專利名稱：輕質(zhì)石油烴催化轉(zhuǎn)化生產(chǎn)低碳烯烴的方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種不存在氫的情況下烴油的催化轉(zhuǎn)化方法，更具體地說，涉及一種輕質(zhì)烴油催化轉(zhuǎn)化生產(chǎn)低碳烯烴的方法。
背景技術(shù)：
乙烯是石油化學(xué)工業(yè)最重要的基礎(chǔ)原料之一，通過乙烯聚合、與苯的烷基化以及與水、氧、鹵素的加成反應(yīng)，可以得到一系列極有價值的衍生物。世界乙烯工業(yè)繼續(xù)保持著穩(wěn)步發(fā)展的態(tài)勢。目前，世界上約98%的乙烯來自于管式爐蒸汽裂解技術(shù)，在乙烯生產(chǎn)原料中，石腦油占46%，乙烷占34%。丙烯是最重要的烯烴之一，用量僅次于乙烯。丙烯最大用量的衍生物是聚丙烯，占全球丙烯用量的61 %。2005年，全球大約62%丙烯來自蒸汽裂解制乙烯的聯(lián)產(chǎn)，34%丙烯來自煉廠催化裂化裝置副產(chǎn)，還有4%丙烯來自丙烷脫氫和乙烯-丁烯易位反應(yīng)。目前，蒸汽裂解技術(shù)已日臻完善，并且是大量消耗能源的過程，又受使用而高溫材質(zhì)的局限，進一步改進的潛力已很小。烴類蒸汽裂解生產(chǎn)的乙烯和丙烯的產(chǎn)量很大，微小收率的提高以及微小的原料和能源的節(jié)省都將帶來可觀的經(jīng)濟效益。為了提高裂解過程烯烴的選擇性，降低裂解反應(yīng)溫度，進一步增加乙烯和丙烯的收率，通過提高原料的多樣性，開發(fā)了多種新的乙烯生產(chǎn)技術(shù)，如催化裂解制低碳烯烴技術(shù)、甲烷氧化偶聯(lián)技術(shù)、乙烷氧化脫氫技術(shù)、天然氣經(jīng)甲醇或二甲醚制烯烴技術(shù)等，其中催化裂解制烯烴技術(shù)與蒸汽裂解技術(shù)相比，具有能降低裂解溫度，提高乙烯和丙烯收率和裂解反應(yīng)選擇性、節(jié)省能量的優(yōu)點，從而成為極具吸引力的技術(shù)。CN1406253A公開一種流化床催化裂化過程制備丙烯的方法，將石腦油流引入到由反應(yīng)區(qū)、汽提區(qū)、催化劑再生區(qū)和分餾區(qū)組成的工藝裝置中。使石腦油原料在反應(yīng)區(qū)與催化劑接觸，所述催化劑含有 約10 50重％的平均孔徑低于約0. 7nm的結(jié)晶沸石，并且反應(yīng)條件包括溫度約500 650°C，烴分壓為10 40psia。反應(yīng)區(qū)上部實現(xiàn)油氣與催化劑分離，并使催化劑顆粒通過汽提區(qū)，然后進入催化劑再生區(qū)。在汽提區(qū)用蒸汽汽提揮發(fā)物，催化劑顆粒送到催化劑再生區(qū)，在此將催化劑上的焦炭焚燒掉，然后催化劑循環(huán)到反應(yīng)區(qū)。從反應(yīng)區(qū)得到的頂產(chǎn)品被送到分餾區(qū)，在此回收C3產(chǎn)品流，而富C4和/或C5烯烴的物流循環(huán)到汽提區(qū)。CN101279881A公開了一種催化裂解石腦油生產(chǎn)乙烯和丙烯的方法，該發(fā)明通過采用以C4 ClO烴組成的石腦油為原料，原料烴汽化后，先與惰性氣體混合，其中惰性氣體與石腦油的摩爾比大于0 5.0 I，在反應(yīng)溫度為580 750°C，反應(yīng)壓力(以表壓計)大于0 0. 5MPa，重量空速0. 