C4馏分和轻汽油馏分(组成见表2,该轻汽油馏程为35-85°C )引入提升管反应器2的底部， 与来自再生器的热催化剂接触反应；加氢处理的柴油馏分(组成见表3,该柴油馏分馏程为 240-370°C)引入提升管反应器2的中部，与催化剂接触反应；反应油气和催化剂引入流化 床反应器3继续反应，油气和催化剂经过流化床反应器3的出口，在防撞板的作用下，大部 分催化剂落入集气罩33的底部，进入汽提器5。而携带部分催化剂的油气通过集气罩上方 的升气管35进入快速分离器41和单级旋风分离器42,催化剂与油气分离，积炭催化剂进入 汽提器5,分离掉催化剂的油气进入分馏装置。积炭催化剂经过汽提后输送到再生器进行再 生。引入提升管反应器2的C4和轻汽油总量与引入提升管反应器1的重质烃油原料的重 量之比为0. 10,引入提升管反应器2的柴油馏分与引入提升管反应器1的重质烃油原料的 重量之比为0. 15,反应条件以及反应结果见表4。
[0094] 实施例2
[0095] 本实施例的流程和使用的裂化催化剂同实施例1，不同的是，轻汽油（性质见表2) 于反应温度40°C、反应压力0. 5MPa、氢气和烯烃的摩尔比为4 :1下，在加氢催化剂(购自中 石化长岭催化剂分公司，牌号为RDD-I)上经过选择性加氢反应，将二烯烃和炔烃转换成单 烯烃后引入提升管反应器2,其余反应条件以及反应结果见表4。
[0096] 对比例1
[0097] 该反应装置不包括图1所示的集气罩33。将重质烃油原料(其性质如表1所示） 引入提升管反应器1，与来自再生器的热催化剂接触反应后，反应油气与催化剂分离，反应 油气离开反应器引入分馏装置，分离得到的积炭催化剂引入汽提器5,经过汽提后输送到再 生器6进行再生，反应油气引入分馏系统；C4馏分和轻汽油馏分(组成见表2,该轻汽油馏程 为35-85°C)引入提升管反应器2的底部，与来自再生器的热催化剂接触反应；加氢处理的 柴油馏分(组成见表3,该柴油馏分馏程为240-370°C)引入提升管反应器2的中部，与催化 剂接触反应；反应油气和催化剂引入流化床反应器3继续反应，油气和催化剂经过流化床 反应器3的出口，油气进入沉降器4,通过两级旋风分离器分离掉其中携带的催化剂，催化 剂与油气分离，积炭催化剂进入汽提器5,分离掉催化剂的油气进入分馏装置。积炭催化剂 经过汽提后输送到再生器进行再生。引入提升管反应器2的C4和轻汽油总量与引入提升 管反应器1的重质烃油原料的重量之比为0. 10,引入提升管反应器2的柴油馏分与引入提 升管反应器1的重质烃油原料的重量之比为0. 15,反应条件以及反应结果见表5。
[0098] 对比例2
[0099] 将重质烃油原料(其性质如表1所示）引入提升管反应器1，与来自再生器的热催 化剂接触反应后，反应油气与催化剂分离，反应油气离开反应器引入分馏装置，分离得到的 积炭催化剂引入汽提器5,经过汽提后输送到再生器进行再生，反应油气引入分馏系统；C4 馏分和轻汽油馏分(组成见表2,该轻汽油馏程为35-85°C )引入提升管反应器2的底部，与 来自再生器的热催化剂接触反应，反应油气和催化剂引入流化床反应器3继续反应，油气 和催化剂经过流化床反应器3的出口，在防撞板的作用下，大部分催化剂落入集气罩33的 底部，进入汽提器5。而携带部分催化剂的油气通过集气罩上方的生气管35进入快分41和 单级旋风分离器42,催化剂与油气分离，积炭催化剂进入汽提器5,分离掉催化剂的油气进 入分馏装置。积炭催化剂经过汽提后输送到再生器进行再生。引入提升管反应器2的C4 和轻汽油总量与引入提升管反应器1的重质烃油原料的重量之比为〇. 10,反应条件以及反 应结果见表5。
[0100] 实施例3
[0101] 本实施例的流程同实施例1，不同的是，使用的裂化催化剂为：以裂化催化剂的总 重量为基准，所用裂化催化剂含有15重量％的β沸石、15重量°/4^ZSM-5沸石(硅铝比为 40)、45重量％的高岭土和25重量％的氧化铝粘结剂，其中，β沸石中含以元素计1重量％ 的铁和1. 5重量％的磷；而且,反应条件以及反应结果见表6。
[0102] 实施例4
[0103] 本实施例的流程同实施例1，不同的是，使用的裂化催化剂为：以裂化催化剂的总 重量为基准，所用裂化催化剂含有20重量％的β沸石、10重量°/4^ZSM-5沸石(硅铝比为 40)、45重量％的高岭土和25重量％的氧化铝粘结剂，其中，β沸石中含以元素计1.5重 量％的铁和I. 〇重量％的磷；而且，反应条件以及反应结果见表6。
[0104] 表 1
[0105]
【主权项】
