CN1142250C - 一种同时处理多种石油烃的催化裂化方法 - Google Patents

Abstract

一种同时处理多种石油烃的催化裂化方法，是在提升管反应器内部设置油剂分布器，将提升管反应器的下部分隔为平行于轴向的2～4个反应区，并在各反应区设置相应的进料喷嘴；来自再生器的高温再生剂在各反应区内均匀分布；预改质原料注入其中部分反应区、与高温再生剂接触并进行反应；反应物流以及其它反应区内未参与反应的催化剂在各自的反应区内沿提升管上行，并在主原料入口处与经蒸汽雾化后的主原料接触并发生反应。

Description

一种同时处理多种石油烃的催化裂化方法

技术领域

本发明属于石油烃的催化裂化方法，更具体地说，是属于利用催化裂化过程处理多种石油烃的方法。

背景技术

在催化裂化过程中，原料油用水蒸汽雾化并喷入提升管内，在其中与来自再生器的高温催化剂(600～700℃)接触，随即汽化并进行反应。油气在提升管内的停留时间很短，一般只有几秒钟。反应产物经旋风分离器分离出夹带的催化剂后离开反应器去分馏塔。积有焦炭的催化剂(称待生催化剂)由沉降器落入下面的汽提段。汽提段内装有多层人字型档板并在底部通入过热水蒸气，待生催化剂上吸附的油气和颗粒之间的油气被水蒸气置换出而返回上部。经汽提后的待生催化剂通过待生斜管进入再生器。再生器的主要作用是烧去催化剂上因反应而生成的积炭、使催化剂的活性得以恢复。再生后的催化剂(称再生催化剂)落入溢流管，经再生斜管送回反应器循环使用。

催化裂化是一种重要的二次加工过程，其加工能力占原油一次加工能力的35％左右，且所加工的原料种类繁多。但是，当一套装置同时处理多种不同物化性质的原料时，例如，以汽油馏分、减压馏分油、常压渣油或减压渣油为原料，由于每种原料都有其适宜的反应条件，而在一套装置上同时满足各种原料的反应条件是非常困难的。

USP5,154,818公开了一种解决该问题的方法，即将提升管反应器自下而上划分为第一反应区和第二反应区；汽油等轻质烃类原料与含有择形分子筛或中孔分子筛的待生催化剂在第一反应区接触并反应，所生成的反应物流以稀相输送的形式沿提升管上行进入第二反应区；而重质烃类原料与再生催化剂在第二反应区接触，发生常规催化裂化反应。该方法虽然可以在一定程度上提高产品选择性及汽油辛烷值，但在不同的反应区采用不同的催化剂，必然会对反应、再生过程中的催化剂分离提出更加严格的要求，需将不同物性的催化剂从不同的床层料位分离出来。而催化剂在反应和再生过程中的破碎和磨损是不可避免的，所以该方法的实施效果将会因此而受到影响。

USP4,090,948公开了一种处理劣质烃类原料的方法，该方法是将提升管反应器自下而上划分为两个反应区，并将含有较高碱性氮和残炭的重质、劣质烃类原料与待生催化剂在第一反应区接触发生物理吸附和少量裂化反应，所生成的反应物流沿提升管上行进入第二反应区与高温再生催化剂接触并发生反应。该方法可提高劣质烃类原料的转化率和目的产品的产率。

USP5,009,769也公开了一种处理多种原料油的催化裂化方法，即使用两根提升管反应器，第一根提升管反应器加工汽油，第二根提升管反应器加工较重的原料油。该方法所采用的工艺流程的复杂性是显而易见的。

发明内容

在上述现有技术的基础上，本发明的目的是提供另一种能够同时处理多种石油烃的催化裂化方法，以便使多种石油烃的适宜的反应条件能够在一套催化裂化装置上同时得到满足。

本发明提供的方法是：在提升管反应器内部的再生剂入口处至主原料入口处之间设置油剂分布器，将提升管反应器的下部分隔为平行于轴向的2～4个反应区，并在各反应区设置相应的进料喷嘴；来自再生器的高温再生剂在各反应区内均匀分布；预改质原料注入其中的1个、2个或3个反应区，与反应区内的高温再生剂接触并进行反应；反应物流以及其它反应区内未参与反应的催化剂在各自的反应区内沿提升管上行，并在主原料入口处与经蒸汽雾化后的主原料接触并发生反应；分离反应产物，待生剂经汽提和再生后返回提升管反应器循环使用。

