CN109722287B - 多产丙烯和提高轻质油品质量的催化转化方法和用于该方法的系统 - Google Patents

Abstract

本公开涉及一种多产丙烯和提高轻质油品质量的催化转化方法和用于该方法的系统，该方法包括：将重质烃油原料在第一反应器中进行第一催化反应；将馏程为8～88℃的轻馏分组分注入第二反应器中进行第二轻馏分催化反应，并将馏程为145～253℃的重馏分组分在所述轻馏分组分的下游注入所述第二反应器中进行第二重馏分催化反应；将第二反应混合物引入第三反应器中，继续进行第三催化反应；将馏程为41～190℃的中馏分组分注入第四反应器中进行第四催化反应；将所述第一产物、第三产物和第四产物引入产品分离装置进行产品分离。采用本公开的方法能够大幅生产丙烯，同时提供符合GB17930‑2013车用汽油烃类组成指标要求的高辛烷值汽油组分。

Description

多产丙烯和提高轻质油品质量的催化转化方法和用于该方法 的系统

技术领域

本公开涉及一种多产丙烯和提高轻质油品质量的催化转化方法和用于该方法的系统。

背景技术

近年来，全球丙烯需求的高速增长促使增产丙烯成为石油炼制领域内一个重要的技术动向，同时中华人民共和国车用汽油标准GB17930-2013正式实施，对国标(Ⅴ)车用汽油的技术要求也更加严格，要求烯烃含量不大于24％(体积分数)，芳烃含量不大于40％(体积分数)，苯含量不大于1.0％(体积分数)。随着原油日趋变重，轻质石油烃的供应量受到限制，以传统的重油催化裂化技术为平台、采用廉价的重油为原料、通过强化重质烃类的深度催化裂化反应多产丙烯、同时制取高标准汽油的技术路线日益受到青睐。

专利CN 102373079A公开了一种增产低碳烯烃的催化转化方法，将重质烃油原料注入第一反应器内，与催化裂化催化剂接触反应，将轻汽油馏分注入第二反应器内，与同样的催化裂化催化剂接触并反应，重汽油馏分在轻汽油馏分下游注入第二反应器，来自第一反应器和第二反应器的反应油气与积炭的待生催化剂进入同一沉降器内分离，分离出的反应油气经进一步分离得到低碳烯烃、汽油、柴油等目的产物，分离出的待生催化剂经汽提、再生后返回第一反应器和第二反应器中循环使用。该专利提供的方法，为不同沸程的轻汽油馏分和重汽油馏分分别提供适宜的反应条件，使汽油馏分内不同沸程的烃类最大限度地裂解生成丙烯。

专利CN 1069054A公开了一种灵活多效的烃类催化裂化方法，其有两根独立的提升管和两个相应的沉降器，使用同一种催化剂，在两种不同的反应条件下，进行串联操作，加工轻质烃类和重质烃类。在第一根提升管反应器中轻质烃类与再生器来的热催化剂在600～700℃，剂/油比为10～40，油气在提升管中停留时间为2～20秒，控制催化剂碳含量为0.1～0.4％(重量)进行催化裂化反应，达到增加烯烃产率，提高汽油辛烷值，脱除硫、氮等杂质，改善汽油安定性，提供还原气氛，对催化剂上的重金属污染物进行钝化，为催化剂循环到第二根提升管中进行重质烃类催裂化反应提供有利条件，重质烃在常规催化裂化条件下进行反应，既可增产C2～C4烯烃，又可以使沉积在催化剂上的金属杂质的毒害作用得到钝化。

专利US6106697公开了一种以蜡油或渣油为原料、采用两级反应器进行催化裂化反应选择性生产C2～C4烯烃的方法。蜡油或渣油原料在第一级反应器中，在常规催化裂化条件下与大孔沸石催化剂接触进行催化裂化反应生成包括汽油馏分在内的不同沸程产物；第一级反应器生成的汽油馏分进入第二级反应器中，在反应温度500～650℃、剂油比为4～10：1、烃分压为70～280千帕条件下与中孔沸石催化剂接触进行进一步反应生成C2～C4烯烃。

综上所述，从目前己公开的催化裂化增产低碳烯烃技术来看，都通过采用中孔择形分子筛和/或回炼汽油馏分，为全部或部分汽油馏分提供一个进行二次裂解反应的条件，来达到增产丙烯的目的，但这些技术都在车用汽油标准GB17930-2013正式颁布之前开发，现实技术中无法有利保证直接出产出满足GB17930-2013中关于烯烃含量不大于24％(体积分数)，芳烃含量不大于40％(体积分数)，苯含量不大于1.0％(体积分数)的技术要求的高辛烷值汽油。

发明内容

本公开的目的是提供一种多产丙烯和提高轻质油品质量的催化转化方法和用于该方法的系统。

为了实现上述目的，本公开第一方面：提供一种多产丙烯和提高轻质油品质量的催化转化方法，该方法包括：

将重质烃油原料在第一反应器中与第一催化裂化催化剂接触并进行第一催化反应，将反应所得的第一反应混合物进行气剂分离，得到第一产物和第一反应催化剂；

将馏程为8～88℃的轻馏分组分注入第二反应器中与第二催化裂化催化剂接触进行第二轻馏分催化反应，并将馏程为145～253℃的重馏分组分在所述轻馏分组分的下游注入所述第二反应器中与第二催化裂化催化剂接触进行第二重馏分催化反应，从所述第二反应器出口得到含催化剂的第二反应混合物；

将所述第二反应混合物引入第三反应器中，继续进行第三催化反应，将反应所得的第三反应混合物进行气剂分离，得到第三产物和第三反应催化剂；

将所述第一反应催化剂和第三反应催化剂作为第四催化裂化催化剂引入第四反应器，将馏程为41～190℃的中馏分组分注入第四反应器中与所述第四催化裂化催化剂接触并进行第四催化反应，将反应所得的第四反应混合物进行气剂分离，得到第四产物和第四反应催化剂；

将所述第一产物、第三产物和第四产物引入产品分离装置进行产品分离，得到包括干气产物、液化气产物、汽油产物、柴油产物和重油产物的分离产物，其中所述轻馏分组分、所述中馏分组分和所述重馏分组分至少部分地来自该产品分离装置的所述分离产物中；

将所述第四反应催化剂进行再生后分别作为所述第一催化裂化催化剂和所述第二催化裂化催化剂送入所述第一反应器和所述第二反应器中；

或者，该方法包括：

将重质烃油原料在第一反应器中与第一催化裂化催化剂接触并进行第一催化反应，将反应所得的第一反应混合物进行气剂分离，得到第一产物和第一反应催化剂；

将馏程为8～88℃的轻馏分组分注入第二反应器中与第二催化裂化催化剂接触进行第二轻馏分催化反应，并将馏程为145～253℃的重馏分组分在所述轻馏分组分的下游注入所述第二反应器中与第二催化裂化催化剂接触进行第二重馏分催化反应，从所述第二反应器出口得到含催化剂的第二反应混合物；

将所述第二反应混合物引入第三反应器中，继续进行第三催化反应，将反应所得的第三反应混合物进行气剂分离，得到第三产物和第三反应催化剂；

将所述第一反应催化剂和部分第三反应催化剂作为第四催化裂化催化剂引入第四反应器，将馏程为41～190℃的中馏分组分注入第四反应器中与所述第四催化裂化催化剂接触并进行第四催化反应，将反应所得的第四反应混合物进行气剂分离，得到第四产物和第四反应催化剂；

