一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法發(fā)明內(nèi)容

一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法專利目的

《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》要解決的技術(shù)問題是提供一種生產(chǎn)丙烯和芳烴的催化轉(zhuǎn)化方法，該方法具有較高的丙烯產(chǎn)率和輕芳烴產(chǎn)率。《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》要解決的另外技術(shù)問題是提供一種用于上述方法的催化裂化裝置 。

一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法轉(zhuǎn)化方法

《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》提供一種烴類催化轉(zhuǎn)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(yīng)器接觸進(jìn)行催化裂化反應(yīng)，然后分離積炭催化劑和油氣產(chǎn)物，油氣產(chǎn)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(zhì)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(yīng)器接觸進(jìn)行催化裂化反應(yīng)；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(yīng)器反應(yīng)后的催化劑和油氣產(chǎn)物引入第三反應(yīng)器進(jìn)行反應(yīng)，反應(yīng)后的油氣產(chǎn)物經(jīng)沉降器引入分餾裝置進(jìn)行分餾。

《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》還提供一種用于上述方法的催化裂化裝置，該催化裂化裝置包括兩個(gè)提升管反應(yīng)器、氣固快分裝置、流化床反應(yīng)器、沉降器和汽提器，其中所述汽提器位于所述流化床反應(yīng)器的下方，一個(gè)提升管反應(yīng)器的出口和所述流化床反應(yīng)器的任意位置連通，并與另外一個(gè)提升管反應(yīng)器并列布置，流化床反應(yīng)器與沉降器的器壁之間設(shè)有擋板（或稱為流化床反應(yīng)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(nèi)為流化床反應(yīng)器的床層 。

一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法改善效果

《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》提供的催化轉(zhuǎn)化方法，通過對(duì)催化流程和催化條件的優(yōu)化并配以相應(yīng)的催化劑，達(dá)到增產(chǎn)丙烯和輕芳烴的目的，原料油適用范圍廣，可以同時(shí)使用多種原料油，工藝靈活度高。與現(xiàn)有的烴類催化轉(zhuǎn)化相比，《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》提供的烴類催化轉(zhuǎn)化方法，重油轉(zhuǎn)化率更高，具有更高的低碳烯烴特別是丙烯產(chǎn)率，并且具有較高的輕芳烴產(chǎn)率和較低的干氣產(chǎn)率，能耗低，所得到的柴油的質(zhì)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(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》提供的催化裂化反應(yīng)裝置，結(jié)構(gòu)簡單，工藝靈活度高，催化劑利用效率高，而且能耗降低，環(huán)境負(fù)荷也降低?？梢员苊獾谝环磻?yīng)器的催化劑進(jìn)入第三反應(yīng)器，避免汽提油氣進(jìn)入第三反應(yīng)器，有利于提高丙烯產(chǎn)率和BTX產(chǎn)率。并且，通過控制汽提器催化劑出口閥門，可以使流化床反應(yīng)器壁與沉降器壁之間的空間作為第四反應(yīng)器，轉(zhuǎn)化汽提油氣中的烴，有利于提高重油轉(zhuǎn)化率和輕質(zhì)產(chǎn)品產(chǎn)率。

《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》上下文中，除非有特殊的說明，術(shù)語“低碳烯烴”均指C2～C4烯烴、“輕質(zhì)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(shù)為4，依此類推 。

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主要來源于輕烴重整工藝和蒸汽熱裂解工藝，低碳烯烴主要來源于天然氣、輕質(zhì)石油烴類蒸汽熱裂解和烴油催化裂化。然而由于原油日漸重質(zhì)化，輕烴原料缺乏日益嚴(yán)重，因此以重油為原料生產(chǎn)低碳烯烴和輕芳烴的技術(shù)路線逐漸受到重視。

US5670037公開了一種制取低碳烯烴的烴類催化轉(zhuǎn)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(dòng)床反應(yīng)器內(nèi)使用固體酸催化劑進(jìn)行催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)，溫度480-680℃，壓力0.12-0.40兆帕，反應(yīng)時(shí)間在0.1-6秒，劑油比4-12，反應(yīng)后的催化劑經(jīng)燒焦再生后返回反應(yīng)器內(nèi)循環(huán)使用。

US6791002公開了一種用于烴類裂化的提升管反應(yīng)器系統(tǒng)，通過控制不同組分的裂化反應(yīng)溫度和時(shí)間，提高低碳烯烴的產(chǎn)率。

US2002/0003103A1公開了一種增加丙烯產(chǎn)率的催化裂化工藝。該工藝將至少部分汽油產(chǎn)物引入第二個(gè)提升管內(nèi)重新進(jìn)行裂化反應(yīng)，并且所采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(jī)粘結(jié)劑組分。其中的無機(jī)粘結(jié)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采用雙提提升管反應(yīng)器裂化不同性質(zhì)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(shí)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(shí)間1～5秒的條件下裂化。兩根提升管末端進(jìn)入同一個(gè)沉降器中，且共用后續(xù)分餾系統(tǒng)。

CN1299403A公開了一種由重質(zhì)烴原料選擇性生產(chǎn)C2～C4烯烴的兩段催化裂化方法。該方法包括：在常規(guī)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(yīng)段中將重質(zhì)原料轉(zhuǎn)化成較低沸點(diǎn)產(chǎn)物。將所生成的較低沸點(diǎn)產(chǎn)物中的石腦油餾分進(jìn)入由反應(yīng)區(qū)、汽提區(qū)、催化劑再生區(qū)和分餾區(qū)組成的第二反應(yīng)段中，在500～600℃溫度下與含約10～50重％平均孔徑小于約0.7納米的沸石催化劑接觸形成裂化產(chǎn)物。

