一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法

《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》是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於2010年03月31日申請的發明專利，該專利的公布號為：CN102206509A，專利公布日：2011年10月05日，發明人是謝朝鋼，朱根權，魯維民，張執剛，陳昀。

《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》包括將重質烴類和/或油脂與含有改性β沸石的裂化催化劑在第一反應器接觸進行催化裂化反應，將C4烴餾分和/或輕汽油餾分與含有改性β沸石的裂化催化劑在第二反應器接觸進行催化裂化反應後引入第三反應器進行反應的步驟。《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》提供的烴油轉化方法，具有較高的丙烯產率和輕芳烴產率。

2020年7月14日，《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》獲得第二十一屆中國專利優秀獎。

（概述圖為《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》摘要附圖）

基本介紹

• 中文名：一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法
• 公布號：CN102206509A
• 地址：北京市朝陽區朝陽門北大街22號
• 公布日：2011年10月05日
• 發明人：謝朝鋼，朱根權，魯維民，張執剛，陳昀
• 申請號：2010101366854
• Int. Cl.：C10G55/08(2006.01)I;C10G3/00(2006.01)I;C07C11/06(2006.01)I;C07C4/06(2006.01)I
• 申請日：2010年03月31日
• 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
• 專利代理機構：中國專利代理(香港)有限公司
• 代理人：王景朝；龐立志
• 類型：發明專利

專利背景

低碳烯烴和輕芳烴（苯、甲苯和二甲苯，簡稱BTX）是基本的化工原料，2010年前，BTX主要來源於輕烴重整工藝和蒸汽熱裂解工藝，低碳烯烴主要來源於天然氣、輕質石油烴類蒸汽熱裂解和烴油催化裂化。然而由於原油日漸重質化，輕烴原料缺乏日益嚴重，因此以重油為原料生產低碳烯烴和輕芳烴的技術路線逐漸受到重視。

US5670037公開了一種製取低碳烯烴的烴類催化轉化方法，原料為不同沸程的石油餾分、渣油或原油，在流化床或移動床反應器內使用固體酸催化劑進行催化轉化反應，溫度480-680℃，壓力0.12-0.40兆帕，反應時間在0.1-6秒，劑油比4-12，反應後的催化劑經燒焦再生後返回反應器內循環使用。

US6791002公開了一種用於烴類裂化的提升管反應器系統，通過控制不同組分的裂化反應溫度和時間，提高低碳烯烴的產率。

US2002/0003103A1公開了一種增加丙烯產率的催化裂化工藝。該工藝將至少部分汽油產物引入第二個提升管內重新進行裂化反應，並且所採用的催化劑組合物中除含有大孔USY沸石外，還含有ZSM-5等中孔沸石以及具有裂化性能的無機粘結劑組分。其中的無機粘結劑組分中含磷，其P/A1比為0.1～10。

US5009769中公開的烴類裂化方法採用雙提提升管反應器裂化不同性質的烴類原料。蠟油和渣油注入第一根提升管，在劑油比5～10、停留時間1～4秒的條件下裂化；直餾汽油、直餾中間餾分油和催化重汽油注入第二根提升管，在劑油比3～12、停留時間1～5秒的條件下裂化。兩根提升管末端進入同一個沉降器中，且共用後續分餾系統。

CN1299403A公開了一種由重質烴原料選擇性生產C2～C4烯烴的兩段催化裂化方法。該方法包括：在常規大孔沸石催化裂化催化劑存在下，在由催化裂化裝置組成的第一反應段中將重質原料轉化成較低沸點產物。將所生成的較低沸點產物中的石腦油餾分進入由反應區、汽提區、催化劑再生區和分餾區組成的第二反應段中，在500～600℃溫度下與含約10～50重％平均孔徑小於約0.7納米的沸石催化劑接觸形成裂化產物。

US6538169公開了一種通過將部分待生劑返回至反應器底部，提高劑油比，降低油劑接觸溫度，同時通過添加ZSM-5助劑提高低碳烯烴產率的方法。

WO03059502公開了一種在具有兩個不同直徑反應區的提升管反應器中，將重質原料高選擇性轉化為低碳烯烴的方法。

US7323099公開了一種選擇性生產低碳烯烴的兩段催化裂化方法。在第一反應區，重質原料在含大孔和中孔分子篩催化劑的催化轉化下，生產富含烯烴的汽油組分，第一反應區生成的富含烯烴汽油組分再在第二反應區在含中孔分子篩催化劑的催化轉化下，生成低碳烯烴。