5 31T1，水/石腦油重量比0 5 I的條件下，原料混合氣與催化劑接觸反應(yīng)生成乙烯和丙烯，其中所用催化劑選自ZSM-5/絲光沸石共生分子篩、ZSM-5/^沸石共生分子篩或ZSM-5/Y沸石共生分子篩中至少一種的技術(shù)方案，主要解決石腦油催化裂解制乙烯丙烯反應(yīng)中催化劑因結(jié)焦導(dǎo)致的壽命較短、須耗用大量水蒸氣的問題。CN1958731A公開了一種催化熱裂解制取低碳烯烴方法。將包含石腦油、輕柴油和加氫尾油的石油烴裂解原料，通過上下串聯(lián)的兩個裝填不同催化劑a和b的催化劑床層，進行催化裂解反應(yīng)，得到低碳數(shù)烯烴。優(yōu)選采用雙反應(yīng)器雙催化劑床層工藝，將兩段固定床反應(yīng)器串聯(lián)；或者采用單反應(yīng)器雙催化劑床層工藝，在同一固定床反應(yīng)器中裝填兩催化劑床層。該發(fā)明的方法可以提高原料的轉(zhuǎn)化率，并且提高反應(yīng)的選擇性，增加目的產(chǎn)物(乙烯和丙烯)的收率。CN1566272A公開一種利用輕質(zhì)石油餾分催化轉(zhuǎn)化生產(chǎn)乙烯和丙烯的方法，是將富含烯烴的輕質(zhì)石油餾分在主反應(yīng)區(qū)內(nèi)與熱的五元環(huán)高硅沸石催化劑接觸、并在催化轉(zhuǎn)化條件下反應(yīng)；分離反應(yīng)產(chǎn)物和待生催化劑；反應(yīng)產(chǎn)物由主反應(yīng)區(qū)引出后進一步分離為富含乙烯、丙烯的C4以下餾分和C4及C4以上餾分；待生催化劑經(jīng)汽提后進入再生器，在含氧氣體存在下燒焦再生；熱的再生催化劑先進入預(yù)反應(yīng)區(qū)內(nèi)與來自主反應(yīng)區(qū)的上述C4及C4以上餾分接觸、反應(yīng)，所生成的油劑混合物返回主反應(yīng)區(qū)循環(huán)使用。由于催化裂解工藝的裂化反應(yīng)轉(zhuǎn)化率高，反應(yīng)溫度高，裂化反應(yīng)熱大，在反應(yīng)方面需要的熱量較常規(guī)催化裂化或其它催化轉(zhuǎn)化方法要多，自身裂化生成的焦炭往往不能滿足反應(yīng)-再生系統(tǒng)自身熱平衡的需求。上述現(xiàn)有技術(shù)提出了通過催化裂化反應(yīng)過程將石油烴原料轉(zhuǎn)化為低碳烯烴的方法和催化劑，但未能解決輕質(zhì)烴油裂化過程中反應(yīng)熱不足的問題。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明的目的是提供一種節(jié)省能耗、選擇性好的輕質(zhì)烴油催化轉(zhuǎn)化生產(chǎn)低碳烯烴，即乙烯和丙烯的方法。本發(fā)明提供的輕質(zhì)烴油催化轉(zhuǎn)化生產(chǎn)低碳烯烴的方法，包括預(yù)熱后的輕質(zhì)烴油原料進入提升管反應(yīng)器底部，與再生催化劑接觸進行催化裂解反應(yīng)同時向上流動，提升管反應(yīng)器出口的反應(yīng)油氣和待生催化劑進入旋風(fēng)分離器進行氣固分離，分離出的反應(yīng)油氣引出裝置，進一步分離得到乙烯、丙烯、C2 C3烷烴和C4烴餾份等反應(yīng)產(chǎn)物；分離出的待生催化劑經(jīng)汽提后進入催化劑再生器中燒焦再生，恢復(fù)活性的再生催化劑返回反應(yīng)器中循環(huán)使用；所述的提升管反應(yīng)器設(shè)置于催化劑再生器內(nèi)部并貫穿催化劑再生器，所述的提升管反應(yīng)器出口連通旋風(fēng)分離器，旋風(fēng)分離器的氣相出口經(jīng)集氣室連通后續(xù)分離系統(tǒng)，旋風(fēng)分離器固相出口經(jīng)汽提段連通催化劑再生器內(nèi)部，所述的汽提段上部不設(shè)置沉降器。