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

WO03059502公開了一種在具有兩個(gè)不同直徑反應(yīng)區(qū)的提升管反應(yīng)器中，將重質(zhì)原料高選擇性轉(zhuǎn)化為低碳烯烴的方法。

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

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

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

其中：

1-第一原料裂化提升管反應(yīng)器（第一反應(yīng)器），

11-向提升管反應(yīng)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(yīng)器1的原料油進(jìn)料噴嘴，

14-提升管反應(yīng)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(yīng)器（第二反應(yīng)器），

21-提升管反應(yīng)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(yīng)器2的原料油進(jìn)料噴嘴，

24-提升管反應(yīng)器2出口分布器。

3-流化床反應(yīng)器（第三反應(yīng)器），

31-流化床反應(yīng)器3的擋板。

4-沉降器，

41-一級(jí)旋風(fēng)分離器，

42-二級(jí)旋風(fēng)分離器。

5-汽提器，

51-汽提器5內(nèi)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(yīng)器擋板與汽提器器壁間形成的空隙。

《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》涉及一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的方法 。

1.一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)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(yīng)器接觸進(jìn)行催化裂化反應(yīng)，然后分離積炭催化劑和油氣產(chǎn)物，油氣產(chǎn)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(zhì)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(yīng)器接觸進(jìn)行催化裂化反應(yīng)；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(yīng)器反應(yīng)后的催化劑和油氣產(chǎn)物引入第三反應(yīng)器進(jìn)行反應(yīng)，反應(yīng)后的油氣產(chǎn)物經(jīng)沉降器引入分餾裝置進(jìn)行分餾。

2.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，第一反應(yīng)器的反應(yīng)溫度為450～550℃，劑油比為4～15，反應(yīng)時(shí)間為0.1～5秒；第二反應(yīng)器的反應(yīng)溫度為530～650℃，劑油比為15～50，反應(yīng)時(shí)間為0.1～4秒；第三反應(yīng)器的反應(yīng)溫度為480-620℃，重時(shí)空速為0.2-30h^-1。

3.按照權(quán)利要求2所述的方法，其特征在于，第一反應(yīng)器的反應(yīng)溫度為480～530℃，反應(yīng)時(shí)間為1～4秒。

4.按照權(quán)利要求2或3所述的方法，其特征在于，所述第三反應(yīng)器的反應(yīng)溫度為500～610℃，重時(shí)空速為0.5～20h^-1。

5.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，所述重質(zhì)烴類選自柴油、加氫尾油、減壓瓦斯油、原油、渣油、煤液化油、油砂油和頁巖油中的一種或幾種。

6.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，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(jīng)加氫反應(yīng)脫除其中二烯烴和炔烴后引入第二反應(yīng)器。

7.按照權(quán)利要求6所述的方法，其特征在于，所述第二原料包括該烴類催化轉(zhuǎn)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(quán)利要求1、6或7所述的方法，其特征在于，所述C4烴餾分中烯烴含量不低于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于30℃～85℃之間。

9.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，所述的第一反應(yīng)器為提升管反應(yīng)器，所述的第二反應(yīng)器為提升管反應(yīng)器，所述的第三反應(yīng)器為流化床反應(yīng)器。

10.按照權(quán)利要求1或9所述的方法，其特征在于，還包括第四反應(yīng)器，離開第三反應(yīng)器的催化劑引入第四反應(yīng)器，與引入第四反應(yīng)器的汽提油氣接觸反應(yīng)后引入汽提器汽提；反應(yīng)后的油氣經(jīng)沉降器引入分餾裝置分餾，第四反應(yīng)器為床層反應(yīng)器。

11.按照權(quán)利要求10所述的方法，其特征在于，第四反應(yīng)器中還引入餾程在140～230℃之間的汽油餾分。

12.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，第一反應(yīng)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(yīng)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?dú)庵械囊环N或幾種。

13.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，以催化劑的總重量為基準(zhǔn)，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(jī)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(zhǔn)，所述沸石混合物中含有1～75重量％的磷和過渡金屬M(fèi)改性的β沸石、25～99重量％的具有MFI結(jié)構(gòu)的沸石，所述的過渡金屬M(fèi)選自Fe、Co、Ni和Cu中的一種或幾種。

14.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，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，得到精制汽油；然后將精制汽油進(jìn)行溶劑抽提，得到苯、甲苯、二甲苯的步驟。

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

16.按照權(quán)利要求15所述的催化裂化裝置，其特征在于，所述沉降器（4）與所述流化床反應(yīng)器（3）同軸，并位于所述流化床反應(yīng)器的正上方；所述汽提器（5）與所述流化床反應(yīng)器（3）同軸，并位于所述流化床反應(yīng)器的正下方；提升管反應(yīng)器（1）位于所述汽提器的外部，提升管反應(yīng)器（2）穿過所述汽提器（5）的內(nèi)部而伸入所述流化床反應(yīng)器的底部；所述提升管反應(yīng)器（1）選自等直徑的圓管、錐臺(tái)形筒體或1-6段直徑不同的直筒體通過變徑段連接而成的組合體的至少任一種；所述提升管反應(yīng)器（2）選自等直徑的圓管、錐臺(tái)形筒體或1-6段直徑不同的與直筒體通過變徑段連接而成的組合體的至少任一種；所述流化床反應(yīng)器（3）選自等直徑的筒體、錐臺(tái)形筒體或1-6段直徑不同的直筒體通過變徑段連接而成的組合體的至少任一種 。

