一种采用稀相输送床与快速流化床进行催化裂解的方法和系统与流程

本发明涉及一种采用稀相输送床与快速流化床进行催化裂解的方法和系统。
背景技术：
：以乙烯、丙烯为代表的低碳烯烃是化学工业的最基本原料，国内外多以天然气或轻质石油馏分为原料，采用乙烯联合装置中蒸汽裂解工艺生产低碳烯烃。苯、甲苯、二甲苯(btx)是重要的基础化工原料，其中对二甲苯(px)占btx消费总量的45％左右。随着我国聚酯等工业的发展，预计btx的需求将继续高速增长。约90％的乙烯、约70％的丙烯、90％的丁二烯、30％的芳烃均来自蒸汽裂解副产。虽然蒸汽裂解技术经过几十年的发展，技术不断完善，但仍具有能耗高、生产成本高、co2排放量大和产品结构不易调节等技术局限，石油化工如果采用传统的蒸汽裂解制乙烯、丙烯路线，将面临轻质原料油短缺、生产能力不足以及成本过高等几大制约因素，另外，随着蒸汽裂解原料的轻质化，丙烯和轻芳烃产率下降更是加剧的供需矛盾。催化裂解技术可以作为生产低碳烯烃和轻芳烃的生产工艺的有益补充，对炼油和化工一体化的企业来说，采用催化技术路线生产化工原料具有明显的社会与经济效益。中国专利cn98101765.7公开了一种从重质油同时制取低碳烯烃和高芳烃汽油的方法，是使重质石油烃和水蒸汽在由提升管和密相流化床组成的复合反应器中进行催化裂解反应，达到提高低碳烯烃特别是丙烯的产率，同时使汽油中的芳烃含量增加到80重％左右。中国专利cn01119807.9公开了一种重质石油烃催化转化增产乙烯和丙烯的方法，是使烃油原料，也是在提升管或流化床反应器中与含有五元环高硅沸石的催化剂接触、反应，该方法不仅可以提高乙烯和丙烯产率，还可以在一定程度上缓解催化剂的水热失活。中国专利cn200410068934.5公开了一种采用双反应区催化裂解生产低碳烯烃和芳烃的方法，两个反应区采用不同的重时空速达到从重质原料最大限度地生产丙烯、乙烯等低碳烯烃，其中丙烯的产率超过20重％，同时联产甲苯与二甲苯等芳烃的目的。美国专利us2002003103和us2002189973公开了采用双提升管增产丙烯的fcc装置。其中裂化反应生成的汽油(60～300℉/15～150℃)进料到第二根提升管进一步反应，催化剂是usy分子筛和zsm-5分子筛催化剂的混合物。美国专利us2002195373和wo2017223310是采用下行式反应器，在高温(1020～1200℉/550～650℃)、短接触时间(<0.5秒)和大剂油比(15～25)条件下操作。主催化剂(y型八面沸石)具有低氢转移活性，其配方结合操作条件来制定，以使轻烯烃产率最大化。高效分离器在0.1秒之内将产物和催化剂分离，使得二次反应和焦炭的形成最小化。另外，使用lco来骤冷分离出来的气体产物至约930℉/500℃，并防止进一步裂化。美国专利us6538169和us2003121825也是采用两个反应区和一个共用的再生器的反应－再生系统构成。在第一反应区，使用高温和高剂油比将重质原料裂化为轻烯烃或能转化为轻烯烃的中间产物。第二反应区由第二根提升管构成，在那儿操作条件更苛刻，从汽油产品中生产更多的轻组分。使用择形分子筛如zsm-5辅助汽油向轻烯烃的转化，适用的原料包括vgo、hvgo和加氢的瓦斯油。中国专利cn01130984.9公开一种制取乙烯和丙烯的催化转化方法。采用提升管和密相流化床串联反应器，将轻质原料注入提升管，在较高苛刻度下反应，反应产物与积炭催化剂进入流化床，在相对缓和条件下继续反应，该方法具有较高的乙烯+丙烯+丁烯收率。