CN112745895A - 临氢催化裂解fcc循环油连续生产芳烃的方法和装置 - Google Patents

临氢催化裂解fcc循环油连续生产芳烃的方法和装置 Download PDF

Info

Publication number
CN112745895A
CN112745895A CN201911052596.9A CN201911052596A CN112745895A CN 112745895 A CN112745895 A CN 112745895A CN 201911052596 A CN201911052596 A CN 201911052596A CN 112745895 A CN112745895 A CN 112745895A
Authority
CN
China
Prior art keywords
catalyst
oil
reactor
reaction
gas
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.)
Granted
Application number
CN201911052596.9A
Other languages
English (en)
Other versions
CN112745895B (zh
Inventor
唐津莲
龚剑洪
毛安国
刘宪龙
李泽坤
袁起民
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Sinopec Research Institute of Petroleum Processing
China Petroleum and Chemical Corp
Original Assignee
Sinopec Research Institute of Petroleum Processing
China Petroleum and Chemical Corp
Priority date (The priority date 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 date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Sinopec Research Institute of Petroleum Processing, China Petroleum and Chemical Corp filed Critical Sinopec Research Institute of Petroleum Processing
Priority to CN201911052596.9A priority Critical patent/CN112745895B/zh
Publication of CN112745895A publication Critical patent/CN112745895A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN112745895B publication Critical patent/CN112745895B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G47/00—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions
    • C10G47/02—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions characterised by the catalyst used
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C4/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a larger number of carbon atoms
    • C07C4/02—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a larger number of carbon atoms by cracking a single hydrocarbon or a mixture of individually defined hydrocarbons or a normally gaseous hydrocarbon fraction
    • C07C4/06—Catalytic processes
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G47/00—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions
    • C10G47/02—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions characterised by the catalyst used
    • C10G47/10—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions characterised by the catalyst used with catalysts deposited on a carrier
    • C10G47/12—Inorganic carriers
    • C10G47/16—Crystalline alumino-silicate carriers
    • C10G47/20—Crystalline alumino-silicate carriers the catalyst containing other metals or compounds thereof
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G67/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only
    • C10G67/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only
    • C10G67/14—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only including at least two different refining steps in the absence of hydrogen
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1037—Hydrocarbon fractions
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/70—Catalyst aspects
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/30—Aromatics
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/50—Improvements relating to the production of bulk chemicals
    • Y02P20/52—Improvements relating to the production of bulk chemicals using catalysts, e.g. selective catalysts
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/50—Improvements relating to the production of bulk chemicals
    • Y02P20/584—Recycling of catalysts

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Crystallography & Structural Chemistry (AREA)
  • Inorganic Chemistry (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
  • Catalysts (AREA)

Abstract

公开了一种临氢催化裂解FCC循环油连续生产芳烃的方法和装置。该方法包括在包括移动床反应器或者流化床反应器等的动态反应器装置中，富含芳烃催化裂化循环油在临氢氛围下接触芳烃脱烷基催化剂临氢流化催化裂解脱烷基，脱烷基油脱硫、氮后进行芳烃抽提生产苯、甲苯、二甲苯和萘等芳烃，结焦失活催化剂经催化剂料斗系统脱氢降压后再生循环使用。本发明提供的FCC循环油临氢流化催化裂解反应再生连续生产BTX与萘等芳烃的方法，芳烃产率高，焦炭产率低，FCC循环油的利用率高。