《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》提供的生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)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(yīng)器接觸進(jìn)行催化裂化反應(yīng)，反應(yīng)后形成包括積炭催化劑和油氣產(chǎn)物的物流，然后將積炭催化劑和油氣產(chǎn)物分離，油氣產(chǎn)物引入分餾裝置分餾，積炭催化劑引入汽提器進(jìn)行汽提后引入再生器再生。所述的第一反應(yīng)器可以是提升管反應(yīng)器、流化床反應(yīng)器、下行式輸送線反應(yīng)器或由多個(gè)上述反應(yīng)器經(jīng)過串聯(lián)和/或并聯(lián)組成的復(fù)合反應(yīng)器，所述的反應(yīng)器可以根據(jù)需要分成兩個(gè)或兩個(gè)以上的反應(yīng)區(qū)。所述的第一反應(yīng)器優(yōu)選為提升管反應(yīng)器，所述提升管反應(yīng)器為等直徑提升管反應(yīng)器、等線速提升管反應(yīng)器和變直徑提升管反應(yīng)器中的一種或幾種?！兑环N生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》所述的烴類轉(zhuǎn)化方法中可以包括一個(gè)或多個(gè)第一反應(yīng)器。第一反應(yīng)器的反應(yīng)溫度為450～550℃（反應(yīng)器的出口溫度），優(yōu)選為480～530℃；劑油比（引入第一反應(yīng)器的催化劑與第一原料的重量比）為4～15；反應(yīng)時(shí)間為0.1～5秒，優(yōu)選為1～4秒，反應(yīng)區(qū)的絕壓為0.15～0.30兆帕（出口壓力），優(yōu)選為0.18～0.28兆帕。步驟（1）中所述的第一反應(yīng)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?dú)庵械囊环N或幾種，稀釋劑與第一原料的重量比為0.01-2∶1，優(yōu)選0.05-0.20∶1。所述稀釋劑優(yōu)選為水蒸氣。

《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》提供的生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法中，所述的第二反應(yīng)器可以是提升管反應(yīng)器、流化床反應(yīng)器、下行式輸送線反應(yīng)器或由多個(gè)上述反應(yīng)器經(jīng)過串聯(lián)和/或并聯(lián)組成的復(fù)合反應(yīng)器，其中的每個(gè)反應(yīng)器可以根據(jù)需要分成兩個(gè)或兩個(gè)以上的反應(yīng)區(qū)。優(yōu)選的第二反應(yīng)器為提升管反應(yīng)器，可以是一個(gè)提升管反應(yīng)器，也可以是多個(gè)提升管反應(yīng)器并聯(lián)或串聯(lián)，所述提升管反應(yīng)器為等直徑提升管反應(yīng)器、等線速提升管反應(yīng)器和變直徑提升管反應(yīng)器中的一種或幾種?！兑环N生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》所述的烴類轉(zhuǎn)化方法中可以包括一個(gè)或多個(gè)第二反應(yīng)器。第二反應(yīng)器的反應(yīng)溫度為530～650℃（出口溫度），優(yōu)選為550～640℃；劑油比（引入第二反應(yīng)器的催化劑與第二原料的重量比）為15～50；反應(yīng)時(shí)間為0.1～4秒；第二反應(yīng)器反應(yīng)區(qū)的絕壓為0.15～0.30兆帕（出口壓力）。

《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》提供的生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法中，所述的第三反應(yīng)器優(yōu)選為流化床反應(yīng)器，可以是一個(gè)或者是多個(gè)并聯(lián)或串聯(lián)的流化床反應(yīng)器；所述流化床反應(yīng)器選自固定流化床反應(yīng)器、散式流化床反應(yīng)器、鼓泡床反應(yīng)器、湍動(dòng)床反應(yīng)器、快速床反應(yīng)器、輸送床反應(yīng)器和密相流化床反應(yīng)器中的一種或幾種。所述第三反應(yīng)器的反應(yīng)溫度為480-620℃（油氣出口溫度），優(yōu)選為500～610℃；重時(shí)空速為0.2-30h^-1，優(yōu)選為0.5～20h^-1；反應(yīng)區(qū)的絕壓為0.15-0.30兆帕。

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

《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》提供的生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)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(diǎn)不超過85℃，優(yōu)選為70～85℃。所述的第二原料優(yōu)選含有輕質(zhì)烯烴，所述的輕汽油餾分優(yōu)選包含30～90重量％烯烴，更優(yōu)選其烯烴重量含量不低于35重量％，更進(jìn)一步優(yōu)選不低于50重量％；所述的C4烴餾分優(yōu)選含有不低于35重量％的C4烯烴，更優(yōu)選含有不低于50重量％的C4烯烴。第二原料與第一原料的重量比優(yōu)選為5～35∶100，更優(yōu)選為10～30∶100。該輕汽油餾分和C4餾分可以是《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》方法的分餾裝置所得到的輕汽油餾分和C4餾分，也可以來自于其它裂化裝置，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餾分可以來自于催化裂化、蒸汽裂解、焦化、MTO產(chǎn)生的C4餾分。優(yōu)選所述第二原料包括《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》方法分餾系統(tǒng)分餾得到的輕汽油餾分和C4餾分。

