专利名称：一种有效的c4烃类催化转化的工艺方法
技术领域：
本发明属于石油烃的催化转化工艺技术领域，具体地说，是属于重油催化裂化过程、催化汽油改质降烯烃过程与有效的C4烃类催化转化过程的工艺方法。
背景技术：
石油炼制和石油化工生产过程中副产大量C4烃，对其进行综合利用是提高企业经济效益的必要手段，但目前国内对C4烃的化工利用率还很低。20世纪80年代以前，石油炼制特别是来自催化裂化装置的C4馏分主要用于生产烷基化汽油和叠合汽油或当作工业和民用燃料；蒸汽裂解得到的C4馏分除丁二烯作合成橡胶原料外，亦多作燃料。20世纪90年代以来，由于分离技术的进步，C4馏分作为石油化工原料的应用获得了飞速发展。据预测，C4馏分将是继乙烯和丙烯之后可能得到充分利用的石油化工原料。
C4混合物中丁二烯的性质非常活泼，可用抽提方法分离。丁二烯可作聚合单体合成橡胶(如顺丁橡胶、氯丁橡胶等)和树脂(如ABS树脂)，还可作生产乙二腈、癸二酸等产品的原料。
异丁烯是一种最基本的有机化工原料，其化学性质也非常活泼，以异丁烯为原料，采用甲醇醚化法可以生产高辛烷值汽油调料及清洁汽油配方所需的甲基叔丁基醚，利用阳离子交换树脂上的H+进行异丁烯的水合反应可以生成叔丁醇。此外，异丁烯还是合成橡胶的单体之一，主要用于制备丁基橡胶和聚异丁烯橡胶。
C4馏分经过醚化工艺或树脂水合工艺充分利用异丁烯后，剩余组分中正丁烯(包括1-丁烯和2-丁烯)的浓度已经很高，相应出现了多种正丁烯的化工利用途径。目前，正丁烯的化工利用率很低，主要是脱氢制丁二烯。除此之外，正丁烯还可以通过氧化生产顺丁烯二酸酐、环氧丁烷；二聚生产辛烯，进而可制得异壬醇；氢甲酰化合成2甲基丁醇；与无水冰醋酸加成制取醋酸仲丁酯。正丁烯还可以氧化脱氢制丁二烯或者异构化制异丁烯。
正丁烷可通过氧化制取顺丁烯二酸酐，与传统苯法相比，该方法具有原料价廉、污染小、消耗低等优点。该工艺自1974年在美国实现工业化以来得到了快速发展。随着人们对环保要求的日益提高，正丁烷氧化法显示出更强的生命力。目前全球80％以上顺丁烯二酸酐采用正丁烷路线，而且还有不断增加的趋势。
异丁烷的化学性质不活泼，深加工利用困难，因此在化工方面的应用较少。我国C4烃资源丰富，但对C4烃类的利用还处于起步阶段。炼厂C4馏分虽然可以直接进入烷基化装置生产高辛烷值的烷基化汽油或叠合汽油，但烷基化技术的发展制约了C4烃类的大规模利用；同时，国内化工利用方面的生产技术、产品品种及下游产品的开发还远远落后于工业发达国家，大部分C4烃类是直接作燃料烧掉。随着我国“西气东输”工程的顺利实施，作为燃料使用的C4馏分将严重贬值，这将对整个石化企业造成巨大的冲击，向石化企业提出巨大挑战。因此，对C4烃资源进行合理利用，提高其化工利用率，既合理利用了资源，又有利于我国化工事业的发展，而且对加入世界贸易组织后的中国石化企业增强国际竞争能力将起着举足轻重的作用。
同时，随着环保要求的日益严格，我国已经对汽油标准进行了重大调整。1999年12月国家环保局制定了“车用汽油有害物质标准”，要求汽油烯烃含量≯35(v)％，辛烷值(研究法)≮90，芳烃含量≯40(v)％，硫含量≯800ppm，规定2003年1月1日起在全国范围内实施。预计在2005年后，特别随着2008年的“绿色奥运”的日益临近，汽油质量将实行更严格的标准，烯烃含量要求在20(v)％以下，辛烷值在95以上。
目前，车用汽油仍以催化裂化汽油为主，有资料表明催化裂化汽油占成品汽油的量高达85％。催化裂化汽油中烯烃的体积分数为45％-55％，远高于新配方的汽油标准。因此，降低催化裂化汽油中的烯烃含量成为当前炼油工业中的迫切任务。由于炼厂加工的是石蜡基原油，其汽油辛烷值(研究法)一般在89-90，勉强达到标准，若使烯烃含量大幅度下降，势必辛烷值无法满足要求。如何同时满足汽油中烯烃含量不超过35(v)％的要求，还保证辛烷值达到标准，就成为一个非常迫切而又非常困难的问题。
发明内容
本发明要解决的技术问题是提供一种有效的C4烃类催化转化的反应工艺方法，本发明在常规重油催化裂化装置或催化汽油辅助反应器改质技术的基础上，不需进行太大的改动，选择合适的回炼入口及结构，使C4烃类与高温催化裂化催化剂接触，并进行有效的催化转化反应，以增产芳烃和乙丙烯。
