CN114605219A - 生产低碳烯烃和汽油的方法和系统 - Google Patents
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Abstract
提供一种生产低碳烯烃和汽油的方法和系统，该方法包括：重质原料和轻质原料引入催化裂解单元与催化裂解催化剂接触反应，得到催化裂解反应油气；催化裂解反应油气引入产物分离单元进行分离，所得产物至少包括碳四馏分、轻汽油和中汽油；碳四馏分和轻汽油引入叠合单元与叠合催化剂接触反应，得到叠合轻馏分油和叠合重馏分油；及叠合轻馏分油引入脱氢单元与脱氢催化剂接触反应，得到脱氢反应油气；其中脱氢反应油气引入所述叠合单元继续反应，中汽油作为汽油产物和/或作为轻质原料引入催化裂解单元继续反应；叠合重馏分油作为汽油产物和/或作为轻质原料引入催化裂解单元继续反应。本公开可实现更高的烃类转化能力和低碳烯烃产率，且大幅降低能耗。
Description
技术领域
本公开涉及石油化工技术领域，具体涉及一种生产低碳烯烃和汽油的方法和系统。
背景技术
随着化工行业的不断发展，乙烯、丙烯等低碳烯烃的需求量呈现快速增长的趋势，低碳烯烃市场存在较大缺口。目前生产低碳烯烃的方法主要有蒸汽裂解技术、催化裂解技术、丙烷脱氢技术和甲醇制烯烃技术等。其中，蒸汽裂解技术是低碳烯烃的主要来源，其生产的乙烯占乙烯总产量的95％以上，丙烯占丙烯总产量的61％左右，而催化裂解技术生产的丙烯占丙烯总产量约34％。催化裂解技术可以处理重质原料油，在生产低碳烯烃的同时，也会产生较多碳四馏分、汽油、柴油等产品。随着国家大力推广乙醇汽油，用于生产甲基叔丁基醚(MTBE)的碳四馏分将会出现过剩的情况。而催化裂解汽油中较轻的馏分由于烯烃含量高、安定性差，不是优质的汽油。如果通过合理的加工技术，将碳四馏分和轻汽油转化为低碳烯烃或优质的汽油，那么就能够提高原料的利用效率，提高重质原料加工的经济效益。
CN1031834A公开了一种生产低碳烯烃的催化转化方法。该方法以不同沸程的石油馏分、渣油或原油为原料，以含有Y沸石和五元环高硅沸石的混合物为催化剂，采用流化床或移动床为反应器，反应条件为：温度500～650℃，压力0.15～0.30MPa，重时空速0.2～20小时-1，剂油比2～12，反应后的催化剂经烧焦再生后返回反应器内循环使用。与常规的催化裂化和蒸气裂解相比，本方法能够得到更多的丙烯和丁烯。
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CN105085143A公开了一种碳五碳六烷烃和碳四混合生产乙烯丙烯的方法。富含碳五碳六烷烃的原料先进入装有脱氢催化剂的反应器在温度480～700℃、压力0.01～3MPa、体积空速为0.1～10小时-1条件下进行烷烃脱氢反应，脱氢产物与碳四烃混合后进入装有催化裂解催化剂的反应器内在温度450～650℃、压力0.1～0.3MPa、体积空速0.1～10小时-1条件下进行催化裂解反应。该方法能够提高乙烯、丙烯收率，并且能够降低能耗。
CN103769079A公开了一种低碳烷烃脱氢催化剂。该催化剂以含LA氧化铝为载体，以铬为活性组元。以氧化物的质量含量计时，催化剂中氧化镧的含量为0.1～5.0％，氧化铬的含量为5.0～20.0％。该催化剂不含有碱性氧化物，能够避免碱性氧化物与活性组元之间的强相互作用，提高低碳烷烃脱氢催化剂的稳定性、活性和丙烯的选择性。
以上技术通过催化裂解技术来处理重质原料，使用齐聚、裂解或脱氢技术来处理轻质原料，但两者没有有效结合，且没能兼顾多产低碳烯烃和汽油。
需注意的是，前述背景技术部分公开的信息仅用于加强对本发明的背景理解，因此它可以包括不构成对本领域普通技术人员已知的现有技术的信息。
发明内容
本公开的一个主要目的在于克服上述现有技术的至少一种缺陷，提供一种生产低碳烯烃和汽油的方法和系统，以解决现有技术无法实现兼顾多产低碳烯烃和汽油的问题。
为了实现上述目的，本公开采用如下技术方案：
本公开提供一种生产低碳烯烃和汽油的方法，包括：重质原料和轻质原料引入催化裂解单元与催化裂解催化剂接触反应，得到催化裂解反应油气；催化裂解反应油气引入产物分离单元进行分离，所得产物至少包括碳四馏分、轻汽油和中汽油；碳四馏分和轻汽油引入叠合单元与叠合催化剂接触反应，得到叠合轻馏分油和叠合重馏分油；及叠合轻馏分油引入脱氢单元与脱氢催化剂接触反应，得到脱氢反应油气；其中，脱氢反应油气引入所述叠合单元继续反应，中汽油作为汽油产物，和/或作为轻质原料引入催化裂解单元继续反应；叠合重馏分油作为汽油产物，和/或作为轻质原料引入催化裂解单元继续反应。
根据本公开的一个实施方式，产物分离单元所得产物还包括干气、丙烯、丙烷、重汽油、柴油和油浆。
根据本公开的一个实施方式，油浆作为裂解重油引入催化裂解单元继续反应。
根据本公开的一个实施方式，催化裂解催化剂包括催化裂解活性组元、粘土和粘结剂，其中催化裂解活性组元包括具有MFI结构的分子筛和Y分子筛，Y分子筛和具有MFI结构的分子筛的质量比为1:0～2，优选为1:0.1～0.8。根据本公开的一个实施方式，叠合催化剂包括具有MFI结构的分子筛和粘结剂，其中具有MFI结构的分子筛与粘结剂的质量比为1:0.5～3，优选为1:1～2。
根据本公开的一个实施方式，脱氢催化剂包括金属活性组元和载体，金属活性组元和载体的质量比为1:4～20，优选1:8～15。根据本公开的一个实施方式，催化裂解单元包括催化裂解反应器和催化裂解再生器，催化裂解反应器包含第一提升管反应器、第二提升管反应器和催化裂解流化床反应器；其中，重质原料引入第一提升管反应器，轻质原料引入第二提升管反应器，分别与来自催化裂解再生器的催化裂解再生催化剂接触反应，所得产物引入催化裂解流化床反应器继续反应。