Description

临氢催化裂解FCC循环油连续生产芳烃的方法和装置
技术领域
本发明属于FCC循环油反应再生连续进行生产芳烃的方法和装置，更具体地说，是一种采用动态反应器装置临氢催化裂解FCC循环油生产苯、甲苯、二甲苯和萘等芳烃的高效连续生产方法和装置。
背景技术
随着环保法规日益严苛，催化裂化循环油(FCC循环油，简写LCO)的利用受到限制。一方面是由于燃油质量快速升级，催化裂化循环油含硫化合物和含氮化合物含量高，芳烃含量尤其是多环芳烃含量高，十六烷值低，即使加氢改质也难以作为车用柴油的调和组分；另一方面，经济减缓导致柴油结构性过剩，柴油销量大幅度下降，降低柴汽比成为必然趋势，因此催化裂化循环油必须寻找新出路。
对于富含芳烃催化柴油(LCO)的高效转化利用，目前有两种技术：一种LCO选择性加氢再催化裂化生产高辛烷值汽油或芳烃料技术即LTAG技术，另一种LCO加氢裂化生产汽油和BTX技术即RLG或FD2G技术。以CN201310516479.X，CN201310517666.X，CN201310517080.3等专利为核心的LTAG技术以及专利CN201080071134.2等利用加氢单元和催化裂化单元组合，将LCO馏分先加氢再进行催化裂化。LTAG技术通过设计加氢LCO转化区同时优化匹配加氢和催化裂化的工艺参数等，实现最大化生产高辛烷值汽油或轻质芳烃。RLG或FD2G技术通过加氢裂化催化剂和工艺优化将劣质催化柴油有效转化为高辛烷值汽油馏分。以上技术均可有效压减催化柴油，提高催化柴油的效益。但是由于原油劣质化加剧以及环保法规的日益严苛，催化裂化装置原料与产品均需加氢，从而导致炼厂氢源严重不足，这将阻碍催化裂化循环油通过加氢再催化裂化或者加氢裂化而高效利用。此外，随着炼油厂增建与不断扩能以及电动汽车的推广普及，以汽油、柴油生产为主的炼油行业产能过剩严重，据统计中国2016年炼油行业产能已经过剩1亿吨，因此油转化成为必然趋势。
国内石油资源短缺和对高品质汽油、柴油以及低碳烯烃和芳烃的需求日益增加，催化裂化循环油LCO中C9-C11单环芳烃含量高于20％，而萘、烷基萘等双环芳烃含量高于30％，BTXN潜含量高，是重要的化工原料之一。LCO直接芳烃抽提，其单环芳烃分子大，难以利用；而双环芳烃含量虽然高，但萘含量低，仅在1％-3％，分离效果差。如果要利用LCO中芳烃，必须进行催化柴油芳烃脱烷基加工处理。
催化柴油芳烃脱烷基生产BTXN的方法有临氢热裂解法脱烷基，如大庆石化研究院对催化柴油在700-800℃、2.0-3.0Mpa、H2/油体积比3000:1、反应5-10秒后的脱烷基油，经二甲基亚砜抽提，LCO芳烃进料的液收达到70％，BTX收率13％，萘收率33％，甲基萘收率14.5％。LCO热裂解生产BTXN难以广为推广应用，存在问题如下：LCO临氢热裂解脱烷基反应温度高，生焦高，液收低，利用率低。
此外，专利CN201510664856.3、CN106588537、CN201410202025.X、CN105085154、CN105085134、CN105085135公布了加氢精制-加氢裂化组合工艺由催化裂化轻柴油或劣质重芳烃生产苯和二甲苯的方法，采用0.05wt％Pt-0.15wtPd-70％ZSM-5/Al2O3催化剂，其加氢精制操作压力3.5-10.0MPa，入口温度330-400℃，氢油体积比400-1000；加氢裂化操作压力2.5-3.0MPa，入口温度360-460℃，氢油体积比400-1000。
这些技术中存在的问题是：LCO直接催化裂解或临氢热裂解法生产BTX或萘浓度低、回收率低、规模小、能耗大，尤其是催化剂易结焦导致固定床反应器生产周期短，仅半年则需停工催化剂再生或更换催化剂；而LCO加氢精制-加氢裂化或临氢热裂解还都存在氢气分压高问题，氢气分压一般达到2.5MPa以上，氢气分压高则装置投资也高。
因此，为了高效利用劣质LCO资源，满足日益增长的低碳烯烃和芳烃等化工原料的需求，有必要开发一种将劣质催化裂化循环油高效脱烷基生产芳烃BTXN的催化转化方法。
发明内容
本发明涉及FCC循环油反应再生连续进行生产芳烃的方法和装置，该方法采用包括移动床反应器或者流化床反应器等的动态反应器装置临氢流化催化裂解FCC循环油生产苯、甲苯、二甲苯和萘等芳烃，而结焦失活催化剂经催化剂料斗系统脱氢降压后再生循环使用，能够高效连续，芳烃产率高，焦炭产率低，FCC循环油的利用率高。
一方面，本申请提供一种临氢催化裂解FCC循环油连续生产芳烃的方法，包括以下步骤：
(1)使所述FCC循环油经雾化介质雾化后进料到反应器装置中，所述反应器装置包括移动床反应器、流化床反应器或提升管反应器；
(2)在所述反应器装置中，在临氢气氛中，经雾化的FCC循环油接触所述芳烃脱烷基催化剂进行所述脱烷基反应，得到反应油气；
(3)由所述反应油气得到所述芳烃；
(4)经步骤(2)的待生催化剂进入再生装置，在所述再生装置中与含氧再生气体接触进行再生，再生后的催化剂返回到所述反应器装置中循环使用。
在一种实施方式中，步骤(4)如下进行：使所述待生催化剂经催化剂料斗系统脱氢降压进入所述再生装置，在所述再生装置中与所述含氧再生气体接触进行再生，再生后的催化剂再经所述催化剂料斗脱氧升压后返回到所述反应器装置中循环使用。在一种实施方式中，再生操作条件是：温度为500-680℃，压力为0.2-2.0MPa。
在一种实施方式中，所述脱烷基反应的条件为：反应温度为500-800℃，反应压力为0.2-6.0MPa，反应时间为1-40秒，所述催化剂与FCC循环油的重量比为1-10:1。
在一种实施方式中，所述反应器装置包括移动床反应器，反应温度为500-650℃，反应压力0.2-6.0MPa、反应时间1-20秒、催化剂与FCC循环油重量比为1-10:1。
在一种实施方式中，所述反应温度为520-630℃，反应压力1.0-5.0MPa，反应时间2-15秒，催化剂与FCC循环油重量比为3-8:1。
在一种实施方式中，所述反应器装置为流化床反应器和/或提升管反应器，反应温度为500-800℃，反应压力0.2-6.0MPa、反应时间0.1-10秒，催化剂与FCC循环油重量比为1-10:1。
在一种实施方式中，所述反应温度为550-700℃，反应压力1.0-5.0MPa，反应时间0.5-5.0秒，催化剂与FCC循环油重量比为3-7:1。
在一种实施方式中，所述雾化介质包括含氢气体和/或不含氢的气体，所述雾化介质不含或含有微量的氧气，其中氧气在所述雾化介质中的体积分数不大于1％。
在一种实施方式中，所述含氢气体选自氢气、干气中的一种或多种；所述不含氢的气体选自氮气、水蒸气中的一种或多种。
在一种实施方式中，所述FCC循环油是来自催化裂化装置的馏程为80-360℃的馏分油，总芳烃含量为40-98重量％，基于所述FCC循环油的总重量。
在一种实施方式中，由所述反应油气得到所述芳烃包括：
将所述反应油气引入分离装置，分离得到裂解气体，脱烷基芳烃油和油浆；
将所述脱烷基芳烃油引入到芳烃提取装置，得到所述芳烃和芳烃抽余油。
在一种实施方式中，所述方法还包括将所述油浆和/或所述芳烃抽余油进料到所述反应器装置中。
在一种实施方式中，所述芳烃脱烷基催化剂包括活性金属组分，沸石，粘接剂和任选的粘土，其中所述活性金属组分选自ⅠA族、ⅡA族、ⅥA、ⅦA、ⅠB、ⅡB族和过渡金属的第4周期元素和第5周期元素中的一种或多种，以氧化物计，占所述催化剂总重量的5-50重量％；所述沸石包括大孔沸石和任选的中孔沸石，占所述催化剂总重量的1-50重量％；所述粘接剂选自二氧化硅和/或三氧化二铝，占所述催化剂总重量的5-95重量％；所述粘土占所述催化剂总重量的0-70重量％。
在一种实施方式中，所述活性金属组分包括Cr、Ni、Mo、Cu中的一种或多种，以及碱金属K和碱土金属Mg中的一种或多种。
在一种实施方式中，所述反应器装置包括流化床反应器或提升管反应器，所述催化剂的平均粒径为40-100微米。
在一种实施方式中，所述反应器装置为移动床反应器，所述催化剂的平均粒径为1-6毫米。
另一方面，本申请提供临氢催化裂解FCC循环油连续生产芳烃的装置，包括：
反应器装置，所述反应器装置设置有物料进口和反应油气出口，还设置有催化剂进口和催化剂出口，所述反应器装置包括移动床反应器或者流化床；
分离装置，所述分离装置包括物料进口，裂解气体出口，脱烷基芳烃油出口，以及油浆出口；所述分离装置的物料进口与所述反应器装置的反应油气出口相连接；
芳烃抽提装置，所述芳烃抽提装置包括物料进口，芳烃出口和芳烃抽余油出口，所述芳烃抽提装置的物料进口与所述分离装置的脱烷基芳烃油出口相连通；
再生装置，所述再生装置设置有催化剂进口和催化剂出口，以及再生气进口和再生气出口；
催化剂料斗系统，所述催化剂料斗系统与所述反应器装置的所述催化剂进口和催化剂出口相连接，且与所述再生装置的催化剂进口和催化剂出口相连接，使得来自所述反应器装置的待生催化剂经所述催化剂料斗系统后进入所述再生装置中再生，并使得来自所述再生装置的再生催化剂经所述催化剂料斗系统后循环回所述反应器装置中。
在一种实施方式中，所述芳烃抽提装置的芳烃抽余油出口还与所述反应器装置的物料进口相连通。
在一种实施方式中，所述分离装置的油浆出口还与所述反应器装置的物料进口相连通。
本发明的发明人通过多年的研究发现：(1)催化裂化循环油LCO中C9-C11单环芳烃含量高于20％，而萘、烷基萘等双环芳烃含量高于30％，可以通过临氢催化裂解脱烷基反应利用LCO中BTXN从而补充芳烃化工原料；(2)临氢高反应温度的反应条件和含有裂解功能的分子筛催化剂有利于芳烃脱烷基反应，反应温度越高以及裂解催化剂活性越高越有利于芳烃脱烷基，然而较高的反应温度和高活性的裂解催化剂则容易导致催化剂结焦失活；(3)临氢气氛和含有金属组分的催化剂可抑制催化剂结焦，反应压力在0.2-6.0MPa，氢气分压越高则生焦越低；(4)结焦催化剂的再生需要在高温富含氧气系统中在压力0.1～0.25MPa下进行，常规固定床加氢装置或流化催化裂化装置很难协调芳烃临氢裂解和富氧再生对不同反应氛围和反应压力的需求。
基于上述发现，本发明提供了一种包括移动床反应器或者流化床反应器等的动态反应器装置临氢流化催化裂解FCC循环油生产芳烃的方法，在反应器装置中，富含芳烃催化裂化循环油在临氢氛围下接触芳烃脱烷基催化剂临氢流化催化裂解脱烷基，脱烷基油脱硫、氮后进行芳烃抽提生产苯、甲苯、二甲苯和萘等芳烃；结焦失活催化剂经催化剂料斗系统脱氢降压后再生循环使用；从而实现FCC循环油临氢流化催化裂解生产BTX与萘等芳烃的高效连续生产，芳烃产率高，焦炭产率低，FCC循环油的利用率高。
