CN113897216A - 一种催化裂解的方法和系统 - Google Patents

一种催化裂解的方法和系统 Download PDF

Info

Publication number
CN113897216A
CN113897216A CN202010572781.7A CN202010572781A CN113897216A CN 113897216 A CN113897216 A CN 113897216A CN 202010572781 A CN202010572781 A CN 202010572781A CN 113897216 A CN113897216 A CN 113897216A
Authority
CN
China
Prior art keywords
catalyst
reactor
oil
outlet
catalytic cracking
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
CN202010572781.7A
Other languages
English (en)
Other versions
CN113897216B (zh
Inventor
沙有鑫
龚剑洪
魏晓丽
李泽坤
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 CN202010572781.7A priority Critical patent/CN113897216B/zh
Publication of CN113897216A publication Critical patent/CN113897216A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN113897216B publication Critical patent/CN113897216B/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
    • C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G11/14—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts
    • C10G11/18—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts according to the "fluidised-bed" technique
    • 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
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/20—C2-C4 olefins
    • 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

Landscapes

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

Abstract

本申请涉及一种催化裂解方法和系统。该催化裂解的方法包括催化裂解、加氢改质和芳烃抽提的组合工艺。本发明工艺能够最大限度生产低碳烯烃的同时联产苯、甲苯和二甲苯，优化产物分布。

