一種生產(chǎn)丙烯和燃料油的催化轉(zhuǎn)化方法
【專利摘要】本發(fā)明提供了一種生產(chǎn)丙烯和燃料油的催化轉(zhuǎn)化方法，其中，該方法包括：在催化裂解條件下，將鏈烷烴含量為40-90質(zhì)量%的原料油、甲烷與催化裂解催化劑接觸，從接觸后的混合物中分離出裂解柴油；將所述裂解柴油進(jìn)行芳烴抽提得到抽出油和抽余油。本發(fā)明提供的方法，能夠采用鏈烷烴含量較高的原料油（例如直餾柴油）作為原料，高選擇性的生產(chǎn)低碳烯烴特別是丙烯和燃料油，既解決了石化原料短缺的問(wèn)題，又提高了煉廠的經(jīng)濟(jì)效益。
【專利說(shuō)明】一種生產(chǎn)丙烯和燃料油的催化轉(zhuǎn)化方法

【技術(shù)領(lǐng)域】
[0001] 本發(fā)明涉及一種生產(chǎn)丙烯和燃料油的催化轉(zhuǎn)化方法。

【背景技術(shù)】
[0002] 丙烯是重要的有機(jī)化工原料，據(jù)分析，2012年全球丙烯需求增長(zhǎng)量約4.0%，約 83Mt，丙烯供需比約為1. 0。近10年來(lái)，世界丙烯需求的增長(zhǎng)率一直高于乙烯，預(yù)計(jì)在今后 20年，世界丙烯需求的增長(zhǎng)率仍將超過(guò)乙烯需求的增長(zhǎng)率。目前，世界上61%的丙烯來(lái)自 蒸汽裂解生產(chǎn)乙烯的副產(chǎn)品，34%來(lái)自煉油廠催化裂化裝置生產(chǎn)汽油、柴油的副產(chǎn)品，其中， 蒸汽裂解以石腦油等輕質(zhì)油為原料通過(guò)熱裂解生產(chǎn)乙烯和丙烯，但丙烯的產(chǎn)率僅為15重 量％左右，常規(guī)催化裂化技術(shù)中丙烯產(chǎn)率約為3-5%，重質(zhì)油催化裂解技術(shù)中丙烯產(chǎn)率約為 15-20%。隨著原油的重質(zhì)化和劣質(zhì)化加劇，從重質(zhì)油中生產(chǎn)丙烯的技術(shù)優(yōu)勢(shì)和經(jīng)濟(jì)性將會(huì) 受得極大的挑戰(zhàn)。
[0003] 受環(huán)保法規(guī)要求和汽車行業(yè)對(duì)燃料質(zhì)量要求的日趨嚴(yán)格的推動(dòng)，近年來(lái)全球車用 汽油質(zhì)量提升十分迅速，油品質(zhì)量升級(jí)步伐也明顯加快。目前，F(xiàn)CC汽油約占車用汽油總量 的70%以上，重整汽油和其它優(yōu)質(zhì)高辛烷值汽油組分含量過(guò)低，不到9%，而低辛烷值的直餾 汽油所占比例較高，達(dá)到約13%。因此，F(xiàn)CC汽油質(zhì)量對(duì)汽油總體水平起著舉足輕重的作用。 FCC汽油辛烷值RON最高為90-92,最低為87-88,平均為89-90 ;Μ0Ν最高為80. 6,最低為 78,平均為79,與其他一些發(fā)達(dá)國(guó)家的汽油質(zhì)量相比存在較大的差距，因此，提高汽油辛烷 值，實(shí)現(xiàn)汽油升級(jí)換代是大勢(shì)所趨。
[0004] 另外，在汽油清潔化過(guò)程中，一些措施如控制汽油烯烴含量、脫硫，都導(dǎo)致辛烷值 不同程度地?fù)p失，辛烷值短缺的矛盾將更加突出。綜上所述，開發(fā)生產(chǎn)丙烯同時(shí)生產(chǎn)優(yōu)質(zhì)燃 料油如高辛烷值汽油的催化裂化技術(shù)，以滿足質(zhì)量要求不斷提高的化工原料和優(yōu)質(zhì)燃料油 生產(chǎn)需求，無(wú)疑具有重要現(xiàn)實(shí)意義。
[0005] CN101362960A提出將餾程為160-260°C的餾分原料與常規(guī)催化裂化催化劑接觸， 在流化床反應(yīng)器內(nèi)進(jìn)行裂化反應(yīng)，反應(yīng)油氣經(jīng)分離得到目的產(chǎn)物高辛烷值汽油。該方法提 高了汽油的辛烷值和產(chǎn)率，同時(shí)副產(chǎn)部分小分子烯烴如乙烯和丙烯。
[0006] CN101362959A提出將難裂化的原料先與熱再生催化劑接觸，再與易裂化的原料油 混合后進(jìn)行裂化反應(yīng)，得到目的產(chǎn)物丙烯和高辛烷值汽油及再裂化的原料，再裂化的原料 包含餾程為180-260°C的餾分、重芳烴抽余油。該方法丙烯的產(chǎn)率和選擇性大幅增加，汽油 產(chǎn)率和辛烷值明顯地提高，干氣產(chǎn)率降低幅度高達(dá)80重％以上。
[0007] CN101531923A提出將難裂化的原料先與熱再生催化裂解催化劑接觸，反應(yīng)物流再 與易裂化的原料油混合反應(yīng)，得到丙烯和汽油，將>260°C的餾分經(jīng)加氫處理所得的加氫重 油作為原料油。該方法提高了丙烯產(chǎn)率和選擇性，且高辛烷值汽油產(chǎn)率增加，干氣產(chǎn)率降 低，液體收率大幅度增加。
[0008] CN101724430A提出將劣質(zhì)原料油依次注入催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器的第一反應(yīng)區(qū)和第二 反應(yīng)區(qū)與催化轉(zhuǎn)化催化劑接觸反應(yīng)，得到丙烯、汽油、催化蠟油及其它產(chǎn)品，其中，催化蠟油 進(jìn)入芳烴抽提裝置，分離得到抽出油和抽余油；抽余油循環(huán)至反應(yīng)器的第一反應(yīng)區(qū)或/和 其它催化轉(zhuǎn)化裝置進(jìn)一步反應(yīng)得到目的產(chǎn)物丙烯和汽油。
[0009] CN101760227A提出不同裂化性能的原料油進(jìn)入第一提升管反應(yīng)器的不同反應(yīng)區(qū) 與催化裂解催化劑接觸進(jìn)行裂化反應(yīng)，得到包含丙烯、汽油、再裂化原料的產(chǎn)物，其中，再裂 化原料送入第二提升管反應(yīng)器內(nèi)，兩個(gè)提升管反應(yīng)器的待生催化劑在同一個(gè)再生器中燒焦 再生后分別返回兩個(gè)提升管反應(yīng)器。該方法丙烯和汽油產(chǎn)率明顯地增加，汽油辛烷值明顯 地改善，在丙烯產(chǎn)率大幅度增加的情況下，干氣產(chǎn)率明顯地降低，可降低達(dá)80重量％以上。
[0010] CN102453540A提出優(yōu)質(zhì)原料油與平均活性較低且活性分布相對(duì)均勻的熱再生催 化劑在反應(yīng)器的下部接觸發(fā)生裂化反應(yīng)，將反應(yīng)產(chǎn)物中的柴油餾分切割為輕柴油餾分和重 柴油餾分，重柴油餾分單獨(dú)或/和回?zé)捰宛s分、油漿餾分進(jìn)行加氫處理得到加氫重柴油餾 分，加氫重柴油餾分單獨(dú)或/和輕柴油餾分返回本反應(yīng)器或/和其他反應(yīng)器進(jìn)行進(jìn)一步反 應(yīng)。該方法不僅提高汽油產(chǎn)率，而且提高汽油辛烷值，同時(shí)降低干氣和焦炭產(chǎn)率。
