CN102234532B - 一种重油串联分区分级催化裂化的方法和装置 - Google Patents
一种重油串联分区分级催化裂化的方法和装置 Download PDFInfo
- Publication number
- CN102234532B CN102234532B CN201010169272.6A CN201010169272A CN102234532B CN 102234532 B CN102234532 B CN 102234532B CN 201010169272 A CN201010169272 A CN 201010169272A CN 102234532 B CN102234532 B CN 102234532B
- Authority
- CN
- China
- Prior art keywords
- reaction zone
- raw material
- oil
- catalytic cracking
- catalyst
- Prior art date
- Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
- Active
Links
Landscapes
- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
Abstract
本发明涉及一种重油串联分区分级催化裂化的方法和装置；将催化裂化原料分为馏程≤520～620℃优质原料和馏程≥520～620℃劣质原料；将催化裂化提升管反应器分为上反应区和下反应区，劣质原料从下反应区的底端注入，与一股催化剂接触反应；优质原料从上反应区的底部注入，与来自下反应区的反应油气、催化剂和另一股催化剂混合接触反应；劣质原料反应温度450～550℃，床层线速度2～8m/s；优质原料剂油质量比5～10，反应时间2.0～5.0s，反应器出口温度470～520℃；有效避免了劣质原料与优质原料间发生恶性吸附竞争及对反应的产生阻滞作用，显著提高轻质油及液收率。
Description
技术领域
本发明涉及一种提高重油催化裂化反应效率的重油串联分区分级催化裂化的方法和装置。
背景技术
目前，对于重质原料油的加工，除了残炭值和重金属含量(尤其是钒含量)特别低的石蜡基减压(例如大庆减压渣油)可以直接进入催化裂化装置加工以外(大庆减压渣油催化裂化技术，吴秀章，杨宝康，石油炼制与化工，2001，32(8)：6～10；燕化减压渣油催化裂化装置再生系统改造的几项关键技术措施，宋以常，凌逸群，梁凤印，石油炼制与化工，2002，33(5)：20～23)，绝大部分的渣油都是部分掺入减压馏分油中进入催化裂化装置加工，而掺入的比例受到渣油中残炭值、重金属及氢含量的严格限制，这也严重限制了利用催化裂化装置直接加工渣油的能力。
近年来，催化裂化原料重质化日趋严重，其密度、残炭值和胶质、沥青质含量逐渐增高，其结果是反应过程中干气和焦炭产率上升，目的产品收率和质量下降。为了强化重油催化裂化反应过程，一些新型重油催化裂化技术脱颖而出。例如，ZL 00134054.9针对重油催化裂化提升管反应器中催化剂在反应后半程严重失活、油气在反应器中停留时间过长的弊端，提出了两段提升管反应器催化裂化工艺技术。该工艺用两段提升管反应器取代原来的单一提升管反应器，构成两路催化剂循环。新鲜原料进入第一段提升管反应器与再生催化剂接触反应；循环油进入第二段提升管反应器与再生催化剂接触反应，通过控制两段提升管不同的操作条件，实现了催化剂接力、分段反应、短反应时间和大剂油比操作，该技术在一定程度上可以控制反应器中不需要的过裂化反应和热裂化反应，达到改善产品分布、提高产品质量的目的。但是，该技术忽略了重质原料油中各组分性质差别大、反应步调不一致特性，由于采用短反应时间，即使在剂油比提高的反应环境中，一部分重组分依然转化不充分，从而造成该技术加工性质差的原料时，催化裂化装置焦炭产率高、沉降器结焦严重。
W09955801提出了一种石油烃非线性进料的方法。该方法将馏分油和劣质重油分别由不同的喷嘴注入同一提升管，或分别注入同一提升管的轴向划分的不同反应区，或分别注入不同的提升管。但是不同性质的石油烃分别注入同一提升管的轴向分布的不同反应区时，注入提升管下部反应区的石油烃的反应苛刻度较高，而注入提升管上部反应区的石油烃反应苛刻度较低，因而总得反应转化率和产品选择性会受到一定程度的影响，难以保证非线性进料的实施效果。另外该专利中所述的劣质重油一般馏程大于500℃左右，其中含有一部分较易于处理组分的馏分，如：500～620℃，该方法没有进行区分。
