裂解、焦化以及焦炭气化的耦合方法

摘要

本发明涉及烃类原料的加工方法，具体涉及裂解、焦化以及焦炭气化的耦合方法，包括：以焦粒作为成焦颗粒在依次连通的裂解反应器、流化焦化反应器和焦炭气化反应器中循环；裂解反应和焦化反应产生的焦炭负载在焦粒上，然后焦粒进入焦炭气化反应器中将所负载的焦炭转化为气化气，气化反应后的焦粒继续作为热载体和炭载体进入裂解反应器中。该方法可以化解现有烃类裂解制烯烃工艺存在的催化剂或载体生成烯烃的选择性和携带焦炭能力相互制约的矛盾；该方法将裂解、焦化以及焦炭气化的工艺过程耦合在同一装置内，高度集成，可大幅降低生产成本；并拓宽制低碳烯烃的原料来源，进一步提高经济效益。

权利要求

1.一种裂解、焦化以及焦炭气化的耦合方法，其特征在于，包括：

以焦粒作为成焦颗粒在依次连通的裂解反应器、流化焦化反应器和焦炭气化反应器中循环；在所述成焦颗粒循环过程中，裂解反应和焦化反应产生的焦炭负载在所述焦粒上，然后焦粒进入所述焦炭气化反应器中将所负载的焦炭转化为气化气，气化反应后的焦粒继续作为热载体和炭载体进入所述裂解反应器中；

所述裂解反应器的主要操作条件为：反应温度620～780℃，反应压力0.15～0.35MPa，反应时间0.5～3.0s，所述焦粒进入所述裂解反应器后其与裂解原料的质量比12～50:1，雾化水蒸汽与裂解原料的质量比为0.3～1.0:1，气体平均线速8.0～15.0m/s；

所述流化焦化反应器的主要操作条件为：反应温度480～560℃，反应压力0.10～

0.30MPa，所述焦粒进入所述流化焦化反应器后其与焦化原料的质量比4～12:1，气体平均线速0.5～1.5m/s；

所述焦炭气化反应器的主要操作条件为：反应温度700～900℃，反应压力0.20～3

0.40MPa，反应时间5～20min，气体平均线速0.5～1.5m/s，氧碳比0.04～0.10m/kg，蒸汽炭比0～0.05kg/kg。

2.根据权利要求1所述的耦合方法，其特征在于，裂解原料包括原油、石脑油、直馏柴油、蜡油、常压渣油、减压渣油和煤直接及间接液化的液体产品中至少一种。

3.根据权利要求1所述的耦合方法，其特征在于，焦化原料包括原油、常压渣油、减压渣油、催化裂化油浆和沥青中至少一种。

4.根据权利要求1所述的耦合方法，其特征在于，参与进行焦炭气化反应的为空气、空气和水蒸气的混合气、氧气、氧气和水蒸气的混合气或者空气、氧气以及水蒸气的混合气。

5.根据权利要求1所述的耦合方法，其特征在于，开工初期，加入装置内的起始成焦颗粒为催化裂化催化剂颗粒，其粒径为10～200微米，稳定运行后对应的焦粒粒径为20～2000微米。

6.根据权利要求1所述的耦合方法，其特征在于，开工初期，加入装置内的起始成焦颗粒为半焦颗粒或粉煤，其粒径为10～3000微米，稳定运行后对应的焦粒粒径为20～5000微米。

7.根据权利要求1所述的耦合方法，其特征在于，裂解原料和焦化原料的质量比为1:2～6。

说明书

裂解、焦化以及焦炭气化的耦合方法

技术领域

[0001] 本发明涉及烃类原料加工技术领域，具体而言，涉及裂解、焦化以及焦炭气化的耦合方法。

背景技术

[0002] 目前，化工行业所采用的制取低碳烯烃工艺技术存在以下缺点：

[0003] (1)普遍采用烃类裂解的技术原理和路线，对原料油的性质要求较高。

[0004] (2)其中，烃类裂解制烯烃工艺所采用的催化剂或载体主要由硅铝酸盐材料制成，其比表面积和酸性成正相关；当催化剂或载体具有较大的比表面积时，其携带焦炭的能力较强，但酸性也较强，较强的酸性使其在烃类裂解过程中更多地促进了低碳烯烃的二次反应，降低了低碳烯烃的选择性，因而存在低碳烯烃的选择性和携带焦炭能力相互制约的矛盾。此外，由硅铝酸盐材料制成的催化剂或载体，在烃类裂解工艺较为苛刻的操作条件下水热老化较快，需采用较大的剂耗来确保装置长周期平稳运行，成本较高。