根据本公开的一个实施方式，第一提升管反应器的反应温度的反应温度为500℃～620℃，优选为520℃～600℃，剂油比为2～25，优选为4～20，反应时间为1s～10s，优选为2s～8s；第二提升管反应器的反应温度为560℃～700℃，优选为580℃～680℃，剂油比为3～30，优选为5～20，反应时间为0.5s～10s，优选为1s～5s；催化裂解流化床反应器的反应温度为540℃～660℃，优选为560～640℃，重时空速为1～30小时-1，优选为5～20小时-1，催化裂解流化床反应器内压力为0.1MPa～0.4MPa，优选为0.15MPa～0.3MPa。
根据本公开的一个实施方式，轻汽油的馏程为20℃～100℃，优选30℃～80℃；中汽油的馏程为60℃～180℃，优选为80℃～160℃；重汽油的馏程为140℃～220℃，优选为160～200℃。
根据本公开的一个实施方式，叠合轻馏分油和叠合重馏分油的温度切割点为60℃～100℃，优选为75℃～85℃。
根据本公开的一个实施方式，叠合单元包括叠合反应器和叠合油分离装置，碳四馏分和轻汽油于叠合反应器与叠合催化剂接触反应，所得叠合反应油气经叠合油分离装置分离得到叠合轻馏分油和叠合重馏分油；其中，叠合反应器的反应温度为200℃～400℃，优选240℃～360℃，反应压力为3.0MPa～5.0MPa，优选3.5MPa～4.5MPa，体积空速为0.2～5小时-1，优选0.5～3小时-1。
根据本公开的一个实施方式，脱氢单元包括脱氢流化床反应器、脱氢催化剂提升管和脱氢再生器，叠合轻馏分油引入脱氢流化床反应器中，与经脱氢催化剂提升管引入脱氢流化床反应器的脱氢再生催化剂接触反应；其中，脱氢流化床反应器的反应温度为520℃～700℃，优选为540℃～680℃，重时空速为1～20小时-1，优选2～8小时-1，脱氢流化床反应器内压力为0.1MPa～0.4MPa，优选0.15MPa～0.3MPa。
本公开还提供一种生产低碳烯烃和汽油的系统，包括：催化裂解单元、产物分离单元、叠合单元和脱氢单元，其中催化裂解单元被配置为进行重质原料和轻质原料的催化裂解反应；产物分离单元被配置为对催化裂解反应的产物进行分离，产物分离单元至少包含碳四馏分出口、轻汽油出口和中汽油出口；叠合单元包括叠合反应器和叠合油分离装置，叠合反应器被配置为对来自碳四馏分出口和轻汽油出口的产物进行叠合反应，得到叠合反应油气；叠合油分离装置被配置为将叠合反应油气分离，叠合油分离装置至少包含叠合轻馏分油出口和叠合重馏分油出口；脱氢单元被配置为对来自叠合轻馏分油出口的产物进行脱氢反应，脱氢单元至少包含脱氢反应油气出口；其中，脱氢反应油气出口连接于叠合反应器的入口，中汽油出口连接于催化裂解单元的轻质原料入口，和/或连接于汽油出口；叠合重馏分油出口连接于轻质原料入口，和/或连接于汽油出口。
根据本公开的一个实施方式，产物分离单元还包含干气出口、丙烯出口、丙烷出口、重汽油出口、柴油出口和油浆出口。
根据本公开的一个实施方式，催化裂解单元还包括裂解重油入口，所述油浆出口连接于所述裂解重油入口。
根据本公开的一个实施方式，催化裂解单元包括催化裂解反应器和催化裂解再生器，催化裂解反应器包含第一提升管反应器、第二提升管反应器和催化裂解流化床反应器；其中，第一提升管反应器被配置为进行重质原料的催化裂解反应，第二提升管反应器被配置为进行轻质原料的催化裂解反应，催化裂解流化床反应器被配置为对第一提升管反应器和第二提升管反应器的产物进一步进行催化裂解反应。
根据本公开的一个实施方式，脱氢单元包括脱氢流化床反应器、脱氢催化剂提升管和脱氢再生器；其中，叠合轻馏分油出口连接于脱氢流化床反应器的进料口，脱氢催化剂提升管的一端连接于脱氢再生器的脱氢再生催化剂出口，另一端连接于脱氢流化床反应器的催化剂入口。
本公开所述的“低碳烯烃”包括乙烯和丙烯。
由上述技术方案可知，本公开的有益效果在于：
本公开提出了一种新的生产低碳烯烃和汽油的方法和系统，通过在催化裂解单元和产物分离单元的基础上引入叠合单元和脱氢单元，将回炼碳四馏分和回炼轻汽油引入叠合单元叠合后再回炼，可以提高乙烯和丙烯产率，且叠合单元产生的叠合重馏分油还可作为汽油；利用脱氢单元将叠合单元产生的叠合轻馏分油中的低碳烷烃先脱氢后再回到叠合单元中进行反应，从而提高叠合油的产率，进一步提高乙烯和丙烯等低碳烯烃的产率。此外，叠合油是优质的汽油调合组分，可以根据市场需求灵活调整叠合油的回炼量，从而实现低碳烯烃和汽油产量的灵活调节，实现效益最大化。该方法实现了更高的烃类转化能力，达到更高的乙烯和丙烯产率，并且能够大幅度降低能耗，具有良好的应用前景。
附图说明
为了让本公开实施例能更容易理解，以下配合所附附图作详细说明。应该注意，根据工业上的标准范例，各个部件未必按照比例绘制，且仅用于图示说明的目的。实际上，为了让讨论清晰易懂，各个部件的尺寸可以被任意放大或缩小。
图1是本公开一个实施方式的生产低碳烯烃和汽油的系统连接关系示意图；
图2为本公开一个实施方式的生产低碳烯烃和汽油的系统装置结构示意图。
其中，附图标记说明如下：
1：催化裂解单元
1-1：第一提升管反应器
1-2：第二提升管反应器
1-3：催化裂解流化床反应器
1-4：汽提器
1-5：沉降器
1-6：催化裂解再生器
101：重质原料
102：预提升气体管线
103：裂解重油
104：轻质原料
105：预提升气体管线
106：汽提气体
107：催化裂解待生催化剂输送管线
108：催化裂解反应油气管线
109：主风入口管线
110、111：催化裂解再生催化剂管线
112：再生烟气出口
2：产物分离单元
201：干气出口
202：丙烯出口
203：丙烷出口
204：碳四馏分出口
205：轻汽油出口
206：中汽油出口
207：重汽油出口
208：柴油出口