附图说明

图1是第1种油剂分布器结构示意图。

图2是第2种油剂分布器结构示意图。

图3是第3种油剂分布器结构示意图。

图4是第4种油剂分布器结构示意图。

图5是本发明提供方法的进料方式示意图。

上述各图中的编号说明如下：1为提升管反应器，2为油剂分布器，3、4、5均为构成油剂分布器的钢板，7为高温再生剂入口，11为预提升介质喷嘴，12为预改质原料喷嘴，13为预改质原料喷嘴，14为滑阀，18为主原料喷嘴。

具体实施方式

为了更清楚地说明本发明提供的方法，便于本领域技术人员理解和实施本发明，下面分四个部分对本发明进行说明。1、本发明所采用的油剂分布器

本发明所采用的油剂分布器设置在提升管反应器的内部，其上端位于主原料入口以下，下端位于再生催化剂入口之上。油剂分布器的高度占提升管反应器总长度的5～25％，优选7～20％。如果提升管反应器的总长度为20～60米，那么其油剂分布器的高度一般为1.5～10.0米，优选2.0～7.0米。分布器由一块或多块钢板构成，其材质可以与提升管的材质相同，也可以不同；钢板的厚度为2.0～6.0厘米，优选2.5～5.5厘米；钢板可以是平直的，也可以是弯曲的。

油剂分布器的结构特点简述如下：①对于由一块钢板构成的油剂分布器，应将钢板的平行于提升管轴向的两条边固定在提升管内壁上。②对于由多块钢板构成的油剂分布器，可将不同钢板的平行于提升管轴向的一条边相互固定在一起，而其余的平行于轴向的边固定在提升管内壁上；或者将一块钢板的平行于轴向的两条边分别固定在提升管内壁上，其余钢板的平行于轴向的一条边固定在上述钢板上，而其它的平行于轴向的边固定在提升管内壁上；也可以将不同钢板的平行于轴向的边分别固定在提升管内壁上。③若油剂分布器由多块钢板构成，则所述的多块钢板的高度可以相等，也可以不等；并且上述钢板的标高可以相同，也可以不同，即所述多块钢板的上端的标高可以相同，也可以不同，其下端的标高可以相同，也可以不同。

上述油剂分布器将提升管反应器的下部分隔为相互隔离并平行于轴向的2～4个反应区，并在各反应区设置相应的烃油进料喷嘴。构成分布器的钢板可以按上述要求焊接在提升管内部，也可以采用与焊接的效果相同的其它措施将其固定在提升管的内部。构成分布器的钢板应采用适当的保护措施，以减轻催化剂对钢板的磨损，例如，可以将龟甲网直接敷设在油剂分布器的表面，网孔中填以磷酸铝溶液为胶结剂的刚玉衬里。

下面列举油剂分布器的几种具体型式，以便进一步说明油剂分布器的结构特点，但本发明所采用的油剂分布器并不局限于此。

第1种型式：如图1所示，在提升管反应器1的内部设置一油剂分布器2。该油剂分布器由一块平直的钢板构成，其上端位于主原料入口以下，下端位于再生催化剂入口之上。由图1中的A-A视图可以看出，该油剂分布器将提升管反应器的下部划分为a和b两个横截面积相等或不等的反应区。

第2种型式：如图2所示，在提升管反应器1的内部设置一油剂分布器2。该油剂分布器由一块弧形的钢板构成，其上端位于主原料入口以下，下端位于再生催化剂入口之上。由图2中的A-A视图可以看出，该油剂分布器将提升管反应器的下部划分为c和d两个横截面积不等的反应区。

第3种型式：如图3所示，在提升管反应器1的内部设置一油剂分布器2。该油剂分布器由钢板3和钢板4构成。钢板3的宽度略小于提升管内径，以便使钢板的两个长边能够固定在提升管反应器的内壁上。钢板4的宽度略小于提升管反应器内径的1/2。钢板3的上端位于主原料入口以下，下端位于再生催化剂入口之上。钢板4比钢板3短，其高度是钢板3的50～90％。钢板4垂直焊接于钢板3的正中。由图3中的A-A视图可以看出，该油剂分布器将提升管反应器的下部划分为e、f和g三个反应区。