此外，为了适应重油原料沸点高、残炭值高和重金属含量高的特点，国内外从优化原料雾化、再生器内外取热、提升管出口快速分离、重金属钝化及催化剂预提升等方面开发了一系列重油催化裂化成套技术，例如Kellogg的HOC工艺(重质石油烃利用技术-重质烃气化-裂解集成工艺的模拟研究.温浩，许志宏，王韶锋，赵月红.过程工程学报，2008，8(4)：682-689)、UOP的RCC工艺(US 4332673)、洛阳石化工程公司的ROCC-V工艺(ZL95210840.2)等，这些专利技术大都是通过优化反应-再生装备及催化剂以强化重油催化裂化反应过程，虽然都取得了较好的效果，但是这些技术都是将各种重油原料作为一个“整体”来进料，没有充分考虑宽沸程的重油原料中不同组分裂化性能存在较大的差异。
对于重油催化裂化过程，原料的化学组成是其反应性能的决定性因素。而重油催化裂化原料的化学组成随其流程范围变化而变化，一种含有大量催化裂化装置易于处理组分的馏分，对于不同的产地和基属，馏程范围存在差异，但是绝大多数存在于小于520～620℃的馏分中。这部分馏分氢含量高，含有大量的饱和分和芳香分，这些都是在催化裂化反应条件下易于转化的组分，因此，这部分馏分可以称为优质催化原料。而另外一种馏分含有大量的多环芳烃乃至稠环芳烃、重金属和胶质、沥青质，这部分馏分绝大多数存在于大于520～620℃的催化裂化原料馏分中，由于这部分馏分在常规重油催化裂化反应条件下难以转化，因此这部分馏分可以称为劣质催化原料。对于优质或劣质催化原料来讲，馏程范围及化学结构和组成的较大差异决定了它们反应性能存在较大差异。然而，目前的重油催化裂化技术并没有对其进料的馏分组成及其反应性能进行区分，都是将其混合在一起进入催化裂化装置，并在同一个反应器内和相同工艺条件下进行转化，并没有根据优质与劣质催化原料两者的反应性能差异分别采取优化措施，这就造成了原料性质与反应环境之间的不匹配，影响了重油催化裂化反应过程的转化效率。
对于重油催化裂化反应，原料中各种烃类、非烃类化合物在催化裂化反应条件下转化的难易程度不同，势必在同一反应区内发生恶性吸附竞争和对反应的阻滞作用。另一方面，劣质原料中大量的稠环非烃类化合物、稠环芳烃及胶质沥青质反应速率低，需要较长的反应时间才能达到理想的转化深度。常规提升管反应器的反应时间控制在3s左右，对于易转化的优质原料部分来说，这一反应时间是合适的，但对于劣质原料部分来说，这一反应时间远远不够，造成大量非转化彻底的重组分吸附在待生剂上被带入汽提段，这些重组分一部分被汽提出来进入沉降器后容易冷凝下来，造成沉降器结焦，另一部分被带入再生器内像焦炭一样烧掉(“对重油催化裂化反应历程的若干再认识——“新型多区协控重油催化裂化技术MZCC”的提出”.高金森，徐春明，卢春喜，毛羽，炼油技术与工程，2006，36(12)：1-6；)，也严重地降低了重油催化裂化过程的轻质油收率和液收率。
重油催化裂化反应过程是典型的气-液-固多相吸热反应过程，再生催化剂携带充分的热量与原料油接触，促进重油大分子的汽化并进一步发生裂化反应，其中油、剂之间快速充分的接触、混合可以有效促进两者之间的物质和能量传递，这对于提高重油催化反应转化效率至关重要。但是，对于目前的重油催化裂化装置，由于再生催化剂的温度过高(高达690～710℃)，提升管反应器进料段剂油接触温差高达450～500℃，热裂化副反应大量增加，从而使产品分布变差-特别是干气产率和焦炭产率增加；同时，剂油比只能控制在较小的范围内(一般为原料油进料量的5～7倍)，导致提升管反应器内催化剂整体活性不足，也加剧了热裂化副反应的发生。如此高的剂油接触温差对于沸程＜520～620℃的优质原料来说更加不合适。
发明内容
本发明的目的是提供一种重油串联分区分级催化裂化的方法和装置，把催化裂化原料按照反应特性的差异区分为优质原料和劣质原料，然后使其分别进入催化裂化装置反应器系统的不同反应区内进行转化的方法。该方法将催化裂化反应器分为上下两个反应区，为优质和劣质催化原料的裂化反应分别提供独立的反应区，在各自的反应区内，采用各自优化的反应器型式和低剂油接触温差、大剂油比的工艺条件，以提高反应器系统内催化剂的整体活性，降低热裂化副反应发生的程度，从而有效避免常规催化裂化提升管反应器内劣质原料与优质原料间发生恶性吸附竞争及对反应产生阻滞作用，同时也克服了原料的劣质部分在常规提升管反应器内反应深度不足的问题，显著提高轻质油及液收率，一定程度上解决炼厂催化裂化原料日益劣质化问题。
