CN101665712B - 一种流化催化转化方法及其装置 - Google Patents
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Abstract
发明提供一种重油催化转化的方法，包括一个流化催化转化过程：重质烃类原料在提升管反应器或流化床反应器与催化剂接触反应，反应温度400-650℃(优选480-560℃)、反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.05～5秒(优选0.1-3秒)，催化剂与原料重量比(剂油比)一般为3～15，优选5～12。反应物流进入沉降器进行催化剂与油气的分离、分离出的待生催化剂经汽提段汽提后进入再生器烧焦再生、再生后的催化剂经冷却后或直接返回提升管反应器循环使用。采用该方法可解决当前催化转化的渣油掺炼比提高和汽油升级换代过程中所遇到的问题。
Description
技术领域
本发明属于催化裂化化领域，涉及重油催化转化的方法及其装置。本发明特别涉及含高密度(如超过920kg/m3)的环烷基蜡油催化转化的方法及其装置。
背景技术
随着原油质量的劣质化及重质化趋势的日益加剧，催化转化的渣油掺炼比的不断提高，催化转化、焦化、热裂化等工艺生产汽油的质量变得更差。汽油中的烯烃一方面是高辛烷值有效组分，另一方面在燃烧过程中生产较多的污染物污染环境。利用传统的加氢精制虽然能够将汽油中的烯烃降到很低，但却大幅度地损失了辛烷值。为了解决上述问题，提高汽油产品的质量，国外炼油界也做了大量的研究工作。
洛阳石油化工工程公司开发的灵活多效催化转化工艺(CN92105596.X)采用双提升管反应器，一个提升管作为汽油改质反应区，另一个提升管作为FCC主提升管反应区，利用高活性催化剂改质汽油，该工艺要兼顾主提升管重油催化转化的反应条件，汽油改质的反应条件受到限制，可使FCC汽油烯烃降低10～30个体积百分点。
中国石油大学(华东)采用两段串联提升管工艺技术(CN302843A)，反应油气串联、催化剂接力操作，实现提高轻质油收率，改善催化汽油质量的目的烯烃体积含量，但该技术采用两段提升管反应油气串联、催化剂接力的工艺，必然使工艺流程十分复杂、装置操作的灵活性受到限制，同时由于两段提升管反应油气串联操作，汽油改质反应与其它组分反应相互影响，目的产品选择性受到影响，汽油烯烃体积含量降幅有限，可降低15个体积百分点左右。
重油催化转化因原料重，残炭值高，使焦炭产率上升，热量多于系统所需热量，造成热量过剩。因此，重油催化转化装置必须安装取热设施，从系统中取出过剩热量，才能够维持两器热量平衡。现有重油催化转化过程中取出系统过剩热量的催化剂冷却器种类很多。
US5451313公开一种FCC方法，其中通过待生剂与再生剂一起循环来降低方法的苛刻度，改进进料的雾化，促进与催化剂的接触。但未提出催化剂冷却器同时用于再生器床层冷却和提升管裂化进料的再生剂冷却。
UOP公司开发的“x设计”技术(<<世界石油科学>>，1996，3(9))，特点是部分待生剂(待再生催化剂)不经烧碳再生而与再生剂在混合罐掺混后直接返回提升管反应器，因再生剂降温，使剂油比提高。该技术的缺点是再生剂和待生剂直接混合，使进入提升管反应器的催化剂活性降低，不利于催化转化反应。
现行取热技术即催化剂冷却技术因冷再生催化剂返回再生器密相段仅具有取热功能，而无法对反应系统的操作条件进行优化，因此现行反应再生系统的技术又都有其不足之处。
在上述现有技术的基础上，本发明的目的是提供一种主要用于重质原料的催化转化和汽油催化改质的冷再生催化剂循环方法，以解决当前催化转化的渣油掺炼比提高和汽油升级换代过程中所遇到的问题。
本发明的另一目的是在保证足够高的再生温度和良好的再生效果的前提下，通过冷再生催化剂循环方法，降低进入反应器的再生剂之温度，提高原料油预热温度，改善原料油雾化效果，提高剂油比，改善重油催化转化的产品分布，提高液体收率。
本发明的另一目的是，在保证足够高的再生温度和良好的再生效果的前提下，通过冷再生催化剂循环方法，降低进入反应器的再生剂之温度，在保证适宜剂油比的前提下，降低汽油改质提升管的反应温度，提高汽油提升管的催化剂活性，促进氢转移、异构化、芳构化等反应的进行，降低焦炭和气体的产率，从而提高汽油和轻镏分的产率提高，汽油辛烷值，降低油品烯烃和杂质含量。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是采用冷再生催化剂循环方法，利用催化转化过程常用的催化剂冷却技术，在不降低再生温度的条件下，靠降低再生催化剂温度，使大剂油比的操作成为可能，提高原料预热温度，采用更适宜的反应时间和更适宜的反应温度，从而提高轻油收率，降低焦碳和干气产率。
本发明提供一种流化催化转化方法及其装置，包括一个催化转化过程：重质烃类原料在提升管反应器(带有或不带有流化床反应器)与催化剂接触反应、反应物流进入沉降器进行催化剂与油气的分离、分离出的待生催化剂经汽提段汽提后、进入再生器烧焦再生、再生后的催化剂经冷却后或/和不经冷却直接返回提升管反应器循环使用。
本发明的重油催化转化过程可以设有一个、两个或多个提升管，每个提升管又可设有(或不设)预提升段(区)，一个、两个或多个反应区，根据工艺需要，分别加工不同的原料。
根据工艺需要还可设置一个、两个或多个(或不设)辅助提升管，分别连接冷再生催化剂输送通道(如外循环管、内循环管等)，用于输送冷再生催化剂(用预提升介质提升)至一个、两个或多个提升管反应器(或流化床反应器)各反应区作为冷激剂，循环使用。
其具体工艺过程如下：
一种流化催化转化方法及其装置，其特征在于包括一个催化转化过程：重质烃类原料在重油提升管反应器(带有或不带有流化床反应器)与催化剂接触反应，反应物流进入沉降器进行催化剂与油气的分离，分离出的待生催化剂经汽提段汽提后进入再生器烧焦再生，再生后的催化剂经冷却后直接返回提升管反应器循环使用，所述重油提升管反应器设有(或不设)预提升区、一个、两个或多个反应区，具体特点如下：
1)重质石油烃类原料经过预热(或不预热)与来自重油提升管预提升区的再生催化剂混合进入重油提升管反应器(带有或不带有流化床反应器)或第一反应区，主要操作条件如下：原料入口温度为100～450℃，反应温度为400～650℃，反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.05～5秒，催化剂与原料重量比(剂油比)为3～15；或者设有第二反应区时，来自第一反应区的反应产物与催化剂的混合物与冷激剂混合进入第二反应区，主要操作条件如下：反应温度350～620℃，绝对压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.01～30秒；
