一种增产低碳烯烃和制取高品质汽油的催化转化方法与流程

本发明涉及重质烃油原料的催化裂化领域，具体地，涉及一种增产低碳烯烃和制取高品质汽油的催化转化方法。
背景技术：
：近年来，全球丙烯需求的高速增长促使增产丙烯成为石油炼制领域内一个重要的技术动向，同时中国人民共和国车用汽油标准GB17930-2013正式实施，对国标(Ⅴ)车用汽油的技术要求也更加严格，要求烯烃含量不大于24％(体积分数)，芳烃含量不大于40％(体积分数)，苯含量不大于1.0％(体积分数)。随着原油日趋变重，轻质石油烃的供应量受到限制，以传统的重油催化裂化技术为平台、采用廉价的重油为原料、通过强化重质烃类的深度催化裂化反应多产丙烯、同时制取高标准汽油的技术路线日益受到青睐。CN102373079A公开了一种增产低碳烯烃的催化转化方法，将重质烃油原料注入第一反应器内，与催化裂化催化剂接触反应，将轻汽油馏分注入第二反应器内，与同样的催化裂化催化剂接触并反应，重汽油馏分在轻汽油馏分下游注入第二反应器，来自第一反应器和第二反应器的反应油气与积炭的待生催化剂进入同一沉降器内分离，分离出的反应油气经进一步分离得到低碳烯烃、汽油、柴油等目的产物，分离出的待生催化剂经汽提、再生后返回第一反应器和第二反应器中循环使用。此发明提供的方法，为不同沸程的轻汽油馏分和重汽油馏分分别提供适宜的反应条件，使汽油馏分内不同沸程的烃类最大限度地裂解生成丙烯。CN1069054A公开了一种灵活多效的烃类催化裂化方法，有两根独立的 提升管和两个相应的沉降器，使用同一种催化剂，在两种不同的反应条件下，进行串联操作，加工轻质烃类和重质烃类。在第一根提升管反应器中轻质烃类与再生器来的热催化剂在600～700℃，剂油比为10～40，油气在提升管中停留时间为2～20秒，控制催化剂碳含量为0.1～0.4％(重量)进行催化裂化反应，达到增加烯烃产率，提高汽油辛烷值，脱除硫、氮等杂质，改善汽油安定性，提供还原气氛，对催化剂上的重金属污染物进行钝化，为催化剂循环到第二根提升管中进行重质烃类催裂化反应提供有利条件，重质烃在常规催化裂化条件下进行反应，该发明既可增产C2～C4烯烃，又可以使沉积在催化剂上的金属杂质的毒害作用得到钝化。US6106697公开了一种以蜡油或渣油为原料、采用两级反应器进行催化裂化反应选择性生产C2～C4烯烃的方法。蜡油或渣油原料在第一级反应器中，在常规催化裂化条件下与大孔沸石催化剂接触进行催化裂化反应生成包括汽油馏分在内的不同沸程产物；第一级反应器生成的汽油馏分进入第二级反应器中，在反应温度500～650℃、剂油比为4～10：1、烃分压为70～280千帕条件下与中孔沸石催化剂接触进行进一步反应生成C2～C4烯烃。综上所述，从已有的催化裂化增产低碳烯烃技术来看，都是通过采用含有择形分子或中孔沸石的催化剂回炼汽油馏分，为全部或部分汽油馏分进行二次裂解提供适宜的反应条件，来达到增产丙烯的目的，但这些技术都在车用汽油标准GB17930-2013正式颁布之前开发，现实技术中无法有利保证直接出产出满足GB17930-2013中关于烯烃含量不大于24％(体积分数)、芳烃含量不大于40％(体积分数)、苯含量不大于1.0％(体积分数)的技术要求的高辛烷值汽油。技术实现要素：本发明的目的是提供一种增产低碳烯烃和制取高品质汽油的催化转化 方法。发明人通过实验室研究发现，从汽油馏分初馏点到轻柴油馏分是一个沸程较宽的复杂混合物，由于分子大小和分子结构的差别，不同沸程内烃类的反应性能具有明显的差异；部分沸程内烃类适合生产低碳烯烃，有的沸程内烃类适合增产高辛烷值汽油组分，而其它沸程内烃类同时可生产低碳烯烃和高辛烷值汽油组分。采用相同的反应条件并不能使这部分不同沸程的烃类同时增产丙烯和直接制取符合GB17930-2013中关于芳烃和烯烃含量要求的高辛烷值催化裂化汽油。