209：油浆出口
210：油浆出口管
3：叠合单元
3-1：叠合反应器
3-2：叠合油分离装置
301：叠合反应器进料口
302：叠合反应油气出口
303：叠合轻馏分油出口
304：叠合重馏分油出口
305：汽油出口
4：脱氢单元
4-1：脱氢催化剂提升管
4-2：脱氢流化床反应器
4-3：脱氢汽提器
4-4：脱氢沉降器
4-5：脱氢再生器
401：脱氢流化床反应器的进料口
402：预提升气体管线
403：汽提气体
404：脱氢反应油气管线
405：脱氢待生催化剂输送管线
406：脱氢再生催化剂输送管线
407：主风入口管线
408：再生烟气出口
具体实施方式
体现本公开特征与优点的典型实施例将在以下的说明中详细叙述。应理解的是本公开能够在不同的实施例上具有各种的变化，其皆不脱离本公开的范围，且其中的说明及附图在本质上是作说明之用，而非用以限制本公开。
在对本公开的不同示例性实施方式的下面描述中，参照附图进行，所述附图形成本公开的一部分，并且其中以示例方式显示了可实现本公开的多个方面的不同示例性结构、系统和步骤。应理解的是，可以使用部件、结构、示例性装置、系统和步骤的其他特定方案，并且可在不偏离本公开范围的情况下进行结构和功能性修改。而且，虽然本说明书中可使用术语“之上”、“之间”、“之内”等来描述本公开的不同示例性特征和元件，但是这些术语用于本文中仅出于方便，例如根据附图中所述的示例的方向。本说明书中的任何内容都不应理解为需要结构的特定三维方向才落入本公开的范围内。
参阅图1，其代表性地示出了本公开提出的一个示例性实施方式的生产低碳烯烃和汽油的系统连接关系示意图。本公开提出的生产低碳烯烃和汽油的系统是以应用于石油化工领域为例进行说明的。本领域技术人员容易理解的是，为将本公开的相关设计应用于其他类型的领域中，而对下述的具体实施方式做出多种改型、添加、替代、删除或其他变化，这些变化仍在本公开提出的生产低碳烯烃和汽油的系统的原理的范围内。
如图1所示，在本实施方式中，本公开提出的生产低碳烯烃和汽油的系统主要包括催化裂解单元1、产物分离单元2、叠合单元3和脱氢单元4。需说明的是，图1仅是本公开生产低碳烯烃和汽油的系统部分示意图，并未示出全部结构，例如阀门等。配合参阅图2所示，图2为本公开一个实施方式的生产低碳烯烃和汽油的系统装置结构示意图；下面将结合上述附图，对本公开提出的生产低碳烯烃和汽油的系统的一个示例性实施方式的各主要组成部分的结构、连接方式和功能关系进行详细说明。
在本实施方式中，本公开的生产低碳烯烃和汽油的系统主要包括催化裂解单元1、产物分离单元2、叠合单元3和脱氢单元4。
催化裂解单元1被配置为进行重质原料和轻质原料的催化裂解反应，得到催化裂解反应油气。在本实施方式中，结合图1和图2所示，催化裂解单元1主要包括第一提升管反应器1-1、第二提升管反应器1-2、催化裂解流化床反应器1-3、汽提器1-4、沉降器1-5和催化裂解再生器1-6。
具体而言，催化裂解单元1的第一提升管反应器1-1和第二提升管反应器1-2选自等直径提升管反应器、等线速提升管反应器和变直径提升管反应器中的一种或一种以上的组合，重质原料101从第一提升管反应器1-1的底部进料，与催化裂解催化剂进行接触反应；轻质原料104从第二提升管反应器1-2的底部进料，与催化裂解催化剂进行接触反应。
在一些实施例中，还包括将裂解重油103引入作为原料，其中，如图2所示，裂解重油103从第一提升管反应器1-1的中上部进料。通过引入裂解重油103，使其优先与催化裂解再生催化剂接触，可以覆盖催化裂解再生催化剂上的部分强酸性中心，改善催化剂的裂解性能。
催化裂解流化床反应器1-3位于第一提升管反应器1-1的上部，两者串联。催化裂解流化床反应器1-3与第二提升管反应器1-2的出口相连。该催化裂解流化床反应器1-3选自固定流化床反应器、散式流化床反应器、鼓泡床反应器、湍动床反应器、快速床反应器、输送床反应器和密相流化床反应器中的一种或一种以上的组合。催化裂解流化床反应器1-3可延长重质原料在其中的反应时间，从而使转化更彻底。催化裂解流化床反应器1-3中反应后所得的油剂混合物通过旋风分离器进行分离，得到催化裂解反应油气和催化剂，催化裂解反应油气通过催化裂解反应油气管线108引出后进入后续产物分离单元，催化剂则引入催化裂解汽提器1-4进行汽提。
通过预提升气体管线102向第一提升管反应器1-1引入提升气体，通过预提升气体管线105向第二提升管反应器1-2引入提升气体。所用的提升气体为本领域技术人员熟知，可以选自水蒸汽、氮气、干气中的一种或多种，优选水蒸汽。
催化裂解汽提器1-4位于催化裂解流化床反应器1-3的下方并与催化裂解流化床反应器1-3连通，优选包裹催化裂解第一提升管反应器1-1的一部分。由此，向催化裂解汽提器1-4中供应的水蒸气可以向上通过催化裂解流化床反应器1-3作为其中发生的催化转化反应的注水蒸气而得到二次利用，有利于降低反应的总体能耗。
催化裂解汽提器1-4中设有汽提挡板和汽提气体分布环，用于降低待生催化剂的下落速度和使汽提气体106分布更加均匀，从而使待生催化剂上残留的反应油气从待生催化剂上充分脱除。
催化裂解再生器1-6与催化裂解汽提器1-4之间连通，并且通过催化裂解再生催化剂管线110、111分别与第一提升管反应器1-1、第二提升管反应器1-2连接。来自催化裂解汽提器1-4的催化裂解待生催化剂通过催化裂解待生催化剂输送管线107进入催化裂解再生器1-6中进行烧焦再生，从而将待生催化剂转化为再生催化剂。催化裂解再生器1-6内的再生催化剂经催化裂解再生催化剂管线110、111返回第一提升管反应器1-1、第二提升管反应器1-2的预提升段循环使用，其中通过催化裂解待生催化剂输送管线107、催化裂解再生催化剂管线110、111上的阀门可以调节催化剂的输送速度。