本发明所述的一种重油串联分区分级催化裂化的方法如下：
1)将催化裂化原料按照反应特性的差异分为优质原料和劣质原料；
优质原料馏程范围≤520～620℃，残炭值质量≤2～4％；
劣质原料馏程范围≥520～620℃，残炭值质量≥2～4％；
2)将催化裂化提升管反应器分为上反应区和下反应区，
劣质原料从下反应区的底端注入，与一股催化剂接触反应；优质原料从上反应区的底部注入，与来自下反应区的反应油气、催化剂和另一股催化剂混合接触反应；
下反应区反应条件为：控制劣质原料预热温度180～350℃，进入下反应区的催化剂温度冷却至620～680℃，进入冷却器B前的催化剂温度控制在660～730℃，剂油质量比6～12，反应时间2.0～10.0s，反应温度450～550℃，床层线速度2～8m/s；
上反应区反应条件为：控制优质原料预热温度100～350℃，进入上反应区的催化剂温度冷却至580～670℃，而进入冷却器A前的催化剂温度控制在660～730℃，剂油质量比5～10，反应时间2.0～5.0s，反应器出口温度470～520℃。
本发明针对重油催化裂化原料存在反应特性的差异，提出了一种按其馏程进行分级，然后分别进入催化裂化装置反应器系统中不同反应区内进行转化的方法。优点在于，在优质原料和劣质原料各自的反应区内，采用各自优化的低剂油接触温差、大剂油比的工艺条件和反应器型式，提高了反应器系统内催化剂的整体活性，降低热裂化副反应发生的程度，从而有效避免常规催化裂化提升管反应器内劣质原料与优质原料间发生恶性吸附竞争及对反应产生阻滞作用，同时也克服了原料的劣质部分在常规提升管反应器内反应深度不足的问题，显著提高轻质油及液收率。
附图说明
图1重油串联分区分级催化裂化装置示意图。
图2重油串联分区分级催化裂化装置示意图。
其中：1、提升管反应器 1-1、上反应区 1-2、下反应区 4、再生器 5、汽提段 6、冷却器A 6-1、冷却介质入口 6-2、冷却介质出口 7、再生催化剂滑阀 7-1、再生斜管 7-2、催化剂输送管 8、冷却器B8-1、冷却介质入口 8-2、冷却介质出口 9、再生催化剂滑阀 9-0、催化剂输送管 9-1、再生斜管10、沉降器 11、油气分离系统 12、环形分布器 13、顶旋 14、劣质催化原料油入口 15、优质原料入口16、提升气体进气管 18、催化剂输送管 19、急冷剂入口。
具体实施方式
以下结合图1、2详细说明本发明的方法和装置。
本发明所述的重油串联分区分级催化裂化装置由催化裂化提升管反应器1、冷却器A6、冷却器B8和再生器4构成(图1)；催化裂化提升管反应器1分为上反应区2-1和下反应区2-2两个反应区，下反应区为快速床，有效高度为整个催化裂化提升管反应器1高度的1～50％；冷却器A6底部通过再生斜管7-1和再生催化剂滑阀7与上反应区2-1和下反应区2-2连接处，优质原料入口15连通，冷却器A6的上侧通过催化剂输送管7-2与再生器4出口连通，冷却器A6的冷却介质入口6-1、冷却介质出口6-2设在冷却器A6的顶部；冷却器B8底部通过再生斜管9-1和再生催化剂滑阀9与下反应区2-2底部劣质催化原料油入口14连接，冷却器B8的上侧通过催化剂输送管9-0与再生器4出口连接，冷却器B8的冷却介质入口8-1、冷却介质出口8-2设在冷却器B8的顶部；下反应区2-2底部劣质催化原料油入口14连接有提升气体进气管16；上反应区2-1的顶部出口与位于沉降器10中的油气分离系统11连接，沉降器10通过汽提段5和催化剂输送管18和再生器4连通，沉降器10设有顶旋13，在下反应区的中上部设有急冷剂注入口19。
或下反应区2-2为带垂直套管式结构的扩径提升管(图2)，其结构为：内管、外管将下反应区分为内外两个独立区域，在内管和外管形成的环隙下部设一围绕内管的环形分布器12，内管横截面积与环隙横截面积的比值为1∶(0.1～10)，有效高度为整个催化裂化提升管反应器1高度的1～50％；内管通过再生斜管9-1、再生催化剂滑阀9、冷却器B8、催化剂输送管9-0与再生器4相连，外管通过再生斜管7-1、再生催化剂滑阀7、冷却器A6与再生器4相连，下反应区2-2上部为一喇叭形变径管道，由喇叭形变径管道与上反应区的底部连接。
实施例1
