CN110305694A - 一种多产低碳烯烃和轻芳烃的方法 - Google Patents

一种多产低碳烯烃和轻芳烃的方法 Download PDF

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Abstract

本发明涉及一种多产低碳烯烃和轻芳烃的方法，该方法包括：将催化裂解原料送入第一催化裂解反应器中与第一催化裂解催化剂接触并进行第一催化裂解反应，得到第一油剂混合物；将加氢循环油送入第二催化裂解反应器中与第二催化裂解催化剂接触并进行第二催化裂解反应，得到第二油剂混合物；其中，所述加氢循环油的馏程在190‑230℃范围内；将所得第一油剂混合物和第二油剂混合物送入第三催化裂解反应器进行第三催化裂解反应，得到待生催化剂和反应油气；将所得反应油气进行分离，得到低碳烯烃、裂解汽油、裂解循环油和裂解油浆。本发明提供的方法能够多产乙烯、丙烯和轻芳烃。

Description

一种多产低碳烯烃和轻芳烃的方法
技术领域
本发明涉及一种多产低碳烯烃和轻芳烃的方法。
背景技术
低碳烯烃如乙烯、丙烯等是重要的基础有机化工原料，乙烯是石油化工最重要的基础原料之一，通过乙烯聚合、与苯的烷基化以及与水、氧、卤素的加成反应，可以得到一系列极有价值的衍生物。世界范围内乙烯需求呈持续增长态势。丙烯是聚丙烯、丙烯氰等产品的合成单体。随着聚丙烯等衍生物需求的迅速增长，对丙烯的需求也在逐年剧增。与蒸汽裂解工艺相比，催化裂解具有反应温度低，装置能耗小、可连续再生、原料适应性强，产品结构可以实现灵活调变等优势。
美国专利US4980053公开了一种制取低碳烯烃的烃类转化方法，原料为不同沸程的石油馏分、渣油或原油，在流化床或移动床反应器内使用固体酸催化剂，在温度500-650℃，压力0.15-0.3MPa、重时空速0.2-2.0h-1、剂油比2-12的条件下进行催化转化反应，反应后的催化剂烧焦再生后返回反应器内循环使用。该方法丙烯和丁烯的总产率到40％左右，其中丙烯产率高达26.34％。
中国专利CN100487080A公开了一种生产低碳烯烃和芳烃的化工型炼油方法。原料油与经再生的催化裂解催化剂、水蒸汽在催化裂解反应器内接触，在温度500-700℃、压力0.15-0.4MPa、催化裂解催化剂与原料油的重量比5-50、水蒸汽与原料油的重量比0.05-0.6的条件下反应，分离待生催化剂和反应油气，待生催化剂经再生后返回反应器；分离反应油气得到目的产物低碳烯烃。该方法从重质原料最大限度地生产丙烯、乙烯等低碳烯烃，其中丙烯的产率超过30w％，同时联产甲苯与二甲苯。
中国专利CN103627434A公开了一种加氢处理组合生产丙烯的催化裂化方法。重质原料在第一提升管反应器反应，回炼的裂化重油加氢处理后在与轻质油接触在第二提升管反应器内反应。该方法用于重油催化裂化，重油转化率和丙烯产率高，干气和焦炭产率低。
随着原油的重质化和劣质化，催化裂解原料中多环芳烃的含量也逐渐增加。加氢处理已成为重油轻质化的重要手段之一。与常规原料相比，加氢处理油中带有苯环的芳香基环烷环含量增加，由于这些化合物具有较强的供氢作用，会降低轻质原料的低碳烯烃的产率。
轻芳烃(苯、甲苯和二甲苯，简称BTX)也是一种重要的有机化工原料，产量和规模仅次于乙烯和丙烯，其衍生物广泛用于生产化纤、塑料和橡胶等化工产品和精细化学品。轻芳烃生产主要来自于催化重整，由于重整催化剂的活性组分为贵金属，因此必须对原料进行严格控制的预处理，此外，重整催化剂的移动、再生流程也比较复杂。
发明内容
本发明的目的是提供一种多产低碳烯烃和轻芳烃的方法，本发明提供的方法能够多产乙烯、丙烯和轻芳烃。
为了实现上述目的，本发明提供一种多产低碳烯烃和轻芳烃的方法，该方法包括：
将催化裂解原料送入第一催化裂解反应器中与第一催化裂解催化剂接触并进行第一催化裂解反应，得到第一油剂混合物；
将加氢循环油送入第二催化裂解反应器中与第二催化裂解催化剂接触并进行第二催化裂解反应，得到第二油剂混合物；其中，所述加氢循环油的馏程在190-230℃范围内；
