CN112877097B - 一种劣质催化裂化原料的加工方法和装置 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种劣质催化裂化原料的加工方法和装置。本发明提供的劣质催化裂化原料的加工方法，采用相互连通的催化裂化单元和加氢裂化单元作为反应器，包括以下步骤：将劣质催化裂化原料投入催化裂化单元中进行催化裂化反应，使经催化裂化反应得到的催化裂化循环油进入加氢裂化单元中进行加氢裂化反应，并对加氢裂化反应得到的产物进行分馏，其中，将大于360℃馏分返回催化裂化单元中参与催化裂化反应。本发明提供的加工方法，降低了催化裂化循环油反应产物中稠环芳烃的含量，并且减少了返回催化裂化单元中催化裂化循环油的比例，进一步减少了生焦率，提高了劣质催化裂化原料的转化率，使得产品分布和质量得到了进一步的改善。

Description

一种劣质催化裂化原料的加工方法和装置

技术领域

本发明涉及一种劣质催化裂化原料的加工方法和装置，属于石油加工技术领域。

背景技术

随着原料油劣质化、重质化的不断加剧，以及催化裂化技术的快速发展，在催化裂化原料油中掺炼焦化蜡油已成为炼油企业扩大催化裂化原料的来源和挖潜增效的重要途径之一。然而随着焦化蜡油性质的不断恶化，为保证原料油炼制的产率，焦化蜡油的掺杂比例也就受到了限制，但是焦化蜡油的产量急速增加。因此，如何能够在保证原料油炼制产率的基础上，进一步提高焦化蜡油的掺杂比例成为当下亟待解决的问题。

经过对焦化蜡油性质的研究发现，焦化蜡油中含氮量较高，其中的碱性氮化物作为生焦前身物会在催化剂活性中心上缩合生焦，从而降低催化剂的活性和选择性，但是有研究表明单程的焦化蜡油在催化剂上生焦所导致的问题可以通过烧焦过程解决，并不是制约其掺炼比的关键；此外，劣质的焦化蜡油在催化裂化反应中易造成回炼油增多，由于回炼油中聚集了大量的稠环芳烃，这些稠环芳烃不但不易裂化，还会优先吸附在催化剂表面，不但阻滞了饱和烃的裂化反应，还极易在催化剂表面发生缩合生焦反应，从而导致焦炭产率上升、催化裂化原料的转化率降低、催化剂活性和选择性降低、产品分布恶化、产品性质变差等问题。

发明内容

本发明提供一种劣质催化裂化原料的加工方法，该方法能够有效平衡原料油炼制高产率要求以及焦化蜡油性质不断恶化且产量不断增加之间的矛盾，能够在保证原料油高炼制产率的基础上，进一步提高焦化蜡油的掺杂比例。

本发明还提供了一种用于实施上述方法的装置。

为实现上述目的，一方面，本发明提供了一种劣质催化裂化原料的加工方法，采用相互连通的催化裂化单元和加氢裂化单元作为反应器，所述方法包括以下步骤：

将所述劣质催化裂化原料投入所述催化裂化单元中进行催化裂化反应，使经所述催化裂化反应得到的催化裂化循环油进入所述加氢裂化单元中进行加氢裂化反应，并对所述加氢裂化反应得到的产物进行分馏，其中，将大于360℃馏分返回所述催化裂化单元中参与所述催化裂化反应。

本发明所指的劣质催化裂化原料是指至少包括焦化蜡油的劣质催化裂化原料，也可以含有焦化重蜡油，特别是氮含量高于4000μg/g、残炭高的劣质焦化重蜡油；也可以含有劣质直馏蜡油及其它劣质催化裂化原料。

图1为本发明提供的劣质催化裂化原料的加工方法流程示意图，如图1所示，本发明首先将劣质催化裂化原料进行常规的催化裂化反应，其次将催化裂化反应得到的催化裂化循环油进行加氢裂化反应，其中，催化裂化循环油是指在催化裂化反应产物中小于460℃分馏出的馏分，最后，对加氢裂化反应的产物进行分馏，将大于360℃馏分返回催化裂化单元中与劣质催化裂化原料一起参与催化裂化反应。

