一种生产乙烯、丙烯和轻芳烃的催化转化方法和装置与流程

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1.本技术涉及石油加工领域，具体地，涉及一种生产乙烯、丙烯和轻芳烃的催化转化方法和装置。

背景技术：

2.近年来，随着化工行业的不断发展，乙烯、丙烯等低碳烯烃和轻芳烃(苯、甲苯和二甲苯，简称btx)的需求量呈现快速增长的趋势。目前生产低碳烯烃的方法主要有蒸汽裂解技术、催化裂化技术、丙烷脱氢制丙烯技术和煤制甲醇再制烯烃技术等。btx主要来源于轻烃重整工艺和蒸汽热裂解工艺。随着蒸汽裂解采用新的轻质原料，产品分布将会出现变化，如采用乙烷作为蒸汽裂解原料，与以石脑油为原料相比，产物中乙烯比例明显提高，而低碳烯烃和轻芳烃的产率将会降低。而催化裂化工艺可以处理重质原料油，并且可以产生较多的低碳烯烃和轻芳烃，是蒸汽裂解技术的一条有效补充措施。然而，常规的催化裂化工艺低碳烯烃和轻芳烃的产率不高，其中低碳烯烃产率不超过原料油的15％，很难满足市场的需求，因此开发能够处理重质原料油且多产低碳烯烃和轻芳烃的催化裂化技术是非常有必要的。
3.中国专利文献cn1031834a公开了一种生产低碳烯烃的催化转化方法。该方法以不同沸程的石油馏分、渣油或原油为原料，以含有y沸石和五元环高硅沸石的混合物为催化剂，采用流化床或移动床为反应器，反应条件为：温度500-650℃，压力0.15-0.30mpa，重时空速0.2-20小时-1
，剂油比2-12，反应后的催化剂经烧焦再生后返回反应器内循环使用。与常规的催化裂化和蒸气裂解相比，本方法能够得到更多的丙烯和丁烯。
4.中国专利文献cn1566267a公开了一种制取乙烯和丙烯的石油烃催化热裂解方法。该方法将经过预热的石油烃原料送入提升管反应器内，与热的含五元环高硅沸石的催化剂接触，并在催化热裂解条件下进行反应。其中，所述五元环高硅沸石含有磷和过渡金属。该方法能够提高轻烯烃，特别是乙烯和丙烯的产率。
5.中国专利文献cn104560149a公开了一种生产丁烯的催化转化方法。该方法共设置了4个反应器，除了采用双提升管加流化床的反应器构型之外，还在沉降器的外部设置了一个流化床反应器，用于裂化中汽油馏分，而反应产物进入提升管反应器继续发生裂化反应，反应后的催化剂经烧焦再生后返回反应器内循环使用。该方法以含有y沸石和β沸石的混合物为催化剂，可以获得较高的丙烯和丁烯产率。
6.中国专利文献cn102206509a公开了一种生产丙烯和轻芳烃的烃类催化转化方法。该方法采用双提升管和流化床反应器的组合反应器形式，其中重质烃类与含有改性β沸石的裂化催化剂在第一反应器接触反应，c4烃和/或轻汽油馏分与含有改性β沸石的裂化催化剂在第二反应器接触反应后引入第三反应器继续反应，第三反应器为流化床反应器，为汽油馏分的二次裂化反应创造了条件，从而提高丙烯和轻芳烃的产率。
7.中国专利文献cn102690680a公开了一种生产丙烯催化转化方法及装置。该方法使重质原料与以y型沸石为主要活性组元的催化剂在第一提升管反应器中接触反应，使轻质
烃与以孔径小于0.7nm择型沸石为主要活性组元的催化剂在第二提升管反应器中接触反应。该装置采用双提升管反应器与流化床形成的组合反应器构型，汽提器中用隔板隔为两个独立的汽提区。该方法可以在一个反应装置中实现两种不同催化剂进行反应再生，结构简单。
8.以上技术通过调整催化剂配方、采用提升管与流化床相结合的组合反应器形式、针对不同的烃类原料采用不同的催化剂来提高低碳烯烃和轻芳烃的产率，但难以实现不同反应再生系统的单独分区控制，乙烯、丙烯和轻芳烃产率有待进一步提高，且没有装置热量的耦合利用以降低能耗。

技术实现要素：

9.本公开的目的在于提供一种可有效调节重质原料和轻质原料反应环境，不同反应再生系统的单独分区控制，以实现热量的耦合利用，并提高乙烯、丙烯和轻芳烃产率。
10.为了实现上述目的，本公开的第一方面提供了一种生产乙烯、丙烯和轻芳烃的催化转化方法，该方法包括：
11.s1、将预热后的重质原料送入第一反应器中，与含有y型分子筛和β型分子筛的重油催化剂接触，进行第一催化裂化反应，得到第一反应油气和第一待生催化剂；
12.s2、将轻质原料送入第二反应器中，与含有mfi结构分子筛的轻油催化剂接触，进行第二催化裂化反应，得到第二反应油气和第二待生催化剂；将所述第二反应油气引入原料预热器，与所述重质原料进行换热得到所述预热后的重质原料；
13.s3、将所述第一待生催化剂经汽提后引入第一再生器进行第一再生反应，得到第一再生催化剂和第一再生烟气；将部分或全部所述第一再生烟气引入第二再生器，将第一再生催化剂返回至所述第一反应器；将所述第二待生催化剂经汽提后引入所述第二再生器进行第二再生反应，得到第二再生催化剂和第二再生烟气，将所述第二再生催化剂返回至所述第二反应器。
14.可选地，所述重质原料选自减压蜡油、常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、脱沥青油、糠醛精制抽余油、煤液化油、油砂油、页岩油、经过f-t合成得到的馏分油和动植物油中的一种或者一种以上的混合物；所述轻质原料包括c4烃和轻汽油馏分中的至少一种；所述c4烃为c4烷烃和c4烯烃的混合物；所述c4烃中c4烯烃的含量大于50重量％，优选大于60重量％；所述轻汽油馏分为富含烯烃的轻汽油馏分，所述轻汽油馏分中烯烃含量为20-95重量％，优选为50-95重量％；所述轻质原料与所述重质原料的重量比为0.02-0.6:1，优选0.04-0.3:1；所述c4烃与所述重质原料的重量比为0-0.30:1，优选0.02-0.15:1；所述轻汽油馏分与所述重质原料的重量比为0-0.30:1，优选0.02-0.15:1。
15.可选地，所述第一反应器包括第一提升管反应器和/或第一流化床反应器，优选为第一提升管反应器与第一流化床反应的组合反应器；所述组合反应器中，所述第一流化床反应器位于所述第一提升管反应器的上方，并与所述第一提升管反应器连通。
16.可选地，所述第一提升管反应器的反应温度为500-580℃，优选为520-560℃；剂油比为2-25，优选为5-20；反应时间为0.5-10秒，优选为1-5秒；所述第一流化床反应器反应温度为480-560℃，优选为500-540℃；重时空速为1-20小时-1
，优选为2-8小时-1
；催化剂密度为50-350kg/m3，优选为100-250kg/m3；所述第一流化床反应器的床层高度为所述第一流化
床反应器高度的1/2-4/5，优选为所述第一流化床反应器高度的1/2-3/4；所述第一流化床反应器内压力为0.1-0.4mpa，优选0.15-0.3mpa。