本發(fā)明提供的方法中，所述的提升管反應(yīng)器的操作條件為反應(yīng)溫度為500 750 V、優(yōu)選540 720 V、更優(yōu)選560 700 V，反應(yīng)時間為I 10秒、優(yōu)選2 6秒、更優(yōu)選2 4秒，表觀壓力為0. 05 1. 0MPa，劑油重量比為I 100、優(yōu)選10 50、更優(yōu)選20 40。本發(fā)明提供的輕質(zhì)烴油催化轉(zhuǎn)化生產(chǎn)低碳烯烴的方法的有益效果為采用了提升管反應(yīng)器置于再生器內(nèi)的結(jié)構(gòu)，節(jié)省能量，同時減緩了輕質(zhì)烴油裂解生焦不足而帶來的熱平衡問題。提升管反應(yīng)器出口不設(shè)置沉降器，反應(yīng)油氣直接經(jīng)旋風(fēng)分離器進行氣固分離，快速導(dǎo)出油氣，避免了由于催化劑與反應(yīng)產(chǎn)物接觸時間過長而引起的非選擇性反應(yīng)，提高了低碳烯烴產(chǎn)率，其中乙烯產(chǎn)率可達24. 92重％，丙烯產(chǎn)率達26. 17重％。


附圖為本發(fā)明提供的輕質(zhì)烴油催化轉(zhuǎn)化生產(chǎn)低碳烯烴的方法流程示意圖。其中1-提升管反應(yīng)器，2-旋風(fēng)分離器，3-催化劑再生器，4-再生催化劑脫氣罐，8-催化劑再生器主風(fēng)入口，9-汽提蒸汽入口，10-待生催化劑立管、11-旋風(fēng)分離器氣相出口管，12-集氣室，13-再生催化劑斜管，18-分餾塔，5、6、7、14、15、16、17、19、20、21、22、23、24、25_ 管線。
具體實施例方式以下具體說明本發(fā)明提供的方法的
具體實施例方式富含中孔沸石的再生催化劑進入提升管反應(yīng)器的預(yù)提升段，在預(yù)提升介質(zhì)的作用下向上流動，預(yù)熱后的輕質(zhì)烴油原料與霧化蒸汽一起注入提升管反應(yīng)器下部，與再生催化劑接觸進行催化裂解反應(yīng)同時向上流動；反應(yīng)后物流經(jīng)提升管反應(yīng)器出口進入旋風(fēng)分離器進行氣固分離，分離出的反應(yīng)油氣引出裝置，進一步分離得到乙烯、丙烯、C2 C3烷烴和C4等產(chǎn)物；分離出的帶炭的待生催化劑直接進入旋風(fēng)分離器下端的汽提段，經(jīng)汽提后進入催化劑再生器中燒焦再生，恢復(fù)活性的再生催化劑返回提升管反應(yīng)器中循環(huán)使用；所述的提升管反應(yīng)器設(shè)置于催化劑再生器內(nèi)部并貫穿催化劑再生器，所述的提升管反應(yīng)器出口直接連通旋風(fēng)分離器，旋風(fēng)分離器的氣相出口經(jīng)集氣室連通后續(xù)分離系統(tǒng)，旋風(fēng)分離器固相出口直接經(jīng)汽提段 連通催化劑再生器內(nèi)部，所述的汽提段上部不設(shè)置沉降器。本發(fā)明提供的方法中，所述的提升管反應(yīng)器的操作條件為反應(yīng)溫度為500 750 V、優(yōu)選540 720 V、更優(yōu)選560 700 V，反應(yīng)時間為I 10秒、優(yōu)選2 6秒、更優(yōu)選2 4秒，表觀壓力為0. 