一种轻质烃油催化转化方法.pdf

《一种轻质烃油催化转化方法.pdf》由会员分享，可在线阅读，更多相关《一种轻质烃油催化转化方法.pdf（15页完整版）》请在专利查询网上搜索。

1、(10)申请公布号 CN 103509593 A (43)申请公布日 2014.01.15 CN 103509593 A (21)申请号 201210215225.X (22)申请日 2012.06.26 C10G 55/06(2006.01) C07C 11/04(2006.01) C07C 11/06(2006.01) C07C 4/06(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， 烃油原料进入 催化裂解装置的提升管反应器内与催化剂接触反 应， 反应油气和催化剂气固分离， 分离出的反应 油气引出装置进一步分离， 分离出的待生催化剂 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） 、 旋风分离器和待生立管 （9） ， 其中， 提升管反应器 （1） 、 旋风分离器和待生 立管 （9） 设置于再生器 （2） 内， 提升管反应器 （1） 出口连通旋风分离器入口， 旋风分离器的催化剂 出口连通待生立管 （9） ， 待生立管 （9） 开口于再生 器 （2） 底部， 提升管反应器 （1） 的。

3、底部伸出再生器 （2） 外。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 了轻质石油烃裂解生焦不足而带来的热量不足问 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 103509593 A CN 103509593 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循环使用 ； 其特征 在于， 所述装置包括再生器 （2） 、 提升管反应器 （1） 、 旋风分离器 （4、 5） 和待生立管 （9） ， 所述 提升管反应器 （1） 、 旋风分离器和待生立管 （9） 设置于再生器 （2） 内， 所述提升管反应器 （1） 出口连通旋风分离器入口， 所述旋风分离器的催化剂出口连通待生立管 （9） ， 所述待生立管 （9） 底部开口于再生器 （2） 内， 所述提升管反应器 （1） 的底部伸出再生。

5、器 （2） 之外。 2. 按照权利要求 1 的方法， 其特征在于， 所述待生立管 （9） 的出口外部设置待生立管套 筒 （25） ， 所述待生立管 （9） 的至少一部分伸入所述待生立管套筒 （25） 内 ； 所述待生立管 （9） 的出口处设置待生塞阀 （10） ， 待生塞阀 （10） 阀头与待生立管 （9） 正中对齐。 3. 按照权利要求 2 的方法， 其特征在于， 所述待生立管套筒 （25） 的上端开口设置倾斜 向下的导向板 （26） 。 4. 按照权利要求 7 的方法， 其特征在于， 所述待生立管套筒 （25） 底部设置燃料入口， 经 燃料入口喷入燃料和分散介质， 含或不含含氧气体。 5.。

6、 按照权利要求 1 的方法， 其特征在于， 所述旋风分离器为至少两级旋风分离器串联 的结构， 所述提升管反应器 （1） 出口端连接粗旋风分离器 （4） ， 粗旋风分离器的气相出口连 通二级旋风分离器 （5） 入口。 6. 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 （15） ， 来自再生器 （2） 的再生催化剂进入脱气罐 （15） ， 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 （15） 上部的含氧气体返回再生器 （2） 中。 7. 按照权利要求 6 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。

7、生催化剂所吸附的烟气。 8. 按照权利要求 7 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 %。 9.按照权利要求1的方法， 其特征在于， 所述提升管反应器 （1） 、 再生器 （2） 和待生立管 （9） 轴线平行。 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。

8、 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。

9、中所述的C4烃馏分返 回提升管反应器中继续反应。 权 利 要 求 书 CN 103509593 A 2 2/2 页 3 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。 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。

10、 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 25-204的烃馏分。 权 利 要 求 书 CN 103509593 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、 丙烯作为石油化工的重要基础有机原料， 在石油化学工业中起着举足轻重 的作用， 在烃类裂解制乙烯和丙烯的。

11、生产技术中， 管式炉热裂解法在世界乙烯和丙烯生产 中占主导地位， 约 98% 以上的乙烯和约 67% 的丙烯来自于管式炉裂解技术。随着丙烯衍生 物需求量的增加， 通过热裂解法联产得到的丙烯产率已不能满足国内外市场上对丙烯日益 增长的需求， 近 10 年来， 世界丙烯需求的增长率一直高于乙烯。预计在今后 20 年间， 世界 丙烯需求的增长率将超过乙烯的一倍， 因此， 提高丙烯 / 乙烯产率已成为急待解决的问题。 此外， 蒸汽裂解技术存在着能耗和设备投资过高、 裂解原料选择范围较窄， 环境污染较严重 等问题。 近年来， 催化工作者将更多的注意力转向其它生产低碳烯烃的新技术研究， 其中包 括催化裂解。