催化裂解再生器1-6的底部设有主风入口管线109，可向催化裂解再生器1-6内引入再生气体，再生后产生的烟气经过旋风分离器进入集气室，经处理后通过再生烟气出口112排出。
催化裂解沉降器1-5与催化裂解流化床反应器1-3以及催化裂解第一提升管反应器1-1连通，催化裂解汽提器1-4中的汽提蒸汽可以直接进入催化裂解沉降器1-5，与其他油气一起经旋风分离器分离后进入集气室，再经由催化裂解反应油气管线108引出反应器。
产物分离单元2选自本领域技术人员所熟悉的分离装置，如图2所示，在本实施方式中，该产物分离单元2包括干气出口201、丙烯出口202、丙烷出口203、碳四馏分出口204、轻汽油出口205、中汽油出口206、重汽油出口207、柴油出口208以及油浆出口209。其中，碳四馏分出口204和轻汽油出口205通过管路与叠合反应器3-1的进料口301相连，也即碳四馏分和轻汽油作为叠合反应的原料。
如图2所示，中汽油出口206与催化裂解单元1的轻质原料104的入口通过管路相连，此外，还通过管路与汽油出口305相连。由此，中汽油可从轻质原料104的入口进入催化裂解单元1，作为轻质原料进行反应，也可以直接通过汽油出口305收集，作为汽油引出。此外，重汽油出口207通过管路(未图示)与汽油出口305相连，作为汽油引出。
在一些实施例中，油浆可经油浆出口209通过油浆出口管210引出收集，或者油浆出口209通过管路与催化裂解单元1的裂解重油103的入口管相连，作为裂解重油返回催化裂解单元继续反应，实现反应体系内原料的充分利用。
结合图1和图2所示，叠合单元3包括叠合反应器3-1和叠合油分离装置3-2。其中，叠合反应器3-1选自固定床反应器，包括立式固定床反应器或卧式固定床反应器中的一种。叠合油分离装置3-2选自本领域技术人员所熟知的分离装置。
具体而言，叠合反应器3-1设有进料口301和叠合反应油气出口302。来自碳四馏分出口204的碳四馏分和来自轻汽油出口205的轻汽油通过进料口301进入叠合反应器3-1进行叠合反应，得到叠合反应油气。叠合反应油气通过前述的叠合反应油气出口302进入叠合油分离装置进行分离，得到叠合轻馏分油和叠合重馏分油，并分别通过叠合轻馏分油出口303和叠合重馏分油出口304引出。其中叠合重馏分油出口304与催化裂解单元1的轻质原料104的入口通过管路相连，此外，还通过管路与汽油出口305相连。由此，叠合重馏分油可从轻质原料104的入口进入催化裂解单元1，作为轻质原料进行反应，也可以直接通过汽油出口305收集，作为汽油引出。
根据本公开，通过将催化裂解反应所得的碳四馏分和轻汽油引入叠合单元3，经叠合反应后再进行回炼，可以提高乙烯和丙烯产率。另外，本公开还可通过调节叠合单元3的反应条件和叠合催化剂，使叠合油中正构烃的比例提高，在回炼时能够进一步提高乙烯和丙烯产率。
结合图1和图2所示，脱氢单元4包括脱氢催化剂提升管4-1、脱氢流化床反应器4-2、脱氢汽提器4-3、脱氢沉降器4-4和脱氢再生器4-5。
具体而言，脱氢催化剂提升管4-1选自等直径提升管反应器、等线速提升管反应器和变直径提升管反应器中的一种或一种以上的组合，主要用于输送脱氢催化剂。
脱氢流化床反应器4-2位于脱氢催化剂提升管4-1的上部，两者串联，选自固定流化床反应器、散式流化床反应器、鼓泡床反应器、湍动床反应器、快速床反应器、输送床反应器和密相流化床反应器中的一种或一种以上的组合。脱氢流化床反应器4-2主要用于叠合轻馏分油的脱氢反应，叠合轻馏分油出口303与脱氢流化床反应器4-2底部的进料口401相连，由此，叠合轻馏分油通过叠合轻馏分油出口303出料，经进料口401进入脱氢流化床反应器4-2作为脱氢反应的原料进行脱氢反应。脱氢流化床反应器4-2中反应后所得的油剂混合物通过旋风分离器进行分离，得到脱氢反应油气和催化剂，催化剂引入脱氢汽提器4-3进行汽提，脱氢反应油气则通过脱氢反应油气管线404引出重新进入叠合单元3进行反应。通过上述方法，使叠合轻馏分油中的烷烃先脱氢后叠合，可提高叠合油的产率(叠合主要发生在烯烃之间)，从而提高乙烯和丙烯产率。
通过预提升气体管线402向脱氢催化剂提升管4-1引入提升气体。所用的提升气体为本领域技术人员熟知，可以选自水蒸汽、氮气、干气中的一种或多种，优选水蒸汽。
脱氢汽提器4-3位于脱氢流化床反应器4-2的下方并与脱氢流化床反应器4-2连通，优选包裹脱氢催化剂提升管4-1的一部分。由此，向脱氢汽提器4-3中供应的水蒸气可以向上通过脱氢流化床反应器4-2作为其中发生的转化反应的注水蒸气而得到二次利用，有利于降低反应的总体能耗。
脱氢汽提器4-3中设有汽提挡板和汽提气体分布环，用于降低待生催化剂的下落速度和使汽提气体403分布更加均匀，从而使待生催化剂上残留的反应油气从待生催化剂上充分脱除。
脱氢再生器4-5通过脱氢再生催化剂管线406与脱氢催化剂提升管4-1连接。来自脱氢汽提器4-3的待生催化剂通过脱氢待生催化剂输送管线405进入脱氢再生器4-5中进行烧焦再生，从而将待生催化剂转化为再生催化剂。脱氢再生器4-5内的脱氢再生催化剂经脱氢再生催化剂管线406返回脱氢催化剂提升管4-1循环使用，其中脱氢待生催化剂输送管线405、脱氢再生催化剂输送管线406上设有阀门，通过脱氢待生催化剂输送管线405、脱氢再生催化剂输送管线406上的阀门可以调节催化剂的输送速度。
脱氢再生器4-5的底部设有主风入口管线407，可向脱氢再生器4-5内引入再生气体，再生后产生的烟气经过旋风分离器进入集气室，经处理后通过再生烟气出口408排出。
脱氢沉降器4-4与脱氢流化床反应器4-2以及脱氢催化剂提升管4-1连通，脱氢汽提器4-3中的汽提蒸汽可以直接进入脱氢沉降器4-4，与其他油气一起经旋风分离器分离后进入集气室，再经由脱氢反应油气管线404引出。
