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1、(10)申请公布号 CN 103509595 A (43)申请公布日 2014.01.15 CN 103509595 A (21)申请号 201210216139.0 (22)申请日 2012.06.26 C10G 55/06(2006.01) C07C 4/06(2006.01) C07C 11/04(2006.01) C07C 11/06(2006.01) (71)申请人 中国石油化工股份有限公司 地址 100728 北京市朝阳区朝阳门北大街 22 号 申请人 中国石油化工股份有限公司石油化 工科学研究院 (72)发明人 魏晓丽 毛安国 张久顺 袁起民 白风宇 (54) 发明名称 一种轻质。
2、烃油催化转化方法 (57) 摘要 一种轻质烃油催化转化方法， 轻质烃油原料 进入催化裂解装置的提升管反应器中与催化剂接 触反应， 反应完成后反应油气和待生催化剂分离， 进一步分离得到乙烯、 丙烯、 C2 C3 烷烃、 C4 烃 馏分及其他产物 ； 待生催化剂烧焦再生后循环使 用 ； 所述催化裂解装置包括再生器 （2） 、 提升管反 应器 （1） 、 提升管反应器 （1） 出口外的封闭罩 （3） 和旋风分离器 （5） ； 所述提升管反应器出口经封闭 罩 （3） 顶部的出口与旋风分离器 （5） 的入口连通， 旋风分离器 （5） 的下部料腿连通封闭罩 （3） ； 所述 封闭罩 （3） 下部经待生斜管。
3、 （9） 连通再生器 （2） 。 本发明提供的方法缩减了反应再生系统的散热总 表面积， 减少了反应器的散热能耗， 解决了轻质烃 油裂解生焦不足带来的热量不足问题。 (51)Int.Cl. 权利要求书 2 页 说明书 11 页 附图 1 页 (19)中华人民共和国国家知识产权局 (12)发明专利申请 权利要求书2页 说明书11页 附图1页 (10)申请公布号 CN 103509595 A CN 103509595 A 1/2 页 2 1. 一种轻质烃油催化转化方法， 包括 ： 轻质烃油原料进入催化裂解装置的提升管反应 器底部， 与再生催化剂接触进行催化裂解反应同时向上流动， 提升管反应器出口的反。
4、应油 气和待生催化剂气固分离， 分离出的反应油气引出装置， 进一步分离得到乙烯、 丙烯、 C2 C3 烷烃、 C4 烃馏分及其他产物 ； 分离出的待生催化剂进入再生器中烧焦再生， 恢复活性的 再生催化剂返回反应器中循环使用 ； 其特征在于， 所述催化裂解装置包括再生器 （2） 、 贯穿 再生器 （2） 的提升管反应器 （1） 、 提升管反应器 （1） 出口外的封闭罩 （3） 和旋风分离器 （5） ； 所述提升管反应器出口经封闭罩 （3） 顶部出口与旋风分离器 （5） 的入口连通， 旋风分离器 （5） 的催化剂出口连通封闭罩 （3） ； 所述封闭罩 （3） 下部经设置于再生器 （2） 外的待生斜。
5、管 （9） 连通再生器 （2） 。 2. 按照权利要求 1 的方法， 其特征在于， 所述提升管反应器 （1） 出口连接气固快速分离 器 （4） ， 所述的气固快速分离器 （4） 具有切向开口， 气固快速分离器 （4） 位于封闭罩 （3） 内。 3.按照权利要求1的方法， 其特征在于， 所述的提升管反应器 （1） 、 再生器 （2） 和封闭罩 （3） 同轴设置。 4. 按照权利要求 1 的方法， 其特征在于， 所述再生器 （2） 的再生催化剂出口通过再生斜 管 （16） 与提升管反应器 （1） 底部连通。 5. 按照权利要求 1 的方法， 其特征在于， 所述催化裂解装置还包括再生催化剂脱气罐 （。
6、15） ， 来自再生器 （2） 的再生催化剂进入再生催化剂脱气罐， 脱气后的再生催化剂返回提升 管反应器 （1） 底部循环使用， 脱气罐上部的含氧气体返回再生器 （2） 中。 6. 按照权利要求 5 的方法， 其特征在于， 所述的脱气罐底部引入汽提介质， 进一步脱除 脱气罐中的再生催化剂所吸附的烟气。 7. 按照权利要求 6 的方法， 其特征在于， 所述的汽提介质为轻烃和 / 或水蒸气， 引入脱 气罐中汽提介质的量为轻质烃油总量的 3-10 重 %。 8. 按照权利要求 1 的方法， 其特征在于， 所述的再生器中喷入燃料。 9. 按照权利要求 1 的方法， 其特征在于， 所述的待生斜管 （9）。