本发明是通过如下的技术方案实现的一种有效的C4烃类催化转化的工艺方法，将催化汽油改质辅助反应器的预提升段作为C4烃类催化转化反应器，再生后的高温催化剂通过斜管从再生器进入C4烃类催化转化反应器的底部与预热温度为40-300℃的C4烃类混合后在反应温度为400-650℃、催化剂与C4烃类重量比为2-100、催化剂活性为53-70、反应时间为2.0-100.0s或重量空速为0.1-100hr-1、反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、混合和催化转化反应，生成一部分芳烃和乙、丙烯；反应产物和催化剂一起提升与催化汽油馏分在反应温度为350-600℃、汽油原料预热温度为40-200℃、催化剂油料重量比为2-20，催化剂活性为55-65、反应时间为2.0-20.0s、反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应；反应油气与催化剂一起通过催化汽油改质辅助反应器，到其出口由高效气固快速分离装置将改质油气和催化剂分开，催化剂进入沉降器和汽提段，经过汽提蒸汽汽提后经过斜管进入再生器；反应油气离开沉降器后，进入油气分离系统。
一种有效的C4烃类催化转化的工艺方法，在催化汽油改质辅助反应器前单独设立一个C4烃类催化转化反应器，再生后的高温催化剂通过斜管从再生器进入C4烃类催化转化反应器的底部与预热温度为40-300℃的C4烃类混合后在反应温度为400-650℃、催化剂与C4烃类重量比为2-100、催化剂活性为53-70、反应时间为2.0-100.0s或重量空速为0.1-100hr-1、反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、混合和催化转化反应，生成一部分芳烃和乙、丙烯；反应产物和催化剂分离后通过管道进入催化汽油改质辅助反应器的沉降器，降温后的裂化催化剂进入催化汽油改质辅助反应器底部与催化汽油馏分在反应温度为350-600℃、汽油原料预热温度为40-200℃、催化剂油料重量比为2-20，催化剂活性为55-65、反应时间为2.0-20.0s、反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应；反应油气与催化剂一起通过催化汽油改质辅助反应器，到其出口由高效气固快速分离装置将改质油气和催化剂分开，催化剂进入沉降器和汽提段，经过汽提蒸汽汽提后经过斜管进入再生器；反应油气离开沉降器后，进入油气分离系统。
一种有效的C4烃类催化转化的工艺方法，将重油催化裂化的预提升段作为C4烃类催化转化反应器，再生后的高温催化剂通过斜管从再生器进入C4烃类催化转化反应器的底部与预热温度为40-300℃的C4烃类混合后在反应温度为400-650℃、催化剂与C4烃类重量比为2-100、催化剂活性为53-70、反应时间为2.0-100.0s或重量空速为0.1-100hr-1、反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、混合和催化转化反应，生成一部分芳烃和乙、丙烯；反应产物和催化剂一起提升与含有雾化蒸汽的重油原料混合，在反应温度为460-530℃，重油原料预热温度为160-250℃，催化剂油料重量比为5-8，催化剂活性为50-70，反应时间为2.5-3.0s，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，油气、水蒸汽与催化剂一起通过主提升管反应器，到提升管反应器出口由高效气固快速分离装置和沉降器顶旋将反应油气和催化剂分开，催化剂经过沉降器进入汽提段，经过汽提后进入再生器。反应油气离开沉降器进入分馏系统进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油、油浆的分离。
本发明的工艺技术的优点为利用催化裂化装置使C4烃类与高温裂化催化剂接触反应，在增产芳烃、乙烯和丙烯的同时，对催化汽油改质降烯烃过程则可以降低催化剂温度有利于改质降烯烃过程进行并最终实现催化汽油烯烃含量大幅降低、辛烷值没有太大损失的目的，对重油催化裂化反应过程可以提高气速、减少重油催化裂化过程反应时间以实现降低干气产率、增加液体收率的目的，同时还可以节约一部分汽提蒸汽。这一工艺技术不仅在现有水平上极大地提高了C4烃类的利用率，还对重油催化裂化过程和辅助流化催化过程的操作进行了适当的优化。
