一種多產低碳烯烴的組合式催化轉化方法
2023-05-06 14:28:21
專利名稱：一種多產低碳烯烴的組合式催化轉化方法
技術領域：
本發明屬於在不存在氫的情況下烴油催化轉化的方法，更具體地說，本發明是一種多產低碳烯烴的組合式催化轉化方法。
背景技術：
世界經濟的發展帶動了全球低碳烯烴需求的持續增長。據預計，到2010年全球乙烯和丙烯總需求量達到140Mt/a和86Mt/a；而我國，由於國民經濟的高速增長，低碳烯烴需求年增長率將會超過世界平均水平，而且丙烯需求的增長速度超過了乙烯需求的增長速度。低碳烯烴的製備方法很多，國際上普遍採用以石腦油等輕質原料的水蒸汽裂解技術。全球超過總產量90％的乙烯和約70％的丙烯主要由石油烴蒸汽裂解製得。但這種技術已無法滿足日益增長的對低碳烯烴的需求，同時由於全球原油越來越重，一般輕質烴原料如石腦油和直餾輕柴油的產率僅為1/3左右，而我國又因為存在燃料油供應不足和柴汽比較低的問題，輕質烴原料的短缺在我國更為嚴重，所以開發以重油為原料直接生產低碳烯烴的技術路線己成為潮流。
CN1118539C公開了一種兩段提升管催化裂化新技術，該專利主要是採用了兩段式提升管與常規催化劑再生器相結合來達到提高提升管內催化劑的平均性能，其特徵在於採用了兩段式提升管，並與再生系統構成催化劑的兩路循環，使得反應成為油氣兩段串聯、催化劑兩路接力的反應工藝，其工藝過程如下來自再生器的高溫催化劑首先進入第一段提升管下部與原料油接觸、汽化並進行反應，經歷大約1秒鐘左右的時間後，進入中間分離器將半待生催化劑與油氣分離，半待生催化劑經汽提段汽提分出攜帶的油氣後返回再生器進行再生，完成催化劑的第一個循環；從中間分離器出來的油氣進入第二段提升管，與來自外取熱器的熱催化劑接觸，油氣攜帶催化劑向上流動並繼續進行催化裂化反應，之後進入沉降器將催化劑與油氣分離，油氣從沉降器流出去分餾系統，催化劑經汽提後也返回再生器，完成催化劑的第二個循環。此外，該專利還提出將第一段提升管出來的反應油氣經中間分離器及其他分離設備進行分離，分離出的汽油、柴油、液化氣和重油，然後將其中的一種或幾種引入第二段提升管進行反應，以達到提高輕油收率或改善產品質量的目的。
US5944982和US6287522公開了一種採用雙提升管的高苛刻度催化裂化方法及裝置。該方法將重油原料通過第一個提升管反應裂化成的產物分割成輕、重兩組分，然後使輕組分中至少一部分飽和，再將其引入第二根提升管在更苛刻的條件下進一步深度裂化，從而生成更多的低碳烯烴。該裝置的兩個提升管共用一個沉降器和再生器，第一提升管和第二提升管的產物分別進入兩個分餾塔。此外，該專利還提出至少將部分從第二個提升管流出的催化劑引入第一個提升管以提高催化劑的利用效率。
上述採用雙提升管技術方案的專利中重油的初始裂化在常規的提升管反應器內進行。國內外的實驗研究均表明，重油提升管催化裂化產品的低碳烯烴選擇性明顯低於下行管反應，這一方面是因為，下行管內催化劑順重力場流動，不會產生返混，因而劑油接觸比較均勻，而提升管內催化劑逆重力場流動，不可避免地存在著滑落和返混現象，結果導致其內部油劑接觸具有較嚴重的不均勻性。
CN1390916A公開了一種利用下行床反應器進行烴類催化熱裂解的方法。該方法以下行床作為反應器，使原料油在高溫和催化劑作用下進行催化熱裂解反應，生成以乙烯、丙烯和丁烯等輕烯烴為主的氣體產品。雖然下行管反應高溫、大劑油比、短停留時間的工藝特點有利於提高催化裂化產品低碳烯烴的選擇性，但是由於反應時間短而且下行管內催化劑的濃度較低，重油裂化的轉化率和裂化深度偏低，因而單純通過下行管反應也難以得到滿意的低碳烯烴產率。
