CN1324116C - 一种重油催化转化方法及其装置 - Google Patents
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- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
Abstract
本发明提供一种重质原料催化转化方法及其装置：重质烃类原料依次通过提升管反应器第一反应区、第二反应区与催化剂接触进行一次和二次反应，反应物流进入沉降器进行催化剂与油气的分离、分离出的待生催化剂经汽提段汽提后、进入再生器烧焦再生、再生后的催化剂经冷却或直接返回提升管反应器循环使用。重油经本发明的催化转化装置后，烯烃体积含量可降低10～40个体积百分点，辛烷值(RON)提高0.5～5个单位，汽油中的硫含量降低10～30%(重量)。劣质汽油经本发明的催化转化装置后，烯烃体积含量降低10～60个体积百分点，辛烷值(RON)提高0.5～40个单位，汽油中的硫含量降低10～50%(重量)。
Description
技术领域
本发明属于催化裂化领域，特别涉及利用催化裂化进行重油催化转化方法及其装置。本发明特别涉及含高沸点馏分的进料如超过560℃，和劣质汽油的催化转化改质。
背景技术
随着原油质量的劣质化及重质化趋势的日益加剧，催化裂化的渣油掺炼比的不断提高，催化裂化、焦化、热裂化等工艺生产汽油的质量变得更差。汽油中的烯烃一方面是高辛烷值有效组分，另一方面在燃烧过程中生产较多的污染物污染环境。利用传统的加氢精制虽然能够将汽油中的烯烃降到很低，但却大幅度地损失了辛烷值。为了解决上述问题，提高汽油产品的质量，国外炼油界也做了大量的研究工作。
北京石油化工科学研究院开发的具有降低汽油烯烃体积含量功能的MGD工艺(《石油炼制与化工》2002年2期第19～22页)把常规FCC主提升管反应器分为两段下段作为汽油改质反应区，上段作为FCC主提升管反应区，利用大剂油比和高活性催化剂改质汽油，该工艺要兼顾主提升管重油催化裂化的反应条件，汽油改质的效果有限，降烯烃幅度也不太理想，可使FCC汽油烯烃降低10～12个体积百分点。
中国石油大学(华东)采用两段串联提升管工艺技术(CN1302843A)，反应油气串联、 催化剂接力操作，实现提高轻质油收率，改善催化汽油质量的目的烯烃体积含量，但该技术采用两段提升管反应油气串联、催化剂接力的工艺，必然使工艺流程十分复杂、装置操作的灵活性受到限制，同时由于两段提升管反应油气串联操作， 汽油改质反应与其它组分反应相互影响，目的产品选择性受到影响，汽油烯烃体积含量降幅有限，可降低15个体积百分点左右。
USP5,154,818公开了一种催化裂化加工汽油的方法，其主要内容如下：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；在第一反应区，石油液化气、轻汽油馏分、重汽油馏分等轻质石油烃与含有择形分子筛或中孔分子筛的待生催化剂反应，反应产物及催化剂沿提升管上行进入第二反应区；在第二反应区，常压瓦斯油、减压瓦斯油、脱沥青油等重质石油烃与含有Y型或USY型分子筛的再生催化剂反应；反应产物的分离及催化剂的再生均按常规方法进行。
重油催化裂化因原料重，残炭值高，使焦炭产率上升，热量多于系统所需热量，造成热量过剩。因此，重油催化裂化装置必须安装取热设施，从系统中取出过剩热量，才能够维持两器热量平衡。现有重油催化裂化过程中取出系统过剩热量的催化剂冷却器种类很多。
US5451313公开一种FCC方法，其中通过待生剂与再生剂一起循环来降低方法的苛刻度，改进进料的雾化，促进与催化剂的接触。但未提出催化剂冷却器同时用于再生器床层冷却和提升管裂化进料的再生剂冷却。
UOP公司开发的“x设计”技术(《世界石油科学》，1996，3(9))，特点是部分待生剂(待再生催化剂)不经烧碳再生而与再生剂在混合罐掺混后直接返回提升管反应器，因再生剂降温，使剂油比提高。该技术的缺点是再生剂和待生剂直接混合，使进入提升管反应器的催化剂活性降低，不利于催化裂化反应。
现行取热技术因只在再生器密相段取热而对反应系统的优化造成不利影响，而现行优化反应系统操作的技术又都有其不足之处。
在上述现有技术的基础上，本发明的目的是提供一种主要用于重质原料裂化的FCC方法，同时降低汽油烯烃含量及硫、氮含量的经济而有效的FCC方法，以解决当前催化裂化的渣油掺炼比提高和汽油升级换代过程中所遇到的问题。