《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》提供的生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法中，步驟（1）得到的油氣產(chǎn)物和步驟（3）得到的油氣產(chǎn)物優(yōu)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(yīng)器作為第二原料進(jìn)行催化裂化反應(yīng)。當(dāng)所述的第二原料中含二烯烴或炔烴時(shí)例如當(dāng)將裂化輕汽油和裂化C4烴作為第二原料時(shí)，所述的第二原料優(yōu)選經(jīng)過選擇性加氫除去其中的二烯烴和炔烴后再引入第二反應(yīng)器進(jìn)行反應(yīng)，所述的選擇性加氫為現(xiàn)有技術(shù)，例如可采用專利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后的汽油餾分例如餾程處于30℃至85℃之間的輕汽油餾分、C4烴餾分在反應(yīng)溫度20-90℃，反應(yīng)壓力0.2^-1兆帕，氫氣和烯烴的摩爾比為1∶1～5∶1下，在含鎳催化劑上與氫氣接觸反應(yīng)。

《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》提供的生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法中，第一反應(yīng)器反應(yīng)后的積炭催化劑引入汽提器進(jìn)行汽提，經(jīng)再生后循環(huán)使用。汽提得到的油氣引入沉降器或經(jīng)第四反應(yīng)器反應(yīng)后引入沉降器，優(yōu)選先引入第四反應(yīng)器，與引入其中的來自第三反應(yīng)器催化劑接觸后再引入沉降器。所述汽提可以按照現(xiàn)有汽提方法進(jìn)行，所用的汽提介質(zhì)優(yōu)選水蒸氣；汽提水蒸氣與催化劑的重量比優(yōu)選為0.005-0.10∶1。

《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》提供的生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法中，步驟（3）中離開第三反應(yīng)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(yīng)器然后再引入汽提器，優(yōu)選先引入第四反應(yīng)器，與來自汽提器的汽提油氣接觸反應(yīng)后再引入汽提器汽提；離開第四反應(yīng)器的油氣進(jìn)入沉降器與第三反應(yīng)器的油氣混合后進(jìn)分餾裝置。汽提油氣與來自第三反應(yīng)器的催化劑在第四反應(yīng)器接觸，可以進(jìn)一步轉(zhuǎn)化汽提油氣中的烴油，提高轉(zhuǎn)化率，增加輕質(zhì)產(chǎn)物例如丙烯的收率。第四反應(yīng)器優(yōu)選為流化床反應(yīng)器。對(duì)第四反應(yīng)器的反應(yīng)條件沒有特殊要求，應(yīng)能夠使汽提油氣與催化劑接觸發(fā)生裂化反應(yīng)，優(yōu)選的反應(yīng)條件為：反應(yīng)溫度（出口）優(yōu)選為470-640℃，更優(yōu)選為480-600℃；以水蒸氣計(jì)，第四反應(yīng)器的重時(shí)空速為0.01～10h^-1（水蒸氣重量流量與第四反應(yīng)器中催化劑重量之比），優(yōu)選為0.05～2h-1，更優(yōu)選為0.05～1h-1。優(yōu)選《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》油氣分離系統(tǒng)得到的餾程為140～230℃之間的重汽油餾分引入第四反應(yīng)器，可以進(jìn)一步增加輕芳烴和丙烯的產(chǎn)率；所述重汽油餾分的初餾點(diǎn)優(yōu)選為140～150℃、終餾點(diǎn)優(yōu)選為190～230℃；所述重汽油餾分與第一原料的重量比優(yōu)選不超過20∶100，更優(yōu)選不超過10∶100。

《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》提供的生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)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(yōu)選，以裂化催化劑的總重量為基準(zhǔn)，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(jī)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(zhǔn)，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(jié)構(gòu)的沸石。優(yōu)選，以所述裂化催化劑的總重量為基準(zhǔn)，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(jī)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(fèi)改性的β沸石，可以采用各種現(xiàn)有方法進(jìn)行制備，比如在合成β沸石的過程中引入磷和所述過渡金屬M(fèi)，或者在合成β沸石后采用銨交換、磷改性、過渡金屬M(fèi)改性及焙燒處理等步驟來引入磷和所述過渡金屬M(fèi)。所述的過渡金屬M(fèi)選自Fe、Co、Ni和Cu中的一種或幾種，更優(yōu)選為Fe和/或Cu。所述具有MFI結(jié)構(gòu)的沸石為具有pentasil結(jié)構(gòu)的高硅沸石，選自ZSM-5和ZRP系列沸石中的一種或幾種，優(yōu)選的具有MFI結(jié)構(gòu)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）、含磷和堿土金屬的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(jié)構(gòu)的沸石可以采用市售品，也可以采用該領(lǐng)域公知的各種方法進(jìn)行制備，在此不贅述。所述的耐熱無機(jī)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(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》提供的生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法中，還可包括將所得到的催化裂化的汽油全餾分或?qū)⑵淝懈詈蟮酿s程在70～150℃之間優(yōu)選85～140℃之間的汽油餾分（富含芳烴的汽油組分）加氫精制得到精制汽油；然后將精制汽油進(jìn)行溶劑抽提，得到苯、甲苯、二甲苯的步驟。所述加氫精制可采用現(xiàn)有技術(shù)，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(yīng)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(yīng)，飽和其中的烯烴、二烯烴和炔烴，同時(shí)脫除硫氮等雜質(zhì)，得到精制汽油。所述加氫催化劑可以是負(fù)載在氧化鋁和/或無定型硅鋁上的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(yōu)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族金屬和余量氧化鋁和/或無定型硅鋁載體構(gòu)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(xiàn)有技術(shù)，可參見專利CN1393507A、CN1258717A，包括將加氫精制得到的精制汽油與溶劑接觸，在溫度80～120℃，溶劑與精制汽油之間的體積比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(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-甲酰基嗎啉醚中一種或一種以上的混合溶劑，溶劑回收后循環(huán)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(yīng)器進(jìn)行裂化反應(yīng)例如可以引入第一反應(yīng)器、第二反應(yīng)器、第三反應(yīng)器或第四反應(yīng)器進(jìn)行裂化反應(yīng)，還可以用于調(diào)和汽油。

