阅读说明：本技术 一种石油烃催化转化制乙烯和丙烯的方法及其装置 (Method and device for preparing ethylene and propylene by catalytic conversion of petroleum hydrocarbon ) 是由 石宝珍 李荻 郭江伟 于 2020-07-09 设计创作，主要内容包括：本发明涉及一种石油烃催化转化制乙烯和丙烯的方法,属于石油烃类催化转化技术领域。本方法将反应器(R10)设置成下方的缓和条件催化裂化下反应区(R17)和上方的催化裂解上反应区(R18),重质石油烃(R12)依次在低温的催化裂化下反应区(R17)和高温的催化裂解上反应区(R18)反应,再生器(G10)的催化剂分别进入该催化裂化下反应区(R17)和催化裂解上反应区(R18),通过分级控制方式实现反应过程从大分子到乙烯丙烯的分级转化。本发明同时提供了实现上述方法的装置。(The invention relates to a method for preparing ethylene and propylene by catalytic conversion of petroleum hydrocarbon, belonging to the technical field of catalytic conversion of petroleum hydrocarbon. The method comprises the steps of setting a reactor (R10) as a lower mild catalytic cracking lower reaction zone (R17) at the lower part and a catalytic cracking upper reaction zone (R18) at the upper part, reacting heavy petroleum hydrocarbon (R12) in a low-temperature catalytic cracking lower reaction zone (R17) and a high-temperature catalytic cracking upper reaction zone (R18) in sequence, enabling a catalyst of a regenerator (G10) to respectively enter the lower catalytic cracking reaction zone (R17) and the upper catalytic cracking reaction zone (R18), and realizing the fractional conversion from macromolecules to ethylene propylene in the reaction process in a fractional control mode. The invention also provides a device for realizing the method.)

一种石油烃催化转化制乙烯和丙烯的方法及其装置

技术领域

本发明属于石油烃类催化转化技术领域，特别涉及一种石油烃催化转化制乙烯和丙烯的方法，本发明同时提供了实现上述方法的装置。

背景技术

以乙烯、丙烯为代表的低碳烯烃是化学工业的最基本原料,现有催化转化技术是在生产汽油、柴油的同时副产低碳烯烃，远不能满足当前市场对有机化工原料的需求。国内外多以天然气或轻质石油馏分为原料，采用乙烯联合装置中蒸汽裂解工艺生产低碳烯烃。虽然蒸汽裂解技术经过几十年的发展，技术不断完善，但仍具有能耗高、生产成本高、CO₂排放量大和产品结构不易调节等技术局限，传统的蒸汽裂解生产乙烯和丙烯的技术正面临严峻的考验。利用催化转化方法制乙烯，同时副产丙烯、丁烯等低碳烯烃等化工原料是解决资源短缺、低成本生产化工产品的新方向，已成为当今重要的研究课题和热点问题。

在催化转化制乙烯、丙烯、丁烯等低碳烯烃方面，主要有一下几种思路：

1、反应原料通过蒸馏塔分成轻重不同馏分，分别在不同的反应器内进行催化反应。如CN109575982A提供一种原油催化裂解制低碳烯烃和芳烃的方法，原油经脱盐、脱水后，进加热炉加热，然后进蒸馏塔，将原油分成轻重组分，切割点在150～300℃之间；塔顶出来的轻组分和塔底出来的重组分在两个反应器内在水蒸汽气氛下与高温催化剂接触反应。

2、反应器内分层进料反应。如CN1898362提供了一种生产低碳烯烃和芳烃的方法,原料与催化裂解催化剂接触，反应根据原料性质至少分两层进料,除目的产品外来自分馏塔的不同液态反应产物从不同位置返回反应器再次转化。CN1215041A提供了一种多种进料烃类直接转化制烯烃方法制乙烯、丙烯、芳烃等，反应器上设置多组进料口，使性质不同的烃类从不同的进料口进入装置，并在各部相同的工艺条件下进行裂解反应。CN104560154A提供给了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碳催化剂和第一反应产物；将轻质烃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碳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沸石为琳和过度金属M改性的β沸石。