第4种型式：如图4所示，在提升管反应器1的内部设置一油剂分布器2。该油剂分布器由三块钢板构成，它们是图4中所示的钢板3、钢板4和钢板5。钢板3的宽度略小于提升管内径，以便使钢板的两个长边能够固定在提升管反应器的内壁上。钢板4和钢板5的宽度略小于提升管反应器内径的1/2。钢板4比钢板3短，其高度占钢板3的50～90％；钢板5又比钢板4短，其高度占钢板4的50～90％。钢板3的两个长边焊接在提升管反应器的内壁上，其上端应位于主原料入口以下，下端位于再生催化剂入口之上。钢板4的一侧长边垂直焊接于钢板3的正中，而另一侧长边焊接在提升管的内壁上。钢板5的一侧长边是与上述钢板3和钢板4相交的长边焊接在一起的，其另一侧长边焊接在提升管的内壁上，并且使钢板5与钢板3和钢板4所形成的夹角相等。由图4中的A-A视图可以看出，该油剂分布器将提升管反应器的下部划分为h、i、j、k四个反应区。2、本发明所使用的催化剂

本发明使用的催化剂可以是适用于催化裂化过程的任何催化剂，其活性组分可以选自含或不含稀土和/或磷的Y型或HY型沸石、含或不含稀土和/或磷的超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石或具有五元环结构的高硅沸石、β沸石、镁碱沸石中的一种、两种或三种，也可以是无定型硅铝催化剂。3、本发明使用的原料油

本发明使用的原料油包括主原料和预改质原料两部分，预改质原料与主原料的质量流量之比为0.1～1.0，优选0.1～0.8。

本发明以常规的催化裂化原料油作为主原料。主原料可选自直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢精制油、加氢裂化尾油、减压渣油或常压渣油中的一种或一种以上的混合物。

预改质原料是指利用催化裂化过程进行适度改质的轻质石油烃或劣质、重质石油烃。改质的目的是为了满足产品质量的要求，或是为了改善原料性质、为下一步的裂化反应创造条件。预改质原料根据其催化改质的难易程度可以分为易改质原料和难改质原料两种。易改质原料可以选自焦化蜡油、减压渣油等残炭和/或碱性氮含量高的重质石油烃、减粘裂化汽油、催化裂化汽油、催化裂化液化气中的一种或一种以上的混合物。难改质原料可以选自直馏汽油、加氢精制汽油、加氢裂化汽油、重整抽余油、焦化汽油中的一种或一种以上的混合物。4、本发明提供方法的实施方案

在提升管反应器内部的再生剂入口处至主原料入口处之间设置油剂分布器，将提升管反应器的下部分隔为2～4个反应区。在各反应区均设置进料喷嘴，并保证烃类原料可以在相应的反应区内均匀分布。若油剂分布器是由不同长度的钢板构成的，应在较短的钢板的下方设置进料喷嘴，使烃类原料尽可能均匀地分布于由该钢板所隔开的两个或三个反应区内。来自再生器的高温再生剂在预提升介质的作用下沿提升管上行，并在油剂分布器与提升管反应器所构成的各个反应区内均匀分布。预改质原料由部分上述的反应区注入，与反应区内的高温再生剂接触，并发生反应。反应后的物流以及其它反应区内未参与反应的催化剂在各自的反应区内沿提升管上行，并在主原料入口处与经蒸汽雾化后的主原料接触并发生反应。反应油气与催化剂的分离、反应产物的分离以及待生剂的汽提和再生均按照常规的催化裂化方法进行。再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用。

预改质原料的注入方式根据其物化性质确定。对于易改质原料应采用较缓和的反应条件，以避免生成过多的气体和焦炭。而难改质原料应采用较苛刻的反应条件，以确保较好的改质效果。在本发明中，当预改质原料的质量流量较小或需要较为缓和的反应条件时，可以使预改质原料在一个横截面积较小的反应区内进行反应。当预改质原料的质量流量相对较大或需要采用较苛刻的反应条件时，可以将预改质原料注入提升管下部的多个反应区。依据上述原则，预改质原料的具体注入方式经常规的工艺计算即可确定。

