本发明涉及催化裂化领域，特别涉及生产高丙烯含量裂化气和低烯烃含量汽油的装置及方法。
背景技术：
：催化裂化是一种常见的石油炼制工艺，其在热和催化剂的作用下使重质油发生裂化反应，转变为含乙烯、丙烯等裂化气、汽油和柴油等。与传统的以石脑油、轻柴油、液化石油气等轻质石脑油为原料的蒸汽裂解工艺相比，催化裂化通常能得到更多的低碳烯烃，尤其是丙烯含量较高的裂化气，其具有原料广泛、丙烯/乙烯比值高、能耗小、操作条件温和、生产成本低等优点。其中，丙烯作为重要的基本有机合成原料，其市场需求量逐年增长，而由催化裂化得到的汽油亦成为商品汽油的主要构成部分。可见，提供一种生产高丙烯含量裂化气和低烯烃含量汽油的方法十分必要。现有技术提供了这样一种利用两段催化裂化生产丙烯和高品质汽柴油的方法，包括：重质原料油在第一段提升管与再生催化剂接触反应后，进入气固沉降器后后续分离系统，得到性质良好的柴油、高烯烃含量的汽油、气体产物和油浆，待生催化剂经水蒸气汽提后进行再生，然后第一段提升管反应得到的粗汽油进入第二段提升管，并与来自再生器的催化剂接触反应，即可得到较多的丙烯，同时得到质量改善的汽油。而研究发现，现有技术提供的方法在两段提升管中使用相同的催化剂，对各提升管中的反应原料的催化作用的选择性较差，进而对于最终丙烯产率的提高以及汽油质量的改善的局限性较大。另外重油和汽油在相同的提升管内反应，由于重油和汽油反应需要的条件不同，而一根提升管无法为二者提供最优的操作条件，从而不利于提高丙烯收率和改善汽油质量。进一步地，比如中国专利CN101074392A中公开了两根提升管均采用富含择型分子筛的催化剂，其中的择型分子筛用于汽油裂化反应，汽油原料与富含 择型分子筛的催化剂接触时，主要利用其中的择型分子筛催化剂，这就导致反应的实际剂油比下降，将不利于汽油转化，同样，重油反应的实际剂油比也降低了，也不利于重油转化。专利CN101074392A中提到轻质烃类与重油在相同的提升管内反应，无法为二者转化提供最优的操作条件。技术实现要素：本发明实施例所要解决的技术问题在于，提供了一种通过在不同提升管中使用两种不同的催化剂，以有效提高丙烯产率及改善汽油质量的生产高丙烯含量裂化气和低烯烃含量汽油的装置及方法。具体技术方案如下：第一方面，本发明实施例提供了一种生产高丙烯含量裂化气和低烯烃含量汽油的装置，包括：第一提升管、第一沉降器、第一催化裂化再生器、第一分馏塔、第一冷却器、第一气液分离器、第二提升管、第二沉降器、第二催化裂化再生器、第二分馏塔、第二冷却器、和第二气液分离器；所述第一提升管的出口、所述第一沉降器的进口及催化剂出口、所述第一催化裂化再生器、所述第一提升管的催化剂进口顺次连通，构成第一催化剂再生回用单元；所述第二提升管的出口、所述第二沉降器的进口及催化剂出口、所述第二催化裂化再生器、所述第二提升管的催化剂进口顺次连通，构成第二催化剂再生回用单元；所述第一沉降器的油气出口、所述第一分馏塔的原料进口及气相出口、所述第一冷却器、所述第一气液分离器的进口及液相出口、所述第二提升管的原料进口及出口、所述第二沉降器的进口及油气出口、所述第二分馏塔的原料进口及气相出口、所述第二冷却器、所述第二气液分离器顺次连通。进一步地，所述装置还包括第一催化剂预提升器和第二催化剂预提升器；所述第一催化剂预提升器与所述第一提升管的催化剂进口连通；所述第二催化剂预提升器与所述第二提升管的催化剂进口连通。进一步地，所述装置还包括第三分馏装置，同时与所述第一气液分离器的气相出口和所述第二气液分离器的气相出口连通。