一种烃类原料催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法及反应器与流程

本发明属于烃类反应原料类催化转化，特别涉及一种烃类原料催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，本发明同时提供了上述方法对应的反应器。

背景技术：

1、以乙烯、丙烯为代表的低碳烯烃是化学工业的最基本原料,现有催化转化技术是在生产汽油、柴油的同时副产低碳烯烃，远不能满足当前市场对有机化工原料的需求。芳烃是产量和规模仅次于乙烯和丙烯的重要有机化工原料,其衍生物广泛用于生产化纤、塑料和橡胶等化工产物和精细化学品，随着石油化工及纺织工业的不断发展，世界上对芳烃的需求量也不断增长。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，由生产乙烯的同时副产大量其他烯烃和芳烃等基础原料。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排放量大和产物结构不易调节等技术局限，传统的蒸汽裂解生产乙烯和丙烯的技术正面临严峻的考验。利用催化转化方法制低碳烯烃，同时副产丙烯、丁烯等低碳烯烃以及芳烃等化工原料是解决资源短缺、低成本生产化工产物的新方向，已成为当今重要的研究课题和热点问题。

2、上世纪90年代中国石化石油化工科学研究院开发了以重油为原料、丙烯为目的产品的dcc技术。该技术采用提升管加湍流流化床床层串联式反应器，在重时空速4(1/h)-6(1/h)气固流态化条件下进行重油制催化制丙烯。石科院在dcc工艺基础上又开发了采用新型组合式反应器体系的增强型催化裂解技术(dcc-plus)，该技术与dcc工艺相同之处为都采用提升管反应器加流化床床层反应器的形式，不同之处在于dcc-plus工艺另外设置轻汽油和c4回炼提升管，轻汽油和c4反应后的物流引入流化床床层反应器。无论dcc还是dcc-plus都将原料油反应分为提升管和流化床床层反应；但dcc和dcc-plus都是通过进入原料油提升管反应区的再生剂量控制流化床区的反应温度，即全部反应过程都是按流化床催化裂解反应区的条件控制，必然使提升管反应区即重油反应区的催化裂化条件偏离理想的原料油催化裂化反应条件，尤其是热反应增加；另外对固定的原料量流化床床层反应区的空速只能靠流化床床层内的催化剂料位变化控制；由于催化剂携带和气固分离的要求，流化床床层反应区与气固分离器之间全部是稀相空间，并且油气离开流化床床层时仍然携带大量催化剂，而油气离开流化床床层到气固分离器的停留时间20秒以上，采用流化床床层反应时催化剂料位上方催化剂的携带以及油气停留时间都必然造成进一步的副反应止，丙烯进一步热裂解，影响产品分布及丙烯选择性，反应难以及时终止，必然导致催化裂化反应受到限制，热反应增加，大幅度降低丙烯的选择性，导致干气和焦炭产率偏高。

3、已有技术的侧重点均为生产丙烯，分为两类，第一类为提升管加流化床串联式反应，第二类为双提升管并联式反应。研究者认为，重油催化裂化反应过程中的丙烯是由重质烃类一次裂化生成的汽油馏分经二次裂解间接生成的，汽油馏分中的c5-c8烯烃是丙烯主要的前身物。现有技术具有许多共同的特点，在操作上都采用比常规fcc工艺更高的反应温度、剂油比和蒸汽注入量，以提高裂化反应深度和丙烯的选择性。

技术实现思路

1、本发明的目的在于提供一种烃类原料催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，本发明同时提供了一种烃类原料催化转化制低碳烯烃和芳烃的反应器。本发明的方法，高沸点或重组分烃类反应原料在第一反应器内进行催化裂解，低沸点或轻组分烃类反应原料在第二反应器进行催化裂解；具体过程如下：

2、(1)来自再生器的催化剂1从下方或催化剂提升段进入第一反应器，高沸点反应原料被蒸汽雾化后在催化剂1上方进入第一反应器，高沸点反应原料先在提升管或催化剂气力输送条件的第一提升管裂解区、第二提升管裂解区进行大分子的催化裂解；