主原料的反应条件如下：与原料接触前的催化剂的温度应小于680℃，优选小于660℃；提升管出口温度为460℃～550℃，优选480℃～530℃；反应时间为2～10秒，优选2.5～8.0秒；剂油比为3～12，优选4～10；水蒸汽与原料的重量比(以下简称水油比)为0.02～0.30，优选0.05～0.20；反应压力为130～450kPa，优选200～400kPa。

易改质原料的反应条件如下：与原料接触前的催化剂的温度应不小于650℃；反应温度为600℃～680℃，优选600℃～650℃；反应时间为0.2～5秒，优选0.5～4秒；催化剂与原料的重量比为4～12，优选5～10；水蒸汽与原料的重量比为0.02～0.20，优选0.03～0.15；反应压力为130～450kPa，优选200～400kPa。

难改质原料的反应条件如下：与原料接触前的催化剂的温度应不小于650℃；反应温度为600℃～680℃，优选600℃～650℃；反应时间为0.2～5秒，优选0.5～4秒；催化剂与原料的重量比为20～60，优选25～35；水蒸汽与原料的重量比为0.02～0.20，优选0.03～0.15；反应压力为130～450kPa，优选200～400kPa。

下面结合附图进一步说明本发明提供的方法，但并不因此而限制本发明。

现以上述第3种型式的油剂分布器为例进行说明。如图5所示，在提升管反应器1的高温再生剂入口7与主原料入口18之间设置油剂分布器2。油剂分布器将提升管反应器下部分隔为e、f和g三个反应区。再生催化剂经高温再生剂入口7进入提升管底部，催化剂循环量由滑阀14控制。催化剂在预提升介质的作用下沿提升管上行，并在上述三个反应区内均匀分布。

依据预改质原料的物化性质及其质量流量的大小，可以采用以下几种不同的进料方式：(1)对于催化裂化汽油、减粘裂化汽油等易改质原料，可以将其由进料喷嘴13注入g区进行改质；若易改质原料的质量流量相对较高，例如，占主原料的15重％以上，就可将其由位于g区和f区下部的进料喷嘴12注入，使预改质原料在g区和f区内进行改质。(2)对于直馏汽油、加氢精制汽油等难改质原料，可以将其由位于油剂分布器下部的预提升介质喷嘴11注入，使预改质原料在整个提升管反应器的下部进行改质反应；若难改质原料的质量流量相对较小，例如，占主原料的15重％以下，可将其由位于g区和f区下部的进料喷嘴12注入，使预改质原料在g区和f区内进行改质。(3)当难改质原料和易改质原料需要同时进行改质时，难改质原料可以由位于油剂分布器下部的预提升介质入口11注入，也可以由位于g区和f区下部的进料喷嘴12注入；易改质原料则由进料喷嘴13注入g区进行改质。

上述预改质原料的进料方式并非穷举。在实施本发明的过程中，应根据预改质原料的性质、质量流量进行常规的催化裂化工艺计算。进料方式的确定以满足预改质原料的工艺条件要求为标准。

预改质原料与催化剂所形成的反应物流以及其它反应区内未参与反应的催化剂在各自的反应区内沿提升管上行，并在主原料入口18与经蒸汽雾化后的主原料接触并发生反应。反应油气与催化剂的分离、反应产物的分离以及待生剂的汽提和再生均按照常规的催化裂化方法进行。再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用。

本发明提供的方法与现有技术相比具有如下特点：(1)本发明使用的油剂分布器结构简单，易于制造和安装。(2)本发明对催化裂化装置的提升管反应器的改动比较小，因此，仅需投入少量的改造资金即可使本发明提供的方法得以实施。(3)由于本发明将提升管反应器的下部分隔为多个反应区，并相应地设置了多个预改质原料进料喷嘴，从而使催化裂化汽油、减粘裂化汽油、焦化蜡油、减压渣油等多种预改质原料都可以在各自适宜的反应条件下进行改质。而常规的催化裂化原料，例如减压蜡油、常压渣油等，由位于油剂分布器上部的主原料喷嘴注入提升管反应器。因此，本发明提供的方法可以同时处理多种石油烃。(4)本发明利用油剂分布器将提升管反应器的下部分隔为多个反应区，并根据预改质原料的性质和质量流量采用不同的进料方式，以灵活地调节剂油比，满足各种烃类原料改质的要求。这是一种全新的调节剂油比的方法，为催化裂化领域进一步优化工艺条件、改善产品结构开创了一条新思路。(5)由于本发明提供的方法可以灵活地调节剂油比，为不同性质的预改质原料创造最为适宜的反应条件，因此，能够起到改善催化裂化装置产品产率和产品质量的作用，为炼油企业经济效益的提高创造有利条件。

