CN117304972A

CN117304972A - 一种提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化装置及方法

Info

Publication number: CN117304972A
Application number: CN202210714175.3A
Authority: CN
Inventors: 樊江涛; 王智峰; 张忠东; 侯凯军; 景丽; 廖翼涛; 曹兰花; 高永福; 田爱珍
Original assignee: Petrochina Co Ltd
Current assignee: Petrochina Co Ltd
Priority date: 2022-06-22
Filing date: 2022-06-22
Publication date: 2023-12-29

Abstract

本发明提供一种提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化装置，包括：提升管反应器、流化床反应器、沉降器和分馏塔。提升管反应器包括第一反应区、第二反应区，在第一反应区上部增设直径扩大的第二反应区，有利于乙烯丙烯低碳烯烃的产率。第二反应区扩大直径补偿了提升管高度，有利于现有提升管的二次改造，由于结构的紧凑能够有效减少再生器内补燃燃料，降低能耗。

Description

一种提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化装置及方法

技术领域

本发明属于催化裂化技术领域，具体涉及一种提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化装置及方法。

背景技术

我国炼油产能过剩超过1亿吨，成品油需求增速大幅放缓。炼油产能过剩的同时，我国乙烯和丙烯消费量逐年增加，低碳烯烃作为基础有机化工原料仍然大量短缺。由于我国炼油产能过剩，低碳烯烃短缺，炼油企业向化工转型生产低碳烯烃是必然趋势。在目前炼油产能过剩，炼油装置加工能力不足的情况下，充分利用现有催化装置实现炼油向化工转型无疑具有广阔和诱人的应用前景。

石油资源日趋重质化和劣质化，主要表现在原油的密度变大，粘度变高，重金属含量、硫含量、胶质和沥青质含量越来越高，因而经过常压蒸馏和减压蒸馏后的渣油也呈现日益重质化的趋势。如何从劣质重油中获取更多、更好的产品，如汽油、柴油、低碳烯烃，最大限度地提高其经济利用价值是科研人员长期以来研究的关键问题。

当前，绝大多数的低碳烯烃均来自石油资源，其中95％以上的乙烯和60％以上的丙烯来源于以石脑油为主要原料的蒸汽裂解过程，每年需消耗大量的优质轻烃原料。发展催化裂解生产低碳烯烃将解决原料供应趋紧的问题，为扩大低碳烯烃产能提供原料条件。因此，研究开发适用于更为廉价石油烃类原料的低碳烯烃新技术。

采用催化裂解法生产低碳烯烃可以使用不同类型的原料，成本更低，对原料的适用性更广，原料的来源可以更广，更换原料而不需要停工，只需要在生产中更换催化裂解催化剂即可。

CN1393508A公开了一种增产柴油和低碳烯烃的催化转化方法，采用的提升管反应器中含有一个油剂混合室。包括预提升管、内外输送管、3个提升介质分布器和2个烃油分布器。使汽油可以在较为理想的氛围下进行反应，从而提高目的产品的产率。

CN110317629B公开了一种双催化剂分区催化裂化方法及装置，采用催化剂分区的催化裂化方法和装置，使用两种不同性质的催化剂，以满足同一种催化剂无法兼顾多种性能的要求。同时将再生后的两种催化剂通过催化剂初旋分离器进行分离，然后将两种催化剂输送到不同的反应区，在各反应区匹配不同的原料，同时根据热力学性质匹配不同的工艺条件，以达到催化剂与原料及工艺条件三者的高度匹配，强化了每种催化剂的催化性能，是催化剂的催化性能得到充分发挥，避免了催化剂的混合使用时一种催化剂对另一种催化剂的影响。