本发明采用动态反应器装置例如流化床反应系统或者提升管反应器系统或者移动床反应器系统和催化剂料斗系统，隔绝反应和再生的反应氛围，并变化反应压力，可实现临氢带压(0.2～7.0MPa)下的芳烃临氢裂解脱烷基反应和结焦催化剂含氧再生反应的连续进行，从而实现催化裂化循环油较高的芳烃产品收率。
本发明与现有技术相比具有下列技术效果：
(1)FCC循环油可以不经精制(如加氢)而直接临氢催化裂解脱烷基生产BTX和萘油，可以在较低的压力(进而较低的氢分压)下进行，流程短、氢耗低、并实现长周期连续化生产；
(2)通过催化剂料斗系统实现不同反应氛围和反应压力的切换，即在动态反应器装置中临氢带压(0.2～7.0MPa)下完成FCC循环油的临氢催化裂解脱烷基反应，而在再生含氧氛围中催化剂恢复活性；
(3)FCC循环油临氢催化裂解，相对芳烃脱烷基临氢热裂解方法，反应温度低；相对芳烃脱烷基催化裂解方法，反应压力低；相对FCC循环油非临氢催化方法，裂解气体烷烃与焦炭产率低，而且脱烷基芳烃油产率高，芳烃产率高；
(4)反应和再生连续进行，并可实现反应自供热，再生烧焦放出热量供应反应所需热量，无需外加热，大幅度节省能耗；
(5)移动床反应器的反应和再生连续稳定操作，对催化剂强度要求较低，可实现长周期运转，并且可以利用现有移动床或半移动床重整装置进行改造；
(6)流化床反应器更适合催化裂解脱烷基反应快的特点，与固定床和移动床相比，对催化剂强度要求高，但是反应器体积利用率高，反应时间短，处理量大，更适于大规模生产的长周期连续运转，并且可以利用现有提升管反应器催化裂化装置或S Zorb装置进行改造。
附图说明
图1为本发明一种实施方式的装置和物料流向示意图。
图2为本发明另一种实施方式的装置和物料流向示意图。
附图标记说明
1富含芳烃馏分油 2雾化介质 3含氢预提升介质
4流化床反应器 5汽提介质 6沉降器
7反应油气管线 8、油气分离系统 9裂解气体
10脱烷基芳烃油 11重循环油或油浆 12芳烃抽提系统
13混合芳烃 14芳烃抽余油 15再生剂进料管线
16待生管线Ⅰ 17催化剂料斗系统 18再生管线
19待生管线Ⅱ 20再生器 21含氧再生气体
22烟气 23加氢FCC循环油 40移动床反应器
具体实施方式
下面根据具体实施例对本发明的技术方案做进一步说明。本发明的保护范围不限于以下实施例，列举这些实例仅出于示例性目的而不以任何方式限制本发明。
本申请提供一种临氢催化裂解FCC循环油连续生产芳烃的方法，包括以下步骤：
(1)使所述FCC循环油经雾化介质雾化后进料到反应器装置中，所述反应器装置包括移动床反应器、流化床反应器或提升管反应器；
(2)在所述反应器装置中，在临氢气氛中，经雾化的FCC循环油接触所述芳烃脱烷基催化剂进行所述脱烷基反应，得到反应油气；
(3)由所述反应油气得到所述芳烃；
(4)经步骤(2)的待生催化剂进入再生装置，在所述再生装置中与含氧再生气体接触进行再生，再生后的催化剂返回到反应器中循环使用。
在本申请中，“临氢催化裂解”是指在氢气存在即临氢气氛下对FCC循环油进行催化裂解。“临氢气氛”是指体系中存在氢气，其中氢气占体系的体积比例为30％-90％。
在一种实施方式中，所述脱烷基反应的条件为：反应温度为500-800℃，反应压力为0.2-6.0MPa，反应时间为1-40秒，所述催化剂与FCC循环油的重量比为1-10:1。在本申请中，反应时间是指FCC循环油在反应器中入口到出口的停留时间。
在本申请中，可以使用动态反应器装置来进行本申请的方法。在一种实施方式中，所述反应器装置包括流化床反应器和/或提升管反应器。在这种反应器装置(流化床反应器和/或提升管反应器)中，在临氢氛围相对较高反应压力下维持一定催化剂藏量，其催化剂处于流化状态，优选催化剂处于湍动流化状态，油气表观平均线速为15.0-30.0米/秒；反应器内催化剂与反应物流可以是上行床也可以是下行床，可以为常规等直径的也可以是变径的；反应器与再生器可以平行布置或重叠布置，采用N2等提升催化剂使之在反应器与再生器之间循环运行。通常，反应器装置还设置有沉降器用于使催化剂与油气进行快速分离。在一种实施方式中，反应后，使所述待生催化剂经催化剂料斗系统脱氢降压进入所述再生装置，在所述再生装置中与所述含氧再生气体接触进行再生，再生后的催化剂再经所述催化剂料斗脱氧升压后返回到所述反应器装置中循环使用；再生操作条件是：温度为500-680℃，压力为0.2-2.0MPa。在所述催化剂料斗系统中脱氢降压和脱氧升压均可以使用氮气等惰性气体进行处理。
在一种实施方式中，所述反应器装置包括流化床反应器和/或提升管反应器，反应温度为500-800℃，反应压力0.2-6.0MPa、反应时间0.1-10秒，催化剂与FCC循环油重量比为1-10:1。优选地，所述反应温度为550-700℃，反应压力1.0-5.0MPa，反应时间0.5-5.0秒，催化剂与FCC循环油重量比为3-7:1。在一种实施方式中，反应温度为550～650℃，或者，反应温度为550～600℃。在另一实施方式中，反应压力为1.0～3.0MPa，或者，反应压力1.0-2.0MPa。
在一种实施方式中，所述反应器装置包括移动床反应器。在一种实施方式中，所述移动床反应器为常规等直径的也可以是变径的，催化剂可以是上行床也可以是下行床，催化剂与反应物流在临氢氛围下可以顺流接触反应也可以逆流接触反应，其催化剂在相对较高反应压力下处于移动状态，优选催化剂与反应物流逆流接触反应；反应器与再生器可以平行布置或重叠布置，采用N2等提升催化剂使之在反应器与再生器之间循环运行。在一种实施方式中，反应后，使所述待生催化剂经催化剂料斗系统脱氢降压进入所述再生装置，在所述再生装置中与所述含氧再生气体接触进行再生，再生后的催化剂再经所述催化剂料斗脱氧升压后返回到所述反应器装置中循环使用。在一种实施方式中，再生操作条件是：温度为500-680℃，压力为0.2-2.0MPa。在一种实施方式中，应后催化剂进入催化剂料斗系统，经氮气或蒸汽汽提脱除吸附的油气从而脱氢降压，而脱氢降压后的待生剂再进入再生装置，催化剂与含氧再生气体逆流接触或顺流接触进行再生；所述再生后的催化剂再次输送入催化剂料斗系统，经氮气汽提脱除催化剂挟带空气从而脱氧升压，脱氧升压后的再生剂返回到反应器。
在一种实施方式中，所述反应器装置包括移动床反应器，反应温度为500-650℃，反应压力0.2-6.0MPa、反应时间1-20秒、催化剂与FCC循环油重量比为1-10:1。优选地，所述反应温度为520-630℃，反应压力1.0-5.0MPa，反应时间2-15秒，催化剂与FCC循环油重量比为3-8:1。在一种实施方式中，反应温度为550～650℃，或者，反应温度为550～600℃。在另一实施方式中，反应压力为1.0～3.0MPa，或者，反应压力1.0-2.0MPa。
在一种实施方式中，本发明中FCC循环油是富含芳烃催化裂化循环油，是指来自催化裂化装置的馏程为80-360℃的馏分油，总芳烃含量在40-98重％，包括直接来自催化裂化装置的馏分油和/或经过加氢的催化裂化馏分油以及来自其他装置的富含芳烃馏分油如富含C9-C11芳烃的重整重芳烃。可以根据生产目标芳烃产品的需要来选择催化裂化循环油馏程，生产单环芳烃优先选择馏程为150-300℃的馏分油，生产萘等双环芳烃优先选择馏程为220-360℃的馏分油。经过加氢的催化裂化馏分油，可以与直接来自催化裂化装置的馏分油和/或来自其他装置的富含芳烃馏分油混合进料，也可以在直接来自催化裂化装置的馏分油上游或下游进料，优选在直接来自催化裂化装置的馏分油上游进料，在直接来自催化裂化装置的馏分油进料前反应时间0.1-10秒。
在一种实施方式中，所述雾化介质包括含氢气体和/或不含氢的气体，所述雾化介质不含或含有微量的氧气，其中氧气在所述雾化介质中的体积分数不大于1％。在一种实施方式中，所述含氢气体选自氢气、干气中的一种或多种；所述不含氢的气体选自氮气、水蒸气中的一种或多种。当使用不含氢的气体作为雾化介质时，需要向反应装置中通入H2，以提供临氢气氛。在一种实施方式中，H2/FCC循环油的体积比为100-1000。
本发明中芳烃脱烷基催化剂是由金属和分子筛组成的双功能催化剂，其特征在于：芳烃脱烷基催化剂金属组分为ⅠA族、ⅡA族、ⅥA、ⅦA、ⅠB、ⅡB族或过渡金属的主要是第四、五周期的金属元素，优选Cr、Ni、Mo、Cu等副族金属与碱金属K和碱土金属Mg等中的任意一种或任意两种、三种或多种，所述金属组分以氧化物的形式存在；催化剂分子筛包括大孔沸石和任选的中孔沸石。优选地，所述催化剂是大孔沸石和任选的中孔沸石、氧化铝、氧化硅等无机氧化物和任选的粘土、天然多孔载体材料等耐热无机氧化物载体负载的金属氧化物组成的复合物。以氧化物计，所述活性金属组分占催化剂总量的5-50重％，优选15-30重％。若采用复合金属氧化物作为吸附剂活性组分，第四、五周期的过渡金属元素与ⅠA族、ⅡA族、ⅥA、ⅦA、ⅠB、ⅡB族金属元素的摩尔配比可以选0:1-0:100，优选1:1-1:10。在一种实施方式中，所述催化剂分子筛占催化剂总量的1-50重％，优选20-40重％。
在一种实施方式中，芳烃脱烷基催化剂包括活性金属组分，沸石，粘接剂和任选的粘土，其中所述活性金属组分选自ⅠA族、ⅡA族、ⅥA、ⅦA、ⅠB、ⅡB族和过渡金属的第4周期元素和第5周期元素中的一种或多种(优选地，所述活性金属组分包括Cr、Ni、Mo、Cu中的一种或多种，以及碱金属K和碱土金属Mg中的一种或多种)，以氧化物计，占所述催化剂总重量的5-50重量％，优选15-30重量％。
在一种实施方式中，所述沸石包括大孔沸石和任选的中孔沸石，占所述催化剂总重量的1-50重量％。大孔沸石占沸石总重量的80-100重％，优选90重％-100重％；中孔沸石占沸石总重量的0-20重％，优选0重％-10重％。所述大孔沸石可以选自Y系列沸石，包括稀土Y(REY)、稀土氢Y(REHY)、不同方法得到的超稳Y、高硅Y。所述中孔沸石选自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，也可对上述中孔沸石用磷等非金属元素进行改性；ZSM系列沸石可以选自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一种或两种以上的混合物，有关ZSM-5更为详尽的描述可以参见US3,702,886。
在一种实施方式中，所述粘接剂选自二氧化硅和/或三氧化二铝，占所述催化剂总重量的5-95重量％。无机氧化物可以作为粘接剂，可以选自二氧化硅(SiO2)和/或三氧化二铝(Al2O3)。在一种实施方式中，以干重基计，粘接剂中二氧化硅可以占50重-90重％，三氧化二铝可以占10重-50重％。