图1是本发明所述方法的流程图；图2是图1中辅助反应器形式改为提升管加湍动床形式的流程图；图3是图1中辅助反应器形式改为湍动床形式的流程图；图4是采用单独设立的C4烃类催化转化反应器的流程图；图5是图4中的辅助反应器改为提升管加湍动床形式的流程图；图6是图4中的辅助反应器改为湍动床形式的流程图；图7是在常规重油催化裂化装置的提升管预提升段中实现本发明方法的流程图；图8是在经过扩大内径改造的常规重油催化裂化装置预提升段内实现本发明方法的流程图；图9是在常规重油催化裂化装置提升管预提升段和催化汽油改质降烯烃辅助反应器中同时实现本发明方法的流程图；图10是图9中的辅助反应器形式改为提升管加湍动床形式的流程图；图11是图9中的辅助反应器形式改为湍动床形式的流程图；图12是在常规重油催化裂化装置提升管预提升段和单独设立的C4烃类催化转化反应器中同时对C4烃类进行催化改质的流程图；图13是图12中的辅助反应器改为提升管加湍动床形式的流程图；图14是图12中的辅助反应器改为湍动床形式的流程图；图15是在经过扩大内径改造的常规重油催化裂化装置提升管预提升段和催化汽油改质降烯烃辅助反应器预提升段中同时实现本发明方法的流程图；图16是图15中的辅助反应器改为提升管加湍动床形式的流程图；图17是图15中的辅助反应器改为湍动床形式的流程图；图18是在经过扩大内径改造的常规重油催化裂化装置提升管预提升段和单独设立的C4烃类催化转化反应器中同时实现本发明方法的流程图；图19是图18中的辅助反应器改为提升管加湍动床形式的流程图；图20是图18中的辅助反应器改为湍动床形式的流程图。
具体实施例方式
本发明的出发点是考虑到炼油工艺结构特点是绝对地以催化裂化工艺为主，几乎任何一个炼油企业都有催化裂化装置，同时，炼厂副产的大量C4烃类没有得到充分的利用，利用催化转化技术使C4烃类首先与高温裂化催化剂接触反应，在增产芳烃、乙烯和丙烯的同时，对催化汽油改质降烯烃过程则可以达到降低催化剂温度有利于该反应过程进行的目的，对重油催化裂化反应过程可以达到提高气速、减少重油催化裂化过程反应时间的目的，同时可以节约一部分预提升蒸汽。
本发明流程可见图1，简述如下在原催化裂化装置再生器103旁边设立用于催化汽油改质降烯烃的辅助提升管反应器113，再生后的高温催化剂通过斜管111从再生器103进入辅助提升管反应器113的预提升段底部，与预热温度为40-300℃的C4烃类120混合后在反应温度为400-650℃，催化剂与C4烃类重量比为2-100，催化剂活性为53-70，反应时间为2.0-100.0或重量空速为0.1-100hr-1，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、混合和催化转化反应，以增产芳烃和乙、丙烯。反应产物和催化剂一起提升与催化汽油馏分115在反应温度为350-600℃，汽油原料预热温度为40-200℃，催化剂油料重量比为2-20，催化剂活性为55-65，反应时间为2.0-20.0s，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，反应油气、水蒸汽与催化剂一起通过提升管反应器113，到其出口由高效气固快速分离装置116将改质油气和催化剂分开，催化剂进入沉降器117和汽提段118，经过汽提蒸汽119汽提后经过斜管112进入再生器103。反应油气121离开沉降器117后，进入油气分离系统。
本发明还包括1、图1中的辅助提升管反应器形式改为提升管加湍动床形式，由此可以得到图2的发明流程，简述如下在原催化裂化装置再生器203旁边设立用于催化汽油降烯烃改质的辅助流态化反应器213，再生后的高温催化剂通过斜管211从再生器203进入辅助流态化反应器213的底部，与预热温度为40-300℃的C4烃类220混合后在反应温度为400-650℃，催化剂与C4烃类重量比为2-100，催化剂活性为53-70，反应时间为2.0-100.0s或重量空速为0.1-100hr-1，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、混合和催化转化反应，以增产芳烃和乙、丙烯。反应产物和催化剂一起提升与催化汽油馏分215在反应温度为350-600℃，汽油原料预热温度为40-200℃，催化剂油料重量比为2-20，催化剂活性为55-65，提升管段的反应时间为1.0-20.0s，流化床部分的重量空速为1-1000h-1，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，反应油气、水蒸汽与催化剂一起通过提升管反应器213，到其出口由高效气固快速分离装置216将改质油气和催化剂分开，催化剂进入沉降器217和汽提段218，经过汽提蒸汽219汽提后经过斜管212进入再生器203。反应油气221离开沉降器217后，进入油气分离系统。