Description

一种催化裂解的方法和系统
技术领域
本发明涉及一种催化裂解生产低碳烯烃和芳烃的方法和系统。
背景技术
乙烯、丙烯和丁烯等小分子烯烃是最基本的有机合成原料。目前世界范围内小分子烯烃主要的生产工艺为蒸汽裂解工艺，但是高温裂解炉易结焦，所以该工艺基本上以轻质油为原料，例如天然气、石脑油、轻质柴油，也可以加氢裂化尾油为原料。目前，我国原油重质化、劣质化的趋势越发明显，石脑油等轻质油收率变低，蒸汽裂解工艺与催化重整工艺的原料供需矛盾日益严重。自二十世纪八十年代中期以来，中国石化股份有限公司石油化工科学研究院就开始从事以重油为原料制取低碳烯烃的催化裂解家族技术的研究，并成功地开发出了最大量生产丙烯的催化裂解(DCC，USP4980053和USP5670037)技术和最大量生产乙烯的催化热裂解(CPP，USP6210562)。迄今为止，此两种技术主要是用单个提升管反应器或单个提升管反应器组合密相流化床的反应器结构，提高低碳烯烃产率的同时干气和焦炭产率也偏高。
近年来，多项工艺整合进行重油裂解多产低碳烯烃的技术受到较大的关注，这些技术都是为不同的原料选择不同的反应器、不同的处理工艺和不同的催化剂，保证各种原料在更适合自身特性的反应环境下进行反应，保证生产效益最大化。
中国专利CN101074392A公开了一种利用两段催化裂解生产丙烯和高品质汽柴油的方法，该方法主要是利用两段提升管催化工艺，采用富含择形沸石的催化剂，以重质石油烃类或富含碳氢化合物的各种动植物油类为原料，针对不同性质的反应物料进行进料方式的优化组合，控制不同物料适宜的反应条件，以达到提高丙烯收率、兼顾轻油收率和质量、抑制干气和焦炭生成的目的。其具体提出第一段提升管进料为新鲜重质原料油，其下部或底部可以进轻质烃类原料；第二段提升管进料为高烯烃含量的汽油和循环油，可以分层进料或混合进料，其下部或底部可以进其他轻质烃类原料。
中国专利CN101045667A提出了一种提高低碳烯烃产率的催化转化方法，该方法烃油原料经原料喷嘴注入下行式反应器内，与再生催化剂和任选的积炭催化剂接触，将裂化产物和待生催化剂分离，裂化产物分离后得到低碳烯烃，其余产物至少一部分引入提升管反应器内与再生剂接触反应，将油气与待生催化剂分离。该方法通过生成的低碳烯烃与待生剂及时分离，力图有效地抑制低碳烯烃的二次反应，提高低碳烯烃的产率。但是仅凭下行式反应器和提升管反应器难以满足重油和轻质烃类的转化率，也无法实现低碳烯烃产率的最大化，而且从该专利的实施例可以看出，低碳烯烃与干气产率比值在3以下，原料无法得到充分利用，低价值产物高。
中国专利CN101210191A提出了一种下行式反应器和提升管反应器串联的催化裂化方法。预热后的原料油进入下行式反应器与来自再生器的高温再生催化剂接触，汽化并进行裂解反应，从下行式反应器出口出来的油气进入提升管反应器继续反应，从提升管反应器入口引入另一股再生催化剂，从提升管反应器出口出来的油气与催化剂进入沉降分离器分离。根据目标产品的不同，在提升管反应器可以采用与下行式反应器不同的催化剂，可以提高汽油收率，改善产品质量。但是轻烃没有进一步转化，因此低碳烯烃产率不会很高。
专利US6123830公开了一种两段催化裂化和两个加氢处理的组合工艺方法。其目的是最大量生产烯烃，提高馏分油的质量和汽油的辛烷值。原料油先经第一个加氢处理装置得到第一个加氢尾油；第一个加氢尾油进入第一个催化裂化装置，该催化裂化装置的催化剂活性组分主要是大孔沸石，得到石脑油、柴油和重油，其中重油进入第二个加氢处理装置进行加氢，得到第二个加氢尾油，第二个加氢尾油进入第二个催化裂化装置进行裂化，该催化裂化装置的催化剂活性组分主要是中孔沸石，该方法的丙烯产率较低。
中国专利CN1721510A提出了一种生产低碳烯烃和芳烃的组合工艺，原料油先经过加氢处理，得到的加氢尾油经催化裂化反应，生成的轻烃循环回催化裂解装置、LCO返回至加氢处理装置，石脑油和蒸汽裂解石脑油依次经选择性加氢、溶剂抽提后得到抽余油和目的产物之一芳烃。抽余油与加氢石脑油循环回蒸汽裂解装置。该方法从重质原料最大限度地生产低碳烯烃，其中丙烯地产率超过30重％，同时联产甲苯与二甲苯等芳烃。
发明内容
本发明的目的是提供一种催化裂解方法和系统，该方法和系统能够最大化生产低碳烯烃的同时联产芳烃。该催化裂解的方法包括催化裂解、加氢改质和芳烃抽提的组合工艺。本发明工艺能够最大限度生产低碳烯烃的同时联产苯、甲苯和二甲苯，优化产物分布。
一方面，本发明提供一种催化裂解的方法，包括：
a、将重质原料送入下行管反应器(2)的上部与来自下行管反应器(2)顶部的第一催化裂解催化剂接触并由上至下进行第一催化裂解反应，得到第一产物和第一待生催化剂；
b、将步骤a中所得第一产物和第一待生剂送入流化床反应器(3)底部；
c、将轻质原料、加氢改质油送入提升管反应器(9)的下部与来自提升管反应器(9)底部的第二催化裂解催化剂接触并由下至上进行第二催化裂解反应，得到第二产物和第二待生催化剂；
d、将步骤c中所得第二产物和第二待生剂送入流化床反应器中与第一产物和第一待生剂混合，同时与第三催化裂解催化剂接触并进行第三催化裂解反应，得到第三产物和第三待生催化剂，将第三待生催化剂送入再生器(7)中进行再生，得到再生催化剂；
e、第三产物分馏后获得气态烃馏分、轻汽油馏分、重汽油馏分、柴油馏分和油浆；
f、至少一部分所述柴油馏分和/或至少一部分所述油浆馏分进入加氢改质装置(13)反应，得到加氢改质产物流；所述加氢改质产物流进入加氢产物分离装置(14)分离氢气，得到重馏分产物流；
g、所述重汽油馏分进入溶剂抽提设备(15)，获得芳烃。
在一种实施方式中，所述方法还包括步骤h：
来自再生器(7)的部分所述再生催化剂作为所述第一催化裂解催化剂送入所述下行管反应器(2)的顶部；将剩余部分所述再生催化剂作为所述第二催化裂解催化剂和所述第三催化裂解催化剂分别送入所述提升管反应器(9)和流化床反应器(3)中。
在一种实施方式中，步骤h中，以单位时间内离开再生器的再生催化剂的总重量为基准，将10-70重量％的再生催化剂送入下行管反应器(2)中，将30-60重量％的再生催化剂送入所述流化床反应器(3)中，将10-40重量％的再生催化剂送入所述提升管反应器(9)中。
在一种实施方式中，所述轻质原料为富含烯烃的液化气组分和/或轻汽油组分。
在一种实施方式中，至少一部分所述轻质原料为所述气态烃馏分和/或轻汽油馏分。
在一种实施方式中，至少一部分所述加氢改质油来自于加氢产物分离装置(14)的所述重馏分产物流。
在一种实施方式中，步骤h中溶剂抽提装置(15)的温度为80-120℃，溶剂与所述重汽油馏分之间的体积比为2-6：1。
在一种实施方式中，所述溶剂选自环丁砜、N-甲基吡咯烷酮、二乙二醇醚、三乙二醇醚、四乙二醇、二甲基亚砜和N-甲酰基吗啉醚中的一种或多种。
在一种实施方式中，所述第一催化裂解反应的条件包括：温度为510-690℃，剂油比为5-20，反应时间为0.5-8秒；所述第二催化裂解反应的条件包括：温度为520-720℃，剂油比为8-26，反应时间为1-10秒；所述第三催化裂解反应的条件包括：温度为480-650℃，重时空速为1-35小时-1，反应压力为0.15-0.35兆帕。
在一种实施方式中，所述方法还包括：将第三产物送入流化床反应器(3)上部的沉降段(4)中进行气固分离后送出所述沉降段(4)，将第三待生催化剂送入流化床反应器(3)下部的汽提段(5)中进行汽提后送入再生器(7)中。