中国专利cn200910210330公开一种催化裂解方法，包括将重质原料在包括至少两个反应区的第一提升管反应器中与催化剂接触进行裂化反应，将轻质原料和裂解重油在第二提升管反应器和流化床反应器中与催化剂接触进行裂化反应的步骤。该方法用于重油催化裂解，重油转化率和丙烯产率较高，干气和焦炭产率低。我国炼油化工行业结构性矛盾日益严重，一方面传统石化产品产能过剩，成品油供需矛盾突出，另一方面资源类产品和高端石油化工产品短缺突出，炼油向化工转型已是大势所趋。作为炼油与化工桥梁的催化裂解装置面临前所未有压力与挑战。当前，催化裂解装置掺炼常压渣油比例越来越大，甚至提出掺炼减压渣油的要求，现有催化裂解技术通常以减压蜡油或石蜡基常压渣油为原料，最先进的催化裂解技术是采用双提升管或者提升管串联密相床层的反应器，在较高苛刻度的反应条件下，达到多产低碳烯烃和/或轻芳烃的目标，这类反应器在加工掺渣重油时，不可避免地出现干气和焦炭产率高的问题。采用下行式反应器时可以达到焦炭产率的降低，但是反应转化率相对较低，需要专用催化剂。随着原料的重质化，催化裂解装置掺炼渣油的要求越来越多，为了高效利用劣质重油资源，满足日益增长的化工原料如低碳烯烃和芳烃的需求，有必要开发一种将劣质重油原料转化为高附加值产品的催化裂解方法。技术实现要素：本发明的目的是提供一种采用稀相输送床与快速流化床进行催化裂解的方法和系统，本发明方法和系统进行催化裂解的干气和焦炭产率低，产品分布好。为了实现上述目的，本发明提供一种采用稀相输送床与快速流化床进行催化裂解的方法，该方法包括：将预热的劣质重油从稀相输送床的下部引入稀相输送床中与催化裂解催化剂接触并由下至上进行第一催化裂解反应，得到第一反应产物和半待生催化剂；将所得第一反应产物和半待生催化剂引入快速流化床的底部并由下至上进行第二催化裂解反应，得到第二反应产物和待生催化剂；其中，所述快速流化床中催化剂呈全浓相分布，所述快速流化床中轴向固体分率ε分布满足：0.1≤ε≤0.2；将所得第二反应产物进行分离，得到干气、液化气、裂解汽油、裂解柴油和裂解重油；将待生催化剂送入再生器进行烧焦再生，至少将部分所得再生催化剂作为所述催化裂解催化剂返回稀相输送床的底部。可选的，所述劣质重油的性质满足以下指标中的一种、两种、三种或四种：20℃密度为900-1000千克/米3，残炭为2-10重量％，镍和钒总含量为2-30ppm，特性因数k值小于12.1。可选的，所述劣质重油的性质满足以下指标中的一种、两种、三种或四种：20℃密度为910-940千克/米3，残炭为3-8重量％，镍和钒总含量为5-20ppm，特性因数k值小于12.0。可选的，所述劣质重油为重质石油烃和/或其它矿物油；所述重质石油烃为选自减压渣油、劣质的常压渣油、劣质的加氢渣油、焦化瓦斯油、脱沥青油、减压蜡油、高酸值原油和高金属原油中的一种或多种，所述其它矿物油为选自煤液化油、油砂油和页岩油中的一种或多种。可选的，以干基计并以催化裂解催化剂的干基重量为基准，所述催化裂解催化剂包括1-50重量％的沸石、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土；所述沸石包括中孔沸石和任选的大孔沸石，所述中孔沸石为zsm系列沸石和/或zrp沸石，所述大孔沸石为选自稀土y、稀土氢y、超稳y和高硅y中的一种或多种。可选的，以干基计，所述中孔沸石占沸石总重量的0-50重量％。可选的，以干基计，所述中孔沸石占沸石总重量的0-20重量％。