第二方面，本发明实施例提供了利用上述的装置生产高丙烯含量裂化气和低烯烃含量汽油的方法，所述方法包括：重油原料和第一催化剂在第一提升管中进行第一催化反应，得到第一催化产物，所述第一催化产物进入所述第一沉降器中进行沉降处理，得到第一生焦催化剂和第一油气产物；所述第一生焦催化剂进入第一催化裂化再生器中进行再生处理，然后进入所述第一提升管中进行再利用；与此同时，所述第一油气产物进入第一分馏塔中进行分离，得到油浆、柴油和第一轻油，所述第一轻油经第一冷却器冷却后进入第一气液分离器进行气液分离，得到裂化气和粗汽油；所述粗汽油进入第二提升管，在第二催化剂的作用下进行第二催化反应，得到第二催化产物，所述第二催化产物进入第二沉降器中进行沉降处理，得到第二生焦催化剂和第二油气产物；所述第二生焦催化剂进入第二催化裂化再生器中进行再生处理，然后进入所述第二提升管中进行再利用；与此同时，所述第二油气产物进入第二分馏塔中进行分离，得到油浆、柴油和第二轻油，所述第二轻油经第二冷却器冷却后进入第二气液分离器进行气液分离，得到裂化气和产品汽油；所述第一催化剂为超稳分子筛催化剂，所述第二催化剂为ZSM-5分子筛择形催化剂。具体地，作为优选，所述第一催化反应的反应条件如下：所述重油原料的进料温度为150℃-300℃、反应温度为400℃-700℃、反应绝对压力为0.12MPa-0.4MPa、反应时间为0.05s-5s；所述第一催化剂与所述重油原料的质量比为2-10：1。具体地，作为优选，所述第二催化反应的反应条件如下：所述粗汽油的进料温度为40-300℃、反应温度为400℃-700℃、反应绝对压力为0.12MPa-0.4MPa、反应时间为0.05s-5s；所述第二催化剂与所述粗汽油的质量比为2-30：1。具体地，作为优选，在进行所述第二催化反应的过程中，还可以使C4-C20烃类进入所述第二提升管中与所述粗汽油一同作为反应原料。具体地，作为优选，所述方法还包括：使燃烧油注入所述第二催化裂化再生器中，为所述第二生焦催化剂的再生过程提供燃烧热能。具体地，作为优选，所述第一轻油经第一冷却器冷却后的温度为30℃-80℃；所述第二轻油经第二冷却器冷却后的温度为30℃-80℃。本发明实施例提供的技术方案带来的有益效果是：本发明实施例提供的生产高丙烯含量裂化气和低烯烃含量汽油的装置，通过设置单独的第一提升管和第二提升管，以及设置独立的第一催化剂再生回用单元和第二催化剂再生回用单元，以使重油原料能够于第一提升管中，在适合进行重油裂化的催化剂的作用下进行催化反应，并在第一催化剂再生回用单元中对该催化剂进行催化再生；而重油催化裂化后的粗汽油则于第二提升管中，在适合粗汽油裂化的另一催化剂的作用下进行催化反应，并在第二催化剂再生回用单元中对该另一催化剂进行催化再生。如此设置，针对重油和轻油分别针对性地采用不同的催化剂，提高了其催化选择性，能够获得高丙烯含量的裂化气和低烯烃含量汽油，进而保证丙烯含量得以有效提高，汽油的质量也得以有效改善。附图说明为了更清楚地说明本发明实施例中的技术方案，下面将对实施例描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。图1是本发明实施例提供的生产高丙烯含量裂化气和低烯烃含量汽油的装置的结构示意图。附图标记分别表示：1第一提升管，2第一沉降器，3第一催化裂化再生器，4第一分馏塔，5第一冷却器，6第一气液分离器，7第二提升管，8第二沉降器，9第二催化裂化再生器，10第二分馏塔，11第二冷却器，12第二气液分离器，13第一催化剂预提升器，14第二催化剂预提升器，15第三分馏装置，A重油原料，B1第一催化剂，B2第二催化剂，C1第一油气产物，C2第二油气产物，D油浆，E柴油，F1第一轻油，F2第二轻油，G裂化气，H粗汽油，I产品汽油。具体实施方式为使本发明的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将结合附图对本发明实施方式作进一步地详细描述。第一方面，本发明实施例提供了一种生产高丙烯含量裂化气和低烯烃含量汽油的装置，如附图1所示，该装置包括：第一提升管1、第一沉降器2、第一催化裂化再生器3、第一分馏塔4、第一冷却器5、第一气液分离器6、第二提升管7、第二沉降器8、第二催化裂化再生器9、第二分馏塔10、第二冷却器11、和第二气液分离器12。其中，第一提升管1的出口、第一沉降器2的进口及催化剂出口、第一催化裂化再生器3、第一提升管1的催化剂进口顺次连通，构成第一催化剂再生回用单元。第二提升管7的出口、第二沉降器8的进口及催化剂出口、第二催化裂化再生器9、第二提升管7的催化剂进口顺次连通，构成第二催化剂再生回用单元。