2)离开重油提升管反应器的反应产物与催化剂的混合物沿提升管，进入沉降器进行催化剂与油气的分离，分离出的待生催化剂经汽提段汽提后，进入再生器烧焦再生，再生温度为630～800℃；
3)再生器设有1个、2个或多个催化剂冷却器，用于调节各自相连接的提升管反应器(或流化床反应器)各反应区的反应温度，和/或调节再生器温度，分别使其保持在最佳值；
4)将一部分来自再生器的再生催化剂经催化剂冷却器冷却到200-720℃直接进入重油提升管反应器预提升区或/和第一反应区，或者与另一部分未经冷却的热再生催化剂混合得到温度低于再生器温度的混合再生催化剂混合后进入重油提升管反应器预提升区或/和第一反应区，或者所述冷热再生催化剂分别直接进入重油提升管反应器预提升区，经预提升介质提升，温度达到均衡后进入重油提升管反应器第一反应区；或者不经催化剂冷却器直接进入重油提升管反应器预提升区或/和第一反应区；循环使用；
5)或者设置(或不设)一个、两个或多个辅助提升管，用预提升介质提升输送所述冷再生催化剂至一个、两个或多个提升管反应器(或流化床反应器)各反应区作为冷激剂，循环使用；
所述的重质烃类原料是任何蜡油(馏分油)，包括直馏蜡油(馏分油)、焦化蜡油(馏分油)、加氢裂化尾油等中的一种、两种及两种以上的混合物，所述的蜡油(馏分油)馏分包括高密度环烷基或环烷中间基蜡油(馏分油)等；是全馏分，例如初馏点至560℃左右的馏分；或者是其中的部分窄馏分，例如，450～520℃馏分；
所述的催化剂为工业上成熟的任何常规催化裂化催化剂，包括分子筛催化剂和无定型硅铝催化剂。
所述的重油提升管第一反应区主要操作条件如下：原料入口温度为180～360℃，反应温度为460～560℃，反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间为0.1～3秒，催化剂与原料重量比(剂油比)为5～12；第二反应区主要操作条件如下：反应温度为450～520℃，绝对压力为0.11～0.4MPa，接触时间为1～5秒；步骤4)所述的来自催化剂冷却器的冷再生催化剂温度为360～650℃。
所述的重质烃类原料是任何重油，包括直馏蜡油(馏分油)、焦化蜡油(馏分油)、加氢裂化尾油、常压渣油、减压渣油、热裂化重油、减粘重油、页岩油、合成油、原油、煤焦油、回炼油、油浆、脱沥青油、重柴油在内的油品中的一种、两种或两种以上的混合物。
设有一个、两个或多个辅助提升管，所述的冷再生催化剂经辅助提升管用预提升介质提升循环至各个反应区作为冷激剂。
所述的催化剂冷却器设置于再生器外部、再生器内部或者设置于与其相连接提升管反应器的下面。
所述的混合再生催化剂的温度通过调节冷热再生催化剂的比例而得到独立控制；或者所述的冷再生催化剂温度通过调节流化介质和/或取热介质的流量和/或其它参数进行控制，或者通过调节流化介质和/或取热介质和/或返回再生器的冷催化剂的流量和/或其它参数进行控制。
所述的各反应区的反应温度通过调节剂油比，或/和通过调节所述冷再生催化剂或混合再生催化剂的温度，或/和采用多点进料技术，或/和向提升管反应器注入各种冷激剂而得到控制。
所述的冷激剂是气态或液态的水、各种油品(包括劣质汽油、回炼油、澄清油等)，或者是冷催化剂包括冷再生催化剂、冷待生催化剂、冷半再生催化剂，或者是上述冷激的任意比例的混合物；所述的气体或液体冷激剂的注入点在冷催化剂注入点的上游、下游，或者在辅助提升管的入口处，以方便控制各反应区的温度，或形成另一反应区。
所述的冷催化剂是冷待生催化剂或来自汽油改质系统的待生催化剂；或者是与上述其他冷激剂的任意比例的混合物。
本发明的重油催化转化方法及其装置与汽油催化改质工艺联合实施，或者单独实施。
催化剂冷却器为成熟工业设备，本发明的方法及其装置可采用各种结构形式(如上流式、下流式等)，催化剂输送通道也可采用各种具体连接结构(如内循环管、Y型、U型外输送(循环)管等)，本领域普通技术人员对其具体结构、连接型式、操作和控制过程非常清楚，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
上述流化介质、输送介质可以是空气、蒸汽等，取热介质可以是水、蒸汽、空气、各种油品等。预提升介质用可以是水、蒸汽、各种干气等。
上述的催化剂冷却器可以与再生器、提升管连为一体，也可以通过管线与其相连。
上述混合再生催化剂的温度可通过调节上述冷热再生催化剂的比例而得到独立控制。上述提升管反应器各反应区的温度可通过调节剂油比(在上述冷催化剂返回通道设置控制元件如滑阀、塞阀等)，或/和通过调节冷再生催化剂或混合再生催化剂的温度进行控制，使其分别保持在最佳值。
进入提升管反应器(或流化床反应器)各反应区的上述混合再生催化剂的温度可通过调节上述冷热再生催化剂的比例而得到独立控制。上述经催化剂冷却器冷却后的冷再生催化剂直接进入提升管反应器(或流化床反应器)时，进入提升管反应器(或流化床反应器)各反应区的冷再生催化剂温度主要通过调节流化介质和/或取热介质的流量或/和其它参数进行控制；或者冷再生催化剂温度主要通过调节流化介质和/或取热介质和/或返回再生器的冷催化剂的流量或/和其它参数进行控制。因此，提升管反应器(或流化床反应器)的剂油比(再生催化剂与原料的比例)和反应温度均可得到独立控制。
根据工艺要求，调节再生器温度的催化剂冷却器可以不设，或/和调节提升管反应器(或流化床反应器)反应温度的催化剂冷却器中的任意一个、两个或多个也可以不设，热再生催化剂直接进入提升管。
调节再生器温度的催化剂冷却器不设，仅设一个、两个或多个与提升管反应器(或流化床反应器)相连接的催化剂冷却器时，再生器温度主要通过调节反应再生系统的热平衡进行控制，或/和主要通过调节这些催化剂冷却器中的一个、两个或多个的流化介质和/或取热介质和/或返回再生器的冷催化剂等的流量或/和其它参数进行控制。
上述提升管反应器各反应区的温度主要通过调节剂油比(在上述冷催化剂返回通道设置控制元件如滑阀、塞阀等)，或/和主要通过调节冷再生催化剂或混合再生催化剂的温度进行控制，使其分别保持在最佳值。
当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
所述的冷激剂可以是气态或液态的水、各种油品(包括劣质汽油、回炼油、澄清油等)，也可以是冷催化剂包括冷再生催化剂、冷待生催化剂、冷半再生催化剂等(优选冷再生催化剂或来自汽油改质系统的待生催化剂)，或者是上述冷激的任意比例的混合物。
所述的气体或液体冷激剂的注入点可以在冷催化剂注入点的上游、下游，或者在辅助提升管的入口处，以方便控制各反应区的温度，或形成另一反应区。
1.本发明单独实施
本发明在提升管或流化床催化转化装置上单独实施时，按工艺要求可设置1个、2个或多个重油提升管，分别加工不同的重质烃类原料和回炼油、油浆等；每个重油提升管可设置1个、2个或多个反应区。根据需要还可设有一个、两个或多个辅助提升管，用预提升介质输送冷再生催化剂提升管反应器(或流化床反应器)各反应区作为冷激剂。