将部分所述第三反应催化剂、第四产物和第三产物引入第五反应器进行第五催化反应，将反应所得混合物进行气剂分离，得到第五产物和第五反应催化剂；

将所述第一产物、第三产物、第四产物和第五产物引入产品分离装置进行产品分离，得到包括干气产物、液化气产物、汽油产物、柴油产物和重油产物的分离产物，其中所述轻馏分组分、所述中馏分组分和所述重馏分组分至少部分地来自该产品分离装置的所述分离产物中；

将所述第四反应催化剂和第五反应催化剂进行再生后分别作为所述第一催化裂化催化剂和所述第二催化裂化催化剂送入所述第一反应器和所述第二反应器中。

可选地，所述轻馏分组分的馏程为9～57℃，所述中馏分组分的馏程为57～160℃，所述重馏分组分的馏程为160～235℃。

可选地，第二反应器中所述重馏分组分的注入位置到所述第二反应器出口的长度为所述轻馏分组分的注入位置到第二反应器出口的长度的5～95％，优选为20～80％。

可选地，所述轻馏分组分与所述重质烃油原料的重量比为(0.01～0.3)：1，优选为(0.05～0.2)：1；

所述中馏分组分与所述重质烃油原料的重量比为(0.01～0.3)：1，优选为(0.05～0.2)：1；

所述重馏分组分与所述重质烃油原料的重量比为(0.01～0.3)：1，优选为(0.05～0.2)：1。

可选地，所述第一催化反应的操作条件包括：温度为480～700℃，优选为500～600℃；反应时间为0.5～10秒，优选为1～5秒；剂油重量比为(5～40)：1，优选为(7～20)：1；水油重量比为(0.1～1)：1，优选为(0.1～0.4)：1；

所述第二催化反应的操作条件包括：温度为480～700℃，优选为500～650℃；反应时间为0.5～10秒，优选为l～5秒；剂油重量比为(6～40)：1，优选为(10～30)：1；水油重量比为(0.1～1)：1，优选为(0.2～0.6)：1。

可选地，所述第三催化反应的操作条件包括：温度为480～650℃，优选为500～600℃；重时空速为1～30h^-1，优选为4～20h^-1；

所述第四催化反应的操作条件包括：温度为300～580℃，优选为400～530℃，进一步优化为480～520℃；重时空速为1～30h^-1，优选为4～20h^-1；水油重量比为(0.05～1)：1，优选为(0.1～0.6)：1。

可选地，所述第五催化反应的操作条件包括：温度为480～580℃，优选为500～550℃；重时空速为1～30h^-1，优选为4～20h^-1。

可选地，第三反应催化剂部分引入第五反应器，则其余的第三反应催化剂优选引入第四反应器，引入第五反应器的催化剂与引入第四反应器的催化剂的重量比优选为(90：10)～(50：50)。

优选地，所述第五反应器的温度高于第四反应器的温度10～30℃。

通过进行所述的第五反应器的反应，可进一步降低汽油中烯烃和芳烃的含量。例如甚至可以生产达到美国联邦汽油标准的柴油，得到烯烃含量不大于10％(体积分数)，芳烃含量不大于25～30％(体积分数)，苯含量不大于1.0％(体积分数)的裂化汽油。

可选地，所述重质烃油原料为选自石油烃油、合成油、煤液化油、油砂油和页岩油中的至少一种，优选为石油烃油，所述石油烃油为选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、加氢尾油、常压渣油、减压渣油和原油中的至少一种。

可选地，所述第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂各自含有平均孔径小于0.7纳米的择形沸石，所述择形沸石为选自具有MFI结构的沸石、镁碱沸石、菱沸石、环晶石、毛沸石、A型沸石、柱沸石和浊沸石中的至少一种。

本公开第二方面：提供一种用于本公开第一方面所述的多产丙烯和提高轻质油品质量的催化转化方法的系统，该系统包括：

第一反应器、第二反应器、第三反应器、第四反应器、沉降器、汽提器、再生器和产品分离装置；

所述第一反应器的出口与沉降器连通；所述第二反应器具有轻馏分组分入口和中馏分组分入口，且所述第二反应器的出口与第三反应器连通；所述第三反应器的出口与沉降器连通；所述第四反应器设置于沉降器的下方并套设于第三反应器的器壁的外部，所述第四反应器的出口与沉降器连通；

所述汽提器与沉降器连通并设置于沉降器的下方，且所述汽提器通过待生剂输送管线与再生器相连；

所述再生器通过第一再生催化剂输送管线与所述第一反应器的入口端相连，并通过第二再生催化剂输送管线与第二反应器的入口端相连；

所述沉降器的顶部具有与产品分离装置相连的反应油气输送管线；

所述产品分离装置具有与第二反应器轻馏分组分入口相连的轻馏分组分注入管线、与第二反应器重馏分组分入口相连的重馏分组分注入管线、以及与第四反应器入口相连的中馏分组分注入管线；

或者，该系统包括：

第一反应器、第二反应器、第三反应器、第四反应器、第五反应器、沉降器、汽提器再生器和产品分离装置；

所述第一反应器的出口与沉降器连通；所述第二反应器具有轻馏分组分入口和中馏分组分入口，且所述第二反应器的出口与第三反应器连通；

所述第三反应器包括筒形器壁和位于所述器壁上方的顶帽，所述顶帽和器壁之间形成有环隙出口；所述第四反应器与所述环隙出口连通并套设于第三反应器的器壁的外部；所述第五反应器位于沉降器和第四反应器之间，并分别与所述环隙出口和第四反应器连通，所述第五反应器的出口与沉降器连通；

所述汽提器与沉降器连通并设置于沉降器的下方，且所述汽提器通过待生剂输送管线与再生器相连；

所述再生器通过第一再生催化剂输送管线与所述第一反应器的入口端相连，并通过第二再生催化剂输送管线与第二反应器的入口端相连；

所述沉降器的顶部具有与产品分离装置相连的反应油气输送管线；

所述产品分离装置具有与第二反应器轻馏分组分入口相连的轻馏分组分注入管线、与第二反应器重馏分组分入口相连的重馏分组分注入管线、以及与第四反应器入口相连的中馏分组分注入管线。

可选地，所述第二反应器设置于第三反应器的下方。

可选地，所述五反应器设置于沉降器的下方。

可选地，所述第一反应器和所述第二反应器各自为选自提升管反应器、下行管反应器、流化床反应器、提升管与下行管复合反应器、提升管与流化床复合反应器、下行管与流化床复合反应器中的一种。

可选地，所述第一反应器为提升管反应器；所述第二反应器为提升管反应器；所述第三反应器为流化床反应器；所述第四反应器为流化床反应器；所述第五反应器为流化床反应器。

可选地，该系统还包括用于向所述再生器提供热量的外取热器；

所述产品分离装置还具有干气产物出口、液化气产物出口、汽油产物出口、柴油产物出口和重油产物出口。

本公开提供的方法的有益效果为：

与现有技术相比，本公开提供的方法在汽油馏分和柴油轻馏分回炼的过程中，根据不同沸程内烃类反应性能的不同，将8～253℃之间馏分油分为轻馏分组分、中馏分组分和重馏分组分，使不同沸程的烃类在不同的反应条件进行反应，能够大幅生产丙烯，同时提供符合GB17930-2013车用汽油烃类组成指标要求的高辛烷值汽油组分。

根据本公开提供的方法，将重质烃油原料进行催化转化，可以取得以下一种或多种效果优选情况下可以取得所有效果：(1)丙烯的产率可达到20％以上，(2)汽油产率达到35％，(3)研究法辛烷值达到98以上，(4)满足汽油烯烃含量不大于24％(体积分数)、芳烃含量不大于40％(体积分数)、苯含量不大于1.0％(体积分数)的技术指标。