本发明利用催化裂化过程常用的催化剂冷却技术和多反应区技术、混合温度控制技术、注终止剂等技术，在保证足够高的再生器温度和良好的再生效粜的前提下，降低进入反应器的再生剂之温度，提高原料油预热温度，改善原料油雾化效果，提高剂油比，改善产品分布，提高液体收率。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是提供一种重质原料催化转化方法，利用催化裂化过程常用的催化剂冷却技术和多反应区技术，在提高渣油掺炼比的同时，降低汽油的烯烃和杂质含量。具体技术方案详述于下：
本发明提供一种重质原料催化转化方法及其装置：
包括一个流化催化裂化过程：烃类原料在提升管反应器与催化剂接触反应、反应物流进入沉降器进行催化剂与油气的分离、分离出的待生催化剂经汽提段汽提后、进入再生器烧焦再生、再生后的催化剂经冷却或直接返回提升管反应器循环使用。其具体工艺过程如下：
(1)重油提升管反应器划分为预提升区和两个或两个以上的反应区。在第一反应区，重质石油烃类原料与来自预提升区的循环再生催化剂(温度低于或等于再生器的温度)混合后在反应温度400-650℃(优选520-600℃)、绝对压力为0.11～0.4MPa条件下接触，接触时间0.05～5秒(优选0.1-3秒)，催化剂与原料重量比一般为3～10，优选5～8，主要进行裂化等一次反应，离开第一反应区的反应产物与催化剂的混合物沿提升管与冷激剂混合降温后进入第二反应区。
重质石油烃类原料可以是几种石油馏分的混合物，也可以是石油烃类的某一馏分，裂化性能不同的原料可以同时进入第一反应区，也可以分别进入第一反应区的不同位置。
(2)在第二反应区，来自第一反应区的反应产物与催化剂的混合物与冷激剂混合得到的新混合物在反应温度350-620℃(优选450-530℃)、 绝对压力为0.11～0.4MPa条件下接触，接触时间0.5～30秒(优选1-5秒)，主要进行氢转移、异构化、芳构化等二次反应。
(3)离开第二反应区的反应产物与催化剂的混合物沿提升管，进入沉降器进行催化剂与油气的分离、分离出的待生催化剂经汽提段汽提后、进入再生器烧焦再生，再生温度控制在650～800℃(优选680-760℃)、再生后的催化剂经冷却或未经冷却直接返回提升管反应器循环使用。
再生器设有一个或多个内或外取热设备，即催化剂冷却器。催化剂冷却器-A主要用于调节第一反应区的反应温度，使其保持在最佳值。催化剂冷却器-B主要用于调节第二反应区的反应温度，使其保持在最佳值。催化剂冷却器-C主要用于调节再生器温度，使其保持在最佳值。
根据工艺要求，调节再生器温度的催化剂冷却器-C也可以不设，再生器温度通过调节催化剂冷却器-B或催化剂冷却器-A的流化介质包括空气、蒸汽等的流量和返回再生器的催化剂量或通过反应再生系统的热平衡进行控制。调节第一反应区的反应温度的催化剂冷却器-A也可以不设，热再生催化剂直接进入第一反应区。
(4)将一部分来自再生器的再生催化剂不经催化剂冷却器直接进入重油提升管反应器预提升区，或者经催化剂冷却器-A冷却到200-720℃(优选300-500℃)与另一部分未经冷却的热再生催化剂混合得到温度低于再生器温度的混合再生催化剂混合后进入，或者不与热再生催化剂混合直接进入重油提升管反应器预提升区。上述混合再生催化剂的温度可通过调节上述冷热再生催化剂的比例而得到独立控制。冷再生催化剂直接进入第一反应区时，温度通过调节流化介质包括空气、蒸汽等量和返回再生器的催化剂量而得到独立控制。因此，第一反应区的剂油比(再生催化剂与原料的比例)和反应温度均可得到独立控制。
(5)将一部分来自再生器的再生催化剂经催化剂冷却器-B冷却到200-720℃(优选300-600℃)与另一部分未经冷却的再生催化剂混合得到温度低于再生器的温度的混合再生催化剂混合后进入，或者不与热再生催化剂混合直接进入辅助提升管或汽油提升管。通过辅助提升管或汽油提升管与离开第一反应区的反应产物与催化剂的混合物混合后进入第二反应区。上述混合再生催化剂的温度可通过调节上述冷热再生催化剂的比例而得到独立控制。冷再生催化剂直接进入辅助提升管或汽油提升管时，温度通过调节流化介质包括空气、蒸汽等量和返回再生器的催化剂量而得到独立控制。因此，第二反应区的剂油比(再生催化剂与原料的比例)和反应温度均可得到独立控制。
本发明的催化剂冷却器有一个或多个催化剂出口，一个用于输送冷再生催化剂返回再生器，再生器的温度可通过调节流化介质包括空气、蒸汽等的流量和催化剂返回管输送介质包括空气、蒸汽等的流量，使其保持在最佳值。另一个或两个分别用于输送冷再生催化剂循环至一个或两个提升管(反应器)，提升管反应区的温度也可通过调节流化介质包括空气、蒸汽等的流量和催化剂返回管输送介质包括空气、蒸汽等的流量，使其保持在最佳值。