2、图1中的辅助提升管反应器形式改为湍动床形式，由此可以得到图3的发明流程，简述如下在原催化裂化装置再生器303旁边设立用于催化汽油改质降烯烃的辅助流态化反应器313，再生后的高温催化剂通过斜管311从再生器303进入辅助流态化反应器313的底部，与预热温度为40-300℃的C4烃类320混合后在反应温度为400-650℃，催化剂与C4烃类重量比为2-100，催化剂活性为53-70，反应时间为2.0-100.0s或重量空速为0.1-100hr-1，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、混合和催化转化反应，以增产芳烃和乙、丙烯。反应产物和催化剂一起到提升辅助流态化反应器313内形成反应床层316，催化剂提升管的上喷口在反应床层316的顶部，含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分317通过喷头进入辅助流态化反应器床层316的下部，与床层316中的催化剂进行接触、气化、混合和反应。在辅助流态化反应器313的反应床层316内，维持反应温度为350-600℃，原料预热温度为40-300℃，催化剂活性为50-70，湍动床重量空速为0.1-100hr-1，反应压力为0.1-0.4MPa。反应后的催化剂进入辅助流态化反应器313的汽提段318，与自汽提段318底部引入的汽提蒸汽319进行逆流接触，以汽提出催化剂夹带的油气。汽提后的催化剂由斜管312进入再生器303。反应后的油气进入辅助流态化反应器313的沉降段315，再进入顶部旋风分离器321与携带的催化剂进行分离，完全与催化剂分离的油气322离开辅助流态化反应器后，进入油气分离系统。
3、本发明还包括设立单独的C4烃类催化转化反应器对C4烃类进行转化，再将降温后的裂化催化剂引入催化汽油改质辅助反应器进行催化汽油的改质降烯烃反应，则可以得到图4的发明流程。简述如下在原催化裂化装置再生器403旁边设立专门的C4烃类催化转化反应器413和催化汽油改质降烯烃辅助提升管反应器415，再生后的高温催化剂首先通过斜管411从再生器403进入反应器413的底部，与预热温度为40-300℃的C4烃类412混合后在反应温度为400-650℃，催化剂与C4烃类重量比为2-100，催化剂活性为53-70，反应时间为2.0-100.0s或重量空速为0.1-100hr-1，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、混合和催化转化反应，以增产芳烃和乙、丙烯。反应油气通过管路423进入辅助提升管反应器的沉降器419，催化剂则通过斜管414进入辅助提升管反应器415的底部与预提升蒸汽416混合后向上提升与催化裂化汽油馏分417在反应温度为350-600℃，汽油原料预热温度为40-200℃，催化剂油料重量比为2-20，催化剂活性为55-65，反应时间为2.0-20.0s，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，反应油气、水蒸汽与催化剂一起通过提升管反应器415，到其出口由高效气固快速分离装置418将改质油气和催化剂分开，催化剂进入沉降器419和汽提段420，经过汽提蒸汽421汽提后经过斜管422进入再生器403。反应油气424离开沉降器419后，进入油气分离系统。
4、图4中的专门的C4烃类催化转化反应器形式改为提升管加湍动床形式，由此可以得到图5的发明流程。简述如下在原催化裂化装置再生器503旁边设立专门的C4烃类催化转化反应器513和催化汽油改质降烯烃辅助反应器515，再生后的高温催化剂首先通过斜管511从再生器503进入反应器513的底部，与预热温度为40-300℃的C4烃类512混合后在反应温度为400-650℃，催化剂与C4烃类重量比为2-100，催化剂活性为53-70，反应时间为2.0-100.0s或重量空速为0.1-100hr-1，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、混合和催化转化反应，以增产芳烃和乙、丙烯。