17.可选地，所述第二反应器为第二提升管反应器和第二流化床反应器的组合反应器，所述第二流化床反应器位于第二提升管反应器的上方，并与所述第二提升管反应器连通。
18.可选地，所述第二提升管反应器的反应温度为630-690℃，优选为650-670℃；剂油比为20-80，优选为40-60；反应时间为0.5-15秒，优选为1-10秒；所述第二流化床反应器的反应温度为590-650℃，优选为610-630℃；重时空速为1-20小时-1
，优选为2-8小时-1
；所述第二流化床反应器内催化剂密度为50-350kg/m3，优选为100-250kg/m3；所述第二流化床反应器的床层高度为所述第二流化床反应器高度的1/2-4/5，优选为所述第二流化床反应器高度的1/2-3/4；所述第二流化床反应器内压力为0.1-0.4mpa，优选为0.15-0.3mpa。
19.可选地，所述预热后的重质原料的温度为100-350℃，优选为150-300℃。
20.可选地，所述第一再生反应包括完全再生或不完全再生，优选为不完全再生；所述第一再生器中再生温度为620-720℃，优选为650-680℃；所述第二再生反应包括完全再生或不完全再生，优选为完全再生；所述第二再生器中再生温度为650-750℃，优选为680-730℃。
21.可选地，所述重油催化剂包括所述y型分子筛、所述β型分子筛、第一粘土和第一粘结剂；以所述重油催化剂的总重量计，所述y型分子筛的含量为20-60重量％，优选为30-50重量％；所述β型分子筛的含量为1-40重量％，优选为1-20重量％；所述第一粘土的含量为10-70重量％，优选为15-45重量％；所述第一粘结剂的含量为10-40重量％，优选为20-35重量％；所述y型分子筛选自hy型分子筛、usy型分子筛、reusy型分子筛、rey型分子筛、rehy型分子筛、dasy型分子筛和redasy型分子筛中的至少一种；所述β型分子筛是由磷和过渡金属m改性的β型分子筛，其中，m选自fe、co、ni、cu、mn、zn和sn中的至少一种；所述第一粘土选自高岭土、蒙脱土、膨润土中的至少一种；所述第一粘结剂选自硅溶胶、铝溶胶和拟薄水铝石中的至少一种，优选地，所述第一粘结剂为铝溶胶和拟薄水铝石的双铝粘结剂。
22.可选地，所述轻油催化剂包括所述mfi结构分子筛、第二粘土和第二粘结剂；以所述轻油催化剂的总重量计，所述mfi结构分子筛的含量为20-60重量％，优选为30-50重量％；所述第二粘土的含量为10-70重量％，优选为15-45重量％；所述第二粘结剂的含量为10-40重量％，优选为20-35重量％；所述mfi结构分子筛选自zrp分子筛、含磷的zrp分子筛、含稀土的zrp分子筛、含磷和稀土的zrp分子筛、含磷和碱土金属的zrp分子筛以及含磷和过渡金属的zrp分子筛中的至少一种，优选为含磷和稀土的zrp沸石；所述第二粘土选自高岭土、蒙脱土、膨润土中的至少一种；所述第二粘结剂选自硅溶胶、铝溶胶和拟薄水铝石中的至少一种，优选地，所述第二粘结剂为铝溶胶和拟薄水铝石的双铝粘结剂。
23.可选地，所述方法还包括：将换热后的第二反应油气进行分离得到含烯烃的c4烃和轻汽油馏分段，将所述含烯烃的c4烃和所述轻汽油馏分段部分或全部返回第二反应器。
24.本公开的第二方面提供了一种生产乙烯、丙烯和轻芳烃的催化转化方法的装置，该催化转化装置包括第一反应器、第二反应器、第一再生器、第二再生器和原料预热器，所述第一反应器与第一再生器通过第一催化剂输送管线相连；所述第二反应器与第二再生器通过第二催化剂输送管线相连；所述第一反应器包括预热后的重质原料进口，所述第二反
应器包括轻质原料反应油气出口，所述原料预热器包括换热前反应油气进口、换热后反应油气出口、预热前重质原料进口和预热后重质原料出口；所述轻质原料反应油气出口与所述换热前反应油气进口相连接，所述预热后重质原料出口与所述第一反应器的预热后的重质原料进口相连接；所述第一再生器与所述第二再生器采用并列布置或同轴布置，优选为并列布置；所述第一再生器包括第一再生烟气出口，所述第二再生器包括第一再生烟气进口，所述第一再生烟气出口与所述第一再生烟气进口相连接。
25.通过上述技术方案，本公开提供的催化转化方法和装置中，重质原料和轻质原料分别在不同的反应再生系统中进行反应，能够实现不同重质原料和轻质原料反应再生的单独分区控制，采用不同的催化剂和反应条件来强化重质原料一次裂化和轻质原料二次裂化反应，提高乙烯、丙烯和轻芳烃的产率；同时，第一再生器产生的第一再生烟气为轻油催化剂的再生提供热量，以达到轻油催化剂再生所需温度，并为轻质原料的催化转化反应提供热量。轻质原料催化裂化产生的第二反应油气为重质原料的预热提供热量，通过热量的耦合利用能够大幅度降低装置的能耗。
26.本公开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
27.附图是用来提供对本公开的进一步理解，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公开，但并不构成对本公开的限制。在附图中：
28.图1是适用于本公开的催化转化方法的装置的流程示意图；
29.图2是适用于本公开的催化转化方法的装置的一种具体的实施方式；
30.图3是适用于本公开的催化转化方法的装置的另一种具体的实施方式；
31.图4是适用于本公开的催化转化方法的装置的一种优选的实施方式；
32.图5是适用于本公开的催化转化方法的装置的再一种具体的实施方式。
33.附图标记说明
34.1第一反应器
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2第一再生器
35.3第二再生器
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4第二反应器
36.5原料预热器
37.1-1第一提升管反应器
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1-2第一汽提器
38.1-3第一流化床反应器
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1-4第一沉降器
39.101重质原料
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102裂解重油
40.103第一预提升气体
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104第一汽提气体
41.105第一汽提挡板
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106重油待生催化剂输送管线
42.107第一旋风分离器
