CN1233801C - 高效重油裂化与汽油改质耦合调控的方法和装置 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种高效重油裂化与汽油改质耦合调控的方法和装置，重油催化裂化装置包括两个提升管反应器，以提高重油催化裂化的转化深度，提高轻质油收率；再生器连设一辅助的流态化反应器，利用从再生器引来的高温再生催化剂对催化裂化汽油馏分进行催化改质反应，以达到降低烯烃含量并保持辛烷值的目的；催化汽油改质反应后的待生催化剂回注到原催化裂化装置的第一提升管反应器中去。本发明装置改动小，流程简单，易于实现。既降低了催化汽油的烯烃含量，又加深了重油催化裂化转化深度，提高了轻质油收率和液收率，从而弥补清洁汽油生产带来的损失。

Description

高效重油裂化与汽油改质耦合调控的方法和装置

技术领域

本发明涉及石油烃的催化转化工艺，特别是指重油深度催化裂化转化与催化汽油改质降低烯烃含量的催化转化工艺的耦合调控技术，属于石油化工技术领域。

背景技术

由于烯烃化学性质活泼，挥发后和大气中NO_x混合在一起，经太阳紫外线照射形成以臭氧为主的有毒光化学烟雾，对大气造成严重污染。另外，当汽油中烯烃含量高时，会引起电喷发动机喷嘴、进料阀积炭严重，导致控制偏差，造成燃油消耗增加。因此，近年来随着环保标准的日益严格，美国、日本及欧洲各国相继颁发了新的汽油标准，对汽油中的烯烃含量提出了新的要求，我国也在1999年12月制定了相应的标准，要求汽油中的烯烃含量≯35(v)％，同时，要求辛烷值(研究法)≮90，芳烃含量≯40(v)％，硫含量≯800ppm。目前，催化裂化汽油占成品汽油的量高达85％，而催化裂化汽油中烯烃的体积分数为45％-60％，远高于新配方的汽油标准。针对这一问题，炼油工业采取了一些必要的措施，但这些措施的效果是有限的，汽油烯烃含量最大下降10-12个体积百分点，辛烷值有时还有所降低，不能够满足汽油新标准的要求。

为此，提出了在常规催化裂化装置上设立辅助的流态化反应器来对催化裂化汽油进行改质，包括专利：《简易的催化裂化汽油改质降烯烃的方法及装置》(申请号：02116786.9)、《降低催化裂化汽油烯烃含量的方法及系统》(申请号：02123817.0)、《催化裂化汽油深度降烯烃增辛烷值的改质方法和装置》(申请号：02123655.0)、《降低催化裂化汽油烯烃含量并保持辛烷值的方法及系统》(申请号：02123494.9)、《催化汽油降烯烃提高辛烷值的改质方法和装置》(申请号：02123658.9)、《降低催化裂化汽油烯烃含量的方法及装置》(申请号：02116787.7)，这些降低催化裂化汽油烯烃含量的工艺技术由于采用了辅助的流态化反应器，从工艺过程上看是高温催化裂化的再生催化剂与常温液相的催化汽油进行混合接触，进行氢转移、芳构化、异构化和裂化的改质反应，因此该过程会有焦炭和裂化气(大部分为液化气)产生，从而导致炼油企业的汽油收率及轻质油收率会有1.5％左右的损失。同时，由于有5-15wt％的汽油转化成了液化气，对于液化气市场不好的炼油企业，这一结果更是难以接受的。

任何一种催化裂化汽油降低烯烃含量的措施都会带来轻质油收率和液收率的损失，这是降烯烃过程的科学必然。也就是说，既要降低催化裂化汽油的烯烃含量，又要没有损失，这在理论上是不可能的。因此，把注意力转向重油催化裂化过程上来，提出了重油深度催化裂化转化，提高轻质油收率和液收率，从而弥补清洁汽油生产带来的损失。

全面分析了为了提高轻质油收率、减少气体和焦炭产率、改善产品分布及产品质量而围绕提升管反应器进行的新技术研究与开发，包括重油进料(喷嘴)的雾化技术、提升管底部催化剂预提升新技术、提升管末端的气固快分技术、待生剂高效多段汽提技术、油剂混合区温度控制技术、提升管反应终止技术、分段进料技术，以及尚在开发研究阶段的毫秒级催化裂化新技术、下行式提升管技术等，参考张建芳等人提出的两段提升管催化裂化的新思路和形成的有效的实现重油深度催化裂化转化提高轻质油收率和液收率的新工艺技术，包括专利：《用于催化裂化两段串联式提升管反应器》(ZL99213769.1)、《两段提升管催化裂化新技术》(申请号：00134054.9)提出了一种带有三个反应器的多效重油催化裂化与汽油馏分改质降烯烃新技术，以满足炼油工业对重质油深度加工，提高轻质油收率和清洁汽油生产的重大急需。该技术的出发点首先是对现有工业催化裂化装置的提升管反应器进行改造；然后在再生器上增设第二提升管反应器来对回炼油和回炼油浆进行进一步的裂化反应，提高总的转化深度，从而提高轻质油收率和液收率；最后，再生器连设一辅助的流态化反应器，利用从再生器引来的高温再生催化剂对催化裂化汽油馏分进行催化改质反应，以达到降低烯烃含量并保持辛烷值的目的。催化汽油改质反应后的待生催化剂经过单独的汽提系统和沉降系统沉降和汽提后，回到原催化裂化装置再生器。