下面的实施例将对本发明予以进一步说明，但并不因此而限制本发明。实施例中所使用的催化剂的性质列于表1，烃类原料的性质列于表2。

                           实施例1-3

本实施例说明：采用本发明提供的方法，可以提高装置的操作灵活性，为烃类原料创造适宜的反应条件。

试验所用装置为处理量150万吨/年的提升管催化裂化装置，其提升管反应器的直径为1.1米。按照本发明提供的方法在该提升管内部设置油剂分布器，将提升管的下部分割为三个反应区，并在各反应区设置相应的烃油进料喷嘴，如图5所示。试验所用催化剂的性质见表1，并以表2所示的蜡油掺渣油作为主原料、以催化汽油作为预改质原料。

试验步骤简述如下：如图5所示，预热后的催化汽油经喷嘴11注入提升管反应器1的底部与高温再生剂接触并发生反应，同时，预热后的蜡油掺渣油由主原料喷嘴18注入提升管进行反应，反应物流进入沉降器进行气固分离，反应产物进入后续分离系统进一步分离为产品，而待生剂进入汽提器经水蒸气汽提后送入再生器烧焦再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用。按照催化裂化过程的常规方法计量所得到的各种产品，并得到产品分布数据。

将催化汽油经喷嘴12注入提升管下部的g区和f区，与上述两个反应区内的高温再生剂接触并发生反应，同时，预热后的蜡油掺渣油由主原料喷嘴18注入提升管进行反应，其余的反应步骤同上。

将催化汽油经喷嘴13注入提升管下部的g区，与该反应区内的高温再生剂接触并发生反应，同时，预热后的蜡油掺渣油由主原料喷嘴18注入提升管进行反应，其余的反应步骤同上。

主要反应条件及产品分布见表3。由表3可以看出，催化汽油采用上述三种方式注入提升管反应器，可得到不同的反应结果。当催化汽油经喷嘴11注入时，其反应结果可以代表未采用油剂分布器时的产品分布情况；而当催化汽油经喷嘴12或13注入提升管时，其反应结果代表采用油剂分布器后的产品分布。由表3中的三组对比数据可以看出，采用喷嘴11时，相对于预改质原料而言，干气+焦炭的产率为14.03重％；当采用喷嘴12或13时，干气+焦炭的产率明显降低，高价值产品的产率提高。此外，经改质后，汽油的烯烃含量可降低10重％左右。因此，油剂分布器的使用可提高催化裂化过程的操作灵活性，当目的产品是柴油和液化气时，催化汽油可由喷嘴11注入，当目的产品是高品质汽油时，催化汽油可由喷嘴13注入。

实施例4-6

本实施例说明：采用本发明提供的方法，可以提高装置的操作灵活性，为烃类原料创造适宜的反应条件。

试验装置同上述实施例。试验所用催化剂的性质见表1，并以表2所示的蜡油掺渣油作为主原料、以直馏汽油作为预改质原料。

试验步骤简述如下：如图5所示，预热后的直馏汽油经喷嘴11注入提升管反应器1的底部与高温再生剂接触并发生反应，同时，预热后的蜡油掺渣油由主原料喷嘴18注入提升管进行反应，反应物流进入沉降器进行气固分离，反应产物进入后续分离系统进一步分离为产品，而待生剂进入汽提器经水蒸气汽提后送入再生器烧焦再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用。按照催化裂化过程的常规方法计量所得到的各种产品，并得到产品分布数据。

将直馏汽油经喷嘴12注入提升管下部的g区和f区，与上述两个反应区内的高温再生剂接触并发生反应，同时，预热后的蜡油掺渣油由主原料喷嘴18注入提升管进行反应，其余的反应步骤同上。