12、制低碳烯烃技术。 0003 催化裂解是深度催化裂化技术， 工艺核心仍是反应 - 再生系统。典型的反应再生 系统的主要装置包括提升管反应器、 沉降器和再生器。在炼油厂流化催化裂化提升管反应 顶端出口处均安装有气固快速分离装置， 以实现油气与催化剂的分离。分离后的油气在直 径较大的沉降器内上升， 一般约 20 秒后才得以进入沉降器上部的旋风分离器 （简称顶旋） ， 在顶旋内进一步分离油气夹带的催化剂颗粒， 之后进入集气室， 再经油气管线引出。 分离的 催化剂落入沉降器的下部床层， 这些分离出来的催化剂粘附和夹带着一定量的油气， 油气 需要在沉降器下部床层的汽提器中用蒸汽汽提出来， 汽提出来的这部分。

13、油气需要约 60 秒 以上的时间上升到沉降器上部顶旋的入口。 由于这部分油气在沉降器大空间内的停留时间 较长， 而使催化裂化反应后的油气在沉降器内的总平均停留时间可能长达 20-30 秒， 油气 的返混率高， 易于发生高温二次过裂化反应， 使低碳烯烃收率降低。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， 因此， 减小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装置对催化裂化装置增产低碳烯烃至关重 要。 0004 催化裂解工艺的裂解反应热较大， 裂解反应所需热量较常规催化裂化或其它催化 转化方法要多， 自身裂解反应生成的焦炭燃烧释放的热量往往不能满。

14、足反应 - 再生系统热 平衡需求， 尤其是轻质石油烃含氢量较高， 反应过程中生焦量较少， 更是不可避免地遇到反 应供热不足的难题。 0005 CN1319643A 公开了一种重质石油烃高温催化接触裂解生产低碳烯烃的装置， 该装 置包括反应器、 再生器和补热提升器， 反应器采用提升管反应器， 包括提升管、 提升管反应 器出口快速分离设施、 反应器沉降段和反应汽提器， 再生器为烧焦管再生器， 包括烧焦管、 烧焦管出口快分、 再生器沉降段、 再生剂汽提器、 一组单级外旋风分离器， 补热提升器设于 烧焦管下部， 与烧焦管成为一体结构， 反应器与再生器和补热提升管之间由待生催化剂斜 说 明 书 CN 1。

15、03509593 A 4 2/11 页 5 管和再生催化剂斜管相连接。 0006 US200400669681A1 和 US7153479B2 提出了一种轻质烃裂化过程中向反应系统补 充热量的方法， 采用一种带有中央井的催化剂再生器， 在再生器底有设置中央井， 中央井与 待生立管之间形成环形空间， 将燃料油和流化气注入环形空间， 再随待生催化剂经过催化 剂分配器进入催化剂密相床与含氧气体接触再生。 0007 CN102039107A 提出了一种提升管反应 - 再生装置， 旨在解决现有轻油 / 轻烃催化 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， 该装置采 用沉降器。

16、、 汽提器和提升管反应器相互并列的技术方案 ： 提升管反应器的下部在再生器的 外部， 中部的主反应区设在再生器内部， 上部出口与沉降器内的气固快速分离器相连。 0008 CN201694999U 公开了一种轻油提升管催化裂化装置。该装置主要特征在于 ： 轻油 提升管反应器底部一端通过待生斜管与沉降器下降相连， 另一端与再生斜管相连， 解决了 不同质地的轻油催化裂化的反应温度需要灵活调节的问题， 提高了剂油比， 相应地提高了 低碳烯烃产率。 0009 WO9957230 公开了一种两段流化催化裂化生产 C2-C4 烯烃的方法。粗柴油或渣油 在一个反应系统中转化为石脑油馏分产率， 该石脑油馏分产物。