催化裂化循环油经过加氢裂化反应，可有效去除催化裂化循环油中的硫、氮，并且将催化裂化循环油中的稠环芳烃加氢精制，再经过裂化反应，使得催化裂化循环油中的稠环芳烃饱和后开环裂化，将大于360℃馏分返回催化裂化反应中与劣质催化裂化原料一起参与催化裂化反应。具体地，大于360℃馏分的质量为催化裂化循环油总量的10～20％。

通过本发明提供的方法，降低了催化裂化循环油反应产物中稠环芳烃的含量，并且减少了返回催化裂化单元中催化裂化循环油的比例，进一步降低了焦炭产率，提高了劣质催化裂化原料的转化率，使得产品分布和质量得到了进一步的改善；同时，也解决了焦化蜡油的加工问题，使得焦化蜡油的掺炼比例能够进一步提高。

此外，催化裂化循环油经过加氢裂化反应后分馏得到的小于360℃馏分可以直接进行常规的加氢精制反应，例如进行汽油加氢精制反应和/或柴油加氢精制反应。

在一种具体实施方式中，催化裂化反应可按本领域常规反应条件进行，具体地，催化裂化反应的条件为：温度480～550℃，再生温度650～750℃，剂油重量比4～10，劣质催化裂化原料与催化裂化催化剂接触时间0.5～5秒；压力0.1～0.5MPa。

其中，催化裂化反应中使用的催化剂为现有技术中常用的催化裂化催化剂，例如硅铝催化剂、硅镁催化剂、酸处理的白土及分子筛催化裂化催化剂，其中分子筛催化裂化催化剂可以为X型、Y型、ZSM-5、M型、层柱等。

由于分子筛催化裂化催化剂具有活性高，生焦少，汽油产率高，转化率高的优点，可以选择分子筛催化裂化催化剂作为催化裂化反应的催化剂。

劣质催化裂化原料完成上述催化裂化反应后，在分馏中除了得到催化裂化循环油之外，还可得到干气、液化气、催化裂化汽油馏分、催化裂化柴油馏分和催化裂化油浆；其中，催化裂化汽油馏分、催化裂化柴油馏分进入加氢精制单元进行常规的汽油加氢精制反应和柴油加氢精制反应，得到汽油和柴油产品。

具体地，催化裂化循环油进行加氢裂化反应依次包括加氢反应和裂化反应。即，首先使催化裂化循环油进行加氢反应，然后对加氢反应得到的产物进行裂化反应。

具体地，加氢反应的反应条件为：反应温度260℃～420℃，氢分压5.0～17MPa，体积空速0.2～2.0h^-1，氢油体积300：1～1500：1。

裂化反应的反应条件为：反应温度300℃～420℃，氢分压5.0～17MPa，体积空速0.2～2.0h^-1，氢油体积比300：1～1500：1。

进一步地，加氢反应的反应条件为：反应温度310℃～370℃，氢分压8.0～15MPa，体积空速1.0～2.0h^-1，氢油体积比500：1～1000：1。

裂化反应的反应条件为：反应温度330℃～390℃，氢分压8.0～15MPa，体积空速1.0～2.0h^-1，氢油体积比500：1～1000：1。

为进一步提高加氢裂化反应的反应效率，在加氢反应和裂化反应中需使用催化剂。具体地，所述加氢反应所使用的催化剂为加氢催化剂；所述裂化反应所使用的催化剂由加氢催化剂和裂化催化剂组成，且加氢催化剂和裂化催化剂的体积比为1:2～1:4。

进一步地，所述加氢催化剂的活性金属组分选自Co，Mo，W，Ni中的一种或多种，载体为Al₂O₃或Al₂O₃-SiO₂，所述活性金属组分以氧化物计，所述氧化物的质量为所述加氢催化剂质量的20～50％。

所述裂化催化剂的活性金属组分选自Co，Mo，W，Ni中的一种或多种，载体为Al₂O₃，所述活性金属组分以氧化物计，所述氧化物的质量为所述裂化催化剂质量的30～50％。

为了便于催化剂的使用的储存，在使用上述加氢催化剂和裂化催化剂前，需按照现有技术对其进行硫化处理。

通过本发明提供的劣质催化裂化原料加工方法，通过将劣质催化裂化原料经过催化裂化反应后得到的催化裂化循环油进行加氢裂化反应，并将加氢裂化反应产物中大于360℃馏分返回催化裂化单元中与劣质催化裂化原料一起参与催化裂化反应，降低了催化裂化循环油反应产物中稠环芳烃的含量，并且减少了返回催化裂化单元中催化裂化循环油的比例，进一步降低了焦炭产率，提高了劣质催化裂化原料的转化率，使得产品分布和质量得到了进一步的改善；同时，也解决了焦化蜡油的加工问题，使得焦化蜡油的掺炼比例进一步提高。