CN102690680A公开了一种生产丙烯的催化裂化方法及装置，所述方法使重质原料与以Y型沸石为主要活性组元的第一催化裂化催化剂在第一提升管反应器中接触反应，反应后的催化剂经汽提再生后循环使用；使轻质烃与温度为550～690℃的以平均孔径小于0.7nm择形沸石为主要活性组元的第二催化裂化催化剂在第二提升管反应器接触反应后引入与第二提升管反应器串联的流化床反应器反应，反应后的催化剂经汽提再生后循环使用。所述装置，采用双提升管与流化床形成组合反应器构型，其汽提器中用隔板隔为两个独立汽提区，并且还设置取热装置对再生的第二催化剂进行冷却。

CN104145005A公开了一种用于改进来自轻质石脑油原料的乙烯和丙烯的产率的工艺，该工艺包括从含有裂化催化剂的主裂化区获得轻质石脑油原料。使轻质石脑油原料与烯烃催化剂在烯烃生产区中接触以生产富含乙烯和富含丙烯的物流。在与烯烃催化剂反应之后，在分离器区中将烯烃催化剂从富含乙烯和富含丙烯的物流中分离出来。通过使沉积在烯烃催化剂表面上的焦炭在含氧环境中燃烧使至少部分烯烃催化剂再生，并且加热至少部分烯烃催化剂。

CN104419457A公开了一种双提升管催化裂化方法及装置。采用两根提升管分别进行重油催化裂化和轻烃催化改质；重油催化裂化油剂接触时间为0.2～1.5s；两股反应物流由各自专用的旋风分离器进行气固分离；待生催化剂经汽提后进入第一湍动床再生器与第一湍动床再生器主风顺流接触烧去40％～50％的生成焦炭，一段半再生催化剂由第一湍动床再生器生成烟气提升进入管式再生器并与第一湍动床再生器生成烟气顺流接触烧去40％～50％的生成焦炭，二段半再生催化剂进入第二湍动床再生器与第二湍动床再生器主风逆流接触烧去剩余的生成焦炭，再生催化剂返回两根提升管循环使用。

CN104342197A公开了一种双提升管催化裂化方法及其装置。采用两根提升管分别进行重油催化裂化和轻烃催化改质；重油催化裂化的油剂接触时间为0.2～1.5s；两股反应物流由各自专用的旋风分离器进行气固分离；两股反应油气由各自专用的分馏塔进行分馏；两根提升管产生的待生催化剂经汽提后进入第一湍动床再生器与第二湍动床再生器烟气逆流接触烧去90％以上的生成焦炭，半再生催化剂进入第二湍动床再生器与主风逆流接触烧去剩余的生成焦炭并换热冷却，冷却后的再生催化剂返回两根提升管循环使用，再生过程中只向第二湍动床再生器直接输送主风。

CN112469805A公开了一种由轻质石脑油生产轻质烯烃和芳烃的系统和方法。将轻质石脑油进料至第一催化剂提升管以裂化轻质石脑油流中的C5至C7烃。将裂化的石脑油流分馏以产生主要包含C4至C6烃的流或主要包含C5至C12烃的流。当将主要包含C4至C6烃的流进料至第二催化剂提升管时，来自第二催化剂提升管的产物流包含作为主要产物的轻质烯烃。当将主要包含C5至C12烃的流进料至第二催化剂提升管时，来自第二提升管的产物流包含作为主要产物的芳烃。

以上技术存在一些共同的缺陷如下：

(1)由于重油催化剂和轻油催化剂裂解活性组分不一样，因此在提升管中重质油品裂解不充分，产生较多的干气和焦炭。

(2)裂解原料中大分子和小分子的裂解时间不一样，小分子需要较长的时间和较大的剂油比以及相对较高的温度，一般的提升管难以达到这种反应条件。

(3)油品收率较低以及提升管沉降器综合效率不高。

(4)催化剂经过的整个管线流程较长，催化剂线速较高，造成催化剂剂耗较高，催化剂热稳定性较差。

(5)提升管装置部分热消耗较大，整体能耗较高，造成提升管出口温度难以达到较高温度。

发明内容

本发明的目的在于提供一种提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化装置，该装置能够较大程度提高热效率，提高催化剂转化效率，并用于以重质原料为直接原料多产低碳烯烃和汽柴油。