05 1. OMPa，劑油重量比(劑油比)為I 100、優(yōu)選10 50、更優(yōu)選20 40，水蒸汽與原料油的重量比為0. 05 1. O。本發(fā)明提供的方法中，所述的輕質(zhì)烴油原料為餾程為25_204°C的烴餾份。可以選自催化裂解汽油、催化裂化汽油、直餾石腦油、焦化汽油、熱裂解汽油、熱裂化汽油和加氫汽油中的一種或幾種。本發(fā)明提供的方法中，輕質(zhì)烴油原料引入提升管反應(yīng)器內(nèi)的方式，可以在一個進料位置將全部所述輕質(zhì)烴油原料油引入反應(yīng)器內(nèi)，或在至少兩個不同的進料位置將所述輕質(zhì)烴油原料按照相同或不同的比例弓丨入反應(yīng)器內(nèi)。本發(fā)明提供的方法中，所述的反應(yīng)油氣進入后續(xù)分離系統(tǒng)，進一步分離得到乙烯、丙烯、C2 C3烷烴、C4烴餾分、汽油餾分和柴油餾分；優(yōu)選的方案是將分離出的C4烴餾分引入反應(yīng)器中進行回?zé)挕Ｆ渲?，輕質(zhì)烴油原料與C4烴餾分可以在相同的位置或不同的進料位置引入反應(yīng)器內(nèi)。在更優(yōu)選的實施方案中，所述的返回提升管反應(yīng)器的C4烴餾分在所述的輕質(zhì)烴油原料進料位置之后引入反應(yīng)器。本發(fā)明提供的方法中，以催化劑的總重量計，所述催化劑含有沸石I 60重％、無機氧化物5 99重％和粘土 0 70重％，其中沸石作為活性組分，選自中孔沸石和任選的大孔沸石，中孔沸石占沸石總重量的50 100重％，優(yōu)選70 100重％，大孔沸石占沸石總重量的0 50重％，優(yōu)選0 30重％。
所述的中孔沸石選自具有MFI結(jié)構(gòu)的沸石，例如ZSM-5沸石和/或ZRP沸石，也可對上述中孔沸石用磷等非金屬元素和/或鐵、鈷、鎳等過渡金屬元素進行改性，有關(guān)ZRP更為詳盡的描述參見US5232675，有關(guān)ZSM-5更為詳盡的描述參見US3702886。所述的大孔沸石選自稀土 Y(REY)、稀土氫Y(REHY)、不同方法得到的超穩(wěn)Y沸石中的一種或幾種。所述的無機氧化物作為粘接劑，選自二氧化硅(SiO2)和/或三氧化二鋁(Al2O3)。所述的粘土作為基質(zhì)(即載體)，選自聞嶺土和/或多水聞嶺土。本發(fā)明提供的方法中，所述的反應(yīng)油氣進入后續(xù)分離系統(tǒng)，例如分餾塔，進一步分離得到干氣、液化氣、汽油餾分和柴油餾分。將干氣和液化氣經(jīng)氣體分離設(shè)備進一步分離得到乙烯、丙烯、C2 C3烷烴、C4烴餾分，從反應(yīng)產(chǎn)物中分離乙烯和丙烯等方法與本領(lǐng)域常規(guī)技術(shù)方法相似，本發(fā)明對此沒有限制。本發(fā)明提供的方法中，所述的催化劑再生器中，汽提段下部連接的待生催化劑立管外設(shè)置中心套筒，所述的中心套筒上端外緣設(shè)置有傾斜向下的催化劑導(dǎo)向板，所述的待生催化劑立管下部設(shè)置塞閥，塞閥閥頭與待生立管正中對齊。汽提后的待生催化劑由汽提段經(jīng)待生立管下來，經(jīng)塞閥調(diào)節(jié)流量后進入中心套筒，在中心套筒底部輸送風(fēng)的輸送下，沿中心套筒上升，通過中心套筒上端的催化劑導(dǎo)向板進入再生器內(nèi)催化劑密相床中上部。催化劑再生器下部設(shè)置所述的中心套筒和塞閥可以防止催化劑再生器中的含氧氣體進入汽提段，同時塞閥可控制待生催化劑流量。催化劑再生器中，催化劑燒焦再生后生成的煙氣在催化劑再生器上部氣固分離，例如經(jīng)旋風(fēng)分離器氣固分離后，分離出的再生煙氣排出催化劑再生器進入后續(xù)處理系統(tǒng)進