另一方面，本发明提供了一种用于实施上述方法的劣质催化裂化原料加工装置，所述装置包括：催化裂化单元和加氢裂化单元，所述催化裂化单元的第一出口与所述加氢裂化单元的入口连接，所述加氢裂化单元的第一出口与所述催化裂化单元的第一入口连接。

本发明提供了一种劣质催化裂化加工装置，包括催化裂化单元和加氢裂化单元，催化裂化单元用于催化裂化劣质催化裂化原料并得到干气、液化气、催化裂化汽油馏分、催化裂化柴油馏分、催化裂化循环油和催化裂化油浆；加氢裂化单元用于接收催化裂化单元反应得到的催化裂化循环油，催化裂化循环油在加氢裂化单元中进行加氢裂化反应，并将产物中大于360℃馏分返回催化裂化单元中参与催化裂化反应。

具体使用时，催化裂化单元中的劣质催化裂化原料经过催化裂化反应以及分馏后，分馏得到的催化裂化循环油从催化裂化单元的第一出口输出并经加氢裂化单元的入口进入加氢裂化单元中进行加氢裂化以及分馏，并且最终得到的大于360℃馏分会经加氢裂化单元的第一出口输出，经催化裂化单元的第一入口进入催化裂化单元中与劣质催化裂化原料重新进行催化裂化反应。

本装置只需在常规催化裂化单元后增设加氢裂化单元即可实现目的，设备改造成本较低，合理解决了装置投资、运转费用与产品质量、运转周期之间的矛盾，使劣质催化裂化原料加工装置发挥最大的经济效益。

能够理解的是，催化裂化单元除了上述第一入口外，还包括用于接收劣质催化裂化原料的原料入口；催化裂化单元除了上述第一出口外，还包括用于输出干气、液化气、催化裂化汽油馏分、催化裂化柴油馏分和催化裂化油浆的其他出口；加氢裂化单元除了上述第一出口外，还包括用于输出小于360℃馏分的其他出口。

催化裂化单元包括催化裂化反应单元，催化裂化反应单元可选自现有技术中的各种型式的催化裂化反应器，催化裂化反应器可以是一套或一套以上，每套催化裂化反应器至少应包括一个反应器和一个再生器。

在一种具体实施方式中，催化裂化反应器为提升管反应器或提升管加床层反应器。具体的，劣质催化裂化原料油从提升管反应器底部注入，与来自再生器的高温再生催化剂接触，催化裂化反应生成的油气和沉积焦炭的催化剂混合物沿提升管反应器向上移动，完成整个原料油的催化裂化反应。

在催化裂化单元中还包括有分馏单元，分馏单元可以是本领域常会使用的分馏塔，用于将催化裂化反应后的产物分馏为干气、液化气、催化裂化汽油馏分、催化裂化柴油馏分、催化裂化循环油和催化裂化油浆。具体地，分馏塔可以设置在一套催化裂化反应器后，也可以设置在多套催化裂化反应器后，本发明不作进一步的限制。分馏塔可以按本领域常规技术设计。

进一步地，所述加氢裂化单元包括加氢子单元和所述裂化子单元；

其中，所述催化裂化单元的第一出口与所述加氢子单元的入口连接，所述加氢子单元的出口与所述裂化子单元的入口连接，所述裂化子单元的第一出口与所述催化裂化单元的第一入口连接。

经催化裂化单元第一出口输出的催化裂化循环油首先经加氢子单元的入口进入加氢子单元进行加氢反应，在加氢催化剂的作用下，脱除硫、氮并且将催化裂化循环油中的稠环芳烃加氢饱和预处理，随后，加氢子单元中的产物从加氢子单元的出口输出，经裂化子单元的入口进入裂化子单元中进行裂化反应，在裂化催化剂的作用下，将加氢子单元产物中的部分稠环芳烃及环烷烃开环裂化，且裂化反应产物中大于360℃馏分从裂化子单元的第一出口输出经催化裂化单元的第一入口返回催化裂化单元中参与催化裂化反应。