将所得第一油剂混合物和第二油剂混合物送入第三催化裂解反应器进行第三催化裂解反应，得到待生催化剂和反应油气；
将所得待生催化剂送入再生器进行烧焦再生后作为所述第一催化裂解催化剂和第二裂解催化剂返回所述第一催化裂解反应器和第二催化裂解反应器中；
将所得反应油气进行分离，得到低碳烯烃、裂解汽油、裂解循环油和裂解油浆。
可选的，所述方法还包括：将所得裂解循环油与加氢催化剂接触并进行加氢处理，所得馏程在190-230℃范围内的加氢产物作为所述加氢循环油送入所述第二催化裂解反应器。
可选的，所述加氢处理的条件包括：温度为300-450℃，氢分压为3-20兆帕，氢油体积比为300-2000，体积空速为0.1-1.5小时-1；
所述加氢催化剂包括载体和活性组分，所述载体包括氧化硅和/或无定形硅铝，所述活性组分包括VIB族金属和/或VIII族非贵金属。
可选的，所述方法还包括：将所述裂解汽油进行芳烃抽提，得到轻芳烃。
可选的，以加氢循环油的重量为基准，所述加氢循环油中芳烃含量为5-50重量％，环烷基芳烃的含量不大于5重量％。
可选的，所述第一催化裂解反应器和第二催化裂解反应器均为提升管反应器，所述第三催化裂解反应器为流化床反应器。
可选的，所述第一催化裂解反应器的反应条件包括：反应温度为480-700℃，反应压力为0.15-0.4兆帕，油气停留时间为1-10秒，第一催化裂解催化剂与催化裂解原料重量比为5-50，水蒸汽与催化裂解原料重量比为0.05-0.6；
所述第二催化裂解反应器的反应条件包括：反应温度为480-700℃，反应压力为0.15-0.4MPa兆帕，油气停留时间为1-10秒，第二催化裂解催化剂与加氢循环油的重量比为5-50，水蒸汽与加氢循环油的重量比为0.05-0.6；
所述第三催化裂解反应器的反应条件包括：反应温度为480-700℃，反应压力为0.15-0.4兆帕，重时空速为0.5-20小时-1，水蒸汽与催化裂解总进料的重量比为0.05-0.6。
可选的，所述第一催化裂解反应器的反应条件包括：反应温度为520-650℃，油气停留时间为2-5秒，水蒸汽与催化裂解原料重量比为0.05-0.3；
所述第二催化裂解反应器的反应条件包括：反应温度为550-650℃，油气停留时间为2-5秒，水蒸汽与加氢循环油的重量比为0.05-0.3；
所述第三催化裂解反应器的反应条件包括：反应温度为550-650℃，重时空速为1-10小时-1，水蒸汽与催化裂解总进料的重量比为0.05-0.3。
可选的，所述加氢循环油与催化裂解原料的进料重量比为1：(10-80)。
可选的，所述催化裂解原料包括石油烃油和/或矿物油，所述石油烃油包括选自减压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、渣油、汽油和柴油中的至少一种，所述矿物油包括选自煤液化油、油砂和页岩油中的至少一种。
可选的，以催化剂的干基重量为基准，所述催化裂解催化剂包括1-50重量％的沸石、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土。
可选的，以沸石的干基重量为基准，所述沸石包括50-100重量％的大孔沸石和0-50重量％的中孔沸石，所述大孔沸石包括选自REY、REHY、USY和高硅Y中的至少一种，所述中孔沸石包括ZSM系列沸石和/或ZRP沸石；
所述无机氧化物包括氧化硅和/或氧化铝；
所述粘土包括高岭土和/或多水高岭土。
本发明将馏程在190-230℃范围内加氢循环油与催化裂解原料在提升管反应器和流化床反应器中进行催化裂解反应，能够提高乙烯、丙烯等低碳烯烃的产率，同时联产甲苯和二甲苯等轻芳烃。
本发明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发明的进一步理解，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发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：