7、 上设置燃料入口， 经燃料 入口喷入燃料和分散介质， 含或不含含氧气体。 10. 按照权利要求 1-9 的任一种方法， 其特征在于， 所述提升管反应器的操作条件为 ： 反应温度为 500 750， 反应时间为 1 10 秒， 表观压力为 0.05 1.0MPa， 催化剂与原 料油的重量比为 1 100， 水蒸汽与原料油的重量比为 0.05 1.0。 11. 按照权利要求 10 的方法， 其特征在于， 所述的提升管反应器的操作条件为 ： 反应温 度为 540 720， 反应时间为 2 6 秒， 剂油比为 10 50。 12. 按照权利要求 11 的方法， 其特征在于， 所述的提升管反应器的操作条。
8、件为 ： 反应温 度为 560 700， 反应时间为 2 4 秒， 剂油比为 20 40。 13. 按照权利要求 1-9 的任一种方法， 其特征在于， 所述的再生器的操作条件为 ： 再生 温度为 550 750， 流化床气体表观线速为 0.8 3.0 米 / 秒， 催化剂平均停留时间为 0.6 2.0 分钟。 14.按照权利要求1-9中的任一种方法， 其特征在于， 将反应产物中所述的C4烃馏分返 回提升管反应器中继续反应。 15. 按照权利要求 14 的方法， 其特征在于， 所述的返回提升管反应器的 C4 烃馏分在所 述的轻质烃油原料进料位置之后引入反应器。 权 利 要 求 书 CN 1035。
9、09595 A 2 2/2 页 3 16. 按照权利要求 1-9 中的任一种方法， 其特征在于， 以催化剂的总重量计， 所述催化 剂含有 ： 沸石 1 60 重 %、 无机氧化物 5 99 重 % 和粘土 0 70 重 %， 其中沸石选自中孔 沸石和任选的大孔沸石， 中孔沸石占沸石总重量的50100重%， 大孔沸石占沸石总重量的 0 50 重 %。 17. 按照权利要求 16 的方法， 其特征在于， 所述的中孔沸石占沸石总重量的 70 100 重 %， 大孔沸石占沸石总重量的 0 30 重 %。 18. 按照权利要求 1-9 中的任一种方法， 其特征在于， 所述的轻质烃油原料为馏程为 25-2。
10、04的烃馏分。 权 利 要 求 书 CN 103509595 A 3 1/11 页 4 一种轻质烃油催化转化方法 技术领域 0001 本发明涉及一种不存在氢的情况下烃油的催化转化方法， 更具体地说， 涉及一种 轻质烃油催化转化生产低碳烯烃的方法。 背景技术 0002 乙烯是石油化学工业最重要的基础原料之一， 通过乙烯聚合、 与苯的烷基化以及 与水、 氧、 卤素的加成反应， 可以得到一系列极有价值的衍生物。世界乙烯工业继续保持着 稳步发展的态势。目前， 世界上约 98% 的乙烯来自于管式炉蒸汽裂解技术， 在乙烯生产原料 中， 石脑油占 46%， 乙烷占 34%。 0003 丙烯是最重要的烯烃之一。
11、， 用量仅次于乙烯。 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， 全球大约 62% 丙烯来自蒸汽裂解制乙烯的联产， 34% 丙烯来 自炼厂催化裂化装置副产， 还有 4% 丙烯来自丙烷脱氢和乙烯 - 丁烯易位反应。 0004 目前， 蒸汽裂解技术已日臻完善， 并且是大量消耗能源的过程， 又受使用而高温材 质的局限， 进一步改进的潜力已很小。 烃类蒸汽裂解生产的乙烯和丙烯的产量很大， 微小收 率的提高以及微小的原料和能源的节省都将带来可观的经济效益。 为了提高裂解过程烯烃 的选择性， 降低裂解反应温度， 进一步增加乙烯和丙烯的收率， 通过提高原料的多样性， 开 发了。
12、多种新的乙烯生产技术， 如催化裂解制低碳烯烃技术、 甲烷氧化偶联技术、 乙烷氧化脱 氢技术、 天然气经甲醇或二甲醚制烯烃技术等， 其中催化裂解制烯烃技术与蒸汽裂解技术 相比， 具有能降低裂解温度， 提高乙烯和丙烯收率和裂解反应选择性、 节省能量的优点， 从 而成为极具吸引力的技术。 0005 CN1566272A 公开一种利用轻质石油馏分催化转化生产乙烯和丙烯的方法， 是将富 含烯烃的轻质石油馏分在主反应区内与热的五元环高硅沸石催化剂接触、 并在催化转化条 件下反应 ； 分离反应产物和待生催化剂 ； 反应产物由主反应区引出后进一步分离为富含乙 烯、 丙烯的C4以下馏分和C4及C4以上馏分 ； 。