本实施例流程如图1所示，再生器4中的一部分高温催化剂通过催化剂输送管9-0进入再生剂冷却器B8，由冷却介质入口8-1通入冷却介质，并经冷却介质出口8-2流出，将温度在660～730℃的再生催化剂降低至620～680℃，然后经再生斜管9-1和再生催化剂滑阀9进入提升管反应器下反应区2-2，并在提升气体进气管16进入的提升气体提升作用下向上流动与劣质催化原料油(馏程范围大于520～620℃，残炭值大于2～4wt％)接触混合、反应。下反应区工艺条件为：劣质原料预热温度180～350℃，进入提升管反应器前再生催化剂温度为620～680℃，剂油比6～12，反应时间2.0～10.0s，反应温度450～550℃，床层线速度2～8m/s。为了控制反应温度，在快速床2-2中上部急冷剂入口19注入急冷剂，该急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油、污油，注入量为劣质催化原料量的1～10wt％。反应后的油剂一同进入上反应区的底部。
再生器4中的另一股高温催化剂通过催化剂输送管7-2进入再生剂冷却器A6，由冷却介质入口6-1通入冷却介质，并经冷却介质出口6-2流出，将温度在660～730℃的再生催化剂降低至580～670℃，然后经再生斜管7-1和再生催化剂滑阀7进入上反应区底部，与来自下反应区的油剂混合物混合后，再与优质原料(馏程范围小于520～620℃，残炭值小于2～4wt％)接触混合，反应。上反应区工艺条件为：优质原料预热温度100～350℃，进入提升管反应器前再生催化剂温度为580～670℃，剂油质量比(优质原料/新鲜再生剂)5～10，反应时间2.0～5.0s，控制反应器出口温度为470～520℃，反应后的催化剂和油气经过油气分离系统11、沉降器10和顶旋13分离后油气引出催化裂化反应系统，而催化剂进入汽提段5汽提，后经过催化剂输送管18进入再生器4进行烧焦再生。
实施例2
本实施例流程如图2所示，下反应区2-2采用带垂直套管式结构的扩径提升管，
再生器4中的一部分高温催化剂通过催化剂输送管9-0进入再生剂冷却器B8，由冷却介质入口8-1通入冷却介质，并经冷却介质出口8-2流出，将温度在660～730℃的再生催化剂降低至620～680℃，然后经再生斜管9-1和再生催化剂滑阀9进入提升管反应器1的下反应区2-2内管，并在提升气体的提升作用下向上流动与劣质催化原料油(馏程范围大于520～620℃，残炭值大于2～4wt％)接触混合、反应。下反应区工艺条件为：劣质原料预热温度180～350℃，进入提升管反应器前再生催化剂温度为620～680℃，剂油比6～12，反应时间2.0～10.0s，反应温度450～550℃，床层线速度2～8m/s。为了控制反应温度，在下反应区2-2内管的中上部注入急冷剂，该急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油、污油，注入量为劣质催化原料量的1～10wt％。反应后的油剂经变径管道进入上反应区的底部。
再生器4中另一股高温催化剂通过催化剂输送管7-2进入再生剂冷却器A6，由冷却介质入口6-1通入冷却介质，并经冷却介质出口6-2流出，将温度在660～730℃的再生催化剂降低至580～670℃，然后经再生斜管7-1和再生催化剂滑阀7进入下反应区内管与外管之间环形底部，由水蒸气通过环形分布器12在其内部进行流化提升，并在下反应区的顶部和与来自下反应区2-2的内管的反应后的油剂汇合，经变径管道一同进入上反应区2-1底端，并与优质原料(馏程范围小于520～620℃，残炭值小于2～4wt％)接触混合，反应。上反应区工艺条件为：优质原料预热温度100～350℃，进入提升管反应器前再生催化剂温度为580～670℃，剂油比(优质原料/新鲜再生剂)5～10，反应时间2.0～5.0s，控制反应器出口温度为470～520℃，反应后的催化剂和油气经过油气分离系统11、沉降器10和顶旋13分离后油气引出催化裂化反应系统，而催化剂进入汽提段5汽提，后经过催化剂输送管18进入再生器4进行烧焦再生。
为验证本发明的效果，采用图1所示的工艺流程，在某炼油厂的100万吨/年重油催化裂化装置上进行工业试验，试验结果列于表1。
采用该发明后，对原来的催化原料进行分馏切割分别得到优质原料和劣质原料(性质见表1)，将优质原料和劣质原料分别进入各自的催化裂化反应区进行反应，各自采用的优化反应条件如表2所示，同常规重油催化裂化相比较，采用该专利技术可以使轻质油收率提高1.8个百分点，液收率提高2.2个百分点，干气和焦炭产率明显降低。详细产品分布可见表3。
表1重油原料性质
| 项目 | 分馏前原料 | 劣质原料 | 优质原料 |
| 密度(20℃)kg/m3 | 0.9206 | 0.9962 | 0.8954 |
| 残炭值，wt％ | 5.79 | 17.14 | 2.00 |