图1是包括本发明提供的方法一种具体实施方式的流程示意图，也包括本发明方法采用的催化裂解系统一种具体实施方式的结构示意图。
附图标记说明
I 第一催化裂解反应器 II 第二催化裂解反应器 III 第三催化裂解反应器
1 管线 2 管线 3 管线
4 喷嘴 5 管线 6 管线
7 沉降器 8 旋风分离器 9 集气室
10 汽提段 11 管线 12 斜管
13 再生器 14 管线 15 管线
16 斜管 17 斜管 18 大油气管线
19 后续分离系统 20 管线 21 管线
22 管线 23 管线 24 管线
25 溶剂抽提装置 26 管线 27 管线
28 管线 29 管线 30 加氢处理装置
31 管线 32 管线 33 管线
具体实施方式
以下结合附图对本发明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发明，并不用于限制本发明。
本发明提供一种多产低碳烯烃和轻芳烃的方法，该方法包括：将催化裂解原料送入第一催化裂解反应器中与第一催化裂解催化剂接触并进行第一催化裂解反应，得到第一油剂混合物；将加氢循环油送入第二催化裂解反应器中与第二催化裂解催化剂接触并进行第二催化裂解反应，得到第二油剂混合物；其中，所述加氢循环油的馏程在190-230℃范围内；将所得第一油剂混合物和第二油剂混合物送入第三催化裂解反应器进行第三催化裂解反应，得到待生催化剂和反应油气；将所得待生催化剂送入再生器进行烧焦再生后作为所述第一催化裂解催化剂和第二裂解催化剂返回所述第一催化裂解反应器和第二催化裂解反应器中；将所得反应油气进行分离，得到低碳烯烃、裂解汽油、裂解循环油和裂解油浆。
根据本发明，所述方法还可以包括：将所得裂解循环油与加氢催化剂接触并进行加氢处理，所得馏程在190-230℃范围内的加氢产物作为所述加氢循环油送入所述第二催化裂解反应器。加氢处理是本领域技术人员所熟知的，所述加氢处理的条件可以包括：温度为300-450℃，氢分压为3-20兆帕，氢油体积比为300-2000，体积空速为0.1-1.5小时-1；加氢催化剂可以具有高加氢饱和活性、高脱氮活性和低裂解活性，以尽可能保留加氢产物中的长直链烷烃，进而多产低碳烯烃。例如，所述加氢催化剂可以包括载体和活性组分，所述载体可以包括氧化硅和/或无定形硅铝，所述活性组分可以包括VIB族金属和/或VIII族非贵金属，例如为选自铬、钼、钨、铁、钴和镍中的至少一种。优选地，以干基计，加氢催化剂由0-10重量％添加剂、1-9重量％的一种或多种VIII族非贵金属、12-39重量％的一种或多种VIB族金属和余量的载体组成，所述添加剂可以为选自氟、磷和钛中的至少一种。
本发明中低碳烯烃可以包括乙烯和丙烯，包括或不包括丁烯，由于裂解汽油中含有轻芳烃，所述方法还可以包括：将裂解汽油进行芳烃抽提，得到轻芳烃。所述轻芳烃可以包括甲苯和二甲苯。芳烃抽提是利用裂解汽油中的芳烃组分和非芳烃组分在抽提溶剂中的溶解度不同，而分离为富含轻芳烃的抽出油和抽出轻芳烃后所剩下的抽余油。芳烃抽提的条件是本领域技术人员所熟知的，本发明不再赘述。在优选情况下，可以将裂解汽油中的C5-C6产物先分离出来再进行所述芳烃抽提，C5-C6产物可以循环回催化裂解反应器进行反应。
根据本发明，循环油是本领域技术人员所熟知的催化裂解产物，其馏程在汽油和油浆之间，本发明所述加氢循环油为循环油加氢所得产物经切割所得馏程在190-230℃范围内的馏分，以加氢循环油的重量为基准，所述加氢循环油中芳烃含量可以为5-50重量％，优选为5-40重量％，环烷基芳烃含量不大于5重量％，其中，环烷基芳烃是指取代基为环烷环的芳烃。