本公开的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

附图是用来提供对本公开的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本公开，但并不构成对本公开的限制。在附图中：

图1是本公开提供的增产清洁汽油的方法的流程示意图。

附图标记说明

1 第一反应器

2 第二反应器

3 第三反应器

4 第四反应器

5 第五反应器

6 沉降器

7 汽提器

9 再生器

10 产品分离装置

11 第一再生催化剂输送管线(送入第一反应器)

12 第二再生催化剂输送管线(送入第二反应器)

17 待生剂输送管线

20 反应油气输送管线

21 重质烃油原料注入管线

22 轻馏分组分注入管线

23 重馏分组分注入管线

24 中馏分组分注入管线

25 管线(输送干气)

26 管线(输送液化气)

27 管线(输送汽油)

28 管线(输送柴油)

29 管线(输送重油)

41 管线(注入雾化蒸汽)

42 管线(注入雾化蒸汽)

43 管线(注入雾化蒸汽)

44 管线(注入雾化蒸汽)

47 管线(注入汽提蒸汽)

51 管线(注入预提升介质)

52 管线(注入预提升介质)

90 管线(注入空气)

91 管线(输送再生烟气)

100 外取热器

具体实施方式

以下结合附图对本公开的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本公开，并不用于限制本公开。

本公开第一方面：提供一种多产丙烯和提高轻质油品质量的催化转化方法，在本公开的第一种可选的实施方式中，该方法包括：

将重质烃油原料在第一反应器中与第一催化裂化催化剂接触并进行第一催化反应，将反应所得的第一反应混合物进行气剂分离，得到第一产物和第一反应催化剂；

将馏程为8～88℃的轻馏分组分注入第二反应器中与第二催化裂化催化剂接触进行第二轻馏分催化反应，并将馏程为145～253℃的重馏分组分在所述轻馏分组分的下游注入所述第二反应器中与第二催化裂化催化剂接触进行第二重馏分催化反应，从所述第二反应器出口得到含催化剂的第二反应混合物；

将所述第二反应混合物引入第三反应器中，继续进行第三催化反应，将反应所得的第三反应混合物进行气剂分离，得到第三产物和第三反应催化剂；

将所述第一反应催化剂和第三反应催化剂作为第四催化裂化催化剂引入第四反应器，将馏程为41～190℃的中馏分组分注入第四反应器中与所述第四催化裂化催化剂接触并进行第四催化反应，将反应所得的第四反应混合物进行气剂分离，得到第四产物和第四反应催化剂；

将所述第一产物、第三产物和第四产物引入产品分离装置进行产品分离，得到包括干气产物、液化气产物、汽油产物、柴油产物和重油产物的分离产物，其中所述轻馏分组分、所述中馏分组分和所述重馏分组分至少部分地来自该产品分离装置的所述分离产物中；

将所述第四反应催化剂进行再生后分别作为所述第一催化裂化催化剂和所述第二催化裂化催化剂送入所述第一反应器和所述第二反应器中。

本公开的发明人通过实验研究发现，从汽油馏分初馏点到轻柴油馏分是一个沸程较宽的复杂混合物，由于分子大小和分子结构的差别，不同沸程内烃类的反应性能具有明显的差异。例如，部分沸程内烃类适合生产低碳烯烃，有的沸程内烃类则适合增产高辛烷值汽油组分，而其它沸程内烃类同时可生产低碳烯烃和高辛烷值汽油组分。采用相同的反应条件并不能使这部分不同沸程的烃类同时增产丙烯和直接制取满足GB17930-2013中关于芳烃和烯烃含量要求的高辛烷值催化裂化汽油。也就是说，面对新的国家车用汽油技术标准和未来更加的汽油技术标准，现有增产丙烯的技术正面临出产汽油烃类组成不达标的技术问题。本公开提供的方法，在汽油馏分和柴油轻馏分回炼的过程中，根据不同沸程内烃类反应性能的不同，将8～253℃之间馏分油分为轻馏分组分、中馏分组分和重馏分组分，使不同沸程的烃类在其最佳的反应条件反应，能够大幅生产丙烯，同时提供符合GB17930-2013车用汽油烃类组成指标要求的高辛烷值汽油组分。

在本公开的第二种可选的实施方式中，该方法包括：

将重质烃油原料在第一反应器中与第一催化裂化催化剂接触并进行第一催化反应，将反应所得的第一反应混合物进行气剂分离，得到第一产物和第一反应催化剂；

将馏程为8～88℃的轻馏分组分注入第二反应器中与第二催化裂化催化剂接触进行第二轻馏分催化反应，并将馏程为145～253℃的重馏分组分在所述轻馏分组分的下游注入所述第二反应器中与第二催化裂化催化剂接触进行第二重馏分催化反应，从所述第二反应器出口得到含催化剂的第二反应混合物；

将所述第二反应混合物引入第三反应器中，继续进行第三催化反应，将反应所得的第三反应混合物进行气剂分离，得到第三产物和第三反应催化剂；

将所述第一反应催化剂和部分第三反应催化剂作为第四催化裂化催化剂引入第四反应器，将馏程为41～190℃的中馏分组分注入第四反应器中与所述第四催化裂化催化剂接触并进行第四催化反应，将反应所得的第四反应混合物进行气剂分离，得到第四产物和第四反应催化剂；

将部分所述第三反应催化剂、第四产物和第三产物引入第五反应器进行第五催化反应，将反应所得混合物进行气剂分离，得到第五产物和第五反应催化剂；

将所述第一产物、第三产物、第四产物和第五产物引入产品分离装置进行产品分离，得到包括干气产物、液化气产物、汽油产物、柴油产物和重油产物的分离产物，其中所述轻馏分组分、所述中馏分组分和所述重馏分组分至少部分地来自该产品分离装置的所述分离产物中；

将所述第四反应催化剂和第五反应催化剂进行再生后分别作为所述第一催化裂化催化剂和所述第二催化裂化催化剂送入所述第一反应器和所述第二反应器中。

通过进一步进行所述的第五反应器的反应，可进一步降低汽油中烯烃和芳烃的含量。例如甚至可以生产达到美国联邦汽油标准的柴油，得到烯烃含量不大于10％(体积分数)，芳烃含量不大于25～30％(体积分数)，苯含量不大于1.0％(体积分数)的裂化汽油。

根据本公开，所述轻馏分组分、中馏分组分和重馏分组分由馏程包含在8～253℃内的直馏汽油、催化裂化粗汽油、催化裂化稳定汽油、焦化汽油、费托(F-T)合成汽油、各类柴油轻馏分中的一种或多种分离得到，该分离过程在本领域常用的分离设备，如精馏塔内完成。所述轻馏分组分、中馏分组分和重馏分组分既可以由本装置自产，也可以来自其它装置。为了进一步实现多产丙烯和提高轻质油品质量的目的，所述轻馏分组分的馏程优选为9～57℃，所述中馏分组分的馏程优选为57～160℃，所述重馏分组分的馏程优选为160～235℃。

根据本公开，在所述第二反应器中，沿着原料的流向，所述重馏分组分的注入位置位于所述轻馏分组分的注入位置的下游，使得所述轻馏分组分与高温的催化剂先发生反应，反应之后催化剂的温度下降，再与所述重馏分组分发生反应。在优选情况下，第二反应器中所述重馏分组分的注入位置到所述第二反应器出口的长度为所述轻馏分组分的注入位置到第二反应器出口的长度的5～95％，进一步优选为20～80％。