再生器设有一个、两个或多个内或外取热设备，即催化剂冷却器，用于调节各自相连接的提升管反应器(或流化床反应器)各反应区的反应温度，和/或调节再生器温度，分别使其保持在最佳值。
下面以一个单独的重油催化转化过程为例叙述，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制：
经再生器再生、符合本发明要求的冷再生催化剂与预热后的原料进入重油提升管反应器第一反应区，在或不在水蒸汽存在下进行裂化反应；第一反应区主要操作条件如下：主要操作条件如下：原料入口温度为100-450℃(优选180-360℃，最佳260-360℃)、反应温度400-650℃(优选460-560℃，最佳460-530℃)、反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.05～5秒(优选0.1-3秒)，催化剂与原料重量比(剂油比)一般为3～15，优选5～12，最佳8～12。
离开第一反应区的反应产物与催化剂的混合物沿提升管与冷激剂混合降温后进入第二反应区，在反应温度350-620℃(优选450-520℃)、绝对压力为0.11-0.4MPa条件下接触，接触时间0.01-30秒(优选1-5秒)，主要进行氢转移、异构化、芳构化等第二次反应。
离开第二反应区的反应产物与催化剂的混合物沿提升管进入沉降器进行催化剂与油气的分离，得到汽油、液化气、柴油和少量的干气。
根据需要，还可以将冷激剂注入上述提升管的上游或下游，第一反应区或第二反应区。
待生催化剂经水蒸汽汽提后输入再生器，在含氧气体的存在下进行烧焦再生。再生温度控制在630-800℃(优选680-730℃)、再生后的催化剂经冷却或未经冷却直接返回提升管反应器循环使用。
再生器设有2内催化剂冷却器，一个用于调节连接的提升管反应器(或流化床反应器)第一反应区和/或第二反应区的反应温度，另一个用于调节再生器温度，分别使其保持在最佳值。
将来自再生器的一部分再生催化剂经催化剂冷却器冷却到200-720℃(优选360-650℃)直接进入重油提升管反应器预提升区或/和第一反应区，或者与另一部分未经冷却的热再生催化剂混合得到温度低于再生器温度的混合再生催化剂混合后进入重油提升管反应器预提升区或/和第一反应区，或者冷热再生催化剂分别直接进入重油提升管反应器预提升区，经预提升介质提升，温度达到均衡后进入重油提升管第一反应区；或者不经催化剂冷却器直接进入重油提升管反应器预提升区或/和第一反应区；循环使用。
将来自再生器的另一部分再生催化剂经催化剂冷却器冷却到200-720℃(优选360-650℃)一路直接进入返回再生器；或者一路直接进入返回再生器，另一路进入辅助提升管，经预提升介质提升，温度达到均衡后进入重油提升管第二反应区作为冷激剂循环使用。
2、本发明联合实施
本发明联合实施时按工艺要求可设置1个、2个或多个重油提升管，分别加工不同的重质烃类原料、回炼油、油浆等；每个重油提升管可设置1个、2个或多个反应区。根据需要还可设有一个、两个或多个辅助提升管，用预提升介质输送冷再生催化剂至1个、2个或多个提升管反应器(或流化床反应器)各反应区作为冷激剂。
再生器设有一个、两个或多个内或外取热设备，即催化剂冷却器，用于调节各自相连接的提升管反应器(或流化床反应器)各反应区的反应温度，和/或调节再生器温度，分别使其保持在最佳值。
设置两个提升管时，分别加工不同的重质烃类原料和/或回炼油、油浆等；或一个加工重质烃类原料，按工艺要求分成多个反应区(一般为三个反应区)，另一个进行汽油转化。
汽油馏分催化转化的反应产物与催化剂的混合物和完成重质烃类原料催化转化后的反应产物与催化剂的混合物的后续反应及分离系统可以共用，也可以单独设置：
(1)共用后续反应及分离系统
汽油馏分催化转化的反应产物与催化剂的混合物不经分离直接与离开第一反应区的反应产物与催化剂的混合降温后进入第二反应区。离开第二反应区的反应产物与催化剂的混合物进入沉降器进行催化剂与油气的分离，得到汽油产品、液化气、柴油和少量的干气。
或者(2)共用后续分离系统
汽油馏分催化转化的反应产物与催化剂的混合物和重质烃类原料催化转化的反应产物与催化剂的混合物混合后(或分别单独)进入同一个沉降器(汽油馏分的反应产物与催化剂的分离及汽提设施可单设，也可以共用)进行催化剂与油气的分离，共用油气分离和回收系统，得到汽油产品、液化气柴油和少量的干气。汽油馏分的反应产物与催化剂的分离及汽提设施单独设置时，完成汽油馏分转化后的待生催化剂不经汽提或单独汽提后全部或部分进入重油提升管的中部作冷激剂，或者不经汽提或单独汽提后部分或全部经溢流进入沉降器。
或者(3)分设后续分离系统
汽油馏分催化转化的反应产物与催化剂的混合物和重质烃类原料催化转化的反应产物与催化剂的混合物可以分别进入两个沉降器(或同一个沉降器的两个分离设施)进行催化剂与油气的分离，油气单独分离和回收，分别得到汽油产品、液化气、柴油和少量的干气。汽油沉降器带有或不带有流化床反应器。
完成汽油馏分转化后的待生催化剂和完成重质烃类原料催化转化后的待生催化剂可以分别汽提，也可以混合后共同汽提。汽提后的待生催化剂在含氧气体存在下共用一套再生系统进行烧焦再生。
采用两套后续分离系统时，来自于劣质汽油提升管或流化床反应器的待生催化剂(1)经水蒸汽汽提后部分或全部输入共用再生系统进行烧焦再生，或者(2)不汽提或汽提后部分或全部输入重油提升管的中部作冷激剂或重油提升管预提升区经预提升介质提升温度达到均衡后进入重油提升管第一反应区，或者(3)不汽提或汽提后经溢流管部分或全部输入共用重油沉降器。
根据需要，还可以将冷激剂注入上述提升管的上游或下游，第一反应区或第二反应区。
下面以重油催化转化与汽油催化转化联合实施为例进行叙述，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制：
经再生器再生、符合本发明要求的冷再生催化剂与预热后的原料进入重油提升管反应器第一反应区，在或不在水蒸汽存在下进行裂化反应；第一反应区主要操作条件如下：主要操作条件如下：原料入口温度为100-450℃(优选180-360℃，最佳260-360℃)、反应温度400-650℃(优选460-560℃，最佳460-530℃)、反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.05～5秒(优选0.1-3秒)，催化剂与原料重量比(剂油比)一般为3～15，优选5～12，最佳8～12。
离开第一反应区的反应产物与催化剂的混合物沿提升管与冷激剂混合降温后进入第二反应区，在反应温度350-620℃(优选450-520℃)、绝对压力为0.11-0.4MPa条件下接触，接触时间0.01-30秒(优选1-5秒)，主要进行氢转移、异构化、芳构化等第二次反应。
离开第二反应区的反应产物与催化剂的混合物沿提升管进入沉降器进行催化剂与油气的分离，得到汽油、液化气、柴油和少量的干气。