根据本发明，催化裂解反应是本领域技术人员所熟知的，其在高温和催化剂存在的条件下将催化裂解原料转化为目标产物低碳烯烃和轻芳烃等产物，具体可以参考著作“催化裂化化学与工艺，许友好著，2013年版，第二篇第五章：重油催化裂解工艺”相关内容。根据裂解反应器的类型不同，催化裂解反应的条件也可以不同，以第一催化裂解反应器和第二催化裂解反应器均为提升管反应器和第三催化裂解反应器为流化床反应器为例，所述第一催化裂解反应器的反应条件可以包括：反应温度为480-700℃，反应压力为0.15-0.4兆帕，油气停留时间为1-10秒，第一催化裂解催化剂与催化裂解原料重量比为5-50，水蒸汽与催化裂解原料重量比为0.05-0.6；优选包括：反应温度为520-650℃，油气停留时间为2-5秒，水蒸汽与催化裂解原料重量比为0.05-0.3；所述第二催化裂解反应器的反应条件可以包括：反应温度为480-700℃，反应压力为0.15-0.4MPa兆帕，油气停留时间为1-10秒，第二催化裂解催化剂与加氢循环油的重量比为5-50，水蒸汽与加氢循环油的重量比为0.05-0.6；优选包括：反应温度为550-650℃，油气停留时间为2-5秒，水蒸汽与加氢循环油重量比为0.05-0.3；所述第三催化裂解反应器的反应条件可以包括：反应温度为480-700℃，反应压力为0.15-0.4兆帕，重时空速为0.5-20小时-1，水蒸汽与催化裂解总进料(包括催化裂解原料和加氢循环油)的重量比为0.05-0.6；优选包括：反应温度为550-650℃，重时空速为1-10小时-1，水蒸汽与催化裂解总进料的重量比为0.05-0.3。
根据本发明，加氢循环油和催化裂解原料可以以任意比例进料反应，例如加氢循环油与催化裂解原料的进料重量比可以为1：(10-80)。加氢循环油可以来自催化裂解系统外部，也可以为催化裂解系统自产，优选催化裂解系统自产，更优选将催化裂解系统自产的加氢循环油全部返回进行第二催化裂解反应。
根据本发明，催化裂解原料是本领域技术人员所熟知的，例如，所述催化裂解原料可以包括石油烃油和/或矿物油，所述石油烃油可以包括选自减压蜡油(VGO)、焦化蜡油(CGO)、脱沥青油(DAO)、渣油、汽油和柴油中的至少一种，优选为减压蜡油，所述矿物油可以包括选自煤液化油、油砂和页岩油中的至少一种。
根据本发明，催化裂解催化剂是本领域技术人员所熟知的，例如，以催化剂的干基重量为基准，所述催化裂解催化剂(包括第一催化裂解催化剂和第二催化裂解催化剂)可以包括1-50重量％的沸石、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土。沸石作为催化剂的活性组分，以沸石的干基重量为基准，所述沸石优选包括50-100重量％、更优选70-100重量％的大孔沸石和0-50重量％、更优选0-30重量％的中孔沸石，所述大孔沸石可以包括选自REY、REHY、USY和高硅Y中的至少一种，所述中孔沸石可以包括ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，中孔沸石可以采用磷等非金属元素和/或铁、钴、镍等过渡金属元素进行改性，有关ZRP更为详尽的描述可以参见美国专利US5,232,675，ZSM系列沸石可以为选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它类似结构的沸石之中的至少一种，有关ZSM-5更为详尽的描述可以参见美国专利US3,702,886。无机氧化物作为催化剂中的粘结剂，可以包括氧化硅(SiO2)和/或氧化铝(Al2O3)，氧化硅和氧化铝可以其前驱体的形式引入催化剂中；所述粘土作为催化剂中的载体(基质)，可以包括高岭土和/或多水高岭土。
下面将通过具体实施方式来进一步说明本发明，但是本发明并不因此而受到任何限制。