[0011] 從現(xiàn)有技術(shù)來(lái)看，烴類催化轉(zhuǎn)化生產(chǎn)低碳烯烴和燃料油技術(shù)的開發(fā)主要集中于重 質(zhì)油催化裂化技術(shù)方面，由于重質(zhì)油餾程范圍較寬，烴類分子較大，產(chǎn)物結(jié)構(gòu)紛繁復(fù)雜，為 了提高丙烯收率，采用較高的反應(yīng)溫度，造成在增加丙烯產(chǎn)率情況下，干氣產(chǎn)率尤其是甲烷 產(chǎn)率大幅度增加。
[0012] 采用中間餾分油如直餾柴油為原料時(shí)，由于原料中含有較多鏈烷烴，通過(guò)一次裂 化反應(yīng)，盡管產(chǎn)物中副產(chǎn)物甲烷的產(chǎn)率較高，但仍具有較高的烯烴和汽油餾分收率，又由于 原料分子相對(duì)重質(zhì)油分子較小，需要較高反應(yīng)溫度才能有效裂解，但即便在較高的反應(yīng)溫 度下，裂解反應(yīng)生焦量仍然較小，即帶來(lái)明顯的反應(yīng)熱不足的問(wèn)題，使裝置運(yùn)行過(guò)程中易出 現(xiàn)再生器炭堆積，最終導(dǎo)致產(chǎn)物分布惡化。
[0013] 另外，現(xiàn)有技術(shù)對(duì)汽油中高辛烷值組分和柴油中汽油潛含量未充分利用，造成汽 油產(chǎn)率偏低。為了滿足日益增長(zhǎng)的丙烯和優(yōu)質(zhì)燃料油的需求，有必要開發(fā)一種以中間餾分 油為原料最大限度地轉(zhuǎn)化為丙烯和優(yōu)質(zhì)燃料油的催化轉(zhuǎn)化方法，以實(shí)現(xiàn)石油資源的高效利 用率。


【發(fā)明內(nèi)容】

[0014] 本發(fā)明的目的在于在現(xiàn)有技術(shù)的基礎(chǔ)上，提供一種干氣產(chǎn)率低、丙烯和燃料油產(chǎn) 率高的生產(chǎn)丙烯和燃料油的催化轉(zhuǎn)化方法。
[0015] 為實(shí)現(xiàn)前述目的，本發(fā)明提供了一種生產(chǎn)丙烯和燃料油的催化轉(zhuǎn)化方法，其中，該 方法包括：在催化裂解條件下，將鏈烷烴含量為40-90質(zhì)量％的原料油、甲烷與催化裂解催 化劑接觸，從接觸后的混合物中分離出裂解柴油；將所述裂解柴油進(jìn)行芳烴抽提得到抽出 油和抽余油。
[0016] 本發(fā)明提供的方法針對(duì)鏈烷烴含量較高的原料油(例如直餾柴油）的化學(xué)組成特 性，采用催化轉(zhuǎn)化方法降低烴類裂解反應(yīng)活化能，同時(shí)在催化轉(zhuǎn)化過(guò)程中加入甲烷原料，且 使原料中更多鏈烷烴和環(huán)烷烴等烴類發(fā)生裂解反應(yīng)和開環(huán)裂解反應(yīng)生成小分子烴類，提高 了低碳烯烴特別是丙烯的選擇性；并且在本發(fā)明的優(yōu)選的實(shí)施方式中，將待生催化劑氣提 后預(yù)熱再進(jìn)行再生，使得待生催化劑為再生器帶去了更多的熱量，減少了再生器內(nèi)炭堆積 發(fā)生的可能性，提高了操作穩(wěn)定性。并且本發(fā)明采用再生產(chǎn)生的高溫?zé)煔忸A(yù)熱待生催化劑， 有效的節(jié)約了能耗。
[0017] 本發(fā)明的方法可以有效提高低碳烯烴特別是丙烯的產(chǎn)率，并且，本發(fā)明可以通過(guò) 合理的控制工藝參數(shù)和催化劑性質(zhì)，靈活的調(diào)整產(chǎn)品結(jié)構(gòu)。
[0018] 本發(fā)明提供的方法，能夠采用鏈烷烴含量較高的原料油(例如直餾柴油）作為原 料，高選擇性的生產(chǎn)低碳烯烴特別是丙烯和燃料油，克服了傳統(tǒng)的鏈烷烴含量較高的原料 油(例如直餾柴油）用于作為催化裂解原料導(dǎo)致的干氣產(chǎn)率高，低碳烯烴產(chǎn)率低的缺陷，并 且使得石化企業(yè)可以采用催化加工方法替代熱加工方法從石油餾分油最大限度生產(chǎn)低碳 烯烴特別是丙烯和燃料油，從而實(shí)現(xiàn)煉廠概念的技術(shù)突破，從傳統(tǒng)的燃料型和燃料-潤(rùn)滑 油型煉廠生產(chǎn)模式向化工型轉(zhuǎn)變，使煉廠從單一的煉油向化工原料及高附加值下游產(chǎn)品生 產(chǎn)發(fā)展和延伸，既解決了石化原料短缺的問(wèn)題，又提高了煉廠的經(jīng)濟(jì)效益。
[0019] 本發(fā)明的其他特征和優(yōu)點(diǎn)將在隨后的【具體實(shí)施方式】部分予以詳細(xì)說(shuō)明。

【專利附圖】

【附圖說(shuō)明】
[0020] 附圖是用來(lái)提供對(duì)本發(fā)明的進(jìn)一步理解，并且構(gòu)成說(shuō)明書的一部分，與下面的具 體實(shí)施方式一起用于解釋本發(fā)明，但并不構(gòu)成對(duì)本發(fā)明的限制。在附圖中：
[0021] 圖1為按照現(xiàn)有技術(shù)的催化轉(zhuǎn)化方法的流程示意圖。
[0022] 圖2為根據(jù)本發(fā)明的一種優(yōu)選的實(shí)施方式的生產(chǎn)丙烯和燃料油的催化轉(zhuǎn)化方法 的流程示意圖。
[0023] 附圖標(biāo)記說(shuō)明
[0024] 1-提升管反應(yīng)器；2-再生器；3-沉降器；4-汽提段；5-脫氣罐；
[0025] 6-(提升管反應(yīng)器1出口端）旋風(fēng)分離器；
[0026] 7-(連通旋風(fēng)分離器6的氣體出口與大油氣管線20)集氣室；
[0027] 8-待生催化劑斜管管線；9-待生滑閥；
[0028] 10-(連通所述再生器2的催化劑出口與脫氣罐5)管線；
[0029] 11-(連通脫氣罐5氣體出口與再生器2)管線；
[0030] 12-(連通脫氣罐5與提升管反應(yīng)器1)再生催化劑斜管；
[0031] 13-再生滑閥；
[0032] 14-為提升管反應(yīng)器1輸送預(yù)提升介質(zhì)的管線；
[0033] 15-為提升管反應(yīng)器1輸送原料的管線；
[0034] 16-為提升管反應(yīng)器1輸送霧化蒸汽并輸送原料的管線；
[0035] 17-為提升管反應(yīng)器1輸送混合C4組分的管線；
[0036] 18-為提升管反應(yīng)器1輸送霧化蒸汽和/或輸送混合C4組分的管線；
[0037] 19-為汽提段4輸送霧化蒸汽的管線；