一步處理。本發(fā)明提供的方法中，所述的催化劑再生器中燒焦再生的再生催化劑先進入脫氣罐中，脫除含氧氣體后引入提升管反應(yīng)器底部循環(huán)使用，脫氣罐上部脫除的含氧氣體返回催化劑再生器中，以避免大 量再生煙氣進入提升管反應(yīng)器，最后到吸收穩(wěn)定系統(tǒng)、氣壓機，增加不必要的能量消耗。與現(xiàn)有技術(shù)相比，本發(fā)明提供的輕質(zhì)烴油原料催化裂化生產(chǎn)低碳烯烴的方法的優(yōu)點為(I)采用提升管反應(yīng)器置于再生器內(nèi)的結(jié)構(gòu)，縮減了反應(yīng)器與再生器的散熱總表面積，避免了反應(yīng)器的散熱能耗，減少了補充燃料量，節(jié)省能量，同時，內(nèi)置的提升管反應(yīng)器還可從再生器獲得熱量，減緩了輕質(zhì)烴油裂解生焦不足而帶來的熱平衡問題。(2)取消了傳統(tǒng)的催化裂化裝置的沉降器，采用帶有汽提器的旋風(fēng)分離器，縮短了油氣和催化劑的接觸時間，快速導(dǎo)出油氣，減少了油氣停留時間，減少了催化劑與反應(yīng)產(chǎn)物在沉降段的非選擇性二次反應(yīng)，提高了低碳烯烴產(chǎn)率，其中乙烯產(chǎn)率可達24. 92重％，丙烯產(chǎn)率達26. 17重％。(3)反應(yīng)器與再生器一體化，將反應(yīng)器置于再生器內(nèi)，結(jié)構(gòu)簡單且緊湊，大大節(jié)省了設(shè)備費用和建設(shè)投資。采用本發(fā)明提供的方法，煉廠可以從輕質(zhì)烴油最大限度生產(chǎn)乙烯和丙烯，實現(xiàn)煉廠從傳統(tǒng)的燃料型和燃料-潤滑油型煉廠生產(chǎn)模式向化工型轉(zhuǎn)變，既解決了石化原料短缺的問題，又提高了煉廠的經(jīng)濟效益。下面結(jié)合附圖進一步說明本發(fā)明所提供的方法，但本發(fā)明并不因此而受到任何限制。附圖為本發(fā)明提供的輕質(zhì)烴油原料生產(chǎn)低碳烯烴的催化轉(zhuǎn)化方法的流程示意圖。如附圖所示，預(yù)提升介質(zhì)經(jīng)管線5由提升管反應(yīng)器I底部進入，來自管線14的再生催化劑在預(yù)提升介質(zhì)的提升作用下沿提升管向上加速運動，原料經(jīng)管線7與來自管線6的霧化/稀釋蒸汽混合后經(jīng)噴嘴注入提升管反應(yīng)器I中，與提升管反應(yīng)器內(nèi)的催化劑混合，原料油在熱的催化劑上發(fā)生催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)，并向上加速運動。提升管反應(yīng)器出口的反應(yīng)油氣和積炭的待生催化劑進入帶有汽提器的旋風(fēng)分離器2，旋風(fēng)分離器可為兩級，以提高氣固分離效率，實現(xiàn)待生催化劑與反應(yīng)產(chǎn)物油氣的分離，反應(yīng)產(chǎn)物油氣經(jīng)旋分器出口管11進入集氣室12，集氣室12中的反應(yīng)產(chǎn)物油氣經(jīng)過管線17進入后續(xù)分離系統(tǒng)進一步分離。