反应油气通过管路522进入辅助提升管反应器的沉降器524，催化剂则通过斜管514进入辅助流态化反应器515的底部与预提升蒸汽516混合后向上提升与含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分517在反应温度为350-600℃，汽油原料预热温度为40-200℃，催化剂油料重量比为2-20，催化剂活性为55-65，提升管段的反应时间为1.0-20.0s，流化床重量空速为1-1000h-1，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，反应油气、水蒸汽与催化剂一起通过提升管反应器515，到其出口由高效气固快速分离装置519将改质油气和催化剂分开，催化剂进入沉降器524和汽提段518，经过汽提蒸汽520汽提后经过斜管521进入再生器503。反应油气523离开沉降器524后，进入油气分离系统。
5、图4中的专门的C4烃类催化转化反应器改为湍动床形式，由此可以得到图6的发明流程，简述如下在原催化裂化装置再生器603旁边设立专门的C4烃类催化转化反应器613和催化汽油改质降烯烃辅助流态化反应器615，再生后的高温催化剂首先通过斜管611从再生器603进入反应器613的底部，与预热温度为40-300℃的C4烃类612混合后在反应温度为400-650℃，催化剂与C4烃类重量比为2-100，催化剂活性为53-70，反应时间为2.0-100.0s或重量空速为0.1-100hr-1，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、混合和催化转化反应，以增产芳烃和乙、丙烯。反应油气通过管路622进入辅助流态化反应器的沉降段625，催化剂则通过斜管614进入辅助流态化反应器615的底部与预提升蒸汽616混合后提升到辅助流态化反应器615内形成反应床层620，催化剂提升管的上喷口在反应床层620的顶部，含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分617通过喷头进入辅助流态化反应器床层620的下部，与床层620中的催化剂进行接触、气化、混合和反应。在辅助流态化反应器615的反应床层620内，维持反应温度为350-600℃，原料预热温度为40-300℃，催化剂活性为50-70，湍动床重量空速为1-1000hr-1，反应压力为0.1-0.4MPa。反应后的催化剂进入辅助流态化反应器615的汽提段618，与自汽提段618底部引入的汽提蒸汽619进行逆流接触，以汽提出催化剂夹带的油气。汽提后的催化剂由斜管621进入再生器603。反应后的油气进入辅助流态化反应器615的沉降段625，再进入顶部旋风分离器623与携带的催化剂进行分离，完全与催化剂分离的油气624离开辅助流态化反应器后，进入油气分离系统。
本发明如果在常规重油催化裂化装置的提升管预提升段中实现，将包括两种情况1、图7所示的发明流程，简述如下预热温度为40-300℃的C4烃类711从底部进入提升管反应器702的预提升段与由水蒸汽704提升的来自再生器703的高温再生剂705混合后，在反应温度为400-650℃，催化剂与C4烃类重量比为2-100，催化剂活性为53-70，反应时间为2.0-100.0s或重量空速为0.1-100hr-1，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、混合和催化转化反应，以增产芳烃和乙、丙烯。反应产物和催化剂一起提升与含有雾化蒸汽的重油原料701混合，在反应温度为460-530℃，重油原料预热温度为160-250℃，催化剂油料重量比为5-8，催化剂活性为50-70，反应时间为2.5-3.0s，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，油气、水蒸汽与催化剂一起通过提升管反应器702，到提升管反应器702出口由高效气固快速分离装置706和沉降器顶旋707将反应油气710和催化剂分开，催化剂经过沉降器708进入汽提段709，经过汽提后进入再生器703。反应油气710离开沉降器708进入分馏系统进行富气、汽油、柴油、回炼油、油浆的分离。