如图1所示，预提升蒸汽经管线1由催化裂解系统第一催化裂解反应器I底部进入，来自斜管16的再生催化剂在蒸汽的提升作用下沿提升管向上加速运动，第一催化裂解反应器I为提升管反应器。催化裂解原料经管线2与来自管线3的雾化蒸汽一起从喷嘴4注入第一催化裂解反应器I，与再生催化剂接触并进行第一催化裂解反应，得到第一油剂混合物。来自斜管17的再生催化剂进入第二催化裂解反应器II，在来自管线5的蒸汽提升后，与来自管线31的馏程范围在190-230℃的加氢循环油接触并进行第二催化裂解反应，得到第二油剂混合物，第二催化裂解反应器II为提升管反应器。第一油剂混合物和第二油剂混合物一起进入第三催化裂解反应器III进行第三催化裂解反应，第三催化裂解反应器III为流化床反应器。蒸汽经管线6进入第三催化裂解反应器III底部以保证第三催化裂解反应器III的流态化和反应。第三催化裂解反应器III内生成的反应油气和失活的待生催化剂进入沉降器7中的旋风分离器8，实现待生催化剂与油气的分离，反应油气进入集气室9，催化剂细粉由料腿返回沉降器。沉降器中待生催化剂流向汽提段10，与来自管线11的蒸汽接触汽提。从待生催化剂中汽提出的油气经旋风分离器后进入集气室9。汽提后的待生催化剂经斜管12进入再生器13，主风经管线14进入再生器，烧去待生催化剂上的焦炭，使失活的待生催化剂再生，烟气经管线15进入烟机。再生催化剂分为两部分，其中一部分经斜管16进入第一催化裂解反应器I中，另一部分则经过斜管17进入第二催化裂解反应器II。集气室9中的油气经过大油气管线18进入后续分离系统19，分离得到的氢气、甲烷经管线20引出，乙烷、丙烷经管线21引出，乙烯、丙烯经管线22引出，C4-C6经管线23引出，除去C5-C6的裂解汽油经管线24引出去溶剂抽提装置25分离出富含甲苯和二甲苯等芳烃的抽出油和抽余油，抽余油和抽出油分别经管线26和管线27引出，油浆经管线29引出，循环油经管线28引出去加氢处理装置30，分离得到馏程为190-230℃的加氢循环油经管线31引出至第二催化裂解反应器II，剩余的循环油加氢产物经管线32、33引出。
下面将通过实施例来进一步说明本发明，但是本发明并不因此而受到任何限制。
实施例1
实验在中型装置进行。该中型装置包括两个提升管反应器和一个流化床反应器，第一提升管反应器(第一催化裂解反应器I)内径为16毫米，高度为3800毫米，第二提升管反应器(第二催化裂解反应器II)的内径为16毫米，高度为3200毫米，两个提升管反应器出口连接流化床反应器(第三催化裂解反应器III)，流化床反应器的内径为64毫米，高度600毫米，具体结构如图1所示，试验采用回炼操作。具体操作流程为：一股高温再生催化剂经斜管16引入第一提升管反应器，并在预提升介质(水蒸汽)的作用下向上流动；催化裂解原料(原料油A，具体性质见表1)经预热与雾化水蒸汽混合后，通过进料喷嘴进入第一提升管反应器内，与热的再生剂接触进行催化裂解反应，生成第一剂油混合物；另一股高温再生催化剂经斜管17输送至第二提升管反应器底部，并在与提升介质(水蒸汽)的作用下向上流动，与来自后续分离系统得到的裂解循环油引入加氢处理装置30后获得加氢循环油(原料油a，馏程为190-230℃，具体性质见表1)和雾化水蒸汽混合接触反应，生成第二剂油混合物，第一剂油混合物和第二剂油混合物进入流化床反应器继续反应，反应后的油气经沉降器分离出其中携带的待生催化剂后引入后续分离系统19，反应后的待生催化剂从流化床反应器底部进入汽提器10后再进入再生器13与空气接触进行高温烧焦再生。再生后的催化剂经再生斜管分别进入两个提升管反应器内循环使用。本实施例中催化裂解单元所用催化剂的商品牌号为MMC-2。加氢处理单元包括三个固定床反应器，第一反应器为上流式反应器(UFR)，反应器中自下而上按照1:2的比例装入RUF-1和RUF-2催化剂，催化剂占加氢处理装置催化剂总装填体积的48％，第二反应器和第三反应器为下流式反应器；第二反应器装填脱金属催化剂RDM-2，第二反应器中催化剂的装填量占加氢处理装置催化剂总装填体积的12％；第三反应器装填脱硫催化剂RMS-1，第三反应器中催化剂的装填量占加氢处理装置催化剂总装填量体积的40％；(RMS-1、RDM-2、RUF-1和RUF-2均为催化剂的商品牌号，上述催化剂均为中石化长岭催化剂厂产品)。分离获得馏程在190-230℃的加氢循环油a，全部循环回第二提升管反应器中，反应条件及结果见表2-3。
实施例2
本实施例按照实施例1的方法，具体反应条件及反应结果见表2-3。
实施例3
本实施例将催化裂解原料和加氢循环油替换为原料油B和原料油b(具体性质见表1)，其他按照实施例1的方法，反应条件及结果见表2-3。
