CN101469275A

CN101469275A - 一种劣质原油生产低碳烯烃的方法

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Publication number: CN101469275A
Application number: CNA2007103044745A
Authority: CN
Inventors: 张久顺; 侯栓弟; 何峻; 毛安国; 张占柱; 田松柏; 汪燮卿
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2007-12-28
Filing date: 2007-12-28
Publication date: 2009-07-01
Anticipated expiration: 2027-12-28
Also published as: CN101469275B

Abstract

一种劣质原油生产低碳烯烃的方法，其特征在于将预处理后的总酸值大于0.5mgKOH/g，特性因数K值大于12.1的原油经预热后直接引入催化裂化反应器中与催化剂接触，并在催化裂化反应条件下进行反应，分离反应后的油气和待生催化剂，反应油气送至后续分离系统，得到不同馏程的产物，待生催化剂经汽提、再生后循环使用，所述的催化剂的活性组分Y型分子筛、具有MFI结构的分子筛和任选的β分子筛。本发明提供的方法采用两种孔径的分子筛作为催化剂的活性组分处理K值大于12、总酸值大于0.5mgKOH/g的石蜡基含酸原油，克服了现有技术中加工此类原油生成较多辛烷值较低汽油致使经济效益较低的缺陷，有利于多产低碳烯烃，提高汽油辛烷值，提高了此类劣质原油加工的经济效益。

Description

一种劣质原油生产低碳烯烃的方法

技术领域

本发明涉及不存在氢的情况下、烃油的催化裂化过程，更具体地说，涉及一种采用含酸劣质原油直接催化裂化多产低碳烯烃的方法。

背景技术

随着原油的不断开采，轻质原油资源逐渐减少，重质、劣质原油所占比例不断加大，世界原油质量总的趋势是变重、变劣。高硫含量、高酸值、高金属含量以及高残炭原油产量增长很快。据预测，世界劣质原油的产量将由现在的16％提高到2010年的20％。从我国油气资源来看，我国胜利、辽河、克拉玛依三个老油田均属于高酸值油田，除此之外，北疆原油酸值达4.5mgKOH/g，渤海原油酸值3.61mgKOH/g，我国在渤海湾发现的蓬莱油田部分油井的酸值更高达6.1mg KOH/g。国外高酸原油的产量近几年也发展很快，尤其是远东和西非地区。国际市场上高酸原油的数量也在不断增加，2004年比1984年世界上高酸原油产量增加了72.7％。2005年，世界高酸原油产量已经占原油总产量的5.5％。随着世界经济的增长以及石油资源的发现和开采增长缓慢，如何加工这些高酸劣质原油成为能源研究的热点。

原油中酸性物质是指无机酸、酚类、硫醇、脂肪羧酸和环烷酸等，环烷酸是原油中最主要的酸性氧化物，其含量占酸性氧化物的90％左右。加工过程中，石油中的环烷酸可以直接与铁发生反应，造成炉管、换热器及其它炼油设备腐蚀；也可以与石油设备上的保护膜FeS发生反应，使金属设备露出新的表面，受到新的腐蚀。原油中的石油酸含量采用总酸值(TAN)来表示。酸值是指中和1g试油所需的氢氧化钾毫克数(mg(KOH)/g)，研究表明原油中的酸值达到0.5mgKOH/g时就会对生产和炼制设备造成显著腐蚀，石油中的酸值超过1mgKOH/g时，酸腐蚀会非常严重，因此将酸值超过0.5mgKOH/g的原油称作高酸原油。在石油加工过程中，一般石油产品，如汽油、柴油、煤油质量指标中通常也有酸值要求，过高的酸值容易给最终用户带来同样的腐蚀问题。

目前，加工高酸原油的普遍做法是将高酸原油和低酸原油进行掺炼，掺炼时，一般要求混合后原油的酸值不超过0.5mgKOH/g，因此其掺炼比例受到很大的限制。另外文献中还采用物理吸附法、溶剂抽提法、热裂解法(包括催化热裂解法)和催化加氢法等进行原油脱酸，但这些方法还没有得到实际应用。