综上，通过本公开的前述生产低碳烯烃和汽油的系统，可以实现更高的烃类转化能力，达到更高的乙烯和丙烯产率，并且能够大幅度降低能耗。
下面以采用前述生产低碳烯烃和汽油的系统为例，具体说明本公开的生产低碳烯烃和汽油的方法，包括：
重质原料和轻质原料引入催化裂解单元与催化裂解催化剂接触反应，得到催化裂解反应油气；催化裂解反应油气引入产物分离单元进行分离，所得产物至少包括碳四馏分、轻汽油和中汽油；碳四馏分和轻汽油引入叠合单元与叠合催化剂接触反应，得到叠合轻馏分油和叠合重馏分油；及叠合轻馏分油引入脱氢单元与脱氢催化剂接触反应，得到脱氢反应油气；其中，脱氢反应油气引入所述叠合单元继续反应，中汽油作为汽油产物，和/或作为轻质原料引入催化裂解单元继续反应；叠合重馏分油作为汽油产物，和/或作为轻质原料引入所述催化裂解单元继续反应。
根据本公开，现有技术一般通过催化裂解技术来处理重质原料，使用齐聚、裂解或脱氢技术来处理轻质原料，但两者没有有效结合，且没能兼顾多产低碳烯烃和汽油。为此，本公开提供了一种新的生产方法，其能够实现低碳烯烃和汽油产量的灵活调节，实现效益最大化。
具体而言，首先，将重质原料和轻质原料引入催化裂解单元1与催化裂解催化剂接触反应，得到催化裂解反应油气。
本发明的方法中，重质原料通常是预热至180℃～300℃后引入催化裂解单元1的第一提升管反应器1-1底部，与来自催化裂解再生器1-6的催化裂解再生催化剂接触并进行反应。其中，第一提升管反应器1-1内的反应温度为500℃～620℃，例如，500℃、510℃、520℃、550℃、580℃、590℃、600℃等，优选为520℃～600℃；剂油比为2～25，例如，2、4、10、16、20、24等，优选为4～20；反应时间为1s～10s，例如，1s、4s、6s、8s、10s等，优选为2s～8s。第一提升管反应器1-1内反应后产生的油剂混合物引入催化裂解流化床反应器1-3中继续反应。其中，所述的重质原料可以选自减压蜡油、常压渣油、减压渣油、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、经过F-T合成得到的馏分油、动物油和植物油等，但本公开不限于此。
轻质原料通常是预热至100℃～150℃后引入第二提升管反应器1-2底部，与来自催化裂解再生器1-6的催化裂解再生催化剂接触反应。其中，第二提升管反应器1-2内的反应温度为560℃～700℃，例如，560℃、570℃、580℃、600℃、660℃、680℃、700℃等，优选为580℃～680℃；剂油比为3～30，例如，3、5、7、10、13、15、18、20、25等，优选为5～20；反应时间为0.5s～10s，例如，0.5s、1s、1.5s、2s、3s、5s、8s等，优选为1s～5s。第二提升管反应器1-2内反应后产生的油剂混合物引入催化裂解流化床反应器1-3中继续反应。
催化裂解流化床反应器1-3中的反应条件包括：反应温度为540℃～660℃，例如，540℃、560℃、600℃、620℃、640℃等，优选为560℃～640℃；重时空速为1～30小时-1，例如，1小时-1、5小时-1、10小时-1、20小时-1等，优选为5～20小时-1；反应器内压力为0.1MPa～0.4MPa，例如，0.1MPa、0.15MPa、0.2MPa、0.25MPa、0.3MPa、0.4MPa等，优选为0.15MPa～0.3MPa。
催化裂解流化床反应器1-3反应后的油剂混合物引入催化裂解单元1中的分离装置(未图示)进行分离，得到待生催化剂和反应油气。其中待生催化剂引入催化裂解汽提器1-4进行汽提，反应油气则通过催化裂解反应油气管线108引出反应器进入产物分离单元2。通过分离装置将反应油气与反应后的积炭催化剂迅速分离，可降低干气产率，抑制丙烯在生成之后再转化。
根据本公开，催化裂解单元1中的第一提升管反应器1-1和第二提升管反应器1-2中所用的催化裂解催化剂为经过催化裂解再生器1-6得到的再生催化剂，该催化裂解催化剂包括裂化活性组元、粘土和粘结剂，其中裂化活性组元包括具有MFI结构的分子筛和Y分子筛。该具有MFI结构的分子筛可选自ZRP沸石、含磷的ZRP沸石、含稀土的ZRP沸石、含磷和稀土的ZRP沸石、含磷和碱土金属的ZRP沸石以及含磷和过渡金属的ZRP沸石中的一种或多种，优选含磷和稀土的ZRP沸石。Y分子筛可选自HY、USY、REUSY、REY、REHY、DASY、REDASY中的一种或多种，或经各种金属氧化物处理得到的Y型分子筛。粘土选自可作为催化剂组分的各种粘土，如高岭土、蒙脱土、膨润土等。粘结剂选自硅溶胶、铝溶胶和拟薄水铝石中的一种或两种或三种的混合物，其中优选地，粘结剂为铝溶胶和拟薄水铝石的双铝粘结剂。以催化裂解催化剂的干基重量为基准，粘土的含量为10～70重量％，优选为15～45重量％；粘结剂的含量为10～40重量％，优选为20～35重量％；裂化活性组元的含量为10～80重量％，优选为15～60重量％，其中Y分子筛和具有MFI结构的分子筛的质量比为1：0～2，优选为1:0.1～0.8。
进一步地，前述的反应油气进入产物分离单元2中进行分离，得到干气、丙烯、丙烷、碳四馏分、轻汽油、中汽油、重汽油、柴油和油浆等产品。其中，轻汽油的馏程为20℃～100℃，优选30℃～80℃；中汽油的馏程为60℃～180℃，优选为80℃～160℃；重汽油的馏程为140℃～220℃，优选为160～200℃。
其中，本公开所述的“低碳烯烃”包括乙烯和丙烯，前述所得丙烯作为低碳烯烃产物收集，所得干气可通过本领域人员所熟知的分离方法分离后可以得到乙烯，分离方法可以采用深冷分离回收乙烯、引入乙苯-苯乙烯装置进行反应回收乙烯等。中汽油和重汽油可通过汽油出口305引出并收集，作为汽油产物。此外，中汽油还可以作为轻质原料104引入催化裂解单元1中继续反应。油浆通过油浆出口管210引出收集，也可作为裂解重油103引入催化裂解单元1中。