符合本发明要求的另一部分冷再生催化剂，进入用于转化汽油馏分的提升管或流化床反应器内；与未预热或预热后的汽油馏分接触，在或不在水蒸汽存在下，在反应温度300—650℃(优选400—560℃)、绝对压力为0.11-0.4Mpa条件下接触，接触时间0.5-30秒(优选1—15秒)，催化剂与原料重量比一般为1-50，优选2-25，主要进行异构化、芳构化等汽油改质反应，达到降低烯烃和硫含量，提高辛烷值的目的。
汽油馏分催化转化的反应产物与催化剂的混合物和完成重质烃类原料催化转化后的反应产物与催化剂的混合物的后续反应及分离系统可以共用，也可以单独设置。
分离出的待生催化剂经汽提段汽提后，进入再生器烧焦再生，再生温度控制在630-800℃(优选680-730℃)、再生后的催化剂经冷却或未经冷却直接返回提升管反应器循环使用。
再生器设有3催化剂冷却器，2个分别用于调节与其连接的提升管反应器(或流化床反应器)第一反应区和/或第二反应区的反应温度，另一个用于调节再生器温度，分别使其保持在最佳值。
1)将来自再生器的一部分再生催化剂经催化剂冷却器冷却到200-720℃(优选360-650℃)直接进入重油提升管反应器预提升区或/和第一反应区，或者与另一部分未经冷却的热再生催化剂混合得到温度低于再生器温度的混合再生催化剂混合后进入重油提升管反应预提升区或/和第一反应区，或者冷热再生催化剂分别直接进入重油提升管预提升区，经预提升介质提升，温度达到均衡后进入重油提升管第一反应区或者不经催化剂冷却器；或者不经催化剂冷却器直接进入重油提升管预提升区或/和第一反应区；循环使用。
2)将一部分来自再生器的再生催化剂经催化剂冷却器冷却到200-720℃(优选360-650℃)直接进入汽油提升管反应器预提升区或/和反应区，或者与另一部分未经冷却的热再生催化剂混合得到温度低于再生器温度的混合再生催化剂混合后进入汽油提升管反应预提升区或/和反应区，或者冷热再生催化剂分别直接进入汽油提升管预提升区，经预提升介质提升，温度达到均衡后进入汽油提升管反应区；或者不经催化剂冷却器直接进入汽油提升管预提升区或/和反应区；循环使用。
3)将来自再生器的另一部分再生催化剂经催化剂冷却器冷却到200-720℃(优选360-650℃)一路直接进入返回再生器；或者一路直接进入返回再生器，另一路进入辅助提升管，经预提升介质提升，温度达到均衡后进入重油提升管第二反应区作为冷激剂循环使用。
本发明适用的轻烃原料为炼油厂或石油化工厂各种含烯烃或饱和液态轻烃类，包括液化石油气、轻油等中的任意一种或一种以上的任意比例的混合物；所述的液化石油气可以是主要由丙烷、丙烯组成的C3馏分，也可以是主要由丁烷、丁烯组成的C4馏分，或者是主要C4～C8组成的任意比例的混合物；所述的轻油可以是包括直馏汽油、凝析油、催化裂化汽油、热裂化汽油、减粘汽油、焦化汽油、裂解制乙烯汽油在内的汽油中的一种、两种、多种及其任意比例的混合物。
该汽油馏分可以是其中的部分窄馏分，例如70-145℃馏分；也可以是全馏分，例如，初馏点至220℃馏分。该汽油馏分的烯烃含量可以为0-80重％，并含有少量硫、氮等杂质，例如，硫含量大于200ppm，氮含量大于30ppm。
本发明所述的重质烃类原料可以是几种石油馏分的混合物，也可以是石油烃类的某一馏分，裂化性能不同的原料可以同时进料，也可以在多处不同位置进料。
本发明所述的重质烃类原料可以是任何蜡油(馏分油)原料包括直馏蜡油(馏分油)、焦化蜡油(馏分油)、加氢裂化尾油等中的一种、两种及两种以上的混合物，所述的蜡油(馏分油)馏分包括高密度环烷基或环烷中间基蜡油(馏分油)等；所述的蜡油(馏分油)馏分可以是全馏分，例如初馏点至560℃左右的馏分；也可以是其中的部分窄馏分，例如，450～520℃馏分。
本发明所述的重质烃类原料也可以是任何重油包括直馏蜡油、焦化蜡油、加氢裂化尾油、常压渣油、减压渣油、页岩油、合成油、原油、煤焦油、回炼油、油浆、脱沥青油、热裂化重油、减粘重油、重柴油等以及其两种及两种以上的混合物。
本发明采用工业上成熟的任何常规催化裂化催化剂，包括超稳分子筛催化剂和无定型硅铝催化剂等。
本发明所述进入汽油提升管或重油提升管的再生催化剂为烧焦再生后的任何碳含量的再生催化剂或不完全再生催化剂包括再生催化剂、半再生催化剂等或它们的混合物。
所述再生催化剂是指完全再生的再生催化剂或两段再生后的二段再生催化剂；半再生催化剂是指不完全再生的再生催化剂或两段再生的一段再生催化剂。
本发明所述的进入汽油提升管、或重油提升管的预提升介质可以是水(包括水蒸气)、各种炼厂干气、各种油品(包括劣质汽油等)中的一种或多种；进入汽油提升管的反应介质也可以是其他各种油品(包括回炼油、澄清油等)。
本发明的方法及其装置可采用各种反应再生型式(如同轴式、并列式等)的催化转化装置，催化剂冷却器与再生器有多种组合型式，如设置于第一再生器、设置于第二再生器等，本领域普通技术人员对其组合型式、操作和控制过程非常清楚，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
采用本发明的方法及其装置，其反应产物的分离及催化剂的再生均按常规方法进行，可以采用提升管催化转化工艺及装置使用的各种反应再生型式包括各种提升管型式(包括等直径或变直径、带有或不带有流化床反应器等)、各种再生型式及其各种组合型式。待生催化剂在再生器中于常规催化转化催化剂再生条件下进行烧焦再生，一般再生温度控制在630～800℃(优选680-730℃)。
使用本技术，并不影响其他技术的使用，如与现行密相段取热技术，提升管反应终止剂注入技术，多点进料等同时使用，效果更好。与单独采用混合温度控制技术、注终止剂等技术相比，取热温位高，热量利用更加合理。当然也可与许多其他工艺技术和方法同时使用，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
当然，本发明的方法及其装置可单独实施，也可联合实施，可与许多其他工艺技术和方法((如注终止剂技术等、汽油回炼改质技术等)同时使用，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
流化催化转化工艺及装置为成熟工业过程，本领域普通技术人员对其组合型式、操作和控制过程非常清楚，对提升管反应器各反应区的操作条件(如原料入口温度、反应温度、反应压力、接触时间、剂油比等)的选择和催化剂的选用也非常清楚，均不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
本发明的重油催化转化工艺与现有技术相比，重油提升管反应器操作条件相对独立，反应温度、剂油比和原料预热温度等操作条件可以根据重油性质和反应要求灵活调节。因此能提高掺渣比，加工劣质重油，提高轻油收率；其降低汽油烯烃体积含量的效果更加显著，兼有提高汽油辛烷值、降低其油品杂质含量的特点，同时具有可操作性强、简单灵活、应用广泛的优势。