根据本公开，所述轻馏分组分与所述重质烃油原料的重量比可以为(0.01～0.3)：1，优选为(0.05～0.2)：1。所述中馏分组分与所述重质烃油原料的重量比可以为(0.01～0.3)：1，优选为(0.05～0.2)：1。所述重馏分组分与所述重质烃油原料的重量比可以为(0.01～0.3)：1，优选为(0.05～0.2)：1。

根据本公开，在所述第一反应器中，所述第一催化裂化催化剂在流化状态下进行反应。所述第一催化反应的操作条件可以包括：温度为480～700℃，优选为500～600℃；反应时间为0.5～10秒，优选为1～5秒；剂油重量比为(5～40)：1，优选为(7～20)：1；水油重量比为(0.1～1)：1，优选为(0.1～0.4)：1。所述温度是指第一反应器出口的温度。水油重量比是指反应过程中所使用的水蒸气(即雾化蒸汽)与烃油原料的重量比。

根据本公开，在所述第二反应器中，所述第二催化裂化催化剂在流化状态下进行反应。所述第二催化反应的操作条件可以包括：温度为480～700℃，优选为500～650℃；反应时间为0.5～10秒，优选为l～5秒；剂油重量比为(6～40)：1，优选为(10～30)：1；水油重量比为(0.1～1)：1，优选为(0.2～0.6)：1。其中，所述反应时间是指轻馏分组分在第二反应器的总反应时间，即在第二反应器中轻馏分组分单独反应时间与重馏分组分加入后与轻馏分组分一起反应的时间的总和，而具体的轻馏分组分的单独反应时间、重馏分组分加入后与轻馏分组分一起反应的时间可根据重馏分组分的注入位置确定。所述温度是指第二反应器出口的温度。水油重量比是指反应过程中所使用的水蒸气(即雾化蒸汽)与烃油原料的重量比。

根据本公开，所述第三催化反应的操作条件可以包括：温度为480～650℃，优选为500～600℃；重时空速为1～30h^-1，优选为4～20h^-1，所述反应温度是指第三反应器出口的温度。

根据本公开，所述第四催化反应的操作条件可以包括：温度为300～580℃，优选为400～530℃，进一步优选为480～520℃；重时空速为1～30h^-1，优选为4～20h^-1；水油重量比为(0.05～1)：1，优选为(0.1～0.6)：1，所述温度是指第四反应器出口的温度。水油重量比是指反应过程中所使用的水蒸气(即雾化蒸汽)与烃油原料的重量比。

根据本公开，在第二种实施方式中，所述第五催化反应的操作条件可以包括：温度为480～580℃，优选为500～550℃；重时空速为1～30h^-1，优选为4～20h^-1。所述温度是指第五反应器出口的温度。进一步优选地，所述第五反应器的温度高于第四反应器的温度10～30℃。可选地，第三反应催化剂部分引入第五反应器，则其余的第三反应催化剂优选引入第四反应器，引入第五反应器的催化剂与引入第四反应器的催化剂的重量比优选为(90：10)～(50：50)。

根据本公开，所述气剂分离在沉降器中进行。所述沉降器内的绝对压力可以为0.1～0.40MPa，优选为0.15～0.35MPa，所述绝对压力是相对于表压定义的。在沉降器中，反应油气和积炭的待生反应催化剂分离，分离出的反应油气引入后续产品分离装置，经进一步分离得到包括干气产物、液化气产物、汽油产物、柴油产物和重油产物等的分离产物，同时部分分离得到轻馏分组分、中馏分组分和重馏分组分并将它们返回第二反应器和第四反应器进行回炼，液化气经进一步分离得到乙烯、丙烯等目的产物。

根据本公开，所述重质烃油原料可以为选自石油烃油、合成油、煤液化油、油砂油和页岩油中的至少一种。所述合成油可以为煤、天然气经过费托(F-T)合成得到的馏分油。优选地，所述重质烃油原料为石油烃油，例如为选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、加氢尾油、常压渣油、减压渣油和原油中的至少一种。

根据本公开，所述第一催化裂化催化剂和所述第二催化裂化催化剂可以为本领域进行催化裂化反应常规使用的，可以为相同的催化裂化催化剂，也可以为不同的催化裂化催化剂，优选为相同的催化裂化催化剂。

本公开对所述第一催化裂化催化剂和所述第二催化裂化催化剂的具体种类没有特殊的限制。优选地，所述第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂各自含有平均孔径小于0.7纳米的择形沸石，所述择形沸石可以为选自具有MFI结构的沸石、镁碱沸石、菱沸石、环晶石、毛沸石、A型沸石、柱沸石和浊沸石中的至少一种。其中，所述MFI结构的沸石可以为ZSM-5和ZRP系列沸石中的一种或多种，还可为经RE、P、Fe、Co、Ni、Cu、Zn、Mo、Mn、Ga和Sn中的至少一种元素改性的ZSM-5和ZRP系列沸石中的一种或多种。在本公开可选的实施方式中，以干基重量为基准，所述的第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂各自可以包括15～45重量％的分子筛和65～85重量％的基质。所述的基质例如氧化铝、粘土、氧化硅、氧化硅-氧化铝中的一种或多种。

本公开的方法可在任意能实现本公开的目的的催化转化系统中进行，为了最大程度的达到多产丙烯和提高轻质油品质量的效果，本公开第二方面：提供一种用于本公开第一方面所述的多产丙烯和提高轻质油品质量的催化转化方法的系统。以下结合该系统进一步说明本公开的方法，所述系统及方法的流程参考图1。

适用于上述第一种实施方式的系统可以包括：

第一反应器1、第二反应器2、第三反应器3、第四反应器4、沉降器6、汽提器7、再生器9和产品分离装置10；

所述第一反应器1的出口与沉降器6连通；所述第二反应器2具有轻馏分组分入口和中馏分组分入口，且所述第二反应器2的出口与第三反应器3连通；所述第三反应器3的出口与沉降器6连通；所述第四反应器4设置于沉降器6的下方并套设于第三反应器3的器壁的外部，所述第四反应器4的出口与沉降器6连通；

所述汽提器7与沉降器6连通并设置于沉降器6的下方，且所述汽提器7通过待生剂输送管线17与再生器9相连；

所述再生器9通过第一再生催化剂输送管线11与所述第一反应器1的入口端相连，并通过第二再生催化剂输送管线12与第二反应器2的入口端相连；

所述沉降器6的顶部具有与产品分离装置10相连的反应油气输送管线20；

所述产品分离装置10具有与第二反应器2轻馏分组分入口相连的轻馏分组分注入管线22、与第二反应器2重馏分组分入口相连的重馏分组分注入管线23、以及与第四反应器4入口相连的中馏分组分注入管线24。

适用于上述第二种实施方式的系统可以包括：

第一反应器1、第二反应器2、第三反应器3、第四反应器4、第五反应器5、沉降器6、汽提器7再生器9和产品分离装置10；

所述第一反应器1的出口与沉降器6连通；所述第二反应器2具有轻馏分组分入口和中馏分组分入口，且所述第二反应器2的出口与第三反应器3连通；

所述第三反应器3包括筒形器壁和位于所述器壁上方的顶帽，所述顶帽和器壁之间形成有环隙出口；所述第四反应器4与所述环隙出口连通并套设于第三反应器3的器壁的外部；所述第五反应器5位于沉降器6和第四反应器4之间，并分别与所述环隙出口和第四反应器4连通，所述第五反应器5的出口与沉降器6连通；