所述的冷激剂可以是气态或液态的水、各种油品(包括劣质汽油、回炼油、澄清油等)，也可以是冷催化剂包括冷再生催化剂、冷待生催化剂、冷半再生催化剂等(优选冷再生催化剂或来自汽油改质系统的待生催化剂)，或者是上述冷激剂的任意比例的混合物。
所述的气体或液体冷激剂的注入点可以在冷催化剂注入点的上游、下游，或者在辅助提升管的入口处，以方便控制各反应区的温度，或形成另一反应区。
本发明可以单独实施，即独立完成反应、再生、分离等过程；也可以与另一套提升管或流化床的催化转化装置联合实施，在完成重油烃类原料催化转化反应的同时，实现对汽油馏分的催化转化改质反应。
下面对单独实施和联合实施进行具体说明。
1)本发明单独实施
本发明在提升管或流化床催化裂化装置上单独实施时，经再生器再生的符合本发明要求的催化剂与预热后的重油原料进入提升管反应器，在或不在水蒸汽存在下进行反应；反应油气、水蒸汽和反应后的待生催化剂进行气固分离；分离反应产物得到汽油产品和少量的干气、液化气、柴油。待生催化剂经水蒸汽汽提后输入再生器，在含氧气体的存在下进行烧焦再生，再生后的催化剂分两路经冷却后或不经冷却直接返回反应器循环使用。
本发明单独实施设置两个提升管，一个重油提升管，一个辅助提升管，辅助提升管与重油提升管的中部相连接。按工艺要求分成多个反应区，重油提升管至少为两个反应区，辅助提升管是输送管，与重油提升管反应器中部(第一反应区、第二反应区的结合部)相连通，用水、水蒸气或干气作提升气，仅用于输送冷催化剂作冷激剂。
将一部分来自再生器的再生催化剂不经催化剂冷却器直接进入重油提升管反应器预提升区，或者经催化剂冷却器-A冷却到200-720℃(优选300-500℃)与另一部分未经冷却的热再生催化剂混合得到温度低于再生器温度的混合再生催化剂混合后进入，或者不与热再生催化剂混合直接进入重油提升管反应器预提升区。上述混合再生催化剂的温度可通过调节上述冷热再生催化剂的比例而得到独立控制。冷再生催化剂直接进入第一反应区时，温度通过调节流化介质包括空气、蒸汽等量和返回再生器的催化剂量而得到独立控制。因此，第一反应区的剂油比(再生催化剂与原料的比例)和反应温度均可得到独立控制。
将一部分来自再生器的再生催化剂经催化剂冷却器-B冷却到200-720℃(优选300-600℃)与另一部分未经冷却的再生催化剂混合得到温度低于再生器的温度的混合再生催化剂混合后进入，或者不与热再生催化剂混合直接进入辅助提升管。通过辅助提升管与离开第一反应区的反应产物与催化剂的混合物混合后进入第二反应区。上述混合再生催化剂的温度可通过调节上述冷热再生催化剂的比例而得到独立控制。冷再生催化剂直接进入辅助提升管或汽油提升管时，温度通过调节流化介质包括空气、蒸汽等量和返回再生器的催化剂量而得到独立控制。因此，第二反应区的剂油比(再生催化剂与原料的比例)和反应温度均可得到独立控制。
符合本发明要求的催化剂与预热后的原料进入重油提升管反应器第一反应区，在或不在水蒸汽存在下进行裂化反应；离开第一反应区的反应产物与催化剂的混合物沿提升管与来自辅助提升管的冷激剂混合降温后进入第二反应区主要进行氢转移、异构化、芳构化等二次反应。离开第二反应区的反应产物与催化剂的混合物沿提升管进入沉降器进行催化剂与油气的分离，得到汽油、液化气、柴油和少量的干气，待生催化剂经水蒸汽汽提后输入再生器，在含氧气体的存在下进行烧焦再生，再生后的催化剂分成两部分，经分别冷却后或未经冷却直接返回提升管反应器循环使用。
再生器设有一个或多个内或外取热设备，即催化剂冷却器。催化剂冷却器-A主要用于调节第一反应区的反应温度，使其保持在最佳值。催化剂冷却器-B主要用于调节第二反应区的反应温度，使其保持在最佳值。催化剂冷却器-C主要用于调节再生器温度，使其保持在最佳值。
根据工艺要求，调节再生器温度的催化剂冷却器-C也可以不设，再生器温度通过调节催化剂冷却器-A或催化剂冷却器-B流化介质包括空气、蒸汽等的流量和返回再生器的催化剂量或通过反应再生系统的热平衡进行控制。调节第一反应区的反应温度的催化剂冷却器-A也可以不设，热再生催化剂不经冷却直接进入第一反应区。
上述的催化剂冷却器可以与再生器连为一体，也可以通过管线与再生器相连。
2)本发明联合实施
本发明联合实施时，设置两个提升管，一个重油提升管，一个汽油提升管反应器(带有或不带有流化床反应器)，按工艺要求分成多个反应区(一般为三个反应区)。重油提升管至少2个反应区，冷激用的催化剂或催化剂的混合物由重油提升管反应器中部(第一反应区、第二反应区的结合部)进入。