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108第二旋风分离器
43.109第一集气室
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110第一分离系统管线
44.2-1第一再生器
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201第一再生器主风入口管线
45.202重油再生催化剂输送管线
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203第三旋风分离器
46.204第四旋风分离器
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205第二集气室
47.206第一再生烟气
48.3-1第二再生器
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301第二再生器主风入口管线
49.302轻油再生催化剂输送管线
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303第五旋风分离器
50.304第六旋风分离器
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305第四集气室
51.306第二再生烟气
52.4-1第二提升管反应器
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4-2第二汽提器
53.4-3第二流化床反应器
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4-4第二沉降器
54.401第一部分轻质原料
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402第二部分轻质原料
55.403第二预提升气体
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404第二汽提气体
56.405第二气提挡板
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406轻油待生催化剂输送管线
57.407第七旋风分离器
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408第八旋风分离器
58.409第三集气室
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410第二分离系统管线
59.501换热前反应油气
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502换热后反应油气
60.503预热前重质原料
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504预热后重质原料
具体实施方式
61.以下对本公开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公开，并不用于限制本公开。
62.本公开的第一方面提供了一种生产乙烯、丙烯和轻芳烃的催化转化方法，该方法包括：
63.s1、将预热后的重质原料送入第一反应器中，与含有y型分子筛和β型分子筛的重油催化剂接触，进行第一催化裂化反应，得到第一反应油气和第一待生催化剂；
64.s2、将轻质原料送入第二反应器中，与含有mfi结构分子筛的轻油催化剂接触，进行第二催化裂化反应，得到第二反应油气和第二待生催化剂；将所述第二反应油气引入原料预热器，与所述重质原料进行换热得到所述预热后的重质原料；
65.s3、将所述第一待生催化剂经汽提后引入第一再生器进行第一再生反应，得到第一再生催化剂和第一再生烟气；将部分或全部所述第一再生烟气引入第二再生器，将第一再生催化剂返回至所述第一反应器；将所述第二待生催化剂经汽提后引入所述第二再生器进行第二再生反应，得到第二再生催化剂和第二再生烟气，将所述第二再生催化剂返回至所述第二反应器。
66.本公开的催化转化方法，将重质原料和轻质原料分别在不同的反应再生系统中进行反应，采用不同的催化剂和反应条件来强化重质原料一次裂化和轻质原料二次裂化反应，提高乙烯、丙烯和轻芳烃的产率；同时，第一再生器产生的再生烟气为轻油催化剂的再生提供热量，以达到轻油催化剂再生所需温度，并为轻质原料的催化转化反应提供热量。反应油气为重质原料的预热提供热量，能够大幅度降低装置的能耗。
67.根据本公开，所述重质原料在第一反应器中主要发生裂化反应，从大分子反应物转化成小分子产物。所述重质原料可以选自减压蜡油、常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、脱沥青油、糠醛精制抽余油、煤液化油、油砂油、页岩油、经过f-t合成得到的馏分油或动植物油中的一种或者一种以上的混合物。
68.本公开的轻质原料可以在第二提升管反应器的同一位置引入，也可以在不同位置引入，优选在不同位置引入。本公开中所述轻质原料与所述重质原料的重量比为0.02-0.6:
1，优选0.04-0.3:1。所述轻质原料可以包括c4烃和轻汽油馏分中的至少一种；所述c4烃可以为c4烷烃和c4烯烃的混合物；所述c4烃中c4烯烃的含量可以大于50重量％，优选大于60重量％。本公开中的所述c4烃包括本公开的催化转化装置在反应过程中生产的c4烃或其他装置生产的c4烃，优选为本公开的催化转化装置生产的c4烃。本公开中注入第二反应器的c4烃与注入第一反应器的重质原料的重量比为0-0.30:1，优选0.02-0.15:1。轻汽油馏分为富含烯烃的轻汽油馏分，其烯烃含量为20-95重量％，优选为50-95重量％。轻汽油馏分包括本公开的催化转化装置生产的轻汽油馏分或其他装置生产的轻汽油馏分；其他装置生产的轻汽油馏分可选自轻汽油馏分、焦化轻汽油馏分、减粘裂化轻汽油馏分以及其他炼油或化工过程所生产的轻汽油馏分中的一种或一种以上的混合物，优选为本装置生产的轻汽油馏分。本公开中注入第二提升管反应器的轻汽油馏分与注入第一反应器的重质原料的重量比为0-0.30:1，优选0.02-0.15:1。
69.根据本公开，所述第一反应器可以包括第一提升管反应器和/第一流化床反应器，优选为第一提升管反应器与第一流化床反应器的组合反应器。当第一反应器为第一提升管反应器与第一流化床反应器的组合反应器时，能够为重质原料的一次裂化反应和中间产物的二次裂化反应创造不同的反应环境，更有利于重质原料的转化，并能够多产低碳烯烃和芳烃。其中，所述组合反应器中，所述第一流化床反应器可以位于所述第一提升管反应器的上方，并与所述第一提升管反应器连通。