13、待生催化剂经汽提后进入再生器， 在含氧气体 存在下烧焦再生 ； 热的再生催化剂先进入预反应区内， 与来自主反应区的上述C4及C4以上 馏分接触、 反应， 所生成的油剂混合物返回主反应区循环使用。 0006 CN1958731A 公开了一种催化热裂解制取低碳烯烃方法。该发明将包含石脑油、 轻 柴油和加氢尾油的石油烃裂解原料， 通过上下串联的两个装填不同催化剂 a 和 b 的催化剂 床层， 进行催化裂解反应， 得到低碳数烯烃。 优选采用双反应器、 双催化剂床层工艺， 将两段 固定床反应器串联 ； 或者采用单反应器、 双催化剂床层工艺， 在同一固定床反应器中装填两 个催化剂床层。 该发明的方法可以提。
14、高原料的转化率， 并且提高反应的选择性， 增加目的产 物 ( 乙烯和丙烯 ) 的收率。 0007 CN101228104A提出一种提高烃原料催化裂化反应中轻质烯烃的产率的方法。 在该 方法中， 使用了一种有效的轻质烯烃的分离工艺结构和循环方法， 通过循环附加值低的乙 烯和丙烯蒸汽裂解单元， 以最经济的方式循环C4C5馏分， 以及灵活地控制C6+馏分循环至 催化裂化装置的进料位置， 可以有效地提高乙烯和丙烯产率。 以石脑油为原料， 其中链烷烃 说 明 书 CN 103509595 A 4 2/11 页 5 的质量分数 85.5%， 在反应温度 675， HXSM-5 催化剂， 单程乙烯和丙烯产率。
15、分别为 20.71% 和 22.06%， 若将 C2 C3 烷烃以及 C4 C5 馏分循环， 通过加和计算， 可得乙烯和丙烯产率 分别为 34.7% 和 24.6%。 0008 CN101279881A 公开了一种催化裂解石脑油生产乙烯和丙烯的方法， 该发明通过采 用以C4C10烃组成的石脑油为原料， 原料烃汽化后， 先与惰性气体混合， 其中惰性气体与 石脑油的摩尔比大于 0 5.0 1， 在反应温 度为 580 750， 反应压力 （以表压计） 大于 0 0.5MPa， 重量空速 0.5 3h-1， 水 / 石脑油重量比 0 5 1 的条件下， 原料混合气与催 化剂接触反应生成乙烯和丙烯， 。
16、其中所用催化剂选自 ZSM-5/ 丝光沸石共生分子筛、 ZSM-5/ 沸石共生分子筛或 ZSM-5/Y 沸石共生分子筛中至少一种的技术方案， 主要解决石脑油催 化裂解制乙烯丙烯反应中催化剂因结焦导致的寿命较短、 须耗用大量水蒸气的问题。 0009 CN102040438A 公开了一种提升管反应 - 再生装置， 旨在解决现有轻烃、 轻油催化 裂解过程中， 采用提升管反应器进行循环反应再生时， 难以实现高温反应的问题。 该发明采 用了提升管反应器的主反应区位于再生器内部且沉降器、 汽提段和提升管反应器位于同一 轴线上的技术方案， 以混合 C4 和 FCC 轻汽油为原料， 在反应温度 630， ZS。
17、M-5 催化剂， 停留 时间 3.7 秒， 剂油质量比 22 条件下， 乙烯和丙烯产率分别为 11.34% 和 33.40%。 0010 CN102295510A 提出一种石脑油催化转化为低碳烯烃的方法， 该发明是在常规催 化裂化技术基础， 采用了提升管反应器串联床层反应器的结构型式， 将经汽提后的积炭催 化剂一部分返回石脑油转化反应器上段， 一部分进入再生器再生， 再生后的催化剂进入石 脑油转化反应器下段 ； 采用串联的床层反应器保证了石脑油裂解反应所需的气固接触时 间， 积炭催化剂返回提升管上段催化转化回炼的 C4 以上混合烃， 进一步提高了低碳烯烃收 率。石脑油中饱和烃的质量分数 93.。
18、5%， 采用 ZSM-5 催化剂， 在反应温度 675， 水油质量比 10:1， 低碳烯烃总收率约为 43.52%。 0011 由于催化裂解工艺的裂化反应转化率高， 反应温度高， 裂化反应热大， 在反应方面 需要的热量较常规催化裂化或其它催化转化方法要多， 自身裂化生成的焦炭往往不能满足 反应 - 再生系统自身热平衡的需求。上述现有技术提出了通过催化裂化反应过程将石油 烃转化为低碳烯烃的方法和催化剂， 但未能解决轻质烃油裂化过程中反应热不足的问题。 此外， 现有技术 均在是传统催化裂化工艺技术发展而来， 典型催化裂化反应 - 再生系统的 主要装置包括提升管反应器、 沉降器和再生器。离开提升管反。