将一部分来自再生器的再生催化剂不经催化剂冷却器直接进入重油提升管反应器预提升区，或者经催化剂冷却器-A冷却到200-720℃(优选300-500℃)与另一部分未经冷却的热再生催化剂混合得到温度低于再生器温度的混合再生催化剂混合后进入，或者不与热再生催化剂混合直接进入重油提升管反应器预提升区。上述混合再生催化剂的温度可通过调节上述冷热再生催化剂的比例而得到独立控制。冷再生催化剂直接进入第一反应区时，温度通过调节流化介质包括空气、蒸汽等量和返回再生器的催化剂量而得到独立控制。因此，第一反应区的剂油比(再生催化剂与原料的比例)和反应温度均可得到独立控制。
将一部分来自再生器的再生催化剂经催化剂冷却器-B冷却到200-720℃(优选300-600℃)与另一部分未经冷却的再生催化剂混合得到温度低于再生器的温度的混合再生催化剂混合后进入，或者不与热再生催化剂混合直接进入汽油提升管(带有或不带有流化床反应器、带有或不带有预提升区)。通过汽油提升管；或者流化床反应器或汽油沉降器经汽提后或不汽提与离开第一反应区的反应产物与催化剂的混合物混合后进入第二反应区。上述混合再生催化剂的温度可通过调节上述冷热再生催化剂的比例而得到独立控制。冷再生催化剂直接进入汽油提升管时，温度通过调节流化介质包括空气、蒸汽等量和返回再生器的催化剂量而得到独立控制。因此，第二反应区的剂油比(再生催化剂与原料的比例)和反应温度均可得到独立控制。
符合本发明要求的一部分冷催化剂与预热后的重油原料进入提升管反应器第一反应区，在或不在水蒸汽存在下进行裂化反应；离开第一反应区的反应产物与催化剂的混合物沿提升管与来自劣质汽油提升管或流化床反应器的待生催化剂(冷激剂)混合降温后进入第二反应区主要进行氢转移、异构化、芳构化等二次反应，离开第二反应区的反应产物与催化剂的混合物沿提升管进入沉降器进行催化剂与油气的分离，得到汽油产品、液化气、柴油和少量的干气。另一部分冷再生催化剂，进入用于转化汽油馏分的提升管或流化床反应器内；与未预热或预热后的汽油馏分接触，在或不在水蒸汽存在下，在反应温度300-650℃(优选400-560℃)、 绝对压力为0.11～0.4MPa条件下接触，接触时间0.5～30秒(优选1-15秒)，催化剂与原料重量比一般为1～50，优选2～20，主要进行异构化、芳构化等汽油改质反应，达到降低烯烃和硫含量，提高辛烷值的目的。
汽油馏分的反应产物与催化剂的混合物和完成重油烃类原料催化转化后的反应产物与催化剂的混合物的后续反应及分离系统可以共用，也可以单独设置：
(1)共用后续反应及分离系统
汽油馏分的反应产物与催化剂的混合物不经分离直接与离开第一反应区的反应产物与催化剂的混合物混合降温后进入第二反应区。离开第二反应区的反应产物与催化剂的混合物进入沉降器进行催化剂与油气的分离，得到汽油产品、液化气、柴油和少量的干气。
或者(2)共用后续分离系统
汽油馏分的反应产物与催化剂的混合物和重油烃类原料催化转化的反应产物与催化剂的混合物进入同一个沉降器(汽油馏分的反应产物与催化剂的分离及汽提设施可单设，也可以共用)进行催化剂与油气的分离，共用油气分离和回收系统，得到汽油产品、液化气、柴油和少量的干气。汽油馏分的反应产物与催化剂的分离及汽提设施单独设置时，完成汽油馏分转化后的待生催化剂不经汽提或单独汽提后全部或部分进入重油提升管的中部作冷激剂，或者不经汽提或单独汽提后部分或全部经溢流进入沉降器。
或者(3)分设后续分离系统
汽油馏分的反应产物与催化剂的混合物和重油烃类原料催化转化的反应产物与催化剂的混合物可以分别进入两个沉降器进行催化剂与油气的分离，油气单独分离和回收，分别得到汽油产品、液化气、柴油和少量的干气。汽油馏分的反应产物与催化剂的沉降器带有或不带有流化床反应器。
完成汽油馏分转化后的待生催化剂和完成重油烃类原料催化转化后的待生催化剂可以分别汽提，也可以混合后共同汽提。汽提后的待生催化剂在含氧气体存在下共用一套再生系统进行烧焦再生。
采用两套后续分离系统时，来自于劣质汽油提升管或流化床反应器的待生催化剂(1)经水蒸汽汽提后部分或全部输入共用再生系统进行烧焦再生，或者(2)不汽提或汽提后部分或全部输入重油提升管的中部作冷激剂，或者(3)不汽提或汽提后经溢流管部分或全部输入重油沉降器。
再生后的催化剂分成两部分，经分别冷却后或未经冷却直接返回各反应器循环使用。
再生器设有一个或多个内或外取热设备，即催化剂冷却器。催化剂冷却器-A主要用于调节第一反应区的反应温度，使其保持在最佳值。催化剂冷却器-B主要用于调节第二反应区的反应温度，使其保持在最佳值。催化剂冷却器-C主要用于调节再生器温度，使其保持在最佳值。