以上技術雖然在增加催化裂化丙烯產率方面取得了比較明顯的進步，然而其增加催化裂化丙烯選擇性和產率的局限性依然較大，並且未涉及提高催化裂化輕芳烴產率。

發明內容

專利目的

《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》要解決的技術問題是提供一種生產丙烯和芳烴的催化轉化方法，該方法具有較高的丙烯產率和輕芳烴產率。《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》要解決的另外技術問題是提供一種用於上述方法的催化裂化裝置。

轉化方法

《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》提供一種烴類催化轉化方法，包括以下步驟：

（1）將第一原料與含有改性β沸石的裂化催化劑在第一反應器接觸進行催化裂化反應，然後分離積炭催化劑和油氣產物，油氣產物引入分餾裝置分餾，積炭催化劑引入汽提器；所述第一原料為重質烴類和/或油脂；

（2）將第二原料與含有改性的β沸石的裂化催化劑在第二反應器接觸進行催化裂化反應；所述第二原料為C4烴餾分和/或輕汽油餾分；

（3）將步驟（2）中第二反應器反應後的催化劑和油氣產物引入第三反應器進行反應，反應後的油氣產物經沉降器引入分餾裝置進行分餾。

《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》還提供一種用於上述方法的催化裂化裝置，該催化裂化裝置包括兩個提升管反應器、氣固快分裝置、流化床反應器、沉降器和汽提器，其中所述汽提器位於所述流化床反應器的下方，一個提升管反應器的出口和所述流化床反應器的任意位置連通，並與另外一個提升管反應器並列布置，流化床反應器與沉降器的器壁之間設有擋板（或稱為流化床反應器的器壁），該擋板與沉降器的器壁之間形成空隙，該空隙連通沉降器和汽提器，擋板內為流化床反應器的床層。

改善效果

《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》提供的催化轉化方法，通過對催化流程和催化條件的最佳化並配以相應的催化劑，達到增產丙烯和輕芳烴的目的，原料油適用範圍廣，可以同時使用多種原料油，工藝靈活度高。與現有的烴類催化轉化相比，《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》提供的烴類催化轉化方法，重油轉化率更高，具有更高的低碳烯烴特別是丙烯產率，並且具有較高的輕芳烴產率和較低的乾氣產率，能耗低，所得到的柴油的質量較好，汽油餾分中輕芳烴含量高，催化劑利用效率高。

《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》提供的催化裂化反應裝置，結構簡單，工藝靈活度高，催化劑利用效率高，而且能耗降低，環境負荷也降低。可以避免第一反應器的催化劑進入第三反應器，避免汽提油氣進入第三反應器，有利於提高丙烯產率和BTX產率。並且，通過控制汽提器催化劑出口閥門，可以使流化床反應器壁與沉降器壁之間的空間作為第四反應器，轉化汽提油氣中的烴，有利於提高重油轉化率和輕質產品產率。

《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》上下文中，除非有特殊的說明，術語“低碳烯烴”均指C2～C4烯烴、“輕質烯烴”均指C4～C8烯烴、“輕芳烴”均指苯、甲苯、二甲苯。C4表示烴分子中碳原子數為4，依此類推。

附圖說明

圖1為《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》提供的烴類催化轉化裝置示意圖。

其中：

1-第一原料裂化提升管反應器（第一反應器），

11-向提升管反應器1輸送再生催化劑的輸送管，

12-輸送管11上的再生催化劑流量控制閥，

13-提升管反應器1的原料油進料噴嘴，

14-提升管反應器1出口的氣固快速分離裝置。

2-第二原料裂化提升管反應器（第二反應器），

21-提升管反應器2輸送再生催化劑的輸送管，

22-輸送管21上再生催化劑流量控制閥，

23-提升管反應器2的原料油進料噴嘴，

24-提升管反應器2出口分布器。

3-流化床反應器（第三反應器），

31-流化床反應器3的擋板。

4-沉降器，

41-一級旋風分離器，

42-二級旋風分離器。

5-汽提器，

51-汽提器5內的擋板，

52-汽提器5的待生催化劑輸送管，

53-輸送管52上的待生催化劑流量控制閥。

6-再生器。

7-流化床反應器擋板與汽提器器壁間形成的空隙。

技術領域

《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》涉及一種生產丙烯和輕芳烴的方法。

權利要求

1.一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法，包括：（1）將第一原料與含有改性β沸石的裂化催化劑在第一反應器接觸進行催化裂化反應，然後分離積炭催化劑和油氣產物，油氣產物引入分餾裝置分餾，積炭催化劑引入汽提器；所述第一原料為重質烴類和/或油脂；（2）將第二原料與含有改性β沸石的裂化催化劑在第二反應器接觸進行催化裂化反應；所述第二原料為C4烴餾分和/或輕汽油餾分；（3）將步驟（2）中第二反應器反應後的催化劑和油氣產物引入第三反應器進行反應，反應後的油氣產物經沉降器引入分餾裝置進行分餾。