《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》提供的催化裂化裝置包括第一和第二提升管反應(yīng)器、汽提器、沉降器，所述汽提器位于所述第三反應(yīng)器的下方，第二提升管反應(yīng)器的出口和所述流化床反應(yīng)器的下部任意位置連通，且所述第三反應(yīng)器的油氣出口與所述沉降器內(nèi)的氣固分離設(shè)備的入口連通。汽提器位于第三反應(yīng)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(yīng)器的催化劑可以在流化床反應(yīng)器（第三反應(yīng)器）與沉降器壁之間的空隙逆流接觸進(jìn)一步反應(yīng)。流化床反應(yīng)器和汽提器均與沉降器連通。優(yōu)選，沉降器與流化床反應(yīng)器同軸，并位于所述第三反應(yīng)器的上方；汽提器與所述第三反應(yīng)器同軸，并位于所述第三反應(yīng)器的下方。其中，第一和第二提升管反應(yīng)器均選自等直徑的圓管、錐臺(tái)形筒體或1-6段直徑不同的直筒體通過變徑段連接而成的組合體的至少任一種；所述流化床反應(yīng)器選自等直徑的筒體、錐臺(tái)形筒體或1-6段直徑不同的直筒體通過變徑段連接而成的組合體的至少任一種。

《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》所述的催化裂化裝置還可以包括催化劑再生器，汽提后的積炭催化劑（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(yīng)器提供，這些為該領(lǐng)域技術(shù)人員所熟知，《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》不再贅述。

下面結(jié)合附圖1對(duì)《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》所提供的方法進(jìn)行進(jìn)一步的說明，但并不因此限制《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》。

《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》提供的催化裂化裝置的一種具體實(shí)施方式如圖1所示，雖然該示意圖為簡化流程，但這并不影響該領(lǐng)域普通技術(shù)人員對(duì)《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》的理解。該裝置包括提升管反應(yīng)器1（第一反應(yīng)器）、提升管反應(yīng)器2（第二反應(yīng)器）、流化床反應(yīng)器3、沉降器4和汽提器5，沉降器4、汽提器5、提升管反應(yīng)器2和流化床反應(yīng)器3同軸，其中汽提器5位于流化床反應(yīng)器3的下方，提升管反應(yīng)器2的出口和流化床反應(yīng)器3的底部任意位置連通，流化床反應(yīng)器3的油氣出口與沉降器內(nèi)的氣固分離設(shè)備的入口連通，流化床反應(yīng)器3還設(shè)有擋板31，流化床反應(yīng)器3的反應(yīng)床層在擋板31內(nèi)。擋板31與沉降器壁之間形成環(huán)形空隙7，當(dāng)不包括第四反應(yīng)器時(shí)，該空隙7用于將第一反應(yīng)器通過粗旋分離得到的積炭催化劑以及將離開第三反應(yīng)器和來自沉降器的催化劑引入汽提器；當(dāng)包括第四反應(yīng)器時(shí)，空隙7的空間可作為第四反應(yīng)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(dá)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(yù)熱至180～400℃后，與水蒸氣一起通過噴嘴13噴入提升管反應(yīng)器1，在溫度450～550℃優(yōu)選480～530℃，壓力0.15～0.30兆帕優(yōu)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(yīng)時(shí)間為0.5～5s，優(yōu)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(yīng)。反應(yīng)物流和催化劑通過快分裝置14分離，分離的積炭催化劑進(jìn)入汽提器5（或引入空隙7中，可通過調(diào)整快分裝置14的料腿長度實(shí)現(xiàn)），分離得到的反應(yīng)油氣物流（油氣產(chǎn)物）引入分餾裝置。