19、应器的油剂混合物经初步分 离后进入沉降器， 沉降器大空间的存在很难实现油气和催化剂的快速分离和油气的快速引 出， 导致生成的低碳烯烃发生二次反应， 减少了低碳烯烃产率， 因此， 减小催化裂化装置沉 降器内的不必要空间， 乃至取消沉降器， 开发无沉降器的催化裂化工艺技术对催化裂化增 产低碳烯烃至关重要。 发明内容 0012 本发明的目的是提供一种节省能耗、 选择性好的轻质烃油催化裂化生产低碳烯 烃， 即乙烯和丙烯的方法。 0013 一种轻质烃油催化转化方法， 包括 ： 轻质烃油原料进入催化裂解装置的提升管 反应器底部， 与再生催化剂接触进行催化裂解反应同时向上流动， 提升管反应器出口的反 应油气。
20、和待生催化剂气固分离， 分离出的反应油气引出装置， 进一步分离得到乙烯、 丙烯、 说 明 书 CN 103509595 A 5 3/11 页 6 C2 C3 烷烃、 C4 烃馏分及其他产物 ； 分离出的待生催化剂进入再生器中烧焦再生， 恢复活 性的再生催化剂返回反应器中循环使用 ； 所述催化裂解装置包括再生器 2、 贯穿再生器 2 的 提升管反应器 1、 提升管反应器 1 出口外的封闭罩 3 和旋风分离器 5 ； 所述提升管反应器出 口经封闭罩 3 顶部的出口与旋风分离器 5 的入口连通， 旋风分离器 5 的下部料腿连通封闭 罩 ； 所述封闭罩 3 下部的催化剂出口经待生斜管 9 连通再生器 。
21、2。 0014 本发明提供的方法中， 所述旋风分离器的气相出口经集气管 7 连通大油气收集管 线 24 ； 所述提升管反应器 1 的底部伸出再生器 2 外， 使得提升管反应器底部的烃油原料入 口和催化剂入口位于再生器 2 之外。 0015 优选地， 所述提升管反应器 1 出口连接气固快速分离器 4。所述的气 固快速分离 器 4 具有切向开口， 气固快速分离器 4 位于封闭罩 3 内。提升管反应器出口的油剂混合物 经气固快速分离器 4 的切向开口喷出后， 在封闭罩空间内形成较强的旋转流场， 实现气固 的快速分离， 催化剂迅速落入封闭罩 3 内， 而反应油气经封闭罩顶部的出口管、 导气管 6 直 。
22、接进入旋风分离器 5 中。 0016 所述旋风分离器 5 为单级或多级串联的旋风分离器， 优选地， 所述的旋风分离器 5 为两级以上的旋风分离器， 每级为一个或多个并联的旋风分离器。 0017 优选地， 所述旋风分离器5的下部料腿8为多个， 其中的部分或全部料腿伸入所述 封闭罩 3 内， 使所述旋风分离器 5 的催化剂出口处于所述封闭罩 3 内。 0018 优选地， 所述的封闭罩3底部与再生器之间设置待生催化剂斜管9。 所述的待生催 化剂斜管入口连通封闭罩底部， 待生催化剂斜管的出口连通再生器。 0019 优选地， 所述待生催化剂斜管9管路上还设置待生滑阀10。 所述待生滑阀10位于 待生斜管。
23、 9 的管路中， 用于控制所述封闭罩中催化剂的料位。 0020 优选地， 所述待生斜管 9 的管路中设置燃料入口， 例如燃料油气喷嘴， 将燃料油和 / 或燃料气喷入待生催化剂斜管 9 中， 与待生催化剂充分混合后进入再生器 2 中。 0021 优选地， 所述再生器 2 的再生催化剂出口通过再生斜管 16 与提升管反应器 1 底部 相连通。 0022 优选地， 所述再生器 2 还包括再生催化剂脱气罐 15， 所述再生催化剂脱气罐 15 包 括再生催化剂入口、 再生催化剂出口和气体出口， 所述脱气罐 15 的再生催化剂入口通过斜 管 14 与再生器 2 的再生催化剂出口相连通， 所述脱气罐 15 。
24、的再生催化剂出口通过待生催 化剂斜管 16 与提升管反应器 1 相连通， 所述脱气罐 4 的气体出口通过管线 13 与再生器 2 相连通。 0023 优选地， 所述装置还包括设置在再生器 2 内的用于分离烟气的旋风分离器 11。 0024 优选地， 所述提升管反应器 1、 再生器 2 和封闭罩 3 同轴。 0025 本发明提供的方法中， 所述的提升管反应器的操作条件为 ： 反应温度为 500 750、 优选 540 720、 更优选 560 700， 反应时间为 1 10 秒、 优选 2 6 秒、 更 优选 2 4 秒， 表观压力为 0.05 1.0MPa， 剂油比为 1 100、 优选 10。