所得的碳四馏分和轻汽油(主要为碳五馏分)预热至80℃～120℃后引入叠合反应器3-1中，与叠合催化剂接触并进行反应，产生的叠合反应油气引入叠合油分离装置3-2进行分离，得到叠合轻馏分油和叠合重馏分油。其中，叠合轻馏分油和叠合重馏分油的温度切割点为60～100℃，优选75～85℃。此处所用到的叠合油分离装置可以为现有技术中的各种分离装置，本公开不限于此。
在一些实施例中，叠合反应器3-1内的反应温度为200℃～400℃，例如，200℃、230℃、250℃、280℃、300℃、360℃、400℃等，优选240℃～360℃；反应压力为3.0MPa～5.0MPa，例如，3.0MPa、3.5MPa、4.0MPa、4.5MPa、5.0MPa等，优选为3.5MPa～4.5MPa；体积空速为0.2小时-1～5小时-1，例如，0.5小时-1、0.8小时-1、1小时-1、1.5小时-1、2小时-1、3小时-1等，优选为0.5～3小时-1。
在一些实施例中，所用的叠合催化剂包括具有MFI结构的分子筛和粘结剂。具有MFI结构的分子筛例如选自ZRP沸石、含磷的ZRP沸石、含稀土的ZRP沸石、含磷和稀土的ZRP沸石、含磷和碱土金属的ZRP沸石以及含磷和过渡金属的ZRP沸石中的一种或多种，优选含磷和稀土的ZRP沸石。粘结剂选自硅溶胶、铝溶胶和拟薄水铝石中的一种或两种或三种的混合物，其中优选的粘结剂为铝溶胶和拟薄水铝石的双铝粘结剂。具有MFI结构分子筛与粘结剂的质量比为1:0.5～3，优选1:1～2。
根据本公开，通过将回炼碳四馏分和回炼轻汽油引入叠合单元3进行叠合反应后再回炼，可以提高乙烯和丙烯产率。另外，通过调节前述的叠合反应条件和叠合催化剂，可以使叠合油中正构烃的比例提高，在回炼时能够进一步提高乙烯和丙烯产率。此外，叠合油是优质的汽油调合组分，可以根据市场需求灵活调整叠合油的回炼量，从而实现低碳烯烃和汽油产量的灵活调节，实现效益最大化。
进一步地，前述的叠合重馏分油可通过汽油出口305引出作为汽油产物，也可作为轻质原料104引入催化裂解单元1中继续反应。前述的叠合轻馏分油进一步进入脱氢单元4。
其中，叠合轻馏分油预热至200℃～350℃后引入脱氢流化床反应器4-2中，与经脱氢催化剂提升管4-1引入脱氢流化床反应器4-2的脱氢再生催化剂接触反应，得到脱氢反应油气。
在一些实施例中，脱氢流化床反应器内的反应温度为520℃～700℃，例如，520℃、540℃、580℃、600℃、610℃、680℃等，优选为540℃～680℃，重时空速为1～20小时-1，例如，1小时-1、5小时-1、8小时-1、10小时-1、15小时-1、18小时-1、20小时-1等，优选2～8小时-1；脱氢流化床反应器内压力为0.1MPa～0.4MPa，例如，0.1MPa、0.15MPa、0.2MPa、0.25MPa、0.3MPa、0.4MPa等，优选0.15MPa～0.3MPa。
前述所得的脱氢反应油气进一步引入叠合反应器3-1中继续反应。通过增加脱氢单元4，将叠合轻馏分油中的难以转化的低碳烷烃先脱氢后再进行叠合，可提高叠合油的产率(叠合主要发生在烯烃之间)，从而提高乙烯和丙烯产率，同时可能够生产汽油。
在一些实施例中，脱氢催化剂包括金属活性组元和载体，所述金属活性组元和载体的质量比为1:4～20，优选为1:8～15。其中优选地，金属活性组元为Cr，载体为γ-Al2O3。
在一些实施例中，经脱氢反应后产生的待生催化剂可进入脱氢再生器中进行再生得到脱氢再生催化剂，并经脱氢再生催化剂管线406返回脱氢催化剂提升管4-1，从而循环使用。
综上，本公开的方法可实现兼顾多产低碳烯烃和汽油。具体地，以重质原料和轻质原料作为催化裂解反应的原料，并根据催化裂解产品不同的特点，将碳四馏分和轻汽油进行叠合后作为低碳烯烃的原料或汽油，难以转化的低碳烷烃经过脱氢反应后返回叠合反应器继续反应，不仅可以提高乙烯和丙烯等低碳烯烃的产率，而且能够生产汽油。该方法实现了更高的烃类转化能力，达到更高的乙烯和丙烯产率，并且能够大幅度降低能耗，具有良好的应用前景。
下面将通过实施例来进一步说明本公开，但是本公开并不因此而受到任何限制。如无特殊说明，本公开采用的试剂或材料等均可从市售购得。
试剂、仪器与测试
本发明实施例和对比例中，气体产物采用石油化工分析方法RIPP 77-90方法进行测试，采用石油化工分析方法RIPP 107-90方法测定焦炭含量，有机液体产物组成采用SH/T0558-1993方法测。
在以下的实施例中，原料油的转化率和裂化产品的产率根据以下公式计算得到：
本发明所用的RIPP石油化工分析方法选自《石油化工分析方法(RIPP试验方法)》，杨翠定等编，科学出版社，1990。
以下所用试剂，除特别说明的以外，均为化学纯试剂。
所用的MFI结构分子筛由齐鲁催化剂厂生产，其工业牌号为：
ZRP-1：其中SiO2/Al2O3＝30，Na2O的含量为0.17重量％，稀土氧化物RE2O3的含量为1.4重量％，其中氧化镧的含量为0.84重量％，氧化铈的含量为0.18重量％，其他稀土氧化物的含量为0.38重量％。
所用Y型分子筛由齐鲁催化剂厂生产，其工业牌号为：
DASY，物性参数为：晶胞常数为2.443nm，Na2O含量为0.85重量％；
所用的黏土为高岭土，所用的粘结剂为水薄拟铝石。
所用的金属活性组元的前驱物为金属盐溶液，Cr(NO3)3·9H2O。
所用氧化铝为γ-Al2O3。
实施例和对比例中使用的重质原料取自大庆蜡油，其具体性质见表1。