也就是说，面对新的国家车用汽油技术标准，现有增产丙烯的技术正面临出产汽油烃类组成不达标的技术问题。为了解决上述技术问题，本发明提供了一种增产低碳烯烃和制取高品质汽油的催化转化方法，该方法包括：(1)将重质烃油原料与第一催化裂化催化剂在第一反应器中接触反应，得到第一反应混合物；(2)将沸点为8～88℃的轻馏分组分注入第二反应器中与第二催化裂化催化剂接触反应，并将沸点为145～253℃的重馏分组分在所述轻馏分组分的下游注入所述第二反应器中，反应后得到第二反应混合物；(3)将沸点为41～190℃的中馏分组分注入第三反应器中与从所述第二反应混合物中分离出的固体催化剂接触反应，得到第三反应混合物；(4)将从所述第一反应混合物、所述第二反应混合物和所述第三反应混合物中分离出的部分反应油气进一步分离为轻馏分组分、中馏分组分和重馏分组分，并循环用于步骤(2)和(3)中；(5)将从所述第一反应混合物和所述第三反应混合物中分离出的固体催化剂组分经汽提、再生后返回第一反应器和第二反应器中循环使用。本发明提供的方法的有益效果为：与现有技术相比，本发明提供的方法在汽油馏分和柴油轻馏分回炼的过 程中，根据不同沸程内烃类反应性能的不同，将8～253℃之间馏分油分为轻馏分组分、中馏分组分和重馏分组分，为其分别提供了适宜的反应条件，使不同沸程的烃类按其最佳的反应条件反应，能够大幅生产丙烯的同时提供符合GB17930-2013车用汽油烃类组成指标要求的高辛烷值汽油组分。其中轻馏分组分的烯烃含量最高，对产品汽油中烯烃含量贡献值最大，需要降低烯烃含量，本发明通过轻馏分组分与再生催化剂首先接触，高温裂化大幅增产丙烯、降低出产汽油烯烃含量；重馏分组分中含有大量带长侧链的单环芳烃，适宜在反应器下游与降低温度再生催化剂接触，适度裂化增产辛烷值高的轻芳烃组分和增产部分丙烯；中馏分组分的辛烷值低且烷烃含量高，通过与低温催化剂接触，强化催化异构化反应和氢转移反应生产大量辛烷值较高的烷烃组分、稀释出产汽油中的芳烃含量。具体地，根据本发明提供的所述方法，重质烃油催化转化，丙烯的产率达到20％以上，汽油产率达到35％，研究法辛烷值达到98以上，且满足烯烃含量不大于24％(体积分数)、芳烃含量不大于40％(体积分数)、苯含量不大于1.0％(体积分数)的技术指标。本发明的其它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：图1为本发明提供的所述增产低碳烯烃和制取高品质汽油的催化转化方法的流程示意图。附图标记说明1第一反应器2第二反应器3第三反应器5汽提器6沉降器7再生器13再生催化剂输送管线14再生催化剂输送管线19待生剂输送管线20管线(注入重质烃油原料)21管线(注入轻馏分组分)22管线(注入中馏分组分)23管线(注入重馏分组分)24管线(输送反应油气)25管线(输送干气)26管线(输送液化气)27管线(输送汽油)28管线(输送柴油)29管线(输送重油)40管线(注入雾化蒸汽)41管线(注入雾化蒸汽)42管线(注入雾化蒸汽)43管线(注入雾化蒸汽)44管线(注入预提升介质)47管线(注入汽提蒸汽)50管线(注入空气)51管线(输送再生烟气)具体实施方式以下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。