CN109385301A - 一种轻烃与重烃复合原料的烃油催化转化方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种轻烃与重烃复合原料的烃油催化转化方法，主要解决现有技术中丙烯收率高而汽油收率低的问题。本发明包括将预热的轻烃(汽油馏分)和重烃从一体式喷嘴同时分别喷入提升管反应器内不同的反应区，与来自再生器的催化剂接触并反应，反应产物与积炭催化剂流出提升管反应器，进入旋风分离系统进行分离，分离出的催化剂经过汽提，进入再生器烧焦后返回提升管反应器底部循环使用，反应产物经分馏塔分馏得到相应产品；所述一体式喷嘴为能够在不同喷头同时分别喷出轻烃和重烃的喷嘴；所述反应区为沿反应器垂直方向从下至上的轻烃反应区Ⅰ、重烃反应区、轻烃反应区Ⅱ。本发明提供的催化转化工艺具有提高汽油和丙烯收率的特点。

Description

一种轻烃与重烃复合原料的烃油催化转化方法
技术领域
本发明涉及一种烃类原料的催化转化方法，更具体的说，涉及一种在不存在氢的情况下，提高汽油和丙烯收率的催化转化方法。
背景技术
随着全球经济的高速发展，开发有效利用石油资源尤其是重劣质原油资源的炼油技术，最大限度地获取优质清洁轻质油品及化工基本原料已成为当代炼油工业的重要发展趋势。作为炼油工业主要轻质油品生产工艺的催化裂化更因其适用性广、加工成本相对低廉而受到了国内外主要研发机构的广泛关注。
当前，催化裂化原料重质化、劣质化趋势明显，加剧了原料性质恶劣与轻质油收率(汽油、柴油)的矛盾，同时由于我国炼厂原油二次加工工艺尚不完善，要求FCC装置承担着多项功能，如重油高效转化、多产低碳烯烃、提高轻质油收率和汽油辛烷值等，这就对催化裂化工艺提出了更高的要求。同时，化工市场对乙烯、丙烯和丁二烯等低碳烯烃的需求越来越旺盛。由于我国原油普遍偏重，沸点小于200℃的石脑油馏分产量较低，只能提供不足50％的蒸汽裂解原料用于低碳烯烃的生产。催化裂化装置作为炼厂生产汽油和副产低碳烯烃的主要手段之一，提供了我国商品汽油池中75％的汽油组分和我国丙烯产品池中32％的丙烯组分，在炼油厂中占有举足轻重的地位。
CN204981765U公开了一种劣质轻油及重油加工装置，该专利中提出的新的加工装置包括再生剂输送管、预提升段或器、提升管、快速床反应器、重质油进料喷嘴、劣质轻油或/和烯烃进料设施。该装置的特点是在重质油进料喷嘴下方设置密相转化反应器，内部设置劣质轻油或/和烯烃气相进料分布器，或在预提升段或器中下部设置劣质轻油或/和烯烃气相进料喷嘴。该装置用于焦化汽油、石脑油、烯烃等改质增产丙烯，并同时提高重质油裂化反应剂油比、改善产品分布提高经济效益。该专利中提到的装置在工业实际应用中改造成本太高，不容易实施。
CN1473909A公开了一种增产丙烯催化转化方法，采用共用一个再生器的双提升管流化催化裂化装置，主提升管进行常规催化裂化反应，辅助提升管进行轻烯烃催化转化反应。将富含轻烯烃的气体引入辅助提升管反应器的底部，与催化剂接触并沿辅助提升管上行进行催化转化反应。虽然一定程度上提高了低碳烯烃的收率，但是该专利采用两根提升管进行操作，增加了工艺的复杂性。
CN102086402B公开了一种增产丙烯并改善汽油性质的催化裂化方法和装置，该方法将重油原料引入提升管反应器第一反应区与再生剂混合接触在催化裂化条件下进行反应；轻烃原料从底部进入床层反应器，与上部进入床层反应器的另一路再生剂逆流接触进行反应，反应后的催化剂经汽提后进入提升管反应器第二反应区，与提升管内部的油气和催化剂混合接触反应，反应后的油气和催化剂分离，得到相应的产品。尽管该方法将丙烯收率提高了约10个百分点、丁烯收率提高了约2.5个百分点，但同时汽油收率下降了约12个百分点，而且该方法需要单独设置一个轻烃原料床层反应器，工艺较为复杂。