在一种实施方式中，所述加氢裂化装置可以为双反应器串联装置。

在本实施方式中，加氢子单元和裂化子单元采用单独的反应器，并将两个反应器串联，再与催化裂化反应器连通即可。在劣质催化裂化原料加工过程中，分别控制两个反应器的反应条件，具体反应条件和催化剂与前述相同，在此不在赘述。

在另一种实施方式中，所述加氢裂化单元可以为单反应器，其内部具有至少两段反应床层。

在本实施方式中，加氢子单元和裂化子单元可设置在一个反应器内，不同的反应床层中进行。在劣质催化裂化原料加工过程中，由于加氢反应和裂化反应所需温度的不同，需要控制反应床层的温度。具体地，可以通过向反应床层之间打入冷氢或用其他取热的方法，控制反应床层的温度来满足相应反应条件。具体反应条件和催化剂与前述相同，在此不在赘述。

本发明的实施，至少具有以下优势：

1、本发明提供的方法将劣质催化循环原料经催化裂化反应得到的催化裂化循环油通过进一步的加氢裂化反应，将加氢裂化反应产物中大于360℃馏分返回催化裂化反应中参与催化裂化反应，降低了催化裂化循环油反应产物中稠环芳烃的含量，并且减少了返回催化裂化单元中催化裂化循环油的比例，进一步降低了焦炭产率，提高了劣质催化裂化原料的转化率，使得产品分布和质量得到了进一步的改善；同时，也解决了焦化蜡油的加工问题，使得焦化蜡油的掺炼比例进一步提高。

2、本发明提供的方法提高了催化裂化加工装置的加工能力，解决了焦化蜡油掺杂的劣质催化裂化原料中焦粉含量高，烯烃饱和浪费，装置规模投资大等问题，同时解决了焦化蜡油的出路问题，也给延迟焦化装置提供了更多的增效空间。

3、本发明提供的方法操作简单，原料适应性强，处理效果好，无废渣排放，降低了环境污染。

4、本发明提供的劣质催化裂化原料的加工装置的原料适应性广，通过与公用工程配合合理，合理解决了设备投资、运转费用与产品质量、运转周期之间的矛盾，可以使加工装置发挥最大的经济效益。

附图说明

图1为本发明提供的劣质催化裂化原料的加工方法流程示意图。

具体实施方式

为使本发明的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将结合本发明的实施例，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。

在本发明提供的实施例和对比例中，将劣质催化裂化原料投入催化裂化单元中进行催化裂化反应，催化裂化单元均为提升管反应器，反应的条件均为：提升管出口温度为500℃，剂油比为8，停留时间为2s。

催化裂化反应中使用的催化剂性质：孔容0.17cm³/g，孔径3.92mm，比表面积73.08m²/g，碳含量0.037％，总酸量为114mmol/g，其中强酸量为73mmol/g，弱酸量为41mmol/g，微反活性为66.94。

加氢裂化单元均为串联的加氢反应器和裂化反应器。

实施例1

1、本实施例选用的劣质催化裂化原料中焦化重蜡油的掺炼比例为0％，其中，劣质催化裂化原料的性质见表1。

上述劣质催化裂化原料在提升管反应器中进行催化裂化反应后得到的产物具体为：1.72％的干气、23.36％的液化气、53.11％的汽油、13.03％的柴油、4.26％的重油、4.52％的焦炭，其中，在催化裂化反应中的液收比(液化气+汽油+柴油)为89.50％。

2、使上述4.26％的重油中馏分＜460℃的部分，即催化裂化循环油，进入加氢裂化单元中进行加氢裂化反应，其中，进入加氢裂化单元的催化裂化循环油的性质见表2。

首先，将上述催化裂化循环油送入装有加氢催化剂的加氢反应器中进行加氢反应，其中，加氢催化剂的载体为Al₂O₃，活性组分为Co-Mo，其中，Co-Mo氧化物的质量为加氢催化剂质量的35％，加氢催化剂的形状为三叶草形，比表面积152m²/g，孔容0.27mL/g，直径1.4mm，装填密度0.93/g.mL^-1，压碎密度22N/mm，上述加氢催化剂在使用前以常规方法进行预硫化。