在一种实施方式中，所述再生催化剂包括沸石、无机氧化物和可选的粘土；以再生催化剂的重量为基准，所述沸石的含量为1-50重量％，无机氧化物的含量为5-99重量％，粘土的含量为0-70重量％；
所述沸石包括平均孔径小于0.7纳米的择形沸石和Y型沸石；以干基计并以沸石总重量为基准，所述平均孔径小于0.7纳米的择形沸石为25-90重量％，所述Y型沸石为10-75重量％，所述平均孔径小于0.7纳米的择形沸石为选自ZSM系列沸石、ZRP沸石、镁碱沸石、菱沸石、环晶石、毛沸石、A沸石、柱沸石和浊沸石中的至少一种，所述Y型沸石为选自稀土Y型沸石、稀土氢Y型沸石、超稳Y型沸石和稀土超稳Y型沸石中的至少一种。
在一种实施方式中，步骤f在加氢催化剂存在下进行，所述加氢催化剂是负载在氧化铝和/或无定形硅铝上的ⅥB和Ⅷ族非贵金属催化剂。
在一种实施方式中，所述重质原料为选自减压蜡油、常压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、糠醛精制抽余油、煤液化油、油砂油、页岩油、费托合成油和动植物油脂中的至少一种。
另一方面，本发明提供一种催化裂解系统，该系统可以生产低碳烯烃和芳烃。该催化裂解系统包括：
下行管反应器(2)，所述下行管反应器(2)设置有位于顶部的催化剂入口、位于上部的重质原料入口和位于底部的物料出口，
提升管反应器(9)，所述提升管反应器(9)设置有位于底部的催化剂入口、位于下部的轻质原料入口、位于底部的加氢改质油入口和位于顶部的顶部物料出口；
流化床反应器(3)，所述流化床反应器(3)设置有催化剂入口、物料入口、催化剂出口和产物出口；所述流化床(3)的物料入口位于所述流化床反应器(3)催化剂床层底部，且与所述下行管反应器(2)的物料出口和所述提升管反应器(9)的顶部物料出口均连通；
再生器(7)，所述再生器(7)设置有催化剂入口和三个催化剂出口；所述再生器(7)的催化剂入口与所述汽提器(5)的催化剂出口连通，所述再生器(7)的三个催化剂出口分别与所述流化床反应器(3)的催化剂入口、下行管反应器(2)的催化剂入口和提升管反应器(9)的催化剂入口连通；
产物分离装置(12)，所述产物分离装置(12)设置有物料入口和多个物料出口，所述产物分离装置(12)的物料入口与所述流化床反应器(3)的产物出口连通；
加氢改质反应器(13)，所述加氢改质反应器(13)设置有多个物料入口和物料出口，所述加氢改质反应器(13)的至少一个物料入口与所述产物分离装置(12)的至少一个物料出口连通，和
溶剂抽提装置(15)，所述溶剂抽提装置(15)设置有一个物料入口和至少两个物料出口，所述溶剂抽提装置(15)的物料入口与所述产物分离装置(12)的一个物料出口连通。
在一种实施方式中，所述提升管反应器(9)由下至上伸入所述流化床反应器(3)的物料入口中，并使提升管反应器(9)的顶部物料出口位于所述流化床反应器(3)中。
在一种实施方式中，所述流化床反应器(3)包括床层反应段、设置于床层反应段下方的汽提段(5)，设置于床层反应段上方的沉降段(4)；所述流化床反应器(3)的催化剂入口和物料入口设置在所述床层反应段；所述流化床反应器(3)的产物出口位于所述沉降段(4)的顶部；所述流化床反应器(3)的催化剂出口位于所述汽提段(5)的下部。
在一种实施方式中，所述产物分离装置(12)设置有气态烃出口、轻汽油出口、重汽油出口、柴油出口和油浆出口，所述产物分离装置(12)的重汽油出口与溶剂抽提装置(15)的物料入口连通，所述产物分离装置(12)的柴油出口和油浆出口与所述加氢改质反应器(13)的柴油入口和油浆入口连通。
在一种实施方式中，所述催化裂解系统还包括气态烃分离单元，所述气态烃分离单元设置有物料入口和富含烯烃的C4馏分出口；所述气态烃分离单元的物料入口与所述产物分离装置(12)的气态烃出口连通，所述气态烃分离单元的富含烯烃的C4馏分出口和/或所述产物分离装置(12)的轻汽油出口与所述提升管反应器(9)的轻质原料入口连通。
在一种实施方式中，所述催化裂解系统还包括加氢产物分离装置(14)，所述加氢产物分离装置(14)的物料入口与所述加氢改质反应器(13)的物料出口相连，所述加氢产物分离装置(14)设置有氢气出口和重馏分出口。
在一种实施方式中，所述加氢产物分离装置(14)的重馏分出口与所述提升管反应器(9)的加氢改质油入口连通。
与现有技术相比，本发明的优点在于：
本发明基于下行管反应器、流化床反应器、提升管反应器、加氢改质反应器和溶剂抽提装置构成的组合系统，通过工艺方案的优化，实现不同进料在合适的反应器进行催化裂解，有效提高重油转化率，促进轻质原料再次裂解。将柴油和油浆加氢改质后再次注入提升管反应器发生催化裂化反应，不仅可以最大化生产低碳烯烃，还能够降低柴油产率。利用溶剂抽提装置提取汽油中的芳烃，一方面可以降低汽油芳烃含量，另一方面可以生产芳烃。
本发明沿反应物料流动的方向设置下行管反应器。利用下行管反应器，可以最大限度避免传统提升管反应器内催化剂反混现象，提高催化剂活性，强化重质原料在流化床反应器中有效裂解为低碳烯烃和汽油烯烃的反应过程，通过沉降段内的高效气固分离装置将反应产物与积炭的待生催化剂分离，可以使重质原料有效裂解为丙烯和汽油，生成的低碳烯烃直接去分离装置，不再进一步反应。
本发明中将富含烯烃的汽油和/或C4烃类引入提升管反应器，轻质原料烯烃含量更高，更容易发生反应。此待生剂仍有较高的活性，可引入流化床反应器中与轻质原料继续接触并促进轻质原料反应。向流化床反应器入口处补充来自于再生器的高温再生剂对流化床反应器的苛刻度(包括反应温度和剂油比)进行调控。
本发明将生成的柴油和油浆在加氢改质反应器中加氢改质，提高柴油和油浆氢含量，并使稠环芳烃饱和，更容易发生裂化反应。加氢改质油浆和/或加氢改质柴油在提升管反应器中与高活性的再生剂接触，可有效提高转化率，提高丙烯产率。
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
图1包括本发明方法的一种具体实施方式的流程示意图，也包括本发明系统的一种具体实施方式的结构示意图。
附图标记说明
1催化剂罐 2下行管反应器 3流化床反应器
4沉降段 5汽提段 6待生斜管
7再生器 8再生斜管 9提升管反应器
10再生斜管 11再生斜管 12产物分离装置
13加氢改质反应器 14加氢产物分离装置 15溶剂抽提装置
16管线 17管线 18管线
19管线 20管线 21管线
22管线 23管线 24管线
25管线 26管线 27管线
28管线 29管线 30管线
31管线 32管线 33管线
34管线 35管线 36管线
37管线 38管线 39管线
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。
如图1所示，本发明提供一种催化裂解的方法，包括：
a、将重质原料送入下行管反应器2的上部与来自下行管反应器2顶部的第一催化裂解催化剂接触并由上至下进行第一催化裂解反应，得到第一产物和第一待生催化剂；
b、将步骤a中所得第一产物和第一待生剂送入流化床反应器3底部；
c、将轻质原料、加氢改质油送入提升管反应器9的下部与来自提升管反应器9底部的第二催化裂解催化剂接触并由下至上进行第二催化裂解反应，得到第二产物和第二待生催化剂；
d、将步骤c中所得第二产物和第二待生剂送入流化床反应器中与第一产物和第一待生剂混合，同时与第三催化裂解催化剂接触并进行第三催化裂解反应，得到第三产物和第三待生催化剂，将第三待生催化剂送入再生器7中进行再生，得到再生催化剂；
e、第三产物分馏后获得气态烃馏分、轻汽油馏分、重汽油馏分、柴油馏分和油浆；所述重汽油馏分进入溶剂抽提设备15，获得芳烃；