与现有技术相比有如下优点：
1)原料的雾化效果更好。
在不降低再生温度的条件下，靠降低再生催化剂温度，使剂油比成为独立可调变量。在相同提升管混合温度下，可提高剂油比，提高原料预热温度，改进原料的雾化，促进与催化剂的接触，从而降低焦碳和干气产率。
2)重油提升管反应器可灵活调节各反应区的反应温度和再生器的再生温度，使其保持在最佳值。因此重油提升管各反应区可采用更适宜的反应时间和更适宜的反应温度。
3)可采用更高的再生温度。
再生温度不受剂油比和原料预热温度制约，再生温度可以提高，有利于高效再生，并起到钝化重金属的作用。高再生温度使烟气带出热量增多，取热量减少。
4)催化剂的活性更高。
因再生剂温度降低，再生剂在提升管预提升段的水热失活减轻。
5)可加工更重的烃类原料。
减压渣油的掺炼比可达到100％，即加工100％的减压渣油，降低不希望的产物如焦炭和气体的产率，同时提高汽油和轻镏分的产率，提高汽油辛烷值、降低油品烯烃和杂质含量，从而提高了该技术的经济性。
6)可提高处理能力
原料及产品方案等条件不变时，因焦碳和干气产率降低，处理能力可提高15-20％。
7)与其他技术共同使用，效果更好。
8)汽油中烯烃体积含量可降低30～60％，辛烷值(RON)可提高0.5～2个单位。
附图说明
附图1-3：为本发明的催化转化装置的典型示意图。
下面结合附图详细说明本发明，附图是为了说明本发明而绘制的，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
附图1为本发明的重油催化转化装置的一种典型示意图。
如附图1所示：本发明重油催化转化方法及其装置包括沉降器1，重油提升管反应器包括预提升区4、第一反应区3、第二反应区2、再生器5、烧焦罐5A。烧焦罐5A与沉降器1的汽提段1A之间设有待生催化剂输送管7和控制阀20连通烧焦罐5A与汽提段1A，将待生催化剂输送到烧焦罐5A。为保证烧焦罐5A的起始烧焦温度，设有再生催化剂循环管16和控制阀23。
再生器设有2个内或外取热设备，即催化剂冷却器，催化剂冷却器8A主要用于调节第一反应区的反应温度，使其保持在最佳值。催化剂冷却器8B主要用于调节再生器温度，使其保持在最佳值。
35A，35B为流化介质如空气、蒸汽等，36B为提升介质如空气、蒸汽等，37A，37B为取热介质，包括水、蒸汽、空气、各种油品等。
根据工艺要求，催化剂冷却器8A、催化剂冷却器8B的任意1个或2个都可以不设。
再生器5通过再生催化剂输送管10A与催化剂冷却器8A相连，冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送管11A与重油提升管反应器预提升区4相连。离开催化剂冷却器8A的冷再生催化剂温度通过调节流化介质35A(包括空气、蒸汽等的)流量进行控制。控制阀21A是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置的具体控制元件。
为方便控制进入重油提升管反应器第一反应区3的温度，还可以可设置热再生催化剂输送管(包括控制阀)(图中未画出)直接与重油提升管反应器预提升区4相连，冷再生催化剂与热再生催化剂在重油提升管反应器预提升区4经预提升介质32(包括水、蒸汽、各种干气等)提升混合后温度达到均衡。
再生器5通过再生催化剂输送管10B与催化剂冷却器8B相连。再生器5的温度通过调节流化介质35B包括空气、蒸汽等的流量和冷再生催化剂返回管12B上的提升介质36B包括空气、蒸汽等的流量进行控制。
为方便控制重油提升管反应器第二反应区2的温度，可以将冷激剂34注入第一反应区的下游。上述冷激剂可以是气体或液体(包括水、各种油品等)和冷催化剂中的任意一种，也可以是它们中的两种或多种。上述冷催化剂可以是冷再生催化剂、冷待生催化剂、冷半再生催化剂中的任意一种，也可以是它们中的两种或多种。
当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
上述的催化剂冷却器可以与再生器、提升管连为一体，也可以通过管线与其相连。
重油原料33与来自重油提升管反应器预提升区4的再生催化剂混合进入重油提升管反应器第一反应区3，在催化转化条件下进行反应，主要操作条件如下：原料入口温度为100-450℃(优选180-360℃，最佳260-360℃)、反应温度400-650℃(优选460-560℃，最佳460-530℃)、反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.05～5秒(优选0.1-3秒)，催化剂与原料重量比一般为3～15，优选5～12，最佳8-12。
冷激剂34与来自第一反应区3的反应油气和催化剂的混合物混合降温后，进入重油提升管反应器第二反应区2，主要进行氢转移、异构化、芳构化等二次反应，进一步降低烯烃和硫含量，提高辛烷值。主要操作条件如下：反应温度350-620℃(优选450-520℃)、反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.01-30秒(优选1-5秒)。
来自第二反应区2的反应油气和催化剂的混合物进入沉降器1，进行油气与催化剂分离，油气进入分馏、吸收稳定系统进行分馏与液化石油气(LPG)回收，得到包括催化转化汽油在内的产品和未转化油。
待生催化剂经沉降器1的汽提段1A汽提后，通过待生催化剂输送管7和控制阀20进入烧焦罐5A，在主风38A(含氧气体包括空气等)的存在下经快速烧焦，向上输送再生器5进一步烧焦再生，再生器5底部补充二次风38B(含氧气体包括空气等)。再生催化剂由再生器5底部引出，分两路进入催化剂冷却器8A和催化剂冷却器8B，一路冷再生催化剂与或不与热再生催化剂混合循环使用，另一路返回再生器。
上述气体或液体冷激剂的注入点可以在冷催化剂注入点的上游或下游，以方便控制各反应区的温度，或形成另一反应区。
附图2为重油催化转化装置(联合实施，有汽油沉降器)的一种典型示意图。
如附图2所示：本发明重油催化转化方法及其装置包括重油沉降器1，汽油沉降器18，重油提升管反应器包括预提升区4、第一反应区3、第二反应区2、再生器5、汽油提升管6。再生器5与沉降器1的汽提段1A之间设有待生催化剂输送管7和控制阀(图中未画出)连通再生器5与重油沉降器1汽提段1A，将待生催化剂输送到再生器5。设有待生催化剂输送管15和控制阀23将重油提升管反应器中部(第一反应区3、第二反应区2的结合部)与沉降器18的汽提段18A相连通。控制阀23是为了方便控制冷激用的待生催化剂的流量而设置的具体控制元件。当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