可选的，所述第一催化裂解反应的条件包括：反应温度为500-600℃，反应时间为0.05-5秒，剂油重量比为(1-50)：1，水油重量比为(0.03-0.5)：1，催化剂密度为20-100千克/米3，气体线速为4-18米/秒，反应压力为130-450千帕，催化剂质量流速gs为180-500千克/(米2·秒)；所述第二催化裂解反应的条件包括：反应温度为510-650℃，反应时间为1-20秒，剂油重量比为(3-50)：1，水油重量比为(0.03-0.8)：1，催化剂密度为120-290千克/米3，气体线速为0.8-2.5米/秒，反应压力为130-450千帕，催化剂质量流速gs为15-150千克/(米2·秒)。可选的，所述第一催化裂解反应的条件包括：反应温度为520-580℃，反应时间为1-3秒，剂油重量比为(5-25)：1，水油重量比为(0.05-0.3)：1；所述第二催化裂解反应的条件包括：反应温度为550-620℃，反应时间为3-15秒，剂油重量比为(10-30)：1，水油重量比为(0.05-0.5)：1，催化剂密度为150-250千克/米3，气体线速为1-1.8米/秒，催化剂质量流速gs为20-130千克/(米2·秒)。可选的，所述方法还包括：将c4烃馏分和/或c5-c6轻汽油馏分引入所述快速流化床和/或稀相输送床进行催化裂解反应。可选的，在劣质重油引入稀相输送床的进料位置之前引入所述c4烃馏分和/或c5-c6轻汽油馏分。可选的，所述方法还包括：将催化剂补充入快速流化床中与所述第一反应产物和半待生催化剂一起进行所述第二催化裂解反应；其中，所补充催化剂的炭含量为0-1.0重量％。可选的，所补充的催化剂占稀相输送床和快速流化床催化剂总循环量的0-50重量％。可选的，所补充的催化剂占稀相输送床和快速流化床催化剂总循环量的5-30重量％。可选的，催化剂在快速流化床补充的位置为快速流化床的底部。本发明还提供一种催化裂解系统，该系统包括稀相输送床、快速流化床、油剂分离设备、反应产物分离设备和再生器；按照反应物料的流向，所述稀相输送床与快速流化床流体流通且所述稀相输送床位于所述快速流化床上游；所述稀相输送床设置有底部的催化剂入口、下部的劣质重油入口，所述快速流化床设置有顶部的油剂出口，所述油剂分离设备设置有油剂入口、催化剂出口和反应产物出口，所述反应产物分离设备设置有反应产物入口、干气出口、液化气出口、裂解汽油出口、裂解柴油出口和裂解重油出口，所述再生器设置有催化剂入口和催化剂出口；所述稀相输送床的催化剂入口与所述再生器的催化剂出口流体连通，所述快速流化床的油剂出口与所述油剂分离设备的油剂入口流体连通，所述油剂分离设备的反应产物出口与所述反应产物分离设备的反应产物入口流体连通，所述油剂分离设备的催化剂出口与所述再生器的催化剂入口流体连通。可选的，所述快速流化床与稀相输送床上下同轴设置且快速流化床位于稀相输送床上方。本发明采用快速流化床可以有效提高反应催化剂密度，从而大幅度提高反应器内瞬间的催化剂和原料油之比，并控制相对较长的反应时间，使催化剂能够与劣质重油进行充分反应，不仅提高反应转化率，也提高低碳烯烃和轻芳烃产率，同时，有效减少干气和焦炭的生成，使产品分布与产品质量得到改善。本发明在快速流化床补充催化裂解催化剂可以较大范围内调节剂油比，为裂解反应提供更多的活性中心，同时，增强了反应温度调节的灵活性，可以有效调节快速流化床内温度与催化剂活性的梯度。本发明可以使得石化企业从廉价的劣质重油最大限度生产高附加值化工原料，有助于推进我国炼油企业的炼化一体化进程，既解决了石化原料短缺的问题，又提高了石化行业的经济效益和社会效益。本发明的其他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包括本发明方法一种具体实施方式的流程示意图，也包括本发明系统一种具体实施方式的结构示意图。