将直馏汽油经喷嘴13注入提升管下部的g区，与该反应区内的高温再生剂接触并发生反应，同时，预热后的蜡油掺渣油由主原料喷嘴18注入提升管进行反应，其余的反应步骤同上。

主要反应条件及产品分布见表4。由表4可以看出，直馏汽油采用上述三种方式注入提升管反应器，可得到不同的反应结果。当直馏汽油经喷嘴11注入时，其反应结果可以代表未采用油剂分布器时的产品分布情况；而当直馏汽油经喷嘴12或13注入提升管时，其反应结果代表采用油剂分布器后的产品分布。由表4中的三组对比数据可以看出，采用喷嘴11时，干气和焦炭的产率较高，改质后汽油的辛烷值也相对较高；当采用喷嘴13时，干气和焦炭的产率降低，高价值产品的产率提高，但改质后汽油的辛烷值有所下降；当采用喷嘴12时，可兼顾产品分布和汽油辛烷值两个方面，使直馏汽油得到较好的改质效果。表1

催化剂	MLC-500
		沸石类型	复合
化学组成，重％
		氧化铝	48.5
氧化钠	0.35
		氧化铁	/
表观密度，千克/米3	690
		孔体积，毫升/克	0.40
比表面积，米2/克	298
		磨损指数，重％时-1	2.3
筛分组成，重％
		0～40微米	17.4
40～80微米	44.1
		＞80微米	38.5
水热老化条件	800℃，17小时，100％水蒸汽
		微反活性	66

表2

原料油	蜡油掺渣油	直馏汽油	催化汽油
				密度(20℃)g/cm3	0.9198	0.7277	0.7359
残炭，重％	2.98
				馏程，℃
初馏点	256	57	50
				10％	332	70	77
30％	402	87	103
				50％	506	97	125
70％	/	108	146
				90％	/	121	171
干点	/	142	199
				汽油辛烷值
MON	/	62.3	90.1
				RON	/	64.6	78.5

表3

实施例		1	2	3
					主原料的反应条件：
提升管出口温度，℃		505	505	505
					剂油比		7.2	7.2	7.2
预改质原料注入方式(喷嘴编号)		11	12	13
					预改质原料占主原料比例，重％		21.4	21.4	21.4
产物分布，重％(相对于总进料)干气液态烃汽油柴油重油焦炭		4.6218.0031.9531.066.607.77	4.1017.2034.6530.026.707.33	3.5016.8037.0429.186.467.02
					预改质原料的反应条件：
反应温度，℃		670	660	650
					剂油比		36	18	9
产物分布，重％(相对预改质原料)干气液态烃汽油柴油焦炭		8.2434.7549.9380.295.79	6.6030.4857.8080.463.66	3.2424.7567.6380.592.79
					色谱组成，重％正构烷烃异构烷烃环烷烃烯烃芳烃	改质前	改质后
5.825.98.342.117.9	4.927.97.630.229.4	5.028.97.832.226.1	5.129.18.133.923.8
				辛烷值RONMON		改质前90.178.5	改质后
92.3	91.9	91.4
			81.2		80.2		80.2

表4

实施例		4	5	6
					主原料反应条件：
提升管出口温度，℃		505	505	505
					剂油比		6.8	6.8	6.8
预改质原料注入方式(喷嘴编号)		11	12	13
					预改质原料占主原料比例，重％		10.8	10.8	10.8
产物分布，重％(相对于总进料)干气液态烃汽油柴油重油焦炭		4.1217.1040.6726.085.646.39	3.9816.6341.2626.225.706.21	3.5015.8043.0425.985.666.02
					预改质原料的反应条件：
反应温度，℃		680	670	660
					剂油比		64	32	16
产物分布，重％(相对预改质原料)干气液态烃汽油柴油焦炭		10.8231.0355.630.442.08	8.0530.2959.110.661.89	4.9427.3865.060.981.64
					色谱组成，m％正构烷烃异构烷烃环烷烃烯烃芳烃	改质前	改质后
25.3/5.8*29.7/25.9*25.8/8.3*0/42.1*19.2/17.9*	6.626.19.936.820.6	7.126.710.236.219.8	8.227.412.035.217.2
				辛烷值RONMON		改质前64.6/90.1*62.3/78.5*	改质后
89.6	89.4	87.8
			78.2		78.0		76.7