CN1162514C提出了一種氣固並流下行與上行耦合的催化裂化反應工藝和反應裝置，採用了先下行後上行的反應工藝，使下行管反應段流出的物流通過提升管反應段繼續發生反應；或者將下行管反應段流出的油氣通過分離裝置與催化劑分離後提前引出至沉降器內，而分離出的催化劑和吸附在催化劑上的油氣重組份進入提升管，在提升氣的提升下在提升管內上行並繼續進行反應，還可以在提升管不同高度處噴入來自分餾塔的回煉油、油漿或油渣。由於吸附在催化劑上的油氣重組份在提升管內接觸的是從下行管反應段流出的催化劑，這種已積炭了的催化劑活性和溫度均較低，因而裂化能力很差。因此，簡單地通過在下行管後增加一段提升管反應來提高重油裂化的轉化率，作用十分有限。
US5965012和US6183699公開了一種短接觸時間初始裂化反應和提升管二級反應相耦合的催化裂化方法和用於該方法的裝置。該專利的技術路線是使一部分積碳了的催化劑與再生催化劑輸送管線內的催化劑混合，形成的混合催化劑和第一股烴油原料(優選的是較輕的烴油)在催化劑輸送管內進行超短時間的接觸後立即進入沉降器內，油氣與混合催化劑通過沉降分離，分離出的混合催化劑在沉降器內汽提後進入後續的提升管反應器；分離出的油氣及其夾帶的催化劑在沉降器上部引出，通過氣固分離裝置進一步分離出夾帶的催化劑；分離出的催化劑作為上述的積碳催化劑與再生催化劑混合形成混合催化劑，或直接進入沉降器，分離出的油氣作為第一股產品物流進入產品分離系統；一股流化介質或第二股烴油原料(優選較重的烴油)將沉降器內的混合催化劑以及吸附在其上面的較重的烴油提升到提升管反應器內。第二股烴油原料也可以在提升管反應器的中部注入。進入提升管的烴油和混合催化劑在提升管內完成接觸和反應後，在提升管出口對反應產物和催化劑進行分離，分離出的油氣作為第二股產品物流進入產品分離系統，而分離出的待生催化劑在汽提器內汽提後，至少有一部分返回再生器燒焦再生後返回反應系統，並和至少一部分來自沉降器的積碳催化劑或來自汽提器的待生催化劑混合形成上述的混合催化劑。該專利提供的工藝方法及裝置雖然可以極大地提高超短接觸時間催化裂化裝置的操作靈活性，但該專利中第一股烴油原料裂化後的產品和催化劑需要在沉降器內通過沉降分離，因此該沉降器必須具有較大的體積以便油氣在沉降器內上升時能夠達到使催化劑沉降下來的表觀氣速，結果必然會使油氣在沉降器內的高溫環境下停留較長的時間，從而導致熱裂化加劇，幹氣的產率上升。
發明內容
本發明的目的是在現有技術的基礎上提供一種多產低碳烯烴的組合式催化轉化方法。
本發明提供的方法包括下列步驟1)、在下行管反應器內使重油原料和再生催化劑和任選的積炭催化劑接觸，在反應溫度為500-650℃、反應壓力為1.5-5×105帕、反應時間為0.1-1.5秒、催化劑與重油原料的重量流量比為4-40、水蒸氣與重油原料的重量流量比為0.03-0.35的條件下反應，在下行管反應器出口通過氣固分離裝置將重油裂化產物和待生催化劑快速分離，其中重油裂化產物經分離得到目的產品低碳烯烴；2)、將步驟1)其餘產物中至少一部分引入提升管反應器內，與再生催化劑接觸，在反應溫度為530-700℃、反應壓力為1.5-5×105帕、反應時間為0.3-6秒、催化劑與提升管烴油進料的重量流量比為8-100、水蒸氣量與提升管烴油進料的重量流量比為0.03-0.5的條件下反應