CN1422327A公布了将催化裂化装置生产的HCO进行加氢处理后或与石脑油混合后进外置独立的催化裂化装置加工增产小分子烯烃和汽油的方法，该方法提出在外置的第二提升管催化裂化反应器中再裂化循环油可抑制与其它进料混合在单一提升管反应器反应时发生所不希望的氢转移反应，从而对进一步提高轻烯烃产率有利。虽然一定程度上提高了低碳烯烃的收率，但是该专利采用两根提升管联合加氢工艺处理相对轻质的石脑油，工艺复杂，投资成本高，工艺经济性并不高。
CN102746880A公布了一种轻烃和重油耦合催化裂化汽油、柴油和乙烯、丙烯的方法，该发明通过采用并列式或同轴式复合提升管循环反应-再生装置；预热的轻烃进入内嵌提升管反应器，与催化剂Ⅰ接触，生成含低碳烯烃的产品，并形成积炭催化剂Ⅱ；预热的重油进入外置提升管反应器，与催化剂Ⅰ接触，生成含汽油、柴油的产品，并形成积碳催化剂Ⅲ，积炭催化剂Ⅱ和Ⅲ进入再生器，再生后的催化剂Ⅰ返回反应器。该专利采用两个提升管反应器，内嵌式提升管采用混合C4、FCC轻汽油、轻石脑油、轻柴油作为原料，外嵌式提升管采用大庆混合油或大庆减压渣油为原料，汽油收率较低，而且工艺较为复杂，实施难度大。
因此，如何解决现有技术中丙烯收率高而汽油收率低的问题，成为科研人员关注的焦点和需要解决的关键问题。
发明内容
本发明的目的是在现有技术的基础上提供一种轻烃和重烃复合原料的烃油催化转化方法，更具体的说，涉及一种在不存在氢的情况下，提高汽油和丙烯收率的催化转化方法。
本发明提供一种轻烃和重烃复合原料的烃油催化转化方法，包括将预热的轻烃和重烃从一体式喷嘴同时分别喷入提升管反应器内不同的反应区，与来自再生器的催化剂接触进行催化裂化反应；所述一体式喷嘴包括轻烃喷嘴和重烃喷嘴，轻烃喷嘴包括轻烃套管、轻烃喷头、轻烃喷孔，重烃喷嘴包括重烃外套管、重烃外喷头、重烃外喷孔，轻烃喷嘴上设有轻烃喷头，重烃喷嘴上设有重烃外喷头，轻烃喷头和重烃外喷头能够同时分别喷出轻烃和重烃；所述反应区为沿反应器垂直方向从下至上的轻烃反应区Ⅰ、重烃反应区、轻烃反应区Ⅱ；所述轻烃是馏程为初馏点～220℃的汽油馏分，轻烃与重烃的质量比为0.001:1～0.55:1；所述催化剂为催化裂化催化剂，所述方法包括下列步骤：
(1)、预提升介质从提升管反应器底部向上喷出，轻烃(汽油馏分)从一体式喷嘴上的轻烃喷头喷出，进入轻烃反应区Ⅰ与再生催化剂接触进行催化裂化反应，生成的反应产物和反应后的含积炭催化剂向上流动进入重烃反应区；
(2)、重烃从一体式喷嘴上的重烃外喷头喷出，单独从重烃反应区底部进入提升管反应器，与来自轻烃反应区Ⅰ的反应产物和催化剂接触进行催化裂化反应，生成的反应产物和反应后的催化剂向上运动进入轻烃反应区Ⅱ；
(3)、在轻烃反应区Ⅱ的反应产物和催化剂接触进行催化裂化反应后，反应产物与含积炭的催化剂由顶部出口流出提升管反应器，进入旋风分离系统进行分离；
(4)、分离出的含积炭的催化剂进入汽提器进行汽提后进入再生器烧焦再生，再生催化剂返回提升管反应器底部循环使用；反应产物经过油气管线进入分馏塔进行分馏得到相应产品。
本发明所述的轻烃和重烃复合原料的烃油催化转化方法，所述一体式喷嘴中轻烃套管与重烃外套管同轴，轻烃套管套在重烃外套管的中部，轻烃套管与重烃外套管底端和顶端的环形截面通过密封面或焊接方式密封连接，所述顶端的环形截面设有轻烃喷头，轻烃套管侧面设有轻烃入口，重烃外套管的外管壁与轻烃套管的内管壁构成轻烃环形雾化室；重烃外套管底端设有重烃入口，重烃外套管顶端设有重烃外喷头，重烃外喷头上设有1～5个重烃外喷孔，轻烃喷头上设有4～10个轻烃喷孔，所述重烃外喷孔均匀分布，所述轻烃喷孔均匀分布，轻烃套管的外径与重烃外套管的外径之比为2.20:1～2.28:1，轻烃喷头上单个轻烃喷孔的孔径与重烃外喷头上单个重烃外喷孔的孔径之比为0.1:1～2.0:1。
本发明所述的轻烃和重烃复合原料的烃油催化转化方法，轻烃反应区Ⅰ、重烃反应区、轻烃反应区Ⅱ的高度分别占提升管总高度的1～15％、1～40％、1～60％。