加氢反应的反应条件为反应温度为260℃，氢分压为5.0MPa，体积空速为0.5h^-1，氢油体积比300：1。

其次，将加氢反应产物送入装有加氢催化剂和裂化催化剂的裂化反应器中进行裂化反应。其中，加氢催化剂与裂化催化剂的体积比1：2，加氢反应器与上述加氢催化剂相同，裂化催化剂的载体为Al₂O₃，活性组分为Ni–W，其中，Ni–W氧化物的质量为裂化催化剂质量的40％，裂化催化剂的形状为三叶草形，比表面积163m²/g，孔容0.29mL/g，直径1.5mm，装填密度0.92/g.mL^-1，压碎密度19N/mm，上述裂化反应中的催化剂在使用前以常规方法进行预硫化。

裂化反应的反应条件为反应温度为380℃，氢分压为5.0MPa，体积空速为0.2h^-1，氢油体积比300：1。

3、将上述加氢裂化反应的产物进行分馏，其中＜360℃的馏分为80％，＞360℃的馏分为19.3％，并对上述两部分进行性质分析，详见表3。

4、并将上述＞360℃的馏分返回提升管反应器中，与劣质催化裂化原料混合进行催化裂化反应，其中＞360℃的馏分的质量为劣质催化裂化原料的10％，并对最终的产物进行分析，其最终液收比(液化气+汽油+柴油)为90.28％，各产物分布详见表4。

实施例2

1、本实施例选用的劣质催化裂化原料中焦化重蜡油的掺炼比例为30％，其中，劣质催化裂化原料的性质见表1。

上述劣质催化裂化原料在提升管反应器进行催化裂化反应后得到的产物具体为：1.65％的干气、22.12％的液化气、50.21％的汽油、14.22％的柴油、6.95％的重油、4.85％的焦炭，其中，在催化裂化反应中的液收比(液化气+汽油+柴油)为86.55％。

2、将上述6.95％的重油中馏分＜460℃的部分，即催化裂化循环油进入加氢裂化单元中进行加氢裂化反应，其中，进入加氢裂化单元的催化裂化循环油的性质见表2。

首先，将上述催化裂化循环油送入装有加氢催化剂的加氢反应器中进行加氢反应。加氢反应的反应条件为反应温度为370℃，氢分压为8.0MPa，体积空速为1.5h^-1，氢油体积比800：1。

其次，将加氢反应产物送入装有加氢催化剂和裂化催化剂的裂化反应器中进行裂化反应。裂化反应的反应条件为反应温度为420℃，氢分压8.0MPa，体积空速为1.5h^-1，氢油体积比800：1。

本实施例加氢裂化反应中的催化剂与实施例1相同。

3、将上述加氢裂化反应的产物进行分馏，其中＜360℃的馏分为90％，＞360℃的馏分为9.5％，并对上述两部分进行性质分析，详见表3。

4、并将上述＞360℃的馏分返回提升管反应器中，与劣质催化裂化原料混合进行催化裂化反应，其中＞360℃的馏分的质量为劣质催化裂化原料的10％，并对最终的产物进行分析，其最终液收比(液化气+汽油+柴油)为87.39％，各产物分布详见表4。

实施例3

1、本实施例选用的劣质催化裂化原料中焦化重蜡油的掺炼比例为40％，其中，劣质催化裂化原料的性质见表1。

上述劣质催化裂化原料在提升管反应器进行催化裂化反应后得到的产物具体为：1.39％的干气、19.23％的液化气、47.26％的汽油、18.27％的柴油、8.89％的重油、4.96％的焦炭，其中，在催化裂化反应中的液收比(液化气+汽油+柴油)为84.76％。

2、将上述8.89％的重油中馏分＜460℃的部分，即催化裂化循环油进入加氢裂化单元中进行加氢裂化反应，其中，进入加氢裂化单元的催化裂化循环油的性质见表2。

首先，将上述催化裂化循环油送入装有加氢催化剂的加氢反应器中进行加氢反应，其中，加氢催化剂的载体为Al₂O₃-SiO₂，活性组分为Co-Mo，其中，Co-Mo氧化物的质量为加氢催化剂质量的20％，加氢催化剂的形状为蝶形，比表面积184m²/g，孔容0.26mL/g，直径1.5mm，装填密度0.89/g.mL^-1，压碎密度19N/mm，上述加氢催化剂在使用前以常规方法进行预硫化。