本发明提供的所述增产低碳烯烃和制取高品质汽油的催化转化方法包括以下步骤：(1)将重质烃油原料与第一催化裂化催化剂在第一反应器中接触反应，得到第一反应混合物；(2)将沸点为8～88℃的轻馏分组分注入第二反应器中与第二催化裂化催化剂接触反应，并将沸点为145～253℃的重馏分组分在所述轻馏分组分的下游注入所述第二反应器中，反应后得到第二反应混合物；(3)将沸点为41～190℃的中馏分组分注入第三反应器中与从所述第二反应混合物中分离出的固体催化剂接触反应，得到第三反应混合物；(4)将从所述第一反应混合物、所述第二反应混合物和所述第三反应混合物中分离出的部分反应油气进一步分离为轻馏分组分、中馏分组分和重馏分组分，并循环用于步骤(2)和(3)中；(5)将从所述第一反应混合物和所述第三反应混合物中分离出的固体催化剂组分经汽提、再生后返回第一反应器和第二反应器中循环使用。在本发明中，在所述第二反应器中，沿着原料的流向，所述重馏分组分的注入位置位于所述轻馏分组分的注入位置的下游，使得所述轻馏分组分与高温的催化剂先发生反应，反应之后催化剂的温度下降，然后再与所述重馏分组分发生反应。在优选情况下，以所述第二反应器的轻馏分组分注入位置为起点，并沿原料的流向将所述第二反应器从轻馏分组分注入位置到反应器出口的长度定义为100％，所述重馏分组分的注入位置到反应器出口的长度 为5～95％，优选为20～80％。在本发明中，所述轻馏分组分、所述中馏分组分和所述重馏分组分的沸点依次提高。所述轻馏分组分、所述中馏分组分和所述重馏分组分由沸点范围包含在8℃～253℃内的直馏汽油、催化裂化粗汽油、催化裂化稳定汽油、焦化汽油、F-T合成汽油、各类柴油轻馏分中的一种或多种分离得到，该分离过程在本领域常用的分离设备，如精馏塔内完成。所述轻馏分组分、所述中馏分组分和所述重馏分组分既可以由本装置自产，也可以来自其它装置。优选地，所述轻馏分组分的沸点范围为9℃～60℃，所述中馏分组分的沸点范围为60℃～160℃，所述重馏分组分的沸点范围为160℃～235℃。在本发明中，所述轻馏分组分与所述重质烃油原料的重量比可以为(0.01～0.3)：1，优选为(0.05～0.2)：1。在本发明中，所述中馏分组分与所述重质烃油原料的重量比可以为(0.01～0.3)：1，优选为(0.05～0.2)：1。在本发明中，所述重馏分组分与所述重质烃油原料的重量比可以为(0.01～0.3)：1，优选为(0.05～0.2)：1。在本发明中，在所述第一反应器中，所述催化裂化催化剂在流化状态下进行反应。所述第一反应器的操作条件可以包括：温度为480～700℃，优选为500～600℃；时间为0.5～10秒，优选为1～5秒；剂油重量比为(5～40)：1，优选为(7～20)：1；水油重量比为(0.1～1)：1，优选为(0.1～0.4)：1。反应温度是指第一反应器出口的温度。水油重量比是指反应过程中所使用的水蒸气(即雾化蒸汽)与烃油原料的重量比。在本发明中，在所述第二反应器中，所述催化裂化催化剂在流化状态下进行反应。所述第二反应器的操作条件可以包括：温度为480～700℃，优选为500～650℃；时间为0.5～10秒，优选为l～5秒；剂油重量比为(6～40)：1，优选为(10～30)：1；水油重量比为(0.1～1)：1，优选为(0.2～0.6)：1。反 应温度是指第二反应器出口的温度。水油重量比是指反应过程中所使用的水蒸气(即雾化蒸汽)与烃油原料的重量比。在本发明中，所述第一反应器和所述第二反应器各自可以选自提升管反应器、下行管反应器和流化床反应器中的一种或多种，例如第一反应器、第二反应器可以是提升管反应器、下行管反应器、流化床反应器、提升管+下行管复合反应器、提升管+流化床复合反应器、下行管+流化床复合反应器以及在它们的基础上改进的反应器型式，其中提升管、下行管和流化床可以是等直径的提升管、下行管和流化床，也可以是各种变直径的提升管、下行管和流化床。在本发明中，在所述第三反应器中，所述催化裂化催化剂在流化状态下进行反应。