[0005] 而与此同时，炼油行业的焦化工艺由于产品价值低，经济性较差，越来越缺乏竞争力。

发明内容

[0006] 本发明的目的包括，例如，提供了一种裂解、焦化以及焦炭气化的耦合方法，旨在改善背景技术提到的至少一种问题。

[0007] 本发明的实施例可以这样实现：

[0008] 本发明提供一种裂解、焦化以及焦炭气化的耦合方法，包括：

[0009] 以焦粒作为成焦颗粒在依次连通的裂解反应器、流化焦化反应器和焦炭气化反应器中循环；在所述成焦颗粒循环过程中，裂解反应和焦化反应产生的焦炭负载在所述焦粒上，然后焦粒进入所述焦炭气化反应器中将所负载的焦炭转化为气化气，气化反应后的焦粒继续作为热载体和炭载体进入所述裂解反应器中。

[0010] 在可选的实施方式中，裂解原料包括原油、石脑油、直馏柴油、蜡油、常压渣油、减压渣油和煤直接及间接液化的液体产品中至少一种。

[0011] 在可选的实施方式中，焦化原料包括原油、常压渣油、减压渣油、催化裂化油浆和沥青中至少一种。

[0012] 在可选的实施方式中，参与进行焦炭气化反应的为空气、空气和水蒸气的混合气、氧气、氧气和水蒸气的混合气或者空气、氧气以及水蒸气的混合气。

[0013] 在可选的实施方式中，裂解反应器的主要操作条件为：反应温度580～780℃，反应压力0.15～0.35MPa，反应时间0.5～3.0s，所述焦粒进入所述裂解反应器后其与裂解原料的质量比12～50:1，雾化水蒸汽与裂解原料的质量比为0.3～1.0:1，气体平均线速8.0～15.0m/s。

[0014] 在可选的实施方式中，流化焦化反应器的主要操作条件为：反应温度480～560℃，反应压力0.10～0.30MPa，所述焦粒进入流化焦化反应器后其与焦化原料的质量比4～12:1，气体平均线速0.5～1.5m/s。

[0015] 在可选的实施方式中，焦炭气化反应器的主要操作条件为：反应温度700～900℃，反应压力0.20～0.40MPa，反应时间5～20min，气体平均线速0.5～1.5m/s，氧碳比0.04～3
0.10m/kg，蒸汽炭比0～0.05kg/kg。

[0016] 在可选的实施方式中，开工初期，加入装置内的起始成焦颗粒为催化裂化催化剂颗粒，其粒径为10～200微米，稳定运行后对应的焦粒粒径为20～2000微米；

[0017] 在可选的实施方式中，开工初期，加入装置内的起始成焦颗粒为半焦颗粒或粉煤，其粒径为10～3000微米，稳定运行后对应的焦粒粒径为20～5000微米。

[0018] 在可选的实施方式中，裂解原料和焦化原料的质量比为1:2～6。

[0019] 本发明具有以下有益效果：

[0020] (1)采用焦粒作为裂解反应的热载体和炭载体，由于焦炭没有酸性，烯烃产物的二次反应得以有效抑制；同时，由于焦炭是裂解反应过程中不断生成的多孔性物质，吸附能力较强，且不存在水热老化的问题，可以持续地将烃类裂解反应所生成的焦炭及时从反应器带走，因此可以化解现有烃类裂解制烯烃工艺技术存在的催化剂或载体生成烯烃的选择性和携带焦炭能力相互制约的矛盾，并克服催化剂或载体水热老化较快带来的剂耗较高的缺点。

[0021] (2)烃类原料裂解、流化焦化以及焦炭气化的工艺过程耦合在同一套装置上，高度集成，能量互补，因此建设投资、能耗和操作费用均大幅降低。

[0022] (3)若将气化得到的煤气经过变换制成合成气，则可以进一步转化为低碳烯烃，这将极大地提高焦化工艺的经济效益，并有效降低对制低碳烯烃工艺技术原料性质的要求，拓宽原料来源。

附图说明

[0023] 为了更清楚地说明本发明实施例的技术方案，下面将对实施例中所需要使用的附图作简单地介绍，应当理解，以下附图仅示出了本发明的某些实施例，因此不应被看作是对范围的限定，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他相关的附图。