根据工艺要求，调节再生器温度的催化剂冷却器-C也可以不设，再生器温度通过调节催化剂冷却器-A或催化剂冷却器-B流化介质包括空气、蒸汽等量和返回再生器的催化剂量或通过反应再生系统的热平衡进行控制。调节第一反应区的反应温度的催化剂冷却器-A也可以不设，热再生催化剂直接进入第一反应区
上述的催化剂冷却器可以与再生器连为一体，也可以通过管线与再生器相连。
本发明适用的劣质汽油烃类原料为汽油馏分，包括直馏汽油、凝析油、催化裂化汽油、催化裂化轻汽油、热裂解汽油、焦化汽油、裂解制乙烯汽油以及它们的两种或两种以上混合汽油。
该汽油馏分可以是全馏分，例如，初馏点至220℃左右的馏分：也可以是其中的部分窄馏分，例如，70～145℃馏分。该汽油馏分可以是一次加工汽油馏分如直馏汽油、凝析油等、二次加工汽油馏分如焦化汽油、FCC汽油、减粘汽油、热裂化汽油等或一种以上的汽油馏分的混合物。该汽油馏分的烯烃含量可以为0～80重％，并含有少量的硫、氮等杂质，例如，硫含量大于200ppm，氮含量大于30ppm。
本发明所述的重油提升管反应器原料为各种重油包括：常压渣油、减压渣油、直馏蜡油、焦化蜡油、页岩油、合成油、原油、煤焦油、回炼油、油浆、脱沥青油、重柴油以及其两种及两种以上的混合物，特别是重油原料中含高沸点馏分的进料如超过560℃，且大于500℃的组分(如减压渣油)含量为10-100％，最好为30-100％。根据不同原料油的特性，可以同时进料，也可以在多处不同位置进料。
本发明采用工业上成熟的任何常规催化裂化催化剂，包括：分子筛催化裂化催化剂和无定型硅铝催化裂化催化剂等。
本发明所述的进入汽油提升管、辅助提升管、或重油提升管的再生催化剂为烧焦再生后的各种炭含量的催化剂包括再生催化剂、半再生催化剂、或它们的混合物。
所述再生催化剂是指完全再生后的再生催化剂或两段再生后的二段再生催化剂；半再生催化剂是指不完全再生的再生催化剂或两段再生的一段再生催化剂。
本发明所述的进入汽油提升管、辅助提升管、或重油提升管的预提升介质可以是水(包括水蒸气)、各种炼厂干气、各种油品(包括劣质汽油等)中的一种或多种；进入汽油提升管的反应介质也可以是其他各种油品(包括回炼油、澄清油等)。
反应产物的分离及催化剂的再生均按常规方法进行，可以采用提升管催化裂化工艺及装置使用的各种反应再生型式包括各种提升管型式、再生型式及其各种组合型式。待生催化剂在再生器于常规催化裂化催化剂再生条件下进行烧焦再生，一般再生温度控制在650～800℃(优选680-760℃)。提升管催化裂化工艺及装置为成熟工业过程，本领域普通技术人员对其操作和控制过程非常清楚，本发明对其催化剂选用和工艺条件没有任何限制。
本发明相比现有技术有如下优点：
1、本发明在不降低再生温度的条件下，靠降低再生催化剂温度，使剂油比成为独立可调变量。在相同提升管混合温度下，可提高剂油比，提高原料预热温度，改进原料的雾化，促进与催化剂的接触。
2、可灵活调节各反应区的反应温度和再生器的再生温度，并保持在最佳值。因此第一反应区可采用更短的反应时间和更高的反应温度；可加工更重的烃类进料，减压渣油的掺炼比可达到100％，即加工100％的减压渣油，降低不希望的产物如焦炭和气体的产率，同时提高汽油和轻镏分的产率，提高汽油辛烷值、降低油品烯烃和杂质含量，从而提高了该方法的经济性。
3、再生温度不受剂油比和原料预热温度的制约，再生温度可以提高，有利于高效再生，并起到钝化重金属的作用。高再生温度使烟气带出热量增多，取热量减少。
4、冷激用的催化剂为冷再生催化剂、冷半再生催化剂或来自汽油改质系统的冷待生催化剂，有助于提高重油提升管第二反应区的催化剂活性，促进氢转移、异构化、芳构化等二次反应的进行，降低焦炭和气体的产率，从而提高汽油和轻镏分的产率提高，汽油辛烷值，降低油品烯烃和杂质含量。
5、因再生剂温度降低，使催化裂化过程热反应减少，再生剂在提升管予提升段的水热失活减轻。
6、高再生温度、高剂油比特别适用于超稳分子筛催化剂的应用。
7、与混合温度控制技术、注终止剂等技术相比，本发明取热温位高，热量利用更加合理。
8、使用本发明，并不影响其他技术的使用，如与现行密相段取热技术，终止剂注入技术，多点进料等共同使用，效果更好。
与现有的技术相比，重油经本发明的催化转化装置后，烯烃体积含量可降低10～40个体积百分点，辛烷值(RON)提高0.5～5个单位，汽油中的硫含量降低10～30％(重量)。劣质汽油经本发明的催化转化装置后，烯烃体积含量降低10～60个体积百分点，辛烷值(RON)提高0.5～40个单位，汽油中的硫含量降低10～50％(重量)。