2.按照權利要求1所述的方法，其特徵在於，第一反應器的反應溫度為450～550℃，劑油比為4～15，反應時間為0.1～5秒；第二反應器的反應溫度為530～650℃，劑油比為15～50，反應時間為0.1～4秒；第三反應器的反應溫度為480-620℃，重時空速為0.2-30h。

3.按照權利要求2所述的方法，其特徵在於，第一反應器的反應溫度為480～530℃，反應時間為1～4秒。

4.按照權利要求2或3所述的方法，其特徵在於，所述第三反應器的反應溫度為500～610℃，重時空速為0.5～20h。

5.按照權利要求1所述的方法，其特徵在於，所述重質烴類選自柴油、加氫尾油、減壓瓦斯油、原油、渣油、煤液化油、油砂油和頁岩油中的一種或幾種。

6.按照權利要求1所述的方法，其特徵在於，所述第二原料包括裂化輕汽油和/或裂化C4烴組分，且裂化輕汽油和裂化C4烴組分經加氫反應脫除其中二烯烴和炔烴後引入第二反應器。

7.按照權利要求6所述的方法，其特徵在於，所述第二原料包括該烴類催化轉化方法中分餾裝置分餾得到的裂化C4烴餾分和/或裂化輕汽油餾分。

8.按照權利要求1、6或7所述的方法，其特徵在於，所述C4烴餾分中烯烴含量不低於35重量％；所述輕汽油餾分中烯烴含量為30～90重量％，輕汽油餾分的餾程處於30℃～85℃之間。

9.按照權利要求1所述的方法，其特徵在於，所述的第一反應器為提升管反應器，所述的第二反應器為提升管反應器，所述的第三反應器為流化床反應器。

10.按照權利要求1或9所述的方法，其特徵在於，還包括第四反應器，離開第三反應器的催化劑引入第四反應器，與引入第四反應器的汽提油氣接觸反應後引入汽提器汽提；反應後的油氣經沉降器引入分餾裝置分餾，第四反應器為床層反應器。

11.按照權利要求10所述的方法，其特徵在於，第四反應器中還引入餾程在140～230℃之間的汽油餾分。

12.按照權利要求1所述的方法，其特徵在於，第一反應器中引入與所述第一原料的重量比為0.05-0.20∶1的稀釋劑；第二反應器中引入與所述第二原料的重量比為0.20-0.8∶1的稀釋劑；所述稀釋劑選自水蒸氣、低碳烷烴和氮氣中的一種或幾種。

13.按照權利要求1所述的方法，其特徵在於，以催化劑的總重量為基準，所述含有改性的β沸石的裂化催化劑中，含有1～60重量％的沸石混合物、5～99重量％的耐熱無機氧化物和0～70重量％的粘土；以所述沸石混合物的總重量為基準，所述沸石混合物中含有1～75重量％的磷和過渡金屬M改性的β沸石、25～99重量％的具有MFI結構的沸石，所述的過渡金屬M選自Fe、Co、Ni和Cu中的一種或幾種。

14.按照權利要求1所述的方法，其特徵在於，還包括將分餾裝置得到的汽油全餾分或餾程在70～150℃之間的汽油餾分加氫精制，得到精製汽油；然後將精製汽油進行溶劑抽提，得到苯、甲苯、二甲苯的步驟。

15.一種用於權利要求1所述生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法的催化裂化裝置，其特徵在於，該催化裂化裝置包括提升管反應器（1）、提升管反應器（1）的氣固快分裝置（14）、提升管反應器（2）、流化床反應器（3）、流化床反應器擋板（31）、沉降器（4）和汽提器（5），其中所述汽提器（5）位於所述流化床反應器（3）的下方，所述提升管反應器（2）的出口和所述流化床反應器（3）的任意位置連通，流化床反應器（3）的反應器擋板（31）與沉降器（4）的器壁之間形成空隙（7）。

16.按照權利要求15所述的催化裂化裝置，其特徵在於，所述沉降器（4）與所述流化床反應器（3）同軸，並位於所述流化床反應器的正上方；所述汽提器（5）與所述流化床反應器（3）同軸，並位於所述流化床反應器的正下方；提升管反應器（1）位於所述汽提器的外部，提升管反應器（2）穿過所述汽提器（5）的內部而伸入所述流化床反應器的底部；所述提升管反應器（1）選自等直徑的圓管、錐台形筒體或1-6段直徑不同的直筒體通過變徑段連線而成的組合體的至少任一種；所述提升管反應器（2）選自等直徑的圓管、錐台形筒體或1-6段直徑不同的與直筒體通過變徑段連線而成的組合體的至少任一種；所述流化床反應器（3）選自等直徑的筒體、錐台形筒體或1-6段直徑不同的直筒體通過變徑段連線而成的組合體的至少任一種。