所述汽提器7与沉降器6连通并设置于沉降器6的下方，且所述汽提器7通过待生剂输送管线17与再生器9相连；

所述再生器9通过第一再生催化剂输送管线11与所述第一反应器1的入口端相连，并通过第二再生催化剂输送管线12与第二反应器2的入口端相连；

所述沉降器6的顶部具有与产品分离装置10相连的反应油气输送管线20；

所述产品分离装置10具有与第二反应器2轻馏分组分入口相连的轻馏分组分注入管线22、与第二反应器2重馏分组分入口相连的重馏分组分注入管线23、以及与第四反应器4入口相连的中馏分组分注入管线24。

根据本公开，所述第一反应器的出口可以连接至沉降器中的旋风分离设备，该设备用以分离第一催化反应所得的第一反应混合物，其可以为本领域常规的。

根据本公开，为了形成高效的反应路线，所述第二反应器2可以设置于第三反应器3的下方，进一步地，二者可以同轴设置。并且在适用于上述第二种实施方式的系统中，所述五反应器5可以设置于沉降器6的下方。这样，第二反应器、第三反应器、第四反应器以及任选的第五反应器均位于沉降器的下方，有利于反应器出口的反应混合物上升进入沉降器被快速气剂分离，反应油气(第一产物、第三产物、第四产物和任选的第五产物)引入产品分离装置进行产品分离，反应催化剂受重力作用进入预定的反应器中继续进行催化反应，或者落入沉降器下方的汽提器进行汽提。

根据本公开，尤其在适用于上述第二种实施方式的系统中，所述第三反应器包括筒形器壁和位于所述器壁上方的顶帽，所述顶帽和器壁之间形成有环隙出口，所述顶帽用于阻挡第三催化反应所得的第三反应混合物直接上升进入第五反应器或沉降器，其形状为能够实现上述目的的任意形状，例如可以为底面直径与第三反应器的筒形器壁直径大小相匹配的空心锥形结构。

在适用于上述第二种实施方式的系统中，第三反应混合物从第三反应器的顶帽和器壁之间的环隙出口分离，得到第三产物和第三反应催化剂，部分第三反应催化剂落入第四反应器，同时第三产物携带部分第三反应催化剂向上流动进入第五反应器。第四反应混合物在第四反应器出口分离，得到的所述第四产物进入第五反应器同第三产物与部分所述第三反应催化剂接触进行第五催化反应，反应所得混合物在第五反应器出口气剂分离，得到第五产物和第五反应催化剂。

而在适用于上述第一种实施方式的系统中，即在没有建立第五反应器的情况下，第四反应器的上方直接为沉降器的区域，在第三反应器出口得到第三反应混合物，其中部分第三反应催化剂直接落入第四反应器，剩余的部分在沉降器区域被分离并同样落入第四反应器，分离出的第三产物上升由沉降器顶部出口离开引入产品分离装置。

根据本公开，所述第一反应器和第二反应器可以是本领域技术人员所熟知的催化转化反应器，例如，所述第一反应器和所述第二反应器各自为选自提升管反应器、下行管反应器、流化床反应器、提升管与下行管复合反应器、提升管与流化床复合反应器、下行管与流化床复合反应器中的一种。所述流化床反应器可以为选自固定流化床反应器、散式流化床反应器、鼓泡床反应器、湍动床反应器、快速床反应器、输送床反应器和密相流化床中的一种。其中提升管反应器、下行管反应器和流化床反应器可以是等直径的提升管反应器、下行管反应器和流化床反应器，也可以是各种变直径的提升管反应器、下行管反应器和流化床反应器。优选情况下，所述第一反应器和第二反应器各自为提升管反应器。所述第三反应器和第四反应器也可以是本领域技术人员所熟知的催化转化反应器，优选地，所述第三反应器和第四反应器各自为流化床反应器。在适用于上述第二种实施方式的系统中，所述第五反应器优选为流化床反应器。

根据本公开，所述第一反应器、第二反应器、第三反应器、第四反应器以及任选的第五反应器在装置内形成了提升管与多个流化床反应器串并联的组合构型，形成相互联系又各自相对独立反应环境，达到多产丙烯和提高轻质油品质量的效果。

本公开的所述系统具有用于实现重质烃油催化转化的常规构件，例如，该系统还包括用于向所述再生器9提供热量的外取热器100。所述产品分离装置10还具有干气产物出口、液化气产物出口、汽油产物出口、柴油产物出口和重油产物出口。此类设备及其设置方式的本领域技术人员所熟知的，且并非本公开的关键所在，本公开对其没有特殊的限制，在此不再赘述。

下面进一步结合附图1对本公开所提供的方法予以说明，但本公开并不因此受到任何限制。

在图1中，第一反应器1为提升管反应器，第二反应器2为提升管反应器，第三反应器3、第四反应器4、第五反应器5均为流化床反应器。第三反应器3包括器壁和顶帽，所述顶帽和器壁之间形成有环隙出口，第四反应器4套设于所述第三反应器3的器壁的外部，第五反应器5位于所述第四反应器4和沉降器6之间。第二反应器2的提升管出口与第三器3流化床底部同轴串联，第三反应器3流化床与第四反应器4流化床同轴设置，第五反应器5流化床底部与第三反应器3、第四反应器4出口相连接，形成串联布置，沉降器6位于第五反应器5正上方，汽提器7位于第四反应器4正下方。热的再生催化剂由再生器9经第一再生催化剂输送管线11进入第一反应器的提升管1底部，并在由管线51注入的预提升介质的作用下加速向上流动。预热后的重质烃油原料经重质烃油原料注入管线21与来自管线41的雾化蒸汽按(0.1～1)：1的重量比例混合后，注入提升管反应器1，提升管反应器1的出口温度为480～700℃，在提升管反应器1中的反应时间为0.5～10秒，催化剂与烃油原料的重量比为(5～40)：1，沉降器6内的绝对压力为0.1～0.40MPa。提升管1中反应油气和催化剂的混合物经出口的快分装置快速气剂分离，积炭催化剂引入流化床反应器4中。分离出的反应油气(开机阶段只包括来自第一反应器的反应油气，连续循环操作过程中包括来自第一反应器、第三反应器和第四反应器的反应油气)经沉降器6及其顶部的反应油气输送管线20送入后续产品分离装置10进行分离，分离后得到干气、液化气、汽油、柴油、重油等产物(分别经管线25、26、27、28、29引出)，同时可进一步分离得到用于回炼的轻馏分组分、中馏分组分、重馏分组分(分别经管线22、24、23引出)。轻馏分组分经轻馏分组分注入管线22与来自管线42的雾化蒸汽按(0.1～1)：1的重量比例混合后注入第二反应器的提升管2中。重馏分组分则经重馏分组分注入管线23与来自管线43的雾化蒸汽按(0.1～1)：1的重量比例混合后，在轻馏分组分的下游注入提升管反应器2中。提升管反应器2出口温度为480～700℃，在提升管2中的反应时间为0.5～10秒，催化剂与烃油原料的重量比为6～40。提升管反应器2的反应油气和催化剂的混合物经提升管2出口进一步引入流化床3中继续反应，流化床3的反应温度为480～650℃，重时空速为1～30h^-1。流化床3中的反应油气和催化剂通过流化床反应器3的器壁和顶帽之间的环形空隙离开并进行分离，积炭催化剂引入流化床反应器4中。中馏分组分经中馏分组分注入管线24与来自管线44的雾化蒸汽按(0.05～1)：1的重量比例混合后注入流化床反应器4底部，与流化的催化剂接触反应，流化床4的反应温度为300～580℃，重时空速为1～30h^-1。来自流化床3和流化床4的反应油气可进一步进入第五反应器的流化床5中继续反应，流化床5的反应温度为480～580℃，重时空速为1～30h^-1。反应后油气与一部分积炭的待生催化剂经流化床5进入沉降器6内分离，分离出的反应后积炭的待生催化剂进入汽提器7，汽提蒸汽经管线47注入汽提器7，与积炭的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待生剂输送管线17送入再生器9，空气经管线90注入再生器9，再生器9通过外取热器100取热，催化剂在再生器内与加热过的空气接触并在600℃～800℃的温度下进行再生。再生烟气经管线91引出。再生后的催化剂经第一再生剂输送管线11、第二再生剂输送管线12返回第一、第二反应器中循环使用。