3、在原料油提升管外，另建反应器使不同馏分再次催化转化，即采用多反应器形式，第一反应器进行常规原料油反应，经分馏后某一或几种馏分如粗汽油进入另建反应器进一步转化得到目的产品；如CN1388216公开了一种制取丙烯、丁烯及低烯烃含量汽油的催化转化方法，包括以下步骤：(1)预热后的烃油(仍然是液体)注入提升管中，与含有五元环高硅沸石和Y型沸石的催化剂接触并反应，油剂混合物经提升管进入流化床；(2)汽油注入流化床中，与来自提升管的催化剂接触并反应；(3)分离油剂混合物，反应后的催化剂经汽提、送入再生器中再生，再生后的催化剂返回提升管循环使用。该方法既可增产低碳烯烃又可生产低烯烃含量的高品质汽油。CN1258580C公开了一种催化转化汽油深度降烯烃增辛烷值的改质方法和系统，是在重油催化转化装置的反应-再生系统中增设一个催化改质反应器，对催化转化汽油馏分进行催化改质反应。所改质的催化转化汽油馏分可以是粗汽油全馏分、粗汽油轻馏分或粗汽油重馏分，这些馏分是在分馏塔塔顶建立二级冷凝系统来获取的。

4、轻质原料产低碳烯烃。CN104557378A公布了一种石脑油催化裂解产丙烯的方法。该方法包括：(1)在预处理条件下，将石脑油与预处理剂接触，得到碱性氮含量降低的处理油；(2)在石脑油催化裂解反应条件下，将步骤(1)得到的处理油和水与催化剂接触，得到催化裂解产物。

5、为了增加低碳烯烃的产率，可以采用加入适合小分子烃裂化的“辅助催化剂”,一般加入重油反应催化剂量的5-8％,可增加1-1.5％的丙烯。

以上这些流化催化转化(FCC)降烯烃技术和增产化工原料技术存在一些共同的缺陷如下：

1、不同原料要求不同的催化剂，重油裂解需要催化剂的大分子裂解能力高，且一般需要较大孔径；C4、C5裂解则需要具有低碳烯烃选择性的催化剂,一般需要较小孔径；而上述现有工艺皆使用相同的催化剂，即只用一种催化剂。虽然为了增产低碳烯烃，可在再生器中添加5-8％的助剂，使小分子进一步转化，但是当助剂加入FCC催化剂中时，由于对催化剂产生稀释作用，必然导致催化剂裂解活性降低。通常每加5％的助剂，重油裂解转化率降低1个百分点，而重油转化率的降低是严重影响FCC技术经济性的重要因素，同时由于与重油裂解催化剂混合后，助剂的浓度很低，对目的产品的改进受到限制。

2、由于第二反应系统需要的反应热较多，生焦一般较少，自身生焦的再生放热不能提供反应需要的热量，若利用原有技术建立独立的第二反应系统受到热平衡问题制约。

3、各种回炼方法都是将馏分经分馏塔分离、换热冷却为液体后再返回反应器，不同馏分先经分馏塔换热降温为液体，分离后直接或经适当重新预热后(仍然是液体)返回原反应器或进另一反应器进一步转化。经过先降温又升温的过程，增加了设备和能耗投入，使工艺技术经济性大打折扣。

4、石油烃制烯烃需要较高的反应温度，一般高于650℃；由催化裂化原料油、尤其是重质原料油催化制烯烃反应过程是逐渐裂化、分子量逐渐缩小的过程；约小的分子约难活化，需要的反应温度越高，温度高自然再加热裂化反应，影响目的产品的选择性；如何分配好反应温度和石油烃的分子特征，平衡好催化裂化反应和热裂化反应，实现对反应的限制控制有重要意义；希望的反应过程是，在重油等大分子裂化阶段尽量增加催化反应比重，限制热裂化，在下分子裂化阶段逐渐提高温度、增加热裂化反应比例；但已有技术反应过程热量都是在反应器入口区提供，反应是逐渐降温过程，尤其对制乙烯的反应，由于要求的反应温度高，导致开始阶段即反应器下部的重油裂化阶段反应温度更高，重组分直接进行了热裂化反应，降低了催化裂化反应的效果。

发明内容

本发明的目的在于提供一种石油烃催化转化制乙烯和丙烯的方法，可以实现乙烯、丙烯等多种低碳烯烃产物的高收率制备，且设备投资低，能耗少，该方法可以用来处理重质石油烃，或者同时处理重质石油烃和轻烃原料，生产烯烃产品。本发明同时提供了一种石油烃催化转化制乙烯和丙烯的装置。