在一种实施方式中，所述粘土占所述催化剂总重量的0-70重量％。所述粘土作为基质(即载体)，可以选自二氧化硅、高岭土和/或多水高岭土、蒙脱土、硅藻土、埃洛石、皂石、累托土、海泡石、凹凸棒石、水滑石和膨润土中的一种或几种。
优选情况下，采用铁、钴、镍等过渡金属元素对上述大孔、中孔沸石、无机氧化物粘接剂和粘土等进行改性。
根据反应器类型，催化剂的平均粒径略有区别。在一种实施方式中，所述反应器装置包括流化床反应器和/或提升管反应器，所述催化剂的平均粒径为40-100微米。所述催化剂以微球状为主，直径可以各自为0-200微米，进一步优选为40-150微米，其粒子表观密度可以各自为0.4-0.9g/cm3，进一步优选为0.8～1.5g/cm3。
在另一实施方式中，所述反应器装置为移动床反应器，为了便于移动和减少磨损，所述催化剂最好做成小球，其平均粒径为1-6mm，优选为2-4mm。
在一种实施方式中，所述FCC循环油进料到反应器装置之前先经过预热，所述预热的温度为180-450℃，优选为200-400℃，例如200-360℃。
在一种实施方式中，由所述反应油气得到所述芳烃包括：将所述反应油气引入分离装置，分离得到裂解气体，脱烷基芳烃油和油浆；将所述脱烷基芳烃油引入到芳烃提取装置，得到芳烃和芳烃抽余油。在本申请中，“分离系统”、“油气分离系统”以及“分离装置”具有相同的含义；“芳烃提取装置”与“芳烃提取系统”也具有相同的含义。
在本发明中，反应油气进入分离装置进行产品分离的方法，例如，将产品分离为脱烷烃芳烃油、油浆和裂解气体如丙烯等的方法为本领域普通技术人员所熟知，例如可以采用分馏、精馏等。脱烷烃芳烃油等的馏程可以按实际需要进行调整。
在本发明中，将脱烷烃芳烃油在芳烃提取装置中进行芳烃抽提的方法也为本领域普通技术人员所熟知。在一种实施方式中，脱烷基芳烃油经一个芳烃抽提单元和/或多个相同/不同的芳烃抽提单元芳烃抽提，芳烃抽提溶剂包括常规溶剂，也包括等离子体溶剂，芳烃抽提得到芳烃混合物进一步进行芳烃分离得到BTX(苯-甲苯-二甲苯)单环芳烃和萘、二甲基萘等双环芳烃。在一种实施方式中，在脱烷烃芳烃油进行芳烃抽提之前，还对脱烷基芳烃油进一步处理，脱除氮化物、硫化物等杂质，这可以采用吸附的方法和/或选择性加氢的方法，优选吸附的方法。在一种实施方式中，脱除杂质后的脱烷基芳烃油，其氮化物、硫化物等杂质含量不高于30微克/克，优选不高于10微克/克。
在一种实施方式中，还可以将所述油浆和/或所述芳烃抽余油进料到所述交替固定床反应器装置中，以进一步处理这些物流，提高高价值芳烃的产率。
根据本发明，反应得到的反应油气进入分离系统进行产品分离，而待生催化剂进入再生器进行再生；在所述再生过程中，再生气体可以为空气、氧气和含氧气体中的一种与多种，再生温度可以为500-800℃，优选为550-750℃；压力为0.2-2.0MPa。再生后催化剂的换热可以采用本领域普通技术人员所熟知的方法进行，从而控制焦炭生成量和油剂接触温度。
另一方面，本申请提供临氢催化裂解FCC循环油连续生产芳烃的装置，包括：
反应器装置，所述反应器装置设置有物料进口和反应油气出口，还设置有催化剂进口和催化剂出口，所述反应器装置包括移动床反应器或者流化床；
分离装置，所述分离装置包括物料进口，裂解气体出口，脱烷基芳烃油出口，以及油浆出口；所述分离装置的物料进口与所述反应器装置的反应油气出口相连接；
芳烃抽提装置，所述芳烃抽提装置包括物料进口，芳烃出口和芳烃抽余油出口，所述芳烃抽提装置的物料进口与所述分离装置的脱烷基芳烃油出口相连通；
再生装置，所述再生装置设置有催化剂进口和催化剂出口，以及再生气进口和再生气出口；
催化剂料斗系统，所述催化剂料斗系统与所述反应器装置的所述催化剂进口和催化剂出口相连接，且与所述再生装置的催化剂进口和催化剂出口相连接，使得来自所述反应器装置的待生催化剂经所述催化剂料斗系统后进入所述再生装置中再生，并使得来自所述再生装置的再生催化剂经所述催化剂料斗系统后循环回所述反应器装置中。
在一种实施方式中，所述芳烃抽提装置的芳烃抽余油出口还与所述反应器装置的物料进口相连通。在进一步的实施方式中，所述分离装置的油浆出口还与所述反应器装置的物料进口相连通。
在本申请中，采用动态反应器装置和催化剂料斗系统，能够隔绝反应分为和再生氛围，同时变化反应压力，可实现临氢带压(0.2～7.0MPa)下的芳烃临氢裂解脱烷基反应和结焦催化剂含氧再生反应的连续进行，从而实现催化裂化循环油较高的芳烃产品收率。该催化剂料斗系统可以采用相关技术领域所属技术人员所熟知的闭锁料斗，是一种可使同一物料流在不同的气氛(例如氧化气氛和还原气氛)之间和/或不同的压力环境(例如从高压至低压，或者反之)之间进行切换的装置，可以参见CN101558138A。
图1示出采用采用流化床反应器的实施方式的装置和物料流向示意图，在该实施方式中，使用由上行式流化床反应器，富含芳烃馏分油在流化床反应器中采用下进料临氢流化催化裂解脱烷基，反应后的油气与催化剂分离。
催化裂化循环油(富含芳烃馏分油)1采用由上行式流化床反应器临氢流化催化裂解脱烷基，流化床反应器4通过再生剂进料管线15引入经催化剂料斗系统17氮气汽提脱氧升压的热再生剂；在流化床反应器4中，催化裂化循环油(富含芳烃馏分油)1以及任选的加氢FCC循环油23从流化床反应器4的底部注入，随着含氢的预提升介质3与含氢或不含氢的雾化介质2一起上行，在热再生剂上进行临氢催化裂解反应脱烷基；反应后油气与催化剂在沉降器6沉降分离，反应后的催化剂经汽提介质5汽提后由待生管线16进入催化剂料斗系统17，氮气汽提脱氢降压后经待生剂输送管线19进入再生器20在含氧氛围内再生；而分离后的反应油气经管线7进入油气分离系统8，得到裂解气体9、脱烷基芳烃油10和重循环油或油浆11；脱烷基芳烃油进一步在芳烃抽提系统12芳烃抽提得到含有苯、甲苯、二甲苯和萘、甲基萘等混合芳烃13和芳烃抽余油14。芳烃抽余油14优先选择回炼，裂解气体9中气体烷烃根据需要选择部分循环回反应器作为含氢流化介质或者预提升介质，油浆11根据需要选择回炼或不回炼。分离后的催化剂经氮气或蒸汽汽提脱除吸附的油气后，由待生管线Ⅰ16送入催化剂料斗系统17进行脱氢降压，脱氢降压后的待生剂待生管线Ⅱ19进入再生装置20，通入含氧再生气体21进行再生，再生温度500-800℃，烟气22排出；而再生后的催化剂经再生管线18返回催化剂料斗系统脱氧升压，脱氧升压后的再生剂经再生剂进料管线15返回到流化床反应器4。
图2示出采用移动床反应器的实施方式的装置和物料流向示意图，在该实施方式中，使用由下行式移动床反应器，富含芳烃馏分油在移动床反应器中采用下进料临氢流化催化裂解脱烷基反应，馏分油与催化剂逆流接触反应。
催化裂化循环油(富含芳烃馏分油)1采用由下行式移动床反应器临氢流化催化裂解脱烷基，移动床反应器40通过再生剂进料管线16引入经催化剂料斗系统17氮气汽提脱氧升压的热再生剂；在移动床反应器40中，催化裂化循环油(富含芳烃馏分油)1以及含氢或不含氢的雾化介质2和任选的加氢FCC循环油23从移动床反应器40的上部注入，在热再生剂上进行临氢催化裂解反应脱烷基；反应后的油气经管线7进入油气分离系统8，得到裂解气体9、脱烷基芳烃油10和重循环油或油浆11；脱烷基芳烃油进一步在芳烃抽提系统12芳烃抽提得到含有苯、甲苯、二甲苯和萘、甲基萘等混合芳烃13和芳烃抽余油14；芳烃抽余油14优先选择回炼，裂解气体9中气体烷烃根据需要选择部分循环回反应器作为含氢流化介质或者预提升介质，油浆11根据需要选择回炼或不回炼。反应后的催化剂由待生管线Ⅰ15送入催化剂料斗系统17，经氮气或蒸汽汽提脱除吸附的油气从而脱氢降压，脱氢降压后的待生剂经待生管线Ⅱ18进入再生装置20上部，催化剂与含氧再生气体21逆流接触进行再生，再生温度500-750℃，烟气22排出；再生后的催化剂经再生管线19返回催化剂料斗系统，经氮气汽提脱除催化剂挟带空气从而脱氧升压，脱氧升压后的再生剂经再生剂进料管线16返回到移动床反应器40上部。
下面的实施例将对采用流化床和移动床的方法予以进一步的说明，但并不因此限制本方法。以下实施例中所用的原料催化裂化循环油性质，如表1所示。
实施例1-3实施例中所用的催化剂相同，其制备方法简述如下：
1)、将20kgNH4Cl溶于1000kg水中，向此溶液中加入100kg(干基)晶化产品DASY沸石(齐鲁石化公司催化剂厂生产，2.445-2.448nm，稀土含量RE2O3＝2.0重％)，在90℃交换0.5h后，过滤得滤饼；加入94.0kgCr(NO3)3·9H2O溶于540kg水中，与滤饼混合浸渍烘干；接着在550℃温度下焙烧处理2小时得到含铬的大孔沸石，其元素分析化学组成为0.1Na2O·5.1Al2O3·19.0Cr2O3·3.8RE2O3·88.1SiO2。
2)、用250kg脱阳离子水将75.4kg多水高岭土(苏州瓷土公司工业产品，固含量71.6m％)打浆，再加入54.8kg拟薄水铝石(山东铝厂工业产品，固含量63m％)，用盐酸将其PH调至2-4，搅拌均匀，在60-70℃下静置老化1小时，保持PH为2-4，将温度降至60℃以下，加入41.5Kg铝溶胶(齐鲁石化公司催化剂厂产品，Al2O3含量为21.7m％)，搅拌40分钟，得到混合浆液。
3)、将步骤1)制备的含铬的大孔沸石(干基为33.8kg)以及MFI结构中孔ZRP-1沸石(齐鲁石化公司催化剂厂工业产品，SiO2/Al2O3＝30，干基为3.0kg)加入到步骤2)得到的混合浆液中，搅拌均匀，并加入商业三氧化二铝粘接剂4.0g，混合后并放于粘合机中，加入适量水，充分搅拌均匀，在空气中放置4小时，在空气中放置4小时，喷雾干燥成型，于干燥箱中120℃烘干3小时后，用磷酸二氢铵溶液(磷含量为1m％)洗涤，洗去游离Na+，洗涤除去游离Na+，再次干燥即得催化剂记为CAT-1。该催化剂的组成为三氧化二铬7.4重％、2.2重％MFI结构中孔沸石、20.6重％DASY沸石、24.8重％拟薄水铝石、6.5重％铝溶胶和余量高岭土。其性质列于表2。
实施例1
该实施例按照图1的装置和流程进行试验，使用表1中FCC循环油A作为原料，在流化床反应器上进行试验，采用CAT-1催化剂，催化剂MAT＝68。该流化床反应器为小型提升管流化床反应器，催化剂的藏量为10公斤；与常规小型提升管流化床反应器不同的是，反应器与再生器之间设有催化剂料斗系统。
FCC循环油A经260℃预热后进入流化床反应器底部，在反应压力0.2MPa下，H2/循环油的体积比为500，随着含氢流化介质由下向上流动，在反应温度540℃、催化剂与原料油的重量比3.2、反应时间为3.5秒条件下进行临氢裂解脱烷基反应；反应油气经分离系统进行产品分离得到气体产物和脱烷基芳烃油，脱烷基芳烃油脱硫、氮后进行芳烃抽提得到苯、甲苯、二甲苯和萘等高价值芳烃，芳烃抽余油100％回炼；反应后的待生催化剂氮气汽提脱除其内部吸附的油气后，经催化剂料斗系统脱氢降压送入再生器，采用空气作为再生气体，在再生温度550～750℃下与待生剂接触进行再生；再生后的再生剂循环使用。操作条件和产品分布列于表3。