70.根据本公开，所述第一提升管反应器的反应温度可以为500-580℃，优选为520-560℃；剂油比可以为2-25，优选为5-20；反应时间可以为0.5-10秒，优选为1-5秒；所述第一流化床反应器反应温度可以为480-560℃，优选为500-540℃；重时空速可以为1-20小时-1
，优选为2-8小时-1
；催化剂密度可以为50-350kg/m3，优选为100-250kg/m3；所述第一流化床反应器的床层高度可以为所述第一流化床反应器高度的1/2-4/5，优选为所述第一流化床反应器高度的1/2-3/4；所述第一流化床反应器内压力可以为0.1-0.4mpa，优选为0.15-0.3mpa。
71.根据本公开，所述第二反应器可以为第二提升管反应器和第二流化床反应器的组合反应器，做为本公开的一种优选的实施方式，所述第二流化床反应器位于第二提升管反应器的上方，并与所述第二提升管反应器连通。
72.根据本公开，所述第二提升管反应器的反应温度可以为630-690℃，优选为650-670℃；剂油比可以为20-80，优选为40-60；反应时间可以为0.5-15秒，优选为1-10秒；所述第二流化床反应器的反应温度可以为590-650℃，优选610-630℃；重时空速可以为1-20小时-1
，优选为2-8小时-1
；所述第二流化床反应器内催化剂密度可以为50-350kg/m3，优选为100-250kg/m3；所述第二流化床反应器的床层高度可以为所述第二流化床反应器高度的1/2-4/5，优选为所述第二流化床反应器高度的1/2-3/4；所述第二流化床反应器内压力可以为0.1-0.4mpa，优选为0.15-0.3mpa。
73.根据本公开，所述预热后的重质原料的温度可以为100-350℃，优选为150-300℃。
74.根据本公开，所述第一再生反应可以包括完全再生或不完全再生，优选为不完全再生；所述第一再生器中再生温度可以为620-720℃，优选为650-680℃；所述第二再生反应可以包括完全再生或不完全再生，优选为完全再生；所述第二再生器中再生温度可以为650-750℃，优选为680-730℃。本公开的方法中将所述第一再生器中产生的再生烟气部分
或全部引入第二再生器中，为轻油催化剂的再生提供热量，从而实现热量的耦合利用，优选部分引入第二再生器中。
75.根据本公开，所述重油催化剂可以包括所述y型分子筛、所述β型分子筛、第一粘土和第一粘结剂；以所述重油催化剂的总重量计，所述y型分子筛的含量可以为20-60重量％，优选为30-50重量％；所述β型分子筛的含量可以为1-40重量％，优选为1-20重量％；所述第一粘土的含量可以为10-70重量％，优选为15-45重量％；所述第一粘结剂的含量可以为10-40重量％，优选为20-35重量％；所述y型分子筛选自hy型分子筛、usy型分子筛、reusy型分子筛、rey型分子筛、rehy型分子筛、dasy型分子筛和redasy型分子筛中的至少一种；所述β型分子筛可以是由磷和过渡金属m改性的β型分子筛，其中，m可以选自fe、co、ni、cu、mn、zn和sn中的至少一种；所述由磷和过渡金属m改性的β型分子筛可以采用各种方法进行制备，比如可以在合成β型分子筛的过程中引入磷和所述过渡金属m，或者在合成β型分子筛后采用铵交换、磷改性、所述过渡金属m改性及培烧处理等步骤来引入磷和所述过渡金属m。所述第一粘土可以选自高岭土、蒙脱土、膨润土中的至少一种；所述第一粘结剂可以选自硅溶胶、铝溶胶和拟薄水铝石中的至少一种，优选地，所述第一粘结剂可以为铝溶胶和拟薄水铝石的双铝粘结剂。
76.根据本公开，所述轻油催化剂可以包括所述mfi结构分子筛、第二粘土和第二粘结剂；以所述轻油催化剂的总重量计，所述mfi结构分子筛的含量可以为20-60重量％，优选为30-50重量％；所述第二粘土的含量可以为10-70重量％，优选为15-45重量％；所述第二粘结剂的含量可以为10-40重量％，优选为20-35重量％；所述mfi结构分子筛可以选自zrp分子筛、含磷的zrp分子筛、含稀土的zrp分子筛、含磷和稀土的zrp分子筛、含磷和碱土金属的zrp分子筛以及含磷和过渡金属的zrp分子筛中的一种或多种，优选为含磷和稀土的zrp沸石；所述第二粘土可以选自高岭土、蒙脱土、膨润土中的至少一种；所述第二粘结剂可以选自硅溶胶、铝溶胶和拟薄水铝石中的至少一种，优选地，所述第二粘结剂为铝溶胶和拟薄水铝石的双铝粘结剂。
77.根据本公开，所述方法还可以包括：经过重质原料预热器的第二反应油气在产品分离系统中进一步分离为干气、裂化气、汽油、轻油和油浆等产物，其中裂化气在后续产品分离、精制后可得到聚合级丙烯产品和富含烯烃的c4烃；汽油先切割为轻、中汽油馏分段，富含烯烃的c4烃部分或全部直接返回第二提升管反应器中进行反应；轻汽油部分或全部返回第二提升管反应器中进行反应。
78.本公开的第二方面提供了一种生产乙烯、丙烯和轻芳烃的催化转化方法的装置，该催化转化装置包括第一反应器、第二反应器、第一再生器、第二再生器和原料预热器，所述第一反应器与第一再生器通过第一催化剂输送管线相连；所述第二反应器与第二再生器通过第二催化剂输送管线相连；所述第一反应器包括预热后的重质原料进口，所述第二反应器包括轻质原料反应油气出口，所述原料预热器包括换热前反应油气进口、换热后反应油气出口、预热前重质原料进口和预热后重质原料出口；所述轻质原料反应油气出口与所述换热前反应油气进口相连接，所述预热后重质原料出口与所述第一反应器的预热后的重质原料进口相连接；所述第一再生器与所述第二再生器采用并列布置或同轴布置，优选为并列布置；所述第一再生器包括第一再生烟气出口，所述第二再生器包括第一再生烟气进口，所述第一再生烟气出口与所述第一再生烟气进口相连接。
79.本公开的催化转化装置具体可以包括：第一提升管反应器1-1、第一流化床反应器1-3、第一再生器2-1、第二再生器3-1、第二提升管反应器4-1、第二流化床反应器4-3、原料预热器5-1。第一提升管反应器1-1与第一再生器2-1通过重油再生催化剂输送管线202相连，第一汽提器1-2与第一再生器2-1通过重油待生催化剂输送管线106相连，用于重质原料的催化转化反应与重油催化剂的再生；所述第二提升管反应器4-1与第二再生器3-1通过轻油再生催化剂输送管线302相连，第二汽提器4-2与第二再生器3-1通过轻油待生催化剂输送管线406相连，用于轻质原料的催化转化反应和轻油催化剂的再生。