，在提升管出口通過另一套氣固分離裝置將油氣和積炭催化劑分離，其中油氣經分離得到目的產品低碳烯烴，其餘產物至少部分作為產品引出裝置，除了產品之外的部分返回提升管反應器或/和下行管反應器的催化劑預提升段；3)、步驟1)的待生催化劑經汽提後進入再生器，步驟2)積炭催化劑經汽提後進入下行管反應器的預提升段、與下行管反應器相連的汽提器、再生器中的一種或幾種設備中，待生催化劑和任選的積炭催化劑經燒焦再生後，分為兩部分，其中一部分再生催化劑返回下行管反應器，另一部分再生催化劑返回提升管反應器。
下行管反應器優選的反應條件反應溫度為520-620℃；反應壓力為1.8-4×105帕；反應時間為0.15-1秒；催化劑與重油原料的重量流量比6-30；反應器內注入的水蒸氣量與重油原料的重量流量比為0.05-0.25。
提升管反應器優選的反應條件反應溫度為550-680℃；反應壓力為1.7-4×105帕；反應時間為0.5-4秒；催化劑與提升管烴油進料的重量流量比為10-80；反應器內注入的水蒸氣量與提升管烴油進料的重量流量比為0.05-0.45。
提升管和下行管反應產物中的C4餾分部分返回提升管或下行管的催化劑預提升段回煉。C4在提升管或下行管的催化劑預提升段中回煉的反應條件為反應溫度為620-720℃；反應壓力為1.7-5×105帕；反應時間為0.1-8秒；催化劑與提升管或下行管的C4進料的重量流量比為30-100；C4回煉區注入的水蒸氣量與C4進料的重量流量比為0.05-0.5。
本發明所述的重油原料可以為減壓瓦斯油、焦化瓦斯油、脫瀝青油、加氫尾油、常壓渣油、減壓渣油或原油中的一種或一種以上的混合物，或其它礦物油如煤液化油、油砂油、頁巖油。
本發明所述的催化劑包括沸石、無機氧化物和任選的粘土，各組分的含量分別為沸石10～50重％、無機氧化物5～90重％、粘土0～70重％。其中沸石作為活性組分，選自中孔沸石和任選的大孔沸石，中孔沸石佔活性組分的25～100重％優選50～100重％，大孔沸石佔活性組分的0～75重％優選0～50重％。中孔沸石選自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，也可對上述中孔沸石用磷等非金屬元素和/或鐵、鈷、鎳等過渡金屬元素進行改性，有關ZRP更為詳盡的描述參見US5,232,675，ZSM系列沸石選自ZSM-5、ZSM-8、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它類似結構的沸石之中的一種或一種以上的混合物，有關ZSM-5更為詳盡的描述參見US3,702,886。大孔沸石選自由稀土Y(REY)、稀土氫Y(REHY)、不同方法得到的超穩Y、高矽Y構成的這組沸石中的一種或一種以上的混合物。
無機氧化物作為粘接劑，選自二氧化矽(SiO2)和/或三氧化二鋁(Al2O3)。粘土作為基質(即載體)，選自高嶺土和/或多水高嶺土。
本發明的下行管反應器建議採用類似申請人申請的CN1552800A反應器結構，下行管出口的氣固分離專利可以採用旋流快分加一級旋風分離器或粗旋加一級旋風分離器的形式。本發明的提升管反應器與常規催化裂化裝置的提升管反應器基本相同。