附图标记说明i稀相输送床ii快速流化床1管线2预提升段3出口段4沉降器5汽提段6旋风分离器7集气室8管线9待生斜管10再生器11再生斜管12管线13空气分配器14管线15补剂线16管线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。本发明中：(1)、轴向固体分率＝由压差计测得反应器轴向两点间的压差÷轴向两点间距离÷催化剂颗粒密度；压差的单位为千克/米2，轴向两点间距离单位为米，催化剂颗粒密度为千克/米3，所述轴向两点为反应器轴向任意两点。(2)、反应时间＝反应器体积/油气对数平均体积流量；反应器体积单位为米3，油气对数平均体积流量单位为米3/秒；油气对数平均体积流量＝(vout-vin)/ln(vout/vin)，vout和vin分别为反应器出口和入口处的油气体积流量；反应器出口油气体积流量＝m/ρ3，反应器入口油气体积流量＝m/ρ4；m为单位时间原料油和雾化蒸汽进料量，单位为千克/秒；ρ3为反应器出口油气密度，单位为千克/米3；ρ4为反应器入口油气密度，单位为千克/米3。(3)、反应器内催化剂密度＝反应时间×催化剂循环量÷反应器体积；反应时间单位为秒，催化剂循环量单位为千克/秒，反应器体积单位为米3。(4)、气体线速＝油气对数平均体积流量/反应器截面积。(5)、催化剂质量流速gs＝催化剂循环量÷反应器横截面积；催化剂循环量单位为千克/秒；催化剂循环量＝焦炭生成速度÷(待生催化剂炭含量-再生催化剂炭含量)，焦炭生成速度单位为千克/秒，待生催化剂炭含量和再生催化剂炭含量均为重量含量；焦炭生成速度＝烟气量×(co2％+co％)÷vm×m；vm为气体摩尔体积，取值为22.4×10-3米3/摩尔，m为碳元素的摩尔质量，取值为12×10-3千克/摩尔；烟气量＝(再生空气量×79体积％)/(1-co2％-co％-o2％)，再生空气量的单位为米3/秒，烟气量的单位为米3/秒，co2％、co％、o2％分别为烟气中co2、co、o2的体积百分比。本发明提供一种采用稀相输送床与快速流化床进行催化裂解的方法，该方法包括：将预热的劣质重油从稀相输送床的下部引入稀相输送床中与催化裂解催化剂接触并由下至上进行第一催化裂解反应，得到第一反应产物和半待生催化剂；将所得第一反应产物和半待生催化剂引入快速流化床的底部并由下至上进行第二催化裂解反应，得到第二反应产物和待生催化剂；其中，所述快速流化床中催化剂呈全浓相分布，所述快速流化床中轴向固体分率ε分布满足：0.1≤ε≤0.2；将所得第二反应产物进行分离，得到干气、液化气、裂解汽油、裂解柴油和裂解重油；将待生催化剂送入再生器进行烧焦再生，至少将部分所得再生催化剂作为所述催化裂解催化剂返回稀相输送床的底部。本发明中，快速流化床是指催化剂处于快速流态化的反应器，快速流化态化是一种无气泡气固接触流态化，重要特征是固体颗粒趋向于成团运动。本发明快速流化床中所有高度的轴向固体分率ε分布满足：0.1≤ε≤0.2，则本发明快速流化床中催化剂呈全浓相分布，防止催化剂呈上稀下浓式分布，使快速流化床上下的实际剂油比保持一致，减少干气焦炭产率，提高目标产物产率。根据本发明，可以通过调节快速流化床中气体线速和在快速流化床进料位置处设置气体分布器的方式进行调节所述催化剂呈全浓相分布，所述气体分布器可以为工业常见的气体分布器，例如平板形、拱形、碟形、环形和伞形中的一种或多种，使经雾化蒸汽雾化后的原料油在反应器轴向上也浓度均一地与催化剂接触进行催化裂解反应，减少了催化剂浓度过高或过低带来的剂油比焦和热反应焦的生成。