该技术中催化裂化汽油降烯烃过程由于采用了辅助的流态化反应器，从工艺过程上看是高温催化裂化的再生催化剂与常温液相的催化汽油进行混合接触，进行氢转移、芳构化、异构化和裂化的改质反应，该反应只是借用了常规催化裂化装置的催化剂、热量、再生器甚至沉降器、汽提段以及分馏塔等，对常规催化裂化装置的操作、主提升管反应器的裂化反应以及原催化裂化装置的产品分布等并没有影响。另一方面，在辅助流态化反应器催化汽油改质过程这边，由于催化剂仅仅与汽油馏分接触反应，所以该过程的焦炭收率很低，一般在1.5wt％以下，因此，催化剂的失活程度非常低，有关实验证明，微反活性只降低了3-4个单位。所以，催化汽油流态化反应器改质过程后的催化剂温度较低，但微反活性较高，催化剂汽提后就返回了原催化裂化装置的再生器，而这一低温高活性的催化剂完全可以直接再用与催化反应过程。为此，提出了一种重油催化裂化反应与其汽油馏分降烯烃改质反应的耦合调控新方法和装置，即在现有工业催化裂化装置的再生器连设一辅助的流态化反应器，利用从再生器引来的高温再生催化剂来对催化裂化汽油馏分进行催化改质反应，以达到降低烯烃含量并保持辛烷值的目的。催化汽油改质反应后的待生催化剂经过单独的汽提系统和沉降系统沉降和汽提后，一部分回到原催化裂化装置再生器，另一部分注入到重油催化裂化主提升管反应器的中上部，降低注入点下游的反应温度，对重油催化裂化反应进行有效的控制。

发明内容

本发明的主要目的在于提供一种高效重油裂化与汽油改质耦合调控的方法和装置，以满足炼油工业对重质油深度加工，提高轻质油收率和清洁汽油生产的需求。

本发明的目的是通过以下技术方案实现的：

一种高效重油裂化与汽油改质耦合调控方法，至少包括如下步骤：

步骤一：将未经炼制的初始重油原料送入重油催化裂化装置的第一提升管反应器底部，进行催化裂化反应；反应油气在该反应器中上部与从辅助的流态化催化改质反应器注入的催化剂混合，主反应油气和催化剂在该反应器出口分离；催化剂进入再生系统，主反应油气进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油和油浆的分离；

步骤二：将回炼油和回炼油浆送入第二提升管反应器底部，继续进行催化裂化反应，反应油气和催化剂在该反应器出口分离催化剂进入再生系统，反应油气进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油和油浆的分离；

步骤三：将催化裂化汽油馏分送入辅助的流态化催化改质反应器，进行汽油改质反应，改质后催化剂一部分返回原再生器，另一部分回注到重油催化裂化装置的第一提升管反应器，改质油气进入分馏系统进行各馏分的分离。

一种高效重油裂化与汽油改质耦合调控方法，还至少包括如下步骤：

步骤一：将重油催化裂化装置的再生催化剂、来自汽油改质反应器的一部分待生催化剂和未参与反应的催化剂同时引入催化剂混合罐中混合，该混合的催化剂在从混合罐底部引入的空气的流化作用下，进行烧焦反应，然后送回催化裂化装置的再生器；

步骤二：将未经炼制的初始重油原料送入第一提升管反应器底部，与来自催化剂混合罐的催化剂混合后，进行催化裂化反应，主反应油气和催化剂在该反应器出口分离，催化剂返回再生器后进入催化剂混合罐，主反应油气进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油和油浆的分离；

步骤三：将回炼油和回炼油浆送入第二提升管反应器底部，继续进行催化裂化反应；反应油气和催化剂在该反应器出口分离，催化剂返回再生器后进入催化剂混合罐，反应油气进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油和油浆的分离：

步骤四：将催化裂化汽油馏分送入辅助的流态化催化改质反应器，进行汽油改质反应，改质后催化剂一部分返回原再生器，另一部分注入到催化剂混合罐，改质油气进入分馏系统进行各馏分的分离。

在第一种方案中，第一提升管反应器中的反应条件为：

反应温度：450-520℃；

重油原料预热温度：160-250℃；

催化剂油料重量比：7-12；

反应时间：0.5-2.0s，优选值为0.8-1.2s；

催化剂活性：50-65；

反应压力：0.1-0.4Mpa。

在第一种方案中，第一提升管反应器中的反应条件为：

反应温度：450-520℃；

重油原料预热温度：160-250℃；

催化剂油料重量比：5-10；

反应时间：0.5-2.0s，优选值为0.8-1.2s；

催化剂活性：50-65；

反应压力：0.1-0.4Mpa。

在第二提升管反应器中的反应条件为：

反应温度：450-520℃；

重油原料预热温度：250-350℃；

催化剂油料重量比：5-10；

反应时间：0.5-2.0s，优选值为0.8-1.2s；

催化剂活性：50-65；

反应压力：0.1-0.4Mpa。

步骤四中，进入辅助的流态化催化改质反应器的催化剂来自催化裂化装置的再生器或催化剂混合罐。

催化裂化汽油馏分至少包括粗汽油全馏分或粗汽油轻馏分(＜80-110℃)或粗汽油重馏分(＞60-80℃)。

催化剂为常规催化裂化催化剂，至少包括无定型硅铝催化剂或分子筛催化剂。

改质油气与主提升管反应器的油气混合后进入原催化裂化装置的主分馏塔而分离成富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油、油浆；或者进入单独的分馏系统进行分离。

一种高效重油裂化和汽油改质耦合调控的装置，至少包括一重油催化裂化装置，该装置连接一分馏装置；其特征在于：重油催化裂化装置至少包括两个提升管反应器，用于完成重油原料的催化裂化反应；其中，第一提升管反应器的中上部设有催化剂注入点，该注入点通过斜管连接辅助的流态化催化改质反应器，用于改质催化裂化汽油馏分；该改质反应器与催化裂化装置的再生器连接。

一种高效重油裂化和汽油改质耦合调控的装置，还至少包括一重油催化裂化装置，该装置连接一分馏装置；其特征在于：重油催化裂化装置至少包括两个提升管反应器，用于完成重油原料的催化裂化反应；其中，第一提升管反应器连接有一催化剂混合罐；催化裂化装置再生器连设有一辅助的流态化催化改质反应器，用于改质催化裂化汽油馏分；该改质反应器和再生器分别与混合罐相连。