3、提升管或气力输送(即第一提升管裂解区、第二提升管裂解区)裂解产物、催化剂、蒸汽一起向上进入流化床或快速流化床裂解反应区进行中小分子的催化裂解；然后反应物流从产物输送管进入沉降器气固分离器，分离出催化剂后的气体反应产物从反应沉降器送出；

4、流化床或快速流化床裂解反应区或第一提升管裂解区或第二提升管裂解区的反应温度通过设在催化剂入口管ⅰ上的催化剂阀门或滑阀ⅰ控制催化剂1的进入量控制；

5、优选地，所述来自再生器的催化剂1含碳量低于0.1％，温度680℃到760℃；

6、(2)来自再生器的催化剂2从底部或下裂解区进入第二反应器，低沸点组分ⅰ和低沸点组分ⅱ气相或液相在下裂解区、提升管裂解区或流化床裂解区进入第二反应器催化裂解；当低沸点组分ⅰ实沸点低于低沸点组分ⅱ时，低沸点组分ⅰ在下裂解区进入，先在下裂解区进行高苛刻度条件的催化裂解，然后和催化剂一起再向上进入提升管裂解区和流化床裂解区，低沸点组分ⅱ在流化床裂解区裂解或先在提升管裂解区裂解再在流化床裂解区裂解；

7、流化床裂解区的裂解产物、催化剂和蒸汽向上进入催化剂分流区，分流出部分或全部催化剂后，从气体产物输送管进入沉降器气固分离器，分离出剩余的催化剂后的气体反应产物送出沉降器；

8、流化床裂解区的反应温度通过设在催化剂入口管ⅲ上的催化剂阀门或滑阀ⅱ控制催化剂2的流量控制；

9、所述来自再生器的催化剂2含碳量不大于0.4％，温度不大于780℃；优选地,含碳量不大于0.15％，温度不大于760℃；

10、(3)从第二反应器催化剂分流区分流出的催化剂从分流区催化剂输送管流出，从催化剂入口ⅱ进入第一反应器的第一提升管裂解区或第二提升管裂解区，参与第一反应器的反应；

11、进一步地，具体实施时，所述第二反应器设置独立的第二沉降器和第二汽提器，第二反应器反应后的催化剂气固分离后进入第二汽提器，汽提后进入第一反应器参与反应；沉降器、汽提器技术人员熟知；

12、(4)沉降器气固分离器分离出的催化剂进入催化剂汽提器，具体实施时，汽提器在第一反应器周围，或上部在第一反应器周围，下部在第一反应器外部，优选第一反应器的汽提器上部分设在第一反应器周围，汽提器下部分并列设在第一反应器外部，沉降器气固分离器分离出的催化剂先进入第一反应器流化床区壳体和沉降器壳体或催化剂汽提器壳体之间的空间，然后从设在第一反应器流化床区壳体上的催化剂通道进入催化剂汽提器，具体实施时，向第一反应器流化床区壳体和沉降器壳体或催化剂汽提器壳体之间的空间内提供蒸汽维持催化剂流化；催化剂在催化剂汽提器内被蒸汽汽提后从待生催化剂输送管和再生器待生剂入口管进入再生器，完成再生后分别返回第一反应器和第二反应器，循环使用；

13、沉降器内气体通过设在第一反应器产物输送管上的气体引出口进入第一反应器产物输送管；

14、(5)催化剂汽提器内的气体向上流出汽提器，进入第一反应器快速流化床或湍流流化床裂解反应区，然后与反应产物一起从第一反应器产物输送管进入气固分离器。

15、本发明方法中：

16、1、进一步地，向第一反应器的催化剂提升段、第一提升管裂解区和/或第二提升管裂解区提供蒸汽，进入第一反应器的的总蒸汽量低于进入第一反应器反应原料量的60％；

17、进一步地，向第二反应器的下裂解区、第二反应器提升管裂解区或/和第二反应器快速流化床裂解区提供蒸汽，进入第二反应器的总蒸汽量不大于进入第二反应器反应原料量的60％；反应区补充蒸汽是常见措施，在后续的附图中未专门示出。