第一沉降器2的油气出口、第一分馏塔4的原料进口及气相出口、第一冷却器5、第一气液分离器6的进口及液相出口、第二提升管7的原料进口及出口、第二沉降器8的进口及油气出口、第二分馏塔10的原料进口及气相出口、第二冷却器11、第二气液分离器12顺次连通。本发明实施例提供的生产高丙烯含量裂化气和低烯烃含量汽油的装置，通过设置单独的第一提升管1和第二提升管7，以及设置独立的第一催化剂再生回用单元和第二催化剂再生回用单元，以使重油原料A能够于第一提升管1中，在适合进行重油裂化的催化剂的作用下进行催化反应，并在第一催化剂再生回用单元中对该催化剂进行催化再生；而重油催化裂化后的粗汽油则于第二提升管7中，在适合粗汽油裂化的另一催化剂的作用下进行催化反应，并在第二催化剂再生回用单元中对该另一催化剂进行催化再生。如此设置，针对重油和粗汽油分别针对性地采用不同的催化剂，提高了其催化选择性，能够获得高丙烯含量的裂化气和低烯烃含量汽油，进而保证丙烯含量得以有效提高，汽油的质量也得以有效改善。本领域技术人员可以理解的是，本发明实施例所述的提升管、沉降器、催化裂化再生器、分馏塔、冷却器、气液分离器均为本领域的现有技术，本发明实施例在此不对它们的结构作具体的限定。其中，第一分馏管和第二分馏塔10的中部均设置有柴油出口，用于排出柴油E；底部均设置有油浆出口，用于排出油浆D。进一步地，本发明实施例提供的装置还包括第一催化剂预提升器13和第二催化剂预提升器14。其中，第一催化剂预提升器13与第一提升管1的催化剂进口连通；第二催化剂预提升器14与第二提升管7的催化剂进口连通。本发明实施例通过如上设置第一催化剂预提升器13和第二催化剂预提升器14，以利用水蒸气或者其他可用的干气对催化剂进行预提升，防止催化剂的沉降或者不均匀分布。进一步地，本发明实施例提供的装置还包括第三分馏装置15(可以理解的是，第三分馏装置15也可以为的两套不同的分馏装置)，该第三分馏装置15可以同时与第一气液分离器6的气相出口和第二气液分离器12的气相出口连通，以便于对从第一气液分离器6和第二气液分离器12而来的气相产物，即裂化气G进行进一步的分馏，获得丙烯、丁烯等特定的产品。可以理解的是，第一气 液分离器6的气相出口可以独立地与一个分馏装置相连通，而第二气液分离器12的气相出口可以与另外一个分馏装置相连通。第二方面，本发明实施例提供了利用上述的装置生产高丙烯含量裂化气和低烯烃含量汽油的方法，该方法包括(可参见图1)：重油原料A和第一催化剂B1在第一提升管1中进行第一催化反应，得到第一催化产物，第一催化产物进入第一沉降器2中进行沉降处理，得到第一生焦催化剂B1和第一油气产物C1。第一生焦催化剂B1进入第一催化裂化再生器3中进行再生处理，然后进入第一提升管1中进行再利用。与此同时，第一油气产物C1进入第一分馏塔4中进行分离，得到油浆D、柴油E和第一轻油F1，第一轻油F1经第一冷却器5冷却后进入第一气液分离器6进行气液分离，得到裂化气G和粗汽油H。粗汽油H进入第二提升管7，在第二催化剂B2的作用下进行第二催化反应，得到第二催化产物，第二催化产物进入第二沉降器8中进行沉降处理，得到第二生焦催化剂B2和第二油气产物C2。其中，第二生焦催化剂B2进入第二催化裂化再生器9中进行再生处理，然后进入第二提升管7中进行再利用；与此同时，第二油气产物C2进入第二分馏塔10中进行分离，得到油浆D、柴油E和第二轻油F2，第二轻油F2经第二冷却器11冷却后进入第二气液分离器12进行气液分离，得到裂化气G和产品汽油I。第一催化剂B1为超稳分子筛催化剂，例如其可以为超稳USY，超稳稀土Y，超稳稀土USY，磷改性超稳USY，金属改性超稳USY，催化剂的平均粒径大小大概为60-80微米；第二催化剂B2为ZSM-5分子筛择形催化剂。本发明实施例提供的上述方法，通过在独立的两个提升管中，并在不同的催化剂作用下进行催化反应，有效提高了催化反应原料的催化选择性，能够获得高丙烯含量的裂化气和低烯烃含量汽油，进而保证丙烯含量得以有效提高，汽油的质量也得以有效改善。