根据本发明，劣质重油可以在一个进料位置全部进入稀相输送床中，也可以从两个或两个以上的进料位置按照相同或不同的比例引入稀相输送床中。根据本发明，劣质重油是指比常规重油更加不适宜催化裂解加工的重油，例如，所述劣质重油的性质可以满足以下指标中的一种、两种、三种或四种：20℃密度为900-1000千克/米3，优选为910-940千克/米3，残炭为2-10重量％，优选为3-8重量％，镍和钒总含量为2-30ppm，优选为5-20ppm，特性因数k值小于12.1，优选为小于12.0。具体来说，所述劣质重油可以为重质石油烃和/或其它矿物油；所述重质石油烃可以为选自减压渣油(vr)、劣质的常压渣油(ar)、劣质的加氢渣油、焦化瓦斯油、脱沥青油、减压蜡油、高酸值原油和高金属原油中的一种或多种，所述其它矿物油可以为选自煤液化油、油砂油和页岩油中的一种或多种。劣质重油中残炭采用astmd-189康氏残炭实验方法进行测定。根据本发明，催化裂解催化剂是本领域技术人员所熟知的，针对本发明的方法，以干基计并以催化裂解催化剂的干基重量为基准，所述催化裂解催化剂优选包括1-50重量％的沸石、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土；所述沸石作为活性组分，可以包括中孔沸石和任选的大孔沸石，以干基计，所述中孔沸石占沸石总重量的0-50重量％，优选占0-20重量％。所述中孔沸石和大孔沸石沿用本领域常规的定义，即中孔沸石的平均孔径0.5-0.6nm，大孔沸石的平均孔径0.7-1.0nm。所述大孔沸石可以选自由稀土y(rey)、稀土氢y(rehy)、不同方法得到的超稳y和高硅y中的一种或多种。所述中孔沸石可以选自具有mfi结构的沸石，例如zsm系列沸石和/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us5,232,675，zsm系列沸石优选自zsm-5、zsm-11、zsm-12、zsm-23、zsm-35、zsm-38、zsm-48和其它类似结构的沸石之中的一种或更多种的混合物，有关zsm-5更为详尽的描述参见us3,702,886。所述无机氧化物作为粘结剂，优选为二氧化硅(sio2)和/或三氧化二铝(al2o3)。所述粘土作为基质(即载体)，优选自高岭土和/或多水高岭土。根据本发明，催化裂解是本领域技术人员所熟知的，针对本申请的稀相输送床和快速流化床的催化裂解，所述第一催化裂解反应的条件可以包括：反应温度为500-600℃，反应时间为0.05-5秒，剂油重量比为(1-50)：1，水油重量比为(0.03-0.5)：1，催化剂密度为20-100千克/米3，气体线速为4-18米/秒，反应压力为130-450千帕，催化剂质量流速gs为180-500千克/(米2·秒)；所述第一催化裂解反应的条件优选包括：反应温度为520-580℃，反应时间为1-3秒，剂油重量比为(5-25)：1，水油重量比为(0.05-0.3)：1；所述第二催化裂解反应的条件可以包括：反应温度为510-650℃，反应时间为1-20秒，剂油重量比为(3-50)：1，水油重量比为(0.03-0.8)：1，催化剂密度为120-290千克/米3，气体线速为0.8-2.5米/秒，反应压力为130-450千帕，催化剂质量流速gs为15-150千克/(米2·秒)；所述第二催化裂解反应的条件优选包括：反应温度为550-620℃，反应时间为3-15秒，剂油重量比为(10-30)：1，水油重量比为(0.05-0.5)：1，催化剂密度为150-250千克/米3，气体线速为1-1.8米/秒，催化剂质量流速gs为20-130千克/(米2·秒)。