2、图8所示的发明流程是在经过扩大内径改造的预提升段内实现的，简述如下预热温度为40-300℃的C4烃类811从底部首先进入主提升管反应器802底部的扩大段812底部，与来自再生器803的高温再生剂805在反应温度为400-650℃，催化剂与C4烃类重量比为2-100，催化剂活性为53-70，反应时间为2.0-100.0s或重量空速为0.1-100hr-1，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、混合和催化转化反应，以增产芳烃和乙、丙烯。其后，反应产物和催化剂一起向上流动，进入主提升管反应器802中与含有雾化蒸汽的重油原料801混合，在反应温度为460-530℃，重油原料预热温度为160-250℃，催化剂油料重量比为5-8，催化剂活性为50-70，反应时间为2.5-3.0s，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，油气、水蒸汽与催化剂一起通过提升管反应器802，到提升管反应器802出口由高效气固快速分离装置806和沉降器顶旋807将反应油气810和催化剂分开，催化剂经过沉降器808进入汽提段809，经过汽提后进入再生器803。反应油气810离开沉降器808进入分馏系统进行富气、粗汽油、柴油、回炼油、油浆的分离。
本发明如果同时将C4烃类在重油催化裂化反应器和催化汽油改质降烯烃辅助流态化反应器中反应，则还包括以下的反应形式1、如果在常规重油催化裂化提升管反应器预提升段和催化汽油改质降烯烃辅助反应器的预提升段中同时实现，可得到图9的发明流程，详细可见对图7和图1的描述；2、图9中的辅助反应器形式改为提升管加湍动床形式，可得到图10的发明流程，详细可见对图7和图2的描述；3、图9中的辅助反应器形式改为湍动床形式，可得到图11的发明流程，详细可见对图7和图3的描述；4、如果在常规重油催化裂化装置提升管预提升段和单独设立的C4烃类催化转化反应器中同时对C4烃类进行催化改质，再将经过单独设立的C4烃类催化转化反应器降温后的催化剂引入催化汽油改质降烯烃辅助反应器进行反应，可得到图12的发明流程，详细可见对图7和图4的描述；5、图12中的辅助反应器形式改为提升管加湍动床形式，可得到图13的发明流程，详细可见对图7和图5的描述；6、图12中的辅助反应器形式改为湍动床形式，可得到图14的发明流程，详细可见对图7和图6的描述；7、如果在经过扩大内径改造的常规重油催化裂化装置提升管预提升段和催化汽油改质降烯烃辅助反应器预提升段中同时实现C4烃类的催化改质，可得到图15的发明流程，详细可见对图8和图1的描述；
8、图15中的辅助反应器形式改为提升管加湍动床形式，可得到图16的发明流程，详细可见对图8和图2的描述；9、图15中的辅助反应器形式改为湍动床形式，可得到图17的发明流程，详细可见对图8和图3的描述；10、如果在经过扩大内径改造的常规重油催化裂化装置提升管预提升段和单独设立的C4烃类催化转化反应器中同时实现对C4烃类进行催化改质，再将经过单独设立的C4烃类催化转化反应器降温后的催化剂引入催化汽油改质降烯烃辅助提升管反应器进行反应，可得到图18的发明流程，详细可见对图8和图4的描述；11、图18中的辅助反应器形式改为提升管加湍动床形式，可得到图19的发明流程，详细可见对图8和图5的描述；12、图18中的辅助反应器形式改为湍动床形式，可得到图20的发明流程，详细可见对图8和图6的描述。
本发明所用的催化剂可以是适用于催化裂化过程的任何催化剂，即催化裂化汽油改质反应由原重油催化裂化装置催化剂实现。例如，无定型硅铝催化剂或分子筛催化剂，其中，分子筛催化剂的活性组分选自含或不含稀土或磷的Y型或HY型沸石、含或不含稀土或磷的超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石或具有五元环结构的高硅沸石、β沸石、镁碱沸石中的一种或多种。
最后所应说明的是以上实施例仅用以说明而非限制本发明的技术方案，尽管参照上述实施例对本发明进行了详细说明，本领域的普通技术人员应当理解依然可以对本发明进行修改或者等同替换，而不脱离本发明的精神和范围的任何修改或局部替换，其均应涵盖在本发明的权利要求范围当中。
权利要求
1.一种有效的C4烃类催化转化的工艺方法，其特征在于将催化汽油改质辅助反应器的预提升段或者重油催化裂化的预提升段作为C4烃类催化转化反应器，或者是在催化汽油改质辅助反应器前单独设立一个C4烃类催化转化反应器，再生后的高温催化剂通过斜管从再生器进入C4烃类催化转化反应器的底部与预热温度为40-300℃的C4烃类混合后在反应温度为400-650℃、催化剂与C4烃类重量比为2-100、催化剂活性为53-70、反应时间为2.0-100.0s或重量空速为0.1-100hr-1、反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、混合和催化转化反应，以增产芳烃和乙、丙烯。