與現有技術相比，本發明具有以下優點1、重油的預裂化在下行管反應器進行。下行管反應具有催化劑返混程度低、劑油接觸均勻性好等特點，而且便於實現高溫、大劑油比和短反應時間的反應條件，有利於提高重油裂化時產品的低碳烯烴選擇性；2、下行反應器內生成的丙烯可以及時與催化劑分離，因而可以有效地抑制丙烯的二次反應；3、重油在下行管內預裂化的產物經產品分離系統分離後，可以將其中未充分裂化的組分再次引入提升管反應器和再生催化劑接觸，使其在更苛刻的條件下發生深度裂化反應，從而進一步提高低碳烯烴的產率；4、提升管反應後的催化劑較下行管反應後的催化劑溫度高，本發明的優選方案之一將這兩股催化劑混合後汽提，有利於提高下行管反應後催化劑汽提時的溫度，可以使這股催化劑中吸附的部分較重烴油發生汽化，從而更容易從待生催化劑中脫附；5、提升管反應的原料較輕，反應溫度較高，反應後的催化劑仍具有較高的活性和溫度。本發明的優選方案之一將這股催化劑引入下行管反應器的催化劑預提升段與進入下行管反應器的再生催化劑混合後和重油原料接觸，不僅可以提高重油裂化反應的劑油比，增加重油原料和催化劑接觸的機會，而且可以適當降低重油與催化劑初始接觸的溫度，有利於減少重油的熱裂化。
圖1-3為本發明提供的三種優選實施方式示意圖。
具體實施例方式
為便於理解本發明，下面結合附圖就三種優選的實施方式對本發明進行詳細的描述和說明，但並不限制本發明。
實施方式一如圖1所示，第一股720℃左右的再生催化劑經輸送管線6和流量控制閥7進入下行管反應器的預提升段4，來自管線8的預提升介質通過分布器5進入預提升段4，將預提升段4內的催化劑提升到下行管反應器3的入口處。預提升介質可以是水蒸氣、來自本裝置或本裝置以外的幹氣、裂化氣中的C4組分或這些氣體的混合物。預熱後的重油原料經管線1和噴嘴2經霧化水蒸氣霧化後注入下行管反應器3，與來自催化劑預提升段4的熱催化劑接觸、反應。反應溫度為500-650℃，優選520-620℃；反應壓力為1.5-5×105帕，優選1.8-4×105帕；反應時間為0.1-1.5秒，優選0.15-1秒；催化劑與烴油原料的重量流量比為4-40，優選6-30；反應器內注入的水蒸氣量與重油原料的重量流量比為0.03-0.35，優選0.05-0.25。反應後的油氣和催化劑進入下行管出口氣固分離裝置10將油氣與催化劑顆粒分離，分離出的油氣經管線9進入第一套產物分離系統(圖中未畫出)。對這部分油氣進行分離可以得到裂化氣、汽油、柴油和重油等重油預裂化產物，再對其中的裂化氣進行進一步分離，可以得到目標產品低碳烯烴；其餘產物中的汽油、柴油、和重油餾分可以全部或部分作為提升管反應器的進料，C4餾分可以全部或部分注入提升管或下行管反應器的預提升段進行回煉。分離出的催化劑落入汽提器11內，經水蒸氣汽提後，通過輸送管線12和催化劑流量控制閥13進入催化劑再生系統26，燒去其上面沉積的焦炭恢復活性後返回反應系統循環使用。
第二股720℃左右的再生催化劑經輸送管15和催化劑流量控制閥16進入提升管反應器19的預提升段，另一股預提升介質經分布器14進入提升管19的預提升段內，將催化劑向上提升。分布器14注入的預提升介質可以是水蒸氣、來自本裝置或本裝置以外的幹氣、丙烷、C4烴類或這些氣體的混合物。來自第一套產物分離系統的汽油、柴油和重油作為提升管反應的進料經管線18通過噴嘴17經霧化水蒸氣霧化後注入提升管反應器19，與來自預提升段的催化劑接觸、反應，反應溫度為530-700℃，優選550-680℃；反應壓力為1.5-5×105帕，優選1.7-4×105帕；反應時間為0.3-6秒，優選0.5-4秒；催化劑與提升管烴油進料的重量流量比為8-100，優選10-80；反應器內注入的水蒸氣量與提升管烴油進料的重量流量比為0.03-0.5，優選0.05-0.45。