本发明所采用的方法与现有技术相比，其降低汽油烯烃体积含量的效果更加显著，兼有提高汽油辛烷值、降低其油品杂质含量的特点，同时具有可操作性强、简单灵活、应用广泛的优势。
附图说明
附图1-4：为本发明的重油催化转化装置的典型示意图。
下面结合附图详细说明本发明，附图是为了说明本发明而绘制的，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
单独实施
附图1为单独实施的重油催化转化装置的典型示意图。
如附图1所示：本发明重油催化转化方法及其装置包括沉降器1，重油提升管反应器包括预提升区4、第一反应区3、第二反应区2、再生器5、辅助提升管6。再生器5与沉降器1的汽提段1A之间设有待生催化剂输送管7和控制阀20连通再生器5与汽提段1A，将待生催化剂输送到再生器5。重油提升管反应器中部(第一反应区3、第二反应区2的结合部)与辅助提升管6相连通。
再生器设有3个内或外取热设备，即催化剂冷却器，35A，35B，35C为流化介质如空气、水、蒸汽等，37A，37B，37C为取热介质，包括水、蒸汽、各种油品等。催化剂冷却器-A主要用于调节第一反应区的反应温度，使其保持在最佳值。催化剂冷却器-B主要用于调节第二反应区的反应温度，使其保持在最佳值。催化剂冷却器-C(图中未画出)主要用于调节再生器温度，使其保持在最佳值。
根据工艺要求，催化剂冷却器-A、催化剂冷却器-C也可以不设，热再生催化剂不经冷却直接进入第一反应区，再生器温度通过调节催化剂冷却器-B流化介质包括空气、蒸汽等的流量和返回再生器的催化剂量或通过反应再生系统的热平衡进行控制。
再生器5通过再生催化剂输送管10A与催化剂冷却器8A相连，冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送管11A与重油提升管反应器预提升区4相连。离开催化剂冷却器-A的冷再生催化剂温度通过调节流化介质35A(包括空气、蒸汽等的)流量和冷再生催化剂返回管12A上的提升介质36A(包括空气、蒸汽等)的流量进行控制。控制阀21A是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置的具体控制元件。
为方便控制进入重油提升管反应器第一反应区的温度，可设置热再生催化剂输送管(包括控制阀)直接与重油提升管反应器预提升区4相连，冷再生催化剂与热再生催化剂在重油提升管反应器预提升区4经提升介质32提升混合剂输送管(包括控制阀)直接与重油提升管反应器预提升区4相连，冷再生催化剂与热再生催化剂在重油提升管反应器预提升区4经提升介质32提升混合后温度达到均衡。当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
再生器5通过再生催化剂输送管10B与催化剂冷却器8B相连，冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送管11B与辅助提升管预提升区相连。离开催化剂冷却器～B的冷再生催化剂温度通过调节流化介质35B包括空气、蒸汽等的流量和冷再生催化剂返回管12B上的提升介质36B包括空气、蒸汽等的流量进行控制。控制阀21B是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置的具体控制元件。
为方便控制提升管反应器第二反应区2的温度，可设置热再生催化剂输送管(包括控制阀)直接与辅助提升管预提升区相连，冷再生催化剂与热再生催化剂在辅助提升管预提升区经提升介质30提升混合后温度达到均衡。当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
上述的催化剂冷却器可以与再生器连为一体，也可以通过管线与再生器相连。
重油原料33与来自重油提升管反应器预提升区4的再生催化剂混合进入重油提升管反应器第一反应区3，在催化裂化条件下进行反应，主要操作条件如下：反应温度400～650℃(优选520～600℃)、绝对压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.05～5秒(优选0.1～3秒)，催化剂与原料重量比一般为3～10，优选5～8。
来自辅助提升管的提升介质30和催化剂的混合物与来自第一反应区3的反应油气和催化剂的混合物混合降温后，进入重油提升管反应器第二反应区2，主要进行氢转移、异构化、芳构化等二次反应，进一步降低烯烃和硫含量，提高辛烷值。主要操作条件如下：反应温度350～620℃(优选450～530℃)、绝对压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.5～30秒(优选1～5秒)。