18、2、具体实施时，来自再生器的催化剂进入反应器前进行催化剂携带气体的置换，降低进入反应器的氧气、co、co2、n2等不凝气体量；使用水蒸气进行催化剂汽提或使用氮气进行催化剂携带气体置换；

19、所述提升管或气力输送形式为气体平均流速大于5m/s；所述快速流化床形式为气体平均流速1.0m/s到5.0m/s；所述湍流流化床形式为气体平均流速小于1.0m/s.

20、优选地，第一反应器流化床或快速流化床裂解反应区气体平均流速1.0m/s到4.0m/s。

21、3、优选地，所述第一反应器流化床或快速流化床裂解反应区反应温度550℃到660℃；优选地，所述第二反应器快速流化床裂解区反应温度620℃到680℃；

22、所述第一反应器和第二反应器反应压力90kpa(表压)到260kpa(表压)。

23、4、所述烃类反应原料为原油中分离出的组分或c5及以下碳数的混合组分；

24、所述高沸点组分或重组分优选实沸点大于300℃的烃类；所述低沸点组分或轻组分优选实沸点低于350℃为主的组分；

25、进一步地，第二反应器中，低沸点组分ⅰ、低沸点组分ⅱ为90％以上组分实沸点低于380℃的烃类，包括c5以下碳数的馏分，轻汽油馏分，石脑油馏分，柴油馏分；或当反应器进料为不同原料时，实沸点低的馏分在下方进入反应器；具体实施时，所述低沸点组分ⅰ优选c5及以下碳数的组分；低沸点组分ⅱ优选实沸点为石脑油、汽油、柴油馏分为主的组分；

26、第一反应器中，高沸点反应原料为质量比90％以上实沸点大于200℃的烃类，优选实沸点大于300℃的烃类；高沸点反应原料入口下方可进入c5以下碳数的组分；或当反应器进料为不同原料时，实沸点低的馏分在下方进入反应器。

27、5、当需要回炼时，比如本发明方法产物中非目的化学品产物回炼或其他装置物流再本装置加工，90％以上为沸点低于300℃的轻烃在第二反应器催化裂解；90％以上为沸点高于350℃的物流在第一反应区催化裂解；

28、当烃类反应原料为原油时，原油分离的重组分即塔底组分在第一反应器裂解，原油分离的轻组分即塔顶组分在第二反应器裂解。

29、上述的烃类原料催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，所述第一反应器设置来自再生器的第3催化剂入口，以该第3催化剂入口为界，将提升管或气力输送部分分成第一提升管裂解区和第二提升管裂解区，第一提升管裂解区反应温度由催化剂阀门或滑阀ⅰ控制催化剂1的进入量控制，第二提升管裂解区反应温度或快速流化床或湍流流化床裂解反应区反应温度由第3催化剂的流量控制。所述第3催化剂入口，技术人员可以实施，未体现在后续的附图中。

30、上述的烃类原料催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，所述第二反应器的下裂解区为提升管形式，或快速流化床或湍流流化床形式，所述提升管裂解区为提升管或气力输送形式，所述流化床裂解区为快速流化床或湍流流化床形式，所述产物输送管为提升管形式或气力输送形式。

31、上述的烃类原料催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，所述第一反应器的产物输送管，或/和，第二反应器的产物输送管，设置降温物流入口，降温物流为液体烃类或水，温度低于300℃。

32、上述的烃类原料催化转化制低碳烯烃和芳烃的方法，在所述第二提升管裂解区和流化床或快速流化床裂解反应区之间设置多孔分布板，第二提升管裂解区内的物流，包括催化剂、反应产物、蒸汽通过该分布板的孔道进入流化床或快速流化床裂解反应区。具体实施时，催化剂通道在分布板下方。分布板气体过孔流速不大于40m/s。