[0038] 20-大油氣管線；21-(再生器2)主風(fēng)入口管線；22-空氣分配器；
[0039] 23-脫氣罐5輸送霧化蒸汽的管線；24-再生器旋風(fēng)分離器；
[0040] 25-(與旋風(fēng)分離器24氣體出口連通）煙氣管道；
[0041] 30-分尚系統(tǒng)(分饋塔）；31_輸送干氣的管線；32-輸送丙燒的管線；
[0042] 33-輸送丙烯的管線；34-輸送混合C4組分的管線；
[0043] 35-輸送混合C4組分回?zé)挼墓芫€；36-輸送裂解汽油的管線；
[0044] 37-輸送裂解柴油的管線；38-輸送油漿的管線；40-芳烴抽提單元；
[0045] 41-輸送抽余油的管線；42-輸送抽出油的管線；
[0046] 50-加氫處理單元；51-輸送加氫處理單元輕質(zhì)產(chǎn)物的管線；
[0047] 52-輸送加氫抽出油的管線；
[0048] 70-換熱器；71-高溫?zé)煔夤芫€；72-低溫?zé)煔夤艿溃?br>
【具體實(shí)施方式】
[0049] 以下對(duì)本發(fā)明的【具體實(shí)施方式】進(jìn)行詳細(xì)說(shuō)明。應(yīng)當(dāng)理解的是，此處所描述的具體 實(shí)施方式僅用于說(shuō)明和解釋本發(fā)明，并不用于限制本發(fā)明。
[0050] 本發(fā)明提供了一種生產(chǎn)丙烯和燃料油的催化轉(zhuǎn)化方法，其中，該方法包括：在催化 裂解條件下，將鏈烷烴含量為30-90質(zhì)量％的原料油、甲烷與催化裂解催化劑接觸，從接觸 后的混合物中分離出裂解柴油；將所述裂解柴油進(jìn)行芳烴抽提得到抽出油和抽余油。
[0051] 本發(fā)明中，經(jīng)過(guò)本發(fā)明的各個(gè)步驟得到的可燃餾分均可以作為燃料油使用，但本 發(fā)明中所述燃料油主要指的是按照本發(fā)明的催化轉(zhuǎn)化方法最終得到的裂解汽油。
[0052] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉(zhuǎn)化方法，所述芳烴抽提的方法為本領(lǐng)域的常規(guī)方法，針對(duì)本 發(fā)明，優(yōu)選芳烴抽提使用的抽提溶劑選自環(huán)丁砜、N-甲基吡咯烷酮、二乙二醇醚、三乙二醇 醚、四乙二醇、二甲基亞砜和N-甲酰基嗎啉醚中的一種或多種。更優(yōu)選，抽提過(guò)程溶劑回收 并循環(huán)使用于芳烴抽提。優(yōu)選芳烴抽提的溫度為40-120°C，抽提溶劑與芳烴抽提的原料裂 解柴油的體積比為〇. 5-5。
[0053] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉(zhuǎn)化方法，所述抽余油即非芳烴可以返回與催化裂解催化劑進(jìn) 行接觸。
[0054] 本發(fā)明提供的催化轉(zhuǎn)化方法，可以在現(xiàn)有技術(shù)的各種反應(yīng)器中進(jìn)行，例如可以在 提升管反應(yīng)器、流化床反應(yīng)器(等線速的流化床或等直徑的流化床)、上行式輸送線或下行 式輸送線中進(jìn)行，其中，在流化床反應(yīng)器中進(jìn)行時(shí)，優(yōu)選氣速為〇. 1-2米/秒，而在提升管反 應(yīng)器中進(jìn)行時(shí)，優(yōu)選氣速為2-30米/秒。
[0055] 針對(duì)本發(fā)明，優(yōu)選在提升管反應(yīng)器中進(jìn)行，且當(dāng)在提升管反應(yīng)器中進(jìn)行時(shí)，優(yōu)選甲 烷在所述的原料油進(jìn)料位置之后引入反應(yīng)器，由此可以進(jìn)一步提高丙烯的選擇性。
[0056] 本發(fā)明提供的催化轉(zhuǎn)化方法，可以在一個(gè)進(jìn)料位置將全部所述原料油引入反應(yīng)器 內(nèi)，或在至少兩個(gè)不同的進(jìn)料位置將所述原料油按照相同或不同的比例引入反應(yīng)器內(nèi)。
[0057] 本發(fā)明中，所述提升管反應(yīng)器可以為本領(lǐng)域技術(shù)人員公知的常規(guī)的催化裂化提升 管反應(yīng)器，例如，所述提升管可以選自等直徑提升管反應(yīng)器和/或等線速提升管反應(yīng)器，優(yōu) 選使用等直徑提升管。更優(yōu)選情況下，所述提升管反應(yīng)器自下而上依次包括預(yù)提升段以及 至少一個(gè)反應(yīng)區(qū)，為了使原料油能夠充分反應(yīng)，并根據(jù)不同的目的產(chǎn)物品質(zhì)需求，所述反應(yīng) 區(qū)可以為2-8個(gè)，優(yōu)選為2-3個(gè)。
[0058] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉(zhuǎn)化方法，優(yōu)選所述原料油中鏈烷烴含量為35-80質(zhì)量％。
[0059] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉(zhuǎn)化方法，為了進(jìn)一步提高低碳烯烴特別是丙烯的產(chǎn)率和燃料 油的產(chǎn)率，優(yōu)選甲烷與所述原料油的質(zhì)量比為1-20:100,更優(yōu)選為2-15:100,進(jìn)一步優(yōu)選 為 5-10:100。
[0060] 本發(fā)明的催化轉(zhuǎn)化方法特別適合于餾程為180-350°C，優(yōu)選餾程為190-330°C的 烴餾分的催化轉(zhuǎn)化，更加適合于直餾柴油、催化柴油、焦化柴油、加氫柴油和煤液化柴油中 的一種或多種的催化轉(zhuǎn)化。采用本發(fā)明的方法處理前述原料油，能夠大大提高低碳烯烴特 別是丙烯的產(chǎn)率和燃料油的產(chǎn)率，即能夠提高丙烯與乙烯的比例。
[0061] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉(zhuǎn)化方法，優(yōu)選本發(fā)明的方法還包括：將所述抽出油進(jìn)行加氫， 得到加氫抽出油；將所述加氫抽出油與所述抽余油返回與所述原料油一起與催化裂解催化 劑接觸。
[0062] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉(zhuǎn)化方法，所述抽出油進(jìn)行加氫的條件可以為常規(guī)選擇，優(yōu)選 加氫的條件包括：氫分壓I. 2-8. OMPa (絕壓)、溫度150-40CTC、氫油體積比150-600Nm3/m3、 體積空速HOtr 1 ;加氫催化劑為以Ni-W、C〇-Ni-W、Ni-M〇或Co-Mo為活性組分，活性氧化鋁 為載體的非貴金屬催化劑。