来自第二反应区2的反应油气和催化剂的混合物进入沉降器1，进行油气与催化剂分离，油气进入分馏、吸收稳定系统进行分馏与LPG回收，得到包括催化裂化汽油在内的产品和未转化油。
待生催化剂经沉降器1的汽提段1A汽提后，通过待生催化剂输送管7和控制阀20进入再生器5，在含氧气体38(包括空气等)的存在下经烧焦再生后分两路进入催化剂冷却器8A和催化剂冷却器8B，两路冷再生催化剂与或不与热再生催化剂混合分别循环使用。
上述气体或液体冷激剂34的注入点可以在冷催化剂注入点的上游或下游，或辅助提升管入口处，以方便控制各反应区的温度，或形成另一反应区。
联合实施
附图2～4为联合实施的重油催化转化装置的典型示意图。
附图2为联合实施的重油催化转化装置的典型示意图(共用后续反应及分离系统)。升管6。再生器5与沉降器1的汽提段1A之间设有待生催化剂输送管7和控制阀20连通再生器5与汽提段1A，将待生催化剂输送到再生器5。重油提升管反应器中部(第一反应区3、第二反应区2的结合部)与汽油提升管反应器6相连通。
再生器设有3个内或外取热设备，即催化剂冷却器，35A，35B，35C为流化介质如空气、水、蒸汽等，37A，37B，37C为取热介质，包括水、蒸汽、各种油品等。催化剂冷却器-A主要用于调节第一反应区的反应温度，使其保持在最佳值。催化剂冷却器-B主要用于调节第二反应区的反应温度，使其保持在最佳值。催化剂冷却器-C(图中未画出)主要用于调节再生器温度，使其保持在最佳值。
根据工艺要求，催化剂冷却器-A、催化剂冷却器-C也可以不设，热再生催化剂不经冷却直接进入第一反应区，再生器温度通过调节催化剂冷却器-B流化介质包括空气、蒸汽等的流量和返回再生器的催化剂量或通过反应再生系统的热平衡进行控制。
再生器5通过再生催化剂输送管10A与催化剂冷却器8A相连，冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送管11A与重油提升管反应器预提升区4相连。离开催化剂冷却器-A的冷再生催化剂温度通过调节流化介质35A(包括空气、蒸汽等的)流量和冷再生催化剂返回管12A上的提升介质36A(包括空气、蒸汽等)的流量进行控制。控制阀21A是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置的具体控制元件。
为方便控制进入提升管反应器第一反应区的温度，设置热再生催化剂输送管9A(包括控制阀22A)与重油提升管反应器预提升区4相连，冷再生催化剂与热再生催化剂在重油提升管反应器预提升区4经提升介质32提升混合后温度达到均衡。当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
再生器5通过再生催化剂输送管10B与催化剂冷却器8B相连，冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送管11B与汽油提升管预提升区相连。离开催化剂冷却器-B的冷再生催化剂温度通过调节流化介质包括空气、蒸汽等35B的流量和冷再生催化剂返回管12B上的提升介质36B包括空气、蒸汽等的流量进行控制。控制阀21B是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置的具体控制元件。
为方便控制进入重油提升管反应器第二反应区的温度，设置热再生催化剂输送管9B(包括控制阀22B)与汽油提升管预提升区相连，冷再生催化剂与热再生催化剂在汽油提升管反应器预提升区经提升介质30提升混合后温度达到均衡。热再生催化剂输送管9B(包括控制阀22B)也可以取消。当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
上述的催化剂冷却器可以与再生器连为一体，也可以通过管线与再生器相连。
重油原料33与来自重油提升管反应器预提升区4的再生催化剂混合进入重油提升管反应器第一反应区3，在催化裂化条件下进行反应，主要操作条件如下：反应温度400-650℃(优选520-600℃)、 绝对压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.05～5秒(优选0.1-3秒)，催化剂与原料重量比一般为3～10，优选5～8。