所述第三反应器的操作条件可以包括：温度为300～580℃，优选为400～550℃；重时空速为1～30h-1，优选为4～16h-1；水油重量比为(0.05～1)：1，优选为(0.1～0.6)：1。反应温度是指第三反应器出口的温度。水油重量比是指反应过程中所使用的水蒸气(即雾化蒸汽)与烃油原料的重量比。在本发明中，所述第三反应器优选为流化床反应器。所述流化床可以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中的一种或多种。所述流化床反应器可以是等直径的流化床结构，也可以是变直径流化床结构。在本发明中，所述重质烃油原料可以选自石油烃油、合成油、煤液化油、油砂油和页岩油中的一种或多种。所述合成油可以为煤、天然气经过费托(F-T)合成得到的馏分油。优选地，所述重质烃油原料选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、加氢尾油、常压渣油、减压渣油和原油中的一种或多种。在本发明中，所述第一催化裂化催化剂和所述第二催化裂化催化剂可以相同或不同，优选为相同。所述催化裂化催化剂优选含有平均孔径小于0.7 纳米的择形沸石的催化剂。所述的平均孔径小于0.7纳米的择形沸石可以选自具有MFI结构的沸石、镁碱沸石、菱沸石、环晶石、毛沸石、A型沸石、柱沸石和浊沸石中的一种或多种。其中，所述MFI结构的沸石可以为ZSM-5和ZRP系列沸石中的一种或多种。其中，所述MFI结构的沸石还可为经RE、P、Fe、Co、Ni、Cu、Zn、Mo、Mn、Ga和Sn中的至少一种元素改性的ZSM-5和ZRP系列沸石中的一种或多种。根据本发明的一种具体实施方式，所述增产低碳烯烃和制取高品质汽油的催化转化方法的具体实施过程为：将重质烃油原料注入第一反应器内，与第一催化裂化催化剂在流化状态下接触，并在反应温度为480～700℃、优选500～600℃；反应时间为0.5～10秒、优选l～5秒的条件下反应，其中催化剂与烃油原料的重量比为(5～40)：1、优选(7～20)：1；水蒸汽与烃油原料的重量比为(0.1～1)：1、优选(0.1～0.4)：1；将轻馏分组分注入第二反应器内，与第二催化裂化催化剂在流化状态下接触，并在反应温度为500～700℃、优选500～650℃；反应时间为0.5～10秒、优选l～5秒的条件下反应，其中催化剂与烃油原料的重量比为(6～40)：1、优选为(10～30)：1；水蒸汽与烃油原料的重量比为(0.1～1)：1、优选(0.2～0.6)：1；同时重馏分组分在轻馏分组分下游注入第二反应器，和反应油气和催化剂混合并进行反应，并在第二反应器出口快速分离，催化剂引入第三反应器。中馏分组分注入第三反应器内，与来自第二反应器的催化剂在流化状态下接触，并在反应温度为300～580℃、优选400～550℃；重时空速为1～30h-1、优选4～16h-1条件下反应，其中催化剂与烃油原料的重量比为(6～40)：1、优选(10～30)：1；水蒸汽与烃油原料的重量比为(0.05～1)：1、优选(0.1～0.6)：1；来自第一反应器和第二反应器、第三反应器的反应油气与待生催化剂进入沉降器内，沉降器内的绝对压力为0.1～0.40MPa，优选0.15～0.35MPa。在沉降器中，反应油气和积炭的待生催化剂分离，分离出的反应油气引入后续分离系统，经进一步分离得到干气、液化气、汽油、柴油和重油等，同时部分分离得到轻馏分组分、中馏分组分和重馏分组分并将它们返回第二反应器和第三反应器进行回炼，其中液化气经进一步分离得到乙烯、丙烯等目的产物，分离出的待生催化剂经汽提、再生后返回第一反应器和第二反应器中循环使用。下面结合附图1对本发明所提供的方法予以进一步的说明，但本发明并不因此受到任何限制：如图1所示，其中第一反应器1为提升管反应器，第二反应器2为提升管反应器，第三反应器3为流化床反应器。