加氢反应的反应条件为反应温度为310℃，氢分压为12.0MPa，体积空速为1.0h^-1，氢油体积比1000：1。

其次，将加氢反应产物送入装有加氢催化剂和裂化催化剂的裂化反应器中进行裂化反应。其中，加氢催化剂与裂化催化剂的体积比1：4，加氢反应器与上述加氢催化剂相同，裂化催化剂的载体为Al₂O₃，活性组分为Ni–W，其中，Ni–W氧化物的质量为裂化催化剂质量的30％，裂化催化剂的形状为蝶形，比表面积149m²/g，孔容0.23mL/g，直径1.3mm，装填密度0.96/g.mL^-1，压碎密度15N/mm，上述裂化反应中的催化剂在使用前以常规方法进行预硫化。

裂化反应的反应条件为反应温度为330℃，氢分压为12.0MPa，体积空速为1.0h^-1，氢油体积比1000：1。

3、将上述加氢裂化反应的产物进行分馏，其中＜360℃的馏分为83％，＞360℃的馏分为16.2％，并对上述两部分进行性质分析，详见表3。

4、并将上述＞360℃的馏分返回提升管反应器中，与劣质催化裂化原料混合进行催化裂化反应，其中＞360℃的馏分的质量为劣质催化裂化原料的10％，并对最终的产物进行分析，其最终液收比(液化气+汽油+柴油)为85.87％，各产物分布详见表4。

实施例4

1、本实施例选用的劣质催化裂化原料中焦化重蜡油的掺炼比例为50％，其中，劣质催化裂化原料的性质见表1。

上述劣质催化裂化原料在提升管反应器进行催化裂化反应后得到的产物具体为：1.28％的干气、17.38％的液化气、46.91％的汽油、19.06％的柴油、10.35％的重油、5.02％的焦炭，其中，在催化裂化反应中的液收比(液化气+汽油+柴油)为83.35％。

2、将上述10.35％的重油中馏分＜460℃的部分，即催化裂化循环油进入加氢裂化单元中进行加氢裂化反应，其中，进入加氢裂化单元的催化裂化循环油的性质见表2。

首先，将上述催化裂化循环油送入装有加氢催化剂的加氢反应器中进行加氢反应。加氢反应的反应条件为反应温度为350℃，氢分压为10.0MPa，体积空速为2.0h^-1，氢油体积比500：1。

其次，将加氢反应产物送入装有加氢催化剂和裂化催化剂的裂化反应器中进行裂化反应。裂化反应的反应条件为反应温度为360℃，氢分压为10.0MPa，体积空速为2.0h^-1，氢油体积比500：1。

本实施例加氢裂化反应中的催化剂与实施例3相同。3、将上述加氢裂化反应的产物进行分馏，其中＜360℃的馏分为86％，＞360℃的馏分为13.1％，并对上述两部分进行性质分析，详见表3。

4、并将上述＞360℃的馏分返回提升管反应器中，与劣质催化裂化原料混合进行催化裂化反应，其中＞360℃的馏分的质量为劣质催化裂化原料的10％，并对最终的产物进行分析，其最终液收比(液化气+汽油+柴油)为84.33％，各产物分布详见表4。

实施例5

1、本实施例选用的劣质催化裂化原料中焦化重蜡油的掺炼比例为60％，其中，劣质催化裂化原料的性质见表1。

上述劣质催化裂化原料在提升管反应器进行催化裂化反应后得到的产物具体为：1.23％的干气、12.59％的液化气、45.88％的汽油、21.56％的柴油、13.63％的重油、5.11％的焦炭，其中，在催化裂化反应中的液收比(液化气+汽油+柴油)为80.03％。

2、将上述4.26％的重油中馏分＜460℃的部分，即催化裂化循环油进入加氢裂化单元中进行加氢裂化反应，其中，进入加氢裂化单元的催化裂化循环油的性质见表2。

首先，将上述催化裂化循环油送入装有加氢催化剂的加氢反应器中进行加氢反应，其中，加氢催化剂的载体为Al₂O₃，活性组分为Co-Mo，其中，Co-Mo氧化物的质量为加氢催化剂质量的40％，加氢催化剂的形状为三叶草形，比表面积151m²/g，孔容0.29mL/g，直径1.4mm，装填密度0.94/g.mL^-1，压碎密度21N/mm，上述加氢催化剂在使用前以常规方法进行预硫化。