第一提升管反应器的原料喷嘴比现有提升管反应器的原料喷嘴提高0-10米，该第一提升管反应器内径为现有提升管反应器内径的0.6-1.0倍。

第一提升管反应器催化剂注入点的位置设在其原料至反应器有效高度的1/3-3/4处，优选值为其底部至反应器有效高度的1/2-2/3处。

第一提升管反应器催化剂注入点以上的垂直段的直径为现有提升管反应器直径的1.0-2.0倍。

第二提升管反应器插入到催化裂化装置的沉降器内，并且在其出口安装有与第一提升管反应器相同或不同的高效气固分离装置。

辅助的流态化催化改质反应器为提升管反应器或提升管加湍动床反应器或湍动床反应器或快速床反应器。

使用提升管反应器时，改质反应条件为：

反应温度：350-500℃，汽油原料预热温度：40-200℃，催化剂油料重量比：2-20，催化剂活性：55-65，反应时间：1.0-10.0s，反应压力：0.1-0.4Mpa；

使用提升管加湍动床反应器时，改质反应条件为：

反应温度：350-500℃，汽油原料预热温度：40-200℃，催化剂油料重量比：2-20，催化剂活性：55-65，提升管段的反应时间：1.0-10.0s，流化床重量空速：1-1000/小时，反应压力：0.1-0.4Mpa；

使用湍动床反应器时，改质反应条件为：

反应温度：350-500℃，汽油原料预热温度：40-300℃，催化剂活性：50-65，湍动床重量空速：1-1000/小时，反应压力：0.1-0.4Mpa；

使用快速床反应器时，改质反应条件为：

反应温度为350-500℃，汽油原料预热温度为40-300℃，催化剂活性为50-65，床层线速为0.6-2.5m/s，反应时间为0.1-10.0分钟，反应压力为0.1-0.4Mpa。

辅助的流态化催化改质反应器设有独立的沉降系统和汽提系统，分别用于催化剂的沉降和汽提。

分馏装置为催化裂化装置的分馏装置或单独的分馏装置。

分馏装置至少包括常规冷凝系统和二级冷凝系统，该二级冷凝系统用来获取粗汽油全馏分或粗汽油轻馏分或粗汽油重馏分。

通过以上技术方案，本发明的工艺技术的优点为利用两个提升管反应器进行重油的深度催化裂化转化，提高轻质油收率和液收率，利用第三个流态化反应器对催化裂化汽油进行改质降烯烃，生产清洁汽油，同时，又利用第三个流态化反应器来的有催化裂化活性的固体低温介质对重油催化裂化装置第一提升管反应器的裂化反应实施控制和优化，裂化反应终止效果改善，轻质油收率提高。装置改动最小，流程简单，易于实现。既降低了催化汽油的烯烃含量，又加深了重油催化裂化转化深度，提高了轻质油收率和液收率，从而弥补清洁汽油生产带来的损失。本发明可以将重油催化裂化过程轻质油收率提高2-3个百分点，催化裂化汽油烯烃含量降低到25(v)％以下，辛烷值保持不变或者略有提高，满足环保要求的同时，获得高的轻质油收率。

附图说明

图1为现有重油催化裂化的经过改进的分馏系统工艺流程图；

图2为本发明工艺流程第一实施例示意图；

图3为本发明工艺流程第二实施例示意图；

图4为本发明工艺流程第三实施例示意图；

图5为本发明工艺流程第四实施例示意图；

图6为本发明工艺流程第五实施例示意图；

图7为本发明工艺流程第六实施例示意图；

图8为本发明工艺流程第七实施例示意图；

图9为本发明工艺流程第八实施例示意图；

图10为本发明工艺流程第九实施例示意图；

图11为本发明工艺流程第十实施例示意图；

图12为本发明工艺流程第十一实施例示意图；

图13为本发明工艺流程第十二实施例示意图；

图14为本发明工艺流程第十三实施例示意图；

图15为本发明工艺流程第十四实施例示意图；

图16为本发明工艺流程第十五实施例示意图；

图17为本发明工艺流程第十六实施例示意图。

具体实施方式

以下结合附图和具体实施例详细说明本发明：

本发明是一种用两个反应器进行重油深度催化裂化转化与优化控制和用一个反应器进行催化汽油改质降低烯烃的催化转化的耦合调控技术，首先是对现有工业催化裂化装置的提升管反应器(即第一提升管反应器)进行改造，包括只是加工未经炼制的初始重油催化裂化原料，原料喷嘴提高0-10米，提升管反应器内径缩小为现有提升管反应器内径的0.6-1.0倍；再在再生器上增设第二提升管反应器，来对回炼油和回炼油浆在较高的催化剂活性和较短的反应时间条件下进行裂化反应，提高总的转化深度，从而提高轻质油收率和液收率。第二提升管反应器插入到原催化裂化装置的沉降器内并且在其出口安装与第一提升管反应器相同的或其它形式的高效气固分离装置；然后，再生器连设一辅助的流态化反应器，利用从再生器引来的高温再生催化剂对催化裂化汽油馏分进行催化改质反应，以达到降低烯烃含量并保持辛烷值的目的。催化汽油改质反应后的待生催化剂经过单独的汽提系统和沉降系统沉降和汽提后，一部分回到原催化裂化装置再生器，另一部分注入到重油催化裂化第一提升管反应器的中上部，降低注入点下游的反应温度，对重油催化裂化反应进行有效的控制，降低第一提升管反应器的转化率，从而保证较高的轻质油收率特别是柴油收率。高活性低温催化剂的注入位置可以优化，注入点以上的流态化形式还可以优化设计，还可以引入一催化剂混合罐中，同时将高温再生催化剂从原再生器引入，还把原催化裂化装置正常需要置换的未参与反应的催化剂引入，三股催化剂物流在催化剂混合罐底部引入的流化空气的流化下，一边混合，一边进行烧焦反应，混合后温度降低的催化剂引入第一提升管反应器中，用较低的油剂混合温度和较高的剂油比来对重油进行催化裂化转化，以达到较高的轻油收率，并且能够大幅度地减少干气的收率。新增设的辅助流态化催化改质反应器可以是提升管形式的反应器，也可以是提升管加湍动床形式、快速床形式或者湍动床形式的反应器，并且任何一种形式的流态化反应器都带有单独的汽提系统和沉降系统。总之，该耦合调控技术就是在装置改动量不大的情况下，实现第一提升管反应器的高温短时间反应，控制在转化率不高的情况下获得较高的柴油收率，第二提升管反应器对较大量的回炼油和回炼油浆在较高的催化剂活性和较短的反应时间条件下进行裂化反应，提高总的转化深度，从而提高轻质油收率和液收率，第三个流态化反应器进行催化裂化汽油的改质降低烯烃含量。这三个反应器的操作条件都是可以任意调节的，也就是说每个反应器可以采用自己适合操作条件，以利于该提升管反应器内所希望的反应的发生，相互不影响。