^*未进行直馏汽油改质时原催化裂化装置所生产的汽油产品的性质。

Claims (10)

1、一种同时处理多种石油烃的催化裂化方法，其特征是在提升管反应器内部的再生剂入口处至主原料入口处之间设置油剂分布器，将提升管反应器的下部分隔为平行于轴向的2～4个反应区，并在各反应区设置相应的进料喷嘴；来自再生器的高温再生剂在各反应区内均匀分布；预改质原料注入其中的1个、2个或3个反应区，与反应区内的高温再生剂接触并进行反应；反应物流以及其它反应区内未参与反应的催化剂在各自的反应区内沿提升管上行，并在主原料入口处与经蒸汽雾化后的主原料接触并发生反应；分离反应产物，待生剂经汽提和再生后返回提升管反应器循环使用。

2、按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的油剂分布器的高度占提升管反应器总长度的5～25％；该油剂分布器由一块或多块平直的或弯曲的钢板构成，其中：

由一块钢板构成的，该钢板的两条边沿轴向固定于提升管内壁；

由多块钢板构成的，将不同钢板的一条边沿轴向相互固定在一起，另一条边固定于提升管内壁；或者将一块钢板的两条边均沿轴向固定于提升管内壁，其余钢板的一条边沿轴向固定在前述钢板上，而其余的边沿轴向固定于提升管内壁；或者将不同钢板的两条边均沿轴向分别固定于提升管内壁；

构成油剂分布器的多块钢板，其高度可以相同，也可以不同；其上端标高可以相同，也可以不同；其下端标高可以相同，也可以不同。

3、按照权利要求2所述的方法，其特征在于所述的油剂分布器的高度占提升管反应器总长度的7～20％。

4、按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的预改质原料按照其反应性能划分为易改质原料和难改质原料两种；易改质原料选自焦化蜡油、减压渣油、减粘裂化汽油、催化裂化汽油、催化裂化液化气中的一种或一种以上的混合物；难改质原料选自直馏汽油、加氢精制汽油、加氢裂化汽油、重整抽余油焦化汽油中的一种或一种以上的混合物。

5、按照权利要求4所述的方法，其特征在于所述的易改质原料的反应条件为：与原料接触前的催化剂的温度应不小于650℃，反应温度为600℃～680℃，反应时间为0.2～5秒，催化剂与原料的重量比为4～12∶1，水蒸汽与原料的重量比为0.02～0.20∶1，反应压力为130～450kPa；难改质原料的反应条件为：与原料接触前的催化剂的温度应不小于650℃，反应温度为600℃～680℃，反应时间为0.2～5秒，催化剂与原料的重量比为20～60∶1，水蒸汽与原料的重量比为0.02～0.20∶1，反应压力为130～450kPa。

6、按照权利要求5所述的方法，其特征在于所述的易改质原料的反应条件为：与原料接触前的催化剂的温度应不小于650℃，反应温度为600℃～650℃，反应时间为0.5～4秒，催化剂与原料的重量比为5～10∶1，水蒸汽与原料的重量比为0.03～0.15∶1，反应压力为200～400kPa；难改质原料的反应条件为：与原料接触前的催化剂的温度应不小于650℃，反应温度为600℃～650℃，反应时间为0.5～4秒，催化剂与原料的重量比为25～35∶1，水蒸汽与原料的重量比为0.03～0.15∶1，反应压力为200～400kPa。

7、按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的主原料选自直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢精制油、加氢裂化尾油、减压渣油或常压渣油中的一种或一种以上的混合物。

8、按照权利要求1或7所述的方法，其特征在于所述的主原料的反应条件为：与原料接触前的催化剂的温度应小于680℃，提升管出口温度为460℃～550℃，反应时间为2～10秒，剂油比为3～12，水蒸汽与原料的重量比为0.02～0.30，反应压力为130～450kPa。

9、按照权利要求8所述的方法，其特征在于所述的主原料的反应条件为：与原料接触前的催化剂的温度应小于660℃，提升管出口温度为480℃～530℃，反应时间为2.5～8.0秒，剂油比为4～10，水蒸汽与原料的重量比为0.05～0.20，反应压力为200～400kPa。

10、按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的预改质原料与主原料的质量流量之比为0.1～1.0。

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