| 元素分析 | |||
| 碳含量，wt％ | 87.18 | 88.18 | 86.85 |
| 氢含量，wt％ | 12.02 | 10.32 | 12.58 |
| 硫含量，wt％ | 0.38 | 0.42 | 0.37 |
| 氮含量，wt％ | 0.36 | 0.61 | 0.27 |
| 烃族组成分析 | |||
| 饱和烃，wt％ | 60.26 | 36.30 | 68.24 |
| 芳烃，wt％ | 24.69 | 38.48 | 20.09 |
| 胶质，wt％ | 13.12 | 20.32 | 10.72 |
| 沥青质，wt％ | 1.94 | 4.90 | 0.95 |
| Ni含量，ug/g | 10.6 | 29.3 | 4.3 |
| V含量，ug/g | 7.4 | 16.4 | 4.4 |
表2主要工艺条件
表3主要产品分布
| 产品分布及性质 | 现有技术方案 | 本发明方案 |
| H2S | 0.5 | 0.8 |
| 燃料气 | 4.1 | 3.1 |
| 液化气 | 15.3 | 15.7 |
| 汽油 | 44.7 | 46.0 |
| 柴油 | 25.3 | 25.8 |
| 澄清油 | 1.8 | 1.1 |
| 焦炭 | 8.3 | 7.5 |
| 合计 | 100.0 | 100.0 |
Claims (4)
1.一种重油串联分区分级催化裂化的方法，其特征在于：
1）将催化裂化原料按照反应特性的差异分为优质原料和劣质原料；
优质原料馏程范围≤520～620℃，残炭值质量≤2～4%；
劣质原料馏程范围≥520～620℃，残炭值质量≥2～4%；
2）将催化裂化提升管反应器分为上反应区和下反应区，
劣质原料从下反应区的底端注入，与一股催化剂接触反应；优质原料从上反应区的底部注入，与来自下反应区的反应油气、催化剂和另一股催化剂混合接触反应；
下反应区反应条件为：控制劣质原料预热温度180～350℃，进入下反应区的催化剂温度冷却至620～680℃，进入冷却器B前的催化剂温度控制在660～730℃，剂油质量比6～12，反应时间2.0～10.0s，反应温度450～550℃，床层线速度2～8m/s；
上反应区反应条件为：控制优质原料预热温度100～350℃，进入上反应区的催化剂温度冷却至580～670℃，而进入冷却器A前的催化剂温度控制在660～730℃，剂油质量比5～10，反应时间2.0～5.0s，反应器出口温度470～520℃。
2.一种权利要求1所述的重油串联分区分级催化裂化方法实现的装置，由催化裂化提升管反应器（1）、冷却器A（6）、冷却器B（8）和再生器（4）构成；其特征在于：催化裂化提升管反应器（1）分为上反应区（2-1）和下反应区（2-2）两个反应区，冷却器A（6）底部通过再生斜管（7-1）和再 生催化剂滑阀（7）与上反应区（2-1）和下反应区（2-2）连接处的优质原料入口（15）连通，冷却器A(6)的上侧通过催化剂输送管(7-2)与再生器(4)出口连通；冷却器B(8)底部通过再生斜管(9-1)和再生催化剂滑阀(9)与下反应区(2-2)底部劣质催化原料油入口(14)连接，冷却器B(8)的上侧通过催化剂输送管(9-0)与再生器(4)出口连接；下反应区(2-2)底部劣质催化原料油入口(14)连接有提升气体进气管(16)；上反应区(2-1)的顶部出口与位于沉降器(10)中的油气分离系统(11)连接，沉降器(10)通过汽提段(5)、催化剂输送管(18)和再生器（4）连通，沉降器（10）设有顶旋13；
所述下反应区（2-2）为快速床或用垂直套管式结构的扩径提升管。
3.根据权利要求2所述的重油串联分区分级催化裂化方法实现的装置，其特征在于：下反应区（2-2）为带垂直套管式结构的扩径提升管结构为：内管、外管将下反应区分为内外两个独立区域，在内管和外管形成的环隙下部设一围绕内管的环形分布器（12），内管横截面积与环隙横截面积的比值为1：（0.1～10）；内管通过再生斜管（9-1）、再生催化剂滑阀（9）、冷却器B（8）、催化剂输送管（9-0）与再生器（4）相连，外管通过再生斜管（7-1）、再生催化剂滑阀（7）、冷却器A（6）与再生器（4）相连，下反应区（2-2）上部为一喇叭形变径管道，由喇叭形变径管道与上反应区的底部连接。
4.根据权利要求2所述的重油串联分区分级催化裂化方法实现的装置，其特征在于：下反应区有效高度为整个提升管反应器高度的1～50%。