从表3可以看出，实施例1中，富含单环芳烃FCC循环油在流化床反应器中临氢裂解脱烷基，脱烷基油收率为83.82重％，BTX收率为29.50重％，萘收率15.09重％，甲基萘收率3.52重％，三烯(乙烯+丙烯+丁烯)收率7.4重％；油浆产率为0.10重％，焦炭产率为3.24重％；苯、甲苯、二甲苯和萘等高价值芳烃(BTXN)的总收率48.11重％。
对比例1
通过与实施例1相同的装置和方法进行催化裂化，不同在于对比例1中：非临氢催化裂解，流化介质均为不含氢的水蒸气和氮气；催化剂与工艺条件与实施例1相同，在反应压力0.2MPa下，FCC循环油A随着非含氢流化介质由下向上流动，在反应温度540℃、催化剂与原料油的重量比3.2、反应时间为3.5秒条件下进行非临氢催化裂解脱烷基反应，水蒸气/总原料的重量比5％；反应油气经分离系统进行产品分离得到气体产物和脱烷基芳烃油，脱烷基芳烃油脱硫、氮后进行芳烃抽提得到苯、甲苯、二甲苯和萘等高价值芳烃，芳烃抽余油100％回炼；反应后的待生催化剂氮气汽提脱除其内部吸附的油气后直接送入再生器，采用空气作为再生气体，在再生温度550～750℃下与待生剂接触进行再生；再生后的再生剂循环使用。操作条件和产品分布列于表3。
从表3可以看出，实施例1(临氢催化裂解)与对比例1(非临氢催化裂解)相比，脱烷基油收率和BTX以及萘的收率高，芳烃抽余油回炼比低，而且焦炭产率低，脱烷基油收率和BTX以及萘的收率分别提高0.61、10.20和4.27个百分点，油浆与焦炭产率分别降低0.12、1.01个百分点。
实施例2
该实施例按照图1的装置和流程进行试验(装置如实施例1)，使用表1中FCC循环油B作为原料，在流化床反应器上进行试验，采用CAT-1催化剂，催化剂MAT＝68。FCC循环油B经260℃预热后进入流化床反应器底部，在反应压力6.0MPa下，H2/循环油的体积比为1000，随着含氢流化介质由下向上流动，在反应温度660℃、催化剂与原料油的重量比6.5、反应时间为4.8秒条件下进行临氢裂解脱烷基反应；反应油气经分离系统进行产品分离得到气体产物、脱烷基芳烃油和油浆，脱烷基芳烃油脱硫、氮后进行芳烃抽提得到苯、甲苯、二甲苯和萘等高价值芳烃，芳烃抽余油100％回炼；反应后的待生催化剂氮气汽提脱除其内部吸附的油气后，经催化剂料斗系统脱氢降压送入再生器，采用空气作为再生气体，在再生温度600～750℃下与待生剂接触进行再生；再生后的再生剂循环使用。操作条件和产品分布列于表4。
从表4可以看出，实施例2中，富含单环芳烃FCC循环油在流化床反应器中临氢裂解脱烷基，脱烷基油收率为75.14重％，BTX收率为9.92重％，萘收率44.78重％，甲基萘收率12.92重％，三烯(乙烯+丙烯+丁烯)收率10.66重％；油浆产率为1.35重％，焦炭产率为5.86重％；苯、甲苯、二甲苯和萘等高价值芳烃(BTXN)的总收率67.63重％。
对比例2
通过与实施例2相同的装置和方法进行催化裂化，不同在于对比例1中：临氢热裂解，反应体系无催化剂，无需进行催化剂再生操作，但要采用外加热即电加热维持反应温度；流化介质均为含氢的氢气和催化裂化干气，工艺条件与实施例2相同，在反应压力6.0MPa下，H2/循环油的体积比为1000，FCC循环油B经260℃预热后进入流化床反应器底部后随着含氢流化介质由下向上流动，在反应温度660℃、催化剂与原料油的重量比6.5、反应时间为4.8秒条件下进行临氢热裂解脱烷基反应；反应油气经分离系统进行产品分离得到气体产物、脱烷基芳烃油和油浆，脱烷基芳烃油脱硫、氮后进行芳烃抽提得到苯、甲苯、二甲苯和萘等高价值芳烃，芳烃抽余油100％回炼。操作条件和产品分布列于表4。
从表4可以看出，实施例2(临氢催化裂解)与对比例2(临氢热裂解)相比，脱烷基油收率和BTX以及萘的收率高，芳烃抽余油回炼比低，而且焦炭产率低，脱烷基油收率和BTX以及萘的收率分别提高2.73、5.63和9.81个百分点，油浆与焦炭产率分别降低1.13、3.88个百分点。
实施例3
该实施例按照图1的装置和流程进行试验(装置如实施例1)，使用表1中30重％FCC循环油A和70重％加氢FCC循环油C作为原料，在流化床反应器上进行试验，采用CAT-1催化剂，催化剂MAT＝68。FCC循环油A经160℃预热后进入流化床反应器底部，加氢FCC循环油C在FCC循环油A上游进料，首先接触高温再生剂，反应一定时间后上行与FCC循环油A一起接触催化剂反应，在反应压力1.8MPa下，H2/循环油的体积比为800，随着含氢流化介质由下向上流动，在反应温度600℃、催化剂与混合原料油的重量比5.2、反应时间为5秒条件下进行临氢裂解脱烷基反应；反应油气经分离系统进行产品分离得到气体产物和脱烷基芳烃油，脱烷基芳烃油脱硫、氮后进行芳烃抽提得到苯、甲苯、二甲苯和萘等高价值芳烃，芳烃抽余油100％回炼；反应后的待生催化剂氮气汽提脱除其内部吸附的油气后，经催化剂料斗系统脱氢降压送入再生器，采用空气作为再生气体，在再生温度600～750℃下与待生剂接触进行再生；再生后的再生剂循环使用。操作条件和产品分布列于表5。
从表5可以看出，实施例3中，富含单环芳烃FCC循环油在流化床反应器中临氢裂解脱烷基，脱烷基油收率为77.85重％，BTX收率为30.83重％，萘收率7.44重％，甲基萘收率3.39重％，三烯(乙烯+丙烯+丁烯)收率8.96重％；油浆产率为0.56重％，焦炭产率为4.23重％；苯、甲苯、二甲苯和萘等高价值芳烃(BTXN)的总收率41.66重％。
对比例3
通过与实施例1相同的方法进行催化裂化，不同在于对比例1中：非临氢催化裂解，流化介质均为不含氢的水蒸气和氮气；催化剂与工艺条件与实施例1相同，在反应压力1.8MPa下，加氢FCC循环油C在FCC循环油A上游进料，首先接触高温再生剂，反应一定时间后上行与FCC循环油A一起接触催化剂反应，在反应温度600℃、催化剂与混合原料油的重量比5.2、反应时间为1.8秒条件下进行非临氢催化裂解脱烷基反应，水蒸气/总原料的重量比0.5；反应油气经分离系统进行产品分离得到气体产物和脱烷基芳烃油，脱烷基芳烃油脱硫、氮后进行芳烃抽提得到苯、甲苯、二甲苯和萘等高价值芳烃，芳烃抽余油100％回炼；反应后的待生催化剂氮气汽提脱除其内部吸附的油气后直接送入再生器，采用空气作为再生气体，在再生温度600～750℃下与待生剂接触进行再生；再生后的再生剂循环使用。操作条件和产品分布列于表5。
从表5可以看出，实施例1(临氢催化裂解)与对比例1(非临氢催化裂解)相比，脱烷基油收率和BTX以及萘的收率高，芳烃抽余油回炼比低，而且焦炭产率低，脱烷基油收率和BTX以及萘的收率分别提高0.90、7.36和4.64个百分点，油浆与焦炭产率分别降低0.38、1.15个百分点。
表1
原料油名称 FCC循环油 FCC循环油 加氢FCC循环油
原料油编号 A B C
密度(20℃),千克/米<sup>3</sup> 876 939 912
硫含量，重％ 0.19 0.56 0.01
氮含量，重％ 0.052 0.16 0.01
烃组成
饱和烃，重％ 19.8 17.2 23.4
单环芳烃，重％ 60.3 16.6 64.3
双环芳烃，重％ 19.6 64.8 11.2
三环芳烃，重％ 0.3 1.4 1.1
馏程，℃
初馏点 168 210 176
10％ 206 242 208
50％ 219 284 243
90％ 224 339 300
终馏点 245 357 342
表2
催化剂编号 CAT-1
化学组成，重％
氧化铬 7.4
氧化铝 43.6
氧化钠 0.14
稀土 1.2
表观密度，kg/m<sup>3</sup> 850
孔体积，毫升/克 0.32
比表面积，米<sup>2</sup>/克 174
磨损指数,重％时<sup>-1</sup> 1.3
筛分组成，重％
0-40微米 18.5
40-80微米 57.4
>80微米 24.1
表3
实施例1 对比例1
原料油 A A
反应方式 临氢催化裂解 非临氢催化裂解
催化剂名称 CAT-1 CAT-1
催化剂活性(MAT) 68 68
芳烃抽余油的回炼比 0.03 0.07
反应操作条件
反应压力，MPa 0.2 0.2
氢分压，MPa 0.1 -
反应器入口温度，℃ 680 680
反应器中部温度，℃ 580 580
反应器出口温度，℃ 540 540
催化剂/原料油的重量比 3.2 3.2
油气停留时间，s 3.5 3.5
H<sub>2</sub>/循环油的体积比 500 -
水蒸气/总原料的重量比，％ - 5
产品收率，重％
裂解气体 12.84 12.32
其中三烯 7.40 6.45
气体烷烃 5.44 5.87
脱烷基油 83.82 83.21
其中BTX 29.50 19.30
萘 15.09 10.82
甲基萘 3.52 2.88
油浆 0.10 0.22
焦炭 3.24 4.25
合计 100.00 100.00
BTXN产率 76.11 73.87
表4
Figure BDA0002255680070000221
表5
Figure BDA0002255680070000231
下面的实施例将对采用移动床的方法予以进一步的说明，但并不因此限制本方法。以下实施例中所用的原料催化裂化循环油性质，如表1所示。
以下实施例4-6中所用的催化剂相同，其制备方法简述如下：
1)、将20kgNH4Cl溶于1000kg水中，向此溶液中加入100kg(干基)晶化产品DASY沸石(齐鲁石化公司催化剂厂生产，2.445-2.448nm，稀土含量RE2O3＝2.0重％)，在90℃交换0.5h后，过滤得滤饼；加入94.0kgCr(NO3)3·9H2O溶于540kg水中，与滤饼混合浸渍烘干；接着在550℃温度下焙烧处理2小时得到含铬的大孔沸石，其元素分析化学组成为0.1Na2O·5.1Al2O3·19.0Cr2O3·3.8RE2O3·88.1SiO2。
2)、用250kg脱阳离子水将75.4kg多水高岭土(苏州瓷土公司工业产品，固含量71.6m％)打浆，再加入54.8kg拟薄水铝石(山东铝厂工业产品，固含量63m％)，用盐酸将其PH调至2-4，搅拌均匀，在60-70℃下静置老化1小时，保持PH为2-4，将温度降至60℃以下，加入41.5Kg铝溶胶(齐鲁石化公司催化剂厂产品，Al2O3含量为21.7m％)，搅拌40分钟，得到混合浆液。