實施方式

《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》提供的生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法中，將第一原料與含有改性β沸石的裂化催化劑在第一反應器接觸進行催化裂化反應，反應後形成包括積炭催化劑和油氣產物的物流，然後將積炭催化劑和油氣產物分離，油氣產物引入分餾裝置分餾，積炭催化劑引入汽提器進行汽提後引入再生器再生。所述的第一反應器可以是提升管反應器、流化床反應器、下行式輸送線反應器或由多個上述反應器經過串聯和/或並聯組成的複合反應器，所述的反應器可以根據需要分成兩個或兩個以上的反應區。所述的第一反應器優選為提升管反應器，所述提升管反應器為等直徑提升管反應器、等線速提升管反應器和變直徑提升管反應器中的一種或幾種。《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》所述的烴類轉化方法中可以包括一個或多個第一反應器。第一反應器的反應溫度為450～550℃（反應器的出口溫度），優選為480～530℃；劑油比（引入第一反應器的催化劑與第一原料的重量比）為4～15；反應時間為0.1～5秒，優選為1～4秒，反應區的絕壓為0.15～0.30兆帕（出口壓力），優選為0.18～0.28兆帕。步驟（1）中所述的第一反應器中還注入稀釋劑，以降低所述原料的分壓，其中所述稀釋劑選自水蒸氣、C1～C4低碳烷烴和氮氣中的一種或幾種，稀釋劑與第一原料的重量比為0.01-2∶1，優選0.05-0.20∶1。所述稀釋劑優選為水蒸氣。

《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》提供的生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法中，所述的第二反應器可以是提升管反應器、流化床反應器、下行式輸送線反應器或由多個上述反應器經過串聯和/或並聯組成的複合反應器，其中的每個反應器可以根據需要分成兩個或兩個以上的反應區。優選的第二反應器為提升管反應器，可以是一個提升管反應器，也可以是多個提升管反應器並聯或串聯，所述提升管反應器為等直徑提升管反應器、等線速提升管反應器和變直徑提升管反應器中的一種或幾種。《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》所述的烴類轉化方法中可以包括一個或多個第二反應器。第二反應器的反應溫度為530～650℃（出口溫度），優選為550～640℃；劑油比（引入第二反應器的催化劑與第二原料的重量比）為15～50；反應時間為0.1～4秒；第二反應器反應區的絕壓為0.15～0.30兆帕（出口壓力）。

《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》提供的生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法中，所述的第三反應器優選為流化床反應器，可以是一個或者是多個並聯或串聯的流化床反應器；所述流化床反應器選自固定流化床反應器、散式流化床反應器、鼓泡床反應器、湍動床反應器、快速床反應器、輸送床反應器和密相流化床反應器中的一種或幾種。所述第三反應器的反應溫度為480-620℃（油氣出口溫度），優選為500～610℃；重時空速為0.2-30h，優選為0.5～20h；反應區的絕壓為0.15-0.30兆帕。

《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》提供的生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法中，步驟（1）所述的重質烴類選自柴油、加氫尾油、減壓瓦斯油、原油、渣油、煤液化油、油砂油和頁岩油一種或幾種的混合物。所述油脂選自動植物油脂中的一種或幾種。

《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》提供的生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法中，步驟（2）所述的第二原料為C4烴餾分和/或輕汽油餾分，其中輕汽油餾分的終餾點不超過85℃，優選為70～85℃。所述的第二原料優選含有輕質烯烴，所述的輕汽油餾分優選包含30～90重量％烯烴，更優選其烯烴重量含量不低於35重量％，更進一步優選不低於50重量％；所述的C4烴餾分優選含有不低於35重量％的C4烯烴，更優選含有不低於50重量％的C4烯烴。第二原料與第一原料的重量比優選為5～35∶100，更優選為10～30∶100。該輕汽油餾分和C4餾分可以是《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》方法的分餾裝置所得到的輕汽油餾分和C4餾分，也可以來自於其它裂化裝置，例如輕汽油餾分可以是催化裂化輕汽油、蒸汽裂解輕汽油、焦化輕汽油，C4餾分可以來自於催化裂化、蒸汽裂解、焦化、MTO產生的C4餾分。優選所述第二原料包括《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》方法分餾系統分餾得到的輕汽油餾分和C4餾分。