具体地，为了保证重油原料A充分完全的裂化反应，第一催化反应的反应条件如下：重油原料A的进料温度为150℃-300℃、反应温度为400℃-700℃、反应绝对压力为0.12MPa-0.4MPa、反应时间为0.05s-5s；第一催化剂B1与重油原料A的质量比为2-10：1。举例来说，重油原料A的进料温度可以为170℃、200℃、210℃、230℃、250℃、270℃、290℃等；反应温度可以为420℃、440℃、 460℃、480℃、500℃、520℃、540℃、560℃、580℃、600℃、620℃、640℃、660℃、680℃、700℃等；反应绝对压力可以为0.15MPa、0.18MPa、0.2MPa、0.23MPa、0.25MPa、0.28MPa、0.3MPa、0.33MPa、0.36MPa、0.38MPa等；反应时间可以为0.08s、0.1s、0.3s、0.8s、1.2s、1.8s、2.2s、2.8s、3.5s、4s、4.5s等。第一催化剂B1与重油原料A的质量比可以为3：1、4：1、5：1、6：1、7：1、8：1、9：1、10：1等。同样地，为了使粗汽油H的催化裂化反应更加充分完全，以生成高含量的丙烯并获得低烯烃含量的汽油产品，第二催化反应的反应条件如下：粗汽油H的进料温度为40-300℃、反应温度为400℃-700℃、反应绝对压力为0.12MPa-0.4MPa、反应时间为0.05s-5s；举例来说，粗汽油H的进料温度可以为50℃、80℃、110℃、140℃、170℃、200℃、210℃、230℃、250℃、270℃、290℃等；反应温度可以为420℃、440℃、460℃、480℃、500℃、520℃、540℃、560℃、580℃、600℃、620℃、640℃、660℃、680℃、700℃等；反应绝对压力可以为0.15MPa、0.18MPa、0.2MPa、0.23MPa、0.25MPa、0.28MPa、0.3MPa、0.33MPa、0.36MPa、0.38MPa等；反应时间可以为0.08s、0.1s、0.3s、0.8s、1.2s、1.8s、2.2s、2.8s、3.5s、4s、4.5s等。第二催化剂B2与粗汽油H的质量比可以为3：1、4：1、5：1、6：1、7：1、8：1、9：1、10：1、11：1、12：1、13：1、14:1、17:1、20:1、23:1、26:1、29:1等。此外，在进行第二催化反应的过程中，还可以使C4-C20烃类进入第二提升管7中与粗汽油H一同作为反应原料，并以此进行第二催化反应，提高了该方法的适应性。而由于第二催化反应的生焦率较低，催化剂上的焦在第二催化裂化再生器9中的烧焦热量难以满足热平衡需要，基于此，还可以使燃烧油注入第二催化裂化再生器9中，为第二生焦催化剂B2的再生过程提供燃烧热能。进一步地，为了保证第一轻油F1和第二轻油F2能够在气液分离器中实现完全的气液分离，以保证后续丙烯产品的高含量，第一轻油F1经第一冷却器5冷却后的温度为30℃-80℃；第二轻油F2经第二冷却器11冷却后的温度为30℃-80℃，例如这两者均可以为35℃、40℃、45℃、50℃、55℃、60℃、60℃、70℃、75℃等。以下将通过具体实施例进一步地描述本发明。在以下具体实施例中，所涉 及的操作未注明条件者，均按照常规条件或者制造商建议的条件进行。所用原料未注明生产厂商及规格者均为可以通过市购获得的常规产品。实施例1如附图1所示，本发明实施例提供了一种生产高丙烯含量裂化气G和低烯烃含量汽油的装置，该装置包括：第一提升管1、第一沉降器2、第一催化裂化再生器3、第一分馏塔4、第一冷却器5、第一气液分离器6、第二提升管7、第二沉降器8、第二催化裂化再生器9、第二分馏塔10、第二冷却器11、第二气液分离器12、第一催化剂预提升器13、第二催化剂预提升器14、第三分馏装置15。其中，第一提升管1的上部出口、第一沉降器2的中部进口及下部催化剂出口、第一催化裂化再生器3、第一提升管1下部的催化剂进口顺次连通，构成第一催化剂再生回用单元。第二提升管7的上部出口、第二沉降器8的中部进口及下部催化剂出口、第二催化裂化再生器9、第二提升管7下部的催化剂进口顺次连通，构成第二催化剂再生回用单元。