沸石、5-99重量％的耐热无机氧化物和余量的粘土。
52.可选地，其中，所述沸石为含稀土和磷的五元环高硅沸石、含过渡金属和磷的β沸石、含或不含稀土的高硅y型沸石中的至少一种。
53.可选地，所述耐热无机氧化物选自氧化铝和/或氧化硅。
54.可选地，其中，所述再生的条件包括：密相温度为600-750℃，稀相温度为650-800℃。当预热所用的取热器采用外取热器的形式时，富含低碳烷烃的轻质原料油与来自密相的再生催化剂换热；当预热所用的取热器采用内取热器的形式时，富含低碳烷烃的轻质原料油与再生器稀相的高温烟气换热。
55.可选地，所述重质催化裂解催化剂和/或所述轻质催化裂解催化剂部分或全部来自所述再生催化剂；所述重质催化裂解催化剂和轻质催化裂解催化剂的温度为650-750℃。
56.另一方面，参考图1和图2，本公开还提供了一种用于实施如上所述的催化裂解方法的催化裂解系统，该催化裂解系统包括：并列设置的重油管状反应器1和轻烃管状反应器2；所述重油管状反应器1的出料端延伸进入沉降器4并形成流化床反应器3；所述流化床反应器3下方设置有汽提器5，所述汽提器5通过待生催化剂通道51与再生器6连通；所述重油管状反应器1的进料端设置有重质原料油入口12和重质催化裂解催化剂入口，所述轻烃管状反应器2的进料端设置有轻质原料油入口22和轻质催化裂解催化剂入口，所述轻质原料油入口22上连接有轻质原料油进料管9；其中，所述轻烃管状反应器2的出料端的设置方式包括如下方式(a)和方式(b)中的一者：方式(a)，所述轻烃管状反应器2的出料端延伸进入沉降器4并与所述沉降器4中的一级气固分离器41的入料端形成物料连接；方式(b)，所述轻
烃管状反应器2的出料端延伸进入沉降器4并且进一步延伸进入所述流化床反应器3。
57.所述轻烃管状反应器2的出料端的设置方式为方式(a)时更有利于多产乙烯。所述轻烃管状反应器2的出料端的设置方式为方式(b)时更有利于多产丙烯。
58.可选地，其中，该催化裂解系统还包括用于预热富含低碳烷烃的轻质原料油的取热器7，所述取热器7的放热物料来自所述再生器6，所述取热器7的吸热物料管程的出口与所述轻质原料油进料管9之间具有物料连接。
59.可选地，所述再生器6上还连接有第一再生剂出料管11和第二再生剂出料管21；所述第一再生剂出料管11延伸并连接到所述重质催化裂解催化剂入口上，所述第二再生剂出料管21延伸并连接到所述轻质催化裂解催化剂入口上。
60.可选地，其中，所述取热器7为外取热器和/或内取热器。
61.可选地，所述取热器7的吸热物料管程上还可切换地连接有用于氧化焚烧结焦的助燃气体进管和废气排放管。所述系统在运行一段时间后，所述取热器7的吸热物料管程壁上可能会出现影响预热的结焦，因此可以通过通入热的空气等助燃气体进行氧化焚烧结焦。
62.可选地，所述催化裂解系统包括至少二台所述取热器7，更有利于进行取热器7吸热物料管程中的结焦的去除。
63.可选地，所述方式(a)中，所述沉降器4中还设置有二级气固分离器42。
64.可选地，所述方式(b)中，所述沉降器4中还设置有气固分离器43。
65.参考图1，取热器7(外取热器)的吸热物流管程入口与轻质原料油管线8相连，取热器7(外取热器)的吸热物流管程出口与轻质原料油进料管9相连；取热器7的放热物料来自再生器6；轻质原料油经过取热器7后得到预热。来自再生器6的热再生催化剂分为两股：一股作为重质催化裂解催化剂由第一再生剂出料管11引入重油管状反应器1(提升管反应器)，另一股热再生催化剂作为第二再生剂离开再生器6后由第二再生剂出料管21注入轻烃管状反应器2(提升管反应器)。所述轻质原料油进料管9的末端与轻烃管状反应器2进料端的轻质原料油入口22相连，轻质原料油与来自第二再生剂出料管21的再生催化剂接触，在轻烃管状反应器2内发生轻质催化裂解，得到轻质催化裂解后的油剂物料。重质原料油经过重质原料油入口12进入所述重油管状反应器1，与来自第一再生剂出料管11的重质催化裂解催化剂在重油管状反应器1中进行重质催化裂解。所述重油管状反应器1的出口位于所述流化床反应器3内，重质催化裂解后的油剂物料在所述流化床反应器3中进行流化床催化裂解或流化床催化裂解。所述轻烃管状反应器2的末端穿过沉降器壁伸入沉降器4中，轻烃管状反应器2出口的一种形式是与一级气固分离器41的入料端相连，即方式(a)，另一种形式是位于流化床反应器3中，即方式(b)。在方式(a)中，将所述重质催化裂解后的油剂物料送入流化床反应器3进行流化床催化裂解，得到流化床催化裂解后的油剂物料；将所述轻质催化裂解后的油剂物料进行一级油剂分离后再与流化床催化裂解后的油剂物料进行二级油剂分离，得到油气产物和待生催化剂。在方式(b)中，将所述重质催化裂解后的油剂物料和所述轻质催化裂解后的油剂物料送入同一流化床反应器3进行流化床催化裂解，得到流化床催化裂解后的油剂物料；将所述流化床催化裂解后的油剂物料通过气固分离器43进行油剂分离，得到油气产物和待生催化剂。