US 5454936公开了一种采用大比表面积的固体吸附剂进行物理吸附的原油脱酸方法，先将水油两性的固体吸附剂(如硅胶、氧化铝、石油焦和蒙脱粘土)粉碎成50～200nm的颗粒，分散到水中，然后与原油在温度25～80℃的条件下充分混合形成油包水胶体，也可以直接与原油混合形成油包水胶体，再在超声波分离装置上，在温度25～250℃的条件下分成三相，上层为脱酸的原油，中间为固体悬浮物层，下层为水层，水层重复使用。该方法原油的脱酸率为90％，但是粉状颗粒与原油分离困难，不适用于高密度、高粘度的原油。

US 5891325公开了一种进行多级热处理的原油脱酸方法。该方法采用多级反应器或同一反应器中多级反应，在一定温度和压力下分解部分石油酸，反应生成可挥发的有机酸、可挥发的石油烃和不可挥发的石油烃。用IIA族碱金属盐如CaO、Ca(OH)₂、CaCO₃、MgO等中和大部分有机酸，在反应的同时用惰性气体吹扫反应体系，回收可挥发的石油烃。最后将可挥发性的石油烃和不易挥发的石油烃混合。此方法的热处理过程至少应包括两段反应，热处理过程形成的可挥发性组分部分循环回前一级反应，进行进一步热处理。

US 5897769公开了一种催化加氢的原油脱酸方法，该方法采用载体为氧化铝的Ni-Mo或Ni-Co加氢精制催化剂，在氢分压2～3MPa和反应温度250℃的条件下，对高酸原油进行加氢精制，可将原油的总酸值2.6mgKOH/g降为0.15KOH/g。催化加氢的原油脱酸方法脱酸效果好，但其设备投资高，工艺投资大。

US 6030523公开了一种溶剂抽提的原油脱酸方法，该方法用KOH、NaOH水溶液以液-液萃取方式对高酸含量原油进行脱钙脱酸，应用碳原子数为12～18的乙氧基醇酯类作破乳剂，采用了离心机和稳定沉降塔对抽提后的原油和水溶液进行分离。该方法原油脱酸率为100％，钙含量从800ppm降到32ppm，脱钙率达96％。但是该方法在处理稠油时难以操作。

CN1827744A公开了一种直接采用催化裂化处理含酸原油的方法，将经预处理的含酸原油预热后通过催化裂化装置，脱除其中的所含石油酸，并使原油得到初步转化，通过该方法其脱酸率可以达到95％以上。但是，对于总酸值大于0.5mgKOH/g，K值大于12的石蜡基含酸原油来说，饱和烃约占50重％以上，直接采用催化裂化的方法进行加工处理生成的大量辛烷值很低的汽油馏分，经济效益不理想。

发明内容

本发明的目的是采用直接催化裂化的方法脱除石蜡基原油和馏分油中的石油酸，并将这种劣质的石油烃类直接转化为汽油及低碳烯烃等石油产品。

一种劣质原油生产低碳烯烃的方法，该方法包括将预处理后的总酸值大于0.5mgKOH/g，特性因数K值大于12.1的原油经预热后直接引入催化裂化反应器中与催化剂接触，并在催化裂化反应条件下进行反应，分离反应后的油气和待生催化剂，反应油气送至后续分离系统，得到不同馏程的产物；待生催化剂经汽提、再生后循环使用；所述的催化剂的活性组分含有Y型分子筛、具有MFI结构的分子筛和任选的β分子筛。

本发明提供的方法中，所述的劣质原油为总酸值大于0.5mgKOH/g、优选总酸值大于1.0mgKOH/g，原油的特性因数K值大于12.0、优选大于12.3、更优选大于12.5的原油，对原油的胶质含量没有限制，可以处理胶质含量大于10重％的原油。

本发明提供的方法中，所述的催化剂的活性组分含有大孔分子筛和中孔分子筛，所述的大孔分子筛为Y型分子筛，选自稀土Y(REY)、稀土氢Y(REHY)和不同方法得到的超稳Y构成的分子筛中的一种或几种的混合物。所述的中孔分子筛为具有MFI结构的分子筛和任选的β分子筛，具有MFI结构的分子筛可以选自ZSM-5、ZRP、以及用P、RE、Ca、Mg、H、Al改性的ZSM-5分子筛。

本发明提供的方法中，以催化剂的总量计，所述的催化剂含有10～50重％的分子筛、5～90重％的无机氧化物和0～70重％的粘土；其中以分子筛的总量计，Y型分子筛的含量为10～80％，具有MFI结构的分子筛含量为10～90％，β分子筛的含量为0～25％。优选的方案为：以催化剂的总量计，所述的催化剂含有15～45重％的分子筛、10～80重％的无机氧化物和10～60重％的粘土，以分子筛的总量计，Y型分子筛的含量为25～70％，具有MFI结构的分子筛含量为30～80％，β分子筛的含量为0～25％。