加氢反应的反应条件为反应温度为360℃，氢分压为17.0MPa，体积空速为1.5h^-1，氢油体积比600：1。

其次，将加氢反应产物送入装有加氢催化剂和裂化催化剂的裂化反应器中进行裂化反应。其中，加氢催化剂与裂化催化剂的体积比1：3，加氢反应器与上述加氢催化剂相同，裂化催化剂的载体为Al₂O₃，活性组分为Ni–W，其中，Ni–W氧化物的质量为裂化催化剂质量的50％，裂化催化剂的形状为蝶形，比表面积145m²/g，孔容0.26mL/g，直径1.3mm，装填密度0.96/g.mL^-1，压碎密度15N/mm，上述裂化反应中的催化剂在使用前以常规方法进行预硫化。

裂化反应的反应条件为反应温度为350℃，氢分压为17.0MPa，体积空速为1.5h^-1，氢油体积比600：1。

3、将上述加氢裂化反应的产物进行分馏，其中＜360℃的馏分为85％，＞360℃的馏分为14.3％，并对上述两部分进行性质分析，详见表3。

4、并将上述＞360℃的馏分返回提升管反应器中，与劣质催化裂化原料混合进行催化裂化反应，其中＞360℃的馏分的质量为劣质催化裂化原料的10％，并对最终的产物进行分析，其最终液收比(液化气+汽油+柴油)为81.35％，详见表4。

实施例6

1、本实施例选用的劣质催化裂化原料中焦化重蜡油的掺炼比例为70％，其中，劣质催化裂化原料的性质见表1。

上述劣质催化裂化原料在提升管反应器进行催化裂化反应后得到的产物具体为：1.25％的干气、11.71％的液化气、45.62％的汽油、22.36％的柴油、13.86％的重油、5.20％的焦炭，其中，在催化裂化反应中的液收比(液化气+汽油+柴油)为79.69％。

2、将上述15.86％的重油中馏分＜460℃的部分，即催化裂化循环油进入加氢裂化单元中进行加氢裂化反应，其中，进入加氢裂化单元的催化裂化循环油的性质见表2。

首先，将上述催化裂化循环油送入装有加氢催化剂的加氢反应器中进行加氢反应。加氢反应的反应条件为反应温度为420℃，氢分压为15.0MPa，体积空速为0.2h^-1，氢油体积比1500：1。

其次，将加氢反应产物送入装有加氢催化剂和裂化催化剂的裂化反应器中进行裂化反应。裂化反应的反应条件为反应温度为300℃，氢分压为15.0MPa，体积空速为1.0h^-1，氢油体积比1500：1。

本实施例加氢裂化反应中的催化剂与实施例5相同。

3、将上述加氢裂化反应的产物进行分馏，其中＜360℃的馏分为88％，＞360℃的馏分为11.2％，并对上述两部分进行性质分析，详见表3。

4、并将上述＞360℃的馏分返回催化裂化单元中，与劣质催化裂化原料混合进行催化裂化反应，其中＞360℃的馏分的质量为劣质催化裂化原料的10％，并对最终的产物进行分析，其最终液收比(液化气+汽油+柴油)为79.69％，各产物分布详见表4。

对比例1

1、本对比例选用的劣质催化裂化原料中焦化重蜡油的掺炼比例为30％，其中，劣质催化裂化原料的性质与实施例2相同。

上述劣质催化裂化原料在提升管反应器进行催化裂化反应后得到的产物具体为：1.65％的干气、22.12％的液化气、50.21％的汽油、14.22％的柴油、6.95％的重油、4.85％的焦炭，其中，在催化裂化反应中的液收比(液化气+汽油+柴油)为86.55％。

2、将上述7.67％的重油中馏分＜460℃的部分，返回催化裂化单元中，与劣质催化裂化原料混合进行催化裂化反应，其中重油质量为劣质催化裂化原料的10％，并对最终的产物进行分析，其最终液收比(液化气+汽油+柴油)为85.54％，各产物分布详见表5。

对比例2

1、本对比例选用的劣质催化裂化原料中焦化重蜡油的掺炼比例为40％，其中，劣质催化裂化原料的性质与实施例3相同。

上述劣质催化裂化原料在提升管反应器进行催化裂化反应后得到的产物具体为：1.39％的干气、19.23％的液化气、47.26％的汽油、18.27％的柴油、8.89％的重油、4.96％的焦炭，其中，在催化裂化反应中的液收比(液化气+汽油+柴油)为84.76％。