本发明的目的还在于提供一种提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化方法。

为实现上述目的，本发明提供一种提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化装置，包括：

提升管反应器，所述提升管反应器包括第一反应区、第二反应区及旋风分离器，所述第一反应区位于所述提升管反应器的底部，所述第二反应区位于所述第一反应区上部且直径大于所述第一反应区，所述旋风分离器位于所述提升管反应器的顶部；

流化床反应器，所述流化床反应器与所述提升管反应器并排设置；

沉降器，所述沉降器位于所述提升管反应器和所述流化床反应器的上部，底部与所述提升管反应器和所述流化床反应器之间密封连接，所述沉降器底板上竖直向上设置有隔板将所述沉降器分为彼此独立的两部分，所述提升管反应器和所述流化床反应器出口均在所述沉降器内部且位于所述隔板的两侧，所述提升管反应器一侧的沉降器侧壁上设有第一催化剂出口且通过管道与第一再生器连通，所述第一再生器底部出口通过管道与所述提升管反应器的底部入口连通；所述流化床反应器一侧的沉降器侧壁上设有第二催化剂出口且通过管道与第二再生器连通，所述第二再生器底部出口通过管道与所述流化床反应器的底部入口连通，所述沉降器顶部设有气体出口；以及

分馏塔，所述分馏塔与所述沉降器的气体出口连通。

本发明所述的提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化装置，所述第二反应区的直径与第一反应区的直径比为2～5：1，优选2～3：1。

本发明所述的提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化装置，所述流化床反应器的的直径与第一反应区的直径比为3～10：1，优选3～5：1。

本发明所述的提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化装置，所述流化床反应器的出口为四分之一圆形且出口方向水平朝向隔板中心方向。即流化床反应器的出口为弯头形状，使用本装置进行催化裂化反应催化剂的流速较低，用弯头型出口可以达到简单的分离效果。

本发明所述的提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化装置，所述隔板为一字型、S型或折线型。隔板两侧是不同的催化剂，提升管反应器内优选能够裂解重油大分子的Y型催化剂，流化床反应器内优选择型剂ZSM-5等乙烯丙烯选择性较好的催化剂，但不限定于这两种催化剂。隔板可以完全避免两种催化剂的混合。隔板可以是不锈钢、陶瓷等耐热材料，优选导热性较好的材料。

为实现上述目的，本发明还提供一种提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化方法，使用上述装置，包括以下步骤：

将预热的劣质重油原料通入到提升管反应器的第一反应区，与热的催化裂化催化剂、水进行第一次催化裂化反应，然后进入第二反应区进行第二次催化裂化反应，反应结束后物料通过旋风分离器油剂分离，油气通过沉降器顶部的气体出口进入分馏塔分馏，催化剂通过重力在沉降器沉降，然后进入到第一再生器进行再生，再生后的催化剂循环至提升管反应器；

分馏塔分馏出来的轻油组分进入流化床反应器与催化剂、水进行反应，反应后的物料进入沉降器进行分离，油气通过沉降器顶部的气体出口进入分馏塔分馏，催化剂通过重力在沉降器沉降，然后进入到第二再生器进行再生，再生后的催化剂循环至流化床反应器。

本发明所述的提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化方法，第一反应区内的催化裂化反应条件为：水与劣质重油原料的重量比为0.1～0.5:1，优选0.2～0.3:1；劣质重油原料与催化剂反应温度为500～580℃，优选540～580℃；反应时间为0.1～20秒，优选0.2～5秒；催化剂与劣质重油原料的重量比2～30：1，优选为6～22：1。

本发明所述的提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化方法，第二反应区内的催化裂化反应条件为：水与劣质重油原料的重量比为0.1～0.5:1，优选0.2～0.3:1；劣质重油原料与催化剂反应温度为500～580℃，优选520～540℃；反应时间为0.1～20秒，优选0.2～6秒；催化剂与劣质重油原料的重量比2～20：1，优选为6～15：1。