其中，第一催化裂化再生器3与第一提升管1，以及第二催化裂化再生器9和第二提升管7之间的连通通过斜管即可实现。第一沉降器2上部的油气出口、第一分馏塔4下部的原料进口及上部的气相出口、第一冷却器5、第一气液分离器6的进口及液相出口、第二提升管7下部的原料进口及上部的出口、第二沉降器8中部的进口及顶部的油气出口、第二分馏塔10下部的原料进口及顶部的气相出口、第二冷却器11、第二气液分离器12顺次连通。第一分馏管和第二分馏塔10的中部均设置有柴油出口，用于排出柴油E；底部均设置有油浆出口，用于排出油浆。第一催化剂预提升器13与第一提升管1下部的催化剂进口连通；第二催化剂预提升器14与第二提升管7下部的催化剂进口连通。该第三分馏装置15同时与第一气液分离器6的气相出口和第二气液分离器12的气相出口连通。实施例2本实施例利用实施例1提供的装置进行高丙烯含量裂化气和低烯烃含量汽油的生产，具体步骤如下：将预热至200℃的重油原料A进入第一提升管1中，并在反应温度为530℃， 反应绝对压力为0.24MPa的条件下，与经预提升介质整流后的第一催化剂B1：超稳分子筛催化剂接触0.8s，以发生催化反应。其中，超稳分子筛催化剂与重油原料A的质量比为8:1。催化反应后得到的油气产物与生焦的超稳分子筛催化剂一同进入第一沉降器2中进行沉降处理，分离得到的生焦的超稳分子筛催化剂进入第一催化裂化再生器3中在700℃下进行烧焦再生，再生后进入第一提升管1中进行循环利用。而分离得到油气将进入第一分馏塔4中进行分离，得到油浆D、柴油E和第一轻油F1。收集油浆D和柴油E，而第一轻油F1经第一冷却器5冷却至50℃后进入第一气液分离器6进行气液分离，得到未冷凝的裂化气G和粗汽油H。粗汽油H进入第二提升管7，并在反应温度为550℃，反应绝对压力为0.24MPa的条件下，与经预提升介质整流后的第二催化剂B2：ZSM-5分子筛择形催化剂接触反应0.7s。其中，ZSM-5分子筛择形催化剂与重油原料A的质量比为20:1。催化反应后得到的油气产物与生焦的ZSM-5分子筛择形催化剂一同进入第二沉降器8中进行沉降处理，分离得到的生焦的ZSM-5分子筛择形催化剂进入第二催化裂化再生器9中在660℃下进行烧焦再生，再生后进入第二提升管7中进行循环利用。与此同时，分离得到油气产物将进入第二分馏塔10中进行分离，得到油浆D、柴油E和第二轻油F2，收集油浆D和柴油E的产品，而第二轻油F2经第二冷却器11冷却至40℃后进入第二气液分离器12进行气液分离，得到裂化气G和产品汽油I。将两次催化反应得到的裂化气G均进入第三分馏装置15中进行分离，得到丙烯、乙烯以及其他低碳烯烃和产品汽油H。其中，本实施例所使用的重油原料A的性质如表1所示：表1原料油数值密度，kg/m3899残炭，wt％4.58硫含量，wt％0.27氮含量，wt％0.23族组成wt％饱和分64.95芳香分23.35胶质11.09沥青质0.61其中，本实施例反应得到的产物(包括裂化气和产品汽油)的性质如表2所示：表2产物数值干气wt％4.8乙烯wt％2.5液化气wt％48.63丙烯wt％21.15汽油wt％15.53柴油wt％17.07油浆wt％4.84焦炭wt％9.13产品汽油的性质烯烃含量v％10芳烃含量v％60辛烷值RON96由表2可知，利用本发明实施例提供的装置和方法对重油原料进行催化裂化，可以获得理想的产物分布，尤其是丙烯收率可以达到21.15wt％，汽油中烯烃含量可达10v％，辛烷值可达96，能够作为一种高质量的汽油调和组分来进行商品汽油的制备。可见，本发明实施例提供的装置和方法在提高低碳烯烃，尤其是丙烯的产率，改善汽油产品质量方面具有显著优势。以上所述仅为本发明的较佳实施例，并不用以限制本发明的保护范围，凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。当前第1页1 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