經(jīng)旋風(fēng)分離器2分離后的待生催化劑直接進入汽提段，與來自管線9的汽提蒸汽接觸汽提脫除待生催化劑上吸附的油氣。從待生催化劑中汽提出的反應(yīng)油氣經(jīng)旋風(fēng)分離器2后進入集氣室12。汽提后的待生催化劑經(jīng)待生催化劑立管10下來，經(jīng)設(shè)置于待生立管10底部的塞閥33調(diào)節(jié)流量后，進入設(shè)置于待生立管15外部的中心套管34中并折向上方，再沿中心套管34上部外緣的催化劑導(dǎo)向板35返到催化劑再生器中，含有氧氣的主風(fēng)經(jīng)管線8進入再生器底部，燒去待生催化劑上的焦炭，使待生催化劑再生恢復(fù)活性。再生后的催化劑經(jīng)再生斜管13進入脫氣罐4，脫氣后的再生催化劑經(jīng)管線14循環(huán)到提升管反應(yīng)器I底部，脫氣罐上部的氣體經(jīng)管線15返回再生器3中。集氣室12中的反·應(yīng)產(chǎn)物油氣經(jīng)過管線17，進入后續(xù)的分離系統(tǒng)18，分離得到的催化裂解氫氣、甲烷和乙烯經(jīng)管線19引出，經(jīng)進一步分離得到目的產(chǎn)物乙烯；乙烷和丙烷經(jīng)管線20引出；丙烯經(jīng)管線21引出得到目的產(chǎn)物丙烯；而(4烴餾份經(jīng)管線22引出，返回提升管反應(yīng)器1，C4烴餾份可以與輕質(zhì)烴油原料混合經(jīng)管線7注入提升管1，也可以經(jīng)管線25與來自管線16的霧化蒸汽一起注入提升管I ;催化裂解汽油經(jīng)管線23引出；柴油經(jīng)管線24引出。下面的實施例將對本方法予以進一步的說明，但并不因此而限制本方法。實施例中所用的原料為直餾石腦油，其性質(zhì)如表I所示。實施例中所用的催化裂解催化劑制備方法簡述如下I)將20gNH4Cl溶于IOOOg水中，向此溶液中加入IOOg (干基)晶化產(chǎn)品ZRP-1沸石(齊魯石化公司催化劑廠生產(chǎn)，SiO2Al2O3 = 30，稀土含量RE2O3 = 2. 0重％ )，在90°C交換O. 5h后，過濾得濾餅;加入4. OgH3PO4 (濃度85% )與4. 5gFe (NO3) 3溶于90g水中，與濾餅混合浸潰烘干；接著在550°C溫度下焙燒處理2小時得到含磷和鐵的MFI結(jié)構(gòu)中孔沸石，其元素分析化學(xué)組成為O.1Na2O · 5.1Al2O3 · 2. 4P205 ·1. 5Fe203 · 3. 8RE2O3 · 88.1SiO2。2)用250kg脫陽離子水將75. 4kg多水高嶺土(蘇州瓷土公司工業(yè)產(chǎn)品，固含量71. 6重％)打漿，再加入54. 8kg擬薄水鋁石(山東鋁廠工業(yè)產(chǎn)品，固含量63重％)，用鹽酸將其PH調(diào)至2 4，攪拌均勻，在60 70°C下靜置老化I小時，保持PH為2 4，將溫度降至60°C以下，加入41. 5kg鋁溶膠(齊魯石化公司催化劑廠產(chǎn)品，Al2O3含量為21. 7重％ )，攪拌40分鐘，得到混合漿液。3)將步驟I)制備的含磷和鐵的MFI結(jié)構(gòu)中孔沸石(干基為22. 5kg)以及DASY沸石(齊魯石化公司催化劑廠工業(yè)產(chǎn)品，晶胞常數(shù)為2.445 2.44811!11，干基為2.0kg)加入到步驟2)得到的混合漿液中，攪拌均勻，噴霧干燥成型，用磷酸二氫銨溶液(磷含量為I重％ )洗滌，洗去游離Na+，干燥即得催化裂解催化劑樣品，該催化劑的組成為18重％含磷和鐵的MFI結(jié)構(gòu)中孔沸石、2重％ DASY沸石、28重％擬薄水鋁石、7重％鋁溶膠和余量高嶺土。