根据本发明，第二反应产物与待生催化剂的分离是本领域技术人员所熟知的，例如可以在沉降器中采用旋风分离器进行，而第二反应产物的进一步分离得到干气、液化气、裂解汽油、裂解柴油和裂解重油的方法也是本领域技术人员所熟知的，干气和液化气可以进一步采用本领域常规的分离手段分离得到乙烯、丙烯等目的产物等。根据本发明，所述方法还优选包括：将c4烃馏分和/或c5-c6轻汽油馏分引入所述快速流化床和/或稀相输送床进行所述催化裂解反应。所述c4烃馏分是指以c4馏分为主要成分的常温、常压下以气体形式存在的低分子碳氢化合物，包括分子中碳原子数为4的烷烃、烯烃及炔烃，既可以包括本发明方法所产的富含c4烃馏分的气态烃产品(例如液化气)，也可以包括其它装置所生产的富含c4馏分的气态烃，其中优选本发明方法所产的c4烃馏分。所述c4烃馏分优选为富含烯烃的c4烃馏分，c4烯烃的含量可以大于50重量％，优选大于60重量％，更优选在70重量％以上。所述c5-c6轻汽油馏分可以包括本发明方法所产裂解汽油，也可以包括其它装置所产的汽油馏分，例如可以为选自催化裂解汽油、催化裂化汽油、直馏汽油、焦化汽油、热裂解汽油、热裂化汽油和加氢汽油中的至少一种c5-c6馏分。本发明优选在劣质重油引入稀相输送床的进料位置之前引入所述c4烃馏分和/或c5-c6轻汽油馏分。根据本发明，待生催化剂的烧焦再生方式是本领域技术人员所熟知的，可以在再生器中进行，可以将例如空气等含氧气体引入再生器中与待生催化剂接触，烧焦再生所得烟气可以在再生器中与催化剂分离后，送入后续能量回收系统。根据本发明，所述方法还优选包括：将催化剂补充入快速流化床中与所述第一反应产物和半待生催化剂一起进行所述第二催化裂解反应；其中，所补充催化剂的炭含量可以为0-1.0重量％，例如可以为选自再生催化剂、待生催化剂和半再生催化剂中的一者或多者。所补充的催化剂可以占稀相输送床和快速流化床催化剂总循环量的0-50重量％，优选占5-30重量％，催化剂在快速流化床补充的位置可以为快速流化床的底部。在快速流化床补充催化裂解催化剂可以较大范围内调节剂油比，为裂解反应提供更多的活性中心，同时，增强了反应温度调节的灵活性，可以有效调节快速流化床内温度与催化剂活性的梯度。另外，在快速流化床补充催化裂解催化剂可以尽可能维持反应器催化剂密度均匀性，有效调节催化剂密度分布，保证裂解反应充分地有效地进行，提高目标产物选择性。本发明还提供一种催化裂解系统，该系统包括稀相输送床、快速流化床、油剂分离设备、反应产物分离设备和再生器；按照反应物料的流向，所述稀相输送床与快速流化床流体流通且所述稀相输送床位于所述快速流化床上游；所述稀相输送床设置有底部的催化剂入口、下部的劣质重油入口，所述快速流化床设置有顶部的油剂出口，所述油剂分离设备设置有油剂入口、催化剂出口和反应产物出口，所述反应产物分离设备设置有反应产物入口、干气出口、液化气出口、裂解汽油出口、裂解柴油出口和裂解重油出口，所述再生器设置有催化剂入口和催化剂出口；所述稀相输送床的催化剂入口与所述再生器的催化剂出口流体连通，所述快速流化床的油剂出口与所述油剂分离设备的油剂入口流体连通，所述油剂分离设备的反应产物出口与所述反应产物分离设备的反应产物入口流体连通，所述油剂分离设备的催化剂出口与所述再生器的催化剂入口流体连通。根据本发明，稀相输送床位于快速流化床的上游，在本发明中，反应器的“上游”和“下游”均是基于反应物料的流动方向而言的，反应器的上游也即反应器的底部或下部。