本发明所述的提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化方法，流化床反应器内的催化裂化反应条件为：水与轻油组分的重量比为0.1～0.5:1，优选0.2～0.3:1；轻油组分与催化剂反应温度为500～600℃，优选560～580℃；反应时间为0.1～20秒，优选3～6秒；催化剂与轻油组分的重量比10～30：1，优选为15～25：1。

本发明所述的催化裂化催化剂的再生温度为600～800℃，优选再生温度为680～700℃。

本发明所述的提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化方法，劣质重油原料为沸程为100～550℃的馏分油，如减压蜡油、常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、溶剂脱沥青、原油及以上几种的混合物等。

本发明的有益效果：

(1)提升管反应器的主要作用是用于裂解劣质重油生产轻汽油、C4、汽油柴油等，需要的反应时间较长，为了降低装置高度、节约改造成本，在第一反应区上部增设直径扩大的第二反应区，有利于乙烯丙烯低碳烯烃的产率。第二反应区扩大直径补偿了提升管高度，有利于现有提升管的二次改造，由于结构的紧凑能够有效减少再生器内补燃燃料，降低能耗。本发明装置中，在提升管反应器内，相对重质的原料在高温短接触时间小剂油比反应条件下生成较大的大分子及乙烯丙烯等低碳烯烃，在提升管反应器反应结束后立即离开提升管，降低了干气和焦炭产率，避免了不利的二次反应。

(2)在流化床反应器内，轻汽油和C4裂解在高温大剂油比长反应时间条件下反应，并且其匹配的催化剂与提升管完全不同，更有利于乙烯丙烯丁烯的生成，该装置还有催化剂更换方便的优点。并且，提升管反应器和流化床反应器共用一个沉降器，有利于热量的利用和提高反应器的出口温度，降低整体装置的能耗。

(3)使用两种完全不同的催化剂以满足用一种催化剂无法兼顾两种裂解的需求。同时将再生后的两种催化剂输送到不同的反应区，在各反应区匹配不同的原料，以达到催化剂和原料及工艺条件的高度匹配。在提升管内综合利用了沉降器和热量，整个系统催化剂各自发挥优势其性能达到最大化。避免了催化剂的混合使用时一种催化剂对另一种催化剂的干扰。提高了催化剂利用效率。

附图说明

图1为本发明所述提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化装置的结构示意图。

其中，附图标记：

1 原料入口；

2 提升管反应器；

3 沉降器；

4 旋风分离器；

5 气体出口；

6、7、10、12 管道；

8 第一再生器；

9 轻油入口；

11 第二再生器；

13 流化床反应器出口；

14 隔板；

A 第一反应区；

B 第二反应区；

C 流化床反应器反应区。

具体实施方式

下面通过实施例对本发明进行具体描述。有必要在此指出的是以下实施例只用于对本发明进行进一步说明，不能理解为对本发明保护范围的限制，该领域的技术熟练人员可以根据上述本发明内容对本发明作出一些非本质的改进和调整。

如图1所示，本发明所述提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化装置包括提升管反应器2、流化床反应器、沉降器3和分馏塔(图中未示)，所述提升管反应器2包括第一反应区A、第二反应区B及旋风分离器4，所述第一反应区A位于所述提升管反应器2的底部，原料入口1与第一反应区A连通，所述第二反应区B位于所述第一反应区A上部且直径大于所述第一反应区A，所述旋风分离器4位于所述提升管反应器2的顶部；流化床反应器与提升管反应器2并排设置；沉降器3位于所述提升管反应器2和所述流化床反应器的上部，底部与所述提升管反应器2和所述流化床反应器之间密封连接，所述沉降器3底板上竖直向上设置有隔板14将所述沉降器3分为彼此独立的两部分，所述提升管反应器2的出口，即旋风分离器4和所述流化床反应器出口13均在所述沉降器3内部且位于所述隔板14的两侧，所述提升管反应器2一侧的沉降器3侧壁上设有第一催化剂出口且通过管道6与第一再生器8连通，第一再生器8底部出口通过管道7与所述提升管反应器2的底部入口(原料入口1)连通；所述流化床反应器一侧的沉降器3侧壁上设有第二催化剂出口且通过管道12与第二再生器11连通，所述第二再生器11底部出口通过管道10与所述流化床反应器的底部入口(轻油入口9)连通，所述沉降器3顶部设有气体出口5；气体出口5与分馏塔连通。