热的再生催化剂由再生器7经再生催化剂输送管线13进入第一反应器的提升管1底部，并在由管线44注入的预提升介质的作用下加速向上流动。预热后的重质烃油原料经管线20与来自管线40的雾化蒸汽按(0.1～1)：1的重量比例混合后，注入提升管1，提升管反应器1的出口温度为480～700℃，在提升管反应器1中的反应时间为0.5～10秒，催化剂与烃油原料的重量比为5～40，沉降器6内的绝对压力为0.1～0.40MPa。提升管1中反应油气和催化剂的混合物经的出口经快分装置快速分离，积炭催化剂引入汽提器5。分离出的反应油气(开机阶段只包括来自第一反应器的反应油气，连续循环操作过程中包括来自第一反应器、第二反应器和第三反应器的反应油气)经沉降器6及其顶部的管线24送入后续分离系统11继续分离，分离后得到干气、液化气、汽油、柴油、重油等产物(分别经管线25、26、27、28、29引出)，同时可进一步分离得到用于回炼的轻馏分组分、中馏分组分、重馏分组分(分别经管线21、22、23引出)。轻馏分组分经管线21与来自管线41的雾化蒸汽按(0.1～1)：1的 重量比例混合后注入第二反应器2中。重馏分组分则经管线23与来自管线43的雾化蒸汽按(0.1～1)：1的重量比例混合后，在轻馏分组分的下游注入第二反应器2中。提升管反应器2出口温度为480～700℃，在提升管2中的反应时间为0.5～10秒，催化剂与烃油原料的重量比为6～40。第二反应器2的反应油气和催化剂的混合物经提升管出口快分装置快速分离，催化剂进一步引入第三反应器3流化床中，中馏分组分经管线22与来自管线42的雾化蒸汽按(0.1～1)：1的重量比例混合后注入流化床反应器3底部，与流化的催化剂接触反应，流化床3的反应温度为300～580℃，重时空速为1～25h-1，反应后油气与一部分积炭的待生催化剂经流化床反应器3进入沉降器6内分离，分离出的反应后积炭的待生催化剂进入汽提器5，另一部分积炭催化剂经流化床反应器3底部直接进入汽提器5，汽提蒸汽经管线47注入汽提器5，与积炭的待生催化剂逆流接触，将待生催化剂所携带的反应油气尽可能地汽提干净。汽提后的待生催化剂经待生剂输送管线19送入再生器7，空气经管线50注入再生器7，催化剂在再生器内与加热过的空气接触并在600℃～800℃的温度下进行再生。再生烟气经管线51引出。再生后的催化剂经再生剂输送管线13、14返回第一、第二反应器中循环使用。下面通过实施例进一步说明本发明提供的方法，但本发明并不因此受到任何限制。实施例中所采用的催化剂为中国石化催化剂齐鲁分公司生产的商品牌号为MMC-2的裂化催化剂，其具体性质见表1，该催化剂含平均孔径小于0.7nm的择形沸石。实施例1本实施例用于说明本发明提供的所述增产低碳烯烃和制取高品质汽油的催化转化方法。采用具有三个反应器的连续反应-再生操作的中型装置进行实验，其中第一反应器为提升管，提升管反应器的内径为16毫米，高度为3800毫米。第二反应器为提升管反应器，内径为16毫米，高度为3200毫米。第二提升管反应器出口引入流化床反应器，流化床反应器的内径为64毫米，高度为300毫米。温度为700℃左右的再生催化剂经再生催化剂斜管进入第一反应器的提升管反应器的底部，并在预提升蒸汽的作用下向上流动。重质烃油原料(主要性质见表2)经预热炉加热至350℃左右后与雾化水蒸汽混合后，通过进料喷嘴喷入第一反应器内，与热的再生催化剂接触进行催化转化反应。反应油气和待生催化剂从第一反应器提升管出口进入沉降器内进行快速分离，反应油气进一步分离成气体产物和各种液体产物，同时部分分离得到轻馏分组分、中馏分组分和重馏分组分。轻馏分组分和重馏分组分进入第二反应器中与热的催化剂接触进行催化转化反应。