本发明采用如下的技术方案：

一种石油烃催化转化制乙烯和丙烯的方法，所述石油烃催化制乙烯和丙烯方法的反应过程为：重油大分子先在较缓和的条件下进行催化裂化转化，形成C5-C12为主的中间分子，然后在在高苛刻度条件下进行催化裂解和热裂解组合转化，生产乙烯和丙烯；该方法的重油催化裂化和裂解转化在一个反应器内进行，该反应器上下分两级供热和催化剂循环，由上再生剂(即上催化剂)和热量提供位置(即下文的上再生剂入口)将该反应器分成上下两个反应区即催化裂化下反应区和催化裂解上反应区，反应器下方为催化裂化下反应区，或称高沸点的重质石油烃低温催化裂化反应区或低温反应区，进行重组分大分子向C5～C12中间组分转化催化裂化反应，为制乙烯和丙烯提供中间原料；反应器上方为催化裂解上反应区，或称高温裂解制烯烃反应区或高温反应区，由该反应器上方进入点进入的催化剂(即上再生剂)提供热量进一步提高催化裂解上反应区的反应温度，形成高温反应区，C5～C12为主的中间组分在更高温度和更大剂油比的更苛刻条件下进行催化裂解和热裂解组合反应，使石油烃原料转化为乙烯和丙烯；实现高沸点重质石油烃在两级供热、两级供催化剂的上下两区反应器内进行选择性反应，用反应温度的逐渐升高的反应方式适应反应物分子量逐渐变小分子结构和对反应条件要求的变化，提高制烯烃的效率和目的产品选择性；

重质石油烃依次进入较低温的催化裂化下反应区和高温的催化裂解上反应区，顺序实现低温催化裂化反应和高温制烯烃裂解反应，再生器的催化剂分别进入该催化裂化下反应区和催化裂解上反应区，通过分级供热方式实现反应过程的逐渐升温；重质石油烃先在低温反应区进行高沸点重组分的催化裂化反应，初步完成重组分、大分子的催化裂化转化和脱碳、脱金属，生成以高烯烃汽油和柴油组分为主的中间组分，这些中间产物和催化剂一起向上进入反应器上方的高温反应区，同时通过另一路来自再生器的催化剂继续向该区提供热量和催化剂，提高反应物温度和剂油比，实现重组分大分子催化裂化反应和中间组分、小分子裂解转化；反应过程包含以下步骤：

(1)所述重质石油烃被蒸汽雾化后先进入反应器下部的催化裂化下反应区，在来自再生器经下再生立管引入的下再生剂环境下，进行催化裂化反应；所述催化裂化下反应区即低温反应区按有利于高沸点重组分催化转化条件进行，反应温度525℃～620℃，反应时间0.5～5.0s；该实际反应温度和剂油比由来自下再生立管的进入低温反应区的催化剂量控制；

(2)所述重质石油烃完成低温催化裂化反应后，催化裂化下反应区生成的产物和催化剂向上流动进入催化裂解上反应区，来自再生器经上再生立管引入的上再生剂进入催化裂解上反应区，向催化裂解上反应区提供热量，提高温度和剂油比，继续进行催化裂解和热裂解组合反应，生成烯烃产品；所述催化裂解上反应区的反应温度为550℃～750℃，反应时间0.1～5.0s，反应压力绝压0.20MPa～0.40MPa，实际反应温度和剂油比由来自上再生立管的进入催化裂解上反应区的催化剂量控制；

(3)反应后的物流进入沉降器进行气固分离，得到反应产物，分离出的催化剂在汽提段汽提后进入再生器再生，循环使用。

上述的石油烃催化转化制乙烯和丙烯的方法，进一步地，所述重质石油烃为减压蜡油、(常压)渣油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢蜡油(加氢处理后的蜡油)、加氢渣油(加氢处理后的渣油)、原油中的一种或混合物；沸点高于320℃。

上述的石油烃催化转化制乙烯和丙烯的方法，进一步地，所述石油烃原料还包括独立的轻烃；

当石油烃原料中有独立的轻烃原料需要在反应器加工时，所述轻烃直接或加热后进入反应器进行催化转化制烯烃，或者所述轻烃进入另设的第二反应器，所述第二反应器与反应器共用沉降器和再生器，轻烃在第二反应器R20反应形成的物流进入沉降器。

优选地，轻烃为石脑油、C4、C5、加氢催化(裂化)柴油组分中的一种或混合，沸点低于360℃，或者轻烃为加氢裂化尾油。

优选地，轻烃在反应器中反应时，轻烃在催化裂解上反应区反应，即轻烃直接进入反应器高温反应区，与来自低温反应区的反应产物物流一起进行催化裂解反应，在高苛刻度条件下转化成乙烯和丙烯。