實施例該實施例按照附圖的流程進行試驗，以直餾石腦油為原料，在提升管反應(yīng)器的中型裝置上進行試驗，預(yù)熱的原料油進入提升管底部，在反應(yīng)溫度6751、反應(yīng)時間2.5秒，催化裂解催化劑與原料油的重量比30，水蒸汽與原料油的重量比為O. 45條件下進行裂化反應(yīng)，反應(yīng)產(chǎn)物和水蒸氣以及待生催化劑從反應(yīng)器出口進入密閉式旋分器，反應(yīng)產(chǎn)物和催化劑快速分離，反應(yīng)產(chǎn)物通過與原料換熱后在分離系統(tǒng)按餾程進行切割，從而得到干氣、丙烯、碳四和汽油等餾分，其中碳四返回進入反應(yīng)器進一步裂化為乙烯和丙烯。待生催化劑在重力作用下進入汽提器，由水蒸氣汽提出待生催化劑上吸附的烴類產(chǎn)物，汽提后的待生催化劑進入到再生器，與空氣接觸進行再生。再生后的催化劑進入脫氣罐，以除去再生催化劑吸附和攜帶的非烴氣體雜質(zhì)。汽提后的再生催化劑再返回到提升管反應(yīng)中循環(huán)使用。操作條件和產(chǎn)品分布列于表2。從表2可以看出，乙烯產(chǎn)率可達24. 92重％，丙烯產(chǎn)率可達26. 17重％,丙烯/乙烯比約為1.05。表I
權(quán)利要求
1.輕質(zhì)烴油催化轉(zhuǎn)化生產(chǎn)低碳烯烴的方法，包括 預(yù)熱后的輕質(zhì)烴油原料進入提升管反應(yīng)器底部，與再生催化劑接觸進行催化裂解反應(yīng)同時向上流動，提升管反應(yīng)器出口的反應(yīng)油氣和待生催化劑進入旋風(fēng)分離器進行氣固分離，分離出的反應(yīng)油氣引出裝置，進一步分離得到乙烯、丙烯、C2 C3烷烴和C4烴餾份和其他產(chǎn)物；分離出的待生催化劑經(jīng)汽提后進入催化劑再生器中燒焦再生，恢復(fù)活性的再生催化劑返回反應(yīng)器中循環(huán)使用； 其特征在于，所述的提升管反應(yīng)器設(shè)置于催化劑再生器內(nèi)部并貫穿催化劑再生器，所述的提升管反應(yīng)器出口連通旋風(fēng)分離器，旋風(fēng)分離器的氣相出口經(jīng)集氣室連通后續(xù)分離系統(tǒng)，旋風(fēng)分離器固相出口經(jīng)汽提段連通催化劑再生器內(nèi)部，所述的汽提段上部不設(shè)置沉降器。
2.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于，所述提升管反應(yīng)器的操作條件為反應(yīng)溫度為500 750°C，反應(yīng)時間為I 10秒，表觀壓力為0. 05 l.OMPa，催化劑與原料油的重量比為I 100，水蒸汽與原料油的重量比為0. 05 1. O。
3.按照權(quán)利要求2的方法，其特征在于，所述的提升管反應(yīng)器的操作條件為 反應(yīng)溫度為540 720°C，反應(yīng)時間為2 6秒，催化劑與原料油的重量比為10 50。
4.按照權(quán)利要求3的方法，其特征在于，所述的提升管反應(yīng)器的操作條件為 反應(yīng)溫度為560 700°C，反應(yīng)時間為2 4秒，催化劑與原料油的重量比為20 40。