f、至少一部分所述柴油馏分和/或至少一部分所述油浆馏分进入加氢改质装置13反应，得到加氢改质产物流；所述加氢改质产物流进入加氢产物分离装置14分离氢气，得到重馏分产物流。
根据本发明，待生催化剂需要进行再生，这是本领域技术人员所熟知的，因此，该方法还可以包括：将所述第三产物送入流化床反应器3上部的沉降段4中进行气固分离后送出所述沉降段4，将第三待生催化剂送入流化床反应器3下部的汽提段5中进行汽提后送入再生器7中，来自再生器7的至少部分再生催化剂作为所述第一催化裂解催化剂送入所述下行管反应器2的顶部；将剩余部分再生催化剂作为所述第二催化裂解催化剂和第三催化裂解催化剂分别送入所述提升管反应器9和流化床反应器3中。需要说明的是，为了促进催化裂化反应的进行，多产低碳烯烃，送入各个反应器中作为第一催化裂解催化剂、第二催化裂解反应和第三催化裂解反应的再生催化剂均为未经过冷却的催化剂，即温度为500-900℃之间，优选为600-800℃之间。
根据原料的不同，可以选择性地将不同重量的再生催化剂从所述再生器7送入流化床反应器3、下行管反应器2和提升管反应器9中，并优化反应的条件。在一种实施方式中，步骤d中，以单位时间内离开再生器7的再生催化剂的总重量为基准，将大于0至小于100重％，优选将10-70重量％的再生催化剂送入所述下行管反应器2中，将大于0至小于100重％，优选将30-60重量％的再生催化剂送入所述流化床反应器3中，将0至小于100重％，优选将10-40重量％的再生催化剂送入所述提升管反应器9中。
本发明将轻质原料、加氢改质油经过提升管反应器9和流化床反应器3中进行催化裂解，将重质原料经过下行管反应器2和流化床反应器3进行催化裂解，不仅能够对不同原料进行分别催化裂解，提高目标产物选择性，还可以将轻质原料裂解反应所得含碳量较低的第二待生催化剂再次送入流化床反应器3进行裂解，和将再生剂送入流化床反应器中以提高催化剂平均活性，增加流化床反应器3催化裂解的转化率。
根据本发明，为了将第三产物进行分离，该方法还可以包括：将所述第三产物送入产物分离装置12进行产物分离，得到气态烃、轻汽油、重汽油、柴油和油浆。所述产物分离装置12是本领域技术人员所熟知的，可以是分馏塔等。
根据本发明，为了将加氢改质后的产物进行分离，该方法还可以包括：将所述加氢改质后的产物送入加氢产物分离装置14进行产物分离，得到氢气和重馏分。所述产物分离装置14是本领域技术人员所熟知的，可以是分馏塔等。
根据本发明，催化裂解是本领域技术人员所熟知的工艺，发明不再赘述，所述第一催化裂解反应的条件可以包括：温度(下行管反应器底部出口)为510-690℃，优选为520-650℃，剂油比为5-20，优选为7-18，重质原料进料雾化水蒸气占重质原料和雾化水蒸气重量之和的2-50重％，优选占5-15重％，反应时间为0.5-8秒，优选为1.5-4秒；所述第二催化裂解反应的条件可以包括：温度(提升管反应器顶部出口)为520-720℃，优选为530-700℃，剂油比为8-26，优选为10-24，轻质原料进料雾化水蒸气占轻质原料、油浆和雾化水蒸气重量之和的2-50重％，优选占5-15重％，反应时间为1-10秒，优选为2-7秒；所述第三催化裂解反应的条件可以包括：温度为480-650℃，优选为500-640℃，重时空速为1-35每小时，优选为2-33每小时，剂油比为6-20，优选为7-18，反应压力(绝对压力，出口压力)为0.15-0.35兆帕，优选为0.2-0.35兆帕。
根据本发明，用于催化裂解的催化剂是本领域技术人员熟知的，以再生催化剂为例，所述再生催化剂中的催化剂可以是由现有技术提供的催化剂的一种或几种的组合，可以商购或按照现有方法制备。一种具体实施方式，再生催化剂可以包括沸石、无机氧化物和可选的粘土；以再生催化剂的重量为基准，所述沸石的含量可以为1-50重％，无机氧化物的含量可以为5-99重％，粘土的含量可以为0-70重％。另外，为了提高丙烯产率并增加转化率，所述沸石可以包括平均孔径小于0.7纳米的择形沸石和Y型沸石；以干基计并以沸石总重量为基准，所述平均孔径小于0.7纳米的择形沸石可以为25-90重％，优选为40-60重量％，所述Y型沸石可以为10-75重％，优选30-65重量％。所述平均孔径小于0.7纳米的择形沸石可以为选自ZSM系列沸石、ZRP沸石、镁碱沸石、菱沸石、环晶石、毛沸石、A沸石、柱沸石和浊沸石中的至少一种，以及经物理和/或化学方法处理后得到的上述沸石中的一种或两种以上的混合物。ZSM系列沸石可以选自ZSM-5、ZSM-8、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-22、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它类似结构的沸石中的一种或两种以上的混合物。有关ZSM-5更为详尽的描述参见USP3702886，有关ZRP更为详尽的描述参见USP5232675、CN1211470A、CN1611299A。所述Y型沸石可以为选自稀土Y型沸石(REY)、稀土氢Y型沸石(REHY)、超稳Y型沸石(USY)和稀土超稳Y型沸石(REUSY)中的至少一种。所述无机氧化物作为粘结剂，可以为二氧化硅(SiO2)和/或三氧化二铝(Al2O3)。所选粘土作为基质，即载体，可以为高岭土和/或多水高岭土。
根据本发明，重质原料是本领域技术人员所熟知的，例如，所述重质原料为重质烃类和/或富含碳氢化合物的各种动植物油类原料，所述重质烃类可以为选自石油烃类、矿物油和合成油中的一种或一种以上的混合物。石油烃类可以是减压蜡油、常压渣油、减压蜡油掺混部分减压渣油或其它二次加工获得的烃油，所述二次加工获得的烃油如焦化蜡油、脱沥青油、糠醛精制抽余油中的一种或几种。矿物油可以为选自煤液化油、油砂油和页岩油中的一种或几种以上的混合物。合成油可以为煤、天然气或沥青经过F-T合成得到的馏分油。所述富含碳氢化合物的各种动植物油类可以为各种动植物油脂。所述重质原料优选自减压蜡油、常压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、糠醛精制抽余油、煤液化油、油砂油、页岩油、费托合成油和动植物油脂中的至少一种。
根据本发明，引入提升管反应器的轻质原料优选为富含烯烃的汽油和/或C4烃，所述富含烯烃的汽油选自本发明方法产生的汽油馏分和/或其它装置生产的汽油馏分。其它装置生产的汽油馏分可选自催化裂化粗汽油、催化裂化稳定汽油、焦化汽油、减粘裂化汽油以及其它炼油或化工过程所生产的汽油馏分中的一种或一种以上的混合物，优先选用本方法自产的轻汽油馏分。所述富含烯烃的汽油的烯烃含量可以为25-95重量％，优选为35-90重量％，最好在50重量％以上。所述C4烃是指以C4馏分为主要成分的常温、常压下以气体形式存在的低分子碳氢化合物，包括碳原子数为4的烷烃、烯烃和炔烃，可以是本方法自产的富含C4馏分的气态烃产品，也可以是其它装置过程所产生的富含C4馏分的气态烃，其中优选本方法自产的C4馏分。所述C4烃中，烯烃的含量大于50重量％，优选大于60重量％，最好是在70重量％以上。在一种实施方式中，根据本发明，为了使催化裂解产物中的轻质烃类进行转化，至少一部分所述轻质原料为所述气态烃馏分中的C4烃组分和/或轻汽油馏分。在一种实施方式中，至少一部分所述轻质原料来自所述气态烃馏分(其中的C4烃组分)和/或所述轻汽油馏分。在一种实施方式中，轻质原料中，C4烃与汽油的重量比可以为(0-2)：1，优选为(0-1.2)：1，更优选(0-0.8)：1。在一种实施方式中，引入提升管反应器的轻质原料与引入下行管反应器的重质原料的重量比可以为(0.05-0.30)：1，优选为(0.10-0.20)：1。