來自《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》分餾裝置的第二原料在530～650℃，反應(yīng)區(qū)的絕壓為0.15～0.30兆帕，劑油比為15～50，反應(yīng)時(shí)間為0.1～4秒的條件下在提升管反應(yīng)器2與催化劑接觸反應(yīng)，反應(yīng)油氣和催化劑直接進(jìn)入流化床反應(yīng)器3的底部。為了提高低碳烯烴特別是丙烯的產(chǎn)率、以及輕芳烴產(chǎn)率，《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》優(yōu)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(diǎn)不超過85℃，優(yōu)選70～85℃），在反應(yīng)溫度20-90℃，反應(yīng)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(jīng)過選擇性加氫反應(yīng)將二烯烴和炔烴轉(zhuǎn)化為烯烴后，通過噴嘴23噴入提升管反應(yīng)器2，與來自管線21的熱再生催化劑接觸反應(yīng)，反應(yīng)物流和催化劑不經(jīng)分離，進(jìn)入流化床反應(yīng)器3，在溫度480～620℃優(yōu)選500～610℃，壓力0.15～0.30兆帕優(yōu)選0.18～0.28兆帕（絕壓），重時(shí)空速0.2～30h^-1，優(yōu)選0.5～20h^-1的條件下反應(yīng)。在流化床反應(yīng)器3內(nèi)反應(yīng)后，經(jīng)過流化床反應(yīng)器3的出口進(jìn)入沉降器4，在沉降器4中催化劑與油氣分離，催化劑經(jīng)過空隙7進(jìn)入汽提器5；油氣與第一原料的裂化產(chǎn)物混合，經(jīng)一級(jí)旋風(fēng)分離器41和二級(jí)旋風(fēng)分離器42進(jìn)一步分離出其中攜帶的裂化催化劑后，進(jìn)入分餾裝置，進(jìn)一步分離得到氣體（包括干氣、液化氣）、輕汽油、富含輕芳烴重汽油、柴油和重油。氣體產(chǎn)品通過該領(lǐng)域技術(shù)人員熟知的分離技術(shù)，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(chǎn)物，由管線52送至再生器6進(jìn)行再生，再生后熱催化劑返回反應(yīng)器重復(fù)使用。

下面的實(shí)施例將對(duì)該方法予以進(jìn)一步的說明，但并不因此限制該方法。試驗(yàn)是在中型試驗(yàn)裝置上進(jìn)行，其流程如圖1所示，其中提升管反應(yīng)器1的內(nèi)徑是18毫米，高度6米，提升管反應(yīng)器2的內(nèi)徑（直徑）是16毫米，高度5米，流化床反應(yīng)器3出口處內(nèi)徑（直徑）為64毫米，高度0.2～0.5米（可根據(jù)空速要求進(jìn)行調(diào)整），沉降器內(nèi)徑300毫米。

實(shí)施例中，以催化劑總重量為基準(zhǔn)，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(jié)劑；其中β沸石、ZRP-1沸石均為中石化催化劑齊魯分公司產(chǎn)品，β沸石硅鋁比為30，含以元素計(jì)1重量％的鐵、1.5重量％的磷；ZRP-1沸石的硅鋁比為40，含有以元素計(jì)1.1重量％P、1.1重量％稀土。該催化劑制備方法包括：將高嶺土、擬薄水鋁石以及去離子水混合打漿，制得固含量為30重量％的漿液，然后加鹽酸（濃度為25重量％）調(diào)節(jié)漿液的pH值為3，升溫至50℃，攪拌下老化30分鐘，然后加入分子篩漿液（漿液中分子篩的含量為30重量％），攪拌15分鐘，噴霧干燥得到催化劑。催化劑于800℃、100％水蒸汽氣氛下老化10小時(shí)，裝置中催化劑的裝量（系統(tǒng)催化劑藏量）為60千克 。

• 實(shí)施例1

將重油原料（第一原料，其性質(zhì)如表1所示）引入提升管反應(yīng)器1，與來自再生器的熱催化劑接觸反應(yīng)后，油氣產(chǎn)物與催化劑分離，油氣產(chǎn)物離開反應(yīng)器引入分餾裝置，分離得到的積炭催化劑引入汽提器5，經(jīng)過汽提后輸送到再生器進(jìn)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(yīng)器2，與來自再生器的熱催化劑接觸反應(yīng)，反應(yīng)后的油氣混合物和催化劑引入流化床反應(yīng)器3繼續(xù)反應(yīng)，流化床反應(yīng)器3反應(yīng)得到的油氣產(chǎn)物引入沉降器，經(jīng)旋風(fēng)分離器分離出其中攜帶的催化劑后引入分餾裝置分餾，積炭催化劑經(jīng)空隙7引入汽提器5，經(jīng)過汽提后輸送到再生器進(jìn)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于流化床反應(yīng)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(yīng)條件以及反應(yīng)結(jié)果見表3。

• 實(shí)施例2

該實(shí)施例流程同實(shí)施例1，與實(shí)施例1不同之處是輕汽油（性質(zhì)見表2）于反應(yīng)溫度40℃、反應(yīng)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(hào)為RDD-1，中石化長嶺催化劑分公司生產(chǎn)）上經(jīng)過選擇性加氫反應(yīng)，將二烯烴和炔烴轉(zhuǎn)換成烯烴后引入提升管反應(yīng)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(yīng)條件以及反應(yīng)結(jié)果見表3。

• 實(shí)施例3

將重油原料（其性質(zhì)如表1所示）引入提升管反應(yīng)器1，與來自再生器的熱催化劑接觸反應(yīng)后，油氣產(chǎn)物與催化劑分離，油氣產(chǎn)物離開反應(yīng)器引入分餾裝置，分離得到的積炭催化劑引入汽提器5，經(jīng)過汽提后輸送到再生器進(jìn)行再生；《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)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催化劑上于反應(yīng)溫度40℃、反應(yīng)壓力0.5兆帕、氫氣和汽油的摩爾比為4∶1下進(jìn)行選擇性加氫反應(yīng)后引入提升管反應(yīng)器2，與來自再生器的熱催化劑接觸反應(yīng)，反應(yīng)油氣和催化劑引入流化床反應(yīng)器3繼續(xù)反應(yīng)，反應(yīng)得到的油氣產(chǎn)物進(jìn)入沉降器，然后經(jīng)旋風(fēng)器分離出其中攜帶的催化劑后引入分餾裝置分餾，積炭催化劑經(jīng)空隙7進(jìn)入汽提器5，經(jīng)過汽提后輸送到再生器進(jìn)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中催化劑的料位處于流化床反應(yīng)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(yīng)條件以及反應(yīng)結(jié)果見表3。