采样本公开提供的方法将重质烃油原料进行催化转化，丙烯的产率可达到20％以上，汽油产率达到35％，研究法辛烷值达到98以上，且满足烯烃含量不大于24％(体积分数)、芳烃含量不大于40％(体积分数)、苯含量不大于1.0％(体积分数)的技术指标。本公开的方法还能进一步生产更高质量的汽油，满足烯烃含量不大于10％(体积分数)，芳烃含量不大于25～30％(体积分数)，苯含量不大于1.0％(体积分数)的要求。

下面通过实施例进一步说明本公开提供的方法，但本公开并不因此受到任何限制。

实施例中所采用的催化剂为中国石化催化剂齐鲁分公司生产的商品牌号为MMC-2的裂化催化剂，其具体性质见表1，该催化剂含平均孔径小于0.7nm的择形沸石。

实施例1

实施例l用于说明本公开提供的方法催化转化重质烃油增产丙烯和提高轻质油品质量的效果。

采用具有五个反应器的连续反应-再生操作的中型装置进行实验，其中第一反应器为提升管，内径为16毫米，高度为3800毫米。第二反应器为提升管反应器，内径为16毫米，高度为3200毫米。第三反应器为流化床，内径为64毫米，高度为300毫米。第二反应器提升管出口与第三反应器流化床底部相连接。第四反应器为环隙流化床，位于第三反应器外部，其外径为120毫米，高度为300毫米。第五反应器为流化床，位于第三反应器与第四反应器正上方，内径为120毫米，高度为200毫米。本实施例中第五反应器的流化床未启用，流化床中催化剂床层的高温为0毫米。

温度为700℃的再生催化剂经再生催化剂斜管进入第一反应器的提升管的底部，并在预提升蒸汽的作用下向上流动。重质烃油原料(主要性质见表2)经预热炉加热至350℃后与雾化水蒸汽混合后，通过进料喷嘴喷入第一反应器内，与热的再生催化剂接触进行催化转化反应。反应油气和待生催化剂从第一反应器提升管出口进入沉降器内进行快速气剂分离，待生催化剂引入第四反应器环隙流化床中，反应油气则进一步分离成气体产物和各种液体产物，同时部分分离得到轻馏分组分、中馏分组分和重馏分组分。轻馏分组分和重馏分组分进入第二反应器中与热的催化剂接触进行催化转化反应。以第二反应器最底部的原料喷嘴为起点，并沿原料的流向将提升管反应器的有效长度定义为100％，轻馏分组分(馏程为初馏点～57℃)由起点处注入，重馏分组分(馏程为160℃～235℃)由轻馏分组分下游的50％处注入(即重馏分组分的注入位置到第二反应器出口的长度为轻馏分组分的注入位置到第二反应器出口的长度的50％)，轻、重馏分组分与重质烃油原料的重量比分别为0.15：1和0.1:1。来自第二反应器的反应油气和积炭催化剂在提升管出口进入串联的第三反应器流化床中继续反应，反应油气和积碳催化剂在第三反应器出口分离，积炭催化剂引入第四反应器流化床中。中馏分组分(馏程为57～160℃)进入第四反应器底部，与自第一反应器和第三反应器分离出的催化剂接触进行催化转化反应，中馏分组分与重质烃油原料的重量比均为0.1：1。反应后油气与一部分积炭的待生催化剂经第五反应器流化床进入在沉降器内分离，分离出的反应后积炭的待生催化剂由重力作用进入到汽提器，经汽提后进入到再生器，在再生器内与加热过的空气接触并在600℃～800℃的温度下进行再生。汽提后的再生催化剂再返回到第一、第二反应器中循环使用。主要操作条件和结果列于表3。

实施例2

实施例2用于说明本公开提供的方法催化转化重质烃油增产丙烯和提高轻质油品质量的效果。

采用的反应装置同实施例l。原料、主要实验步骤同实施例l，所不同的是以第二反应器提升管最底部的原料喷嘴为起点，并沿原料的流向将提升管的有效长度定义为100％，轻馏分组分(馏程为初馏点～57℃)由第二反应器提升管的起点处注入，重馏分组分(馏程为178℃～253℃)由轻馏分组分下游的70％处注入(即重馏分组分的注入位置到第二反应器提升管出口的长度为30％)，选用的中馏分组分馏程为57～178℃。主要操作条件和结果列于表3。

对比例1

对比例1说明只使用第一反应器，但未启用其他反应器的情况下，催化转化重质烃油制取丙烯和汽油的效果。

采用的反应装置同实施例l。第一反应器的反应条件同实施例1，原料和主要实验步骤同实施例l，所不同的是未启用第二反应、第三反应器、第四反应和第五反应器进行操作。主要操作条件和结果列于表3。对比例1实施过程中，从反应油气分离出少量轻馏分组分(馏程为初馏点～57℃)、中馏分组分(馏程为57～160℃)、重馏分组分(馏程为160℃～235℃)用于检测，其主要性质见表4。

对比例2

对比例2用于说明仅将汽油全馏分回炼至第二反应器底部的情况下，催化转化重质烃油制取丙烯和轻质油品的效果。

采用具有两个反应器的连续反应-再生操作的中型装置进行实验，其中第一反应器为提升管，内径为16毫米，高度为3800毫米。第二反应器为提升管反应器，内径为16毫米，高度为3800毫米。

温度为700℃左右的再生催化剂经再生催化剂斜管进入第一反应器的提升管的底部，并在预提升蒸汽的作用下向上流动。重质烃油原料(主要性质见表2)经预热炉加热至350℃左右后与雾化水蒸汽混合后，通过进料喷嘴喷入第一反应器内，与热的再生催化剂接触进行催化转化反应。反应油气和待生催化剂从第一反应器提升管出口进入沉降器内进行快速分离，待生催化剂引入汽提器中，反应油气则进一步分离成气体产物和各种液体产物，同时部分分离得到汽油全馏分组分(馏程为初馏点～205℃)用于回炼。汽油全馏分组分进入第二反应器提升管底部与热的催化剂接触进行催化转化反应，反应油气和待生催化剂在第二反应器提升管出口快速气剂分离，反应油气进入沉降器内并进一步引出装置，分离出的待生催化剂由重力作用进入到汽提器。待生催化剂经汽提后进入到再生器，在再生器内与加热过的空气接触并在600℃～800℃的温度下进行再生，再生催化剂再返回到第一、第二反应器中循环使用。汽油全馏分与重质烃油原料的重量比为0.2：1。主要操作条件和结果列于表3。

对比例3

对比例3说明采用类似专利CN 102373079A公开的方法制取丙烯和轻质油品的效果。采用的反应装置同对比例l。原料、主要实验步骤同实施例l，所不同的是以第二反应器提升管最底部的原料喷嘴为起点，并沿原料的流向将提升管的有效长度定义为100％，轻馏分组分(馏程为初馏点～57℃)注入第二提升管的起点处，中馏分组分(馏程为57℃～160℃)进入到轻馏分组分下游的50％处(即重馏分组分的注入位置到第二反应器出口的长度为轻馏分组分的注入位置到第二反应器出口的长度的50％)。主要操作条件和结果列于表3。