优选地，轻烃在第二反应器中反应时，在第二反应器下游补充重油或回炼油，用于增加生焦补热和油气降温。

本发明中，优选地，再生器的再生器稀相区下方设置上下两个再生区即下再生区和上再生区，经上再生区向反应器提供再生剂。

本发明中，优选地，再生器的再生器稀相区下方设置上下两个再生区即下再生区和上再生区，上再生区为密相流化床再生区，通过调整下再生区和上再生区的催化剂量和再生氧量或空气量的分配，来调节两个再生区催化剂的含碳量和温度；来自汽提段的待生剂进入上再生区，经下再生区向催化裂化下反应区提供催化剂即下再剂，经上再生区(流化床再生区)向催化裂解上反应区提供催化剂即上再生剂。具体实施时，通过调整再生器两个再生区催化剂量和再生氧量或空气量的分配，调节两个再生区催化剂的含碳量和温度，实现向高温反应区供热和向两个反应区提供不同含碳量的催化剂；当向反应器提供不同含碳量的催化剂时，向上方高温裂解反应区提供含碳量高的催化剂。

上述的石油烃催化转化制乙烯和丙烯的方法，进一步地，下再生剂温度660℃～750℃，催化剂含碳量低于0.10％；上再生剂温度700～780℃，催化剂含碳量低于0.5％。

上述的石油烃催化转化制乙烯和丙烯的方法，进一步地，在催化裂解上反应区下游或/和汽提段补充重油或回炼油，用于增加生焦补热和油气降温。

本发明中，在具体实施时，根据反应对催化剂温度和含碳量要求的不同，需用不同的再生方式。当进入反应器不同反应区的催化剂不需要分别控制含碳量或不需要不同反应区使用不同含碳量的催化剂反应时，或不需要进入不同反应区的催化剂温度有明显区别时，再生器采用常规烧焦罐再生方式，下再生区是快速流化床，上再生区是密相流化床，从密相流化床向反应器提供催化剂；

当进入反应器不同反应区的催化剂需要分别控制含碳量或需要不同反应区使用不同含碳量的催化剂反应时，或需要进入不同反应区的催化剂温度有明显区别时，再生器采用上下双密相流化床再生形式，调节控制两个流化床再生区的催化剂量或进入的烧焦氧气或空气量，使两个再生区的催化剂温度和含碳量不同，根据需要从不同的流化床从密相流化床向反应器提供不同含碳量和温度的催化剂；

汽提后的待生催化剂进入上再生区，上再生区内的催化剂为适度含碳的“半再生剂”，下再生区催化剂为再生催化剂，上再生区温度高于下再生区；从上再生区向反应器催化裂解上反应区提供催化剂，从下再生区向催化裂化下反应区提供催化剂；

本发明方法催化裂化下反应区主要用于大分子重油催化转化；催化裂解上反应区主要进行裂解制乙烯、丙烯和芳烃的反应。

本发明方法中，反应产物在分馏塔分离出的循环油，包括重循环油和轻循环油可加氢后返回反应器；重循环油加氢后先在催化裂化下反应区反应；轻循环油先在催化裂化下反应区反应，或直接进入催化裂解上反应区反应，或者进入第二反应器反应。

本发明同时提供了实现上述方法的装置，采用方案为：

一种石油烃催化转化制乙烯和丙烯的装置，设置反应器、再生器、沉降器和汽提段，再生器和沉降器并列设置，所述反应器设置成上下两路催化剂循环、两次供热的上下分区反应器形式，包括下部的催化裂化下反应区和上部的催化裂解上反应区，催化裂化下反应区用于低温催化裂化反应，催化裂解上反应区用于高温制烯烃裂解反应；在所述催化裂化下反应区下部设置重质石油烃入口；所述催化裂化下反应区下部的下再生剂入口通过下再生立管与所述再生器的下再生剂出口连通，所述催化裂解上反应区下部的上再生剂入口通过上再生立管与所述再生器的上再生剂出口连通。

上述的石油烃催化转化制乙烯和丙烯的装置，具体实施时，再生器采用上下串联布置的两区再生，上方再生区为流化床形式，在再生器稀相区下方设置上下两个再生区即下再生区和上再生区，所述下再生剂出口和上再生剂出口均设于上再生区，实现经上再生区向反应器提供再生剂；或者再生器的再生器稀相区下方设置上下两个再生区即下再生区和上再生区，上再生区为密相流化床再生区；所述下再生剂出口设于下再生区，实现经下再生区向催化裂化下反应区提供催化剂即下再剂，所述上再生剂出口设于上再生区，实现经上再生区的流化床再生区向催化裂解上反应区提供催化剂即上再生剂。