進入提升管反應器的烴油進料可以混在一起注入提升管，但最好是將沸點範圍不同的烴油從提升管不同高度注入，優選將沸點範圍低的烴油從提升管較低的位置注入。反應油氣攜帶催化劑顆粒沿提升管19向上流動同時進行反應。在提升管出口處通過氣固分離系統20使油氣和催化劑分離，分離出的油氣通過管線21進入第二套產品分離系統(圖中未畫出)，將其中的低碳烯烴分離出來作為目標產品，其餘產物可以全部作為產品引出裝置，也可以將其中的部分餾分如C4餾分的一部分、輕汽油、輕柴油以及較輕的重油餾分再次返回提升管反應器進行回煉，其中的C4餾分還可以和下行管產物中的C4餾分混合在一起注入下行管反應器的催化劑預提升段進行回煉；分離出的催化劑落入汽提器22內，經水蒸氣汽提後，通過催化劑輸送管線23和流量控制閥24進入催化劑再生系統26，在該系統中燒掉沉積在其上面的焦炭後返回反應系統循環使用。
實施方式二圖2所示為本發明的第二種實施方式。該實施方式和第一種實施方案的區別是，提升管出口氣固分離裝置20分離出來的催化劑在沉降器25的下部經分布管27注入的水蒸氣預汽提後，不直接進入催化劑再生系統，而是通過輸送管線28和催化劑流量控制閥29進入下行管反應器氣固分離系統下方的汽提器11內，和下行管反應器氣固分離系統收集的催化劑混合後，一同在汽提器11中接受水蒸氣汽提，再通過輸送管線12和催化劑流量控制閥13進入再生器內燒焦再生後返回反應系統循環使用。因為提升管反應的溫度較下行管反應溫度高，將提升管反應後的催化劑與下行管反應後的催化劑混合起來在同一汽提器內接受汽提，能夠提高下行管反應後催化劑汽提時的溫度，因而有利於該股催化劑中吸附的部分未氣化的烴油發生氣化從而更容易脫附。
實施方式三圖3所示為本發明的第三種實施方式。該實施方式和第一種實施方案的區別是，提升管出口氣固分離裝置20分離出來的催化劑在沉降器25的下部經分布管27注入的水蒸氣預汽提後，不直接進入催化劑再生系統，而是通過管線30和催化劑流量控制閥31進入下行管反應器的催化劑預提升段4，在預提升段4中和第一股再生催化劑經過不少於兩秒的混合後，和注入下行管反應器的原料油接觸。因為提升管反應的原料較輕，而且反應溫度也比較高，因此反應後的催化劑積炭較少，仍具有相當高的活性和溫度。將這股催化劑引入下行管，不僅有利於增大下行管反應的劑油比，增加重油原料和催化劑接觸的機會，而且該股催化劑和再生催化劑接觸後可以適當降低重油原料和催化劑初始接觸時的溫度，有利於減少重油原料的熱裂化。
下面通過實施例進一步說明本發明提供的方法，但本發明並不因此受到任何限制。
實施例中所使用的催化劑由中國石油化工股份有限公司齊魯石油化工公司催化劑廠工業生產，商品牌號為MMC。實施例中所用的重質原料為一種減壓瓦斯油，其上要性質見表1。
實施例1本實施例說明，在反應-再生系統如圖1所示的連續反應-再生操作的中型裝置上，採用實施方式一所介紹的工藝流程，以減壓瓦斯油為原料進行催化轉化實驗的結果。該實施例中，下行管和提升管反應產物分離系統分離出的部分C4被重新注入下行管反應器預提升段，作為下行管反應器內催化劑的預提升介質(在計算重油裂化產品中液化氣的產率時，這部分C4的質量被從產物分離系統分離出的液化氣總質量中扣除)，同時和催化劑接觸並發生反應。下行管反應產物中常溫下為液態的產物經水蒸氣霧化後從提升管下部的進料噴嘴注入提升管。提升管反應器內催化劑的預提升介質是水蒸氣。