所改质的催化裂化汽油馏分可以是粗汽油全馏分、粗汽油轻馏分(＜80-110℃)或者是粗汽油重馏分(＞60-80℃)，这些馏分是在现有分馏塔塔顶建立二级冷凝系统来获取的。改质油气的分离流程可以采用混合流程，即与催化裂化主反应油气在原催化裂化装置的沉降器内混合后进入主分馏塔，然后进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油和油浆的分离；也可以采用单独分离流程。

分馏塔塔顶二级冷凝系统是在现有分馏塔顶常规冷凝冷却系统上经过改变设计建立起来的。在对粗汽油轻馏分或粗汽油重馏分进行改质时，可以按二级冷凝操作，在对粗汽油全馏分进行改质时，可以按常规冷凝冷却操作。如果是对催化裂化粗汽油重馏分进行改质，那么相应的粗汽油轻馏分可以直接与汽油馏分混合，也可以进行改质后(如醚化、异构芳构化等)再与汽油馏分混合。此部分流程可见图1，简述如下：由分馏塔1的顶部出来油气2(包括粗汽油和富气)，经过冷凝器3冷凝冷却到合适温度(如果是对催化裂化粗汽油重馏分进行改质，此温度为50-60℃；如果是对催化裂化粗汽油轻馏分进行改质，此温度为62-80℃)后进入分离罐4进行油水气的分离，凝结水5由凝结水泵6抽离分离罐4。冷凝下来的液体产物是粗汽油重馏分7，经过重馏分汽油泵8从分离罐4中抽出，一部分作为分馏塔1的顶部回流9，另一部分10经过冷却器11进一步冷却至40℃。

若对粗汽油全馏分改质，这时阀门23、30和31打开，阀门24关闭，粗汽油重馏分10和粗汽油轻馏分21混合成粗汽油全馏分22后取一定的合适量25进入催化改质反应器进行改质，其余部分26进入吸收稳定系统；若对粗汽油重馏分改质，这时阀门23、24和30都打开，阀门31关闭，通过流量控制取一定合适量的粗汽油重馏分27直接进入催化改质反应器进行改质，其余部分28与粗汽油轻馏分21混合成粗汽油全馏分22后进入吸收稳定系统，这时轻汽油21可以直接与粗汽油重馏分28混合后进入吸收稳定系统，也可以先进行如轻汽油醚化、异构芳构化等方面的改质后，再与粗汽油重馏分28混合后进入吸收稳定系统。若对粗汽油轻馏分进行改质，这时阀门23、29和30都打开，阀门24和31关闭，通过流量控制取一定合适量的粗汽油轻馏分32直接进入催化改质反应器进行改质，其余部分与粗汽油重馏分28混合成粗汽油全馏分22后进入吸收稳定系统。

从分离罐4中出来的未冷凝油气12经过冷凝器13冷凝冷却到40℃后进入分离罐14进行油水气的分离，凝结水15由凝结水泵16抽离分离罐14。从分离罐14中出来的未冷凝油气为富气17，进入富气压缩机。由气压机机间分离罐分离出来的凝析油18返回到分离罐14。分离罐14中冷凝下来的液体产物是粗汽油轻馏分19由轻馏分汽油泵20抽出成为粗汽油轻馏分21。

实施例1：

本发明流程可见图2，简述如下：含有雾化蒸汽的未经炼制的初始重油原料33进入经过改造(原料喷嘴提高0-10米，提升管反应器内径缩小为现有提升管反应器内径的0.6-1.0倍)的第一提升管反应器34的底部，与来自再生器35由水蒸气36提升的温度为650-750℃的高温再生催化剂37进行接触、气化、混合和反应，并沿着第一提升管反应器向上流动，此处的混合与反应温度为450-520℃，未经炼制的初始重油原料预热温度为160-250℃，催化剂油料重量比为7-12，催化剂活性为50-65，反应压力为0.1-0.4Mpa。当催化剂与反应油气上升到1/3-3/4(优选值为1/2-2/3)的提升管反应器有效长度的高度时(从重油原料进料喷嘴处算起)，也就是相当于经历了0.5-2.0s，最好是0.8-1.2s的反应时间后，在提升管反应器中上部与来自斜管38的催化汽油改质过程后的温度为350-480℃、微反活性为50-62的低温高活性催化剂进行混合，混合后的催化剂与反应油气的温度下降，根据改质后催化剂注入量的不同，到提升管反应器出口，反应温度降低到450-520℃，使第一提升管反应器操作深度不大，轻油收率特别是催化柴油收率较高。到该提升管反应器出口，由高效气固快速分离装置39和沉降器顶旋40将主反应油气41和催化剂分开，催化剂经过沉降器42进入汽提段43，经过汽提后进入再生器35。主反应油气41与第二提升管反应器的反应油气在沉降器42内混合后进入主分馏塔1底部进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油、油浆的分离。含有雾化蒸汽的回炼油和回炼油浆44进入第二提升管反应器45的底部，与来自再生器35由水蒸气46提升的温度为650-750℃的高温再生催化剂47进行接触、气化、混合和反应，并沿着第二提升管反应器向上流动，控制该提升管反应器出口反应温度为450-520℃，重油原料预热温度为250-350℃，催化剂油料重量比为5-10，反应时间为0.5-2.0s，优选值为0.8-1.2s，催化剂活性为50-65，反应压力为0.1-0.4Mpa，对较大量的回炼油和回炼油浆进行催化裂化，提高轻质油收率。到该提升管反应器出口，由高效气固快速分离装置48和沉降器顶旋40将第二提升管反应器的反应油气49和催化剂分开，催化剂经过沉降器42进入汽提段43，经过汽提后进入再生器35。第二提升管反应器的反应油气49与主反应油气41在沉降器42内混合后进入主分馏塔1底部进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油、油浆的分离。