再生器设有3个内或外取热设备，即催化剂冷却器，催化剂冷却器8A主要用于调节第一反应区的反应温度，使其保持在最佳值。催化剂冷却器8B主要用于调节第二反应区的反应温度，使其保持在最佳值。另一催化剂冷却器(图中未画出)主要用于调节再生器温度，使其保持在最佳值。
35A，35B为流化介质如空气、蒸汽等，36B为提升介质如空气、蒸汽等，37A，37B为取热介质，包括水、蒸汽、空气、各种油品等。
根据工艺要求，催化剂冷却器8A、主要用于调节再生器温度的另一催化剂冷却器也可以不设，热再生催化剂不经冷却直接进入第一反应区，再生器温度通过调节催化剂冷却器8B流化介质包括空气、蒸汽等的流量和返回再生器的催化剂量或通过反应再生系统的热平衡进行控制。
再生器5通过再生催化剂输送管10A与催化剂冷却器8A相连，冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送管11A与重油提升管反应器预提升区4相连。离开催化剂冷却器-A的冷再生催化剂温度通过调节流化介质35A(包括空气、蒸汽等)的流量进行控制。控制阀21A是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置的具体控制元件。
为方便控制进入重油提升管反应器第一反应区3的温度，还可以设置热再生催化剂输送管(包括控制阀)与重油提升管反应器预提升区4相连，冷再生催化剂与热再生催化剂在重油提升管反应器预提升区4经预提升介质32(包括蒸汽、各种干气等)提升混合后温度达到均衡。
为方便控制重油提升管反应器第二反应区2的温度，可以将冷激剂34注入第一反应区的下游。上述冷激剂可以是气体或液体(包括水、各种油品等)和冷催化剂中的任意一种，也可以是它们中的两种或多种。上述冷催化剂可以是冷再生催化剂、冷待生催化剂、冷半再生催化剂中的任意一种，也可以是它们中的两种或多种。
再生器5通过再生催化剂输送管10B与催化剂冷却器8B相连，冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送管11B与汽油提升管预提升区相连。离开催化剂冷却器8B的冷再生催化剂温度通过调节流化介质35B(包括空气、蒸汽等)的流量和冷再生催化剂返回管12B上的提升介质36B(包括空气、蒸汽等)的流量进行控制。控制阀21B是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置的具体控制元件。
为方便控制进入汽油提升管反应器6的温度，设置热再生催化剂输送管19B(包括控制阀22B)与汽油提升管反应器预提升区相连，冷再生催化剂与热再生催化剂在汽油提升管反应器预提升区经预提升介质30(包括水、蒸汽、各种干气等)提升混合后温度达到均衡。
当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
上述的催化剂冷却器可以与再生器、提升管连为一体，也可以通过管线与其相连。
重油原料33与来自重油提升管反应器预提升区4的再生催化剂混合降温后进入重油提升管反应器第一反应区3，在催化转化条件下进行反应，主要操作条件如下：重油原料33与来自重油提升管反应器预提升区4的再生催化剂混合进入重油提升管反应器第一反应区3，在催化转化条件下进行反应，主要操作条件如下：原料入口温度为100-450℃(优选180-360℃，最佳260-360℃)、反应温度400-650℃(优选460-560℃，最佳460-530℃)、反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.05～5秒(优选0.1-3秒)，催化剂与原料重量比一般为3～15，优选5～12，最佳8-12。
冷激剂34与来自第一反应区3的反应油气和催化剂的混合物混合降温后，进入重油提升管反应器第二反应区2，主要进行氢转移、异构化、芳构化等二次反应，进一步降低烯烃和硫含量，提高辛烷值。主要操作条件如下：反应温度350-620℃(优选450～520℃)、反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.01-30秒(优选1-5秒)。
劣质汽油31与来自汽油提升管预提升区的再生催化剂混合进入汽油提升管反应器，在反应温度300～650℃(优选400～560℃)、反应压力为0.11～0.4MPa条件下接触，接触时间0.5～30秒(优选1-15秒)，催化剂与原料重量比一般为1～50，优选2～25，主要进行异构化、芳构化等汽油改质反应，达到降低烯烃和硫含量，提高辛烷值的目的。
来自第二反应区2的反应油气和催化剂的混合物进入沉降器1，进行油气与催化剂分离，油气单独或与来自沉降器18的油气混合后进入分馏、吸收稳定系统进行分馏与LPG回收，得到包括催化转化汽油在内的产品和未转化油。
来自汽油提升管6的反应物流进入沉降器18进行油气与催化剂分离，油气单独进入分馏、吸收稳定系统进行分馏与LPG回收，得到包括催化转化汽油在内的产品和未转化油；或与来自沉降器1的油气混合后，进入共用的分馏、吸收稳定系统进行分馏与液化石油气(LPG)回收。
来自沉降器18气提段18A的待生催化剂通过待生催化剂输送管15和控制阀23全部或部分与来自第一反应区3的反应油气和催化剂的混合物混合后进入重油提升管反应器第二反应区2。
待生催化剂经沉降器1的汽提段1A汽提后，通过待生催化剂输送管7和控制阀(未画出)进入再生器5，在含氧气体38(包括空气等)的存在下经烧焦再生后分两路进入催化剂冷却器8A和催化剂冷却器8B，两路冷再生催化剂与或不与热再生催化剂混合分别循环使用。
上述气体或液体冷激剂的注入点可以在冷催化剂注入点的上游或下游，以方便控制各反应区的温度，或形成另一反应区。
附图3为应用本发明的重油催化转化装置(共用沉降器)的一种典型示意图。
如附图3所示：本发明重油催化转化方法及其设备包括沉降器1，共用一个沉降器的两个重油提升管反应器(包括预提升区4A、4B、第一反应区3A、3B、第二反应区2A、2B、)再生器5。再生器5与沉降器1的汽提段1A之间设有待生催化剂输送管7和控制阀20连通再生器5与汽提段1A，将待生催化剂输送到再生器5。设有待生催化剂输送管15和控制阀23将重油提升管反应器中部(第一反应区3、第二反应区2的结合部)与沉降器18的汽提段18A相连通。控制阀23是为了方便控制冷激用的待生催化剂的流量而设置的具体控制元件。
当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
再生器设有3个内或外取热设备，即催化剂冷却器，催化剂冷却器8A主要用于调节第一反应区的反应温度，使其保持在最佳值。催化剂冷却器8B主要用于调节第二反应区的反应温度，使其保持在最佳值。另一催化剂冷却器(图中未画出)主要用于调节再生器温度，使其保持在最佳值。
35A，35B为流化介质如空气、蒸汽等，36B为提升介质如空气、蒸汽等，37A，37B为取热介质，包括水、蒸汽、空气、各种油品等。