以第二反应器最底部的原料喷嘴为起点，并沿原料的流向将提升管反应器的有效长度定义为100％，轻馏分组分(馏程为初馏点～57℃)注入起点处，重馏分组分(馏程为160℃～235℃)进入到轻馏分组分下游的50％处(即重馏分组分的注入位置到反应器出口的长度为50％)，轻、重馏分组分与重质烃油原料的重量比分别为0.15：1和0.1:1。来自第二反应器的反应油气和积炭催化剂在提升管出口快速分离，积炭催化剂进一步引入第三反应器流化床中。中馏分组分(馏程为57～160℃)进入第三反应器底部与来自第二反应器出口分离出的催化剂接触进行催化转化反应，中馏分组分与重质烃油原料的重量比均为0.1：1。反应后油气与一部分积炭的待生催化剂经流化床反应器进入在沉降器内分离，分离出的反应后积炭的待生催化剂由重力作用进入到汽提器，经汽提后进入到再生器，在再生器内与加热过的空气接触并在700℃左右的温度下进行再生。汽提后的再生催化剂再返回到第一、第二反应器中循环使用。主要操作条件和结果列于 表3。实施例2本实施例用于说明本发明提供的所述增产低碳烯烃和制取高品质汽油的催化转化方法。采用的反应装置同实施例l。原料、主要实验步骤同实施例l，所不同的是以第二反应器提升管最底部的原料喷嘴为起点，并沿原料的流向将提升管的有效长度定义为100％，轻馏分组分(馏程为初馏点～57℃)注入第二提升管的起点处，重馏分组分(馏程为178℃～253℃)进入到轻馏分组分下游的70％处(即重馏分组分的注入位置到反应器出口的长度为30％)，选用的中馏分组分馏程为57～178℃。主要操作条件和结果列于表3。对比例l对比例l说明仅将汽油全馏分回炼至第二反应器底部的情况下，催化转化重质烃油制取丙烯和汽油的效果。采用的反应装置同实施例l。原料和主要实验步骤同实施例l，所不同的是仅将汽油全馏分(馏程为初馏点～205℃)引入第二反应器的提升管底部，汽油全馏分与重质烃油原料的重量比为0.2：1，且未使用第三反应器。主要操作条件和结果列于表3。对比例2对比例2说明采用类似CN102373079A公布的方法制取丙烯和汽油的效果。采用的反应装置同实施例l。原料、主要实验步骤同实施例l，所不同的是以第二反应器提升管最底部的原料喷嘴为起点，并沿原料的流向将提升管 的有效长度定义为100％，轻馏分组分(馏程为初馏点～57℃)注入第二提升管的起点处，中馏分组分(馏程为57℃～160℃)进入到轻馏分组分下游的50％处(即重馏分组分的注入位置到反应器出口的长度为50％)。主要操作条件和结果列于表3。实施例3本实施例用于说明本发明提供的所述增产低碳烯烃和制取高品质汽油的催化转化方法。采用的反应装置同实施例l。温度为650℃左右的再生催化剂经再生催化剂斜管进入第一反应器的提升管反应器的底部，并在预提升蒸汽的作用下向上流动。重质烃油原料(主要性质见表2)经预热炉加热至350℃左右后与雾化水蒸汽混合后，通过进料喷嘴喷入第一反应器内，与热的再生催化剂接触进行催化转化反应。反应油气和待生催化剂从第一反应器提升管出口进入沉降器内进行快速分离，反应油气进一步分离成气体产物和各种液体产物，同时部分分离得到轻馏分组分、中馏分组分和重馏分组分。轻馏分组分和重馏分组分进入第二反应器中与热的催化剂接触进行催化转化反应。以第二反应器最底部的原料喷嘴为起点，并沿原料的流向将提升管反应器的有效长度定义为100％，轻馏分组分(馏程为初馏点～57℃)注入起点处，重馏分组分(馏程为160℃～235℃)进入到轻馏分组分下游的40％处(即重馏分组分的注入位置到反应器出口的长度为60％)，轻、重馏分组分与重质烃油原料的重量比分别为0.2：1和0.05:1。来自第二反应器的反应油气和积炭催化剂在提升管出口快速分离，积炭催化剂进一步引入第三反应器流化床中。