實驗的主要操作條件和實驗結果分別列於表2和表3。從表3可以看出，乙烯和丙烯的收率分別高達8.26重％和29.76重％。
實施例2本實施例說明在反應-再生系統如圖2所示的連續反應-再生操作的中型裝置上，採用實施方式二所介紹的工藝流程，以減壓瓦斯油為原料進行催化轉化實驗的結果。該實施例的工藝流程與實施例1基本相同，所不同的是，該實施例中提升管出口氣固分離系統分離出的催化劑和下行管出口氣固分離系統分離出的催化劑混合在一起接受汽提。該實施例中，下行管和提升管反應產物分離系統分離出的部分C4被重新注入提升管反應器預提升段，作為提升管反應器內催化劑的預提升介質(在計算重油裂化產品中液化氣的產率時，這部分C4的質量被從產物分離系統分離出的液化氣總質量中扣除)，同時和催化劑接觸並發生反應。下行管和提升管液體產物中的輕汽油從提升管反應器的下部進料噴嘴注入提升管，液體產物中的輕柴油餾分和重油餾分從上部進料噴嘴注入提升管反應器。該實施例中下行管反應器內催化劑的預提升介質是水蒸氣。
實驗的主要操作條件和實驗結果分別列於表2和表3。從表3可以看出，乙烯和丙烯的收率分別高達9.41重％和30.86重％。
實施例3本實施例說明在反應-再生系統如圖3所示的連續反應-再生操作的中型裝置上，採用實施方式三所介紹的工藝流程，以減壓瓦斯油為原料進行催化轉化實驗的結果。該實施例的工藝流程與實施例1基本相同，所不同的是，該實施例中提升管出口氣固分離系統分離出的催化劑被引入下行管反應器的催化劑預提升段。該實施例中，下行管和提升管反應產物分離系統分離出的部分C4被重新注入下行管反應器預提升段，作為下行管反應器內催化劑的預提升介質(在計算重油裂化產品中液化氣的產率時，這部分C4的質量被從產物分離系統分離出的液化氣總質量中扣除)，同時和催化劑接觸並發生反應。下行管和提升管液體產物中的輕汽油從提升管反應器的下部進料噴嘴注入提升管，液體產物中的輕柴油餾分和較輕的重油餾分從上部進料噴嘴注入提升管反應器。該實施例中下行管反應器內催化劑的預提升介質是水蒸氣。
實驗的主要操作條件和實驗結果分別列於表2和表3。從表3可以看出，乙烯和丙烯的收率分別高達9.86重％和30.25重％。
表1
表2
表3
權利要求
1.一種多產低碳烯烴的組合式催化轉化方法，其特徵在於該方法包括下列步驟1)、重油原料在下行管反應器內與再生催化劑和任選的積炭催化劑接觸，在反應溫度為500-650℃、反應壓力為1.5-5×105帕、反應時間為0.1-1.5秒、催化劑與重油原料的重量流量比為4-40、水蒸氣與重油原料的重量流量比為0.03-0.35的條件下反應，在下行管反應器出口通過氣固分離裝置將重油裂化產物和待生催化劑快速分離，其中重油裂化產物經分離得到目的產品低碳烯烴；2)、將步驟1)其餘產物中至少一部分引入提升管反應器內，與再生催化劑接觸，在反應溫度為530-700℃、反應壓力為1.5-5×105帕、反應時間為0.3-6秒、催化劑與提升管烴油進料的重量流量比為8-100、水蒸氣量與提升管烴油進料的重量流量比為0.03-0.5的條件下反應，在提升管出口通過另一套氣固分離裝置將油氣和積炭催化劑分離，其中油氣經分離得到目的產品低碳烯烴，其餘產物至少部分作為產品引出裝置，除了產品之外的部分返回提升管反應器或/和下行管反應器的催化劑預提升段；3)、步驟1)的待生催化劑經汽提後進入再生器，步驟2)積炭催化劑經汽提後進入下行管反應器的預提升段、與下行管反應器相連的汽提器、再生器中的一種或幾種設備中，待生催化劑和任選的積炭催化劑經燒焦再生後，分為兩部分，其中一部分再生催化劑返回下行管反應器，另一部分再生催化劑返回提升管反應器。