[0024] 图1为本发明实施例涉及到的耦合装置的结构图。

[0025] 图标：100‑耦合装置；110‑裂解反应器；111‑原料喷嘴；120‑流化焦化反应器；120a‑焦化反应器密相段；124‑焦化原料进口；140‑焦炭气化反应器；140a‑第二气化剂分布器；142‑快速床气化段；143‑密相床气化段；190‑第一气化剂分布器。

具体实施方式

[0026] 为使本发明实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。通常在此处附图中描述和示出的本发明实施例的组件可以以各种不同的配置来布置和设计。

[0027] 因此，以下对在附图中提供的本发明的实施例的详细描述并非旨在限制要求保护的本发明的范围，而是仅仅表示本发明的选定实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有作出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。

[0028] 应注意到：相似的标号和字母在下面的附图中表示类似项，因此，一旦某一项在一个附图中被定义，则在随后的附图中不需要对其进行进一步定义和解释。

[0029] 在本发明的描述中，需要说明的是，若出现术语“上”、“下”、“内”、“外”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，或者是该发明产品使用时惯常摆放的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。

[0030] 此外，若出现术语“第一”、“第二”等仅用于区分描述，而不能理解为指示或暗示相对重要性。

[0031] 需要说明的是，在不冲突的情况下，本发明的实施例中的特征可以相互结合。

[0032] 实施本申请提供的裂解、焦化以及焦炭气化的耦合方法的耦合装置100包括：裂解反应器110、流化焦化反应器120以及焦炭气化反应器140；

[0033] 裂解反应器110和流化焦化反应器120同轴设置，裂解反应器110为提升管裂解反应器，流化焦化反应器120为密相流化床式反应器，焦炭气化反应器140为快速流化床式反应器。

[0034] 裂解反应器110的上部与流化焦化反应器120连接，且伸入流化焦化反应器120内，流化焦化反应器120器壁的下部与裂解反应器110的上部外壁围成焦化反应器密相段120a；

[0035] 焦炭气化反应器140由下至上包括连接的快速床气化段142和密相床气化段143，快速床气化段142的上部伸入密相床气化段143内；

[0036] 焦化反应器密相段120a与快速床气化段142的底部连通，密相床气化段143与裂解反应器110的底部连通。

[0037] 具体地，裂解反应器110的下部设置有原料喷嘴111，流化焦化反应器120对应焦化反应器密相段120a的下部设置有焦化原料进口124；快速床气化段142的底部设置有第一气化剂分布器190。密相床气化段143内设置有第二气化剂分布器140a。

[0038] 需要说明的：焦炭气化反应器140实际上还包括了辅助燃烧室(图未示)。在装置开工阶段，进入焦炭气化反应器140的气化剂实际上是先经过辅助燃烧室与补充的重质燃料油接触燃烧所形成的富氧高温烟气。进入平稳操作阶段，辅助燃烧室关闭。

[0039] 为便于区分，在后文中参与焦炭气化反应器140反应后的焦粒表述为高温焦粒，参与裂解反应器110反应后的焦粒表述为裂解焦粒，参与流化焦化反应器120反应后的焦粒表述为焦化焦粒。

[0040] 烃类原料裂解、流化焦化和焦炭气化在同一套装置内进行，上述三种反应分别在裂解反应器110、流化焦化反应器120以及焦炭气化反应器140中进行。焦炭气化为部分气化，即进入焦炭气化反应器140的焦粒不全部发生气化反应生成CO或H2。焦炭气化生成的高温焦粒作为热载体和炭载体从密相床气化段143经过管道进入裂解反应器110的底部，与进入裂解反应器110下部的裂解反应烃类原料接触混合，在油气的提升作用下沿裂解反应器110上行并参与裂解反应。裂解反应油气和裂解焦粒在裂解反应器的顶部出口通过快分装置进行气固分离，裂解焦粒经重力沉降进入焦化反应器密相段120a，与进入流化焦化反应器120的焦化原料逆流接触混合，参与焦化反应，裂解焦粒对流化焦化起到热载体和炭载体的作用，裂解反应油气经过旋风分离器脱除夹带的少量裂解焦粒后进入集气室进行急速冷却。焦化反应油气经过旋风分离器脱除夹带的少量焦化焦粒后也进入集气室。焦化反应产生的焦化焦粒，从焦化反应器密相段120a经过管道进入快速床气化段142的底部，与从第一气化剂分布器190进入快速床气化段142的气化剂接触后，在气化剂的提升作用下，与氧化剂并流上行并进行气化反应，将裂解反应和焦化反应生成的焦炭转化为气化气。经过快速床气化的高温焦粒和气化气在快速床气化段142出口进行气固分离，焦粒经重力沉降进入密相床气化段143继续与从第二气化剂分布器140a通入的气化剂接触进行气化反应。裂解反应油气和焦化反应油气组成的混合反应油气进入公用分馏塔进行分馏；气化气进入后续的净化、能量回收和转换装置，高温焦粒通过管道进入裂解反应器110的底部，循环使用。