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| CN201010169272.6A CN102234532B (zh) | 2010-05-06 | 2010-05-06 | 一种重油串联分区分级催化裂化的方法和装置 |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| CN201010169272.6A CN102234532B (zh) | 2010-05-06 | 2010-05-06 | 一种重油串联分区分级催化裂化的方法和装置 |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| CN102234532A CN102234532A (zh) | 2011-11-09 |
| CN102234532B true CN102234532B (zh) | 2014-08-06 |
Family
ID=44885664
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| CN201010169272.6A Active CN102234532B (zh) | 2010-05-06 | 2010-05-06 | 一种重油串联分区分级催化裂化的方法和装置 |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| CN (1) | CN102234532B (zh) |
Families Citing this family (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN112745914B (zh) * | 2019-10-30 | 2023-03-24 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种将原油转化成石油化工产品的集成方法和集成装置 |
| CN112745915B (zh) * | 2019-10-30 | 2023-05-05 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种将原油转化成石油化工产品的集成方法和集成装置 |
Citations (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN1237477A (zh) * | 1999-04-23 | 1999-12-08 | 中国石油化工集团公司 | 一种用于流化催化转化的提升管反应器 |
| CN2506644Y (zh) * | 2001-09-27 | 2002-08-21 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种双路进剂套管式催化裂化反应器 |
| CN1462792A (zh) * | 2002-05-31 | 2003-12-24 | 中国石油化工股份有限公司 | 采用双反应区反应器的石油烃类催化转化方法 |
| CN101665712A (zh) * | 2008-09-02 | 2010-03-10 | 李莉 | 一种流化催化转化方法及其装置 |
Family Cites Families (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN101586037A (zh) * | 2009-06-25 | 2009-11-25 | 李焕然 | 一种实现催化裂化回炼油浆选择性回炼的方法 |
-
2010
- 2010-05-06 CN CN201010169272.6A patent/CN102234532B/zh active Active
Patent Citations (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN1237477A (zh) * | 1999-04-23 | 1999-12-08 | 中国石油化工集团公司 | 一种用于流化催化转化的提升管反应器 |
| CN2506644Y (zh) * | 2001-09-27 | 2002-08-21 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种双路进剂套管式催化裂化反应器 |