根据发明，加氢改质反应器是本领域技术人员所熟知的，该加氢改质反应器中选择性加氢条件为：氢分压1.2-8.0MPa、反应温度150-300℃、氢油体积比150-300v/v、体积空速1-20h-1。
根据发明，加氢催化剂是负载在氧化铝和/或无定形硅铝上的ⅥB和Ⅷ族非贵金属催化剂。
根据本发明，为了提高重油转化率，至少一部分所述加氢改质油来自于加氢产物分离装置(14)的所述重馏分产物流，由此，将经过加氢改质的重馏分产物流(加氢改质油浆和加氢改质柴油)送入所述提升管反应器9中进行所述第二催化裂解反应。
根据本发明，引入提升管反应器的加氢改质油包括加氢改质柴油和加氢改质油浆的部分或全部。引入提升管反应器的加氢改质柴油馏分与引入下行管反应器的重质原料的重量比可以为(0.02-0.30)：1，优选为(0.05-0.20)：1；引入提升管反应器的加氢改质油浆与引入下行管反应器的重质原料的重量比可以为(0.01-0.20)：1，优选为(0.02-0.10)：1。进入提升管反应器的加氢改质柴油和加氢改质油浆的量可以通过控制两者进入加氢改质反应器的量来控制。这是由于加氢改质反应器主要功能为加氢改质，进入其中的柴油馏分和油浆馏分的质量变化并不明显，因而加氢改质后的加氢改质油中的加氢改质柴油和加氢改质油浆的量基本上等同于进入加氢改质反应器中的柴油馏分和油浆馏分的质量。
根据本发明，汽提段汽提水蒸气和反应所得的油气，引入流化床反应器的底部，穿过流化床器后排出反应器，可降低油气分压，缩短油气在沉降段停留时间，增产丙烯产率。
根据发明，溶剂抽提装置是本领域技术人员所熟知的工艺，发明不再赘述，溶剂抽提装置的温度为80-120℃，溶剂与溶剂抽提原料之间的体积比为2-6：1。
根据发明，溶剂抽提装置所用的溶剂是本领域技术人员所熟知的，是由选自环丁砜、N-甲基吡咯烷酮、二乙二醇醚、三乙二醇醚、四乙二醇、二甲基亚砜和N-甲酰基吗啉醚构中的一种或几种构成的混合溶剂。
如图1所示，本发明提供一种催化裂解系统，该催化裂解系统包括：
下行管反应器2，所述下行管反应器2设置有位于顶部的催化剂入口、位于上部的重质原料入口和位于底部的物料出口，
提升管反应器9，所述提升管反应器9设置有位于底部的催化剂入口、位于下部的轻质原料入口、位于底部的加氢改质油入口和位于顶部的顶部物料出口；
流化床反应器3，所述流化床反应器3设置有催化剂入口、物料入口、催化剂出口和产物出口；所述流化床3的物料入口位于所述流化床反应器3催化剂床层底部，且与所述下行管反应器2的物料出口和所述提升管反应器9的顶部物料出口均连通；
再生器7，所述再生器7设置有催化剂入口和三个催化剂出口；所述再生器7的催化剂入口与所述汽提器5的催化剂出口连通，所述再生器7的三个催化剂出口分别与所述流化床反应器3的催化剂入口、下行管反应器2的催化剂入口和提升管反应器9的催化剂入口连通；
产物分离装置12，所述产物分离装置12设置有物料入口和多个物料出口，所述产物分离装置12的物料入口与所述流化床反应器3的产物出口连通；
加氢改质反应器13，所述加氢改质反应器13设置有多个物料入口和物料出口，所述加氢改质反应器13的至少一个物料入口与所述产物分离装置12的至少一个物料出口连通，和
溶剂抽提装置15，所述溶剂抽提装置15设置有一个物料入口和至少两个物料出口，所述溶剂抽提装置15的物料入口与所述产物分离装置12的一个物料出口连通。
如上所述，在本发明的催化裂解系统中，所述下行管反应器2设置有位于顶部的催化剂入口、位于上部的重质原料入口和位于底部的物料出口。所述流化床反应器3设置有催化剂入口、一个物料入口、催化剂出口和产物出口。所述再生器7设置有催化剂入口和催化剂出口，所述提升管反应器9设置有位于底部的催化剂入口、位于下部的轻质原料入口、位于底部的油浆入口和位于顶部的物料出口，所述的加氢改质反应器13设置有三个物料入口和一个物料出口，所述的溶剂抽提装置15设置有一个物料入口和两个物料出口。
所述下行管反应器2的物料出口与所述流化床反应器3的物料入口连通，位于所述流化床反应器3催化剂床层底部，所述再生器7的催化剂入口与所述汽提器5的催化剂出口连通，所述再生器7的催化剂出口与所述流化床反应器3的催化剂入口、下行管反应器2的催化剂入口和提升管反应器9的催化剂入口连通。所述提升管反应器9的物料出口与所述流化床反应器3的物料入口连通。
在一种实施方式中，所述提升管反应器9由下至上伸入所述流化床反应器3的物料入口中，并使提升管反应器9的顶部物料出口位于所述流化床反应器3中。
为了方便产物的分离和待生催化剂的再生，所述流化床反应器3可以包括床层反应段、设置于床层反应段下方的汽提段5，设置于床层反应段上方的沉降段4。在一种实施方式中，所述床层反应段、汽提段5和沉降段4可以同轴设置且流体连通。在一种实施方式中，所述床层反应段可以设置有所述流化床反应器3的催化剂入口和物料入口，所述沉降段4的顶部可以设置有所述流化床反应器3的产物出口，所述汽提段5的下部可以设置有所述流化床反应器3的催化剂出口。
所述催化裂解系统包括所述产物分离装置12，其设置有气态烃出口、轻汽油出口、重汽油出口、柴油出口和油浆出口，所述产物分离装置12的重汽油出口与溶剂抽提装置15的物料入口连通，所述产物分离装置12的柴油出口和油浆出口与所述加氢改质反应器13的柴油入口和油浆入口连通。
在一种实施方式中，所述催化裂解系统还包括气态烃分离单元(未示出)，所述气态烃分离单元设置有物料入口，所述气态烃分离单元的物料入口与所述产物分离装置12的气态烃出口连通。通过该气态烃分离单元可以将来自产物分离装置12的气态烃分离、精制为聚合级丙烯产品和富含烯烃的C4馏分。在一种实施方式中，气态烃分离单元设置有富含烯烃的C4馏分出口，所述气态烃分离单元的富含烯烃的C4馏分出口和/或所述产物分离装置12的轻汽油出口与所述提升管反应器9的轻质原料入口连通，用于将来自产物分离装置12的气态烃中的富含烯烃的C4馏分和/或轻汽油馏分重新输入到催化裂解系统中再转化为乙烯和丙烯。
在一种实施方式中，所述催化裂解系统还包括加氢产物分离装置14，所述加氢产物分离装置14的物料入口与所述加氢改质反应器13的物料出口相连，所述加氢产物分离装置14设置有氢气出口和重馏分出口。
在一种实施方式中，所述加氢产物分离装置14的重馏分出口与所述提升管反应器9的加氢改质油入口连通，使得重馏分产品再次进入提升管反应器9中进行反应。
在一种实施方式中，所述溶剂抽提装置15设置有芳烃出口和抽余油出口。
下面结合附图对本发明所提供的工艺予以进一步的说明：
如图1所示，高温再生催化剂经再生剂斜管8、再生斜管10、再生斜管11分别引入提升管反应器9、下行管反应器2和流化床反应器3。预热或不预热的富含烯烃的汽油馏分和/或C4烃类经管线23注入提升管反应器9，预热后的加氢改质油经由管线21与来自管线22的雾化水蒸气按一定比例混合后，注入提升管反应器9，与经由再生斜管8并由来自管线20的提升气提升的高温催化剂混合并进行反应，反应油气与催化剂混合物经提升管反应器9的出口分布器(图中未标出)引入流化床反应器3的反应段，最后进入沉降段4进行油气与催化剂的分离；分离所得的油气通过管线26进入后继的产物分离装置12，分离所得的待生剂经由待生斜管6进入再生器7。