25、 50、 更优选 20 40。 0026 所述的再生器的操作条件为 ： 再生温度为 550 750， 流化床气体表观线速为 0.8 3.0 米 / 秒， 催化剂平均停留时间为 0.6 2.0 分钟。 0027 优选地， 将反应产物中所述的 C4 烃馏分返回提升管反应器中继续反应。 说 明 书 CN 103509595 A 6 4/11 页 7 0028 优选地， 所述的返回提升管反应器的 C4 烃馏分在所述的轻质烃油原料进料位置 之后引入反应器。 0029 本发明提供的方法中， 以催化剂的总重量计， 所述催化剂含有 ： 沸石 1 60 重 %、 无机氧化物 5 99 重 % 和粘土 0 70 。
26、重 %， 其中沸石选自中孔沸石和任选的大孔沸石， 中 孔沸石占沸石总重量的 50 100 重 %， 大孔沸石占沸石总重量的 0 50 重 %。 0030 优选地， 所述的中孔沸石占沸石总重量的70100重%， 大孔沸石占沸石总重量的 0 30 重 %。 0031 本发明提供的方法中， 所述的轻质烃油原料为馏程为 25-204的烃馏分。 0032 本发明提供的轻质烃油催化转化生产方法的有益效果为 ： 0033 本发明提供的方法采用了提升管反应器置于催化剂再生器内并贯穿再生器的结 构， 同时， 提升管反应器出口不设置沉降器和汽提器。 减小了装 置散热总表面积， 减少了催 化裂化装置的散热能耗 ； 。
27、内置的提升管反应器还可从再生器获得热量， 解决了轻质石油烃 裂化生焦不足而带来的热平衡问题， 反应油气直接经旋风分离器进行气固分离， 快速导出 油气， 避免了由于催化剂与反应产物接触时间过长而引起的非选择性反应， 提高了低碳烯 烃产率， 其中乙烯产率可达 27.64 重 %， 丙烯产率达 27.97 重 %。 0034 在优选方案中在待生斜管管路上设置燃料入口， 在使用过程中， 待生催化剂在进 入再生器前与燃料油充分混合， 不仅为反应带来了更多的热量， 同时也避免了燃料油直接 喷入催化剂密相床层而带来的局部热点问题， 减轻了高温对催化剂的损害。 0035 综上所述， 采用本发明提供的石油烃催化。
28、裂解装置的炼厂可以从轻质石油烃最大 限度生产乙烯、 丙烯， 从而实现炼厂概念的技术突破， 从传统的燃料型和燃料 - 润滑油型炼 厂生产模式向化工型转变， 使炼厂从单一的炼油向化工原料生产发展和延伸， 既解决了石 化原料短缺的问题， 又提高了炼厂的经济效益。 附图说明 0036 附图为本发明提供的轻质烃油催化转化生产低碳烯烃的方法的一种优选实施方 式的流程示意图。 0037 附图标记说明 ： 0038 1- 提升管反应器 ； 2- 再生器 ； 3- 封闭罩 ； 0039 4-（提升管反应器 1 出口端的） 气固快速分离器 ； 0040 5- 旋风分离器 ； 6- 导气管 ； 0041 7-（连通。
29、旋风分离器 5 的气体出口与大油气管线的） 集气管 ； 0042 8- 旋风分离器的下部料腿 ； 9- 待生催化剂斜管 0043 10- 待生滑阀 ； 11- 再生器旋风分离器 ； 0044 12-（与旋风分离器 11 气体出口连通） 烟气管道 ； 0045 13-（连通脱气罐 15 气体出口与再生器 2） 管线 ； 0046 14-（连通所述再生器 2 的催化剂出口与脱气罐 4） 管线 ； 0047 15- 脱气罐 ； 0048 16-（连通脱气罐 15 的再生催化剂出口与提升管反应器 1） 管线 ； 0049 17- 再生滑阀 ； 18-（再生器 2） 主风入口管线 ； 说 明 书 CN 。
30、103509595 A 7 5/11 页 8 0050 19- 空气分配器 ； 0051 20- 为提升管反应器 1 输送原料的管线 ； 0052 21- 为提升管反应器 1 输送雾化蒸汽并输送原料的管线 ； 0053 22- 为提升管反应器 1 输送预提升介质的管线 ； 0054 23- 为封闭罩 3 输送松动风的管线 ； 0055 24- 大油气管线 0056 25- 输送燃料油分散介质的管线 0057 26-（与待生斜管相连的） 燃料油 （或气） 管线。 具体实施方式 0058 以下具体说明本发明提供的方法的具体实施方式， 但本发明并不因此而受到任何 限制 ： 以下结合附图对本发明的具体。