| CN1462792A (zh) * | 2002-05-31 | 2003-12-24 | 中国石油化工股份有限公司 | 采用双反应区反应器的石油烃类催化转化方法 |
| CN101665712A (zh) * | 2008-09-02 | 2010-03-10 | 李莉 | 一种流化催化转化方法及其装置 |
Non-Patent Citations (3)
| Title |
|---|
| "沙轻减压渣油深拔窄馏分性质及催化裂化性能的研究";崔毅;《石油炼制与化工》;20021130;第33卷(第11期);第18-21页 * |
| 崔毅."沙轻减压渣油深拔窄馏分性质及催化裂化性能的研究".《石油炼制与化工》.2002,第33卷(第11期),第18-21页. |
| 徐春明，杨朝合.《石油炼制工程（第四版）》.《石油炼制工程（第四版）》.石油工业出版社,2009,第335页第7-9段. * |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| CN102234532A (zh) | 2011-11-09 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| CN102102029B (zh) | 一种重油催化裂化分级分区转化的方法和装置 | |
| CN101469274B (zh) | 一种生产高辛烷值汽油的方法 | |
| CN102102028B (zh) | 一种重油分级分区催化裂化的方法和装置 | |
| CN102234531B (zh) | 一种重油分区催化裂化的装置和应用 | |
| WO2020156398A1 (zh) | 一种下行床反应器烃类催化转化方法及其装置 | |
| CN102234532B (zh) | 一种重油串联分区分级催化裂化的方法和装置 | |
| CN102233253B (zh) | 一种加工重油的提升管催化装置和应用 | |
| CN109694725A (zh) | 一种生产高辛烷值汽油的催化裂化方法 | |
| CN102102026B (zh) | 一种重油串联分区催化裂化的方法 | |
| CN109385300A (zh) | 一种增产汽油和提高汽油辛烷值的催化转化方法 | |
| CN105505462B (zh) | 重油催化裂化方法和装置 | |
| CN102102025B (zh) | 一种重油串并联多区催化裂化的方法和装置 | |
| CN106609151B (zh) | 一种生产低碳烯烃的方法 | |
| CN102102027B (zh) | 一种重油串联分级分区催化转化的方法和装置 | |
| CN102086413B (zh) | 一种烃油催化转化的方法 | |
| CN102234530B (zh) | 一种重油减压深拔分级-分区催化裂化组合工艺方法 | |
| CN109385297B (zh) | 一种增产汽油和减少油浆的催化裂化转化方法 | |
| CN109385296B (zh) | 一种烃油的催化转化方法 | |
| CN105505459A (zh) | 重油催化裂化方法和装置 | |
| CN105505460B (zh) | 重油催化裂化方法和装置 | |
| CN105419868B (zh) | 重油催化裂化方法和装置 | |
| CN102925207B (zh) | 一种加工重油的催化裂化方法和装置 | |
| EP2535395A1 (en) | Method and equipment for circulating cooled regenerated catalyst | |
| CN109679687B (zh) | 一种生产低苯高辛烷值汽油的催化转化方法 | |
| CN101906314A (zh) | 一种裂解c9催化改质利用的方法 |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| C06 | Publication | ||
| PB01 | Publication | ||
| C10 | Entry into substantive examination | ||
| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
| C14 | Grant of patent or utility model | ||
| GR01 | Patent grant |