预热后的重质原料经管线16与来自管线17的雾化水蒸气按一定比例混合后注入下行管反应器2，与来自位于下行管反应器2顶部的催化剂罐1中的高温混合剂接触并反应，反应油气与催化剂混合物经下行管反应器2的出口分布器(图中未标出)进入流化床反应器3的反应段底部反应，然后进入沉降段4进行油气与催化剂的分离；分离所得的油气通过管线26进入后继的产物分离装置12。催化剂罐1中的高温混合剂为经由再生斜管10并由来自管线24的提升气提升的高温催化剂。
在产物分离装置12中反应产物分离出气态烃(由管线27引出)、轻汽油(由管线28引出)、重汽油(由管线29引出)、柴油(由管线30引出)和油浆(由管线32引出)。管线27引出的裂解气态烃在后继产品分离、精制后可得到聚合级丙烯产品和富含烯烃的C4馏分，其中富含烯烃的C4馏分可经管线23返回提升管反应器9再转化成乙烯和丙烯。管线28引出的轻汽油可部分或全部经管线23返回提升管反应器9再转化。管线29引出的重汽油进入溶剂抽提装置15分离成芳烃(由管线39引出)和抽余油(由管线31引出)。管线30引出的柴油和管线32引出的油浆可部分或全部进入加氢改质反应器13内进行反应改质，加氢改质所需的氢气由管线35进入；加氢改质所得的产品由管线36进入改质产物分离器14进行产品分离，分离成氢气(由管线37引出)和重馏分产品(由管线38引出)。重馏分产品可经管线23再次进入提升管反应器9进行反应。
流化床反应器3的沉降段分离得到的催化剂进入流化床反应器3的反应段，然后进入汽提段5，汽提蒸汽经管线19注入，与积碳催化剂逆流接触，将积炭催化剂所携带的反应油气尽可能地汽提出，然后经流化床反应器3引入沉降段4，与其它油气一起经管线26引出反应器。汽提后的催化剂通过待生剂斜管6送入再生器7烧焦再生。含氧气体经管线18注入再生器7，再生烟气经管线25引出。再生后的催化剂经再生斜管8、再生斜管9、再生斜管11进入不同的反应器循环使用。
在上述具体实施方式过程中，对提升管预提升段的管线20引入的预提升介质可以选自水蒸气、C1～C4烃类或常规催化裂解干气，本发明优选水蒸气。在上述具体实施方式过程中，对管线24引入的将再生剂提升至催化剂罐1中的提升介质可以选自水蒸气、C1～C4烃类、N2或常规催化裂解干气，本发明优选干气。
下面的实施例将对本发明予以进一步说明，但并不因此限制本发明。
实施例和对比例中所使用的原料油和催化剂相同。所用的原料A是一种裂解原料，具体性质见表1。所采用的催化剂为中国石化齐鲁催化剂厂生产的MMC-2，含平均孔径小于0.7纳米择形沸石和Y型分子筛，其具体性质见表2。实施例中所用的溶剂为环丁砜。实施例中所用的加氢改质催化剂组成为：25.3重％WO3、2.3重％NiO和余量氧化铝。
实施例1
试验在中型催化裂化装置中进行。该装置包含一套复合反应系统：下行管反应器、提升管反应器加流化床组合反应器、加氢改质反应器和溶剂抽提装置，下行管反应器底部出口连接流化床反应器底部。所用的催化剂为MMC-2催化剂，对表1所示的原料进行裂化，反应所得的产物和催化剂在沉降段分离，产物进入分离装置分离，催化剂进入流化床反应器；提升管顶部串联流化床反应器，采用的催化剂为MMC-2催化剂，对来自产物分离装置的富含烯烃的轻汽油(馏程为30-85℃，烯烃含量为52％，重量占重质原料的15％)、加氢改质柴油(馏程204-350℃，重量占重质原料的10％)和加氢改质油浆(馏程为350℃-终馏点，重量占重质原料的3％)进行裂化，所得油气和催化剂混合物进入流化床反应器内再次进行裂化反应；流化床反应器所得的油气与催化剂进入沉降段分离，催化剂进入汽提器汽提后进入再生器再生，所得再生剂再次进入提升管、下行管反应器和流化床反应器内进行反应。所得的反应产物入产物分离装置。油气进入产物分离装置分离成气态烃、轻汽油、重汽油、柴油和油浆。重汽油进入溶剂抽提装置分离成汽油和芳烃。柴油和油浆进入加氢改质装置进行加氢改质反应，产品进入加氢产物分离器分离成氢气和重馏分(此重馏分油为加氢改质柴油和加氢改质油浆的混合物，进入提升管内再次反应)。其反应操作条件以及反应结果见表3和表4。其反应操作条件以及反应结果见表3和表4。
对比例
试验在中型催化裂化装置中进行。该装置包含一套独立的反应再生系统：反应器为提升管反应器加流化床组合反应器，提升管反应器顶部出口串联流化床反应器，对表1所示的原料进行裂化；反应后的油气与催化剂分离，催化剂进入汽提器汽提后进入再生器再生，然后再次进入提升管反应器内进行反应；来自流化床反应器的反应产物入产物分离装置。其反应操作条件以及反应结果见表3和表4。其反应操作条件以及反应结果见表3和表4。
实施例2
参照实施例1，不同的是加氢改质柴油重量占重质原料的10％升至18％，加氢改质油浆重量占重质原料的3％升至5％。其反应操作条件以及反应结果见表3和表4。
由表3和表4可见，与对比例中不存在下行管反应器、加氢改质反应器、溶剂抽提装置相比，实施例1增加了下行管反应器，并增加加氢改质反应器和溶剂抽提装置，柴油产率降低表明更多的柴油转化成低碳烯烃，柴油十六烷值提高说明柴油质量改善；同时低碳烯烃产率明显增加，并且回收了苯、甲苯和C8芳烃等产品。与实施例1相比，实施例2中，增加了进入加氢改质反应器中柴油和油浆的量，乙烯、丙烯和丁烯产率进一步增加，苯、甲苯和C8芳烃等产品的产率也有所升高，转化率升高，柴油十六烷值增加，质量进一步改善。
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。
表1
项目 原料A
密度(20℃)，克·厘米<sup>-3</sup> 0.91
凝点，℃ 34
四组分，重量％
饱和分 72.6
芳香分 20.9
胶质 6.3
沥青质 0.2
元素组成，重量％
碳 86.86
氢 12.62
硫 0.46
氮 0.15
馏程/℃
初馏点 271
10重量％ 362
30重量％ 406
50重量％ 437
70重量％ 466
90重量％
表2
催化剂名称 MMC-2
主要活性组分 USY+ZRP
化学性质，重量％
Al<sub>2</sub>O<sub>3</sub> 52.3
Na<sub>2</sub>O 0.072
Re<sub>2</sub>O<sub>3</sub> 0.82
物理性质
总孔体积，毫升/克 0.183
微孔体积，毫升/克 0.024
比表面，米<sup>2</sup>/克 143
沸石比表面，米<sup>2</sup>/克 50
基质比表面，米<sup>2</sup>/克 105
堆积密度，克/毫升 0.83
微反活性，重量％ 67
表3为实施例1-2和对比例的反应操作条件
Figure BDA0002550018780000211
表4为实施例1-2和对比例的反应结果
案例编号 实施例1 对比例 实施例2
产品产率，重量％
干气 9.71 9.5 9.98
液化气 43.32 30.64 46.23
C5汽油(C5-221℃，TBP) 12.37 28.18 12.92
苯产率 1.12 1.33
甲苯产率 4.01 4.87
C8芳烃 4.56 5.65
柴油(221～350℃，TBP) 13.59 14.28 11.04
油浆(>350℃，TBP) 3.74 7.29 3.23
焦炭 10.96 10.76 10.51
转化率，重量％ 83.07 78.43 86.23
低碳烯烃产率，重量％
乙烯 4.92 3.84 5.14
丙烯 22.03 13.78 22.99
丁烯 13.11 11.39 13.78
乙烯+丙烯+丁烯 40.06 29.01 41.91
柴油十六烷值 32 29 34