66.将所述待生催化剂或所述待生催化剂进行烧焦再生，得到再生催化剂和再生烟
气。将所述油气产物或所述油气产物导出并进行分馏。
67.本公开的技术方案所得到的产物分布优化，能够实现多产乙烯和丙烯的目的，同时能够对炼厂的碳四和碳五烷烃进行了高价值的利用。
68.下面的实施例将对本公开予以进一步的说明，但并不因此限制本公开的范围。实施例和对比例在小型提升管装置(ru)上实施。实施例和对比例中所使用的原料油的性质列于表1-3。催化裂化催化剂为中国石化股份有限公司齐鲁催化剂分公司生产的商品号为mmc-2的催化剂。
69.实施例1
70.该实施例按照图2的装置和流程进行试验，使用表1所示的轻质原料油a作为富含低碳烷烃的轻质原料油，使用表3所示的重油作为重质原料油。
71.重质原料油经过重质原料油入口12进入所述重油管状反应器1，与来自第一再生剂出料管11的重质催化裂解催化剂在重油管状反应器1中进行重质催化裂解。
72.轻质原料油经过取热器7后得到预热，然后经轻质原料油进料管9与来自第二再生剂出料管21的再生催化剂接触，在轻烃管状反应器2内发生轻质催化裂解。
73.将所述重质催化裂解后的油剂物料和所述轻质催化裂解后的油剂物料送入同一流化床反应器3进行流化床催化裂解，得到流化床催化裂解后的油剂物料；将所述流化床催化裂解后的油剂物料进行油剂分离，得到油气产物和待生催化剂。
74.操作条件及产物分布列于表4。
75.实施例2
76.该实施例按照图1的装置和流程进行试验，使用表1所示的轻质原料油a作为富含低碳烷烃的轻质原料油，使用表3所示的重油作为重质原料油。
77.重质原料油经过重质原料油入口12进入所述重油管状反应器1，与来自第一再生剂出料管11的重质催化裂解催化剂在重油管状反应器1中进行重质催化裂解。
78.轻质原料油经过取热器7后得到预热，然后经轻质原料油进料管9与来自第二再生剂出料管21的再生催化剂接触，在轻烃管状反应器2内发生轻质催化裂解。
79.将所述重质催化裂解后的油剂物料送入流化床反应器3进行流化床催化裂解，得到流化床催化裂解后的油剂物料；将所述轻质催化裂解后的油剂物料进行一级油剂分离后再与流化床催化裂解后的油剂物料共同进行二级油剂分离，得到油气产物和待生催化剂。
80.操作条件及产物分布列于表4。
81.对比例1
82.采用实施例1的方法进行催化裂解，不同之处在于，轻质原料油不经过预热，直接经轻质原料油进料管9与来自第二再生剂出料管21的再生催化剂接触。操作条件及产物分布列于表4。
83.对比例2
84.采用实施例2的方法进行催化裂解，不同之处在于，轻质原料油不经过预热，直接经轻质原料油进料管9与来自第二再生剂出料管21的再生催化剂接触。操作条件及产物分布列于表4。
85.对比例3
86.采用实施例1的方法进行催化裂解，不同之处在于，关闭轻质原料油进料管9和第
二再生剂出料管21，即不使用轻质原料油，也不进行所述轻质催化裂解。操作条件及产物分布列于表4。
87.对比例4
88.采用实施例1的方法进行催化裂解，不同之处在于，轻质原料油使用表2所示的轻质原料油b，为非富含低碳烷烃的轻质原料油。操作条件及产物分布列于表4。
89.表1轻质原料油a质量组成
[0090][0091]
表2轻质原料油b质量组成
[0092][0093]
表3重质原料油性质
[0094][0095]
表4操作条件及产物分布
[0096][0097]
根据表4的数据可见，本公开的技术方案中，乙烯和丙烯的产率得到了显著的提高。
[0098]
以上结合附图详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。
[0099]
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，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。
[0100]
此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。