本发明提供的方法中，所述的催化剂可以是一种同时含几种分子筛的复合式催化剂或者是分别含不同分子筛的两种不同催化剂的物理混合物。其中优选的方案为分别含不同分子筛的两种不同催化剂的物理混合物。

使用两种催化剂的物理混合物时，以催化剂的总量计，第一种催化剂的含有10～50重％的分子筛、5～90重％的无机氧化物、0～70重％的粘土；其中以分子筛的总量计，Y型分子筛的含量为25～100重％、优选50～100重％，具有MFI结构的分子筛的含量为0～75重％、优选0～50重％。

以催化剂的总量计，第二种催化剂含有10～60重％的中孔分子筛、5～90重％的无机氧化物和0～70重％的粘土；其中以分子筛的总量计，具有MFI结构的分子筛的含量为30～100重％、优选80～100重％，β分子筛的含量为0～70重％、优选0～20重％。

第一种裂化催化剂和第二种裂化催化剂的干基重量比为(10～90)：(90～10)、优选(40～80)：(60～20)。

本发明提供的方法中，所述的催化裂化反应条件为：反应温度为480～700℃、优选490～680℃，反应压力为1.5～4×10⁵帕、优选1.5～3.5×10⁵帕，接触时间为0.5～20秒、优选1～15秒，催化剂与进料原油的重量比为3～40、优选4～30，水蒸汽与进料原油的重量比为0.04～1.0、优选0.05～0.6。

本发明提供的方法中，所述的催化裂化反应器为提升管反应器和/或流化床反应器。其中提升管反应器可以是等直径的提升管也可以是变直径的提升管，优选提升管上部直径扩大的变直径提升管反应器。当所述的催化裂化反应器为上部直径扩大的变直径提升管反应器时，反应器内的重时空速为0.1～50h^-1、优选1～40h^-1。

本发明提供的方法中，优选的反应流程是将所述的后续分离系统分离出的全部或部分汽油馏分引入反应器中进行回炼，更有选将所述的后续分离系统分离出的全部或部分汽油馏分引入新增的轻油提升管反应器中进行回炼。

在反应系统增加轻油提升管反应器的优选方案下，所述的反应器为两个提升管反应器，原料油引入重油反应器中进行反应，经沉降器分离出的反应油气经分馏塔分馏为干气、液化气、汽油、柴油和重油等馏分，将全部或部分经汽油馏分引入轻油反应器中继续反应。其中，所述的轻油提升管反应器中催化裂化反应条件为：反应温度为510～700℃、优选520～680℃，反应压力为1.5～4×10⁵帕、优选1.5～3.5×10⁵帕，接触时间为0.5～20秒、优选1～15秒，催化剂与进料原油的重量比为4～50、优选5～40，水蒸汽与进料原油的重量比为0.05～1.0、优选0.06～0.6。

本发明提供的方法的有益效果体现在：

本发明提供的方法将K值大于12、总酸值大于0.5mgKOH/g、胶质含量较高的劣质原油直接采用催化裂化的方法进行加工处理，简化了流程，采用至少两种不同酸分布和孔径分布的分子筛作为催化剂的活性组分，增强了重质油的转化，同时又兼顾了小分子烃类的裂解，有利于多产低碳烯烃，提高汽油辛烷值，克服了现有技术中加工此类原油生成的汽油辛烷值较低的缺陷，提高了此类劣质原油加工的经济效益。

例如，和CN1827744A中公开的直接催化裂化的方法相比，采用本发明提供的方法，直接催化裂化酸值为2.8mgKOH/g、K值为12.5、胶质含量为16.6重％的含酸劣质原油，产品分布中丙烯产率分别提高6.1～10.9个百分点，乙烯产率提高1.7～2.1个百分点，汽油RON提高2.8个单位，MON提高3.5个单位。直接催化裂化酸值为3.7mgKOH/g、K值为12.1、胶质含量为21.2重％的含酸劣质原油，其产品分布中丙烯产率提高6.3～10.5个百分点，乙烯产率提高0.1～0.3个百分点，汽油RON提高5个单位，MON提高2.5～4.8个单位。