《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》提供的生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法中，步驟（1）得到的油氣產物和步驟（3）得到的油氣產物優選引入同一分餾裝置，分餾得到低碳烯烴、汽油、柴油、重油及其它低分子飽和烴類，其中所得到的C4烴類和/或輕汽油餾分可以部分或全部返回至第二反應器作為第二原料進行催化裂化反應。當所述的第二原料中含二烯烴或炔烴時例如當將裂化輕汽油和裂化C4烴作為第二原料時，所述的第二原料優選經過選擇性加氫除去其中的二烯烴和炔烴後再引入第二反應器進行反應，所述的選擇性加氫為現有技術，例如可採用專利CN1035775C公開的方法，包括將C4烴類和催化裂化的汽油全餾分或切割後的汽油餾分例如餾程處於30℃至85℃之間的輕汽油餾分、C4烴餾分在反應溫度20-90℃，反應壓力0.2兆帕，氫氣和烯烴的摩爾比為1∶1～5∶1下，在含鎳催化劑上與氫氣接觸反應。

《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》提供的生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法中，第一反應器反應後的積炭催化劑引入汽提器進行汽提，經再生後循環使用。汽提得到的油氣引入沉降器或經第四反應器反應後引入沉降器，優選先引入第四反應器，與引入其中的來自第三反應器催化劑接觸後再引入沉降器。所述汽提可以按照現有汽提方法進行，所用的汽提介質優選水蒸氣；汽提水蒸氣與催化劑的重量比優選為0.005-0.10∶1。

《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》提供的生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法中，步驟（3）中離開第三反應器的催化劑與油氣分離，催化劑可以直接引入汽提器，也可以先引入第四反應器然後再引入汽提器，優選先引入第四反應器，與來自汽提器的汽提油氣接觸反應後再引入汽提器汽提；離開第四反應器的油氣進入沉降器與第三反應器的油氣混合後進分餾裝置。汽提油氣與來自第三反應器的催化劑在第四反應器接觸，可以進一步轉化汽提油氣中的烴油，提高轉化率，增加輕質產物例如丙烯的收率。第四反應器優選為流化床反應器。對第四反應器的反應條件沒有特殊要求，應能夠使汽提油氣與催化劑接觸發生裂化反應，優選的反應條件為：反應溫度（出口）優選為470-640℃，更優選為480-600℃；以水蒸氣計，第四反應器的重時空速為0.01～10h（水蒸氣重量流量與第四反應器中催化劑重量之比），優選為0.05～2h-1，更優選為0.05～1h-1。優選《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》油氣分離系統得到的餾程為140～230℃之間的重汽油餾分引入第四反應器，可以進一步增加輕芳烴和丙烯的產率；所述重汽油餾分的初餾點優選為140～150℃、終餾點優選為190～230℃；所述重汽油餾分與第一原料的重量比優選不超過20∶100，更優選不超過10∶100。

《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》提供的生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法中，步驟（1）和步驟（2）所述的裂化催化劑為同一種裂化催化劑，所述的裂化催化劑含改性的β沸石，優選，以裂化催化劑的總重量為基準，所述裂化催化劑含有1～60重量％的沸石混合物、5～99重量％的耐熱無機氧化物和0～70重量％的粘土，其中，以所述沸石混合物的總重量為基準，所述沸石混合物中含有1～75重量％的改性β沸石、25～99重量％的具有MFI結構的沸石。優選，以所述裂化催化劑的總重量為基準，所述裂化催化劑含有10～50重量％的沸石混合物、10～70重量％的耐熱無機氧化物和0～60重量％的粘土。

所述的改性β沸石為由磷和過渡金屬M改性的β沸石，可以採用各種現有方法進行製備，比如在合成β沸石的過程中引入磷和所述過渡金屬M，或者在合成β沸石後採用銨交換、磷改性、過渡金屬M改性及焙燒處理等步驟來引入磷和所述過渡金屬M。所述的過渡金屬M選自Fe、Co、Ni和Cu中的一種或幾種，更優選為Fe和/或Cu。所述具有MFI結構的沸石為具有pentasil結構的高矽沸石，選自ZSM-5和ZRP系列沸石中的一種或幾種，優選的具有MFI結構沸石為含稀土的ZRP沸石（CN1052290A、CN1058382A、US5232675）、含磷的ZRP沸石（CN1194181A、US5951963）、含磷和稀土的ZRP沸石（CN1147420A）、含磷和鹼土金屬的ZRP沸石（CN1211469A、CN1211470A、US6080698）以及含磷和過渡金屬的ZRP沸石（CN1465527A、CN1611299A）中的一種或幾種。所述β沸石和MFI結構的沸石可以採用市售品，也可以採用該領域公知的各種方法進行製備，在此不贅述。所述的耐熱無機氧化物選自SiO2和/或Al2O3；粘土選自高嶺土和/或多水高嶺土。