31、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。 0059 富含中孔沸石的再生催化剂进入提升管反应器的预提升段， 在预提升介质的作用 下向上流动， 轻质烃油原料经预热后， 与雾化蒸汽一起注入提升管反应器下部， 与再生催 化剂接触进行催化裂解反应同时向上流动 ； 反应后物流经提升管反应器出口进入封闭罩 3 中， 经封闭罩 3 顶部的导气管 6 进入旋风分离器 5 进行气固分离， 分离出的反应油气引出装 置， 与轻质 原料油换热后进一步分离得到乙烯、 丙烯、 C2C3烷烃、 C4烃馏分、 汽油馏分和 柴油馏分 ； 分离出的带炭的待生催。
32、化剂直接进入封闭罩3内， 所述封闭罩3底部的待生催化 剂经待生斜管 9 进入再生器中， 与氧气接触烧焦再生， 恢复活性的再生催化剂返回提升管 反应器中循环使用。 0060 本发明提供的方法中， 所述催化裂解装置包括再生器 2， 贯穿再生器的提升管反应 器 1、 提升管反应器出口外部的封闭罩 3 和旋风分离器 5 ； 所述提升管反应器 1 从再生器 2 的底部伸入再生器 2 内， 直至再生器 2 上方的封闭罩 3 内， 且所述提升管反应器 1 的反应物 料出口经封闭罩顶部出口、 导气管 6 与旋风分离器 5 的物料入口相连通， 所述封闭罩 3 底部 的待生催化剂出口经待生斜管 9 与再生器底部连。
33、通， 所述待生斜管 9 位于再生器外部。 0061 所述旋风分离器的气相出口可以经集气管 7 连通后续分离系统， 旋风分离器固相 出口不经汽提段， 直接经封闭罩、 待生斜管连通催化剂再生器内部。 0062 本发明提供的方法中， 所述旋风分离器 5 的下部料腿 8 至少一部分伸入所述封闭 罩 3 内 （使所述下部料腿 8 的催化剂出口处于所述封闭罩 3 内） ， 使从旋风分离器分离下来 的催化剂返回封闭罩 3 中。优选所述旋风分离器 5 的下部料腿 8 的催化剂入口位于封闭罩 3 上部。 0063 所述再生器 2 的再生催化剂出口通过再生斜管 16 与提升管反应器 1 底部相连通， 优选再生斜管。
34、 16 上设置再生滑阀 17， 将再生后的催化剂经再生滑阀 17 返回提升管反应器 1 的底部。 0064 本发明提供的方法中， 优选所述待生斜管 9 上， 还设置待生滑阀 10， 调节待生滑阀 的开度可用于控制封闭罩 3 中催化剂的料位。 0065 本发明提供的方法中， 优选地， 所述待生斜管 9 的管路中设置燃料油气喷嘴， 将 经燃料油输送管线 26 引入的燃料油和作为分散介质的经输送 管线 25 引入的高温烟气喷 说 明 书 CN 103509595 A 8 6/11 页 9 入待生催化剂斜管 9 中。 0066 本发明提供的方法中， 所述提升管反应器 1 贯穿再生器 2， 优选从提升管。
35、的催化剂 进口以后的部分均处于再生器 2 内， 以尽量减少散热。所述提升管反应器可以为本领域技 术人员公知的常规的催化裂化提升管反应器， 例如， 所述提升管可以选自等直径提升管反 应器、 等线速提升管反应器以及各种变直径提升管反应器中的一种或多种， 优选等直径提 升管。优选情况下， 所述提升管反应器 1 自下而上依次包括预提升段以及至少一个反应区， 为了使原料油能够充分反应， 并根据不同的需要 （例如降低原料油中苯含量的要求） ， 所述 反应区可以为 2-8 个， 优选为 2-3 个。 0067 本发明提供的方法中， 所述提升管反应器 1 贯穿再生器 2， 提升管反应器 1 的上部 位于封闭罩。
36、内， 所述提升管反应器1的物料出口经封闭罩3最上部的出口管、 旋风分离器导 气管与旋风分离器相通 ； 提升管反应器 1 反应区的催化剂和反应油气的混合物由提升管反 应器出口经封闭罩出口、 导气管6进入所述旋风分离器5中进行分离。 优选所述提升管反应 器 1 的出口端连接气固快速分离器 4， 催化剂和反应油气混合物经气固快速分离器 4 喷出， 进入封闭罩中， 待生催化剂和反应油气更快速的气固分离， 从而减少烃类二次裂化反应， 提 高低碳烯烃产率。 0068 本发明提供的方法中， 所述旋风分离器 5 可以为本领域技术人员所公知的常规的 用于气固分离的旋风分离设备。其中所述的旋风分离器 5 可以为单。
37、级也可以为多级， 通常 多级旋风分离器中的每级旋风分离器之间为串联， 此外， 每级旋风分离器均可根据需要设 置一个或多个优选为并联的旋风分离器。当所述旋风分离器 5 为单级的时候， 提升管反应 器1的上部物料出口经封闭罩出口管、 导气管6与单级旋风分离器的物料进口相连通， 单级 旋风分离器上部的气体出口与集气管 7 相连通， 单级旋风分离器的催化剂出口 （料腿 8） 与 封闭罩 3 连通。 0069 本发明提供的方法中， 所述再生器 2 为常规的用于烃油裂化装置的再生器。所述 需要再生器 2 再生的待生催化剂来自待生斜管 9， 经待生滑阀 10 控制进入再生器 2 中。所 述再生器 2 的催化。