优选地，所述快速流化床与稀相输送床上下同轴设置且快速流化床可以位于稀相输送床上方。根据本发明，所述油剂分离设备和反应产物分离设备均为本领域技术人员所熟知的，例如，所述油剂分离设备可以包括旋风分离器、沉降器和汽提器等，而反应产物分离设备可以是分馏塔等。下面将结合附图通过具体实施方式来进一步说明本发明，但是本发明并不因此而限制本发明。如图1所示，预提升介质经管线1由预提升段2底部进入稀相输送床i底部，所述预提升介质可以为干气、水蒸气或它们的混合物，来自管线11的再生催化剂进入稀相输送床i的底部，在预提升介质的提升作用下沿稀相输送床i向上加速运动，劣质重油经管线14注入稀相输送床i的下部，与稀相输送床i内已有的物流混合接触并进行第一催化裂解反应，第一反应产物与半待生催化剂向上加速运动，进入快速流化床ii的底部，与来自管线15的补充的再生催化剂或待生催化剂接触并进行第二催化裂解反应，同时可以向快速流化床ii中通过管线16通入其它裂解原料，生成的第二反应产物和失活的待生催化剂经快速流化床的出口段3进入沉降器4中的旋风分离器6，实现待生催化剂与第二反应产物的分离，第二反应产物进入集气室7，集气室7中的反应产物经过大油气管线8进入后续分离系统，催化剂细粉由料腿返回沉降器4。沉降器4中待生催化剂流向汽提段5。从待生催化剂中汽提出的第二反应产物经旋风分离器6后进入集气室7。汽提后的待生催化剂经待生斜管9进入再生器10，空气经空气分配器13分配后进入再生器10，烧去位于再生器10底部的密相床层中待生催化剂上的焦炭，使失活的待生催化剂再生，烟气经管线12进入后续能量回收系统。下面的实施例将对本发明方法予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。实施例与对比例中所用的原料油均为加氢渣油，其性质如表1所示。所用的催化剂是商业催化裂解催化剂，商品牌号为dmmc-2。对比例1原料油为加氢渣油，采用dmmc-2催化剂，在中型装置上进行试验，反应器型式为提升管与流化床串联的组合式的反应器。预热的原料油进入提升管下部进行催化裂解反应，反应油气和水蒸气以及待生催化剂从提升管出口进入密相流化床继续反应，反应后物流进入密闭式旋分器，反应产物和待生催化剂快速分离，反应产物在分离系统按馏程进行切割；待生催化剂在重力作用下进入汽提段，由水蒸气汽提出待生催化剂上吸附的反应产物，汽提后的催化剂不经换热直接进入到再生器，与空气接触进行再生，再生后的催化剂再返回到提升管中循环使用；操作条件和产品分布列于表2。从表2的结果可以看出，乙烯产率约3.7重量％，丙烯产率约12.8重量％，轻芳烃产率约为5.5重量％，干气和焦炭产率分别为12.9重量％和13.3重量％。实施例1按照图1的流程进行试验，原料油为加氢渣油，采用dmmc-2催化剂，在中型装置上进行试验，反应器分为稀相输送床和快速流化床，预热的原料油进入稀相输送床与催化裂解催化剂接触并进行第一裂解反应，反应后物流由下至上进入快速流化床与补充的再生催化剂混合后继续进行第二催化裂解反应，通过调整气体线速和在进料位置设置伞形气体分布器控制快速流化床中催化剂呈全浓相分布，快速流化床中轴向固体分率ε分布由下至上均在0.1-0.2范围内，其中，向快速流化床补充再生催化剂(炭含量为0.05重量％)，快速流化床的催化剂补充位置与快速流化床底部的距离占快速流化床总高度的1/3，所补充的催化剂占快速流化床和稀相输送床催化剂循环量的5重量％。