上述的石油烃催化转化制乙烯和丙烯的装置，进一步地，设置第二反应器，所述第二反应器与反应器共用沉降器、汽提段和再生器；在所述第二反应器下部设置轻烃入口；所述第二反应器下部的第三再生剂入口通过第三再生立管与所述再生器的第三再生剂出口连通；具体实施时，第三再生剂出口优选设于上再生区。第二反应器用于实现轻烃的独立反应。

本发明中，低温反应区蒸汽占重质石油烃的质量比5～30％，高温反应区蒸汽占重质石油烃的质量比为15～50％。

具体实施时，可以在反应沉降器产物出口后设置蒸汽发生器，利用高温产品物流的热量产生蒸汽，实现产品物流的降温或急冷，该蒸汽发生器工程设计单位掌握。

发明效果

本发明从催化裂化机理出发，提出了逐渐升温、两级温度梯度的转化制烯烃的方法。本领域人员周知，重油催化裂化过程可视为平行顺序反应，重油大分子(≥C18)首先裂化生成汽油、柴油等中等分子(C5～C12)产物，较低的裂解温度能突出催化裂化反应，通常是490℃～530℃；部分汽、柴油在525℃～600℃时继续裂解为C3～C8；在更高温度，600℃～750℃时，C3～C8将进一步裂解为C1、C2、C3的小分子产物。本发明遵循该反应规律，设置了逐渐升温的两级温度梯度串联：低温区、高温区。本发明在能耗更低的前提下，降低了低价值目的产品，如焦炭和干气的收率；提高了高价值目的产品，如乙烯的收率。

本发明方法通过对反应过程剂油比和温度的控制，尤其是实现随反应进行，剂油比和温度逐渐提高，反应苛刻度逐渐提高，使反应条件与重质石油烃裂化过程石油烃分子逐渐变小和需要的反应苛刻度逐渐提高的反应化学条件相适应；本发明也很好的优化了重组分和轻烃不同性质原料的共同转化效果，避免小分子轻烃过度裂化，即保证了重组***化条件，又保证了轻烃裂化条件；本方法提高了效率,增加了目的产品选择性。

附图说明

图1为本发明实施方式一工艺示意图；

图2为本发明实施方式二工艺示意图；

图3为本发明实施方式三工艺示意图；

图4为本发明实施方式四工艺示意图；

图中编号说明：

R10反应器；R11催化剂预提升气体；R11A催化剂预提升气体入口，R12重质石油烃；R12A重质石油烃入口，R13原料雾化蒸汽，R14下再生滑阀，R14A下再生剂入口，R15A下反应区补充蒸汽，R15B上反应区补充蒸汽，R17催化裂化下反应区，R18催化裂解上反应区，R19反应器补充重油或回炼油，R20第二反应器或轻烃反应器，R21第二催化剂预提升气体；R22轻烃；R23轻烃雾化蒸汽；R24上再生滑阀，R24A上再生剂入口；R29第二反应器补充重油或回炼油，R34第三再生滑阀，R34A第三再生剂入口；

S10汽提段，S11汽提构件；S12待生催化剂滑阀，S12A待生立管或待生催化剂输送管，S13汽提蒸汽；S19汽提补充重油或回炼油；

D10沉降器，D11沉降旋风分离器；D12反应产物，D12A反应沉降器产物出口；

G10再生器，G11催化剂再生气体，G11A再生气体入口，G12上再生区，G12A待生剂入口，G13燃料油，G14下再生立管或下再生剂输送管，G14A下再生剂出口，G15再生器稀相区，G16再生旋风分离器，G17烧焦后烟气，G17A烟气出口，G18第二再生气体，G19下再生区；

G24上再生立管或上再生剂输送管，G24A上再生剂出口；G34第三再生立管，G34A第三再生剂出口；

A0加热炉，A1换热器，T10分馏塔，T20加氢反应器；HCO重循环油，LCO轻循环油，CO-H加氢循环油；H₂氢气；

TIC温度显示控制；TIC-1下反应区出口温度控制，TIC-2上反应区出口温度控制，TIC-3第二反应器出口温度控制。

具体实施方式

以下以具体实施方式和实施例来说明本发明的技术方案，但本发明的保护范围不限于此。

实施方式一：

本实施方式的石油烃催化转化制乙烯和丙烯的方法，采用图1所示的催化转化装置，设置反应器R10、再生器G10、沉降器D10和汽提段S10，采用重质石油烃为原料，具体实施时，重质石油烃可以为减压蜡油、渣油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢处理后的蜡油、加氢处理后的渣油、原油中的一种或混合物，具体实施时，重质石油烃优选沸点高于320℃；