中馏分组分(馏程为57～160℃)进入第三反应器底部与来自第二反应器出口分离出的催化剂接触进行催化转化反应，中馏分组分与重质烃油原料的重量比均为0.05：1。反应后油气与一 部分积炭的待生催化剂经流化床反应器进入在沉降器内分离，分离出的反应后积炭的待生催化剂由重力作用进入到汽提器，经汽提后进入到再生器，在再生器内与加热过的空气接触并在650℃左右的温度下进行再生。汽提后的再生催化剂再返回到第一、第二反应器中循环使用。主要操作条件和结果列于表3。对比例3对比例3说明只使用第一反应器，但未启用第二反应和第三反应器的情况下，催化转化重质烃油制取丙烯和汽油的效果。采用的反应装置同实施例l。第一反应器的反应条件同实施例1，原料和主要实验步骤同实施例l，所不同的是未启用第二反应器和第三反应器进行操作。主要操作条件和结果列于表3。对比例3实施过程中，从反应油气分离出少量轻馏分组分(馏程为初馏点～57℃)、中馏分组分(馏程为57～160℃)、重馏分组分(馏程为160℃～235℃)用于检测，其主要性质见表4。表l表2原料油名称重质烃油压渣油密度(20℃),kg/m3891.6元素组成，重量％C86.20H13.06S0.28N0.29碱性氮922族组成,％饱和烃59.0芳烃22.3胶质18.3沥青质0.4残炭值,％5.44运动粘度，mm2/s80℃32.65100℃18.77凝固点,℃>50折射率,70℃1.4848总酸值,mgKOH/g0.44相对分子质量528金属含量,mg/kgFe4.2Ni17.9Cu<0.1V0.2Na0.3Ca0.7Zn0.9减压体积馏程,℃IBP258.05％365.910％388.730％435.750％489.066.5％569.4表3表4轻馏分组分中馏分组分重馏分组分馏程，℃8～5757～160160～235苯含量(体积分数)，％0.001.000.00单环芳烃含量(体积分数)，％0.0019.864.81烯烃含量(体积分数)，％76.846.0-研究法辛烷值(RON)96.891.5-抗爆指数(RON+MON)/291.886.6-由表3可见，实施例2采用本发明提供的方法，重质烃油原料催化转化制取丙烯的产率是20.46重％，汽油辛烷值达100.1，满足车用汽油标准GB17930-2013要求烯烃含量不大于24％(体积分数)，芳烃含量不大于40％(体积分数),苯含量不大于1.0％(体积分数)的要求。在相同的操作条件下，实施例1分别和对比例1、2相比，本发明提供的方法，丙烯产率有所提高或大致相当条件下，催化裂化汽油辛烷值达98以上，且满足车用汽油标准GB17930-2013要求烯烃含量不大于24％(体积分数)，芳烃含量不大于40％(体积分数)，苯含量不大于1.0％(体积分数)的要求。对比例2丙烯产率虽然也达20％以上，但苯含量和芳烃含量大大超过GB17930-2013中的规定值。对比例3中，未按实施例1启用第二反应器和第三反应器，产品汽油中烯烃含量高达56.1％。表4中分析数据显示，轻馏分组分烯烃含量达76.8％，说明其对产品汽油中的烯烃含量的贡献值最大，最需要降低烯烃含量，轻馏分组分中这些短链烯烃可在高温裂解条件下反应生成丙烯等低碳烯烃；重馏分组分中单环芳烃含量高达64.81％，重馏分组分中的这些含长侧链的单环芳烃易于在中等反应温度条件下快速裂化，生成汽油馏分中高辛烷值的轻芳 烃组分；中馏分组分的辛烷值低，最需要提高辛烷值，可在相对较低的反应温度下强化异构化反应和氢转移反应，增产汽油馏分中高辛烷值的异构烷烃，从而降低产品汽油中的烯烃含量和芳烃含量，提高产品汽油辛烷值。实施例3，装置在缓和反应条件下运行，在兼顾丙烯产率的情况下，汽油产率达40.15％，产品汽油中烯烃含量降低至18.0％，芳烃含量降低至34.9％。当前第1页1 2 3