表3、4中A指提升管反應(yīng)器1、B指提升管反應(yīng)器2、C指流化床反應(yīng)器3。

• 實(shí)施例4

該實(shí)施例流程同實(shí)施例2，與實(shí)施例2不同的是通過控制待生催化劑循環(huán)管上滑閥53開度，使得流化床反應(yīng)器擋板與汽提器器壁間空隙中催化劑的料位處于空隙7的底部位置（汽提器最上層擋板位置，即不包括第四反應(yīng)器），其余流程同實(shí)施例2，反應(yīng)條件以及反應(yīng)結(jié)果見表4。

• 實(shí)施例5

該實(shí)施例在實(shí)施例3的基礎(chǔ)上，增加了向第四反應(yīng)器底部引入《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)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，其余的反應(yīng)條件以及流程與實(shí)施例3相同。其丙烯產(chǎn)率為22.1重量％，BTX產(chǎn)率為12.5重量％。可見，可以大幅度增加BTX產(chǎn)率。

• 對(duì)比例1

該反應(yīng)裝置不包括圖1所示的提升管反應(yīng)器1，不包括擋板31，將表1所示的重質(zhì)原料引入提升管反應(yīng)器2進(jìn)行反應(yīng)，反應(yīng)后的催化劑和油氣引入反應(yīng)器3，經(jīng)沉降器分離后，油氣引入分餾系統(tǒng)分離，催化劑引入汽提器進(jìn)行汽提，汽提油氣穿過流化床3進(jìn)入沉降器。結(jié)果見表3。

• 對(duì)比例2

采用雙提升管反應(yīng)器，一根提升管反應(yīng)器進(jìn)行重油原料催化轉(zhuǎn)化，一根提升管反應(yīng)器進(jìn)行C4和輕汽油（其組成和性質(zhì)如表2所示）催化轉(zhuǎn)化方法時(shí)的效果。其中結(jié)果見表3。引入提升管1的重油量與引入提升管2的輕質(zhì)原料重量之比為100∶20。反應(yīng)條件及結(jié)果見表4 。

*表3、表4中劑油比是指引入該反應(yīng)器的催化劑與反應(yīng)原料的重量比。物料平衡是以第一原料為基準(zhǔn)計(jì)算得到的。丙烯產(chǎn)率是以產(chǎn)物中的丙烯重量除以第一原料的重量得到的；輕芳烴產(chǎn)率以汽油產(chǎn)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(yīng)壓力是指沉降器出口壓力。

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

2020年7月14日，《一種生產(chǎn)丙烯和輕芳烴的烴類催化轉(zhuǎn)化方法》獲得第二十一屆中國專利優(yōu)秀獎(jiǎng) 。2100433B

《一種丙烯酸二甲氨基乙酯的生產(chǎn)方法》涉及一種丙烯酸二甲氨基乙酯的工業(yè)化連續(xù)生產(chǎn)方法。是由丙烯酸乙酯與二甲氨基乙醇在催化劑的作用下合成丙烯酸二甲氨基乙酯的方法，屬有機(jī)合成領(lǐng)域。

一種丙烯酸二甲氨基乙酯的生產(chǎn)方法專利目的

《一種丙烯酸二甲氨基乙酯的生產(chǎn)方法》的目的在于提供一種丙烯酸二甲氨基乙酯的生產(chǎn)方法，反應(yīng)速度適中，生產(chǎn)過程安全，無環(huán)境污染，獲得的產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定，純度高。

一種丙烯酸二甲氨基乙酯的生產(chǎn)方法技術(shù)方案

《一種丙烯酸二甲氨基乙酯的生產(chǎn)方法》按質(zhì)量比1:1-1:2.5連續(xù)將二甲氨基乙醇和丙烯酸乙酯混合，同時(shí)連續(xù)加入阻聚劑和催化劑，阻聚劑的質(zhì)量為丙烯酸乙酯質(zhì)量的0.2-0.4%，催化劑的質(zhì)量為二甲氨基乙醇和丙烯酸乙酯質(zhì)量之和的0.3-3%；使上述物料在反應(yīng)釜內(nèi)反應(yīng)，反應(yīng)溫度為90-110℃，總反應(yīng)時(shí)間為8-10小時(shí)，在反應(yīng)期間，將所產(chǎn)生的乙醇與丙烯酸乙酯的共沸物采出并收集，在反應(yīng)后期，將催化劑、阻聚劑和少量丙烯酸二甲氨基乙酯的混合物排出、收集，將反應(yīng)獲得的丙烯酸二甲氨基乙酯進(jìn)一步進(jìn)行精餾。

上述方案包括以下具體步驟：

（1）按質(zhì)量比1:1-1:2.5連續(xù)將二甲氨基乙醇和丙烯酸乙酯加入到第一反應(yīng)釜中，同時(shí)連續(xù)加入阻聚劑和催化劑，阻聚劑的質(zhì)量為丙烯酸乙酯質(zhì)量的0.2-0.4%，催化劑的質(zhì)量為二甲氨基乙醇和丙烯酸乙酯質(zhì)量之和的0.3-3%；