[0063] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉(zhuǎn)化方法，優(yōu)選本發(fā)明的方法還包括：從接觸后的混合物中分 離出待生催化劑、甲烷、丙烯、丙烷、混合C4組分與裂解汽油。
[0064] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉(zhuǎn)化方法，一般首先將待生催化劑與反應(yīng)油氣分離得到待生催 化劑和反應(yīng)油氣，然后將得到的反應(yīng)油氣經(jīng)后續(xù)的分離系統(tǒng)(例如旋風(fēng)分離器）分離干氣、 液化氣、裂解汽油和裂解柴油等餾分，然后將干氣和液化氣經(jīng)氣體分離設(shè)備進(jìn)一步分離得 到甲烷、丙烯、丙烷、混合C4組分等，從反應(yīng)產(chǎn)物中分離丙烷、丙烯等方法與本領(lǐng)域常規(guī)技 術(shù)方法相似，本發(fā)明對(duì)此沒(méi)有限制，在此不詳細(xì)描述。
[0065] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉(zhuǎn)化方法，優(yōu)選本發(fā)明的方法還包括：將分離得到的甲烷返回 作為甲烷原料與催化裂解催化劑接觸。
[0066] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉(zhuǎn)化方法，優(yōu)選本發(fā)明的方法還包括：將所述待生催化劑再生； 且優(yōu)選所述催化裂解催化劑的至少一部分為再生后的催化劑。
[0067] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉(zhuǎn)化方法，優(yōu)選本發(fā)明的方法還包括將再生得到的再生催化劑 進(jìn)行氣提(一般用水蒸氣氣提）脫去氣體等雜質(zhì)。
[0068] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉(zhuǎn)化方法，再生過(guò)程中，一般從再生器的底部引入含氧氣體，含 氧氣體例如可以為空氣引入再生器后，待生催化劑與氧氣接觸燒焦再生，催化劑燒焦再生 后生成的煙氣在再生器上部氣固分離，例如經(jīng)旋風(fēng)分離器氣固分離后，分離出的再生煙氣 排出再生器用于作為待生催化劑的預(yù)熱源。
[0069] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉(zhuǎn)化方法，所述待生催化劑再生的操作條件優(yōu)選為：溫度為 550-750°C，更優(yōu)選為600-730°C，進(jìn)一步優(yōu)選為650-700°C;氣體表觀線速為0. 5-3米/秒、 優(yōu)選為0. 8-2. 5米/秒、更優(yōu)選為1-2米/秒，待生催化劑平均停留時(shí)間為0. 6-3分鐘、優(yōu) 選0. 8-2. 5分鐘、更優(yōu)選1-2分鐘。
[0070] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉(zhuǎn)化方法，優(yōu)選本發(fā)明的方法還包括：在將所述待生催化劑再 生前，將所述待生催化劑氣提(采用水蒸氣氣提)，然后與待生催化劑再生產(chǎn)生的高溫?zé)煔?進(jìn)行換熱。如此使得待生催化劑為再生器帶去了更多的熱量，減少了再生器內(nèi)炭堆積發(fā)生 的可能性，提高了操作穩(wěn)定性。并且本發(fā)明采用再生產(chǎn)生的高溫?zé)煔忸A(yù)熱待生催化劑，有效 的節(jié)約了能耗。氣提的方法為本領(lǐng)域技術(shù)人員所公知，在此不詳細(xì)描述。
[0071] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉(zhuǎn)化方法，優(yōu)選與所述高溫?zé)煔鈸Q熱后的待生催化劑溫度為 550-750°C，優(yōu)選為 580-720°C，更優(yōu)選為 600-700°C。
[0072] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉(zhuǎn)化方法，所述催化裂解催化劑可以為本領(lǐng)域的常規(guī)選擇，針 對(duì)本發(fā)明，優(yōu)選以催化劑的總重量計(jì)，所述催化裂解催化劑含有：沸石1-60重量％、無(wú)機(jī)氧 化物5-99重量％和粘土 0-70重量％。
[0073] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉(zhuǎn)化方法，其中，所述沸石作為活性組分，優(yōu)選所述沸石選自中 孔沸石和/或大孔沸石，且優(yōu)選中孔沸石占沸石總重量的50-100重量％，更優(yōu)選中孔沸石占 沸石總重量的70-100重量％，大孔沸石占沸石總重量的0-50重量％，優(yōu)選大孔沸石占沸石 總重量的0-30重量％。
[0074] 本發(fā)明中，所述中孔沸石和大孔沸石沿用本領(lǐng)域常規(guī)的定義，即中孔沸石的平均 孔徑0· 5-0. 6nm，大孔沸石的平均孔徑0· 7-1. Onm。例如，所述大孔沸石可以選自由稀土 Y (REY)、稀土氫Y (REHY)、不同方法得到的超穩(wěn)Y、高硅Y構(gòu)成的這組沸石中的一種或更多種 的混合物。
[0075] 所述中孔沸石可以選自具有MFI結(jié)構(gòu)的沸石，例如ZSM系列沸石和/或ZRP沸石， 也可對(duì)上述中孔沸石用磷等非金屬元素和/或鐵、鈷、鎳等過(guò)渡金屬元素進(jìn)行改性，有關(guān) ZRP更為詳盡的描述參見US5, 232, 675, ZSM系列沸石選自ZSM-5、ZSM-I l、ZSM-12、ZSM-23、 ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它類似結(jié)構(gòu)的沸石之中的一種或更多種的混合物，有關(guān)ZSM-5 更為詳盡的描述參見US3, 702, 886。
[0076] 本發(fā)明中，所述的無(wú)機(jī)氧化物作為粘接劑，優(yōu)選選自二氧化硅（SiO2)和/或三氧化 二鋁(ai 2o3)。
[0077] 本發(fā)明中，所述的粘土作為基質(zhì)（即載體)，優(yōu)選選自高嶺土和/或多水高嶺土。