2、将上述8.89％的重油中馏分＜460℃的部分，返回催化裂化单元中，与劣质催化裂化原料混合进行催化裂化反应，其中重油质量为劣质催化裂化原料的10％，并对最终的产物进行分析，其最终液收比(液化气+汽油+柴油)为83.74％，各产物分布详见表5。

对比例3

1、本对比例选用的劣质催化裂化原料中焦化重蜡油的掺炼比例为50％，其中，劣质催化裂化原料的性质与实施例4相同。

上述劣质催化裂化原料在提升管反应器进行催化裂化反应后得到的产物具体为：1.28％的干气、17.38％的液化气、46.91％的汽油、19.06％的柴油、10.35％的重油、5.02％的焦炭，其中，在催化裂化反应中的液收比(液化气+汽油+柴油)为83.35％。

2、将上述10.35％的重油中馏分＜460℃的部分，返回催化裂化单元中，与劣质催化裂化原料混合进行催化裂化反应，其中重油质量为劣质催化裂化原料的10％，并对最终的产物进行分析，其最终液收比(液化气+汽油+柴油)为82.06％，各产物分布详见表5。

对比例4

1、本对比例选用的劣质催化裂化原料中焦化重蜡油的掺炼比例为70％，其中，劣质催化裂化原料的性质与实施例6相同。

上述劣质催化裂化原料在提升管反应器进行催化裂化反应后得到的产物具体为：1.25％的干气、11.71％的液化气、45.62％的汽油、22.36％的柴油、13.86％的重油、5.20％的焦炭，其中，在催化裂化反应中的液收比(液化气+汽油+柴油)为79.69％。

2、将上述13.86％的重油中馏分＜460℃的部分，返回催化裂化单元中，与劣质催化裂化原料混合进行催化裂化反应，其中重油质量为劣质催化裂化原料的10％，并对最终的产物进行分析，其最终液收比(液化气+汽油+柴油)为78.52％，各产物分布详见表5。

表1实施例1-6中劣质催化裂化原料的性质

表2实施例1-6中进入加氢裂化单元的催化裂化循环油的性质

表3实施例1-6中加氢裂化反应后的馏分性质

表4实施例1-6中催化裂化循环油回炼后的产物分布

表5对比例1-4中催化裂化循环油回炼后的产物分布

最后应说明的是：以上各实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述各实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分或者全部技术特征进行等同替换；而这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明各实施例技术方案的范围。

Claims (2)

1.一种劣质催化裂化原料的加工方法，其特征在于，采用相互连通的催化裂化单元和加氢裂化单元作为反应器，所述方法包括以下步骤：

将所述劣质催化裂化原料投入所述催化裂化单元中进行催化裂化反应，使经所述催化裂化反应得到的催化裂化循环油进入所述加氢裂化单元中进行加氢裂化反应，并对所述加氢裂化反应得到的产物进行分馏，其中，将大于360℃馏分返回所述催化裂化单元中参与所述催化裂化反应；

催化裂化循环油是指在催化裂化反应产物中小于460℃分馏出的馏分；

所述加氢裂化反应依次包括加氢反应和裂化反应；

所述加氢反应中的催化剂为加氢催化剂；

所述裂化反应中的催化剂由加氢催化剂和裂化催化剂组成，且所述加氢催化剂和所述裂化催化剂的体积比为1:2～1:4；

所述加氢催化剂的活性金属组分选自Co，Mo，W，Ni中的一种或多种，载体为Al₂O₃或Al₂O₃-SiO₂，所述活性金属组分以氧化物计，所述氧化物的质量为所述加氢催化剂质量的20～50％；

所述裂化催化剂的活性金属组分选自Co，Mo，W，Ni中的一种或多种，载体为Al₂O₃，所述活性金属组分以氧化物计，所述氧化物的质量为所述裂化催化剂质量的30～50％；

所述加氢反应中，反应温度为260℃～420℃，氢分压为5.0～17MPa，体积空速为0.2～2.0h^-1，氢油体积比300：1～1500：1；

所述裂化反应中，反应温度为300℃～420℃，氢分压为5.0～17MPa，体积空速为0.2～2.0h^-1，氢油体积比300：1～1500：1。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，对所述分馏得到的小于360℃馏分进行加氢预制反应。

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