含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分50(即图1中的催化裂化粗汽油全馏分25或粗汽油重馏分(＞60-80℃)27或粗汽油轻馏分(＜80-110℃)32从底部进入辅助提升管催化改质反应器51，与由现有催化裂化装置再生器35上设立的一斜管52引出的由水蒸气53提升的高温再生催化剂在反应温度为350-500℃，汽油原料预热温度为40-200℃，催化剂油料重量比为2-20，催化剂活性为55-65，反应时间为1.0-10.0s，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，油气、水蒸气与催化剂一起通过辅助提升管催化改质反应器51，到该反应器出口，改质油气与催化剂在辅助提升管催化改质反应器51所带的沉降器54中由高效气固快速分离装置55和沉降器顶旋56分开，催化剂进入汽提段57，经过水蒸气58汽提后一部分经过斜管59返回原再生器35，另一部分经过斜管38回注到现有的重油催化裂化装置的第一提升管反应器1/3-3/4(优选值为1/2-2/3)的提升管反应器有效长度的高度处(从重油原料进料喷嘴处算起)。经过斜管38回注到现有的重油催化裂化装置的第一提升管反应器的催化剂量为辅助提升管催化改质反应器催化剂循环量的40-100％。改质油气60离开沉降器54后，并入原催化裂化装置的大油气管线，与第一和第二提升管反应器的反应油气混合后进入主分馏塔下部进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油和油浆的分离。

实施例2：

本发明对于由辅助提升管催化改质反应器出来的低温高活性的催化剂回注到原催化裂化装置第一提升管反应器的方式还包括图3所示的流程，简述如下：含有雾化蒸汽的未经炼制的初始重油原料33进入经过改造(原料喷嘴提高0-10米，提升管反应器内径缩小为现有提升管反应器内径的0.6-1.0倍)的第一提升管反应器34的底部，与来自再生器35由水蒸气36提升的温度为650-750℃的高温再生催化剂37进行接触、气化、混合和反应，并沿着第一提升管反应器向上流动，此处的混合与反应温度为520-600℃，未经炼制的初始重油原料预热温度为160-250℃，催化剂油料重量比为7-12，催化剂活性为50-65，反应压力为0.1-0.4Mpa。当催化剂与反应油气上升到提升管反应器有效高度的1/3-3/4(优选值为1/2-2/3)处时(从重油原料进料喷嘴处算起)，也就是相当于经历了0.5-2.0s，最好是0.8-1.2s的反应时间后，在提升管反应器中上部与来自斜管38的催化汽油改质过程后的温度为350-480℃、微反活性为50-62的低温高活性催化剂进行混合，混合后的催化剂与反应油气的温度下降，根据改质后催化剂注入量的不同，温度下降程度不同。在该注入口以上的提升管垂直段341，提升管反应器的直径可以加大为现有提升管反应器直径的1.0-2.0倍，从而增加催化剂在该段提升管反应器内的停留时间和返混程度，这有利于提高重油催化裂化的转化深度和降低催化汽油的烯烃含量。在提升管反应器出口，反应温度可以控制在450-500℃之间，使第一提升管反应器操作深度不大，轻油收率特别是催化柴油收率较高。到该提升管反应器出口，由高效气固快速分离装置39和沉降器顶旋40将主反应油气41和催化剂分开，催化剂经过沉降器42进入汽提段43，经过汽提后进入再生器35。主反应油气41与第二提升管反应器的反应油气在沉降器42内混合后进入主分馏塔1底部进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油、油浆的分离。含有雾化蒸汽的回炼油和回炼油浆44进入第二提升管反应器45的底部，与来自再生器35由水蒸气46提升的温度为650-750℃的高温再生催化剂47进行接触、气化、混合和反应，并沿着第二提升管反应器向上流动，控制该提升管反应器出口反应温度为450-520℃，重油原料预热温度为250-350℃，催化剂油料重量比为5-10，反应时间为0.5-2.0s，优选值为0.8-1.2s，催化剂活性为50-65，反应压力为0.1-0.4Mpa，对较大量的回炼油和回炼油浆进行催化裂化，提高轻质油收率。到该提升管反应器出口，由高效气固快速分离装置48和沉降器顶旋40将第二提升管反应器的反应油气49和催化剂分开，催化剂经过沉降器42进入汽提段43，经过汽提后进入再生器35。第二提升管反应器的反应油气49与主反应油气41在沉降器42内混合后进入主分馏塔1底部进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油、油浆的分离。