17、在另一个反应系统中转化为 低碳烯烃， 两个反应系统采用不同的催化剂。 0010 US5009769 公开了一种烃类裂化方法， 该方法采用双提升管反应器裂化不同性质 的烃类原料。蜡油和渣油注入一个提升管反应器中， 在剂油比 5-10、 停留时间为 1-4 秒的 条件下裂化 ； 直馏汽油、 直馏中间馏分油和催化重汽油注入另一个提升管反应器， 在剂油比 3-12、 停留时间为 1-5 秒的条件下裂化， 两个提升管反应器末端进入同一个沉降器中， 并共 用后续分馏系统。 0011 CN101134160A 提出一种催化裂解生产低碳烯烃的反应装置， 以催化裂化装置的高 温再生烟气为热源， 以石脑油等轻质油。

18、品为原料， 进行催化裂解反应生产低碳烯烃的生产 装置， 由于采用列管式反应器， 对于高活性的分子筛催化剂来说， 难以解决催化剂的迅速失 活问题。 0012 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， 与常规催化 裂化或其它催化转化方法相比， 在反应方面需要的热量较多， 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。 发明内容 0013 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。 0014 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。

19、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 油气和催化剂气固分离， 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循环使用 ； 其特 征在于， 所述装置包括再生器 2、 提升管反应器 1、 旋风分离器和待生立管 9， 所述提升管反 应器 1、 旋风分离器和待生立管 9 设置于再生器 2 内， 所述提升管反应器 1 出口连通旋风分 离器入口， 所述旋风分离器的催化剂出口连通待生立管 9， 所述待生立管 9 底部开口于再生 说 明 书 CN 103509593 A 5 3/11 页 6 器。

20、 2 内， 所述提升管反应器 1 的底部伸出再生器 2 之外。 0015 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。 0016 优选地， 所述待生立管9的出口外部设置待生立管套筒25， 所述待生立管9的至少 一部分伸入所述待生立管套筒 25 内 ； 所述待生立管 9 的出口处设置待生塞阀 10， 待生塞阀 10 阀头与待生立管 9 正中对齐。 0017 优选地， 所述待生立管套筒 25 的上端开口设置倾斜向下的导向板 26。 。

21、0018 优选地， 所述待生立管套筒 25 底部设置燃料入口， 经燃料入口喷入燃料和分散介 质， 含或不含含氧气体。燃料油 （或燃料气） 与待生催化剂充分混合后进入再生器 2 中。 0019 优选地， 所述旋风分离器为至少两级旋风分离器串联的结构， 所述提升管反应器 1 出口端连接粗旋风分离器 4， 粗旋风分离器的气相出口连通二级旋风分离器 5 入口。 0020 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。 优选地， 所述催化裂解装置还包括再生催化剂脱气罐 15， 来自再生器 2 的再生催化剂进入 脱气罐 15， 脱气后的再生催化剂返回提升管反应器 1 。

22、底部循环使用， 脱气罐 15 上部的含氧 气体返回再生器 2 中。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 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。 0021 优选地， 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。 0022 优选地， 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。

23、-10 重 %。 0023 优选地， 所述提升管反应器 1、 再生器 2 和待生立管 9 轴线平行。 0024 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。 0025 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。 002。

24、6 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。 0027 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。 0028 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 %。 0029 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 %。 0030 本发明。

25、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。 0031 本发明提供的轻质烃油催化转化生产方法的有益效果为 ： 说 明 书 CN 103509593 A 6 4/11 页 7 0032 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 ； 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。

26、， 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 %。 0033 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。 0034 综上所述， 采用本实用新型提供的石油烃催化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。

27、 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 0035 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。 0036 附图标记说明 ： 0037 1- 提升管反应器 ； 2- 再生器 ； 0038 4-（提升管反应器 1 出口端） 粗旋风分离器 ； 0039 5- 旋风分离器 ； 6- 导气管 ； 0040 7-（连通旋风分离器 2 的气体出口与大油气管线 24） 集气管 ； 0041 8- 旋风分离器的下部料腿 ； 9- 待生立管 0042 10- 待生塞阀 ； 11- 再生器旋风分离器 ； 0043 12-（与旋风分离器 11 气体出口连。

28、通） 烟气管道 ； 0044 13-（连通脱气罐 15 气体出口与再生器 2） 管线 ； 0045 14-（连通所述再生器 2 的催化剂出口与脱气罐 15） 管线 ； 0046 15- 脱气罐 ； 0047 16-（连通再生器 2 与提升管反应器 1） 再生催化剂斜管 ； 0048 17- 再生滑阀 ； 0049 18-（再生器 2） 主风入口管线 ； 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 24-。