[0078] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉(zhuǎn)化方法，優(yōu)選本發(fā)明的方法還包括：將所述混合C4組分（也 可稱為C4烴餾分，指的是C4烷烴和C4烯烴混合物）返回與所述原料油一起與所述催化裂 解催化劑接觸。
[0079] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉(zhuǎn)化方法，優(yōu)選將所述混合C4組分在所述的原料油進(jìn)料位置 之后引入反應(yīng)器。
[0080] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉(zhuǎn)化方法，優(yōu)選地，將分離得到的甲烷與所述混合C4組分混合 后引入反應(yīng)器(例如提升管反應(yīng)器）
[0081] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉(zhuǎn)化方法，優(yōu)選本發(fā)明的方法還包括：在將所述原料油與催化 裂解催化劑接觸之前，將所述原料油預(yù)熱為氣態(tài)，例如將原料油預(yù)熱至350-420°C后引入反 應(yīng)器與催化裂解催化劑接觸，優(yōu)選預(yù)熱至380-400°C。
[0082] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉(zhuǎn)化方法，優(yōu)選所述催化裂解的條件包括：溫度為500-750°C， 優(yōu)選為550-750°C，更優(yōu)選為550-700°C，特別優(yōu)選為580-680°C ;時(shí)間為1-lOs，優(yōu)選為 2_5s，更優(yōu)選為2-4s ;反應(yīng)壓力為0.05-lMPa，劑油比為1-100:1，優(yōu)選為10-50:1，更優(yōu)選為 20-40:1。
[0083] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉(zhuǎn)化方法，更優(yōu)選，所述催化裂解的條件還包括：預(yù)提升介質(zhì)與 原料油的重量比為0.05-1.0,所述載體為常規(guī)選擇，例如可以為水蒸氣。預(yù)提升介質(zhì)為常規(guī) 選擇，例如可以為水蒸氣、煉油廠干氣、輕質(zhì)烷烴、輕質(zhì)烯烴中的一種或多種。預(yù)提升介質(zhì)的 作用是使催化劑加速上升，在反應(yīng)器底部形成密度均勻的催化劑活塞流。預(yù)提升介質(zhì)的用 量為本領(lǐng)域的技術(shù)人員所公知，一般來(lái)說(shuō)，預(yù)提升介質(zhì)的用量占原料油總量的1-30重量％， 優(yōu)選2-15重量％。
[0084] 根據(jù)本發(fā)明的一種優(yōu)選的實(shí)施方式，當(dāng)本發(fā)明的方法在提升管反應(yīng)器中進(jìn)行時(shí)， 一般按如下步驟進(jìn)行：
[0085] 富含中孔沸石的再生催化劑(催化裂解催化劑）進(jìn)入提升管反應(yīng)器的預(yù)提升段， 在預(yù)提升介質(zhì)的作用下向上流動(dòng)，預(yù)熱后的原料油與部分甲烷混合，混合物流與霧化蒸汽 一起注入提升管反應(yīng)器下部，與再生催化劑接觸進(jìn)行催化裂解反應(yīng)同時(shí)向上流動(dòng)；反應(yīng)后 物流經(jīng)提升管反應(yīng)器出口進(jìn)入旋風(fēng)分離器中，分離出的反應(yīng)油氣引出裝置，進(jìn)一步分離得 到甲烷、丙烯、丙烷、混合C4組分、裂解柴油、裂解汽油等餾分；其中，部分甲烷返回提升管 反應(yīng)器，分離出的待生催化劑經(jīng)汽提后進(jìn)入換熱器與來(lái)自再生器的高溫?zé)煔鈸Q熱，加熱后 的待生催化劑進(jìn)入再生器中燒焦再生，恢復(fù)活性的再生催化劑返回提升管反應(yīng)器中循環(huán)使 用；裂解柴油進(jìn)入芳烴抽提裝置，分離得到抽余油和抽出油，其中，抽余油返回提升管反應(yīng) 器底部；抽出油進(jìn)入加氫處理裝置進(jìn)行加氫處理，然后經(jīng)分離得到加氫抽出油；所述加氫 抽出油循環(huán)返回至提升管反應(yīng)器底部進(jìn)一步反應(yīng)得到目的產(chǎn)物丙烯和輕質(zhì)燃料油。
[0086] 以下結(jié)合附圖對(duì)本發(fā)明的【具體實(shí)施方式】進(jìn)行詳細(xì)說(shuō)明。應(yīng)當(dāng)理解的是，此處所描 述的【具體實(shí)施方式】?jī)H用于說(shuō)明和解釋本發(fā)明，并不用于限制本發(fā)明。
[0087] 圖2為本發(fā)明提供的生產(chǎn)丙烯和燃料油的催化轉(zhuǎn)化方法的流程示意圖。
[0088] 下面參照?qǐng)D2具體說(shuō)明本發(fā)明提供的方法的工藝流程，但本發(fā)明并不因此而受到 任何限制；圖2所示，預(yù)提升介質(zhì)經(jīng)管線14由提升管反應(yīng)器1底部進(jìn)入，來(lái)自管線12的再 生催化劑經(jīng)再生滑閥13調(diào)節(jié)后進(jìn)入提升管反應(yīng)器1的底部，在預(yù)提升介質(zhì)的提升作用下沿 提升管向上加速運(yùn)動(dòng)，原料油與部分甲烷在管線15混合后，與來(lái)自管線16的霧化蒸汽一起 注入提升管反應(yīng)器1的底部，與提升管反應(yīng)器已有的物流混合，原料油在熱的催化劑上發(fā) 生裂解反應(yīng)，并向上加速運(yùn)動(dòng)。生成的反應(yīng)產(chǎn)物油氣和失活的待生催化劑進(jìn)入沉降器3中 的旋風(fēng)分離器6,實(shí)現(xiàn)待生催化劑與反應(yīng)產(chǎn)物油氣的分離，反應(yīng)產(chǎn)物油氣進(jìn)入集氣室7,催 化劑細(xì)粉由料腿返回沉降器。沉降器中待生催化劑流向汽提段4,與來(lái)自管線19的蒸汽接 觸。從待生催化劑中汽提出的反應(yīng)產(chǎn)物油氣經(jīng)旋風(fēng)分離器6后進(jìn)入集氣室7。汽提后的待 生催化劑經(jīng)待生催化劑斜管管線8進(jìn)入換熱器70,與來(lái)自換熱器底部的管線71的高溫?zé)煔?換熱后，加熱后的待生催化劑經(jīng)待生滑閥9調(diào)節(jié)后進(jìn)入再生器2,來(lái)自管線21的空氣經(jīng)空 氣分配器22分配后進(jìn)入再生器2,燒去位于再生器2底部的密相床層中待生催化劑上的焦 炭，使失活的待生催化劑再生，煙氣經(jīng)旋風(fēng)分離器24的上部煙氣管道25進(jìn)入換熱器70,經(jīng) 與待生催化劑換熱后經(jīng)管線72進(jìn)入后續(xù)能量回收系統(tǒng)。