对比例1
在实施例1的中型装置进行反应，与实施例1不同的是裂解循环油不经加氢处理直接引入第二提升管反应器底部进行回炼转化，其他按照实施例1的方法，反应条件及结果见表2-3。
对比例2
在实施例1的中型装置进行反应，与实施例1不同的是裂解循环油加氢处理产物(记为原料油c，具体性质见表1)全部引入第二提升管反应器底部进行回炼转化，其他按照实施例1的方法，反应条件及结果见表2-3。
由表3可见，本发明提供的方法，其乙烯、丙烯等低碳烯烃以及甲苯、二甲苯等轻芳烃的产率更高。
以上结合附图详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。
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，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所发明的内容。
表1
表2
案例 实施例1 对比例1 对比例2 实施例2 实施例3
原料油编号 A A A A B
催化裂解单元
反应压力，MPa 0.21 0.21 0.21 0.21 0.21
再生温度，℃ 670 670 670 670 670
第一催化裂解反应器
提升管出口温度，℃ 550 550 550 580 550
剂油重量比 10 10 10 10 10
停留时间，秒 2 2 2 2 2
水油重量比，％ 25 25 25 25 25
第二催化裂解反应器
提升管出口温度，℃ 580 580 580 610 580
剂油重量比 10 10 10 10 10
停留时间，秒 2 2 2 2 2
水油重量比，％ 6 6 6 6 6
第三催化裂解反应器
床层平均温度，℃ 560 560 560 590 580
重时空速，小时<sup>-1</sup> 8 8 8 8 8
水油重量比，％ 10 10 10 10 10
加氢处理单元
反应温度，℃ 360 360 360 360 360
氢分压，兆帕 12 12 12 12 12
体积空速，小时<sup>-1</sup> 0.5 0.5 0.5 0.5 0.5
氢油体积比 600 600 600 600 600
表3
案例 实施例1 对比例1 对比例2 实施例2 实施例3
产品分布，重量％
H<sub>2</sub>+CH<sub>4</sub> 3.90 4.57 4.77 3.78 4.10
乙烯 13.14 12.09 12.73 13.97 12.85
丙烯 30.32 24.98 25.43 32.25 28.33
乙烷+丙烷 4.52 5.24 5.59 5.02 4.21
C<sub>4</sub> 16.09 14.36 15.32 13.21 15.71
C<sub>5</sub>-C<sub>6</sub> 2.56 4.98 3.68 2.66 2.66
甲苯 2.90 1.53 2.13 2.88 2.56
二甲苯 6.48 4.23 5.08 6.85 6.13
其它单环芳烃 3.78 6.57 5.86 3.63 4.26
裂解汽油抽余油 1.07 7.35 7.78 1.27 2.18
循环油 6.30 0.00 0.00 5.37 6.87
油浆 2.39 6.87 4.54 2.23 3.23
焦炭 6.55 7.23 7.09 6.88 6.91

Claims (12)

1.一种多产低碳烯烃和轻芳烃的方法，该方法包括：
将催化裂解原料送入第一催化裂解反应器中与第一催化裂解催化剂接触并进行第一催化裂解反应，得到第一油剂混合物；
将加氢循环油送入第二催化裂解反应器中与第二催化裂解催化剂接触并进行第二催化裂解反应，得到第二油剂混合物；其中，所述加氢循环油的馏程在190-230℃范围内；
将所得第一油剂混合物和第二油剂混合物送入第三催化裂解反应器进行第三催化裂解反应，得到待生催化剂和反应油气；