80.通过第一预提升气体管线103向第一提升管反应器1-1引入提升气体。所用的提升气体为本领域技术人员熟知，可以选自水蒸汽、氮气、干气中的一种或多种，优选水蒸汽。第一汽提器1-2至少包裹第一提升管反应器1-1的一部分，并且通过重油待生催化剂输送管线106与第一再生器2-1连通。第一流化床反应器1-3位于第一提升管反应器1-1的上方，并与第一提升管反应器1-1相连。第一沉降器1-4与第一流化床反应器1-3连通，第一流化床反应器1-3中的反应油气可以直接进入第一沉降器1-4，经第一旋风分离器107、第二旋风分离器108分离后进入第一集气室109，再经由分离系统管线110引出反应器。第一旋风分离器107、第二旋风分离器108的入口位于第一沉降器1-4上部，第一旋风分离器107、第二旋风分离器108的催化剂出口位置使其中的催化剂能够进入第一汽提器1-2，第一旋风分离器107、第二旋风分离器108的油气出口相连后通过第一集气室109以及第一分离系统管线110与油气分离系统连通。来自第一汽提器1-2的待生催化剂通过重油待生催化剂输送管线106进入第一再生器2-1中进行烧焦再生，从而将待生催化剂转化为再生催化剂。第一再生器2-1内的再生催化剂经重油再生催化剂输送管线202返回第一提升管反应器1-1的预提升段循环使用，其中通过重油再生催化剂输送管线202和重油待生催化剂输送管线106上的阀门可以调节催化剂的输送速度。汽提器1-2中设有第一汽提挡板105和汽提气体分布环，用于降低待生催化剂的下落速度和使汽提气体分布更加均匀，从而使待生催化剂上残留的反应油气从待生催化剂上充分脱除。第一再生器2-1的底部设有第一再生器主风入口管线201，可向第一再生器2-1内引入再生气体，再生后产生的烟气经过第三旋风分离器203、第四旋风分离器204进入第二集气室205，然后引入第二再生器3-1，为轻油催化剂再生提供热量。
81.通过第二预提升气体管线403向第二提升管反应器4-1引入提升气体。所用的提升气体为本领域技术人员熟知，可以选自水蒸汽、氮气、干气中的一种或多种，优选水蒸汽。第二汽提器4-2至少包裹第二提升管反应器4-1的一部分，并且通过轻油待生催化剂输送管线406与第二再生器3-1连通。第二流化床反应器4-3位于第二提升管反应器4-1的上方，并与第二提升管反应器4-1相连。第二沉降器4-4与第二流化床反应器4-3连通，第二流化床反应器4-3中的反应油气可以直接进入第二沉降器4-4，经第七旋风分离器407、第八旋风分离器408分离后进入第三集气室409，再经由第二分离系统管线410引出反应器。第七旋风分离器407、第八旋风分离器408的入口位于第二沉降器4-4上部，第七旋风分离器407、第八旋风分离器408的催化剂出口位置使其中的催化剂能够进入第二汽提器4-2，第七旋风分离器407、第八旋风分离器408的油气出口相连后通过第三集气室409以及第二分离系统管线410与油气分离系统连通。来自第二汽提器4-2的待生催化剂通过轻油待生催化剂输送管线406进入第二再生器3-1中进行烧焦再生，从而将待生催化剂转化为再生催化剂。第二再生器3-1内的再生催化剂经轻油再生催化剂管线302返回第二提升管反应器4-1的预提升段循环使用，
其中通过轻油再生催化剂输送管线302和轻油待生催化剂输送管线406上的阀门可以调节催化剂的输送速度。第二汽提器4-2中设有第二气提挡板405和汽提气体分布环，用于降低待生催化剂的下落速度和使汽提气体分布更加均匀，从而使待生催化剂上残留的反应油气从待生催化剂上充分脱除。第二再生器3-1的底部设有第二再生器主风入口管线301，可向第二再生器3-1内引入再生气体，再生后产生的烟气经过第五旋风分离器303、第六旋风分离器304进入第四集气室305，经过处理后引出系统。
82.作为本公开的一种优选的实施方式，本公开的方法还可以包括使用分离装置将油气与反应后的积炭催化剂迅速分离。从而可以降低干气产率，抑制丙烯在生成之后再转化，本公开所用到的产品分离系统可以为现有技术中的各种分离系统。
83.根据本公开，如图1所示，第一反应器1与第一再生器2通过重油待生催化剂输送管线106和重油再生催化剂输送管线202相连，用于重质原料的催化转化反应与重油催化剂的再生；所述第二反应器4与第二再生器3通过轻油再生催化剂输送管线302和轻油待生催化剂输送管线406相连，用于轻质原料的催化转化反应和轻油催化剂的再生。
84.作为本公开的一种具体的实施方式，如图2所示，第一反应器1为第一提升管反应器1-1，第一再生器2-1与第二再生器3-1采用并列布置，第二再生器3-1通过再生烟气输送管线与第一再生器2-1相连，第一再生器2-1中进行的再生反应为不完全再生，产生的部分再生烟气进入第二再生器3-1中。
85.作为本公开的另一种具体的实施方式，如图3所示，第一再生器2-1与第二再生器3-1采用同轴布置，第二再生器3-1位于第一再生器2-1的上部，通过再生烟气输送管线与第一再生器2-1相连，第一再生器2-1中进行的再生反应为不完全再生，产生的部分再生烟气进入第二再生器3-1中。
86.作为本公开的一种优选的实施方式，如图4所示，第一反应器1为第一提升管反应器1-1和第一流化床反应器1-3的组合反应器，第一再生器2-1与第二再生器3-1采用并列布置，第二再生器3-1通过再生烟气输送管线与第一再生器2-1相连，第一再生器2-1中进行的再生反应为不完全再生，产生的部分再生烟气进入第二再生器3-1中。该实施方式通过将第一反应器1设置为第一提升管反应器1-1和第一流化床反应器1-3的组合反应器，可以有效提升重质原料的催化裂化效率，通过将第一再生器2-1与第二再生器3-1采用并列布置可以有效实现热量的耦合利用。
87.作为本公开的再一种具体的实施方式，如图5所示，第一反应器1为第一提升管反应器1-1和第一流化床反应器1-3的组合反应器，第一再生器2-1与第二再生器3-1采用同轴布置，第二再生器3-1位于第一再生器2-1的上部，通过再生烟气输送管线与第一再生器2-1相连，第一再生器2-1中进行的再生反应为不完全再生，产生的部分再生烟气进入第二再生器3-1中。
88.以下通过实施例进一步详细说明本公开。实施例中所用到的原材料均可通过商购途径获得。其中，本公开的实施例和对比例中，气体产物采用石油化工分析方法ripp 77-90方法进行测试，采用石油化工分析方法ripp 107-90方法测定焦炭含量，有机液体产物组成采用sh/t 0558-1993方法测定，汽油和柴油的馏分切割点分别为221℃和331℃，汽油中轻芳烃采用石油化工分析方法ripp 82-90测定。
89.在以下的实施例中，原料油的转化率和裂化产品的产率根据以下公式计算得到：
[0090][0091][0092]
本发明所用的ripp石油化工分析方法选自《石油化工分析方法(ripp试验方法)》，杨翠定等编，科学出版社，1990。
[0093]
以下所用试剂，除特别说明的以外，均为化学纯试剂。