实施例3：

本发明对于由辅助提升管催化改质反应器出来的低温高活性的催化剂回注到现有催化裂化装置第一提升管反应器的方式还包括图4所示的流程，简述如下：现有催化裂化装置再生器35连设一催化剂混合罐61，用再生器35上设立的一引出高温再生催化剂物流的斜管62将再生催化剂引到催化剂混合罐61的底部，同时还把现有催化裂化装置正常需要置换的未参与反应的催化剂63引入催化剂混合罐61，一部分由增设的催化汽油改质辅助反应系统来的催化汽油改质后的高活性、低温度的待生催化剂(该部分为总量的20-100％，另一部分经过斜管59返回到原再生器35中)经斜管64也引入该催化剂混合罐61中，三股催化剂物流在催化剂混合罐61底部引入的流化空气65的流化下，一边混合，一边进行烧焦反应，夹带着少量催化剂的流化介质经过管线66返回原催化裂化装置再生器35中。混合后的温度降低的催化剂经斜管67进入经过改造(原料喷嘴提高0-10米，提升管反应器内径缩小为现有提升管反应器内径的0.6-1.0倍)的第一提升管反应器34的底部，由预提升蒸汽36向上提升，与含有雾化蒸汽的未经炼制的初始重油原料33进行接触、气化、混合和反应，并沿着第一提升管反应器向上流动，控制该提升管反应器出口反应温度为450-520℃，重油原料预热温度为160-250℃，催化剂油料重量比为5-10，反应时间为0.5-2.0s，优选值为0.8-1.2s，催化剂活性为50-65，反应压力为0.1-0.4Mpa，使第一提升管反应器操作深度不大，轻油收率特别是催化柴油收率较高。到该提升管反应器出口，由高效气固快速分离装置39和沉降器顶旋40将主反应油气41和催化剂分开，催化剂经过沉降器42进入汽提段43，经过汽提后进入再生器35。主反应油气41与第二提升管反应器的反应油气在沉降器42内混合后进入主分馏塔1底部进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油、油浆的分离。含有雾化蒸汽的回炼油和回炼油浆44一起进入第二提升管反应器45的底部，与来自再生器35由水蒸气46提升的温度为650-750℃的高温再生催化剂47进行接触、气化、混合和反应，并沿着第二提升管反应器向上流动，控制该提升管反应器出口反应温度为450-520℃，重油原料预热温度为250-350℃，催化剂油料重量比为5-10，反应时间为0.5-2.0s，优选值为0.8-1.2s，催化剂活性为50-65，反应压力为0.1-0.4Mpa，对较大量的回炼油和回炼油浆进行催化裂化，提高轻质油收率。到该提升管反应器出口，由高效气固快速分离装置48和沉降器顶旋40将第二提升管反应器的反应油气49和催化剂分开，催化剂经过沉降器42进入汽提段43，经过汽提后进入再生器35。第二提升管反应器的反应油气49与主反应油气41在沉降器42内混合后进入主分馏塔1底部进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油、油浆的分离。

含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分50(即图1中的催化裂化粗汽油全馏分25或粗汽油重馏分(＞60-80℃)27或粗汽油轻馏分(＜80-110℃)32从底部进入辅助提升管催化改质反应器51，与由现有催化裂化装置再生器35上设立的一斜管52引出的由水蒸气53提升的高温再生催化剂在反应温度为350-500℃，汽油原料预热温度为40-200℃，催化剂油料重量比为2-20，催化剂活性为55-65，反应时间为1.0-10.0s，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，油气、水蒸气与催化剂一起通过辅助提升管催化改质反应器51，到该反应器出口，改质油气与催化剂在辅助提升管催化改质反应器51所带的沉降器64中由高效气固快速分离装置55和沉降器顶旋56分开，催化剂进入汽提段57，经过水蒸气58汽提后一部分经过斜管59返回原再生器35，另一部分经过斜管64回到催化剂混合罐61。改质油气60离开沉降器54后，并入原催化裂化装置的大油气管线，与第一和第二提升管反应器的反应油气混合后进入主分馏塔下部进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油和油浆的分离。

实施例4：

本发明对于由图4所示的由辅助提升管催化改质反应器出来的低温高活性的催化剂回注到原催化裂化装置的方式还包括图5所示的流程，是在其它一切不变的情况下，从底部进入辅助提升管催化改质反应器51的再生催化剂是从催化剂混合罐61中来的。

本发明对于催化汽油改质降烯烃用的辅助流态化反应器还包括以下几种形式：

实施例5：

图2中辅助的流态化催化改质反应器为提升管加湍动床反应器，由此可以得到图6的发明流程，其中，改质反应条件为：反应温度：350-500℃，汽油原料预热温度：40-200℃，催化剂油料重量比：2-20，催化剂活性：55-65，提升管段的反应时间：1.0-10.0s，流化床重量空速：1-1000/小时，反应压力：0.1-0.4Mpa。

实施例6：

图3中辅助的流态化催化改质反应器为提升管加湍动床反应器，由此可以得到图7的发明流程，其中，改质反应条件为：反应温度：350-500℃，汽油原料预热温度：40-200℃，催化剂油料重量比：2-20，催化剂活性：55-65，提升管段的反应时间：1.0-10.0s，流化床重量空速：1-1000/小时，反应压力：0.1-0.4Mpa。

实施例7：

图4中辅助的流态化催化改质反应器为提升管加湍动床反应器，由此可以得到图8的发明流程，其中，改质反应条件为：反应温度：350-500℃，汽油原料预热温度：40-200℃，催化剂油料重量比：2-20，催化剂活性：55-65，提升管段的反应时间：1.0-10.0s，流化床重量空速：1-1000/小时，反应压力：0.1-0.4Mpa。

实施例8：

图5中辅助的流态化催化改质反应器为提升管加湍动床反应器，由此可以得到图9的发明流程，其中，改质反应条件为：反应温度：350-500℃，汽油原料预热温度：40-200℃，催化剂油料重量比：2-20，催化剂活性：55-65，提升管段的反应时间：1.0-10.0s，流化床重量空速：1-1000/小时，反应压力：0.1-0.4Mpa。

实施例9：

图2中辅助的流态化催化改质反应器为湍动床反应器，由此可以得到图10的发明流程，其中，改质反应条件为：反应温度：350-500℃，汽油原料预热温度：40-300℃，催化剂活性：50-65，湍动床重量空速：1-1000/小时，反应压力：0.1-0.4Mpa。

实施例10：

图3中辅助的流态化催化改质反应器为湍动床反应器，由此可以得到图11的发明流程，其中，改质反应条件为：反应温度：350-500℃，汽油原料预热温度：40-300℃，催化剂活性：50-65，湍动床重量空速：1-1000/小时，反应压力：0.1-0.4Mpa。

实施例11：

图4中辅助的流态化催化改质反应器为湍动床反应器，由此可以得到图12的发明流程，其中，改质反应条件为：反应温度：350-500℃，汽油原料预热温度：40-300℃，催化剂活性：50-65，湍动床重量空速：1-1000/小时，反应压力：0.1-0.4Mpa。

实施例12：

图5中辅助的流态化催化改质反应器为湍动床反应器，由此可以得到图13的发明流程，其中，改质反应条件为：反应温度：350-500℃，汽油原料预热温度：40-300℃，催化剂活性：50-65，湍动床重量空速：1-1000/小时，反应压力：0.1-0.4Mpa。