2.根据权利要求1所述的C4烃类催化转化的工艺方法，其特征在于所述C4烃类以40-300℃的预热温度从底部进入的C4烃类催化转化反应器时，可以是催化汽油改质辅助反应器的提升管预提升段；或者是单独设在催化汽油改质辅助反应器前的专门C4烃类催化转化反应器；也可以是重油催化裂化提升管预提升段，其中又可以是原提升管预提升段，又可以是在预提升段处增设内径扩大的反应区。
3.根据权利要求1所述的C4烃类催化转化的工艺方法，其特征在于将催化汽油改质辅助反应器的预提升段作为C4烃类催化转化反应器，其反应产物和催化剂一起提升与催化汽油馏分在反应温度为350-600℃、汽油原料预热温度为40-200℃、催化剂油料重量比为2-20，催化剂活性为55-65、反应时间为2.0-20.0s、反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应；反应油气与催化剂一起通过催化汽油改质辅助反应器，到其出口由高效气固快速分离装置将改质油气和催化剂分开，催化剂进入沉降器和汽提段，经过汽提蒸汽汽提后经过斜管进入再生器；反应油气离开沉降器后，进入油气分离系统。
4.根据权利要求1或3所述的C4烃类催化转化的工艺方法，其特征在于所述催化汽油改质辅助反应器是辅助提升管反应器形式，并改为提升管加湍动床形式或者湍动床形式。
5.根据权利要求1所述的C4烃类催化转化的工艺方法，其特征在于用单独设在催化汽油改质辅助反应器前的专门C4烃类催化转化反应器对C4烃类进行催化转化后，将降温后的裂化催化剂引入催化汽油改质辅助反应器进行催化汽油的改质降烯烃反应，反应产物直接引入催化汽油改质辅助反应器沉降器。
6.根据权利要求1所述的C4烃类催化转化的工艺方法，其特征在于将重油催化裂化提升管的预提升段或在预提升段处增设内径扩大的反应区作为C4烃类催化转化反应器，其反应产物和催化剂一起提升与含有雾化蒸汽的重油原料混合，在反应温度为460-530℃，重油原料预热温度为160-250℃，催化剂油料重量比为5-8，催化剂活性为50-70，反应时间为2.5-3.0s，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，油气、水蒸汽与催化剂一起通过主提升管反应器，到提升管反应器出口由高效气固快速分离装置和沉降器顶旋将反应油气和催化剂分开，催化剂经过沉降器进入汽提段，经过汽提后进入再生器。反应油气离开沉降器进入分馏系统进行分离。
7.根据权利要求1所述的C4烃类催化转化的工艺方法，其特征在于可以同时将催化汽油改质辅助反应器的预提升段和重油催化裂化的预提升段都作为C4烃类催化转化反应器来对C4烃类进行催化转化反应，以增产芳烃和乙、丙烯。
8.根据权利要求1所述的C4烃类催化转化的工艺方法，其特征在于可以同时将重油催化裂化的预提升段和在催化汽油改质辅助反应器前单独设立的C4烃类催化转化反应器都作为C4烃类催化转化反应器来对C4烃类进行催化转化反应，以增产芳烃和乙、丙烯。
9.根据权利要求1所述的C4烃类催化转化的工艺方法，其特征在于所用的催化剂可以是无定型硅铝催化剂或分子筛催化剂。
全文摘要
本发明提供一种有效的C4烃类催化转化的工艺方法，将催化汽油改质辅助反应器的预提升段或者重油催化裂化的预提升段作为C4烃类催化转化反应器，或者是在催化汽油改质辅助反应器前单独设立一个C4烃类催化转化反应器，C4烃类从底部进入C4烃类催化转化反应器后，与来自再生器的高温催化剂在反应温度为一定条件下进行接触、混合和催化转化反应，生成一部分芳烃和乙、丙烯；反应产物和催化剂进入催化汽油改质辅助反应器或者重油裂化主提升管反应器，本发明可以在增产芳烃、乙/丙烯的同时，通过降低催化剂温度而有利于减少催化汽油改质过程的损失，或通过减少重油催化裂化过程反应时间而降低干气产率。
文档编号C10G63/00GK1624082SQ20031011545
公开日2005年6月8日 申请日期2003年12月2日 优先权日2003年12月2日
发明者高金森, 徐春明, 曹斌, 卢春喜, 白跃华 申请人:石油大学(北京)