再生器G10和沉降器D10并列设置，反应器R10出口连通沉降器D10内的沉降旋风分离器D11，汽提段S10设于沉降器D10下方，汽提段S10内设置有汽提构件S11，向汽提段S10引入汽提蒸汽S13实现催化剂汽提；

反应器R10设置成上下两路催化剂循环、两次供热的上下分区反应器形式，包括下部的催化裂化下反应区R17和上部的催化裂解上反应区R18，催化裂化下反应区R17用于低温催化裂化反应，催化裂解上反应区R18用于高温制烯烃裂解反应；催化裂化下反应区R17下部的下再生剂入口R14A通过下再生立管G14与再生器G10的下再生剂出口G14A连通，催化裂解上反应区R18下部的上再生剂入口R24A通过上再生立管G24与所述再生器G10的上再生剂出口G24A连通；在反应器R10下部设置重质石油烃入口R12A，以引入重质石油烃R12及原料雾化蒸汽R13，反应器R10底部设置催化剂预提升气体入口R11A，以引入催化剂预提升气体R11；沉降器D10顶部设置有反应沉降器产物出口D12A，以引出反应产物D12；

具体实施时，再生器G10采用上下串联布置的两区再生，在再生器稀相区G15下方设置上下两个再生区即下再生区G19和上再生区G12，具体实施时，下再生区G19采用烧焦罐快速流化床形式，上再生区G12采用密相流化床形式，即再生器G10为烧焦罐快速流化床和密相流化床串联再生形式，所述下再生剂出口G14A和上再生剂出口G24A设于上再生区G12，实现经上再生区G12向反应器R10提供再生剂；汽提段S10下部通过待生立管S12A由待生剂入口G12A连通再生器G10的下再生区G19，待生立管S12A上设有待生催化剂滑阀S12；

具体实施时，再生器G10的上再生区G12由下再生剂出口G14A通过下再生立管G14连通催化裂化下反应区R17下部的下再生剂入口R14A，下再生立管G14上设有下再生滑阀R14；

上再生区G12由上再生剂出口G24A通过上再生立管G24连通催化裂解上反应区R18下部的上再生剂入口R24A，上再生立管G24上设有上再生滑阀R24；

再生器G10的再生器稀相区G15内设置有再生旋风分离器G16，再生器烧焦后烟气G17由再生器G10顶部的烟气出口G17A排出，催化剂再生气体G11由再生器G10底部的再生气体入口G11A引入；第二再生气体G18由上再生区G12下部引入再生器G10；

在催化裂化下反应区R17下部的下再生剂入口R14A上方引入下反应区补充蒸汽R15A，在催化裂解上反应区R18下部的上再生剂入口R24A上方引入上反应区补充蒸汽R15B；在催化裂解上反应区R18下游引入反应器补充重油或回炼油R19，在汽提段S10引入汽提补充重油或回炼油S19，实现增加生焦补热和油气降温；在下再生区G19下部引入燃料油G13。

本发明中，再生器G10的催化剂分别进入催化裂化下反应区R17和催化裂解上反应区R18，通过分级供热方式实现反应过程的逐渐升温；具体实施过程包含以下步骤：

(1)预热后的重质石油烃R12被原料雾化蒸汽R13雾化后先进入反应器R10下部的催化裂化下反应区R17，从下再生立管G14来自再生器上再生区G12的下催化剂从下再生剂入口R14A进入催化裂化下反应区R17，在催化剂预提升气体R11作用下向上输送与原料接触，重质石油烃R12在催化剂环境下以较缓和的条件进行催化裂化转化，形成以C5-C12为主的中间产物；催化裂化下反应区R17的反应温度525℃～620℃,反应时间0.5～5.0s；

(2)重质石油烃R12完成低温催化裂化反应后，然后催化裂化下反应区R17生成的产物和催化剂一起向上流动进入催化裂解上反应区R18，新催化剂即来自再生器G10经上再生立管G24引入的上再生剂进入催化裂解上反应区R18，被来自催化裂化下反应区R17的物流输送到催化裂解上反应区R28，新催化剂进一步向催化裂解上反应区R18提供热量，提高物流温度和剂油比，形成苛刻度更高的高温裂解反应条件，来自催化裂化下反应区的产物继续进行催化裂解和热裂解组合反应，乙烯、丙烯等低碳数小分子产品；催化裂解上反应区R18的反应温度为550℃～750℃,反应时间0.1～5.0s，反应压力绝压0.20MPa～0.40Mpa，实际反应温度由进入催化裂解上反应区R18的催化剂量控制；