《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》提供的生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法中，還可包括將所得到的催化裂化的汽油全餾分或將其切割後的餾程在70～150℃之間優選85～140℃之間的汽油餾分（富含芳烴的汽油組分）加氫精制得到精製汽油；然後將精製汽油進行溶劑抽提，得到苯、甲苯、二甲苯的步驟。所述加氫精制可採用現有技術，通常包括將所述汽油餾分與加氫催化劑以及氫氣接觸，在氫分壓2.0～15.0兆帕、反應溫度200～400℃、氫油體積比100～1000∶1（v/v）、體積空速0.5～5h-1的條件下反應，飽和其中的烯烴、二烯烴和炔烴，同時脫除硫氮等雜質，得到精製汽油。所述加氫催化劑可以是負載在氧化鋁和/或無定型矽鋁上的VIB和/或VIII族非貴金屬催化劑，所述VIB非貴金屬選自Mo或/和W，VIII族非貴金屬選自Co或/和Ni，參見CN94102955、CN200310121166、CN200310121167、CN200310121168。優選的加氫催化劑是由0～10重量％添加劑、1～9重量％的一種或一種以上第VIII族金屬、12～39重量％的一種或一種以上第VIB族金屬和餘量氧化鋁和/或無定型矽鋁載體構成，其中所述添加劑選自氟、磷、鈦等非金屬元素和金屬元素。

所述溶劑抽提為現有技術，可參見專利CN1393507A、CN1258717A，包括將加氫精制得到的精製汽油與溶劑接觸，在溫度80～120℃，溶劑與精製汽油之間的體積比2～6的條件下抽提，得到苯、甲苯、二甲苯。其中溶劑抽提的溶劑選自環丁碸、N-甲基吡咯烷酮、二乙二醇醚、三乙二醇醚、四乙二醇、二甲基亞碸和N-甲醯基嗎啉醚中一種或一種以上的混合溶劑，溶劑回收後循環使用。抽余油即非芳烴可作為蒸汽裂解原料，也可以引入催化裂化反應器進行裂化反應例如可以引入第一反應器、第二反應器、第三反應器或第四反應器進行裂化反應，還可以用於調和汽油。

《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》提供的催化裂化裝置包括第一和第二提升管反應器、汽提器、沉降器，所述汽提器位於所述第三反應器的下方，第二提升管反應器的出口和所述流化床反應器的下部任意位置連通，且所述第三反應器的油氣出口與所述沉降器內的氣固分離設備的入口連通。汽提器位於第三反應器的下方，汽提器汽提得到的包含水蒸氣和烴類的汽提油氣與來自流化床反應器的催化劑可以在流化床反應器（第三反應器）與沉降器壁之間的空隙逆流接觸進一步反應。流化床反應器和汽提器均與沉降器連通。優選，沉降器與流化床反應器同軸，並位於所述第三反應器的上方；汽提器與所述第三反應器同軸，並位於所述第三反應器的下方。其中，第一和第二提升管反應器均選自等直徑的圓管、錐台形筒體或1-6段直徑不同的直筒體通過變徑段連線而成的組合體的至少任一種；所述流化床反應器選自等直徑的筒體、錐台形筒體或1-6段直徑不同的直筒體通過變徑段連線而成的組合體的至少任一種。

《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》所述的催化裂化裝置還可以包括催化劑再生器，汽提後的積炭催化劑（待生催化劑），通過催化劑輸送通路輸送至催化劑再生器；再生裂化催化劑通過至少一條催化劑輸送通路向催化裂化反應器提供，這些為該領域技術人員所熟知，《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》不再贅述。

下面結合附圖1對《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》所提供的方法進行進一步的說明，但並不因此限制《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》。

《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》提供的催化裂化裝置的一種具體實施方式如圖1所示，雖然該示意圖為簡化流程，但這並不影響該領域普通技術人員對《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》的理解。該裝置包括提升管反應器1（第一反應器）、提升管反應器2（第二反應器）、流化床反應器3、沉降器4和汽提器5，沉降器4、汽提器5、提升管反應器2和流化床反應器3同軸，其中汽提器5位於流化床反應器3的下方，提升管反應器2的出口和流化床反應器3的底部任意位置連通，流化床反應器3的油氣出口與沉降器內的氣固分離設備的入口連通，流化床反應器3還設有擋板31，流化床反應器3的反應床層在擋板31內。擋板31與沉降器壁之間形成環形空隙7，當不包括第四反應器時，該空隙7用於將第一反應器通過粗旋分離得到的積炭催化劑以及將離開第三反應器和來自沉降器的催化劑引入汽提器；當包括第四反應器時，空隙7的空間可作為第四反應器，可通過控制汽提器催化劑出口的閥門開度控制其中催化劑床層的高度，從而達到控制空速的目的，來自汽提器的汽提油氣從其底部引入，在其中與催化劑逆流接觸。