实施例和对比例中使用的催化剂为自制催化剂，其中催化裂解催化剂记为CCAT，其制备方法为：将DASY分子筛、ZRP-1分子筛和水以质量比为2:1:5的比例混合后得到第一浆液，将高岭土、拟薄水铝石和水以质量比为2:0.2:5的比例混合后得到第二浆液，将第一浆液与第二浆液以质量比为1:2的比例混合，之后经洗涤、过滤、干燥和焙烧后得到催化裂解催化剂CCAT。叠合催化剂记为OCAT，其制备方法为：将ZRP-1分子筛和水以质量比为1:5的比例混合后得到第一浆液，将拟薄水铝石和水以质量比为1:5的比例混合后得到第二浆液，将第一浆液与第二浆液以质量比为8:1的比例混合，之后经洗涤、过滤、干燥和焙烧后得到叠合催化剂OCAT。脱氢催化剂记为DHCAT，其制备方法为将所述Cr(NO3)3·9H2O、γ-Al2O3和水以质量比为1:4:10的比例混合后得到浆液，之后经洗涤、过滤、干燥和焙烧后得到所述脱氢裂解催化剂DHCAT。催化剂的具体性质见表2。
表1大庆蜡油的性质
表2催化剂的组成和性质
实施例1
催化裂解单元、叠合单元和脱氢单元在图2所示的中型试验装置上进行，产物分离单元的物料组成通过气相色谱分析得到。
将重质原料预热后引入催化裂解第一提升管反应器底部，与来自催化裂解再生器的再生催化剂CCAT接触反应，反应后的油剂混合物引入催化裂解流化床反应器继续反应；将轻质原料预热后引入催化裂解第二提升管反应器底部，与来自催化裂解再生器的再生催化剂CCAT接触反应，反应后的油剂混合物引入催化裂解流化床反应器继续反应。反应后的油剂混合物通过分离装置分离，积炭催化剂再生后循环使用，反应油气引入产物分离单元进行分离，分别得到干气、丙烯、丙烷、碳四馏分、轻汽油、中汽油、重汽油、柴油和油浆。
碳四馏分和轻汽油引入叠合反应器，与叠合催化剂OCAT接触反应，反应后的油气产物引入叠合油分离塔进行分离，得到叠合轻馏分油和叠合重馏分油。叠合轻馏分油引入脱氢流化床反应器，与来自脱氢催化剂提升管的催化剂DHCAT接触反应，反应后的油剂混合物通过分离装置分离，积炭催化剂经再生后循环使用，脱氢反应油气引入叠合反应器中继续反应。
将中汽油作为轻质原料引入催化裂解第二提升管反应器底部进行反应，重汽油和叠合重馏分油作为汽油输出。反应条件及反应结果见表3。
实施例2
按照实施例1的方法，不同之处在于将叠合重馏分油作为轻质原料引入催化裂解第二提升管反应器底部进行反应，中汽油和重汽油作为汽油输出。反应条件及反应结果见表3。
实施例3
按照实施例1的方法，不同之处在于将中汽油和叠合重馏分油作为轻质原料引入催化裂解第二提升管反应器底部进行反应，重汽油作为汽油输出。反应条件及反应结果见表3。
实施例4
按照实施例3的方法，不同之处在于还将部分油浆作为裂解重油引入催化裂解第一提升管反应器中上部进行反应。反应条件及反应结果见表3。
表3实施例1-4的反应条件及反应结果
对比例1
该对比例中使用的装置包括催化裂解单元和产物分离单元，催化裂解单元在中型试验装置上进行，产物分离单元的物料组成通过气相色谱分析得到。
将重质原料预热后引入催化裂解第一提升管反应器底部，与来自催化裂解再生器的再生催化剂CCAT接触反应，反应后的油剂混合物引入催化裂解流化床反应器继续反应。
将轻质原料预热后引入催化裂解第二提升管反应器底部，与来自催化裂解再生器的再生催化剂CCAT接触反应，反应后的油剂混合物引入催化裂解流化床反应器继续反应。反应后的油剂混合物通过分离装置分离，积炭催化剂再生后循环使用，反应油气引入产物分离单元进行分离，分别得到干气、丙烯、丙烷、碳四馏分、轻汽油、中汽油、重汽油、柴油和油浆。轻质原料为碳四馏分和轻汽油。反应条件及反应结果见表4。
对比例2
按照对比例1的方法，不同之处在于不将第二提升管反应器得到的油剂混合物引入催化裂解流化床反应器中继续反应。反应条件及反应结果见表4。
对比例3
按照对比例1的方法，不同之处在于轻质原料为轻汽油，并且增加了叠合单元，将碳四馏分引入叠合反应器，与叠合催化剂OCAT接触反应，反应后的叠合油作为轻质原料引入催化裂解第二提升管反应器进行反应。反应结果见表4。
对比例4
按照对比例3的方法，不同之处在于不将第二提升管反应器得到的油剂混合物引入催化裂解流化床反应器中继续反应。反应条件及反应结果见表4。
表4对比例1-4的反应条件及反应结果
由表3和表4可知，和对比例相比，采用本发明提供的方法和装置可以实现更高的烃类转化能力，获得更高的乙烯和丙烯等低碳烯烃产率，并且可以灵活调节低碳烯烃和汽油的产率，实现效益最大化。
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 (17)
1.一种生产低碳烯烃和汽油的方法，其特征在于，包括：
重质原料和轻质原料引入催化裂解单元与催化裂解催化剂接触反应，得到催化裂解反应油气；
所述催化裂解反应油气引入产物分离单元进行分离，所得产物至少包括碳四馏分、轻汽油和中汽油；
所述碳四馏分和轻汽油引入叠合单元与叠合催化剂接触反应，得到叠合轻馏分油和叠合重馏分油；及
所述叠合轻馏分油引入脱氢单元与脱氢催化剂接触反应，得到脱氢反应油气；
其中，所述脱氢反应油气引入所述叠合单元继续反应，所述中汽油作为汽油产物，和/或作为轻质原料引入所述催化裂解单元继续反应；所述叠合重馏分油作为汽油产物，和/或作为轻质原料引入所述催化裂解单元继续反应。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述产物分离单元所得产物还包括干气、丙烯、丙烷、重汽油、柴油和油浆。
3.根据权利要求2所述的方法，其特征在于，所述油浆作为裂解重油引入所述催化裂解单元继续反应。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述催化裂解催化剂包括催化裂解活性组元、粘土和粘结剂，其中所述催化裂解活性组元包括具有MFI结构的分子筛和Y分子筛，所述Y分子筛和所述具有MFI结构的分子筛的质量比为1:0～2，优选为1:0.1～0.8。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述叠合催化剂包括具有MFI结构的分子筛和粘结剂，其中所述具有MFI结构的分子筛与所述粘结剂的质量比为1:0.5～3，优选为1:1～2。