（2）第一反應(yīng)釜的當(dāng)進(jìn)料量達(dá)到50%時(shí)，開啟第一反應(yīng)釜的攪拌裝置并控制其內(nèi)的溫度在90-110℃，使上述物料在第一反應(yīng)釜中進(jìn)行酯交換反應(yīng)，在給第一反應(yīng)釜加熱的同時(shí)，開啟與第一反應(yīng)釜相接的第一精餾塔的塔頂冷凝器，控制塔頂溫度70-90℃，控制回流比為1:1-1:3，由第一精餾塔采出第一反應(yīng)釜內(nèi)乙醇與丙烯酸乙酯的共沸物并回收； （3）當(dāng)?shù)谝环磻?yīng)釜中液位達(dá)到70%時(shí)，使該反應(yīng)釜中的物料以溢流的方式進(jìn)入第二反應(yīng)釜中，當(dāng)?shù)诙磻?yīng)釜進(jìn)料量達(dá)到50%時(shí)，開啟第二反應(yīng)釜的攪拌裝置并控制其內(nèi)的溫度在90-110℃，使進(jìn)入第二反應(yīng)釜的物料繼續(xù)反應(yīng)，使第二反應(yīng)釜內(nèi)產(chǎn)生的乙醇與丙烯酸乙酯的共沸物通過其釜頂?shù)臍庀喙艿肋M(jìn)入第一精餾塔中，與第一反應(yīng)釜內(nèi)產(chǎn)生的乙醇與丙烯酸乙酯的共沸物混合，共同由第一精餾塔采出并回收，當(dāng)?shù)诙磻?yīng)釜內(nèi)的液位達(dá)到70%時(shí)，由其釜底采出物料至第二精餾塔；

（4）當(dāng)?shù)诙s塔的液位達(dá)到30%時(shí)，開啟該精餾塔的循環(huán)泵、再沸器，使再沸器內(nèi)物料溫度升至90-120℃，開啟塔頂冷凝器，控制塔頂溫度為30-70℃，塔頂抽真空，真空度為0.02-0.07兆帕，塔上部形成回流后，控制回流比為1:1-1:8，待抽樣檢驗(yàn)第二精餾塔內(nèi)的丙烯酸二甲氨基乙酯質(zhì)量達(dá)到要求后，由其上部采出至第三精餾塔，采出過程中，控制第二精餾塔內(nèi)的液位在50%時(shí)達(dá)到動(dòng)態(tài)平衡，塔頂采出少量輕組分乙醇和丙烯酸乙酯共沸物并回收，由塔底排出催化劑、阻聚劑和少量丙烯酸二甲氨基乙酯的混合物并回收；

（5）當(dāng)?shù)谌s塔的液位達(dá)到30%時(shí)，開啟該精餾塔的循環(huán)泵、再沸器，使再沸器內(nèi)物料溫度升至110-120℃，塔頂溫度控制在92-98℃，同時(shí)塔頂抽真空，真空度為0.02-0.09兆帕，塔頂采出少量的輕組分乙醇和丙烯酸乙酯共沸物并回收，控制塔上部回流比為1:1-1:3，抽檢產(chǎn)品純度達(dá)到99.5%以上時(shí)連續(xù)采出產(chǎn)品至儲(chǔ)罐中；

（6）在上述步驟完成后，保持連續(xù)平衡的一邊向第一反應(yīng)釜加料、一邊由第三精餾塔出料的連續(xù)生產(chǎn)運(yùn)行狀態(tài)。

在上述步驟中，第一精餾塔為循環(huán)泵強(qiáng)制回流，回流比為1:1-1:2為佳；第二精餾塔靠壓差和熱虹吸實(shí)現(xiàn)外回流，回流比為1:1-1:4為佳；第三精餾塔靠壓差和熱虹吸實(shí)現(xiàn)外回流，回流比為1:1-1:2為佳。

在上述步驟中，第一精餾塔為常壓；第二精餾塔為負(fù)壓，真空度為0.03-0.05兆帕為佳；第三精餾塔為負(fù)壓，真空度為0.04-0.07兆帕為佳。

在上述步驟或方案中，所用催化劑是月桂酸二丁錫或鈦酸四丁酯或二者以任意比構(gòu)成的混合物；阻聚劑是吩噻嗪或鄰苯二酚或二者以任意比構(gòu)成的混合物。

由上述方案可見，該發(fā)明以丙烯酸乙酯和二甲氨基乙醇為原料，在催化劑和阻聚劑存在下，通過連續(xù)酯交換和連續(xù)精餾工藝制備丙烯酸二甲基氨基乙酯（DA）。其反應(yīng)方程式如下：

CH₂=CH-COOCH₂CH₃ （CH₃）₂NCH₃CH₂OHCH₂=CH-COOC₂H₅N（CH₃）₂ CH₃CH₂OH

一種丙烯酸二甲氨基乙酯的生產(chǎn)方法改善效果

《一種丙烯酸二甲氨基乙酯的生產(chǎn)方法》采用價(jià)格便宜易得的丙烯酸乙酯作為原料，丙烯酸乙酯在反應(yīng)中過量，作為共沸劑，既保證了合成反應(yīng)向正方向進(jìn)行，又不加其它有機(jī)溶劑做共沸劑，以減少污染。由該發(fā)明獲得的產(chǎn)品穩(wěn)定性好，純度高，收率高。