实施例13：

图2中辅助的流态化催化改质反应器为快速床反应器，由此可以得到图14的发明流程，其中，改质反应条件为：反应温度为350-500℃，汽油原料预热温度为40-300℃，催化剂活性为50-65，床层线速为0.6-2.5m/s，反应时间为0.1-10.0分钟，反应压力为0.1-0.4Mpa。

实施例14：

图3中辅助的流态化催化改质反应器为快速床反应器，由此可以得到图15的发明流程，其中，改质反应条件为：反应温度为350-500℃，汽油原料预热温度为40-300℃，催化剂活性为50-65，床层线速为0.6-2.5m/s，反应时间为0.1-10.0分钟，反应压力为0.1-0.4Mpa。

实施例15：

图4中辅助的流态化催化改质反应器为快速床反应器，由此可以得到图16的发明流程，其中，改质反应条件为：反应温度为350-500℃，汽油原料预热温度为40-300℃，催化剂活性为50-65，床层线速为0.6-2.5m/s，反应时间为0.1-10.0分钟，反应压力为0.1-0.4Mpa。

实施例16：

图5中辅助的流态化催化改质反应器为快速床反应器，由此可以得到图17的发明流程，其中，改质反应条件为：反应温度为350-500℃，汽油原料预热温度为40-300℃，催化剂活性为50-65，床层线速为0.6-2.5m/s，反应时间为0.1-10.0分钟，反应压力为0.1-0.4Mpa。

最后所应说明的是，以上实施例仅用以说明本发明的技术方案而非限制，尽管参照较佳实施例对本发明进行了详细说明，本领域的普通技术人员应当理解，可以对本发明的技术方案进行修改或者等同替换，而不脱离本发明技术方案的精神和范围，其均应涵盖在本发明的权利要求范围当中。

Claims (14)

1、一种高效重油裂化与汽油改质耦合调控的方法，其特征在于：至少包括如下步骤：

步骤一：将未经炼制的初始重油原料送入重油催化裂化装置的第一提升管反应器底部，在反应温度为450-520℃、重油原料预热温度为160-250℃、催化剂油料重量比为7-12、反应时间为0.5-2.0s、催化剂活性为50-65、反应压力为0.1-0.4Mpa的反应条件与来自再生器的高温再生催化剂进行催化裂化反应；反应油气在该反应器从原料喷嘴起的有效高度的1/3-3/4处与从辅助的流态化催化改质反应器的汽提段注入的催化剂混合，反应油气和催化剂在该反应器出口分离；催化剂进入重油催化裂化装置的再生器，反应油气进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油和回炼油浆的分离；

步骤二：将回炼油和回炼油浆送入重油催化裂化装置的第二提升管反应器底部，在反应温度为450-520℃、回炼油和回炼油浆预热温度为250-350℃、催化剂油料重量比为5-10、反应时间为0.5-2.0s、催化剂活性为50-65、反应压力为0.1-0.4Mpa的反应条件下与来自再生器的再生催化剂继续进行催化裂化反应，反应油气和催化剂在该反应器出口分离，催化剂进入再生器，反应油气进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油和回炼油浆的分离；

步骤三：将催化裂化汽油馏分送入辅助的流态化催化改质反应器，与在辅助的流态化催化改质反应器底部进入的来自再生器的再生催化剂进行汽油改质反应，改质后催化剂一部分返回再生器，另一部分回注到重油催化裂化装置的第一提升管反应器，改质油气进入分馏系统进行各馏分的分离；

其中，当所述的辅助的流态化催化改质反应器为提升管反应器时，改质反应条件为：反应温度：350-500℃，催化裂化汽油馏分预热温度：40-200℃，催化剂油料重量比：2-20，催化剂活性：55-65，反应时间：1.0-10.0s，反应压力：0.1-0.4Mpa；

当所述的辅助的流态化催化改质反应器为提升管加湍动床反应器时，改质反应条件为：反应温度：350-500℃，催化裂化汽油馏分预热温度：40-200℃，催化剂油料重量比：2-20，催化剂活性：55-65，提升管段的反应时间：1.0-10.0s，流化床重量空速：1-1000/小时，反应压力：0.1-0.4Mpa；

当所述的辅助的流态化催化改质反应器为湍动床反应器时，改质反应条件为：反应温度：350-500℃，催化裂化汽油馏分预热温度：40-300℃，催化剂活性：50-65，湍动床重量空速：1-1000/小时，反应压力：0.1-0.4Mpa；

当所述的辅助的流态化催化改质反应器为快速床反应器时，改质反应条件为：反应温度为350-500℃，催化裂化汽油馏分预热温度为40-300℃，催化剂活性为50-65，床层线速为0.6-2.5m/s，反应时间为0.1-10.0分钟，反应压力为0.1-0.4Mpa。

2、一种高效重油裂化与汽油改质耦合调控的方法，其特征在于：至少包括如下步骤：

步骤一：将重油催化裂化装置的再生催化剂、来自辅助的流态化催化改质反应器的一部分待生催化剂和未参与反应的催化剂同时引入催化剂混合罐中混合，该混合的催化剂在从混合罐底部引入的空气的流化作用下，进行烧焦反应，反应后的催化剂一部分送回重油催化裂化装置的再生器，一部分输入重油催化裂化装置的第一提升管反应器底部；

步骤二：将未经炼制的初始重油原料送入重油催化裂化装置的第一提升管反应器底部，与来自催化剂混合罐的催化剂混合后，在反应温度为450-520℃、重油原料预热温度为160-250℃、催化剂油料重量比为5-10、反应时间为0.5-2.0s、催化剂活性为50-65、反应压力为0.1-0.4Mpa的反应条件进行催化裂化反应，反应油气和催化剂在该反应器出口分离，催化剂返回再生器后进入催化剂混合罐，反应油气进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油和回炼油浆的分离；