38、剂出口通过再生斜管 16 与提升管反应器 1 相连通， 以将通过再生器 2 再 生后的催化剂经再生滑阀 17 返回提升管反应器 1 中循环使用。 0070 为了防止将再生催化剂返回提升管反应器 1 中后将烟气带入提升管反应器中， 而 影响吸收稳定系统、 气压机， 增加不必要的能量消耗。优选情况下， 脱除再生后的催化剂中 夹带的烟气， 在再生器与提升管反应器之间设置脱气罐 15， 所述脱气罐 15 包括气体出口、 再生催化剂入口和再生催化剂出口， 所述脱气罐 15 的再生催化剂入口通过斜管 14 与再生 器 2 的再生催化剂出口相连通， 所述脱气罐 15 的再生催化剂出口通过再生斜管 16 与提。
39、升 管反应器 1 底部连通， 所述脱气罐 15 的气体出口通过管线 13 与再生器 2 相连通。更优选 情况下， 为了更加便于将再生后的催化剂从再生器2的出口引入脱气罐15， 所述再生器2的 催化剂出口位于再生器的底部。本发明提供的方法中， 所述的催化剂再生器中烧焦再生的 再生催化剂先进入脱气罐中， 脱除含氧气体后引入提升管反应器底部循环使用， 脱气罐上 部脱除的含氧气体返回催化剂再生器中， 以避免大量再生烟气进入提升管反应器， 最后到 吸收稳定系统、 气压机， 增加不必要的能量消耗。 0071 此外， 在所述再生器 2 中， 主风入口管线 18 从再生器 2 底部输入催化剂再生所需 要的含氧。
40、气体 （如空气） ， 更优选， 如图 1 所示， 所需含氧气体通过主风入口管线 18 进入空气 说 明 书 CN 103509595 A 9 7/11 页 10 分配器 19 中， 经过分布后均匀地进入再生器 2 内。 0072 本发明提供的方法中， 所述的烃油裂解装置还可以包括集气管 7， 所述集气管 7 用 于收集通过所述旋风分离器 5 分离的油气， 所述集气管 7 还可以连通大油气管线 24， 用于 输送收集的油气， 所述集气管 7 通过大油气管 线 24 与油气的后续冷凝冷却分离系统相连 通。 0073 优选地， 所述再生器 2 内设置旋风分离器 11 分离再生器中的烟气和再生催化剂。。
41、 通过旋风离器顶部的烟气管道 12 排出烟气。为了便于排出烟气， 所述旋风分离器 11 优选 设置在再生器 2 的上部。 0074 本发明提供的方法中， 所述的提升管反应器的操作条件为 ： 反应温度为 500 750、 优选 540 720、 更优选 560 700， 反应时间为 1 10 秒、 优选 2 6 秒、 更优 选 2 4 秒， 表观压力为 0.05 1.0MPa， 剂油比为 1 100、 优选 10 50、 更优选 20 40， 水蒸汽与原料油的重量比为 0.05 1.0。 0075 本发明提供的方法中， 所述的轻质烃油原料为馏程为 25-204的烃馏分。可以选 自催化裂解汽油、 。
42、催化裂化汽油、 直馏石脑油、 焦化汽油、 热裂解汽油、 热裂化汽油和加氢汽 油中的一种或几种。 0076 本发明提供的方法中， 轻质烃油原料预热到 200-550、 优选 250-500、 更优选 300-480后引入提升管反应器中， 可以在一个进料位置将全部所述轻质烃油原料油引入 反应器内， 或在至少两个不同的进料位置将所述轻质烃油原料按照相同或不同的比例引入 反应器内。 0077 本发明提供的方法中， 所述经旋风分离器分离的反应油气进入后续分离系统， 进 一步分离得到乙烯、 丙烯、 C2 C3 烷烃、 C4 烃馏分、 汽油馏分和柴油馏分。将干气和液化气 经气体分离设备进一步分离得到乙烯、 。
43、丙烯、 C2C3烷烃、 C4烃馏分， 从反应产物中分离乙 烯和丙烯等方法与本领域常规技术方法相似， 本发明对此没有限制。 0078 优选将分离出的 C4 烃馏分引入提升管反应器中进行回炼。其中， 轻质烃油原料与 C4 烃馏分可以在相同的位置或不同的进料位置引入反应器内。在更优选的实施方案中， 所 述的返回提升管反应器的 C4 烃馏分在所述的轻质烃油原料进料位置之后引入反应器。 0079 本发明提供的方法中， 再生器的底部引入含氧气体， 所述的含氧气体 （例如空气） 引入再生器， 待生催化剂与氧气接触烧焦再生， 催化剂烧焦再生后生成的烟气在再生器上 部气固分离， 例如经旋风分离器气固分离后， 分。