本发明所述的轻烃和重烃复合原料的烃油催化转化方法，预提升介质选自氮气、氦气、催化裂化干气、水蒸汽中的一种或两种以上的混合物。
本发明所述的轻烃和重烃复合原料的烃油催化转化方法，轻烃反应区Ⅰ中的轻烃是汽油，选自催化裂化汽油、焦化汽油、直馏汽油、减粘裂化汽油中的一种或两种以上的混合物。
本发明所述的轻烃和重烃复合原料的烃油催化转化方法，重烃反应区的重烃为初馏点≥245℃的选自石油烃类馏分、含有碳氢化合物的动植物油脂和煤炭液化产物中的至少一种，具体而言是选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、减压渣油、常压渣油、劣质柴油、、煤焦油、渣油加氢尾油、溶剂脱沥青油、抽余油、焦化蜡油、页岩油、油砂沥青、重质原油、含有碳氢化合物的动植物油脂、煤炭液化产物的一种或两种以上的混合物。
本发明所述的轻烃和重烃复合原料的烃油催化转化方法，轻烃反应区Ⅰ的油剂接触温度为550～660℃，反应压力为常压至320千帕，停留时间为0.05～3s，催化剂与轻烃的重量比(剂油比)为5:1～160:1，轻烃与重烃的重量比为0.001:1～0.55:1，再生催化剂的温度为570～700℃。
本发明所述的轻烃和重烃复合原料的烃油催化转化方法，重烃反应区内的油剂接触温度为450～610℃，催化剂与该段原料的重量比(剂油比)为5:1～25:1，油气分子的停留时间为0.05～2.5s，反应压力为常压至320千帕。
本发明提供的方法可以将常规的催化裂化装置适当改造后进行。
本发明提供的方法的理论依据是：由于催化剂中B酸主要是由分子筛提供的，而分子筛的孔道直径小，常规催化裂化反应中，重烃大分子在提升管底部与分子筛接触时很难进入分子筛中与酸性中心接触发生反应，再生催化剂从再生器中循环出来的温度约680℃左右，此时重烃大分子容易瞬间在分子筛孔道外结焦，从而堵塞了分子筛孔道，影响裂化效果。本发明中从再生器循环至提升管反应器的高温再生催化剂首先与汽油馏分在轻烃反应区Ⅰ接触反应，汽油馏分在高温下快速裂解生成大量小分子烯烃，再生催化剂上的B酸中心与小分子烯烃发生催化反应生成大量的正碳离子，正碳离子向上运动至重烃反应区后引发重烃大分子的链反应，促进重油大分子的迅速裂解，产生更多的正碳离子，从而加速重烃裂解，达到增产汽油和丙烯的双重效果。
本发明的有益效果是：由于采用了一体式喷嘴，经过加热的汽油馏分从轻烃喷头上均匀分布的多个轻烃喷孔中喷出，形成均匀分散的汽油馏分油滴，保证催化剂与汽油馏分油滴均匀接触，防止汽油馏分与催化剂形成沟流；均分分散的汽油馏分油滴与催化剂接触反应，汽油馏分在高温下快速裂解生成大量小分子烯烃，再生催化剂上的B酸中心与小分子烯烃发生催化反应生成大量的正碳离子，正碳离子向上运动至重烃反应区；重烃从重烃外喷头上均匀分布的多个重烃外喷孔中喷出，形成均匀分散的重烃油滴，保证催化剂与重烃油滴均匀接触；从轻烃反应区来的正碳离子引发重烃大分子的链反应；促进重油大分子的迅速裂解，产生更多的正碳离子，从而加速重烃裂解，达到增产汽油和丙烯的双重效果。
附图说明
下面结合附图和具体实施方式对本发明所提供的方法予以进一步的说明。附图和具体实施方式并不限于本发明要求保护的范围。
图1为本发明的轻烃与重烃复合原料的烃油催化转化方法所采用装置流程图。
图2是一体式喷嘴的放大示意图。
图3是采用常规喷嘴进行试验时的装置流程图。
其中，喷嘴为实施例采用的一体式喷嘴；
1-预提升介质，2-轻烃，3-重烃，4-提升管反应器，5-汽提器，6-待生剂输送管，7-再生器，8-再生剂输送管，9-油气管线，10-分馏塔，11-一体式喷嘴；
12-轻烃入口，13-重烃入口，14-轻烃喷嘴，15-轻烃喷头，16-重烃喷嘴，17-重烃外喷头，18-重烃外套管，19-轻烃套管，20-环形雾化室，31-轻烃喷孔，32-重烃外喷孔；