[0094]
所用y型分子筛均由齐鲁催化剂厂生产，其工业牌号为：
[0095]
dasy，物性参数为：晶胞常数为2.443nm，na2o含量为0.85重量％；
[0096]
所用的β分子筛由齐鲁催化剂厂生产，sio2/al2o3＝25；
[0097]
所用的mfi结构分子筛均由齐鲁催化剂厂生产，其工业牌号为：
[0098]
zrp-1：其中sio2/al2o3＝30，na2o的含量为0.17重量％，稀土氧化物re2o3的含量为1.4重量％，其中氧化镧的含量为0.84重量％，氧化铈的含量为0.18重量％，其他稀土氧化物的含量为0.38重量％。
[0099]
实施例和对比例中使用的原料油的具体性质见表1。
[0100]
实施例和对比例中使用的催化剂为自制催化剂，其组成与性质见表2。
[0101]
表1
[0102]
[0103][0104]
表2
[0105]
项目cat-1cat-2cat-3分子筛类型usy+βzrp-1usy+β+zrp-1元素组成，％(w)
ꢀꢀꢀ
al2o354.650.952.8sio240.943.742.6微反活性，％(w)696367比表面积，m2/g151169158孔体积，ml/g0.4590.5240.496堆比，g/ml0.890.910.9粒径分布
ꢀꢀꢀ
0-20μm0.40.30.40-40μm15.816.215.90-80μm65.268.468.70-105μm88.786.389.2＞105μm11.313.710.8
[0106]
实施例1
[0107]
试验在图2所示的中型试验装置上进行。该装置包括两个提升管反应器、一个流化床反应器和两个再生器。第一提升管反应器1-1内径为20mm，高度为4000mm，第二提升管反应器4-1的内径为16mm，高度为3000mm，第二流化床反应器4-3的内径为80mm，高度为500mm。第一再生器2-1的内径为150mm，高度为800mm，第二再生器3-1的内径为100mm，高度为600mm。第一再生器2-1与第二再生器3-1并列布置。
[0108]
将预热后的原料油引入第一提升管反应器1-1的底部，与催化剂cat-1接触并发生第一催化裂化反应，得到油剂混合物通过旋风分离器分离，得到第一反应油气和第一待生
催化剂。第一待生催化剂进入第一汽提器1-2后进入第一再生器2-1再生，得到第一再生催化剂和第一再生烟气，第一再生催化剂返回第一提升管反应器1-1循环使用，第一再生烟气引入第二再生器。第一反应油气引入分馏系统进行分离。
[0109]
将c4烃引入第二提升管反应器4-1的底部，与催化剂cat-2接触并发生第二催化裂化反应，产生的油剂混合物引入流化床反应器4-3，反应后的油剂混合物通过旋风分离器分离，得到第二反应油气和第二待生催化剂。第二待生催化剂进入第二汽提器4-2后进入第二再生器3-1再生，再生后的第二再生催化剂返回第二提升管反应器4-1循环使用，第二反应油气引入分馏系统进行分离。本实施例中的c4烃与原料油的质量比为0.4:1。反应条件及结果见表3。
[0110]
实施例2
[0111]
试验在图3所示的中型试验装置上进行。该装置包括两个提升管反应器、一个流化床反应器和两个再生器。第一提升管反应器1-1内径为20mm，高度为4000mm，第二提升管反应器4-1的内径为16mm，高度为3000mm，流化床反应器4-3的内径为80mm，高度为500mm。第一再生器2-1的内径为150mm，高度为800mm，第二再生器3-1的内径为100mm，高度为600mm。第一再生器2-1与第二再生器3-1同轴布置，第二再生器3-1位于第一再生器2-1的上部。
[0112]
将预热后的原料油引入第一提升管反应器1-1的底部，与催化剂cat-1接触并发生第一催化裂化反应，得到油剂混合物通过旋风分离器分离，得到第一反应油气和第一待生催化剂。第一待生催化剂进入第一汽提器1-2后进入第一再生器2-1再生，得到第一再生催化剂和第一再生烟气，第一再生催化剂返回第一提升管反应器1-1循环使用，第一再生烟气引入第二再生器。第一反应油气引入分馏系统进行分离。
[0113]
将c4烃引入第二提升管反应器4-1的底部，与催化剂cat-2接触并发生反应，产生的油剂混合物引入流化床反应器4-3，反应后的油剂混合物通过旋风分离器分离，得到第二反应油气和第二待生催化剂，第二待生催化剂进入第二汽提器4-2后进入第二再生器3-1再生，再生后的第二再生催化剂返回第二提升管反应器4-1循环使用，第二反应油气引入分馏系统进行分离。其中c4烃与原料油的质量比为0.4:1。反应条件及结果见表3。
[0114]
实施例3
[0115]
试验在图4所示的中型试验装置上进行。该装置包括两个提升管反应器、两个流化床反应器和两个再生器。第一提升管反应器1-1内径为20mm，高度为4000mm，第二提升管反应器4-1的内径为16mm，高度为3000mm。第一流化床反应器1-3的内径为90mm，高度为600mm，第二流化床反应器4-3的内径为80mm，高度为500mm。第一再生器2-1的内径为150mm，高度为800mm，第二再生器3-1的内径为100mm，高度为600mm。第一再生器2-1与第二再生器3-1并列布置。
[0116]
将预热后的原料油引入第一提升管反应器1-1的底部，与催化剂cat-1接触并发生第一催化裂化反应，得到油剂混合物通过旋风分离器分离，得到第一反应油气和第一待生催化剂。第一待生催化剂进入第一汽提器1-2后进入第一再生器2-1再生，得到第一再生催化剂和第一再生烟气，第一再生催化剂返回第一提升管反应器1-1循环使用，第一再生烟气引入第二再生器。第一反应油气引入分馏系统进行分离。
[0117]
将c4烃引入第二提升管反应器4-1的底部，轻汽油馏分(馏程40-80℃，烯烃含量为65重量％)引入第二提升管反应器4-1的中部，与催化剂cat-2接触并发生反应，产生的油剂
混合物引入流化床反应器4-3，反应后的油剂混合物通过旋风分离器分离，得到第二反应油气和第二待生催化剂；第二待生催化剂进入第二汽提器4-2后进入第二再生器3-1再生，再生后的第二再生催化剂返回第二提升管反应器4-1循环使用，第二反应油气引入分馏系统进行分离。其中c4烃、轻汽油馏分与原料油的质量比为0.2:0.2:1。反应条件及结果见表3。
[0118]
实施例4
[0119]
试验在图5所示的中型试验装置上进行。该装置包括两个提升管反应器、两个流化床反应器和两个再生器。第一提升管反应器1-1内径为20mm，高度为4000mm，第二提升管反应器4-1的内径为16mm，高度为3000mm。第一流化床反应器1-3的内径为90mm，高度为600mm，第二流化床反应器4-3的内径为80mm，高度为500mm。第一再生器2-1的内径为150mm，高度为800mm，第二再生器3-1的内径为100mm，高度为600mm。第一再生器2-1与第二再生器3-1同轴布置，第二再生器3-1位于第一再生器2-1的上部。