反应产物和待生催化剂快速分离，反应产物在分离系统按馏程进行切割；待生催化剂在重力作用下进入汽提段，由水蒸气汽提出待生催化剂上吸附的反应产物，汽提后的催化剂不经换热直接进入到再生器，与空气接触进行再生；再生催化剂再返回到稀相输送床中循环使用；操作条件和产品分布列于表2。从表2可以看出，乙烯产率可达5.2重量％，丙烯产率可达18.2重量％，轻芳烃产率约为11.5重量％，干气和焦炭产率分别为10.8重量％和8.5重量％。实施例2按照图1的流程进行试验，原料油为加氢渣油，采用dmmc-2催化剂，在中型装置上进行试验，反应器分为稀相输送床和快速流化床，预热的原料油进入稀相输送床下部与催化裂解催化剂接触并进行第一裂解反应，反应后物流由下至上进入快速流化床与补充的再生催化剂混合后继续进行第二催化裂解反应，通过调整气体线速和在进料位置设置伞形气体分布器控制快速流化床中催化剂呈全浓相分布，快速流化床中轴向固体分率ε分布由下至上均在0.1-0.2范围内，其中，向快速流化床补充再生催化剂(炭含量为0.05重量％)，快速流化床的催化剂补充位置与快速流化床底部的距离占快速流化床总高度的1/3，所补充的催化剂占快速流化床和稀相输送床催化剂循环量的5重量％，反应产物和待生催化剂快速分离，反应产物在分离系统按馏程进行切割；待生催化剂在重力作用下进入汽提段，由水蒸气汽提出待生催化剂上吸附的反应产物，汽提后的催化剂不经换热直接进入到再生器，与空气接触进行再生；再生催化剂再返回到稀相输送床中循环使用；反应产物中切割所得混合c4馏分返回快速流化床底部进行进一步反应；操作条件和产品分布列于表2。从表2可以看出，乙烯的产率可达5.8重量％，丙烯的产率可达18.7重量％，轻芳烃的产率约11.7重量％，干气和焦炭的产率分别为10.5重量％和8.6重量％。对比例2对比例2与实施例1基本相同，不同之处在于未设置气体分布器，快速流化床中轴向固体分率ε分布由上至下分别由0.1→0.2→0.3递增，操作条件同实施例1，产品分布列于表2。由实施例的结果可以看出，本发明的方法乙烯、丙烯和轻芳烃的总产率高，同时，具有较低的干气和焦炭产率。以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所发明的内容。表1密度(20℃)/克·厘米-30.9237折光指数/70℃1.4914碱性氮/微克·克-1506残炭/重量％3.11特性因数k值11.8馏程/℃5体积％35710体积％38730体积％44350体积％49070体积％550金属含量/微克·克-1fe34.4ni4.4ca7.8v4.3na2.0表2对比例1实施例1实施例2对比例2提升管/稀相输送床条件反应器出口温度，℃585565565/反应时间，秒222/水油重量比0.250.250.25/剂油重量比101515/催化剂密度，千克/米3606060/气体线速，米/秒1288/反应压力，千帕210210210/gs，千克/(米2·秒)300300300/密相/快速流化床条件床层/出口温度，℃565585585/重时空速，小时-14///反应时间，秒/33/催化剂密度，千克/米3480200195/气体线速，米/秒0.622.2/gs，千克/(米2·秒)/7580/产品分布，重％干气12.910.810.911.9其中乙烯3.75.25.84.2液化气26.13838.532.7其中丙烯12.818.218.715.5其中c4馏分10.512.57.911.1汽油22.925.925.324.9其中btx5.511.511.78.8柴油16.411.811.713.6重油8.4555.8焦炭13.38.58.611.1合计100.0100.0100.0100.0当前第1页1 2 3