Claims (20)

1.一种催化裂解的方法，包括：
a、将重质原料送入下行管反应器(2)的上部与来自下行管反应器(2)顶部的第一催化裂解催化剂接触并由上至下进行第一催化裂解反应，得到第一产物和第一待生催化剂；
b、将步骤a中所得第一产物和第一待生剂送入流化床反应器(3)底部；
c、将轻质原料、加氢改质油送入提升管反应器(9)的下部与来自提升管反应器(9)底部的第二催化裂解催化剂接触并由下至上进行第二催化裂解反应，得到第二产物和第二待生催化剂；
d、将步骤c中所得第二产物和第二待生剂送入流化床反应器中与第一产物和第一待生剂混合，同时与第三催化裂解催化剂接触并进行第三催化裂解反应，得到第三产物和第三待生催化剂，将第三待生催化剂送入再生器(7)中进行再生，得到再生催化剂；
e、第三产物分馏后获得气态烃馏分、轻汽油馏分、重汽油馏分、柴油馏分和油浆；
f、至少一部分所述柴油馏分和/或至少一部分所述油浆馏分进入加氢改质装置(13)反应，得到加氢改质产物流；所述加氢改质产物流进入加氢产物分离装置(14)分离氢气，得到重馏分产物流；
g、所述重汽油馏分进入溶剂抽提设备(15)，获得芳烃。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述方法还包括步骤h：
来自再生器(7)的部分所述再生催化剂作为所述第一催化裂解催化剂送入所述下行管反应器(2)的顶部；将剩余部分所述再生催化剂作为所述第二催化裂解催化剂和所述第三催化裂解催化剂分别送入所述提升管反应器(9)和流化床反应器(3)中。
3.根据权利要求2所述的方法，其中，步骤h中，以单位时间内离开再生器的再生催化剂的总重量为基准，将10-70重量％的再生催化剂送入下行管反应器(2)中，将30-60重量％的再生催化剂送入所述流化床反应器(3)中，将10-40重量％的再生催化剂送入所述提升管反应器(9)中。
4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述轻质原料为富含烯烃的液化气组分和/或轻汽油组分。
5.根据权利要求4所述的方法，其中，至少一部分所述轻质原料来自所述气态烃馏分和/或所述轻汽油馏分。
6.根据权利要求1-5中任一项所述的方法，其中，至少一部分所述加氢改质油来自于加氢产物分离装置(14)的所述重馏分产物流。
7.根据权利要求1-5中任一项所述的方法，其中，步骤h中溶剂抽提装置(15)的温度为80-120℃，溶剂与所述重汽油馏分之间的体积比为2-6：1。
8.根据权利要求7所述的方法，其中，所述溶剂选自环丁砜、N-甲基吡咯烷酮、二乙二醇醚、三乙二醇醚、四乙二醇、二甲基亚砜和N-甲酰基吗啉醚中的一种或多种。
9.根据权利要求1-5中任一项所述的方法，其中，所述第一催化裂解反应的条件包括：温度为510-690℃，剂油比为5-20，反应时间为0.5-8秒；
所述第二催化裂解反应的条件包括：温度为520-720℃，剂油比为8-26，反应时间为1-10秒；
所述第三催化裂解反应的条件包括：温度为480-650℃，重时空速为1-35小时-1，反应压力为0.15-0.35兆帕。
10.根据权利要求1-5中任一项所述的方法，其中，所述方法还包括：将第三产物送入流化床反应器(3)上部的沉降段(4)中进行气固分离后送出所述沉降段(4)，将第三待生催化剂送入流化床反应器(3)下部的汽提段(5)中进行汽提后送入再生器(7)中。
11.根据权利要求1-5中任一项所述的方法，其中，所述再生催化剂包括沸石、无机氧化物和可选的粘土；以再生催化剂的重量为基准，所述沸石的含量为1-50重量％，无机氧化物的含量为5-99重量％，粘土的含量为0-70重量％；
所述沸石包括平均孔径小于0.7纳米的择形沸石和Y型沸石；以干基计并以沸石总重量为基准，所述平均孔径小于0.7纳米的择形沸石为25-90重量％，所述Y型沸石为10-75重量％，所述平均孔径小于0.7纳米的择形沸石为选自ZSM系列沸石、ZRP沸石、镁碱沸石、菱沸石、环晶石、毛沸石、A沸石、柱沸石和浊沸石中的至少一种，所述Y型沸石为选自稀土Y型沸石、稀土氢Y型沸石、超稳Y型沸石和稀土超稳Y型沸石中的至少一种。
12.根据权利要求1-5中任一项所述的方法，步骤f在加氢催化剂存在下进行，所述加氢催化剂是负载在氧化铝和/或无定形硅铝上的ⅥB和Ⅷ族非贵金属催化剂。
13.根据权利要求1-5中任一项所述的方法，其中，所述重质原料为选自减压蜡油、常压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、糠醛精制抽余油、煤液化油、油砂油、页岩油、费托合成油和动植物油脂中的至少一种。
14.一种催化裂解系统，该催化裂解系统包括：
下行管反应器(2)，所述下行管反应器(2)设置有位于顶部的催化剂入口、位于上部的重质原料入口和位于底部的物料出口，
提升管反应器(9)，所述提升管反应器(9)设置有位于底部的催化剂入口、位于下部的轻质原料入口、位于底部的加氢改质油入口和位于顶部的顶部物料出口；
流化床反应器(3)，所述流化床反应器(3)设置有催化剂入口、物料入口、催化剂出口和产物出口；所述流化床(3)的物料入口位于所述流化床反应器(3)催化剂床层底部，且与所述下行管反应器(2)的物料出口和所述提升管反应器(9)的顶部物料出口均连通；
再生器(7)，所述再生器(7)设置有催化剂入口和三个催化剂出口；所述再生器(7)的催化剂入口与所述汽提器(5)的催化剂出口连通，所述再生器(7)的三个催化剂出口分别与所述流化床反应器(3)的催化剂入口、下行管反应器(2)的催化剂入口和提升管反应器(9)的催化剂入口连通；
产物分离装置(12)，所述产物分离装置(12)设置有物料入口和多个物料出口，所述产物分离装置(12)的物料入口与所述流化床反应器(3)的产物出口连通；
加氢改质反应器(13)，所述加氢改质反应器(13)设置有多个物料入口和物料出口，所述加氢改质反应器(13)的至少一个物料入口与所述产物分离装置(12)的至少一个物料出口连通，和
溶剂抽提装置(15)，所述溶剂抽提装置(15)设置有一个物料入口和至少两个物料出口，所述溶剂抽提装置(15)的物料入口与所述产物分离装置(12)的一个物料出口连通。
15.根据权利要求14所述的催化裂解系统，其中，所述提升管反应器(9)由下至上伸入所述流化床反应器(3)的物料入口中，并使提升管反应器(9)的顶部物料出口位于所述流化床反应器(3)中。
16.根据权利要求14所述的催化裂解系统，其中，
所述流化床反应器(3)包括床层反应段、设置于床层反应段下方的汽提段(5)，设置于床层反应段上方的沉降段(4)；
所述流化床反应器(3)的催化剂入口和物料入口设置在所述床层反应段；所述流化床反应器(3)的产物出口位于所述沉降段(4)的顶部；所述流化床反应器(3)的催化剂出口位于所述汽提段(5)的下部。
17.根据权利要求14所述的催化裂解系统，其中，所述产物分离装置(12)设置有气态烃出口、轻汽油出口、重汽油出口、柴油出口和油浆出口，所述产物分离装置(12)的重汽油出口与溶剂抽提装置(15)的物料入口连通，所述产物分离装置(12)的柴油出口和油浆出口与所述加氢改质反应器(13)的柴油入口和油浆入口连通。
18.根据权利要求17所述的催化裂解系统，其中，所述催化裂解系统还包括气态烃分离单元，所述气态烃分离单元设置有物料入口和富含烯烃的C4馏分出口；所述气态烃分离单元的物料入口与所述产物分离装置(12)的气态烃出口连通，所述气态烃分离单元的富含烯烃的C4馏分出口和/或所述产物分离装置(12)的轻汽油出口与所述提升管反应器(9)的轻质原料入口连通。
19.根据权利要求14所述的催化裂解系统，其中，所述催化裂解系统还包括加氢产物分离装置(14)，所述加氢产物分离装置(14)的物料入口与所述加氢改质反应器(13)的物料出口相连，所述加氢产物分离装置(14)设置有氢气出口和重馏分出口。
20.根据权利要求19所述的催化裂解系统，其中，所述加氢产物分离装置(14)的重馏分出口与所述提升管反应器(9)的加氢改质油入口连通。
CN202010572781.7A 2020-06-22 2020-06-22 一种催化裂解的方法和系统 Active CN113897216B (zh)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN202010572781.7A CN113897216B (zh) 2020-06-22 2020-06-22 一种催化裂解的方法和系统