实施例3

实施例3用于说明本公开提供的方法催化转化重质烃油增产丙烯和提高轻质油品质量的效果。采用的反应装置同实施例l。在本实施例中启用第五反应器，来自第三反应器与第四反应器的反应油气进一步引入第五反应器中进一步反应。

温度为650℃左右的再生催化剂经再生催化剂斜管进入第一反应器的提升管的底部，并在预提升蒸汽的作用下向上流动。重质烃油原料(主要性质见表2)经预热炉加热至350℃左右后与雾化水蒸汽混合后，通过进料喷嘴喷入第一反应器内，与热的再生催化剂接触进行催化转化反应。反应油气和待生催化剂从第一反应器提升管出口进入沉降器内进行快速分离，待生催化剂引入第四反应器环隙流化床中，反应油气则进一步分离成气体产物和各种液体产物，同时部分分离得到轻馏分组分、中馏分组分和重馏分组分。轻馏分组分和重馏分组分进入第二反应器中与热的催化剂接触进行催化转化反应。以第二反应器最底部的原料喷嘴为起点，并沿原料的流向将提升管反应器的有效长度定义为100％，轻馏分组分(馏程为初馏点～57℃)注入起点处，重馏分组分(馏程为160℃～235℃)进入到轻馏分组分下游的95％处(即重馏分组分的注入位置到第二反应器出口的长度为轻馏分组分的注入位置到第二反应器出口的长度的95％)，轻、重馏分组分与重质烃油原料的重量比分别为0.2：1和0.05:1。来自第二反应器的反应油气和积炭催化剂在提升管出口进入串联的第三反应器流化床中继续反应，第三产物和第三反应催化剂在第三反应器出口气剂分离，部分第三反应催化剂落入第四反应器流化床中，其余部分第三反应催化剂被第三产物携带进入第五反应器，其中引入第五反应器的催化剂与引入第四反应器的催化剂的重量比为70：30。中馏分组分(馏程为57～160℃)进入第四反应器底部，与自第一反应器和第四反应器分离出的催化剂接触进行催化转化反应，中馏分组分与重质烃油原料的重量比均为0.10：1。第四反应混合物在第四反应器出口分离，第四产物上升进入第五反应器同第三产物与部分第三反应催化剂接触进行第五催化反应，反应后油气与一部分积炭的待生催化剂进入沉降器内分离，分离出的反应后积炭的待生催化剂由重力作用进入到汽提器，经汽提后进入到再生器，在再生器内与加热过的空气接触并在600℃～800℃的温度下进行再生。汽提后的再生催化剂再返回到第一、第二反应器中循环使用。主要操作条件和结果列于表3。

表1

催化剂名称	MMC-2
		化学性质,重量％
Al<sub>2</sub>O<sub>3</sub>	54.6
		P<sub>2</sub>O<sub>5</sub>	2.31
RE<sub>2</sub>O<sub>3</sub>	0.75
		物理性质
总孔体积,ml/g	0.19
		微孔体积,ml/g	0.018
比表面,m<sup>2</sup>/g	138
		微孔面积,m<sup>2</sup>/g	103
基质比表面,m<sup>2</sup>/g	37
		堆积密度,g/ml	0.72
粒度分布,重量％
		0～20μm	1.6
0～40μm	15.0
		0～80μm	58.1
0～110μm	76.6
		0～149μm	92.5
裂解活性，重量％	69

表2

原料油名称	常压渣油
		密度(20℃),kg/m<sup>3</sup>	891.6
元素组成,％
		C	86.20
H	13.06
		S	0.28
N	0.29
		碱性氮	922
族组成,％
		饱和烃	59.0
芳烃	22.3
		胶质	18.3
沥青质	0.4
		残炭值,％	5.44
运动粘度，mm<sup>2</sup>/s
		80℃	32.65
100℃	18.77
		凝固点,℃	>50
折射率,70℃	1.4848
		总酸值,mgKOH/g	0.44
相对分子质量	528
		金属含量,mg/kg
Fe	4.2
		Ni	17.9
Cu	<0.1
		V	0.2
Na	0.3
		Ca	0.7
Zn	0.9
		减压体积馏程,℃
IBP	258.0
		5％	365.9
10％	388.7
		30％	435.7
50％	489.0
		66.5％	569.4

表3

表4

	轻馏分组分	中馏分组分	重馏分组分
				馏程，℃	8～57	57～160	160～235
苯含量(体积分数)，％	0.00	1.00	0.00
				单环芳烃含量(体积分数)，％	0.00	19.8	64.81
烯烃含量(体积分数)，％	76.8	46.0	-
				研究法辛烷值(RON)	96.8	91.5	-
抗爆指数(RON+MON)/2	91.8	86.6	-

对比例1中，未按实施例1启用第二反应器、第三反应器和第四反应器，产品汽油中烯烃含量高达56.1％。表4中分析数据显示，轻馏分组分烯烃含量达76.8％，说明其对产品汽油中的烯烃含量的贡献值最大，最需要降低烯烃含量，轻馏分组分中这些短链烯烃可在高温裂解条件下反应生成丙烯等低碳烯烃；重馏分组分中单环芳烃含量高达64.81％，重馏分组分中的这些含长侧链的单环芳烃易于在中等反应温度条件下快速裂化，生成汽油馏分中高辛烷值的轻芳烃组分；中馏分组分的辛烷值低，最需要提高辛烷值，可在相对较低的反应温度下强化异构化反应和氢转移反应，增产汽油馏分中高辛烷值的异构烷烃，从而降低产品汽油中的烯烃含量和芳烃含量，提高产品汽油辛烷值。

由表3可见，在相同的操作条件下，实施例1分别和对比例2、3相比，本公开提供的方法，丙烯产率有所提高，催化裂化汽油辛烷值达98以上，且满足车用汽油标准GB17930-2013要求烯烃含量不大于24％(体积分数)，芳烃含量不大于40％(体积分数)，苯含量不大于1.0％(体积分数)的要求。对比例3丙烯产率虽然也达20％以上，但苯含量和芳烃含量大大超过GB17930-2013中的规定值。

实施例2采用本公开提供的方法，重质烃油原料催化转化制取丙烯的产率是20.73重量％，汽油辛烷值达100.0，满足车用汽油标准GB17930-2013要求烯烃含量不大于24％(体积分数)，芳烃含量不大于40％(体积分数),苯含量不大于1.0％(体积分数)的要求。

实施例3中，装置在缓和条件下运行，同时进一步启用第五反应器流化床，改善整个组合床层反应区的反应环境，在兼顾丙烯产率的情况下，汽油产率达40.07％，产品汽油中烯烃含量降低至9.9％，芳烃含量降低至25.0％。

以上结合附图详细描述了本公开的优选实施方式，但是，本公开并不限于上述实施方式中的具体细节，在本公开的技术构思范围内，可以对本公开的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本公开的保护范围。

另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本公开对各种可能的组合方式不再另行说明。

此外，本公开的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本公开的思想，其同样应当视为本公开所公开的内容。

Claims (22)

1.一种多产丙烯和提高轻质油品质量的催化转化方法，其特征在于，该方法包括：

将重质烃油原料在第一反应器中与第一催化裂化催化剂接触并进行第一催化反应，将反应所得的第一反应混合物进行气剂分离，得到第一产物和第一反应催化剂；

将馏程为8~88℃的轻馏分组分注入第二反应器中与第二催化裂化催化剂接触进行第二轻馏分催化反应，并将馏程为145~253℃的重馏分组分在所述轻馏分组分的下游注入所述第二反应器中与第二催化裂化催化剂接触进行第二重馏分催化反应，从所述第二反应器出口得到含催化剂的第二反应混合物；