1. 一种多产低碳烯烃和轻芳烃的烃类催化转化方法，该方法包括以下步骤： (1) 将重质烃类原料与裂化催化剂在第一反应器接触进行催化裂化反应，然后分离得 到第一积炭催化剂和第一反应产物； (2) 在裂化催化剂的存在下，将轻质烃类原料从第二反应器的上游注入，将中质烃类原 料从第二反应器的中部注入，进行催化裂化反应； (3) 将所述第二反应器中产生的反应混合物引入第三反应器继续进行反应，然后分离 得到第二积炭催化剂和第二反应产物； (4) 将所述第一反应产物和所述第二反应产物进行分馏，将所述第一积炭催化剂和所 述第二积炭催化剂依次进行汽提和再生，并将得到的再生催化剂引入所述第一反应器和所 述第二反应器中循环利用； 其中，所述裂化催化剂为含有改性β沸石的裂化催化剂，所述改性β沸石为磷和过渡 金属M改性的β沸石。
2. 根据权利要求1所述的方法，其中，所述裂化催化剂含有1-60重量％的沸石混合物、 5-99重量％的耐热无机氧化物和0-70重量％的粘土，其中，以所述沸石混合物的总重量为 基准，所述沸石混合物含有1-75重量％的改性β沸石和25-99重量％的具有MFI结构的 沸石。
3. 根据权利要求2所述的方法，其中，所述裂化催化剂含有10-50重量％的沸石混合 物、10-70重量％的耐热无机氧化物和0-60重量％的粘土。
4. 根据权利要求1-3中任意一项所述的方法，其中，所述改性β沸石中的过渡金属M 选自Fe、Co、Ni和Cu中的至少一种，优选为Fe和/或Cu。
5. 根据权利要求1所述的方法，其中，在步骤（1)中，所述第一反应器为提升管反应器， 所述第一反应器的反应条件包括：温度为460-550°C，剂油重量比为4-15,油气停留时间为 0. l-5s〇
6. 根据权利要求1或5所述的方法，其中，所述重质烃类原料为减压瓦斯油、常压渣油 和减压渣油中的至少一种。
7. 根据权利要求1所述的方法，其中，在步骤（2)中，所述第二反应器为提升管反应器， 该提升管反应器的上游的反应条件包括：温度为580-680°C，剂油重量比为15-80,油气停 留时间为〇. l_3s ;该提升管反应器的下游的反应条件包括：温度为550-650°C，剂油重量比 为15-70,油气停留时间为0. l-3s。
8. 根据权利要求7所述的方法，其中，在作为所述第二反应器的提升管反应器中，轻质 烃类原料的进料口与中质烃类原料的进料口的距离为该提升管反应器的总高度的30-60%。
9. 根据权利要求1或8所述的方法，其中，所述轻质烃类原料与所述中质烃类原料的用 量的重量比为1 :0. 5-2,优选为1 :0. 6-1. 8。
10. 根据权利要求1、8和9中任意一项所述的方法，其中，所述轻质烃类原料为C4烃馏 分和/或轻汽油馏分，所述轻汽油馏分的终馏点不超过70-90°C，优选不超过70-85°C，且所 述轻汽油馏分中的烯烃含量为30-90重量％，优选为45-90重量％。
11. 根据权利要求1和8-10中任意一项所述的方法，其中，所述轻质烃类原料在注入所 述第二反应器之前经过选择性加氢处理。
12. 根据权利要求1、8和9中任意一项所述的方法，其中，所述中质烃类原料为馏程为 200-390°C的烃类馏分，优选馏程为240-370°C的烃类馏分。
13. 根据权利要求1、8、9和12中任意一项所述的方法，其中，所述中质烃类原料在注入 所述第二反应器之前经过选择性加氢处理。
14. 根据权利要求1所述的方法，其中，在步骤（3)中，所述第三反应器为流化床反应 器，所述第三反应器的反应条件包括：温度为480-600°C，重时空速为0. 2-3(?'
15. 根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一反应器为第一提升管反应器（1 )，所述 第二反应器为第二提升管反应器（2)，所述第三反应器为流化床反应器（3)，所述第一提升 管反应器（1)与所述第二提升管反应器（2 )并列排布，所述第二提升管反应器（2 )位于所述 流化床反应器（3)的下方，所述流化床反应器（3)出口的正上方设置有集气罩（33)。
【专利摘要】本发明涉及一种多产低碳烯烃和轻芳烃的烃类催化转化方法，该方法包括：将重质烃类原料与裂化催化剂在第一反应器接触进行催化裂化反应，然后分离得到第一积炭催化剂和第一反应产物；将轻质烃类原料从第二反应器的上游注入，将中质烃类原料从第二反应器的中部注入，进行催化裂化反应；将所述第二反应器中产生的反应混合物引入第三反应器继续进行反应，然后分离得到第二积炭催化剂和第二反应产物；其中，所述裂化催化剂为含有改性β沸石的裂化催化剂，所述改性β沸石为磷和过渡金属M改性的β沸石。根据本发明的方法可以获得较高的丙烯产率和轻芳烃产率。
【IPC分类】C10G55-06
【公开号】CN104560154
【申请号】CN201310485219
【发明人】朱根权, 谢朝钢, 孙益群
【申请人】中国石油化工股份有限公司, 中国石油化工股份有限公司石油化工科学研究院
【公开日】2015年4月29日
【申请日】2013年10月16日