5.按照權(quán)利要求1-4中的任一種方法，其特征在于，所述的催化劑再生器的操作條件為再生溫度為550 750°C，流化床氣體表觀線速為0. 8 3. 0米/秒，催化劑平均停留時間為0. 6 2. 0分鐘。
6.按照權(quán)利要求1-4中的任一種方法，其特征在于，所述的催化劑再生器中，汽提段下部連接的待生催化劑立管外設(shè)置中心套筒，所述的中心套筒上端外緣設(shè)置有傾斜向下的催化劑導(dǎo)向板，所述的待生催化劑立管下部設(shè)置塞閥，塞閥閥頭與待生催化劑立管正中對齊。
7.按照權(quán)利要求1-4中的任一種方法，其特征在于，將反應(yīng)產(chǎn)物中所述的C4烴餾份返回提升管反應(yīng)器中繼續(xù)反應(yīng)。
8.按照權(quán)利要求7的方法，其特征在于，所述的返回提升管反應(yīng)器的C4烴餾分在所述的輕質(zhì)烴油原料進料位置之后引入提升管反應(yīng)器。
9.按照權(quán)利要求1-4中的任一種方法，其特征在于，以催化劑的總重量計，所述催化劑中沸石的含量為I 60重％、無機氧化物的含量為5 99重％，粘土的含量為0 70重％，其中沸石選自中孔沸石和任選的大孔沸石，中孔沸石占沸石總重量的50 100重％，大孔沸石占沸石總重量的0 50重％。
10.按照權(quán)利要求9的方法，其特征在于，所述的中孔沸石占沸石總重量的70 100重％,大孔沸石占沸石總重量的0 30重％。
11.按照權(quán)利要求1-4中的任一種方法，其特征在于，所述的輕質(zhì)烴油原料為餾程為25-204 °C的烴餾份。
12.按照權(quán)利要求11的方法，其特征在于，所述的輕質(zhì)烴油原料選自催化裂解汽油、催化裂化汽油、直餾石腦油、焦化汽油、熱裂解汽油、熱裂化汽油和加氫汽油中的一種或幾種的混合物。
13.按照權(quán)利要求1-4中的任一種方法，來自催化劑再生器的再生催化劑進入脫氣罐，脫氣后的再生催化劑返回提升管反應(yīng)器底部循環(huán)使用，脫氣罐上部的含氧氣體返回催化劑再生 器中。
全文摘要
輕質(zhì)烴油催化轉(zhuǎn)化生產(chǎn)低碳烯烴的方法，輕質(zhì)烴油原料進入提升管反應(yīng)器底部，與再生催化劑接觸進行催化裂解反應(yīng)同時向上流動，提升管反應(yīng)器出口的反應(yīng)油氣和待生催化劑進入旋風(fēng)分離器進行氣固分離，分離出的反應(yīng)油氣進一步分離得到乙烯、丙烯、C2～C3烷烴、C4烴餾份和其他產(chǎn)物；分離出的待生催化劑經(jīng)汽提后燒焦再生循環(huán)使用；所述的提升管反應(yīng)器設(shè)置于催化劑再生器內(nèi)部，所述的提升管反應(yīng)器出口連通旋風(fēng)分離器，旋風(fēng)分離器的氣相出口經(jīng)集氣室連通后續(xù)分離系統(tǒng)，旋風(fēng)分離器固相出口經(jīng)汽提段連通催化劑再生器內(nèi)部，所述的汽提段上部不設(shè)置沉降器。本發(fā)明提供的方法提升管反應(yīng)器置于再生器內(nèi)，節(jié)省能量，同時減緩了輕質(zhì)烴油裂解生焦不足而帶來的熱平衡問題。
文檔編號C07C11/06GK103059925SQ20111031786
公開日2013年4月24日 申請日期2011年10月18日 優(yōu)先權(quán)日2011年10月18日
發(fā)明者魏曉麗, 毛安國, 張久順, 袁起民 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司石油化工科學(xué)研究院