第一原料預熱至180～400℃後，與水蒸氣一起通過噴嘴13噴入提升管反應器1，在溫度450～550℃優選480～530℃，壓力0.15～0.30兆帕優選0.18～0.28兆帕（絕壓），催化劑與烴類原料的重量比為4～15，反應時間為0.5～5s，優選1～4秒的條件下，與由來自管線11的熱再生催化劑接觸、反應。反應物流和催化劑通過快分裝置14分離，分離的積炭催化劑進入汽提器5（或引入空隙7中，可通過調整快分裝置14的料腿長度實現），分離得到的反應油氣物流（油氣產物）引入分餾裝置。

來自《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》分餾裝置的第二原料在530～650℃，反應區的絕壓為0.15～0.30兆帕，劑油比為15～50，反應時間為0.1～4秒的條件下在提升管反應器2與催化劑接觸反應，反應油氣和催化劑直接進入流化床反應器3的底部。為了提高低碳烯烴特別是丙烯的產率、以及輕芳烴產率，《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》優選，將分餾裝置得到的富含烯烴的C4烴類、輕汽油組分（終餾點不超過85℃，優選70～85℃），在反應溫度20-90℃，反應壓力0.2-1兆帕，氫氣和烯烴的摩爾比為1∶1～5∶1下，在含鎳催化劑上經過選擇性加氫反應將二烯烴和炔烴轉化為烯烴後，通過噴嘴23噴入提升管反應器2，與來自管線21的熱再生催化劑接觸反應，反應物流和催化劑不經分離，進入流化床反應器3，在溫度480～620℃優選500～610℃，壓力0.15～0.30兆帕優選0.18～0.28兆帕（絕壓），重時空速0.2～30h，優選0.5～20h的條件下反應。在流化床反應器3內反應後，經過流化床反應器3的出口進入沉降器4，在沉降器4中催化劑與油氣分離，催化劑經過空隙7進入汽提器5；油氣與第一原料的裂化產物混合，經一級旋風分離器41和二級旋風分離器42進一步分離出其中攜帶的裂化催化劑後，進入分餾裝置，進一步分離得到氣體（包括乾氣、液化氣）、輕汽油、富含輕芳烴重汽油、柴油和重油。氣體產品通過該領域技術人員熟知的分離技術，得到丙烯等低碳烯烴。汽提油氣全部通過空隙7引入沉降器4。待生催化劑在汽提器5中汽提出吸附的烴類產物，由管線52送至再生器6進行再生，再生後熱催化劑返回反應器重複使用。

下面的實施例將對該方法予以進一步的說明，但並不因此限制該方法。試驗是在中型試驗裝置上進行，其流程如圖1所示，其中提升管反應器1的內徑是18毫米，高度6米，提升管反應器2的內徑（直徑）是16毫米，高度5米，流化床反應器3出口處內徑（直徑）為64毫米，高度0.2～0.5米（可根據空速要求進行調整），沉降器內徑300毫米。

實施例中，以催化劑總重量為基準，所用催化劑含10重量％β沸石、20重量％ZRP-1沸石，45重量％高嶺土和25重量％氧化鋁粘結劑；其中β沸石、ZRP-1沸石均為中石化催化劑齊魯分公司產品，β沸石矽鋁比為30，含以元素計1重量％的鐵、1.5重量％的磷；ZRP-1沸石的矽鋁比為40，含有以元素計1.1重量％P、1.1重量％稀土。該催化劑製備方法包括：將高嶺土、擬薄水鋁石以及去離子水混合打漿，製得固含量為30重量％的漿液，然後加鹽酸（濃度為25重量％）調節漿液的pH值為3，升溫至50℃，攪拌下老化30分鐘，然後加入分子篩漿液（漿液中分子篩的含量為30重量％），攪拌15分鐘，噴霧乾燥得到催化劑。催化劑於800℃、100％水蒸汽氣氛下老化10小時，裝置中催化劑的裝量（系統催化劑藏量）為60千克。