[0041] 需要说明的是，在本申请的其它实施例中，裂解反应产生的油气和裂解焦粒也可不进行气固分离，其可一同与焦化原料接触混合，反应后的混合反应油气和焦化焦粒再进行气固分离。

[0042] 本实施例提供一种裂解、焦化以及焦炭气化的耦合方法，包括：

[0043] 以焦粒作为成焦颗粒在依次连通的裂解反应器110、流化焦化反应器120和焦炭气化反应器140中循环；在焦粒循环过程中，裂解反应和焦化反应产生的焦炭负载在焦粒上，然后焦粒进入焦炭气化反应器140中；进入焦炭气化反应器140后的焦粒部分气化转化为气化气，然后继续循环至裂解反应器110中。

[0044] 本发明实施例提供的裂解、焦化以及焦炭气化的耦合方法，具有以下技术效果：

[0045] (1)采用焦粒作为裂解反应的热载体和炭载体，由于焦炭没有酸性，烯烃产物的二次反应得以有效抑制；同时，由于焦炭是裂解反应过程中不断生成的多孔性物质，吸附能力较强，且不存在水热老化的问题，可以持续地将烃类裂解反应所生成的焦炭及时从反应器带走，因此可以化解现有烃类裂解制烯烃工艺技术存在的催化剂或载体生成烯烃的选择性和携带焦炭能力相互制约的矛盾，并克服催化剂或载体水热老化较快带来的剂耗较高的缺点。

[0046] (2)烃类原料裂解、流化焦化以及焦炭气化操作耦合在同一套装置上，高度集成，能量互补，因此建设投资、能耗和操作费用均大幅降低。

[0047] (3)若将气化得到的煤气经过变换制成合成气，则可以进一步转化为低碳烯烃，这将极大地提高焦化工艺的经济效益，并有效降低对制低碳烯烃工艺技术原料性质的要求，拓宽原料来源。

[0048] 具体地，裂解原料包括原油、石脑油、直馏柴油、蜡油、常压渣油、减压渣油和煤直接及间接液化的液体产品中至少一种。

[0049] 进一步地，焦化原料包括原油、常压渣油、减压渣油、催化裂化油浆和沥青中至少一种。

[0050] 优选地，开工初期可以采用粉煤或半焦颗粒作为高温焦粒、裂解焦粒和焦化焦粒的起始成焦颗粒，其粒径为10～3000微米，稳定运行后对应的焦粒粒径为20～5000微米。

[0051] 进一步优选地，以粉煤或半焦颗粒作为起始成焦颗粒时，焦炭气化反应器140内发生气化反应的焦炭的量等于(此处的“等于”应理解为约等于)焦粒焦炭的负载量；即单位时间内裂解反应与焦化反应的生焦量之和约等于焦炭气化反应器140内发生气化反应的焦炭的量。

[0052] 在以上操作过程中，随着反应的不断进行，焦粒中会出现超过粒径范围的大颗粒，对焦粒流化造成不利影响，为了维持焦粒的粒径在允许范围内，可以通过在焦炭气化反应器内设置的专用设备将粒径＞5000微米的焦粒分离并外排。

[0053] 优选地，开工初期还可以以催化裂化催化剂颗粒作为高温焦粒、裂解焦粒和焦化焦粒的起始成焦颗粒，其粒径为10～200微米，稳定运行后对应的焦粒粒径为20～2000微米。