根据工艺要求，3个催化剂冷却器中的任意1个或2个都可以不设。
再生器5通过再生催化剂输送管10A与催化剂冷却器8A相连，冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送管11A与重油提升管反应器预提升区4A相连。离开催化剂冷却器8A的冷再生催化剂温度通过调节流化介质35A(包括空气、蒸汽等的)流量进行控制。控制阀21A是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置的具体控制元件。
设置重油提升管反应器预提升区4A，冷再生催化剂经预提升介质32A(包括水、蒸汽、各种炼厂干气等)预提升后达到均衡。
再生器5通过再生催化剂输送管10B与催化剂冷却器8B相连，冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送管11B与重油提升管反应器预提升区4B相连。离开催化剂冷却器8B的冷再生催化剂温度通过调节流化介质35B包括空气、蒸汽等的流量和冷再生催化剂返回管12B上的提升介质36B包括空气、蒸汽等的流量进行控制。控制阀21B是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置的具体控制元件。
为方便控制进入提升管反应器第一反应区3B的温度，设置热再生催化剂输送管19B(包括控制阀22B)与重油提升管反应器预提升区4B相连。冷再生催化剂与热再生催化剂在重油提升管反应器预提升区4B经预提升介质32B(包括水、蒸汽、各种炼厂干气等)提升混合后温度达到均衡。
为方便控制两提升管反应器第二反应区2A、2B的温度，可以将冷激剂34A、34B注入第一反应区的下游。上述冷激剂34A、34B可以是气体或液体(包括水、各种油品等)和冷催化剂中的任意一种，也可以是它们中的两种或多种。上述冷催化剂可以是冷再生催化剂、冷待生催化剂、冷半再生催化剂中的任意一种，也可以是它们中的两种或多种。
当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
上述的催化剂冷却器可以与再生器、提升管连为一体，也可以通过管线与其相连。
重油原料(新鲜原料)33A与来自重油提升管反应器预提升区4A的再生催化剂混合进入重油提升管反应器第一反应区3A，在催化裂化条件下进行反应，主要操作条件如下：原料入口温度为100-450℃(优选180-360℃，最佳260-360℃)、反应温度400-650℃(优选460-560℃，最佳460-530℃)、反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.05～5秒(优选0.1-3秒)，催化剂与原料重量比一般为3～15，优选5～12，最佳8-12。
冷激剂34A与来自第一反应区3A的反应油气和催化剂的混合物混合降温后，进入重油提升管反应器第二反应区2A，主要进行氢转移、异构化、芳构化等二次反应，进一步降低烯烃和硫含量，提高辛烷值。主要操作条件如下：反应温度350-620℃(优选450-530℃)、反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.5～30秒(优选1-5秒)。
来自第二反应区2A的反应油气和催化剂的混合物进入共用的沉降器1，进行油气与催化剂分离。
重油原料(回炼油、油浆等)33B与来自重油提升管反应器预提升区4B的再生催化剂混合进入重油提升管反应器第一反应区3B，在催化裂化条件下进行反应，主要操作条件如下：原料入口温度为100-450℃(优选180-360℃，最佳260-360℃)、反应温度400-650℃(优选460-560℃，最佳460-530℃)、反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.05～5秒(优选0.1-3秒)，催化剂与原料重量比一般为3～15，优选5～12，最佳8～12。
冷激剂34B与来自第一反应区3B的反应油气和催化剂的混合物混合降温后，进入重油提升管反应器第二反应区2B，主要进行氢转移、异构化、芳构化等二次反应，进一步降低烯烃和硫含量，提高辛烷值。主要操作条件如下：反应温度350-620℃(优选460-530℃)、反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.01-30秒(优选1-5秒)。
来自第二反应区2B的反应油气和催化剂的混合物进入共用的沉降器1，进行油气与催化剂分离。
来自两个重油提升管反应器的油气与催化剂的混合物混合后进行进一步的油气与催化剂分离，分离后的反应油气进入共用的分馏、吸收稳定系统进行分馏与液化石油气(LPG)回收。
待生催化剂经沉降器1的汽提段1A汽提后，通过待生催化剂输送管7和控制阀(未画出)进入再生器5，在含氧气体38(包括空气等)的存在下经烧焦再生后分两路进入催化剂冷却器8A和催化剂冷却器8B，两路冷再生催化剂与或不与热再生催化剂混合分别循环使用。
上述气体或液体冷激剂的注入点可以在两个提升管反应器冷催化剂注入点的上游或下游，以方便控制各反应区的温度，或形成另一反应区。
具体实施方式
实施例1
为验证本发明的效果，采用图1所示的工艺流程、表2所示的工艺条件、表1所示的原料和长岭炼油厂催化剂厂生产的CORH催化剂，试验结果列于表3。
在表2中，现有技术的方案A采用常规催化转化工艺技术：再生器催化剂床层的温度为680℃，反应温度为505℃。原料温度为200℃，剂/油比为6.0。因此，再生剂和原料的温差为480℃。现有技术的方案A有以下不足：
(1)200℃的原料温度对含渣油原料的裂化是相当低的。
(2)再生器的温度尽管满足再生要求，但与原料接触时温度过高，容易出现热裂化。
应当理解，表2的实施例决不是限制，因为与现有技术不同，说明本发明的方案B中，催化剂循环量的任何组合都可在两立管之间确定，以便确保反应所需的剂/油比代替由装置热平衡强行确定的剂/油比。由于相同的理由，在方案B中可选择任何进料温度，而对剂/油比没有任何不良影响。
表3的结果表明，焦碳和干气产率下降2.3％，汽油中烯烃体积含量降低55％，辛烷值(RON)提高０.5个单位。
表1
| 物流 | |
| 密度，20/4℃ | 0.935 |
| 残炭 | 0.12％(Wt) |
| 硫含量 | 0.24％(Wt) |
表2
| 参数 | 现有技术方案A | 本发明方案B |
| 提升管反应温度，℃ | 505 | 505 |
| 进料温度，℃ | 200 | 200 |
| 再生温度，℃ | 680 | 700 |
| 入提升管的催化剂温度，℃ | 680 | 600 |
| 剂/油比，重/重 | 6.0 | 9.8 |
表3
| 产物 | 现有技术方案A | 本发明方案B |