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN202010572781.7A CN113897216B (zh) 2020-06-22 2020-06-22 一种催化裂解的方法和系统

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN113897216A true CN113897216A (zh) 2022-01-07
CN113897216B CN113897216B (zh) 2023-06-09

Family

ID=79186109

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN202010572781.7A Active CN113897216B (zh) 2020-06-22 2020-06-22 一种催化裂解的方法和系统

Country Status (1)

Country Link
CN (1) CN113897216B (zh)

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN116554927A (zh) * 2022-01-28 2023-08-08 中国石油化工股份有限公司 一种重油生产低碳烯烃和芳烃的方法及系统

Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN109705915A (zh) * 2017-10-26 2019-05-03 中国石油化工股份有限公司 一种多产异丁烷和轻质芳烃的催化裂化方法
CN110305694A (zh) * 2018-03-20 2019-10-08 中国石油化工股份有限公司 一种多产低碳烯烃和轻芳烃的方法
CN110540861A (zh) * 2018-05-28 2019-12-06 中国石油化工股份有限公司 一种催化裂解的工艺和系统

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN109705915A (zh) * 2017-10-26 2019-05-03 中国石油化工股份有限公司 一种多产异丁烷和轻质芳烃的催化裂化方法
CN110305694A (zh) * 2018-03-20 2019-10-08 中国石油化工股份有限公司 一种多产低碳烯烃和轻芳烃的方法
CN110540861A (zh) * 2018-05-28 2019-12-06 中国石油化工股份有限公司 一种催化裂解的工艺和系统

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN116554927A (zh) * 2022-01-28 2023-08-08 中国石油化工股份有限公司 一种重油生产低碳烯烃和芳烃的方法及系统

Also Published As

Publication number Publication date
CN113897216B (zh) 2023-06-09

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN102051213B (zh) 一种催化裂解方法
CN102071054B (zh) 一种催化裂化方法
JP5936819B2 (ja) 触媒変換プロセス
TWI548732B (zh) A method for producing catalytic cracking of propylene
CN101161786B (zh) 一种石油烃类的转化方法
CN100537721C (zh) 一种增产丙烯的催化转化方法
CN102206509B (zh) 一种生产丙烯和轻芳烃的烃类催化转化方法
CN103627434B (zh) 一种与加氢处理组合生产丙烯的催化裂化方法
CN107597026A (zh) 一种催化裂解的工艺和系统
CN113897215B (zh) 重质原料催化裂解的方法和系统
CN110540861B (zh) 一种催化裂解的工艺和系统
CN109666505B (zh) 一种催化裂解的工艺和系统
CN103664454B (zh) 一种低能耗的费托合成油催化改质生产丙烯的方法
CN109694725A (zh) 一种生产高辛烷值汽油的催化裂化方法
CN113897216B (zh) 一种催化裂解的方法和系统
CN110964559B (zh) 一种生产低碳烯烃的催化裂化方法和装置
CN105567307B (zh) 一种由费托合成油生产低碳烯烃的方法
CN109385306B (zh) 与加氢处理组合的催化裂化方法及装置
CN109722307B (zh) 重油加工的方法和系统
CN1333046C (zh) 一种石油烃类催化转化方法
CN111423905B (zh) 催化裂解的工艺和系统
CN110540860B (zh) 一种采用双下行管进行催化裂解的工艺和系统
CN103666551B (zh) 一种高温费托合成油的催化加工方法和装置
CN102465036B (zh) 一种生产丙烯的页岩油加工方法
CN111423904B (zh) 催化裂解的工艺和系统

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