[0054] 进一步优选地，以催化裂化催化剂颗粒作为起始成焦颗粒时，开工初期焦炭气化反应器140内发生气化反应的焦炭的量小于焦粒焦炭的负载量，即单位时间内裂解反应与焦化反应的生焦量之和大于焦炭气化反应器140内发生气化反应的焦炭的量；平稳期，焦炭气化反应器140内发生气化反应的焦炭的量等于(此处的“等于”应理解为约等于)焦粒焦炭的负载量，即单位时间内裂解反应与焦化反应的生焦量之和约等于焦炭气化反应器140内发生气化反应的焦炭的量。

[0055] 推荐采用从催化裂化装置卸出的平衡催化剂；并且在装置开工初期，为了在确保装置热平衡的情况下，在催化剂颗粒上沉积一定量的焦炭，形成焦粒，需要向焦炭气化反应器内喷入一定量的重质燃料油进行补燃，直到装置进入平稳运行期，停止补燃。

[0056] 需要说明的是，在上述内容中提到的起始成焦颗粒不同于成焦颗粒，起始成焦颗粒是指装置开工时，向装置内加入的成焦颗粒。而成焦颗粒是指装置稳定运行时在装置内循环的成焦颗粒。在以上操作过程中，起始成焦颗粒和成焦颗粒长时间循环后，会因崩碎和磨损产生小颗粒，小颗粒会被混合反应油气或气化气带出装置。由于采用焦粒作为成焦颗粒，裂解和焦化反应不断产生的焦炭，负载于起始成焦颗粒及其生成的焦粒上不断形成新的满足流化粒径要求的焦粒，这些新的焦粒作为装置稳定运行后的成焦颗粒不断循环，因此不需补充起始成焦颗粒和成焦颗粒。

[0057] 进一步地，参与进行焦炭气化反应的气化剂为空气、空气和水蒸气的混合气、氧气、氧气和水蒸气的混合气或者空气与氧气以及水蒸气的混合气。

[0058] 具体地，裂解反应器110的主要操作条件为：反应温度580～780℃，较好为600～750℃，最好为620～700℃；反应压力0.15～0.35MPa(绝对大气压)，反应时间0.5～3.0s，较好为0.6～2.5s，最好为0.8～2.0s，焦粒进入裂解反应器110后其与裂解原料的质量比12～
50:1，较好为15～35：1，最好为20～30:1，雾化水蒸汽与裂解原料的质量比为0.3～1.0:1，较好为0.4～0.9，最好为0.5～0.8，气体平均线速8.0～15.0m/s。

[0059] 优选地，流化焦化反应器120的主要操作条件为：反应温度480～560℃，较好为490～550℃，最好为500～540℃，反应压力0.10～0.30MPa(绝对大气压)，焦粒进入流化焦化反应器120后其与焦化原料的质量比4～12:1，较好为5～10：1，最好为6～8:1，气体平均线速0.5～1.5m/s。

[0060] 优选地，焦炭气化反应器140的主要操作条件为：反应温度700～900℃，较好为730～870℃，最好为750～850℃，反应压力0.20～0.40MPa，反应时间5～20min，较好为6～15min，最好为8～10min，气体平均线速为0.5～1.5m/s，氧碳比0.04～0.10m3/kg，蒸汽炭比
0～0.05kg/kg。进入焦炭气化反应器140快速床段和密相段的气化气的具体量根据操作工况所需，本领域技术人员可通过工艺计算来确定。

[0061] 进一步地，裂解原料和焦化原料的质量比为1:2～6。

[0062] 对比例与实施例

[0063] 对比例

[0064] 对比例1～3在提升管烃类裂解中试装置上进行试验。该中试装置的提升管设计处理量为60kg/d(千克/天)。

[0065] 对比例1～3中，提升管加工的重油原料为阿拉伯轻质蜡油，采用自行开发的，经4小时800℃水热老化的R2D裂解催化剂进行单程操作。再生催化剂的含碳量为0.02％。裂解原料性质见表1，对比例1～3的主要操作条件及产品分布见表3。

[0066] 实施例

[0067] 实施例1～3在本发明图1所示的烃类耦合加工装置上进行试验，以粉煤颗粒作为起始成焦核心，其中裂解反应器加工的烃类原料为与对比例1～3相同的阿拉伯轻质蜡油，采用高温焦粒作为热载体和炭载体；流化焦化反应器120加工的烃类原料为阿拉伯轻质减压渣油，采用裂解焦粒作为热载体和炭载体。焦炭气化反应器采用氧气和水蒸气作为裂解反应器与流化焦化反应器120的原料质量比为1:4。实施例1～3裂解反应器的主要操作条件及产品分布见表4。实施例1～3流化焦化原料性质见表2，实施例1～3流化焦化反应器120的主要操作条件及产品分布见表5，实施例1～3焦炭气化反应器的主要操作条件及气化气组成见表6。