29、 大油气管线 ； 25- 待生立管套筒 ； 0055 26-（待生立管套筒） 导向板 ； 27- 集气室 ； 0056 28- 输送燃料分散介质的管线 ； 29- 输送燃料的管线 ； 0057 30- 输送含氧气体的管线。 说 明 书 CN 103509593 A 7 5/11 页 8 具体实施方式 0058 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。 0059 在本发明中， 在未作相反说明的情况下， 使用的方位词如 “上、 下” 通常是指再生器 2 高度方向的上部、 下部，“内、 外” 通常是指再生。

30、器 2 的内部或外部。 0060 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粗旋风分离 器 4 中， 经粗旋风分离器 4 顶部的导气管 6 进入二级旋风分离器 5， 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、 C2 C3 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化剂直接进入待生立管 9 内， 再进入再生器中烧焦再 生， 恢复活性的再生催化剂返。

31、回提升管反应器中循环使用。 0061 所述装置包括再生器 2、 提升管反应器 1、 旋风分离器和待生立管 9， 所述提升管反 应器 1、 旋风分离器和待生立管 9 设置于再生器 2 内， 所述提升管反应器 1 出口连通旋风分 离器入口， 所述旋风分离器的催化剂出口连通待生立管 9， 所述待生立管 9 底部开口于再生 器 2 内， 所述提升管反应器 1 的底部伸出再生器 2 之外。 0062 优选情况下， 所述装置还包括设置在再生器 2 内部的待生立管套筒 25， 所述待生 立管套筒 25 优选为从所述再生器 2 的底部向上延伸的导管 （或称为套筒） ， 其中， 所述导管 可以为各种形状的管， 。

32、如圆管或方管。所述旋风分离器 5 的待生立管 9 的至少一部分伸入 所述待生立管套筒 25 内 （使所述待生立管 9 的催化剂出口处于所述待生立管套筒 25 内） 。 0063 所述待生立管套筒25与待生立管9之间围成的环柱形空间， 待生催化剂从待生立 管9的催化剂出口下来， 沿着环柱形空间折返向上， 再沿待生立管套筒25出口的外缘 （优选 经过导向板 26） 离开并分配到再生器 2 内催化剂密相床中上部。所述再生器 2 的再生催化 剂出口位置低于待生立管套筒 25 的出口。主风则由底部进入再生器 2 的催化剂床层， 再生 后的催化剂再由再生器 2 底部的再生催化剂出口引出， 再生器内待生催化。

33、剂上进下出， 从 上到下与主风逆流接触。对于提高烧焦强度非常有利。 0064 其中， 所述再生器2的催化剂出口位置低于待生立管套筒25的出口是为了能够有 效控制经过待生立管套筒 25 进入再生器 2 内的待生催化剂的料位。优选情况下， 所述待生 立管套筒 25 的出口位于催化剂密相床中上部。其中， 所述中上部优选指 1/2 以上的高度。 优选情况下， 所述待生立管 9 的催化剂出口位于空气分配器 19 之上。 0065 所述待生立管9的出口处设置待生塞阀10， 待生塞阀10阀头与待生立管9正中对 齐， 用于调整待生立管内的待生催化剂的料位。 0066 所述待生立管套筒 25 底部设置来自管线 。

34、30 的含氧气体的喷嘴， 以及来自管线 28 的高温分散介质和来自管线 29 的燃料油的混合物流的喷嘴。待生立管套筒 25 内， 与注入 的含氧气体、 高温分散介质和燃料充分混合， 接触燃烧后， 再进入再生器内。 0067 优选情况下， 在所述待生立管套筒25的上端， 更优选为待生立管套筒25的顶部边 缘还设置倾斜向下的导向板 26， 所述导向板 26 的倾斜角度和长度没有特别限定， 只要该导 向板 26 能够用于引导待生催化剂的移动， 即用于使从待生立管套筒 25 中出来的待生催化 说 明 书 CN 103509593 A 8 6/11 页 9 剂落在导向板26上， 然后通过导向板26流动到。