将所得待生催化剂送入再生器进行烧焦再生后作为所述第一催化裂解催化剂和第二裂解催化剂返回所述第一催化裂解反应器和第二催化裂解反应器中；
将所得反应油气进行分离，得到低碳烯烃、裂解汽油、裂解循环油和裂解油浆。
2.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括：将所得裂解循环油与加氢催化剂接触并进行加氢处理，所得馏程在190-230℃范围内的加氢产物作为所述加氢循环油送入所述第二催化裂解反应器。
3.根据权利要求2所述的方法，其中，所述加氢处理的条件包括：温度为300-450℃，氢分压为3-20兆帕，氢油体积比为300-2000，体积空速为0.1-1.5小时-1；
所述加氢催化剂包括载体和活性组分，所述载体包括氧化硅和/或无定形硅铝，所述活性组分包括VIB族金属和/或VIII族非贵金属。
4.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括：将所述裂解汽油进行芳烃抽提，得到轻芳烃。
5.根据权利要求1所述的方法，其中，以加氢循环油的重量为基准，所述加氢循环油中芳烃含量为5-50重量％，环烷基芳烃的含量不大于5重量％。
6.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一催化裂解反应器和第二催化裂解反应器均为提升管反应器，所述第三催化裂解反应器为流化床反应器。
7.根据权利要求6所述的方法，其中，所述第一催化裂解反应器的反应条件包括：反应温度为480-700℃，反应压力为0.15-0.4兆帕，油气停留时间为1-10秒，第一催化裂解催化剂与催化裂解原料重量比为5-50，水蒸汽与催化裂解原料重量比为0.05-0.6；
所述第二催化裂解反应器的反应条件包括：反应温度为480-700℃，反应压力为0.15-0.4MPa兆帕，油气停留时间为1-10秒，第二催化裂解催化剂与加氢循环油的重量比为5-50，水蒸汽与加氢循环油的重量比为0.05-0.6；
所述第三催化裂解反应器的反应条件包括：反应温度为480-700℃，反应压力为0.15-0.4兆帕，重时空速为0.5-20小时-1，水蒸汽与催化裂解总进料的重量比为0.05-0.6。
8.根据权利要求7所述的方法，其中，所述第一催化裂解反应器的反应条件包括：反应温度为520-650℃，油气停留时间为2-5秒，水蒸汽与催化裂解原料重量比为0.05-0.3；
所述第二催化裂解反应器的反应条件包括：反应温度为550-650℃，油气停留时间为2-5秒，水蒸汽与加氢循环油的重量比为0.05-0.3；
所述第三催化裂解反应器的反应条件包括：反应温度为550-650℃，重时空速为1-10小时-1，水蒸汽与催化裂解总进料的重量比为0.05-0.3。
9.根据权利要求1所述的方法，其中，所述加氢循环油与催化裂解原料的进料重量比为1：(10-80)。
10.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化裂解原料包括石油烃油和/或矿物油，所述石油烃油包括选自减压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、渣油、汽油和柴油中的至少一种，所述矿物油包括选自煤液化油、油砂和页岩油中的至少一种。
11.根据权利要求1所述的方法，其中，以催化剂的干基重量为基准，所述催化裂解催化剂包括1-50重量％的沸石、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土。
12.根据权利要求11所述的方法，其中，以沸石的干基重量为基准，所述沸石包括50-100重量％的大孔沸石和0-50重量％的中孔沸石，所述大孔沸石包括选自REY、REHY、USY和高硅Y中的至少一种，所述中孔沸石包括ZSM系列沸石和/或ZRP沸石；
所述无机氧化物包括氧化硅和/或氧化铝；
所述粘土包括高岭土和/或多水高岭土。
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