附图说明

图1为催化裂化反应系统包含一个提升管反应器的流程示意图。

图2为催化裂化反应系统包含两个提升管反应器的流程示意图。

具体实施方式

下面结合附图说明本发明提供的方法，但本发明并不因此而受到限制。

如图1所示，催化裂化反应器为一个提升管反应器4，热的再生催化剂经再生剂输送管线16进入提升管反应器4的底部，并在由管线1注入的预提升介质的作用下加速向上流动。预热后的原料油经管线2与来自管线3的雾化蒸汽和来自管线14的部分或全部汽油产品混合后，注入提升管反应器4，与热催化剂接触并在催化裂化反应条件下反应。反应油气和催化剂的混合物沿提升管上行至提升管出口处后进入沉降器7，在沉降器7内反应油气与积炭的催化剂分离。反应油气经管线8送入后续分离系统9继续分离，进一步分离得到目的产物汽油、柴油、重油等(图中未标出)。分离后反应产物经管线10和11引出，回炼的重油经管线12引回反应器，部分反应分离后的汽油通过管线14引入提升管反应器继续反应。沉降器7中分离出的待生催化剂进入汽提器6，汽提蒸汽经管线5注入，与待生催化剂逆流接触，将待生催化剂所携带的反应油气尽可能地汽提干净。汽提后的待生催化剂经管线15送入再生器18烧焦再生，含氧气体如空气经管线17注入再生器18，再生烟气经管线19引出。再生后的催化剂经再生剂输送管线16返回提升管反应器4循环使用。

如图2所示，反应系统包含重油提升管反应器4和新增的轻油提升管反应器13，热的再生催化剂经再生剂输送管线16进入重油提升管反应器4的底部，并在由管线1注入的预提升介质的作用下加速向上流动。预热后的原料油经喷嘴2雾化后，注入重油提升管反应器4，与热催化剂接触并在催化裂化反应条件下反应，反应油气和催化剂的混合物沿提升管上行至提升管出口处后进入沉降器7，在沉降器7内反应油气与待生催化剂分离。反应油气送入后续分离系统9中分离，得到低碳烯烃、汽油、柴油、重油等(图中未标出)。分离出的汽油预热后从喷嘴21进入轻油提升管反应器进行回炼。沉降器7中分离出的待生催化剂进入汽提器6，汽提蒸汽经管线5注入，与待生催化剂逆流接触，将待生催化剂所携带的反应油气尽可能地汽提干净。汽提后的催化剂经待生剂输送管线15送入再生器18烧焦再生，含氧气体如空气经管线17注入再生器18，再生烟气经管线19引出。再生后的催化剂一部分经再生剂输送管线16返回重油提升管反应器4循环使用，另一部分通过再生剂输送管线20进入轻油提升管反应器13，经管线22的输送介质作用下加速向上运动。

下面的实施例将对本方法予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。

实施例和对比例中所用的原料油为含酸劣质原油，其主要性质见表2。所使用的催化剂MLC-500由中国石油化工股份有限公司齐鲁催化剂分公司生产；所用的高岭土为苏州高岭土公司出品，固含量为76％；拟薄水铝石为山东铝厂生产，氧化铝含量为62％；铝溶胶为中国石油化工股份有限公司齐鲁催化剂分公司出品，Al₂O₃含量为总重量的21％；盐酸为北京化工厂生产，规格为分析纯，浓度为36％。

所用的催化剂A1、B1和B2为实验室自制催化剂，其制备方法和组成如下：

(1)催化剂A1的制备方法和组成：

取Y分子筛1.5公斤，ZSM-5分子筛1.0公斤，加脱离子水3.5公斤球磨30分钟，制成分子筛浆液。将3.7公斤高岭土加到8.8公斤脱离子水中，搅拌30分钟，加入盐酸0.26公斤，搅拌30分钟，再加入1.6公斤拟薄水铝石，混合搅拌40分钟。在60℃老化1小时，制得载体浆液。将分子筛浆液加到老化后的载体浆液中搅拌20分钟，加入铝溶胶4.8kg，混合搅拌40分钟，进行喷雾干燥，制得催化剂A1。A1中含有34.2重％的分子筛，27.4重％的无机氧化物和38.4重％的高岭土，其中Y型分子筛的含量为20.5重％，ZRP的含量为13.7重％。