21-预提升介质，22-混合原料，23-提升管反应器，24-汽提器，25-待生剂输送管，26-再生器，27-再生剂输送管，28-油气管线，29-分馏塔，30-常规喷嘴。
具体实施方式
下面结合附图和实施例对本发明所提供的方法予以进一步的说明，但这些实施例不应认为是对本发明的限制。
主要分析方法：
各实施例中，Na2O、Al2O3等化学组成用X射线荧光法测定(参见《石油化工分析方法(RIPP实验方法)》，杨翠定等编，科学出版社，1990年出版)。物相采用X射线衍射法测定。比表面、孔体积由低温氮吸附-脱附法测定；粒径分布采用激光粒度分析(分析方法GB/T19077.1-2008)；磨损指数采用磨损指数的测定(直管法)(分析方法GB/T 15458-1995)；微反活性(MA)评价：采用ASTM-D3907方法。催化剂预先在800℃、100％水蒸汽条件下处理17h，以大港轻柴油作为反应原料油。反应温度460℃，进油时间70s，催化剂装量2.5～5g，反应后汽油的产率采用GC7890分析。
主要原料及来源：
LDO-70新鲜催化剂，兰州石化公司催化剂厂生产，评价前经过800℃、100％水蒸气水热减活处理10h，LDO-70老化后的理化性质见表1。
表1催化剂理化性质
轻烃为催化裂化汽油，取自兰州石化公司300万吨/年催化裂化装置的催化裂化粗汽油(性质见表2)；
重烃取自兰州石化公司300万吨/年催化裂化装置的新鲜催化原料(性质见表3)，减压蜡油与减压渣油混合质量比例为(6:4)，减压蜡油是来自兰州石化公司550万吨常减压装置的减压蜡油，减压渣油是来自兰州石化公司550万吨常减压装置的减压渣油。
评价装置采用洛阳石化工程公司生产的灵活反应模式型催化裂化提升管试验装置。
表2轻烃的性质
表3重烃的性质
项目 测试数据 项目 测试数据
分子量/(g·mol<sup>-1</sup>) 432 w(饱和烃)/％ 51.3
20℃密度/(kg·m<sup>-3</sup>) 877.9 w(芳烃)/％ 42.2
100℃运动黏度/(mm<sup>2</sup>·s<sup>-1</sup>) 17.08 w(胶质+沥青质)/％ 6.5
w(残炭)/％ 4.62 w(重金属)/(μg·g<sup>-1</sup>)
闪点/℃ 224 Fe 6.44
w(元素)/％ Ni 9.68
S 0.61 V 14.39
N 0.14 Ca 17.88
实施例1
按照图1所示的装置和图2所示的一体式喷嘴进行试验。
轻烃反应区Ⅰ、重烃反应区、轻烃反应区Ⅱ的高度分别占提升管反应器总高度的5％、35％、55％。轻烃套管的外径与重烃外套管的外径之比为2.20:1，轻烃喷头上单个轻烃喷孔的孔径与重烃外喷头上单个重烃外喷孔的孔径之比为1.429:1。预提升介质为氮气。
质量流率为150g/h的300万催化裂化粗汽油从一体式喷嘴11的轻烃喷头15上4个轻烃喷孔31喷出，在提升管反应器4内的轻烃反应区Ⅰ与再生催化剂接触反应，在轻烃油剂接触温度620℃、剂油比64.4、停留时间0.1s、300万催化裂化粗汽油与300万催料的重量比0.1:1、反应压力为130千帕、再生催化剂温度670℃的条件下，反应后的催化剂继续向上运动，质量流率为1500g/h的300万催料从一体式喷嘴11的重烃外喷头17上4个重烃外喷孔32喷出，在重烃反应区与上述催化剂接触反应，在重烃油剂接触温度535℃、反应器出口温度505℃、剂油比6.44、反应时间2.0s、反应压力140千帕的条件下，反应后的产物与催化剂继续向上运动，经过轻烃反应区Ⅱ后进入汽提器5进行汽提，经过汽提的待生催化剂经过待生剂输送管6进入再生器7进行烧焦，烧焦后的催化剂经过再生剂输送管8进入提升管反应器4。提升管反应器4和汽提器5反应产生的油气经过油气管线9进入分馏塔10，分离成干气、液化气、汽油、柴油和油浆。具体反应条件和反应结果见表4。
对比例1