• 實施例1

將重油原料（第一原料，其性質如表1所示）引入提升管反應器1，與來自再生器的熱催化劑接觸反應後，油氣產物與催化劑分離，油氣產物離開反應器引入分餾裝置，分離得到的積炭催化劑引入汽提器5，經過汽提後輸送到再生器進行再生；催化裂化C4烴和輕汽油餾分（第二原料，其組成見表2，該輕汽油餾程為35℃～85℃）引入提升管反應器2，與來自再生器的熱催化劑接觸反應，反應後的油氣混合物和催化劑引入流化床反應器3繼續反應，流化床反應器3反應得到的油氣產物引入沉降器，經旋風分離器分離出其中攜帶的催化劑後引入分餾裝置分餾，積炭催化劑經空隙7引入汽提器5，經過汽提後輸送到再生器進行再生；通過控制待生催化劑輸送管上滑閥53開度，使得空隙7中催化劑床層料位處於流化床反應器3油氣出口的位置。引入提升管1的重油量與引入提升管2的C4和輕汽油總量的重量之比為100∶15，反應條件以及反應結果見表3。

• 實施例2

該實施例流程同實施例1，與實施例1不同之處是輕汽油（性質見表2）於反應溫度40℃、反應壓力0.5兆帕、氫氣和烯烴的摩爾比為4∶1下，在催化劑（商品牌號為RDD-1，中石化長嶺催化劑分公司生產）上經過選擇性加氫反應，將二烯烴和炔烴轉換成烯烴後引入提升管反應器2，引入提升管1的重油量與引入提升管2的輕汽油重量之比為100∶20。反應條件以及反應結果見表3。

• 實施例3

將重油原料（其性質如表1所示）引入提升管反應器1，與來自再生器的熱催化劑接觸反應後，油氣產物與催化劑分離，油氣產物離開反應器引入分餾裝置，分離得到的積炭催化劑引入汽提器5，經過汽提後輸送到再生器進行再生；《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》分餾裝置分餾得到的催化裂化C4餾分和輕汽油餾分（輕汽油餾程為35℃～85℃，C4餾分占50重量％，輕汽油餾分占50重量％）在RDD-1催化劑上於反應溫度40℃、反應壓力0.5兆帕、氫氣和汽油的摩爾比為4∶1下進行選擇性加氫反應後引入提升管反應器2，與來自再生器的熱催化劑接觸反應，反應油氣和催化劑引入流化床反應器3繼續反應，反應得到的油氣產物進入沉降器，然後經旋風器分離出其中攜帶的催化劑後引入分餾裝置分餾，積炭催化劑經空隙7進入汽提器5，經過汽提後輸送到再生器進行再生。通過控制待生催化劑輸送管上滑閥53開度，使得空隙7中催化劑的料位處於流化床反應器擋板上沿的位置（油氣出口）。引入提升管1的重油量與引入提升管2的輕汽油重量之比為100∶25。反應條件以及反應結果見表3。

表3、4中A指提升管反應器1、B指提升管反應器2、C指流化床反應器3。

• 實施例4

該實施例流程同實施例2，與實施例2不同的是通過控制待生催化劑循環管上滑閥53開度，使得流化床反應器擋板與汽提器器壁間空隙中催化劑的料位處於空隙7的底部位置（汽提器最上層擋板位置，即不包括第四反應器），其餘流程同實施例2，反應條件以及反應結果見表4。

• 實施例5

該實施例在實施例3的基礎上，增加了向第四反應器底部引入《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》分餾裝置分餾得到的餾程為150～230℃的重汽油餾分，重汽油餾分與重油原料的重量比為8∶100，其餘的反應條件以及流程與實施例3相同。其丙烯產率為22.1重量％，BTX產率為12.5重量％。可見，可以大幅度增加BTX產率。

• 對比例1

該反應裝置不包括圖1所示的提升管反應器1，不包括擋板31，將表1所示的重質原料引入提升管反應器2進行反應，反應後的催化劑和油氣引入反應器3，經沉降器分離後，油氣引入分餾系統分離，催化劑引入汽提器進行汽提，汽提油氣穿過流化床3進入沉降器。結果見表3。

• 對比例2

採用雙提升管反應器，一根提升管反應器進行重油原料催化轉化，一根提升管反應器進行C4和輕汽油（其組成和性質如表2所示）催化轉化方法時的效果。其中結果見表3。引入提升管1的重油量與引入提升管2的輕質原料重量之比為100∶20。反應條件及結果見表4。

*表3、表4中劑油比是指引入該反應器的催化劑與反應原料的重量比。物料平衡是以第一原料為基準計算得到的。丙烯產率是以產物中的丙烯重量除以第一原料的重量得到的；輕芳烴產率以汽油產物中的輕芳烴重量除以第一原料的重量得到的。

*表3、4中反應壓力是指沉降器出口壓力。

由表3和表4可見，《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》方法具有更高的丙烯產率和輕芳烴產率。

榮譽表彰

2020年7月14日，《一種生產丙烯和輕芳烴的烴類催化轉化方法》獲得第二十一屆中國專利優秀獎。