[0089] 再生后的催化劑經(jīng)與再生器2催化劑出口連通的管線10進(jìn)入脫氣罐5,與來(lái)自脫 氣罐5底部的管線23的汽提介質(zhì)接觸，脫除再生催化劑夾帶的煙氣，脫氣后的再生催化劑 經(jīng)管線12循環(huán)到提升管反應(yīng)器1的底部，可以通過(guò)再生滑閥13控制催化劑循環(huán)量，氣體經(jīng) 管線11返回再生器2內(nèi)，集氣室7中的反應(yīng)產(chǎn)物油氣經(jīng)過(guò)大油氣管線20進(jìn)入后續(xù)分離系 統(tǒng)。其中，所述預(yù)提升介質(zhì)可以為干氣、水蒸氣或它們的混合物。
[0090] 集氣室7中的反應(yīng)產(chǎn)物油氣經(jīng)過(guò)大油氣管線20,進(jìn)入后續(xù)的分離系統(tǒng)30,催化裂 解干氣經(jīng)管線31引出分離得到甲烷，部分甲烷可以與原料油混合后經(jīng)管線15返回提升管 反應(yīng)器，也可以與混合C4組分混合后經(jīng)管線17與來(lái)自管線18的霧化蒸汽一起注入提升管 反應(yīng)器。分離得到的丙烷經(jīng)管線32引出；分離得到的丙烯經(jīng)管線33引出；混合C4組分經(jīng) 管線34引出，部分混合C4組分可以與原料油混合后，經(jīng)管線15返回提升管反應(yīng)器，也可以 經(jīng)管線35、17返回提升管反應(yīng)器1 ;高辛烷值的催化裂解汽油經(jīng)管線36引出。油漿可經(jīng)管 線38引出，裂解柴油可經(jīng)管線37引出，進(jìn)入芳烴抽提單元40,抽余油經(jīng)管線41引出返回提 升管反應(yīng)器1，抽出油經(jīng)管線42進(jìn)入加氫處理單元50，分離出加氫得到的烴組分(加氫處理 單元輕質(zhì)產(chǎn)物）經(jīng)管線51引出，加氫后的抽出油經(jīng)管線52返回提升管反應(yīng)器1 ;其中各餾 分餾程根據(jù)煉廠實(shí)際需要進(jìn)行調(diào)節(jié)。
[0091] 下面的實(shí)施例將對(duì)本發(fā)明的方法予以進(jìn)一步的說(shuō)明，但并不因此限制本方法。
[0092] 實(shí)施例中所用的抽提溶劑為環(huán)丁砜。實(shí)施例中所用的選擇性加氫催化劑牌號(hào)為 RSDS-1，由中國(guó)石化催化劑分公司生產(chǎn)。
[0093] 實(shí)施例中所用的催化裂解催化劑制備方法簡(jiǎn)述如下：
[0094] 1)將20gNH4Cl溶于IOOOg水中，向此溶液中加入IOOg (干基）晶化產(chǎn)品ZRP-I沸 石(齊魯石化公司催化劑廠生產(chǎn)，Si/Al=30 (摩爾比)，稀土含量1?203 = 2.0重％)，在901： 交換0. 5h后，過(guò)濾得濾餅；加入4. OgH3PO4(濃度85重量％)與4. 5gFe (NO3) 3溶于90g水中， 與濾餅混合浸漬烘干；接著在550°C溫度下焙燒處理2小時(shí)得到含磷和鐵的MFI結(jié)構(gòu)中孔 沸石，其元素分析化學(xué)組成為：
[0095] 0· INa2O · 5. IAl2O3 · 2· 4P205 · I. 5Fe203 · 3. 8RE203 · 88. lSi02。
[0096] 2)用250kg脫陽(yáng)離子水將75. 4kg多水高嶺土（蘇州瓷土公司工業(yè)產(chǎn)品，固含量 71. 6重量％)打漿，再加入54. 8kg擬薄水鋁石（山東鋁廠工業(yè)產(chǎn)品，固含量63重量％)，用鹽 酸將其PH調(diào)至2-4,攪拌均勻，在60-70°C下靜置老化1小時(shí)，保持PH為2-4,將溫度降至 60°C以下，加入41. 5kg鋁溶膠(齊魯石化公司催化劑廠產(chǎn)品，Al2O3含量為21. 7重量％)，攪 拌40分鐘，得到混合漿液。
[0097] 3)將步驟1)制備的含磷和鐵的MFI結(jié)構(gòu)中孔沸石(干基為22. 5kg)以及DASY沸 石(齊魯石化公司催化劑廠工業(yè)產(chǎn)品，晶胞常數(shù)為2. 445-2. 448nm，干基為2. Okg)加入到步 驟2)得到的混合漿液中，攪拌均勻，噴霧干燥成型，用磷酸二氫銨溶液(磷含量為1重量％) 洗滌，洗去游離Na+，干燥即得催化裂解催化劑樣品，該催化劑的組成為18重量％含磷和鐵 的MFI結(jié)構(gòu)中孔沸石、2重量％DASY沸石、28重量％擬薄水鋁石、7重量％的鋁溶膠和余量高 嶺土。
[0098] 實(shí)施例中所用的加氫處理催化劑制備方法簡(jiǎn)述如下：稱取偏鎢酸銨（（NH4) 具O13 · 18H20,化學(xué)純）和硝酸鎳（Ni (NO3)2 · 18H20,化學(xué)純)，用水配成200mL溶液。將溶 液加入到氧化鋁載體50克中，在室溫下浸漬3小時(shí)，在浸漬過(guò)程中使用超聲波處理浸漬液 30分鐘，冷卻，過(guò)濾，放到微波爐中干燥約15分鐘。該催化劑的組成為：30. 0重％W03、3. 1 重％附0和余量氧化鋁。
[0099] 對(duì)比例1
[0100] 按照?qǐng)D1的流程(與圖2所示流程一致，不同的是，不包括換熱器的換熱部分，即待 生催化劑不進(jìn)行預(yù)熱而直接進(jìn)行再生）進(jìn)行試驗(yàn)，燕山直餾柴油(其性質(zhì)如表1所示）直接 作為催化裂解原料，在提升管反應(yīng)器中型裝置上進(jìn)行試驗(yàn)，得到的芳烴抽余油、加氫抽出油 與直餾柴油混合后形成混合原料，混合原料進(jìn)入反應(yīng)區(qū)底部。在反應(yīng)溫度為620°c、反應(yīng)時(shí) 間為2. 5秒、催化裂解催化劑與原料油的重量比為30以及水蒸氣與原料油的重量比為0. 25 的條件下進(jìn)行裂解反應(yīng)；反應(yīng)產(chǎn)物油氣和待生催化劑在沉降器中分離，待生催化劑進(jìn)入汽 提段汽提夾帶的反應(yīng)油氣，汽提后的待生催化劑進(jìn)入到再生器，與空氣接觸進(jìn)行再生。再生 后的催化劑進(jìn)入脫氣罐，以除去再生催化劑吸附和攜帶的非烴氣體雜質(zhì)。汽提后的再生催 化劑再返回到提升管反應(yīng)器中循環(huán)使用。反應(yīng)油氣在分離系統(tǒng)按餾程進(jìn)行切割，從而得到 甲烷、丙烯、丙烷、混合C4組分、裂解汽油和裂解柴油等餾分，其中裂解柴油進(jìn)入芳烴抽提 單元經(jīng)環(huán)丁砜抽提，抽提溫度為KKTC，溶劑與裂解柴油的體積比為3. 0,分出抽余油（主要 為飽和烴）和抽出油(雙環(huán)芳烴)，抽余油返回提升管反應(yīng)器。抽出油進(jìn)入加氫單元，在氫分 壓I. 6MPa、反應(yīng)溫度270°C、氫油體積比350、體積空速4. OtT1的反應(yīng)條件下進(jìn)行選擇性加 氫，加氫后抽出油返回提升油反應(yīng)器。操作條件和產(chǎn)品分布列于表2。