将所述第二反应混合物引入第三反应器中，继续进行第三催化反应，将反应所得的第三反应混合物进行气剂分离，得到第三产物和第三反应催化剂；其中，所述第三催化反应的操作条件包括：温度为480~650℃；重时空速为1~30h^-1；

将所述第一反应催化剂和部分第三反应催化剂作为第四催化裂化催化剂引入第四反应器，将馏程为41~190℃的中馏分组分注入第四反应器中与所述第四催化裂化催化剂接触并进行第四催化反应，将反应所得的第四反应混合物进行气剂分离，得到第四产物和第四反应催化剂；

将部分所述第三反应催化剂、第四产物和第三产物引入第五反应器进行第五催化反应，将反应所得混合物进行气剂分离，得到第五产物和第五反应催化剂；其中，所述第五催化反应的操作条件包括：温度为480~580℃；重时空速为1~30h^-1；

将所述第一产物、第三产物、第四产物和第五产物引入产品分离装置进行产品分离，得到包括干气产物、液化气产物、汽油产物、柴油产物和重油产物的分离产物，其中所述轻馏分组分、所述中馏分组分和所述重馏分组分至少部分地来自该产品分离装置的所述分离产物中；

将所述第四反应催化剂和第五反应催化剂进行再生后分别作为所述第一催化裂化催化剂和所述第二催化裂化催化剂送入所述第一反应器和所述第二反应器中。

2.根据权利要求l所述的方法，其中，所述轻馏分组分的馏程为9~57℃，所述中馏分组分的馏程为57~160℃，所述重馏分组分的馏程为160~235℃。

3.根据权利要求1所述的方法，其中，第二反应器中所述重馏分组分的注入位置到所述第二反应器出口的长度为所述轻馏分组分的注入位置到第二反应器出口的长度的5~95%。

4.根据权利要求3所述的方法，其中，第二反应器中所述重馏分组分的注入位置到所述第二反应器出口的长度为所述轻馏分组分的注入位置到第二反应器出口的长度的20~80%。

5.根据权利要求l所述的方法，其中，

所述轻馏分组分与所述重质烃油原料的重量比为(0.01~0.3)：1；

所述中馏分组分与所述重质烃油原料的重量比为(0.01~0.3)：1；

所述重馏分组分与所述重质烃油原料的重量比为(0.01~0.3)：1。

6.根据权利要求5所述的方法，其中，

所述轻馏分组分与所述重质烃油原料的重量比为(0.05~0.2)：1；

所述中馏分组分与所述重质烃油原料的重量比为(0.05~0.2)：1；

所述重馏分组分与所述重质烃油原料的重量比为(0.05~0.2)：1。

7.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一催化反应的操作条件包括：温度为480~700℃；反应时间为0.5~10秒；剂油重量比为(5~40)：1；水油重量比为(0.1~1)：1；

第二催化反应的操作条件包括：温度为480~700℃；反应时间为0.5~10秒；剂油重量比为(6~40)：1；水油重量比为(0.1~1)：1。

8.根据权利要求7所述的方法，其中，所述第一催化反应的操作条件包括：温度为500~600℃；反应时间为1~5秒；剂油重量比为(7~20)：1；水油重量比为(0.1~0.4)：1；

所述第二催化反应的操作条件包括：温度为500~650℃；反应时间为l~5秒；剂油重量比为(10~30)：1；水油重量比为(0.2~0.6)：1。

9.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第三催化反应的操作条件包括：温度为500~600℃；重时空速为4~20h^-1；

所述第四催化反应的操作条件包括：温度为300~580℃；重时空速为1~30h^-1；水油重量比为(0.05~1)：1。

10.根据权利要求9所述的方法，其中，所述第四催化反应的操作条件包括：温度为400~530℃；重时空速为4~20h^-1；水油重量比为(0.1~0.6)：1。

11.根据权利要求10所述的方法，其中，所述第四催化反应的操作条件包括：温度为480~520℃。

12.根据权利要求9-11中任意一项所述的方法，其中，所述第五催化反应的操作条件包括：温度为500~550℃；重时空速为4~20h^-1。

13.根据权利要求12所述的方法，其中，所述第五反应器的温度高于第四反应器的温度10~30℃。

14.根据权利要求l所述的方法，其中，所述重质烃油原料为选自石油烃油、合成油、煤液化油、油砂油和页岩油中的至少一种。

15.根据权利要求14所述的方法，其中，所述重质烃油原料为石油烃油，所述石油烃油为选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、加氢尾油、常压渣油、减压渣油和原油中的至少一种。

16.根据权利要求l所述的方法，其中，所述第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂各自含有平均孔径小于0.7纳米的择形沸石，所述择形沸石为选自具有MFI结构的沸石、镁碱沸石、菱沸石、环晶石、毛沸石、A型沸石、柱沸石和浊沸石中的至少一种。

17.一种用于权利要求1-16中任意一项所述的多产丙烯和提高轻质油品质量的催化转化方法的系统，其特征在于，该系统包括：

第一反应器（1）、第二反应器（2）、第三反应器（3）、第四反应器（4）、第五反应器（5）、沉降器（6）、汽提器（7）再生器（9）和产品分离装置（10）；

所述第一反应器（1）的出口与沉降器（6）连通；所述第二反应器（2）具有轻馏分组分入口和中馏分组分入口，且所述第二反应器（2）的出口与第三反应器（3）连通；

所述第三反应器（3）包括筒形器壁和位于所述器壁上方的顶帽，所述顶帽和器壁之间形成有环隙出口；所述第四反应器（4）与所述环隙出口连通并套设于第三反应器（3）的器壁的外部；所述第五反应器（5）位于沉降器（6）和第四反应器（4）之间，并分别与所述环隙出口和第四反应器（4）连通，所述第五反应器（5）的出口与沉降器（6）连通；

所述汽提器（7）与沉降器（6）连通并设置于沉降器（6）的下方，且所述汽提器（7）通过待生剂输送管线（17）与再生器（9）相连；

所述再生器（9）通过第一再生催化剂输送管线（11）与所述第一反应器（1）的入口端相连，并通过第二再生催化剂输送管线（12）与第二反应器（2）的入口端相连；

所述沉降器（6）的顶部具有与产品分离装置（10）相连的反应油气输送管线（20）；

所述产品分离装置（10）具有与第二反应器（2）轻馏分组分入口相连的轻馏分组分注入管线（22）、与第二反应器（2）重馏分组分入口相连的重馏分组分注入管线（23）、以及与第四反应器（4）入口相连的中馏分组分注入管线（24）。

18.根据权利要求17所述的系统，其中，所述第二反应器（2）设置于第三反应器（3）的下方。

19.根据权利要求17所述的系统，其中，所述第 五反应器（5）设置于沉降器（6）的下方。

20.根据权利要求17所述的系统，其中，所述第一反应器和所述第二反应器各自为选自提升管反应器、下行管反应器、流化床反应器、提升管与下行管复合反应器、提升管与流化床复合反应器、下行管与流化床复合反应器中的一种。

21.根据权利要求20所述的系统，其中，所述第一反应器为提升管反应器；所述第二反应器为提升管反应器；所述第三反应器为流化床反应器；所述第四反应器为流化床反应器；所述第五反应器为流化床反应器。

22.根据权利要求17所述的系统，其中，该系统还包括用于向所述再生器（9）提供热量的外取热器（100）；

所述产品分离装置（10）还具有干气产物出口、液化气产物出口、汽油产物出口、柴油产物出口和重油产物出口。

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