(2)催化剂B1的制备方法和组成：

制备方法和实施例1中催化剂A1的制备方法不同的是用2.1公斤ZRP分子筛和0.88公斤Y型分子筛代替1.5公斤Y分子筛和1.0公斤ZSM-5分子筛，制得催化剂B1。B1中含有38.3重％的分子筛，25.6重％的无机氧化物和36.1重％的高岭土，其中ZRP的含量为27.0重％，Y型分子筛的含量为11.3重％。

(3)催化剂B2的制备方法和组成：

制备方法和实施例1中催化剂A1的制备方法不同的是用2.0公斤ZRP分子筛和1.0公斤β分子筛代替1.5公斤Y分子筛和1.0公斤ZSM-5分子筛，制得催化剂B1。B1中含有38.5重％的分子筛，25.6重％的无机氧化物和35.9重％的高岭土，其中ZRP的含量为25.7重％，β分子筛的含量为12.8重％。

对比例1

对比例1说明CN1827744A中公开的方法直接催化裂化酸值为2.8mgKOH/g、K值为12.5、胶质含量为16.6wt％的含酸劣质原油的情况。

如附图1所示，采用中型提升管装置进行试验，提升管反应器的内径为16毫米，高度为6米。温度为700℃左右的再生催化剂进入提升管反应器底部，在预提升蒸汽的作用下向上流动。将原油A经预热炉加热至200℃左右与雾化水蒸汽混合，通过进料喷嘴进入提升管反应器内，与热的催化剂MLC-500接触进行催化转化反应。反应产物、水蒸汽以及待生催化剂从反应器出口进入到沉降器，在沉降器内反应产物和催化剂快速分离，反应产物进一步分离成气体产物和液体产物，而待生催化剂经汽提、再生后循环使用。其中，催化剂MLC-500中的活性组分为Y型分子筛，含量为35重％，其物化性质见表1。原料油性质见表2，主要操作条件和产品分布列于表3。

实施例1

实施例1说明本发明提供的方法直接催化裂化酸值为2.8mgKOH/g、K值为12.5、胶质含量为16.6wt％的含酸劣质原油生产合格产品并多产低碳烯烃的情况。

采用对比例1中的中型提升管装置进行试验，与对比例1不同的是所用的催化剂为A1。催化剂物化性质见表1，原料油性质见表2，主要操作条件和产品分布列于表3。

对比例2

该对比例说明CN1827744A中公开的方法直接催化裂化酸值为3.7mgKOH/g、K值为12.1、胶质含量为21.2wt％的含酸劣质原油的情况。

该对比例和对比例1的区别是原料油为原油B，催化剂物化性质见表1，原料油性质见表2，主要操作条件和产品分布列于表4。

实施例2

实施例2说明本发明提供的提升管+流化床的反应器形式的方法直接催化裂化酸值为3.7mgKOH/g、K值为12.1、胶质含量为21.2wt％的含酸劣质原油生产合格产品并多产低碳烯烃的情况。

采用实施例1中的中型提升管装置进行试验，实施例2和实施例1的区别是，装置中的提升管反应器出口以上增设一段流化床反应段，该反应段的内径为64毫米，高度为0.6米；原料油为原油B，性质见表2。实施例2中使用的催化剂为MLC-500和B1的混合物，两者的干基重量比为MLC-500:B1＝80:20。催化剂物化性质见表1。原料油实验的主要操作条件和产品分布列于表3。

实施例3

实施例3说明本发明提供的双提升管反应器形式的方法直接催化裂化酸值为2.8mgKOH/g、K值为12.5、胶质含量为16.6wt％的含酸劣质原油生产合格产品并多产低碳烯烃的情况。

如附图2所示，反应器形式采用双提升管模式，其中重油提升管反应器的内径为16毫米，高度为6米，轻油提升管内径为10毫米，高度为5米。将温度为700℃左右的再生催化剂引入重油提升管反应器底部，原油A经加热至200℃左右与雾化水蒸汽混合后，进入到重油提升管反应器内，与热的裂化催化剂接触进行催化转化反应。反应后分离反应油气和待生催化剂，待生催化剂经汽提、再生后一部分返回到重油提升管反应器中循环使用，另一部分催化剂注入到轻油提升管；反应油气进一步分离成气体产物和液体产物，其中的汽油注入轻油提升管底部与热的催化剂接触进行回炼，轻油提升管反应产物和待生催化剂从出口进入沉降器内进行分离。