将预热的劣质重油原料通入到提升管反应器2的第一反应区A，与热的催化裂化催化剂进行第一次催化裂化反应，然后进入第二反应区B进行第二次催化裂化反应，反应结束后物料通过旋风分离器4油剂分离，油气通过沉降器3顶部的气体出口5进入分馏塔分馏，催化剂通过重力在沉降器3沉降，然后进入到第一再生器8进行再生，再生后的催化剂循环至提升管反应器2；

分馏塔分馏出来的轻汽油、C4通过轻油入口9进入流化床反应器的流化床反应区C进行反应，反应后的物料进入沉降器3进行分离，油气通过沉降器3顶部的气体出口5进入分馏塔分馏，催化剂通过重力在沉降器3沉降，然后进入到第二再生器11进行再生，再生后的催化剂循环至流化床反应器。

实施例1

采用图1所示结构的双催化剂催化裂化装置，第二反应区的直径与第一反应区的直径比为2，流化床反应器的直径与第一反应区的直径比为3，隔板为一字型。试验条件：原料油采用表1中的兰州石化300W重催催化原料，提升管选用常规的重油催化剂LDO75-YN。流化床反应器选用低碳烯烃专用催化剂PCA-OD，剂油比为10。提升管反应器第一反应区反应温度520℃，水与原料油重量比为0.25:1，反应时间5s，催化剂与原料的重量比7.5。提升管反应器第二反应区反应温度为520℃，水与原料油重量比为0.3:1，反应时间5s，催化剂与原料的重量比为12。流化床反应器反应温度530℃，水与轻汽油、C4重量比为0.3:1，反应时间5s。提升管反应器升温过程流化气体为氮气，反应器达到设定温度后流化气体为高温水蒸气，流化辅助气体为氮气，再生为空气再生。

表1兰州石化300W重催催化原料性质

对比例1

对比例1相比实施例1轻汽油和C4回炼减少50％，其它操作参数相同。得到的产品分布列于表2。从表2中可以看出，实施例1液化气产率为30.20，焦炭产率3.24。乙烯+丙烯+丁烯27.37。这说明该反应器在此温度下能够进行催化裂解反应性能的评价试验，效果明显。

表2对比例1与实施例1产品分布

产品分布，(m％)	对比例1	实施例1
			干气	4.99	3.65
液化气	27.78	30.20
			C5汽油	41.49	47.00
柴油	17.79	14.05
			重油	2.99	1.87
焦炭	4.96	3.24
			产品选择性
转化率	79.22	84.08
			轻油收率	59.28	61.05
总液收	87.06	91.25
			气体组成(m％)
H2	0.06	0.05
			H2S	0.17	0.16
CH4	1.18	0.76
			C2H4	2.75	2.09
C2H6	0.83	0.59
			C3H8	1.43	1.30
C3H6	13.16	13.89
			iC4H10	3.27	2.98
nC4H10	0.59	0.64
			iC4H8+nC4H8	5.95	7.12
t-C4H8	1.95	2.51
			c-C4H8	1.43	1.77
≥C5	4.75	5.14

其中，乙烯丙烯丁烯收率以及三烯烃收率如表3所示：

表3对比例1与实施例1三烯收率

产品分布，(m％)	对比例1	实施例1
			乙烯	2.75	2.09
丙烯	13.16	13.89
			丁烯	9.33	11.40
三烯合计	25.23	27.37
			丙烯+丁烯选择性，％	80.94	83.72