44、离出的再生烟气排出再生器。 0080 本发明提供的方法中， 优选的方案是在脱气罐底部引入汽提介质， 进一步脱除脱 气罐中的再生催化剂所吸附的烟气。 所述的汽提介质可以是轻烃、 水蒸气或氮气， 优选炼油 厂干气或水蒸气。 更优选的方案中， 引入脱气罐底部的汽提介质为轻烃， 例如采用炼油厂的 干气。用量为轻质烃油总量的 3-10 重 %。 0081 本发明提供的方法中， 优选向催化剂再生器中喷入燃料以补充能量， 所述的燃料 为气体燃料和 / 液体燃料， 优选为流化催化裂化或流化催化裂解过程的原料油或柴油馏分 或其它液体燃料。 0082 本发明提供的方法中， 进入提升管反应器底部的所述预提升介质为本。
45、领域技术人 员熟知的各种预提升介质， 如水蒸气、 炼油厂干气、 轻质烷烃、 轻质烯烃中的一种或几种。 预 提升介质的作用是使催化剂加速上升， 在提升管反应器底部形成密度均匀的催化剂活塞 说 明 书 CN 103509595 A 10 8/11 页 11 流。 预提升介质的用量为本领域的技术人员所公知， 一般来说， 预提升介质的用量占烃油总 量的 1 30 重 %， 优选 2 15 重 %。 0083 本发明提供的方法中， 以催化剂的总重量计， 所述催化剂含有 ： 沸石 1 60 重 %、 无机氧化物 5 99 重 % 和粘土 0 70 重 %， 其中沸石作为活性组分， 选自中孔沸石和任选 的大。
46、孔沸石， 中孔沸石占沸石总重量的 50 100 重 %， 优选 70 100 重 %， 大孔沸石占沸石 总重量的 0 50 重 %， 优选 0 30 重 %。 0084 所述的中孔沸石选自具有 MFI 结构的沸石， 例如 ZSM-5 沸石和 / 或 ZRP 沸石， 也可 对上述中孔沸石用磷等非金属元素和/或铁、 钴、 镍等过渡金属 元素进行改性， 有关ZRP更 为详尽的描述参见 US5232675， 有关 ZSM-5 更为详尽的描述参见 US3702886。所述的大孔沸 石选自稀土 Y（REY） 、 稀土氢 Y（REHY） 、 不同方法得到的超稳 Y 沸石中的一种或几种。所述 的无机氧化物作为。
47、粘接剂， 选自二氧化硅 （SiO2） 和 / 或三氧化二铝 （Al2O3） 。所述的粘土作 为基质 （即载体） ， 选自高岭土和 / 或多水高岭土。 0085 本发明提供的轻质烃油原料催化裂化生产低碳烯烃的方法还具有以下优点 ： 0086 优选的方案中， 在再生器中补充燃料， 可以灵活调节再生器的温度， 为整个反应系 统补充热量。 再生催化剂脱气罐底部注入置换介质， 既可以进一步置换催化剂携带的烟气， 又可以作为补充燃料加热催化剂， 为装置提供更多的热量。 0087 采用本发明提供的方法， 炼厂可以从石油烃最大限度生产乙烯和丙烯， 从而实现 炼厂概念的技术突破， 从传统的燃料型和燃料 - 润滑。
48、油型炼厂生产模式向化工型转变， 使 炼厂从单一的炼油向化工原料及高附加值下游产品生产发展和延伸， 既解决了石化原料短 缺的问题， 又提高了炼厂的经济效益。 0088 下面结合附图进一步说明本发明所提供的方法， 但本发明并不因此而受到任何限 制。 0089 附图为本发明提供的轻质烃油原料生产低碳烯烃的催化转化方法的流程示意图。 如附图所示 ： 预提升介质经管线22由提升管反应器1底部进入， 来自再生斜管16的再生催 化剂在预提升介质的提升作用下沿提升管反应器 1 的预提升段向上加速运动， 其中， 所述 预提升介质可以为干气、 水蒸气或它们的混合物。原料油经管线 20 与来自管线 21 的雾化 蒸汽经喷嘴注入提升管反应器1内， 与提升管反应器1内的催化剂混合， 原料油在热的催化 剂上发生裂化反应， 并向上加速运动。 0090 生成的反应产物油气和积炭的待生催化剂混合物从提升管反应器 1 出口端的气 固快速分离器 4 以旋流形式喷出， 在不同离心力作用下， 待生催化剂迅速落入封闭罩 3 中， 而反应油气经封闭罩上部出口、 导气管 6 进入旋风分离器 5 实现待生催化剂与反应产物油 气的分离， 旋风分离器可为两级， 以提高气固分离效率。反应产物油。