(3)反应后的物流进入沉降器D10进行气固分离，得到反应产物D12，从反应沉降器产物出口D12A送出进入后续处理部分；反应后的催化剂经沉降旋风分离器D11分离后，在汽提段S10汽提后经待生立管S12A和待生剂入口G12A进入再生器G10的下再生区G19，再生并循环利用。

具体实施时，反应产物D12离开图1所示的催化转化装置后，先进行急冷降温，终止继续反应，避免后续处理和输送管线结焦，然后进行产品分馏；可以通过直接产蒸汽实现产品气体的急冷，或其他换热、低温介质直接混合急冷等方式实现急冷；急冷和分馏等都是工程技术人员熟知的。

具体实施时，原料油可以采用加热炉加热。

实施例1

某工厂以重质石油烃为原料催化转化制烯烃，采用装置及工艺如图1所示，实施参数如下：重质石油烃为减压蜡油，密度0.89，氢含量13.2％(重量)，残碳4.0％，饱和烃60％；

原料油预热温度220℃；

反应装置为沉降器和再生器并列布置，再生器采用烧焦罐快速流化床和密相流化床串联再生形式，反应器为提升管反应器；

催化裂化下反应区反应条件：反应温度TIC-1控制530℃，反应时间1.1s(秒)；催化剂输送气体为蒸汽，数量为重质石油烃的3％，原料雾化蒸汽为原料的7％；从下再生剂入口进入的催化剂(即下再生剂)为再生剂，含碳量0.02％，下再生剂温度720℃；

催化裂解上反应区反应条件：从上再生剂入口进入的催化剂(即上再生剂)为再生剂，含碳量0.02％，温度725℃，反应温度TIC-2控制665℃，反应时间1.2秒，蒸汽比例30％，补充蒸汽为原料的20％；

反应过程为：

原料用蒸汽雾化后进入催化裂化下反应区，在下再生剂提供的热量和催化剂环境下进行重油催化裂化转化，实现重油大分子向中间分子的裂化转化，尽可能得到分子量100～200的中间组分原料，为进一步转化成丙烯和乙烯提供中间原料；在催化裂化下反应区生成的气体物流和催化剂继续向上流动进入高温反应区；来自再生器的高温催化剂即上催化剂进入催化裂解上反应区，被来自低温反应区的气体向上输送进入高温反应区，进一步向高温反应区提供热量、提高高温反应区内的反应温度，实现中间组分催化反应和热反应结合的向烯烃转化反应；高温反应区的反应物流在沉降器内经过气固分离器进行气固分离，分离出催化剂的气体流出沉降器，进入后续处理系统；

沉降器内分离出得到待生催化剂在汽提段内汽提后进入再生器的进行催化剂再生，先进入下再生区，再被烧焦气体输送到上再生区，催化剂再生后进入反应器，循环使用；

催化剂的再生、气固分离、以及后续的油气处理是常用技术，技术人员熟知，不再赘述。

实施例1产品分布如表1所示：

表1实施例1产品分布

组分	单位％(重)
		干气	34.75
其中：
		H	0.14
甲烷	11.70
		乙烷	4.75
乙烯	17.00
		液化气	30.67
其中：
		丙烷	2.11
丙烯	18.61
		丁烷	1.39
丁烯	8.55
		汽油	13.45
柴油	9.1
		重油	3.2
焦炭	8.83

实施方式二：

本实施方式的石油烃催化转化制乙烯和丙烯的方法，采用图2所示的催化转化装置，设置反应器R10、再生器G10、沉降器D10和汽提段S10，采用重质石油烃为原料；

再生器G10采用上下串联布置的两区再生，下再生区G19和上再生区G12均采用密相流化床形式，汽提段S10下部通过待生立管S12A由待生剂入口G12A连通再生器G10的上再生区G12，待生催化剂先进入上方的密相流化床再生区即上再生区G12再生，再进入下方的密相流化床再生区即下再生区G19再生；

再生器G10的下再生区G19由下再生剂出口G14A通过下再生立管G14连通催化裂化下反应区R17下部的下再生剂入口R14A，从下再生区G19向催化裂化下反应区R17提供催化剂，催化剂温度700℃，含碳0.02％；上再生区G12由上再生剂出口G24A通过上再生立管G24连通催化裂解上反应区R18下部的上再生剂入口R24A，从上再生区G12向催化裂解上反应区R18提供催化剂，催化剂温度740℃，含碳0.15％；在上再生区G12下部引入燃料油G13；