实施例2

采用图1所示的结构的双催化剂催化裂化装置，第二反应的直径与第一反应区的直径比为4，流化床反应器的直径与第一反应区的直径比为8，隔板为一字型。试验条件：原料油采用兰州石化300W重催催化原料(同实施例1)，提升管选用常规的重油催化剂LDO75-YN。流化床反应器选用低碳烯烃专用催化剂PCA-OD，剂油比为27。提升管反应器第一反应区反应温度550℃，水与原料油重量比为0.5:1，反应时间2s，催化剂与原料的重量比18。提升管反应器第二反应区反应温度为550℃，水与原料油重量比为0.1:1，反应时间2s，催化剂与轻油组分的重量比5。流化床反应器反应温度560℃，水与轻汽油、C4重量比为0.5:1，反应时间4s。提升管反应器升温过程流化气体为氮气，反应器达到设定温度后流化气体为高温水蒸气，流化辅助气体为氮气，再生为空气再生。

对比例2

对比例2相比实施例2轻汽油和C4回炼减少80％，其它操作参数相同。得到的产品分布列于表4。从表4中可以看出，液化气产率为27.97，焦炭产率6.03。乙烯+丙烯+丁烯23.01。这说明该反应器在此温度下能够进行催化裂解反应性能的评价试验，效果明显。

表4对比例2与实施例2产品分布

产品分布，(m％)	对比例2	实施例2
			干气	5.15	3.90
液化气	25.78	27.97
			C5汽油	47.25	45.18
柴油	13.95	14.58
			重油	2.28	2.35
焦炭	5.59	6.03
			产品选择性
转化率	83.77	83.07
			轻油收率	61.20	59.76
总液收	86.97	87.72
			气体组成(m％)
H2	0.08	0.06
			H2S	0.08	0.21
CH4	1.84	1.11
			C2H4	2.02	1.78
C2H6	1.13	0.73
			C3H8	2.02	1.47
C3H6	9.68	10.87
			iC4H10	4.15	4.37
nC4H10	1.13	0.90
			iC4H8+nC4H8	5.22	5.63
t-C4H8	1.93	2.74
			c-C4H8	1.66	1.99
≥C5	4.96	6.44

其中，乙烯丙烯丁烯收率以及三烯烃收率如表5所示：

表5对比例2与实施例2三烯收率

产品分布，(m％)	对比例2	实施例2
			乙烯	2.02	1.78
丙烯	9.68	10.87
			丁烯	8.80	10.35
三烯合计	20.51	23.01
			丙烯+丁烯选择性，％	71.70	75.88

实施例3

采用图1所示的结构的双催化剂催化裂化装置，第二反应的直径与第一反应区的直径比为2.5，流化床反应器的直径与第一反应区的直径比为3.5，隔板为一字型。试验条件：原料油采用兰州石化550Y原油，性质如表6所示，提升管选用常规的重油催化剂LDO75-YN。流化床选用低碳烯烃专用催化剂PCA-OD，剂油比为19。提升管反应器第一反应区反应温度580℃，水与原料油重量比为0.1:1，反应时间20s，催化剂与原料的重量比25。提升管反应器第二反应区反应温度为580℃，水与原料油重量比为0.5:1，反应时间20s，催化剂与轻油组分的重量比18。流化床反应器反应温度580℃，水与轻汽油、C4重量比为0.1:1，反应时间18s。提升管反应器升温过程流化气体为氮气，反应器达到设定温度后流化气体为高温水蒸气，流化辅助气体为氮气，再生为空气再生。

表6兰州石化550Y原油性质

对比例3

对比例3相比实施例3相比，流化床反应器的直径与第一反应区的直径比为1.5，其它操作参数同实施例3。

实施例3和对比例3得到的产品分布列于表7。从表7中可以看出，实施例3液化气产率为29.98，焦炭产率5.20。乙烯+丙烯+丁烯27.47。这说明该反应器在此温度下能够进行催化裂解反应性能的评价试验，效果明显。