2.按照權利要求1的方法，其特徵在於步驟1)的下行管反應器的反應條件反應溫度為520-620℃；反應壓力為1.8-4×105帕；反應時間為0.15-1秒；催化劑與重油原料的重量流量比6-30；反應器內注入的水蒸氣量與重油原料的重量流量比為0.05-0.25。
3.按照權利要求1的方法，其特徵在於步驟2)的提升管反應器的反應條件反應溫度為550-680℃；反應壓力為1.7-4×105帕；反應時間為0.5-4秒；催化劑與提升管烴油進料的重量流量比為10-80；反應器內注入的水蒸氣量與提升管烴油進料的重量流量比為0.05-0.45。
4.按照權利要求1的方法，其特徵在於提升管和下行管反應產物中的C4餾分部分返回提升管或下行管的催化劑預提升段回煉。
5.按照權利要求4的方法，其特徵在於，C4在提升管或下行管的催化劑預提升段中回煉的反應條件為反應溫度為620-720℃；反應壓力為1.7-5×105帕；反應時間為0.1-8秒；催化劑與提升管或下行管的C4進料的重量流量比為30-100；C4回煉反應區注入的水蒸氣量與C4進料的重量流量比為0.05-0.5。
6.按照權利要求1的方法，其特徵在於將提升管反應產物中的輕汽油、輕柴油和較輕的重油中的一種或幾種引回提升管再次回煉。
7.按照權利要求1的方法，其特徵在於步驟1)所述的重油原料可以為減壓瓦斯油、焦化瓦斯油、脫瀝青油、加氫尾油、常壓渣油、減壓渣油或原油中的一種或一種以上的混合物，或其它礦物油如煤液化油、油砂油、頁巖油。
8.按照權利要求1的方法，其特徵在於所述的催化劑包括沸石、無機氧化物和任選的粘土，以催化劑的總重量為計算基準各組分的含量分別為沸石10-50重％、無機氧化物5-90重％、粘土0-70重％。
9.按照權利要求7的方法，其特徵在於所述的沸石選自中孔沸石和任選的大孔沸石，中孔沸石佔沸石總重量的25-100重％，大孔沸石佔沸石總重量的0-75重％，中孔沸石選自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，大孔沸石選自由稀土Y、稀土氫Y、不同方法得到的超穩Y、高矽Y構成的這組沸石中的一種或一種以上的混合物。
全文摘要
一種多產低碳烯烴的組合式催化轉化方法，重油原料在下行管反應器內與再生催化劑和任選的積炭催化劑接觸，將裂化產物和待生催化劑分離，其中裂化產物經分離得到低碳烯烴，其餘產物中至少一部分引入提升管反應器內與再生催化劑接觸，將油氣和催化劑分離，其中油氣經分離得到低碳烯烴，其餘產物至少部分作為產品引出裝置；待生催化劑經汽提後進入再生器，積炭催化劑經汽提後進入下行管反應器的預提升段、與下行管反應器相連的汽提器、再生器中的一種或幾種設備中，待生催化劑和任選的積炭催化劑經燒焦再生後返回下行管和提升管反應器。該方法通過將下行反應器內生成的丙烯及時與催化劑分離，有效地抑制丙烯的二次反應，提高低碳烯烴的產率。
文檔編號C07C11/00GK101045667SQ200610066439
公開日2007年10月3日 申請日期2006年3月31日 優先權日2006年3月31日
發明者許克家, 侯栓弟, 龍軍, 達志堅, 張久順, 謝朝鋼, 張佔柱, 武雪峰, 何峻 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司石油化工科學研究院