对比例1采用的常规喷嘴为专利CN201120267386.4所述的一种催化裂化雾化进料喷嘴，采用图3所示的装置进行试验。
质量流率为1650g/h的300万催料与300万催化裂化粗汽油的混合原料(300万催化裂化粗汽油与300万催料的质量比为0.1:1)从常规喷嘴30喷出，与催化剂接触反应，在油剂接触温度535℃、反应器出口温度505℃、剂油比6.44、反应时间2.1s、反应压力140千帕的条件下，反应后的产物与催化剂继续向上运动，进入汽提器24进行汽提，汽提后的催化剂经过待生剂输送管25进入再生器26进行烧焦，烧焦后的催化剂经过再生剂输送管27进入提升管反应器23。提升管反应器23和汽提器24反应产生的油气经过油气管线28进入分馏塔29，分离成干气、液化气、汽油、柴油和油浆。具体反应条件和反应结果见表4。
实施例2
按照图1所示的装置和图2所示的一体式喷嘴进行试验。
轻烃反应区Ⅰ、重烃反应区、轻烃反应区Ⅱ的高度分别占提升管反应器总高度的5％、35％、55％。轻烃套管的外径与重烃外套管的外径之比为2.20:1，轻烃喷头上单个轻烃喷孔的孔径与重烃外喷头上单个重烃外喷孔的孔径之比为1.429:1。预提升介质为氮气。
质量流率为150g/h的300万催化裂化粗汽油从一体式喷嘴11的轻烃喷头15上4个轻烃喷孔31喷出，在提升管反应器4内的轻烃反应区Ⅰ与再生催化剂接触反应，在轻烃油剂接触温度590℃、剂油比64.4、停留时间0.1s、300万催化裂化粗汽油与300万催料的重量比0.1:1、反应压力为130千帕、再生催化剂温度630℃的条件下，反应后的催化剂继续向上运动，质量流率为1500g/h的300万催料从一体式喷嘴11的重烃外喷头17上4个重烃外喷孔32喷出，在重烃反应区与上述催化剂接触反应，在重烃油剂接触温度515℃、反应器出口温度500℃、剂油比6.44、反应时间2.0s、反应压力140千帕的条件下，反应后的产物与催化剂继续向上运动，经过轻烃反应区Ⅱ后进入汽提器5进行汽提，经过汽提的待生催化剂经过待生剂输送管6进入再生器7进行烧焦，烧焦后的催化剂经过再生剂输送管8进入提升管反应器4。提升管反应器4和汽提器5反应产生的油气经过油气管线9进入分馏塔10，分离成干气、液化气、汽油、柴油和油浆。具体反应条件和反应结果见表5。
对比例2
对比例1采用的常规喷嘴为专利CN201120267386.4所述的催化裂化雾化进料喷嘴，采用图3所示的装置进行试验。
质量流率为1650g/h的300万催料与300万催化裂化粗汽油的混合原料(300万催化裂化粗汽油与300万催料的质量比为0.1:1)从常规喷嘴30喷出，与催化剂接触反应，在油剂接触温度515℃、反应器出口温度500℃、剂油比6.44、反应时间2.1s、反应压力140千帕的条件下，反应后的产物与催化剂继续向上运动，进入汽提器24进行汽提，汽提后的催化剂经过待生剂输送管25进入再生器26进行烧焦，烧焦后的催化剂经过再生剂输送管27进入提升管反应器23。提升管反应器23和汽提器24反应产生的油气经过油气管线28进入分馏塔29，分离成干气、液化气、汽油、柴油和油浆。具体反应条件和反应结果见表5。
实施例3
按照图1所示的装置和图2所示的一体式喷嘴进行试验。
轻烃反应区Ⅰ、重烃反应区、轻烃反应区Ⅱ的高度分别占提升管反应器总高度的5％、35％、55％。轻烃套管的外径与重烃外套管的外径之比为2.20:1，轻烃喷头上单个轻烃喷孔的孔径与重烃外喷头上单个重烃外喷孔的孔径之比为1.429:1。预提升介质为氮气。