35、催化剂床层的其它位置， 以使待生催化剂在 再生器 2 的床层中进行分布即可。此外， 所述导向板 26 优选不与再生器 2 的内壁接触。 0068 本发明提供的方法中， 优选情况下， 所述二级旋风分离器5的下部料腿8的至少一 部分伸入所述待生立管 9 内 （使所述料腿 8 的催化剂出口处于所述待生立管 9 内） ， 使从旋 风分离器分离下来的催化剂返回待生立管 9。 0069 本发明提供的方法中， 所述提升管反应器优选从提升管的催化剂进口以后的 2/3 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。

36、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， 并根据不同的目的产物品质需求， 所述反应区可以为 2-8 个， 优选为 2-3 个。 0070 本发明提供的方法中， 所述提升管反应器 1 的物料出口端连接粗旋风分离器 4， 以 实现气固快速分离 ； 所述粗旋风分离器物料出口与待生立管 9 相通 ； 不设置沉降区， 来自提 升管反应器 1 的反应区的催化剂和反应油气的混合物直接引入粗旋风分离器 4 中进行分 离， 催化剂和反应油。

37、气可以得到更快速的分离， 从而减少烃类二次裂化反应， 提高低碳烯烃 产率， 分离后的催化剂落入待生立管 9， 未分离完全的反应油气和催化剂进入二级旋风分离 器 5 中继续气固分离。 0071 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。所述旋风分离器上部的气体出口与集气管 7 连通， 旋风分离器下部料腿 8 优选 与待生立管 9 连通。其中所述的旋风分离器 5 可以为单级也可以为多级， 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， 粗旋 。

38、4 物料出口与单级 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与待生立管 9 连通。 0072 本发明提供的方法中， 所述再生器2的再生催化剂出口通过再生催化剂斜管16与 提升管反应器 1 相连通， 以将再生后的催化剂返回提升管反应器 1 中。 0073 所述再生器 2 可以是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立管 9， 经待生塞阀 10 控制进入再生器 2。所述再生器 2 的催化剂 出口通过管线 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。

39、 返回提升管反应器 1 中进行再利用。 0074 优选情况下， 为了脱除再生后的催化剂中夹带的烟气， 以防止将再生催化剂返回 提升管反应器 1 中后将烟气带入， 而影响吸收稳定系统、 气压机， 增加不必要的能量消耗， 所述装置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管线 16 与提升管反应器 1 相 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。

40、加 便于将再生后的催化剂从再生器 2 的出口引入， 所述再生器 2 的出口位于再生器的底部。 0075 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 说 明 书 CN 103509593 A 9 7/11 页 10 要的含氧气体 （如空气） ， 更优选， 如图 1 所示， 所需含氧气体 （如空气） 通过主风入口管线 18 进入空气分配器 19 中， 经过分布后均匀地进入再生器 2 内。 0076 优选情况下， 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， 并通过旋风分离器顶部的烟气管道 12 排出烟气。为了便于排出烟气， 所述。

41、旋风分离器 11 优选设置在再生器 2 的上部。 0077 本发明提供的方法中， 所述的催化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 通常位于再生器 2 的顶部， 与旋风 分离器 5 的气体出口相连通。所述烃油裂化装置还可以包括与集气管 7 相连通的大油气管 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。 0078 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。

42、 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。 0079 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、 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。 0080 本发明提供的方法中， 轻质烃油原料预热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。

43、同或不同的比例引入反应器内。 0081 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、 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。 0082 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。

44、油原料进料位置之后引入反应器。 0083 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， 分离出的再生烟气排出再生器。 0084 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 %。 0085 。

45、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。 0086 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 说 明 书 CN 103509593 A 10 8/11 页 11 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 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 。

46、1 30 重 %， 优选 2 15 重 %。 0087 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 %。 0088 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。

47、， 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。 0089 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具有以下优点 ： 0090 采用新型的轻烃催化裂解装置， 取消了传统催化裂化装置的沉降器和汽提段， 减 少了油气的二次反应， 提高了。

48、低碳烯烃产率 ； 另外， 使提升管反应器置于再生器内， 减少了 热损失， 并能够为裂化反应提供更多热量， 为石油烃， 尤其是轻质石油烃裂解制低碳烯烃反 应过程提供更多热量。 0091 优选的方案中， 在待生立管套筒内补充燃料和含氧气体， 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。 0092 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。 0093 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。 0094 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 ： 下面参照附图具体说明本发明提供的方法的工艺流程 ： 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， 来自管线 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， 原料油经。