实施例3中使用的催化剂为MLC-500和B2的混合物，两者的干基重量比为MLC-500:B2＝70:30。催化剂物化性质见表1，原料油性质见表2，实验的主要操作条件和产品分布列于表4。

实施例4

实施例4说明本发明提供的双提升管反应器、重油提升管为提升管+流化床形式的方法直接催化裂化酸值为3.7mgKOH/g、K值为12.1、胶质含量为21.2wt％的含酸劣质原油生产合格产品并多产低碳烯烃的情况。

实施例4采用实施例2中的双提升管模式的中型试验装置，和实施例2的区别是装置中的重油提升管反应器的内径为16毫米，高度为6米，其出口以上有一段流化床反应段，该反应段的内径为64毫米，高度为0.6米；轻油提升管内径为10毫米，高度为5米。原料油为原油B，其性质见表2。所用的催化剂为MLC-500与B2的物理混合物，催化剂干基重量比为MLC-500:B2＝60:40，催化剂物化性质见表1。主要操作条件和产品分布列于表4。

由表3、表4可以看出，通过本发明提供的方法在强化重油转化的同时，增大了低碳烯烃的产率，提高了汽油辛烷值。和CN1827744A中公开的直接催化裂化的方法相比，对酸值为2.8mgKOH/g、K值为12.5、胶质含量为16.6wt％的含酸劣质原油A，采用本发明提供的方法丙烯产率分别提高6.1～10.9个百分点，乙烯产率提高1.7～2.1个百分点，汽油RON提高2.8个单位，MON提高3.5个单位。对酸值为3.7mgKOH/g、K值为12.1、胶质含量为21.2wt％的含酸劣质原油B，丙烯产率分别提高6.3～10.5个百分点，乙烯产率提高0.1～0.3个百分点，汽油RON提高5个单位，MON提高2.5～4.8个单位。

表1 催化剂性质

催化剂	MLC-500	A1	B1	B2
催化剂	MLC-500	A1	B1	B2	化学组成，重％
Al₂O₃	50.2	52.7	50.2	54.5	化学组成，重％
Al₂O₃	50.2	52.7	50.2	54.5	RE₂O₃	0.35	0.2	0.44	1.4
物理性质					RE₂O₃	0.35	0.2	0.44	1.4
物理性质					比表面积/m²·g^-1	115	125	209	139
孔体积/mL·g^-1	0.35	0.32	0.28	0.19	比表面积/m²·g^-1	115	125	209	139
孔体积/mL·g^-1	0.35	0.32	0.28	0.19	堆积密度/g·cm^-3	0.76	0.75	0.79	0.92
筛分组成，％					堆积密度/g·cm^-3	0.76	0.75	0.79	0.92
筛分组成，％					0～20μm	4.2	3.5	1.71	2.2
20～40μm	13.5	15.9	14.35	4.2	0～20μm	4.2	3.5	1.71	2.2
20～40μm	13.5	15.9	14.35	4.2	40～80μm	38.1	41.5	52.81	55.8
>80μm	44.2	39.1	43.23	37.8	40～80μm	38.1	41.5	52.81	55.8
>80μm	44.2	39.1	43.23	37.8	微反活性	65	64	62	60

表2 原料油的性质

原料油名称	原油A	原油B
原料油名称	原油A	原油B	密度(20℃)，g/cm³	0.8996	0.9105
运动粘度，mm²/s(80℃)	50.9	48.18	密度(20℃)，g/cm³	0.8996	0.9105
运动粘度，mm²/s(80℃)	50.9	48.18	酸值，mgKOH/g	2.8	3.7
残炭，重％	6.2	7.4	酸值，mgKOH/g	2.8	3.7
残炭，重％	6.2	7.4	平均分子量	387	389
特性因数，K值	12.5	12.1	平均分子量	387	389
特性因数，K值	12.5	12.1	组成，重％
蜡	25.1	24.4	组成，重％
蜡	25.1	24.4	胶质	16.6	21.2
沥青质	0.1	0.1	胶质	16.6	21.2
沥青质	0.1	0.1	元素含量，重％
C	86.11	86.7	元素含量，重％
C	86.11	86.7	H	12.54	12.3
S	0.3	0.45	H	12.54	12.3
S	0.3	0.45	N	0.3	0.25
金属含量，μg/g			N	0.3	0.25
金属含量，μg/g			Fe	47.6	11.5
Ni	28.9	27.0	Fe	47.6	11.5
Ni	28.9	27.0	Ca	45.3	75.8
V	1.5	0.6	Ca	45.3	75.8
V	1.5	0.6	Na	1.2	2.7
馏程，℃			Na	1.2	2.7
馏程，℃			15～200℃	7.51	6.31
200～350℃	24.55	21.88	15～200℃	7.51	6.31
200～350℃	24.55	21.88	350～500℃	32.44	32.70
>500℃	35.5	39.11	350～500℃	32.44	32.70