步骤三：将回炼油和回炼油浆送入重油催化裂化装置的第二提升管反应器底部，与来自重油催化裂化装置中再生器的再生催化剂在反应温度为450-520℃、回炼油和回炼油浆预热温度为250-350℃、催化剂油料重量比为5-10、反应时间为0.5-2.0s、催化剂活性为50-65、反应压力为0.1-0.4Mpa的反应条件下继续进行催化裂化反应；反应油气和催化剂在该反应器出口分离，催化剂返回再生器后进入催化剂混合罐，反应油气进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油和回炼油浆的分离；

步骤四：将催化裂化汽油馏分送入辅助的流态化催化改质反应器，与来自催化剂混合罐的催化剂进行进行汽油改质反应，改质后催化剂一部分返回再生器，另一部分注入到催化剂混合罐，改质油气进入分馏系统进行各馏分的分离；

其中，当所述的辅助的流态化催化改质反应器为提升管反应器时，改质反应条件为：反应温度：350-500℃，催化裂化汽油馏分预热温度：40-200℃，催化剂油料重量比：2-20，催化剂活性：55-65，反应时间：1.0-10.0s，反应压力：0.1-0.4Mpa；

当所述的辅助的流态化催化改质反应器为提升管加湍动床反应器时，改质反应条件为：反应温度：350-500℃，催化裂化汽油馏分预热温度：40-200℃，催化剂油料重量比：2-20，催化剂活性：55-65，提升管段的反应时间：1.0-10.0s，流化床重量空速：1-1000/小时，反应压力：0.1-0.4Mpa；

当所述的辅助的流态化催化改质反应器为湍动床反应器时，改质反应条件为：反应温度：350-500℃，催化裂化汽油馏分预热温度：40-300℃，催化剂活性：50-65，湍动床重量空速：1-1000/小时，反应压力：0.1-0.4Mpa；

当所述的辅助的流态化催化改质反应器为快速床反应器时，改质反应条件为：反应温度为350-500℃，催化裂化汽油馏分预热温度为40-300℃，催化剂活性为50-65，床层线速为0.6-2.5m/s，反应时间为0.1-10.0分钟，反应压力为0.1-0.4Mpa。

3、根据权利要求1所述的高效重油裂化与汽油改质耦合调控的方法，其特征在于：所述第一提升管反应器中的反应时间为0.8-1.2s。

4、根据权利要求2所述的高效重油裂化与汽油改质耦合调控的方法，其特征在于：所述第一提升管反应器中的反应时间为0.8-1.2s。

5、根据权利要求1或2所述的高效重油裂化与汽油改质耦合调控的方法，其特征在于：所述第二提升管反应器中的反应时间为0.8-1.2s。

6、根据权利要求1或2所述的高效重油裂化与汽油改质耦合调控的方法，其特征在于：所述的催化裂化汽油馏分至少包括粗汽油全馏分或粗汽油轻馏分或粗汽油重馏分。

7、根据权利要求1或2所述的高效重油裂化与汽油改质耦合调控的方法，其特征在于：所述的催化剂为常规催化裂化催化剂。

8、根据权利要求1或2所述的高效重油裂化与汽油改质耦合调控的方法，其特征在于：改质油气与第一提升管反应器和第二提升管反应器的油气混合后进入原催化裂化装置的主分馏塔而分离成富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油和回炼油浆；或者改质油气进入单独的分馏系统进行分离。

9、一种高效重油裂化与汽油改质耦合调控的装置，至少包括一重油催化裂化装置以及与其连接的辅助的流态化催化改质反应器和一分馏装置；其特征在于：所述重油催化裂化装置包括第一、二提升管反应器、沉降器和再生器，所述第一和二提升管反应器分别与所述再生器连接，所述第一和二提升管反应器的末端分别插入到所述沉降器内，所述第一提升管反应器用于完成重油原料的催化裂化反应，所述第二提升管反应器用于完成回炼油和回炼油浆的催化裂化反应，所述第一提升管反应器从喷嘴起有效高度的1/3-3/4处设有催化剂注入点，该催化剂注入点通过斜管与辅助的流态化催化改质反应器连接，所述用于改质催化裂化汽油馏分的辅助的流态化催化改质反应器通过斜管与所述再生器连接。

10、一种高效重油裂化与汽油改质耦合调控的装置，至少包括一重油催化裂化装置以及与其连接的辅助的流态化催化改质反应器和一分馏装置；其特征在于：所述重油催化裂化装置包括第一、二提升管反应器、沉降器、再生器和催化剂混合罐；所述第一和二提升管反应器的末端分别插入到所述沉降器内，所述第一提升管反应器与催化剂混合罐连接，所述第二提升管反应器与所述再生器连接，所述混合罐分别与所述再生器、辅助的流态化催化改质反应器连接，所述混合罐对未参与反应的催化剂、从再生器输入的再生催化剂、由辅助的流态化催化改质反应器输入的待生催化剂进行烧焦反应，烧焦反应后部分催化剂经过管线返回所述再生器中，所述混合罐中的催化剂经斜管进入第一提升管反应器；所述辅助的流态化催化改质反应器通过斜管与所述再生器连接，用于改质催化裂化汽油馏分，所述第一提升管反应器用于完成重油原料的催化裂化反应，所述第二提升管反应器用于完成回炼油和回炼油浆的催化裂化反应。

11、根据权利要求9所述的高效重油裂化与汽油改质耦合调控的装置，其特征在于：第一提升管反应器催化剂注入点的位置设在从原料喷嘴起有效高度1/2-2/3处。

12、根据权利要求9或10所述的高效重油裂化与汽油改质耦合调控的装置，其特征在于：所述的辅助的流态化催化改质反应器为提升管反应器或提升管加湍动床反应器或湍动床反应器或快速床反应器。

13、根据权利要求9或10所述的高效重油裂化与汽油改质耦合调控的装置，其特征在于：所述的辅助的流态化催化改质反应器设有独立的沉降系统和汽提系统，分别用于催化剂的沉降和汽提。

14、根据权利要求9或10所述的高效重油裂化与汽油改质耦合调控的装置，其特征在于：所述的分馏装置至少包括常规冷凝系统和二级冷凝系统，该二级冷凝系统用来获取粗汽油全馏分或粗汽油轻馏分或粗汽油重馏分。

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