3)、将步骤1)制备的含铬的大孔沸石(干基为33.8kg)以及MFI结构中孔ZRP-1沸石(齐鲁石化公司催化剂厂工业产品，SiO2/Al2O3＝30，干基为3.0kg)加入到步骤2)得到的混合浆液中，搅拌均匀，并加入商业三氧化二铝粘接剂4.0g，混合后并放于粘合机中，加入适量水，充分搅拌均匀，在空气中放置4小时，用滚球机滚球成形，于干燥箱中120℃烘干3小时后，用磷酸二氢铵溶液(磷含量为1m％)洗涤，洗去游离Na+，洗涤除去游离Na+，再次干燥即得催化剂记为CAT-2(平均粒径在2-4mm)。该催化剂的组成为三氧化二铬7.4重％、2.2重％MFI结构中孔沸石、20.6重％DASY沸石、24.8重％拟薄水铝石、6.5重％铝溶胶和余量高岭土。其性质列于表6。
实施例4
该实施例按照图2的装置和流程进行试验，使用表1中FCC循环油A作为原料，在移动床反应器上进行试验，采用CAT-2催化剂，催化剂MAT＝66。该移动床反应器为小型管式移动床反应器，催化剂的藏量为10公斤；与常规小型管式移动床反应器不同的是，反应器与再生器之间设有催化剂料斗系统。
FCC循环油A经160℃预热后进入移动床反应器顶部，在反应压力0.2MPa下，H2/循环油的体积比为500，随着含氢流化介质由上向下流动，与下行催化剂顺流接触，在反应温度(以反应器底部为准)540℃、催化剂与原料油的重量比4.2、反应时间为10秒条件下进行临氢裂解脱烷基反应；反应油气经分离系统进行产品分离得到气体产物和脱烷基芳烃油，脱烷基芳烃油脱硫、氮后进行芳烃抽提得到苯、甲苯、二甲苯和萘等高价值芳烃，芳烃抽余油100％回炼；反应后的待生催化剂氮气汽提脱除其内部吸附的油气后，经催化剂料斗系统脱氢降压送入再生器，采用空气作为再生气体，在再生温度550～650℃下与待生剂逆流接触进行再生；再生后的再生剂循环使用。操作条件和产品分布列于表3。
从表3可以看出，实施例4中，富含单环芳烃FCC循环油在移动床反应器中临氢催化裂解脱烷基，脱烷基油收率为81.82重％，BTX收率为28.23重％，萘收率13.09重％，甲基萘收率3.27重％，三烯(低碳烯烃乙烯+丙烯+丁烯)收率8.23重％；油浆收率0.11重％，焦炭产率3.42重％；苯、甲苯、二甲苯和萘等高价值芳烃(BTXN)的总收率44.59重％。
对比例4
通过与实施例4相同的方法进行催化裂化，不同在于对比例4中：非临氢催化裂解，流化介质均为不含氢的水蒸气和氮气；催化剂与工艺条件与实施例4相同，在反应压力0.2MPa下，FCC循环油A随着非含氢流化介质由上向下流动，与下行催化剂顺流接触，在反应温度520℃、催化剂与原料油的重量比4.2、反应时间为10秒条件下进行非临氢催化裂解脱烷基反应，水蒸气/总原料的重量比5％；反应油气经分离系统进行产品分离得到气体产物和脱烷基芳烃油，脱烷基芳烃油脱硫、氮后进行芳烃抽提得到苯、甲苯、二甲苯和萘等高价值芳烃，芳烃抽余油100％回炼；反应后的待生催化剂氮气汽提脱除其内部吸附的油气后直接送入再生器，采用空气作为再生气体，在再生温度550～680℃下与待生剂接触进行再生；再生后的再生剂循环使用。操作条件和产品分布列于表7。
从表7可以看出，与对比例4(非临氢催化裂解)相比，实施例4(临氢催化裂解)的BTX与萘以及低碳烯烃的收率高，芳烃抽余油回炼比低，而且油浆与焦炭产率低，BTX与萘以及低碳烯烃的收率分别提高11.69、10.61和0.41个百分点，油浆与焦炭产率分别降低0.17、1.13个百分点。
实施例5
该实施例按照图2的装置和流程进行试验(装置如实施例4)，使用表1中FCC循环油B作为原料，在移动床反应器上进行试验，采用CAT-2催化剂，催化剂MAT＝66。FCC循环油B经260℃预热后进入移动床反应器顶部，与下行催化剂顺流接触，在反应压力6.0MPa下，H2/循环油的体积比为1000，随着含氢流化介质由上向下流动，在反应温度(以反应器底部为准)640℃、催化剂与原料油的重量比6.4、反应时间为5秒条件下进行临氢裂解脱烷基反应；反应油气经分离系统进行产品分离得到气体产物、脱烷基芳烃油和油浆，脱烷基芳烃油脱硫、氮后进行芳烃抽提得到苯、甲苯、二甲苯和萘等高价值芳烃，芳烃抽余油100％回炼；反应后的待生催化剂氮气汽提脱除其内部吸附的油气后，经催化剂料斗系统脱氢降压送入再生器，采用空气作为再生气体，在再生温度600～680℃下与待生剂接触进行再生；再生后的再生剂循环使用。操作条件和产品分布列于表8。
从表8可以看出，实施例5中，富含双环芳烃的FCC循环油在移动床反应器中临氢催化裂解脱烷基，脱烷基油收率为71.94重％，BTX收率为8.06重％，萘收率42.44重％，甲基萘收率11.87重％，三烯(低碳烯烃乙烯+丙烯+丁烯)收率11.52重％；油浆收率1.86重％，焦炭产率6.44重％；苯、甲苯、二甲苯和萘等高价值芳烃(BTXN)的总收率62.37重％。
对比例5
通过与实施例5相同的方法进行催化裂化，不同在于对比例5中：临氢热裂解，反应体系无催化剂，无需进行催化剂再生操作，但要采用外加热即电加热维持反应温度；流化介质均为含氢的氢气和催化裂化干气，工艺条件与实施例5相同，在反应压力6.0MPa下，H2/循环油的体积比为1000，FCC循环油B经260℃预热后进入移动床反应器顶部后随着含氢流化介质由上向下流动，在反应温度640℃、催化剂与原料油的重量比6.4、反应时间为5秒条件下进行临氢热裂解脱烷基反应；反应油气经分离系统进行产品分离得到气体产物、脱烷基芳烃油和油浆，脱烷基芳烃油脱硫、氮后进行芳烃抽提得到苯、甲苯、二甲苯和萘等高价值芳烃，芳烃抽余油100％回炼。操作条件和产品分布列于表8。
从表8可以看出，与对比例5(临氢热裂解)相比，实施例5(临氢催化裂解)的BTX与萘以及低碳烯烃的收率高，芳烃抽余油回炼比低，而且油浆与焦炭产率低，BTX与萘以及低碳烯烃的收率分别提高3.84、8.23和3.99个百分点，油浆与焦炭产率分别降低0.71、3.81个百分点。
实施例6
该实施例按照图2的装置和流程进行试验(装置如实施例4)，使用表1中30重％FCC循环油A和70重％加氢FCC循环油C作为原料，在移动床反应器上进行试验，采用CAT-2催化剂，催化剂MAT＝66。FCC循环油A经160℃预热后进入移动床反应器顶部，加氢FCC循环油C在FCC循环油A上游进料，首先接触高温再生剂，FCC循环油A与加氢FCC循环油C与催化剂顺流接触发生反应，在反应压力1.8MPa下，H2/循环油的体积比为800，随着含氢流化介质由上向下流动，在反应温度(以反应器底部为准)560℃、催化剂与混合原料油的重量比5.3、反应时间为3.5秒条件下进行临氢裂解脱烷基反应；反应油气经分离系统进行产品分离得到气体产物和脱烷基芳烃油，脱烷基芳烃油脱硫、氮后进行芳烃抽提得到苯、甲苯、二甲苯和萘等高价值芳烃，芳烃抽余油100％回炼；反应后的待生催化剂氮气汽提脱除其内部吸附的油气后，经催化剂料斗系统脱氢降压送入再生器，采用空气作为再生气体，在再生温度550～650℃下与待生剂接触进行再生；再生后的再生剂循环使用。操作条件和产品分布列于表9。
从表9可以看出，实施例6中，富含单环芳烃的FCC循环油与加氢FCC循环油在移动床反应器中临氢催化裂解脱烷基，脱烷基油收率为77.85重％，BTX收率为30.83重％，萘收率7.44重％，甲基萘收率3.39重％，三烯(低碳烯烃乙烯+丙烯+丁烯)收率8.96重％；油浆收率0.56重％，焦炭产率4.23重％；苯、甲苯、二甲苯和萘等高价值芳烃(BTXN)的总收率41.66重％。
对比例6
通过与实施例6相同的方法进行催化裂化，不同在于对比例6中：非临氢催化裂解，流化介质均为不含氢的水蒸气和氮气；催化剂与工艺条件与实施例6相同，在反应压力1.8MPa下，加氢FCC循环油C在FCC循环油A上游进料，首先接触高温再生剂，FCC循环油A与加氢FCC循环油C与催化剂顺流下行发生反应，在反应温度560℃、催化剂与混合原料油的重量比5.3、反应时间为3.5秒条件下进行非临氢催化裂解脱烷基反应，水蒸气/总原料的重量比0.5；反应油气经分离系统进行产品分离得到气体产物和脱烷基芳烃油，脱烷基芳烃油脱硫、氮后进行芳烃抽提得到苯、甲苯、二甲苯和萘等高价值芳烃，芳烃抽余油100％回炼；反应后的待生催化剂氮气汽提脱除其内部吸附的油气后直接送入再生器，采用空气作为再生气体，在再生温度550～650℃下与待生剂接触进行再生；再生后的再生剂循环使用。操作条件和产品分布列于表9。
从表9可以看出，与对比例6(非临氢热裂解)相比，实施例6(临氢催化裂解)的BTX与萘以及低碳烯烃的收率高，芳烃抽余油回炼比低，而且油浆与焦炭产率低，BTX与萘以及低碳烯烃的收率分别提高8.92、4.64和1.86个百分点，油浆与焦炭产率分别降低0.28、1.55个百分点。
表6
催化剂编号 CAT-2
催化剂类型 金属改性大孔和中孔沸石
化学组成，重％
氧化铬 7.4
氧化铝 43.6
氧化钠 0.14
稀土 1.2
形状 球形
粒径范围，毫米 2-4
表观密度，千克/米<sup>3</sup> 718
孔体积，毫升/克 0.35
比表面积，米<sup>2</sup>/克 -174
侧压强度，牛顿/厘米<sup>2</sup> >120
表7
实施例4 对比例4
原料油 A A
反应方式 临氢催化裂解 非临氢催化裂解
催化剂名称 CAT-2 CAT-2
催化剂活性(MAT) 66 66
芳烃抽余油的回炼比 0.04 0.08
反应操作条件
反应压力，MPa 0.2 0.2
氢分压，MPa 0.1 -
反应器入口温度，℃ 620 620
反应器中部温度，℃ 575 575
反应器出口温度，℃ 540 540
催化剂/原料油的重量比 4.2 4.2
油气停留时间，s 10.0 10.0
H<sub>2</sub>/循环油的体积比 500 -
水蒸气/总原料的重量比，％ - 2.0
产品收率，重％
裂解气体 14.65 12.46
其中三烯 8.23 6.45
气体烷烃 6.42 6.01
脱烷基油 81.82 82.71
其中BTX 28.23 16.54
萘 13.09 2.48
甲基萘 3.27 9.93
油浆 0.11 0.28
焦炭 3.42 4.55
合计 100.00 100.00
BTXN产率 44.59 28.95
表8
Figure BDA0002255680070000311
表9
Figure BDA0002255680070000321
本领域技术人员应当注意的是，本发明所描述的实施方式仅仅是示范性的，可在本发明的范围内作出各种其他替换、改变和改进。因而，本发明不限于上述实施方式，而仅由权利要求限定。