质量流率为150g/h的300万催化裂化粗汽油从一体式喷嘴11的轻烃喷头15上4个轻烃喷孔31喷出，在提升管反应器4内的轻烃反应区Ⅰ与再生催化剂接触反应，在轻烃油剂接触温度650℃、剂油比64.4、停留时间0.1s、300万催化裂化粗汽油与300万催料的重量比0.1:1、反应压力为130千帕、再生催化剂温度690℃的条件下，反应后的催化剂继续向上运动，质量流率为1500g/h的300万催料从一体式喷嘴11的重烃外喷头17上4个重烃外喷孔32喷出，在重烃反应区与上述催化剂接触反应，在重烃油剂接触温度545℃、反应器出口温度510℃、剂油比6.44、反应时间2.0s、反应压力140千帕的条件下，反应后的产物与催化剂继续向上运动，经过轻烃反应区Ⅱ后进入汽提器5进行汽提，经过汽提的待生催化剂经过待生剂输送管6进入再生器7进行烧焦，烧焦后的催化剂经过再生剂输送管8进入提升管反应器4。提升管反应器4和汽提器5反应产生的油气经过油气管线9进入分馏塔10，分离成干气、液化气、汽油、柴油和油浆。具体反应条件和反应结果见表6。
对比例3
对比例3采用的常规喷嘴为专利CN201120267386.4所述的催化裂化雾化进料喷嘴，采用图3所示的装置进行试验。
质量流率为1650g/h的300万催料与300万催化裂化粗汽油的混合原料(300万催化裂化粗汽油与300万催料的质量比为0.1:1)从常规喷嘴30喷出，与催化剂接触反应，在油剂接触温度545℃、反应器出口温度510℃、剂油比6.44、反应时间2.1s、反应压力140千帕的条件下，反应后的产物与催化剂继续向上运动，进入汽提器24进行汽提，汽提后的催化剂经过待生剂输送管25进入再生器26进行烧焦，烧焦后的催化剂经过再生剂输送管27进入提升管反应器23。提升管反应器23和汽提器24反应产生的油气经过油气管线28进入分馏塔29，分离成干气、液化气、汽油、柴油和油浆。具体反应条件和反应结果见表6。
表4实施例1与对比例1的反应条件和反应结果
表5实施例2与对比例2的反应条件和反应结果
表6实施例3与对比例3的反应条件和反应结果
实施例1与对比例1相比，在进料质量完全相同的条件下，应用本发明所述催化转化工艺后，丙烯收率提高了1.90个百分点，汽油收率提高了2.25个百分点，总液收提高了1.19个百分点，转化率提高了7.10个百分点，重油收率降低了1.80个百分点。
实施例2与对比例2相比，在进料质量完全相同的条件下，应用本发明所述催化转化工艺后，丙烯收率提高了1.87个百分点，汽油收率提高了2.09个百分点，总液收提高了1.09个百分点，转化率提高了6.79个百分点，重油收率降低了1.65个百分点。
实施例3与对比例3相比，在进料质量完全相同的条件下，应用本发明所述催化转化工艺后，丙烯收率提高了2.16个百分点，汽油收率提高了1.93个百分点，总液收提高了1.08个百分点，转化率提高了7.35个百分点，重油收率降低了1.91个百分点。
数据显示本发明具有提高汽油和丙烯收率的特点。
当然，本发明还可有其它多种实施例，在不背离本发明精神及其实质的情况下，熟悉本领域的技术人员可根据本发明作出各种相应的改变和变形，但这些相应的改变和变形都应属于本发明的保护范围。

Claims (10)

1.一种轻烃和重烃复合原料的烃油催化转化方法，其特征在于，所述方法包括将预热的轻烃和重烃从一体式喷嘴同时分别喷入提升管反应器内不同的反应区，与来自再生器的催化剂接触进行催化裂化反应；所述一体式喷嘴包括轻烃喷嘴和重烃喷嘴，轻烃喷嘴包括轻烃套管、轻烃喷头、轻烃喷孔，重烃喷嘴包括重烃外套管、重烃外喷头、重烃外喷孔，轻烃喷嘴上设有轻烃喷头，重烃喷嘴上设有重烃外喷头，轻烃喷头和重烃外喷头能够同时分别喷出轻烃和重烃；所述反应区为沿反应器垂直方向从下至上的轻烃反应区Ⅰ、重烃反应区、轻烃反应区Ⅱ；所述轻烃是馏程为初馏点～220℃的汽油馏分，轻烃与重烃的质量比为0.001:1～0.55:1；所述催化剂为催化裂化催化剂，所述方法包括下列步骤：
(1)、预提升介质从提升管反应器底部向上喷出，轻烃(汽油馏分)从一体式喷嘴上的轻烃喷头喷出，进入轻烃反应区Ⅰ与再生催化剂接触进行催化裂化反应，生成的反应产物和反应后的含积炭催化剂向上流动进入重烃反应区；