[0101] 對(duì)比例2
[0102] 按照?qǐng)D1的流程(與圖2所示流程一致，不同的是，不包括換熱器的換熱部分，即待 生催化劑不進(jìn)行預(yù)熱而直接進(jìn)行再生）進(jìn)行試驗(yàn)，燕山直餾柴油(其性質(zhì)如表1所示）直接 作為催化裂解的原料，在提升管反應(yīng)器中型裝置上進(jìn)行試驗(yàn)，得到的芳烴抽余油、加氫抽出 油與直餾柴油混合后形成混合原料，混合原料進(jìn)入反應(yīng)區(qū)底部。在反應(yīng)溫度為640°c、反應(yīng) 時(shí)間為2秒、催化裂解催化劑與原料油的重量比為25以及水蒸氣與原料油的重量比為0. 25 的條件下進(jìn)行裂解反應(yīng)，反應(yīng)產(chǎn)物油氣和待生的催化劑在沉降器分離，待生催化劑進(jìn)入汽 提段汽提夾帶的反應(yīng)油氣，汽提后的待生催化劑進(jìn)入到再生器，與空氣接觸進(jìn)行再生。再生 后的催化劑進(jìn)入脫氣罐，以除去再生催化劑吸附和攜帶的非烴氣體雜質(zhì)。汽提后的再生催 化劑再返回到提升管反應(yīng)中循環(huán)使用。反應(yīng)油氣在分離系統(tǒng)按餾程進(jìn)行切割，從而得到甲 烷、丙烯、丙烷、混合C4組分、裂解汽油和裂解柴油等餾分，其中混合C4組分返回提升管反 應(yīng)器進(jìn)一步反應(yīng)生成丙烯和優(yōu)質(zhì)汽油，裂解柴油進(jìn)入芳烴抽提單元經(jīng)環(huán)丁砜抽提，抽提溫 度為100°C，溶劑與裂解柴油的體積比為3.0,分出抽余油（主要為飽和烴）和抽出油(雙環(huán) 芳烴)，抽余油返回提升管反應(yīng)器。抽出油進(jìn)入加氫單元，在氫分壓為1.6MPa、反應(yīng)溫度為 270°C、氫油體積比為350、體積空速為4. OtT1的反應(yīng)條件下進(jìn)行選擇性加氫，加氫后抽出油 返回提升管反應(yīng)器。操作條件和產(chǎn)品分布列于表2。
[0103] 實(shí)施例1
[0104] 按照?qǐng)D2的流程進(jìn)行試驗(yàn)，直餾柴油直接作為催化裂解的原料，在提升管反應(yīng)器 中型裝置上進(jìn)行試驗(yàn)，燕山直餾柴油與部分甲烷混合（甲烷與原料油直餾柴油的質(zhì)量比為 5:100)后，進(jìn)入提升管反應(yīng)器底部。在反應(yīng)溫度為620°C、反應(yīng)時(shí)間為2. 5秒，催化裂解催 化劑與原料油的重量比為30,水蒸氣與原料油的重量比為0. 25的條件下進(jìn)行裂解反應(yīng)；反 應(yīng)產(chǎn)物油氣和待生的催化劑在沉降器分離，待生催化劑在重力作用下進(jìn)入汽提段，由水蒸 氣汽提出待生催化劑上吸附的烴類產(chǎn)物，汽提后的待生催化劑與來(lái)自再生器的高溫?zé)煔鈸Q 熱后（換熱后待生催化劑的溫度為600°C )再進(jìn)入到再生器，與空氣接觸進(jìn)行再生。再生后 的催化劑進(jìn)入脫氣罐，以除去再生催化劑吸附和攜帶的非烴氣體雜質(zhì)。汽提后的再生催化 劑再返回到提升管反應(yīng)中循環(huán)使用。反應(yīng)油氣在分離系統(tǒng)按餾程進(jìn)行切割，從而得到甲烷、 丙烯、丙烷、混合C4組分、裂解汽油和裂解柴油等餾分，其中部分甲烷返回提升管底部，裂 解柴油進(jìn)入芳烴抽提單元經(jīng)環(huán)丁砜抽提，抽提溫度為l〇〇°C，溶劑與柴油的體積比為3.0， 分出抽余油（主要為飽和烴）和抽出油(雙環(huán)芳烴)，抽余油返回提升管反應(yīng)器。抽出油進(jìn)入 加氫單元，在氫分壓為I. 6MPa、反應(yīng)溫度為270°C、氫油體積比為350、體積空速為4. OtT1的 反應(yīng)條件下進(jìn)行選擇性加氫，加氫后抽出油返回提升管反應(yīng)器。操作條件和產(chǎn)品分布列于 表2。
[0105] 實(shí)施例2
[0106] 該實(shí)施例按照?qǐng)D2的流程進(jìn)行試驗(yàn)，燕山直餾柴油直接作為催化裂解的原料，在 由提升管反應(yīng)器的中型裝置上進(jìn)行試驗(yàn)，直餾柴油與部分甲烷（甲烷與原料油直餾柴油的 質(zhì)量比為7. 5:100)混合后，在反應(yīng)溫度為640°C、反應(yīng)時(shí)間為2. 0秒，催化裂解催化劑與原 料油的重量比為25,水蒸氣與原料油的重量比為0. 25條件下進(jìn)行裂化反應(yīng)，反應(yīng)產(chǎn)物油氣 和待生的催化劑在沉降器分離，待生催化劑在重力作用下進(jìn)入汽提段，由水蒸氣汽提出待 生催化劑上吸附的烴類產(chǎn)物，汽提后的待生催化劑與來(lái)自再生器的高溫?zé)煔鈸Q熱后(換熱 后待生催化劑的溫度為600°C)再進(jìn)入到再生器，與空氣接觸進(jìn)行再生。再生后的催化劑進(jìn) 入脫氣罐，以除去再生催化劑吸附和攜帶的非烴氣體雜質(zhì)。汽提后的再生催化劑再返回到 提升管反應(yīng)器中循環(huán)使用。反應(yīng)油氣在分離系統(tǒng)按餾程進(jìn)行切割，從而得到甲烷、丙烯、混 合C4組分、裂解汽油和裂解柴油等餾分，其中甲烷和混合C4組分返回反應(yīng)器進(jìn)一步反應(yīng)； 其中，裂解柴油進(jìn)入芳烴抽提單元經(jīng)環(huán)丁砜抽提，抽提溫度為l〇〇°C，溶劑與裂解柴油的體 積比為3. 0,分出抽余油（主要為飽和烴）和抽出油(雙環(huán)芳烴)，抽余油返回提升管反應(yīng)器。 抽出油進(jìn)入加氫單元，在氫分壓I. 6MPa、反應(yīng)溫度270°C、氫油體積比350、體積空速4. OtT1 的反應(yīng)條件下進(jìn)行選擇性加氫，加氫后抽出油返回提升管反應(yīng)器。操作條件和產(chǎn)品分布列 于表2。
[0107] 實(shí)施例3