在反应产物D12的气体引出管线上设置换热器A1、分馏塔T10和加氢反应器T20；重质石油烃R12与反应产物D12在换热器A1内进行换热，重质石油烃R12经预热后进入反应器R10参与催化转化，反应产物D12经换热器A1换热降温后依次经分馏塔T10和加氢反应器T20，在分馏塔T10分离得到的重循环油HCO送出装置，轻循环油LCO加氢后成为加氢循环油CO-H从重质石油烃入口R12A上方返回反应器R10再次催化转化。

其他部分装置结构与实施方式一相同。组分分离及分馏塔、循环油加氢，技术人员熟知，不再赘述。

实施方式三：

本实施方式的石油烃催化转化制乙烯和丙烯的方法，采用图3所示的催化转化装置，设置反应器R10、再生器G10、沉降器D10和汽提段S10，采用重质石油烃和轻烃为反应原料,轻烃为石脑油、加氢后的催化裂化柴油、C4、C5组分中的一种或混合，沸点低于360℃；

再生器G10采用上下串联布置的两区再生，下再生区G19和上再生区G12均采用密相流化床形式，汽提段S10下部通过待生立管S12A由待生剂入口G12A连通再生器G10的上再生区G12，待生催化剂先进入上方的密相流化床再生区即上再生区G12再生，再进入下方的密相流化床再生区即下再生区G19再生；

再生器G10的下再生区G19由下再生剂出口G14A通过下再生立管G14连通催化裂化下反应区R17下部的下再生剂入口R14A，从下再生区G19向催化裂化下反应区R17提供催化剂；上再生区G12由上再生剂出口G24A通过上再生立管G24连通催化裂解上反应区R18下部的上再生剂入口R24A，从上再生区G12向催化裂解上反应区R18提供催化剂；

在上再生区G12下部引入燃料油G13；

在催化裂解上反应区R18的上再生剂入口R24A上方设置有轻烃入口；在反应产物D12的气体引出管线上设置换热器A1；

轻烃R22与反应产物D12在换热器A1内进行换热，轻烃R22经预热后直接进入催化裂解上反应区R18参与反应器R10中的反应，轻烃R22由轻烃雾化蒸汽R23雾化；

具体实施时，重质石油烃R12先进入催化裂化下反应区R17进行低温反应；催化裂化下反应区R17的产物和催化剂向上流动进入催化裂解上反应区R18，与轻烃R22一起向上流动，进行温度升高的高温反应；

其他部分装置结构与实施方式一相同。

实施方式四：

本实施方式的石油烃催化转化制乙烯和丙烯的方法，采用图3所示的催化转化装置，设置反应器R10、再生器G10、沉降器D10和汽提段S10，采用重质石油烃和轻烃为反应原料，轻烃为加氢裂化尾油；加氢裂化尾油为本领域固定熟知的技术术语，公知的，原油经加氢裂化处理后，尾油即加氢裂化尾油饱和烃(主要为C20-C30正构烷烃)含量高达96.8％以上，芳烃含量小于1％，硫氮金属等杂质含量低，是一种高品质油，加氢裂化尾油的性质与加氢裂化时采用的原料油有关，本发明中，具体实施时，能进行催化转化的加氢裂化尾油BMCI值小于等于20；

再生器G10为烧焦罐快速流化床和密相流化床串联再生形式；

设置第二反应器R20，第二反应器R20与反应器R10共用沉降器D10、汽提段10和再生器G10；第二反应器R20下部的第三再生剂入口R34A通过第三再生立管G34与再生器G10的第三再生剂出口G34A连通；第三再生剂出口G34A设于上再生区G12；在第二反应器R20下部设置有轻烃入口，以引入轻烃R22，在第二反应器R20下部引入第二催化剂预提升气体R21；

第二反应器R20用于实现轻烃R22的独立反应，在第二反应器R20下游引入第二反应器补充重油或回炼油R29；

在上再生区G12下部引入燃料油G13；

设置加热炉A0，轻烃R22在加热炉A0预热后进入第二反应器R20，实现独立的催化转化，在第二反应器R20反应形成的物流，与反应器R10反应形成的物流一起进入沉降器D10分离出催化剂后，得到反应产物D12；

重质石油烃R12先在加热炉A0预热后，再进入反应器R10参与催化转化；

本实施方式中，加氢裂化尾油密度0.82，BMCI值10.6；加氢裂化尾油量占重质石油烃的10％；其他部分装置结构与实施方式一相同。