Claims (19)

1.一种临氢催化裂解FCC循环油连续生产芳烃的方法，包括以下步骤：
(1)使所述FCC循环油经雾化介质雾化后进料到反应器装置中，所述反应器装置包括移动床反应器、流化床反应器或提升管反应器；
(2)在所述反应器装置中，在临氢气氛中，经雾化的FCC循环油接触所述芳烃脱烷基催化剂进行所述脱烷基反应，得到反应油气；
(3)由所述反应油气得到所述芳烃；
(4)经步骤(2)的待生催化剂进入再生装置，在所述再生装置中与含氧再生气体接触进行再生，再生后的催化剂返回到所述反应器装置中循环使用。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤(4)如下进行：使所述待生催化剂经催化剂料斗系统脱氢降压进入所述再生装置，在所述再生装置中与所述含氧再生气体接触进行再生，再生后的催化剂再经所述催化剂料斗脱氧升压后返回到所述反应器装置中循环使用；再生操作条件是：温度为500-680℃，压力为0.2-2.0MPa。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述脱烷基反应的条件为：反应温度为500-800℃，反应压力为0.2-6.0MPa，反应时间为1-40秒，所述催化剂与FCC循环油的重量比为1-10:1。
4.根据权利要求3所述的方法，其中，所述反应器装置包括移动床反应器，反应温度为500-650℃，反应压力0.2-6.0MPa、反应时间1-20秒、催化剂与FCC循环油重量比为1-10:1。
5.根据权利要求4的方法，其中，所述反应温度为520-630℃，反应压力1.0-5.0MPa，反应时间2-15秒，催化剂与FCC循环油重量比为3-8:1。
6.根据权利要求3所述的方法，其中，所述反应器装置为流化床反应器或提升管反应器，反应温度为500-800℃，反应压力0.2-6.0MPa、反应时间0.1-10秒，催化剂与FCC循环油重量比为1-10:1。
7.根据权利要求6所述的方法，其中，所述反应温度为550-700℃，反应压力1.0-5.0MPa，反应时间0.5-5.0秒，催化剂与FCC循环油重量比为3-7:1。
8.根据权利要求1所述的方法，其中，所述雾化介质包括含氢气体和/或不含氢的气体，所述雾化介质不含或含有微量的氧气，其中氧气在所述雾化介质中的体积分数不大于1％。
9.根据权利要求8所述的方法，其中，所述含氢气体选自氢气、干气中的一种或多种；所述不含氢的气体选自氮气、水蒸气中的一种或多种。
10.根据权利要求1所述的方法，其中，所述FCC循环油是来自催化裂化装置的馏程为80-360℃的馏分油，总芳烃含量为40-98重量％，基于所述FCC循环油的总重量。
11.根据权利要求1所述的方法，其中，由所述反应油气得到所述芳烃包括：
将所述反应油气引入分离装置，分离得到裂解气体，脱烷基芳烃油和油浆；
将所述脱烷基芳烃油引入到芳烃提取装置，得到所述芳烃和芳烃抽余油。
12.根据权利要求11所述的方法，其中，所述方法还包括将所述油浆和/或所述芳烃抽余油进料到所述反应器装置中。
13.根据权利要求1所述的方法，其中，所述芳烃脱烷基催化剂包括活性金属组分，沸石，粘接剂和任选的粘土，其中所述活性金属组分选自ⅠA族、ⅡA族、ⅥA、ⅦA、ⅠB、ⅡB族和过渡金属的第4周期元素和第5周期元素中的一种或多种，以氧化物计，占所述催化剂总重量的5-50重量％；所述沸石包括大孔沸石和任选的中孔沸石，占所述催化剂总重量的1-50重量％；所述粘接剂选自二氧化硅和/或三氧化二铝，占所述催化剂总重量的5-95重量％；所述粘土占所述催化剂总重量的0-70重量％。
14.根据权利要求13所述的方法，其中，所述活性金属组分包括Cr、Ni、Mo、Cu中的一种或多种，以及碱金属K和碱土金属Mg中的一种或多种。
15.根据权利要求13所述的方法，其中，所述反应器装置包括流化床反应器或提升管反应器，所述催化剂的平均粒径为40-100微米。
16.根据权利要求13所述的方法，其中，所述反应器装置为移动床反应器，所述催化剂的平均粒径为1-6毫米。
17.临氢催化裂解FCC循环油连续生产芳烃的装置，包括：
反应器装置，所述反应器装置设置有物料进口和反应油气出口，还设置有催化剂进口和催化剂出口，所述反应器装置包括移动床反应器或者流化床；
分离装置，所述分离装置包括物料进口，裂解气体出口，脱烷基芳烃油出口，以及油浆出口；所述分离装置的物料进口与所述反应器装置的反应油气出口相连接；
芳烃抽提装置，所述芳烃抽提装置包括物料进口，芳烃出口和芳烃抽余油出口，所述芳烃抽提装置的物料进口与所述分离装置的脱烷基芳烃油出口相连通；
再生装置，所述再生装置设置有催化剂进口和催化剂出口，以及再生气进口和再生气出口；
催化剂料斗系统，所述催化剂料斗系统与所述反应器装置的所述催化剂进口和催化剂出口相连接，且与所述再生装置的催化剂进口和催化剂出口相连接，使得来自所述反应器装置的待生催化剂经所述催化剂料斗系统后进入所述再生装置中再生，并使得来自所述再生装置的再生催化剂经所述催化剂料斗系统后循环回所述反应器装置中。
18.根据权利要求17的装置，其中，所述芳烃抽提装置的芳烃抽余油出口还与所述反应器装置的物料进口相连通。
19.根据权利要求17的装置，其中，所述分离装置的油浆出口还与所述反应器装置的物料进口相连通。
CN201911052596.9A 2019-10-31 2019-10-31 临氢催化裂解fcc循环油连续生产芳烃的方法和装置 Active CN112745895B (zh)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201911052596.9A CN112745895B (zh) 2019-10-31 2019-10-31 临氢催化裂解fcc循环油连续生产芳烃的方法和装置