6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述脱氢催化剂包括金属活性组元和载体，所述金属活性组元和载体的质量比为1:4～20，优选1:8～15。
7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述催化裂解单元包括催化裂解反应器和催化裂解再生器，所述催化裂解反应器包含第一提升管反应器、第二提升管反应器和催化裂解流化床反应器；
其中，所述重质原料引入所述第一提升管反应器，所述轻质原料引入所述第二提升管反应器，分别与来自所述催化裂解再生器的催化裂解再生催化剂接触反应，所得产物引入所述催化裂解流化床反应器继续反应。
8.根据权利要求7所述的方法，其特征在于，所述第一提升管反应器的反应温度的反应温度为500℃～620℃，优选为520℃～600℃，剂油比为2～25，优选为4～20，反应时间为1s～10s，优选为2s～8s；所述第二提升管反应器的反应温度为560℃～700℃，优选为580℃～680℃，剂油比为3～30，优选为5～20，反应时间为0.5s～10s，优选为1s～5s；所述催化裂解流化床反应器的反应温度为540℃～660℃，优选为560～640℃，重时空速为1～30小时-1，优选为5～20小时-1，所述催化裂解流化床反应器内压力为0.1MPa～0.4MPa，优选为0.15MPa～0.3MPa。
9.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述轻汽油的馏程为20℃～100℃，优选30℃～80℃；所述中汽油的馏程为60℃～180℃，优选为80℃～160℃；所述重汽油的馏程为140℃～220℃，优选为160～200℃。
10.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述叠合轻馏分油和所述叠合重馏分油的温度切割点为60℃～100℃，优选为75℃～85℃。
11.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述叠合单元包括叠合反应器和叠合油分离装置，所述碳四馏分和轻汽油于所述叠合反应器与所述叠合催化剂接触反应，所得叠合反应油气经所述叠合油分离装置分离得到所述叠合轻馏分油和叠合重馏分油；其中，所述叠合反应器的反应温度为200℃～400℃，优选240℃～360℃，反应压力为3.0MPa～5.0MPa，优选3.5MPa～4.5MPa，体积空速为0.2～5小时-1，优选0.5～3小时-1。
12.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述脱氢单元包括脱氢流化床反应器、脱氢催化剂提升管和脱氢再生器，所述叠合轻馏分油引入所述脱氢流化床反应器中，与经所述脱氢催化剂提升管引入所述脱氢流化床反应器的脱氢再生催化剂接触反应；
其中，所述脱氢流化床反应器的反应温度为520℃～700℃，优选为540℃～680℃，重时空速为1～20小时-1，优选2～8小时-1，所述脱氢流化床反应器内压力为0.1MPa～0.4MPa，优选0.15MPa～0.3MPa。
13.一种生产低碳烯烃和汽油的系统，其特征在于，包括：
催化裂解单元，被配置为进行重质原料和轻质原料的催化裂解反应；
产物分离单元，被配置为对所述催化裂解反应的产物进行分离，所述产物分离单元至少包含碳四馏分出口、轻汽油出口和中汽油出口；
叠合单元，包括叠合反应器和叠合油分离装置，所述叠合反应器被配置为对来自所述碳四馏分出口和轻汽油出口的产物进行叠合反应，得到叠合反应油气；所述叠合油分离装置被配置为将所述叠合反应油气分离，所述叠合油分离装置至少包含叠合轻馏分油出口和叠合重馏分油出口；及
脱氢单元，被配置为对来自所述叠合轻馏分油出口的产物进行脱氢反应，所述脱氢单元至少包含脱氢反应油气出口；
其中，所述脱氢反应油气出口连接于所述叠合反应器的入口，所述中汽油出口连接于所述催化裂解单元的轻质原料入口，和/或连接于汽油出口；所述叠合重馏分油出口连接于所述轻质原料入口，和/或连接于汽油出口。
14.根据权利要求13所述的系统，其特征在于，所述产物分离单元还包含干气出口、丙烯出口、丙烷出口、重汽油出口、柴油出口和油浆出口。
15.根据权利要求14所述的系统，其特征在于，所述催化裂解单元还包括裂解重油入口，所述油浆出口连接于所述裂解重油入口。
16.根据权利要求13所述的系统，其特征在于，所述催化裂解单元包括催化裂解反应器和催化裂解再生器，所述催化裂解反应器包含第一提升管反应器、第二提升管反应器和催化裂解流化床反应器；其中，所述第一提升管反应器被配置为进行所述重质原料的催化裂解反应，所述第二提升管反应器被配置为进行所述轻质原料的催化裂解反应，所述催化裂解流化床反应器被配置为对所述第一提升管反应器和所述第二提升管反应器的产物进一步进行催化裂解反应。
17.根据权利要求13所述的系统，其特征在于，所述脱氢单元包括脱氢流化床反应器、脱氢催化剂提升管和脱氢再生器；其中，所述叠合轻馏分油出口连接于所述脱氢流化床反应器的进料口，所述脱氢催化剂提升管的一端连接于所述脱氢再生器的脱氢再生催化剂出口，另一端连接于所述脱氢流化床反应器的催化剂入口。
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