表7对比例3与实施例3产品分布

产品分布，(m％)	对比例3	实施例3
			干气	5.07	4.23
液化气	28.41	29.98
			C5汽油	40.68	39.47
柴油	17.78	17.98
			重油	2.98	3.14
焦炭	5.08	5.20
			产品选择性
转化率	79.23	78.88
			轻油收率	58.46	57.44
总液收	86.87	87.43
			气体组成(m％)
H2	0.07	0.06
			H2S	0.15	0.18
CH4	1.20	0.94
			C2H4	2.82	2.38
C2H6	0.83	0.67
			C3H8	1.62	1.26
C3H6	13.54	13.42
			iC4H10	3.32	2.95
nC4H10	0.65	0.68
			iC4H8+nC4H8	5.77	6.95
t-C4H8	2.04	2.66
			c-C4H8	1.47	2.07
≥C5	5.08	5.89

其中，乙烯丙烯丁烯收率以及三烯烃收率如表8所示：

表8对比例3与实施例3三烯收率

产品分布，(m％)	对比例3	实施例3
			乙烯	2.82	2.38
丙烯	13.54	13.42
			丁烯	9.28	11.67
三烯合计	25.64	27.47
			丙烯+丁烯选择性，％	80.33	83.68

由实施例1～实施例3可以看出，该工艺具有较好的低碳烯烃和汽油柴油收率和较低的干气焦炭产率，两种催化剂各自能够发挥各自优势，低碳烯烃收率较高，沉降器的共用降低了整体装置的能耗，在提升管内综合利用了沉降器和热量，整个系统催化剂各自发挥优势其性能达到最大化。避免了催化剂的混合使用时一种催化剂对另一种催化剂的干扰。

当然，本发明还可有其它多种实施例，在不背离本发明精神及其实质的情况下，熟悉本领域的技术人员可根据本发明作出各种相应的改变和变形，但这些相应的改变和变形都应属于本发明权利要求的保护范围。

Claims

1.一种提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化装置，其特征在于，包括：

分馏塔，所述分馏塔与所述沉降器的气体出口连通。

2.根据权利要求1所述的提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化装置，其特征在于，所述第二反应区的直径与第一反应区的直径比为2～5：1，优选2～3：1。

3.根据权利要求1所述的提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化装置，其特征在于，所述流化床反应器的直径与第一反应区的直径比为3～10：1，优选3～5：1。

4.根据权利要求1所述的提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化装置，其特征在于，所述流化床反应器的出口为四分之一圆形且出口方向水平朝向隔板中心方向。

5.根据权利要求1所述的提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化装置，其特征在于，所述隔板为一字型、S型或折线型。

6.一种提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化方法，其特征在于，使用权利要求1-5中任一项所述装置，包括以下步骤：

7.根据权利要求6所述的提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化方法，其特征在于，第一反应区内的催化裂化反应条件为：水与劣质重油原料的重量比为0.1～0.5：1，优选0.2～0.3：1；劣质重油原料与催化剂反应温度为500～580℃，优选540～580℃；反应时间为0.1～20秒，优选0.2～5秒；催化剂与劣质重油原料的重量比2～30：1，优选为6～22：1。

8.根据权利要求6所述的提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化方法，其特征在于，第二反应区内的催化裂化反应条件为：水与劣质重油原料的重量比为0.1～0.5：1，优选0.2～0.3：1；劣质重油原料与催化剂反应温度为500～580℃，优选520～540℃；反应时间为0.1～20秒，优选0.2～6秒；催化剂与劣质重油原料的重量比2～20：1，优选为6～15：1。

9.根据权利要求6所述的提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化方法，其特征在于，流化床反应器内的催化裂化反应条件为：水与轻油组分的重量比为0.1～0.5：1，优选0.2～0.3：1；轻油组分与催化剂反应温度为500～600℃，优选560～580℃。反应时间为0.1～20秒，优选3～6秒；催化剂与轻油组分的重量比10～30：1，优选为15～25：1。

10.根据权利要求6所述的提高低碳烯烃和汽柴油收率的双催化剂催化裂化方法，其特征在于，劣质重油原料为沸程为50～550℃的馏分油。