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201911052596.9A CN112745895B (zh) 2019-10-31 2019-10-31 临氢催化裂解fcc循环油连续生产芳烃的方法和装置

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN112745895A true CN112745895A (zh) 2021-05-04
CN112745895B CN112745895B (zh) 2022-10-21

Family

ID=75644588

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201911052596.9A Active CN112745895B (zh) 2019-10-31 2019-10-31 临氢催化裂解fcc循环油连续生产芳烃的方法和装置

Country Status (1)

Country Link
CN (1) CN112745895B (zh)

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN115678603A (zh) * 2021-07-30 2023-02-03 中国石油化工股份有限公司 一种使用双流化床反应器生产三烯、btx和二甲基萘的方法

Citations (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN101348733A (zh) * 2007-07-18 2009-01-21 中国石油化工股份有限公司 利用烃类原料生产轻质芳烃和轻质烷烃的方法
CN105585416A (zh) * 2014-10-20 2016-05-18 中国石油化工股份有限公司 一种含氧化合物与芳烃进行烷基化反应的方法
CN105585396A (zh) * 2014-10-20 2016-05-18 中国石油化工股份有限公司 一种由含氧化合物制取低碳烯烃的方法
CN105582860A (zh) * 2014-10-20 2016-05-18 中国石油化工股份有限公司 一种催化转化系统
CN109423327A (zh) * 2017-08-24 2019-03-05 中国石油化工股份有限公司 一种生产芳烃的方法
CN109718760A (zh) * 2017-10-30 2019-05-07 中国石油化工股份有限公司 一种以催化裂化柴油为原料生产轻质芳烃的方法

Patent Citations (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN101348733A (zh) * 2007-07-18 2009-01-21 中国石油化工股份有限公司 利用烃类原料生产轻质芳烃和轻质烷烃的方法
CN105585416A (zh) * 2014-10-20 2016-05-18 中国石油化工股份有限公司 一种含氧化合物与芳烃进行烷基化反应的方法
CN105585396A (zh) * 2014-10-20 2016-05-18 中国石油化工股份有限公司 一种由含氧化合物制取低碳烯烃的方法
CN105582860A (zh) * 2014-10-20 2016-05-18 中国石油化工股份有限公司 一种催化转化系统
CN109423327A (zh) * 2017-08-24 2019-03-05 中国石油化工股份有限公司 一种生产芳烃的方法
CN109718760A (zh) * 2017-10-30 2019-05-07 中国石油化工股份有限公司 一种以催化裂化柴油为原料生产轻质芳烃的方法

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN115678603A (zh) * 2021-07-30 2023-02-03 中国石油化工股份有限公司 一种使用双流化床反应器生产三烯、btx和二甲基萘的方法
CN115678603B (zh) * 2021-07-30 2024-02-09 中国石油化工股份有限公司 一种使用双流化床反应器生产三烯、btx和二甲基萘的方法

Also Published As

Publication number Publication date
CN112745895B (zh) 2022-10-21

Similar Documents

Publication Publication Date Title
EP3225678B1 (en) Am fcc process with two reaction zones
RU2464298C2 (ru) Способ каталитической конверсии (варианты)
RU2562238C2 (ru) Способ каталитической конверсии для производства дополнительного количества дизельного топлива и пропилена
CN107267211B (zh) 一种劣质原料油的加工方法和系统
TW202006126A (zh) 一種烴油催化裂解方法、反應器及系統
CN111718750B (zh) 一种制取丙烯的方法和系统
WO2011047540A1 (zh) 一种提高柴油十六烷值桶的催化转化方法
CN1333052C (zh) 一种生产低碳烯烃和芳烃的方法和装置
CN113462429B (zh) 一种生产低碳烯烃和芳烃的方法
CN113462430B (zh) 一种石油烃类生产低碳烯烃与多种芳烃的方法
CN112745895B (zh) 临氢催化裂解fcc循环油连续生产芳烃的方法和装置
US20030111388A1 (en) Process for catalytic upgrading light petroleum hydrocarbons accompanied by low temperature regenerating the catalyst
CN112745926A (zh) 处理催化裂解汽油的方法和系统、多产低碳烯烃和轻质芳烃的工艺和装置
CN112745924A (zh) 一种处理催化裂解汽油的方法和系统、催化裂解的工艺和装置
CN112745896B (zh) 一种临氢催化裂解fcc循环油连续生产芳烃的方法和装置
CN101942339A (zh) 沸腾床渣油加氢裂化与催化裂化组合工艺方法
CN111040807B (zh) 一种采用双提升管进行加工劣质油的方法和系统
CN111718230B (zh) 一种生产丙烯的方法和系统
CN101134915A (zh) 一种烃油在移动床反应器内临氢催化吸附脱硫的方法
CN112745945A (zh) 一种处理催化裂解汽油的方法和系统、多产二甲苯的催化裂解工艺和装置
CN115678603B (zh) 一种使用双流化床反应器生产三烯、btx和二甲基萘的方法
CN105505454B (zh) 一种页岩油流化催化裂化方法
CN111040809B (zh) 一种劣质油的临氢加工方法和系统
CN105586081B (zh) 一种页岩油催化裂化的加工方法
CN111718752B (zh) 一种多产丙烯的催化裂化方法和系统

Legal Events

Date Code Title Description
PB01 Publication
PB01 Publication
SE01 Entry into force of request for substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
GR01 Patent grant
GR01 Patent grant