| 产品收率Wt％ | ||
| 燃料气 | 5.2 | 3.6 |
| LPG | 14.4 | 14.1 |
| 汽油 | 45.6 | 49.3 |
| 柴油 | 23.6 | 25.5 |
| 油浆 | 3 | － |
| 焦炭 | 8.2 | 7.5 |
| 合计 | 100.0 | 100.0 |
| 汽油质量 | ||
| 烯烃含量V％ | 37.2 | 16.6 |
| 芳烃含量V％ | 31.6 | 36.8 |
| 辛烷值RON | 90.1 | 90.6 |
实施例2
为验证本发明的效果，采用图2所示的工艺流程，重油提升管采用表2所示的工艺条件、表1所示的原料和长岭炼油厂催化剂厂生产的CORH催化剂，试验结果列于表4。
表4的结果表明，焦碳和干气产率下降2.1％，汽油中烯烃体积含量降低65％，辛烷值(RON)提高0.6个单位。
表4
| 产物 | 现有技术方案A | 本发明方案B |
| 产品收率Wt％ | ||
| 燃料气 | 5.2 | 3.7 |
| LPG | 14.4 | 14.1 |
| 汽油 | 45.6 | 49.5 |
| 柴油 | 23.6 | 25.1 |
| 油浆 | 3 | － |
| 焦炭 | 8.2 | 7.6 |
| 合计 | 100.0 | 100.0 |
| 汽油质量 | ||
| 烯烃含量V％ | 37.2 | 13.6 |
| 芳烃含量V％ | 31.6 | 37.9 |
| 辛烷值RON | 90.1 | 90.7 |
汽油提升管原料为催化裂化汽油，采用的工艺条件、原料性质和试验结果列于表5。
表1的结果表明汽油中烯烃体积含量降低65％，辛烷值(RON)可提高0.8个单位，汽油中的硫含量降低45％(重量)。
表5
Claims (9)
1.一种流化催化转化方法，其特征在于包括一个催化转化过程：重质烃类原料在带有或不带有流化床反应器的重油提升管反应器与催化剂接触反应，反应物流进入沉降器进行催化剂与油气的分离，分离出的待生催化剂经汽提段汽提后进入再生器烧焦再生，再生后催化剂经冷却后直接返回提升管反应器循环使用，所述重油提升管反应器设有预提升区、一个或两个以上的反应区，具体特点如下：
1)重质石油烃类原料经过预热或不预热与来自重油提升管提升区的再生催化剂混合进入带有或不带有流化床反应器的重油提升管反应器或第一反应区，主要操作条件如下：原料入口温度为100～450℃，反应温度为400～650℃，反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.05～5秒，催化剂与原料重量比为3～15；或者设有第二反应区时，来自第一反应区的反应产物与催化剂的混合物与冷激剂混合进入第二反应区，主要操作条件如下：反应温度350～620℃，绝对压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.01～30秒；
2）离开重油提升管反应器的反应产物与催化剂的混合物沿提升管，进入沉降器进行催化剂与油气的分离，分离出的待生催化剂经汽提段汽提后，进入再生器烧焦再生，再生温度为630～800℃；
3）再生器设有1个或2个以上催化剂冷却器，用于调节各自相连接的提升管反应器或流化床反应器各反应区的反应温度，和/或调节再生器温度，分别使其保持在最佳值；
4）将一部分来自再生器的再生催化剂经催化剂冷却器冷却到200-720℃直接进入重油提升管反应器预提升区或/和第一反应区，或者与另一部分未经冷却的热再生催化剂混合得到温度低于再生器温度的混合再生催化剂混合后进入重油提升管反应器预提升区或和/第一反应区，或者冷热再生催化剂分别直接进入重油提升管反应器预提升区，经预提升介质提升，温度达到均衡后进入重油提升管反应器第一反应区；或者不经催化剂冷却器直接进入重油提升管反应器预提升区或/和第一反应区；循环使用；
5）或者设置或不设一个或两个以上辅助提升管，用预提升介质提升输送冷再生催化剂至一个或两个以上提升管反应器各反应区作为冷激剂，循环使用；
所述的重质烃类原料是任何重油，包括直馏蜡油、焦化蜡油、加氢裂化尾油、常压渣油、减压渣油、热裂化重油、减粘重油、页岩油、合成油、原油、煤焦油、回炼油、油浆、脱沥青油、重柴油在内的油品中的一个、两种或两种以上的混合物,所述的蜡油馏分包括高密度环烷基或环烷中间基蜡油；是全馏分；或者是其中的部分窄馏分；
所述的催化剂为工业在成熟的任何常规催化裂化催化剂，包括分子筛催化剂和无定型硅铝催化剂。
2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的重油提升管第一反应区主要操作条件如下：原料入口温度为180～360℃，反应温度为460～560℃，反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间为0.1～3秒，催化剂与原料重量比为5～12；第二反应区主要操作条件如下：反应温度为450～520℃，绝对压力为0.11～0.4Mpa，接触时间为1～5秒；步骤4）所述的来自催化剂冷却器的冷再生催化剂温度为360～650℃。
3.根据权利要求1或2所述的任意一种方法，其特征在于设有一个或两个以上辅助提升管,所述的冷再生催化剂经辅助提升管用预提升介质提升循环至各个反应区作为冷激剂。
4.根据权利要求1或2所述的任意一种方法，其特征在于所述的催化剂冷却器设置于再生器外部、再生器内部或者设置于与其相连接提升管反应器的下面。
5.根据权利要求1或2所述的任意一种方法，其特征在于所述的混合再生催化剂的温度通过调节冷热再生催化剂的比例而得到独立控制；或者所述的冷再生催化剂温度通过调节流化介质和/或取热介质的流量和/或其它参数进行控制，或者通过调节流化介质和/或取热介质和/或返回再生器的冷催化剂的流量和/或其它参数进行控制。
6.根据权利要求1或2所述的任意一种方法，其特征在于所述的各反应区的反应温度通过调节剂油比，或/和通过调节所述冷再生催化剂或混合再生催化剂的温度，或/和采用多点进料技术，或/和向提升管反应器注入各种冷激剂而得到控制。
7.按照权利要求6所述的方法，其特征在于所述的冷激剂是气态或液态的水、劣质汽油、回炼油或澄清油，或者是冷催化剂包括冷再生催化剂、冷待生催化剂、冷半再生催化剂，或者是上述冷激的任意比例的混合物；所述的气体或液体冷激剂的注入点在冷催化剂注入点的上游、下游，或者在辅助提升管的入口处，以方便控制各反应区的温度，或形成另一反应区。
8.按照权利要求7所述的方法，其特征在于所述的冷催化剂是冷待生催化剂或来自汽油改质系统的待生催化剂；或者是与上述其他冷激剂的任意比例的混合物。
9.按照权利要求1、2或8所述的任意一种方法，其特征在于的重油催化转化方法与汽油催化改质工艺联合实施，或者单独实施。
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