33、本发明同时提供了一种烃类原料催化转化制低碳烯烃和芳烃的反应器，设置第一反应器和第二反应器；第一反应器和第二反应器共用反应沉降器和催化剂汽提器具体实施时，第一反应器产物输送管和第二反应器产物输送管连通反应沉降器内的气固分离器，反应沉降器顶部设置反应产物引出口；

34、第一反应器自下而上包括催化剂提升段，第一提升管裂解区，第二提升管裂解区，流化床或快速流化床裂解反应区和第一反应器产物输送管；

35、第一反应器底部或催化剂提升段设置催化剂入口管ⅰ，催化剂入口管ⅰ设有催化剂阀门或滑阀ⅰ；第一提升管裂解区下部设有高沸点反应原料入口；

36、第二反应器自下而上包括下裂解区，第二反应器提升管裂解区，第二反应器快速流化床裂解区，催化剂分流区和第二反应器产物输送管；第二反应器底部或下裂解区设置催化剂入口管ⅲ，催化剂入口管ⅲ设有催化剂阀门或滑阀ⅱ；下裂解区和第二反应器提升管裂解区分别设置低沸点组分入口；

37、所述催化剂分流区通过分流区催化剂输送管与第一提升管裂解区或第二提升管裂解区连通，第一提升管裂解区或第二提升管裂解区设置催化剂入口ⅱ，分流区催化剂输送管上设置催化剂阀门或滑阀ⅲ。

38、上述的烃类原料催化转化制低碳烯烃和芳烃的反应器，所述第二提升管裂解区和流化床或快速流化床裂解反应区之间设置分布板，第二提升管裂解区内的物流，包括催化剂、反应产物、蒸汽通过该分布板的孔道进入流化床或快速流化床裂解反应区。

39、上述的烃类原料催化转化制低碳烯烃和芳烃的反应器，进一步地，所述反应沉降器、催化剂汽提器与第一反应器同轴布置，所述第一反应器流化床区壳体下方与沉降器壳体或汽提器壳体连接，在分布板下方的第一反应器流化床区壳体圆周设置多个催化剂通道，供沉降器内气固分离器分离的催化剂从第一反应器外部通过催化剂通道进入催化剂汽提器；具体地，沉降器气固分离器分离出的催化剂先进入第一反应器流化床区壳体和沉降器壳体或催化剂汽提器壳体之间的空间，然后从催化剂通道进入催化剂汽提器进行汽提；在所述分布板和第一反应器流化床区壳体之间留有通道，使汽提器的气体从该通道进入流化床或快速流化床裂解反应区。

40、上述的烃类原料催化转化制低碳烯烃和芳烃的反应器，在所述分布板和第一反应器流化床区壳体之间的通道上，设置分布板ⅱ，分布板ⅱ上设有孔道或开孔，汽提器的气体从孔道或开孔进入流化床或快速流化床裂解反应区。具体实施时分布板ⅱ内侧与第二提升管裂解区壳体或汽提器壳体连接，外侧与第一反应器流化床区壳体连接；或分布板ⅱ内侧与分布板连接，外侧与第一反应器流化床区壳体或汽提器壳体连接。

41、上述的烃类原料催化转化制低碳烯烃和芳烃的反应器，所述第二反应器的下裂解区为提升管形式，或快速流化床或湍流流化床形式，第二反应器产物输送管为提升管形式或气力输送形式；第一反应器产物输送管为提升管形式或气力输送形式。

42、本发明，不同原料在两个反应器内按不同条件催化裂解，由于高沸点组分相对容易催化裂解，低沸点组分需要的裂解温度更高，采用低沸点组分和高沸点组分在两个反应器独立裂解方案，低沸点组分反应生焦少，反应后的催化剂含碳量低，继续用来参与高沸点组分的裂解，有利于提高丙烯产率。