表3 操作条件和产品分布

表4 操作条件和产品分布

Claims

1、一种劣质原油生产低碳烯烃的方法，其特征在于将预处理后的总酸值大于0.5mgKOH/g，特性因数K值大于12.1的原油经预热后直接引入催化裂化反应器中与催化剂接触，并在催化裂化反应条件下进行反应，分离反应后的油气和待生催化剂，反应油气送至后续分离系统，得到不同馏程的产物；待生催化剂经汽提、再生后循环使用；所述的催化剂的活性组分含有Y型分子筛、具有MFI结构的分子筛和任选的β分子筛。

2、按照权利要求1的方法，其特征在于所述的原油的总酸值大于1.0mgKOH/g，特性因数K值大于12.3。

3、按照权利要求2的方法，其特征在于所述的原油的总酸值大于1.0mgKOH/g，特性因数K值大于12.5。

4、按照权利要求1的方法，其特征在于，以催化剂的总量计，所述的催化剂含有10～50重％的分子筛、5～90重％的无机氧化物和0～70重％的粘土，其中以分子筛的总量计，Y型分子筛的含量为10～80重％，具有MFI结构的分子筛含量为10～90重％，β分子筛的含量为0～25重％。

5、按照权利要求4的方法，其特征在于以催化剂的总量计，所述的复合式催化剂含有15～45重％的分子筛、10～80重％的无机氧化物和10～60重％的粘土，以分子筛的总量计，Y型分子筛的含量为25～70重％，具有MFI结构的分子筛含量为30～80重％，β分子筛的含量为0～25重％。

6、按照权利要求4的方法，其特征在于所述的催化剂为两种不同催化剂的物理混合物，其中，第一种催化剂含有10～50重％的分子筛、5～90重％的无机氧化物和0～70重％的粘土，其中，以分子筛的总量计，Y型分子筛的含量为25～100重％，具有MFI结构的分子筛的含量为0～75重％；第二种催化剂含有10～60重％的分子筛、5～90重％的无机氧化物和0～70重％的粘土，其中，以分子筛的总量计，具有MFI结构的分子筛的含量为30～100重％，β分子筛的含量为0～70重％；第一种催化剂和第二种催化剂的重量比为：(10～90)：(90～10)。

7、按照权利要求1的方法，其特征在于所述的Y型分子筛，选自稀土Y(REY)、稀土氢Y(REHY)和超稳Y分子筛中的一种或几种的混合物；所述的具有MFI结构的分子筛选自ZSM-5、ZRP、以及用P、RE、Ca、Mg、H、Al改性的ZSM-5分子筛。

8、按照权利要求1的方法，其特征在于所述的催化裂化反应器为提升管反应器和/或流化床反应器。

9、按照权利要求8的方法，其特征在于所述的催化裂化反应器为上部管径扩大的提升管反应器。

10、按照权利要求1的方法，其特征在于所述的催化裂化反应条件为：反应温度为480～600℃，反应压力为1.5～4×10⁵帕，接触时间为0.5～10秒，催化剂与进料原油的重量比为3～20，水蒸汽与进料原油的重量比为0.04～0.2。

11、按照权利要求1～10中任一的方法，其特征在于将所述的后续分离系统分离出的全部或部分汽油引入催化裂化反应器中进行回炼。

12、按照权利要求11的方法，其特征在于将所述的后续分离系统分离出的全部或部分汽油引入新增的轻油提升管反应器中进行回炼；轻油提升管反应器中反应温度为470～600℃，反应压力为1.5～4×10⁵帕，接触时间为0.5～10秒，催化剂与进料原油的重量比为2～20，水蒸汽与进料原油的重量比为0.04～0.2。