[0108] 該實(shí)施例按照?qǐng)D2的流程進(jìn)行試驗(yàn)，燕山直餾柴油直接作為催化裂解的原料，在 由提升管反應(yīng)器的中型裝置上進(jìn)行試驗(yàn)，甲烷與原料油（甲烷與原料油直餾柴油的質(zhì)量比 為10:100)混合后進(jìn)入反應(yīng)區(qū)底部。在反應(yīng)溫度為640°C、反應(yīng)時(shí)間為2. 5秒，催化裂解催 化劑與原料油的重量比為25,水蒸氣與原料油的重量比為0. 25的條件下進(jìn)行裂解反應(yīng)，反 應(yīng)產(chǎn)物油氣和待生的催化劑在沉降器分離，待生催化劑在重力作用下進(jìn)入汽提段，由水蒸 氣汽提出待生催化劑上吸附的烴類產(chǎn)物，汽提后的待生催化劑與來(lái)自再生器的高溫?zé)煔鈸Q 熱后(換熱后待生催化劑的溫度為600°C )再進(jìn)入到再生器，與空氣接觸進(jìn)行再生。再生后的 催化劑進(jìn)入脫氣罐，以除去再生催化劑吸附和攜帶的非烴氣體雜質(zhì)。汽提后的再生催化劑 再返回到提升管反應(yīng)器中循環(huán)使用。反應(yīng)油氣在分離系統(tǒng)按餾程進(jìn)行切割，從而得到甲烷、 丙烯、混合C4組分、裂解汽油和裂解柴油等餾分，其中甲烷和混合C4組分混合后返回提升 管反應(yīng)器進(jìn)一步參與反應(yīng)，裂解柴油進(jìn)入芳烴抽提單元經(jīng)環(huán)丁砜抽提，抽提溫度為KKTC， 溶劑與裂解柴油的體積比為3. 0,分出抽余油(主要為飽和烴)和抽出油(雙環(huán)芳烴)，抽余油 返回提升管反應(yīng)器。抽出油進(jìn)入加氫單元，在氫分壓1.6MPa、反應(yīng)溫度270°C、氫油體積比 350、體積空速4. OtT1的反應(yīng)條件下進(jìn)行選擇性加氫，加氫后抽出油返回提升管反應(yīng)器。操 作條件和產(chǎn)品分布列于表2。
[0109] 實(shí)施例4
[0110] 按照實(shí)施例3的方法生產(chǎn)乙烯和丙烯，不同的是甲烷與原料油的質(zhì)量比為 20:100，其余條件均相同，結(jié)果見表3。
[0111] 實(shí)施例5
[0112] 按照實(shí)施例3的方法生產(chǎn)乙烯和丙烯，不同的是使用的原料油為滄州直餾柴油 (性質(zhì)見表1)，其余條件均相同，結(jié)果見表3。
[0113] 實(shí)施例6
[0114] 按照實(shí)施例3的方法生產(chǎn)乙烯和丙烯，不同的是使用的原料油為石家莊直餾柴油 (性質(zhì)見表I)，其余條件均相同，結(jié)果見表3。
[0115] 實(shí)施例7
[0116] 按照實(shí)施例3的方法生產(chǎn)乙烯和丙烯，不同的是部分甲烷在預(yù)熱的原料之后的進(jìn) 料位置進(jìn)入提升管底部，引入甲烷時(shí)原料油的反應(yīng)時(shí)間為ls，其余條件均相同，結(jié)果見表 3 〇
[0117] 實(shí)施例8
[0118] 按照實(shí)施例3的方法生產(chǎn)乙烯和丙烯，不同的是使用的原料油為柴油餾分的芳烴 抽余油(性質(zhì)見表1 )，其余條件均相同，結(jié)果見表3。
[0119] 表 1
[0120]

【權(quán)利要求】
1. 一種生產(chǎn)丙烯和燃料油的催化轉(zhuǎn)化方法，其特征在于，該方法包括：在催化裂解條 件下，將鏈烷烴含量為30-90質(zhì)量％的原料油、甲烷與催化裂解催化劑接觸，從接觸后的混 合物中分離出裂解柴油；將所述裂解柴油進(jìn)行芳烴抽提得到抽出油和抽余油。
2. 根據(jù)權(quán)利要求1所述的催化轉(zhuǎn)化方法，其中，所述原料油中鏈烷烴含量為35-80質(zhì) 量％。
3. 根據(jù)權(quán)利要求1所述的催化轉(zhuǎn)化方法，其中，甲烷與所述原料油的質(zhì)量比為 1-20:100。
4. 根據(jù)權(quán)利要求3所述的催化轉(zhuǎn)化方法，其中，甲烷與所述原料油的質(zhì)量比為 5-10:100。
5. 根據(jù)權(quán)利要求1-4中任意一項(xiàng)所述的催化轉(zhuǎn)化方法，其中，所述原料油為餾程為 180-350°C的烴餾分。
6. 根據(jù)權(quán)利要求5所述的催化轉(zhuǎn)化方法，其中，所述原料油為直餾柴油、催化柴油、焦 化柴油、加氫柴油和煤液化柴油中的一種或多種。
7. 根據(jù)權(quán)利要求1-4中任意一項(xiàng)所述的催化轉(zhuǎn)化方法，其中，該方法還包括：將所述抽 出油進(jìn)行加氫，得到加氫抽出油；將所述加氫抽出油與所述抽余油返回與所述原料油一起 與催化裂解催化劑接觸。
8. 根據(jù)權(quán)利要求1或7所述的催化轉(zhuǎn)化方法，其中，該方法還包括：從接觸后的混合物 中分離出待生催化劑、甲烷、丙烯、丙烷、混合C4組分與裂解汽油，且將分離得到的甲烷返 回作為甲烷原料與催化裂解催化劑接觸。
9. 根據(jù)權(quán)利要求8所述的催化轉(zhuǎn)化方法，其中，該方法還包括：將所述待生催化劑再 生；所述催化裂解催化劑的至少一部分為再生后的催化劑。
10. 根據(jù)權(quán)利要求9所述的催化轉(zhuǎn)化方法，其中，該方法還包括：在將所述待生催化劑 再生前，將所述待生催化劑氣提，然后與待生催化劑再生產(chǎn)生的高溫?zé)煔膺M(jìn)行換熱。
11. 根據(jù)權(quán)利要求8所述的催化轉(zhuǎn)化方法，其中，該方法還包括：將所述混合C4組分返 回與所述原料油一起與所述催化裂解催化劑接觸。
12. 根據(jù)權(quán)利要求1-4中任意一項(xiàng)所述的催化轉(zhuǎn)化方法，其中，該方法還包括：在將所 述原料油與催化裂解催化劑接觸之前，將所述原料油預(yù)熱至350-420°C。
13. 根據(jù)權(quán)利要求1-4中任意一項(xiàng)所述的催化轉(zhuǎn)化方法，其中，該方法還包括：在將甲 烷引入與原料油和催化裂解催化劑接觸之前，將所述原料油預(yù)先與催化裂解催化劑接觸， 接觸的時(shí)間為0.8-1. 2s。
14. 根據(jù)權(quán)利要求1-4中任意一項(xiàng)所述的催化轉(zhuǎn)化方法，其中，所述催化裂解條件包 括：溫度為500-750°C，時(shí)間為l-10s，反應(yīng)壓力為0.05-lMPa，劑油比為1-100:1。
【文檔編號(hào)】C10G55/06GK104419459SQ201310388931
【公開日】2015年3月18日 申請(qǐng)日期:2013年8月30日 優(yōu)先權(quán)日:2013年8月30日
【發(fā)明者】魏曉麗, 毛安國(guó), 張久順 申請(qǐng)人:中國(guó)石油化工股份有限公司, 中國(guó)石油化工股份有限公司石油化工科學(xué)研究院