[0120]
将预热后的原料油引入第一提升管反应器1-1的底部，与催化剂cat-1接触并发生第一催化裂化反应，得到油剂混合物通过旋风分离器分离，得到第一反应油气和第一待生催化剂。第一待生催化剂进入第一汽提器1-2后进入第一再生器2-1再生，得到第一再生催化剂和第一再生烟气，第一再生催化剂返回第一提升管反应器1-1循环使用，第一再生烟气引入第二再生器。第一反应油气引入分馏系统进行分离。
[0121]
将c4烃引入第二提升管反应器4-1的底部，轻汽油馏分(馏程40-80℃，烯烃含量为65重量％)引入第二提升管反应器4-1的中部，与催化剂cat-2接触并发生反应，产生的油剂混合物引入流化床反应器4-3，反应后的油剂混合物通过旋风分离器分离，得到第二反应油气和第二待生催化剂；第二待生催化剂进入第二汽提器4-2后进入第二再生器3-1再生，再生后的第二再生催化剂返回第二提升管反应器4-1循环使用，第二反应油气引入分馏系统进行分离。其中c4烃、轻汽油馏分与原料油的质量比为0.2:0.2:1。反应条件及结果见表3。
[0122]
表3
[0123][0124][0125]
对比例1
[0126]
试验在中型试验装置上进行。该装置包括一个提升管反应器和一个流化床反应器。提升管反应器内径为16mm，长度为3200mm，流化床反应器的内径为64mm，高度为500mm。
[0127]
将原料油引入提升管反应器底部，与催化剂cat-3接触并发生反应，产生的油剂混合物引入流化床反应器，反应后的油剂混合物通过快分装置分离，得到反应油气和再生催化剂，将反应油气引入旋风分离器，再生催化剂引入汽提器进行汽提。
[0128]
再生催化剂进入汽提器后进入再生器再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用，油气引入分馏系统进行分离。反应条件及结果见表4。
[0129]
对比例2
[0130]
试验在中型试验装置上进行。该装置包括两个提升管反应器和一个流化床反应器。第一提升管反应器内径为16mm，长度为3200mm，第二提升管反应器的内径为16mm，高度为3000mm，流化床反应器的内径为64mm，高度为500mm。
[0131]
将原料油引入第一提升管反应器底部，与催化剂cat-3接触并发生反应，反应后的油剂混合物通过旋风分离器分离；
[0132]
将c4烃引入第二提升管反应器的底部，与催化剂cat-3接触并发生反应，产生的油剂混合物引入流化床反应器，反应后的油剂混合物通过快分装置分离，得到反应油气和再生催化剂，将反应油气引入旋风分离器，再生催化剂引入汽提器进行汽提。
[0133]
催化剂进入汽提器后进入再生器再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用，油气引入分馏系统进行分离。其中c4烃与原料油的质量比为0.1:1。反应条件及结果见表4。
[0134]
对比例3
[0135]
试验在中型试验装置上进行。该装置包括两个提升管反应器和一个流化床反应器。第一提升管反应器内径为16mm，长度为3200mm，第二提升管反应器的内径为16mm，高度为3000mm，流化床反应器的内径为64mm，高度为500mm。
[0136]
将原料油引入第一提升管反应器底部，与催化剂cat-3接触并发生反应，产生的油剂混合物引入流化床反应器，反应后的油剂混合物通过快分装置分离，得到反应油气和再生催化剂，将反应油气引入旋风分离器，再生催化剂引入汽提器进行汽提。
[0137]
将c4烃引入第二提升管反应器的底部，与催化剂cat-3接触并发生反应，产生的油剂混合物引入流化床反应器，反应后的油剂混合物通过快分装置分离，得到反应油气和再生催化剂，将反应油气引入旋风分离器，再生催化剂引入汽提器进行汽提。
[0138]
催化剂进入汽提器后进入再生器再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用，油气引入分馏系统进行分离。其中c4烃与原料油的质量比为0.1:1。反应条件及结果见表4。
[0139]
对比例4
[0140]
按照对比例3的方法，不同之处在于不将分馏得到的c4烃引入第二提升管反应器，将分馏得到的轻汽油馏分(馏程40-80℃，烯烃含量为65重量％)引入流化床反应器4-1，其中轻汽油与原料油的质量比为0.1:1。反应条件及结果见表4。
[0141]
表4
[0142][0143][0144]
由表3和表4可以看出，和对比例相比，采用本公开提供的方法和装置可以提高轻质原料的加工量，实现不同反应再生系统的单独分区控制，装置内部热量的耦合利用，获得更高的乙烯、丙烯和轻芳烃产率。
[0145]
以上详细描述了本公开的优选实施方式，但是，本公开并不限于上述实施方式中的具体细节，在本公开的技术构思范围内，可以对本公开的技术方案进行多种简单变型，这
些简单变型均属于本公开的保护范围。
[0146]
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，本公开对各种可能的组合方式不再另行说明。
[0147]
此外，本公开的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本公开的思想，其同样应当视为本公开所公开的内容。

技术特征：

1.一种生产乙烯、丙烯和轻芳烃的催化转化方法，其特征在于，该方法包括：s1、将预热后的重质原料送入第一反应器中，与含有y型分子筛和β型分子筛的重油催化剂接触，进行第一催化裂化反应，得到第一反应油气和第一待生催化剂；s2、将轻质原料送入第二反应器中，与含有mfi结构分子筛的轻油催化剂接触，进行第二催化裂化反应，得到第二反应油气和第二待生催化剂；将所述第二反应油气引入原料预热器，与所述重质原料进行换热得到所述预热后的重质原料；s3、将所述第一待生催化剂经汽提后引入第一再生器进行第一再生反应，得到第一再生催化剂和第一再生烟气；将部分或全部所述第一再生烟气引入第二再生器，将第一再生催化剂返回至所述第一反应器；将所述第二待生催化剂经汽提后引入所述第二再生器进行第二再生反应，得到第二再生催化剂和第二再生烟气，将所述第二再生催化剂返回至所述第二反应器。2.