(2)、重烃从一体式喷嘴上的重烃外喷头喷出，单独从重烃反应区底部进入提升管反应器，与来自轻烃反应区Ⅰ的反应产物和催化剂接触进行催化裂化反应，生成的反应产物和反应后的催化剂向上运动进入轻烃反应区Ⅱ；
(3)、在轻烃反应区Ⅱ的反应产物和催化剂接触进行催化裂化反应后，反应产物与含积炭的催化剂由顶部出口流出提升管反应器，进入旋风分离系统进行分离；
(4)、分离出的含积炭的催化剂进入汽提器进行汽提后进入再生器烧焦再生，再生催化剂返回提升管反应器底部循环使用；反应产物经过油气管线进入分馏塔进行分馏得到相应产品。
2.根据权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于，所述一体式喷嘴中轻烃套管与重烃外套管同轴，轻烃套管套在重烃外套管的中部，轻烃套管与重烃外套管底端和顶端的环形截面通过密封面或焊接方式密封连接，所述顶端的环形截面设有轻烃喷头，轻烃套管侧面设有轻烃入口，重烃外套管的外管壁与轻烃套管的内管壁构成轻烃环形雾化室；重烃外套管底端设有重烃入口，重烃外套管顶端设有重烃外喷头，重烃外喷头上设有1～5个重烃外喷孔，轻烃喷头上设有4～10个轻烃喷孔。
3.根据权利要求1或2所述的催化转化方法，其特征在于，所述重烃外喷孔均匀分布，所述轻烃喷孔均匀分布，轻烃套管的外径与重烃外套管的外径之比为2.20:1～2.28:1，轻烃喷头上单个轻烃喷孔的孔径与重烃外喷头上单个重烃外喷孔的孔径之比为0.1:1～2.0:1。
4.根据权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于，所述轻烃反应区Ⅰ、重烃反应区、轻烃反应区Ⅱ的高度分别占提升管总高度的1～15％、1～40％、1～60％。
5.根据权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于，所述预提升介质选自氮气、氦气、催化裂化干气、水蒸汽中的一种或两种以上的混合物。
6.根据权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于，所述轻烃反应区Ⅰ中的轻烃是汽油，选自催化裂化汽油、焦化汽油、直馏汽油、减粘裂化汽油中的一种或两种以上的混合物。
7.根据权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于，所述重烃反应区的重烃为初馏点≥245℃的选自石油烃类馏分、含有碳氢化合物的动植物油脂和煤炭液化产物中的至少一种。
8.根据权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于，所述重烃反应区的重烃选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、减压渣油、常压渣油、劣质柴油、煤焦油、渣油加氢尾油、溶剂脱沥青油、抽余油、焦化蜡油、页岩油、油砂沥青、重质原油、含有碳氢化合物的动植物油脂、煤炭液化产物的一种或两种以上的混合物。
9.根据权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于，所述轻烃反应区Ⅰ的油剂接触温度为550～660℃，反应压力为常压至320千帕，停留时间为0.05～3s，催化剂与轻烃的重量比为5:1～160:1，轻烃与重烃的重量比为0.001:1～0.55:1，再生催化剂的温度为570～700℃。
10.根据权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于，所述重烃反应区内的油剂接触温度为450～610℃，催化剂与该段原料的重量比为5:1～25:1，油气分子的停留时间为0.05～2.5s，反应压力为常压至320千帕。
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