[0068] 表1裂解原料性质(对比例，实施例)

[0069] 裂解原料 阿拉伯轻质蜡油3
密度(20℃)，kg/m 914.1
残炭，％ 0.12
族组成，％  
饱和烃 65.8
芳烃 31.6
胶质+沥青质 2.6
氢含量，％ 11.69
硫含量，％ 2.61
氮含量，％ 0.08
特性因数 11.85

[0070] 表2流化焦化原料性质(实施例)

[0071]流化焦化原料 阿拉伯轻质减压渣油
3
密度(20℃)，kg/m 1003.1
残炭，％ 18.2
族组成，％  
饱和烃 21.0
芳烃 54.7
胶质+沥青质 13.2
氢含量，％ 10.30
硫含量，％ 3.93
氮含量，％ 0.22
特性因数 11.50
Ni，μg/g 16.4
V，μg/g 62.2

[0072] 表3对比例裂解反应器的主要操作条件及产品分布

[0073]

[0074]

[0075] 表4实施例裂解反应器的主要操作条件及产品分布

[0076]

[0077]

[0078] 表5实施例流化焦化反应器的主要操作条件及产品分布

[0079] 主要操作条件 实施例1 实施例2 实施例3反应温度，℃ 510 530 550
裂解焦粒与烃类原料质量比 6 6 6
反应压力，MPa(表) 0.12 0.12 0.12
产品分布(收率)，％      
H2S 1.82 1.85 1.89
干气 4.85 5.25 6.16
H2 0.05 0.06 0.08
CH4 2.32 2.48 2.93
C2H4 0.30 0.37 0.49
C2H6 2.18 2.34 2.66
液化气 4.20 4.92 6.78
C3H6 0.68 0.83 1.14
C3H8 1.57 1.84 2.45
C4H8 0.82 0.97 1.57
C4H10 1.13 1.28 1.62
汽油(IBP～180℃) 15.54 16.30 17.99
柴油(180～350℃) 18.06 18.16 17.24
蜡油 28.97 26.40 21.82
焦炭 26.35 26.92 27.90
损失 0.21 0.20 0.22
合计 100 100 100

[0080] 表6实施例焦炭气化反应器的主要操作条件及气化气组成

[0081]

[0082]

[0083] 从以上各表的实验结果对比可看出，采用本发明实施例提供的耦合方法，裂解反应器没有焦炭滞留，烯烃收率明显高于对比例。说明本发明实施例提供的耦合方法，烃类裂解生成烯烃的选择性好于对比例，且能够将裂解反应产生的焦炭及时带走。同时，裂解、焦化和焦炭气化耦合在一套装置中，产品种类明显多于对比例，且包含了可进一步转化为合成气的气体组分。说明本发明实施例提供的耦合方法能够提高经济效益，拓宽制烯烃的原料来源。

[0084] 综上，本发明实施例提供的裂解、焦化以及焦炭气化的耦合方法，采用焦粒作为裂解反应的热载体和炭载体，由于焦炭没有酸性，烯烃产物的二次反应得以有效抑制；同时，由于焦炭是裂解反应过程中不断生成的多孔性物质，吸附能力较强，且不存在水热老化的问题，可以持续地将烃类裂解反应所生成的焦炭及时从反应器带走，因此可以化解现有烃类裂解制烯烃工艺技术存在的催化剂或载体生成烯烃的选择性和携带焦炭能力相互制约的矛盾，并克服催化剂或载体水热老化较快带来的剂耗较高的缺点；烃类原料裂解、流化焦化以及焦炭气化操作耦合在同一套装置上，高度集成，能量互补，因此建设投资、能耗和操作费用均大幅降低；若将气化得到的煤气经过变换制成合成气，则可以进一步转化为低碳烯烃，这将极大地提高焦化工艺的经济效益，并有效降低对制低碳烯烃工艺技术原料性质的要求，拓宽原料来源。

[0085] 以上，仅为本发明的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，任何熟悉本技术领域的技术人员在本发明揭露的技术范围内，可轻易想到的变化或替换，都应涵盖在本发明的保护范围之内。因此，本发明的保护范围应以权利要求的保护范围为准。