根据权利要求1所述的催化转化方法，其中，所述重质原料选自减压蜡油、常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、脱沥青油、糠醛精制抽余油、煤液化油、油砂油、页岩油、经过f-t合成得到的馏分油和动植物油中的一种或者一种以上的混合物；所述轻质原料包括c4烃和轻汽油馏分中的至少一种；所述c4烃为c4烷烃和c4烯烃的混合物；所述c4烃中c4烯烃的含量大于50重量％，优选大于60重量％；所述轻汽油馏分为富含烯烃的轻汽油馏分，所述轻汽油馏分中烯烃含量为20-95重量％，优选为50-95重量％；所述轻质原料与所述重质原料的重量比为0.02-0.6:1，优选0.04-0.3:1；所述c4烃与所述重质原料的重量比为0-0.30:1，优选0.02-0.15:1；所述轻汽油馏分与所述重质原料的重量比为0-0.30:1，优选0.02-0.15:1。3.根据权利要求1所述的催化转化方法，其中，所述第一反应器包括第一提升管反应器和/或第一流化床反应器，优选为第一提升管反应器与第一流化床反应器的组合反应器；所述组合反应器中，所述第一流化床反应器位于所述第一提升管反应器的上方，并与所述第一提升管反应器连通。4.根据权利要求3所述的催化转化方法，其中，所述第一提升管反应器的反应温度为500-580℃，优选为520-560℃；剂油比为2-25，优选为5-20；反应时间为0.5-10秒，优选为1-5秒；所述第一流化床反应器反应温度为480-560℃，优选为500-540℃；重时空速为1-20小时-1
，优选为2-8小时-1
；催化剂密度为50-350kg/m3，优选100-250kg/m3；所述第一流化床反应器的床层高度为所述第一流化床反应器高度的1/2-4/5，优选为所述第一流化床反应器高度的1/2-3/4；所述第一流化床反应器内压力为0.1-0.4mpa，优选0.15-0.3mpa。5.根据权利要求1所述的催化转化方法，其中，所述第二反应器为第二提升管反应器和第二流化床反应器的组合反应器，所述第二流化床反应器位于第二提升管反应器的上方，并与所述第二提升管反应器连通。6.根据权利要求5所述的催化转化方法，其中，所述第二提升管反应器的反应温度为630-690℃，优选为650-670℃；剂油比为20-80，
优选为40-60；反应时间为0.5-15秒，优选为1-10秒；所述第二流化床反应器的反应温度为590-650℃，优选为610-630℃；重时空速为1-20小时-1
，优选为2-8小时-1
；所述第二流化床反应器内催化剂密度为50-350kg/m3，优选为100-250kg/m3；所述第二流化床反应器的床层高度为所述第二流化床反应器高度的1/2-4/5，优选为所述第二流化床反应器高度的1/2-3/4；所述第二流化床反应器内压力为0.1-0.4mpa，优选0.15-0.3mpa。7.根据权利要求1所述的催化转化方法，其中，所述预热后的重质原料的温度为100-350℃，优选为150-300℃。8.根据权利要求1所述的催化转化方法，其中，所述第一再生反应包括完全再生或不完全再生，优选为不完全再生；所述第一再生器中再生温度为620-720℃，优选为650-680℃；所述第二再生反应包括完全再生或不完全再生，优选为完全再生；所述第二再生器中再生温度为650-750℃，优选为680-730℃。9.根据权利要求1所述的催化转化方法，其中，所述重油催化剂包括所述y型分子筛、所述β型分子筛、第一粘土和第一粘结剂；以所述重油催化剂的总重量计，所述y型分子筛的含量为20-60重量％，优选为30-50重量％；所述β型分子筛的含量为1-40重量％，优选为1-20重量％；所述第一粘土的含量为10-70重量％，优选为15-45重量％；所述第一粘结剂的含量为10-40重量％，优选为20-35重量％；所述y型分子筛选自hy型分子筛、usy型分子筛、reusy型分子筛、rey型分子筛、rehy型分子筛、dasy型分子筛和redasy型分子筛中的至少一种；所述β型分子筛是由磷和过渡金属m改性的β型分子筛，其中，m选自fe、co、ni、cu、mn、zn和sn中的至少一种；所述第一粘土选自高岭土、蒙脱土、膨润土中的至少一种；所述第一粘结剂选自硅溶胶、铝溶胶和拟薄水铝石中的至少一种，优选地，所述第一粘结剂为铝溶胶和拟薄水铝石的双铝粘结剂。10.根据权利要求1所述的催化转化方法，其中，所述轻油催化剂包括所述mfi结构分子筛、第二粘土和第二粘结剂；以所述轻油催化剂的总重量计，所述mfi结构分子筛的含量为20-60重量％，优选为30-50重量％；所述第二粘土的含量为10-70重量％，优选为15-45重量％；所述第二粘结剂的含量为10-40重量％，优选为20-35重量％；所述mfi结构分子筛选自zrp分子筛、含磷的zrp分子筛、含稀土的zrp分子筛、含磷和稀土的zrp分子筛、含磷和碱土金属的zrp分子筛以及含磷和过渡金属的zrp分子筛中的至少一种，优选为含磷和稀土的zrp沸石；所述第二粘土选自高岭土、蒙脱土、膨润土中的至少一种；所述第二粘结剂选自硅溶胶、铝溶胶和拟薄水铝石中的至少一种，优选地，所述第二粘结剂为铝溶胶和拟薄水铝石的双铝粘结剂。11.根据权利要求1所述的催化转化方法，其中，所述方法还包括：将换热后的第二反应油气进行分离得到含烯烃的c4烃和轻汽油馏分段，将所述含烯烃的c4烃和所述轻汽油馏分段部分或全部返回第二反应器。12.一种适用于权利要求1-11任意一项所述的生产乙烯、丙烯和轻芳烃的催化转化方
法的装置，该催化转化装置包括第一反应器、第二反应器、第一再生器、第二再生器和原料预热器，其特征在于，所述第一反应器与第一再生器通过第一催化剂输送管线相连；所述第二反应器与第二再生器通过第二催化剂输送管线相连；所述第一反应器包括预热后的重质原料进口，所述第二反应器包括轻质原料反应油气出口，所述原料预热器包括换热前反应油气进口、换热后反应油气出口、预热前重质原料进口和预热后重质原料出口；所述轻质原料反应油气出口与所述换热前反应油气进口相连接，所述预热后重质原料出口与所述第一反应器的预热后的重质原料进口相连接；所述第一再生器与所述第二再生器采用并列布置或同轴布置，优选为并列布置；所述第一再生器包括第一再生烟气出口，所述第二再生器包括第一再生烟气进口，所述第一再生烟气出口与所述第一再生烟气进口相连接。

技术总结

本发明公开了一种生产乙烯、丙烯和轻芳烃的催化转化方法，包括：将预热后的重质原料送入第一反应器中与重油催化剂接触并反应，得到第一反应油气和第一待生剂；将轻质原料送入第二反应器中与轻油催化剂接触反应得到第二反应油气和第二待生剂；将第二反应油气与重质原料进行换热得到预热后的重质原料；将第一待生剂引入第一再生器进行再生，得到第一再生剂和第一再生烟气；将部分或全部第一再生烟气引入第二再生器，将第一再生剂返回至第一反应器；将第二待生剂引入第二再生器进行再生，得到第二再生剂和第二再生烟气，将第二再生剂返回至第二反应器。该方法能够实现重质原料和轻质原料反应再生的分区控制，提高乙烯、丙烯和轻芳烃的产率。烃的产率。烃的产率。