来自汽油提升管的反应产物和催化剂的混合物与来自第一反应区3的反应油气和催化剂的混合物混合降温后进入重油提升管反应器第二反应区2，主要进行氢转移、异构化、芳构化等二次反应，进一步降低烯烃和硫含量，提高辛烷值。主要操作条件如下：反应温度350-620℃(优选450-530℃)、 绝对压力为0.11～0.4Mpa，接触时间0.5～30秒(优选1-5秒)。
劣质汽油31与来自汽油提升管预提升区的再生催化剂混合进入汽油提升管反应器，在反应温度300-650℃(优选400-560℃)、绝对压力为0.11～0.4MPa条件下接触，接触时间0.5～30秒(优选1-15秒)，催化剂与原料重量比一般为1～50，优选2～20，主要进行异构化、芳构化等汽油改质反应，达到降低烯烃和硫含量，提高辛烷值的目的。
来自第二反应区2的反应油气和催化剂的混合物进入沉降器1，进行油气与催化剂分离，油气进入分馏、吸收稳定系统进行分馏与LPG回收，得到包括催化裂化汽油在内的产品和未转化油。
待生催化剂经沉降器1的汽提段1A汽提后，通过待生催化剂输送管7和控制阀20进入再生器5，在含氧气体38(包括空气等)的存在下经烧焦再生后分两路进入催化剂冷却器8A和催化剂冷却器8B，两路冷再生催化剂与或不与热再生催化剂混合分别循环使用。
上述气体或液体冷激剂34的注入点可以在冷催化剂注入点的上游或下游，以方便控制各反应区的温度，或形成另一反应区。
附图3为联合实施的重油催化转化装置的典型示意图(分设后续分离系统)。
如附图3所示：本发明重油催化转化方法及其装置包括重油沉降器1，汽油沉降器18，重油提升管反应器包括预提升区4、第一反应区3、第二反应区2、再生器5、汽油提升管6。再生器5与沉降器1的汽提段1A之间设有待生催化剂输送管7和控制阀(图中未画出)连通再生器5与重油沉降器1汽提段1A，将待生催化剂输送到再生器5。设有待生催化剂输送管15和控制阀23将重油提升管反应器中部(第一反应区3、第二反应区2的结合部)与沉降器18的汽提段18A相连通。控制阀23是为了方便控制冷激用的待生催化剂的流量而设置的具体控制元件，当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
再生器设有3个内或外取热设备，即催化剂冷却器，35A，35B，35C为流化介质如空气、水、蒸汽等，37A，37B，37C为取热介质，包括水、蒸汽、各种油品等。催化剂冷却器-A主要用于调节第一反应区的反应温度，使其保持在最佳值。催化剂冷却器-B主要用于调节第二反应区的反应温度，使其保持在最佳值。催化剂冷却器-C(图中未画出)主要用于调节再生器温度，使其保持在最佳值。
根据工艺要求，催化剂冷却器-A、催化剂冷却器-C也可以不设，热再生催化剂不经冷却直接进入第一反应区，再生器温度通过调节催化剂冷却器-B流化介质包括空气、蒸汽等的流量和返回再生器的催化剂量或通过反应再生系统的热平衡进行控制。
再生器5通过再生催化剂输送管10A与催化剂冷却器8A相连，冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送管11A与重油提升管反应器预提升区4相连。离开催化剂冷却器-A的冷再生催化剂温度通过调节流化介质35A(包括空气、蒸汽等)的流量和冷再生催化剂返回管12A上的提升介质36A(包括空气、蒸汽等)的流量进行控制。控制阀21A是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置的具体控制元件。
为方便控制进入重油提升管反应器第一反应区的温度，可设置热再生催化剂输送管(包括控制阀)与重油提升管反应器预提升区4相连，冷再生催化剂与热再生催化剂在重油提升管反应器预提升区4经提升介质32提升混合后温度达到均衡。当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
再生器5通过再生催化剂输送管10B与催化剂冷却器8B相连，冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送管11B与汽油提升管预提升区相连。离开催化剂冷却器-B的冷再生催化剂温度通过调节流化介质35B(包括空气、蒸汽等)的流量和冷再生催化剂返回管12B上的提升介质36B(包括空气、蒸汽等)的流量进行控制。控制阀21B是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置的具体控制元件。
为方便控制汽油提升管反应器的温度，设置热再生催化剂输送管9B(包括控制阀22B)与汽油提升管反应器预提升区相连，冷再生催化剂与热再生催化剂在汽油提升管反应器预提升区经提升介质30提升混合后温度达到均衡。热再生催化剂输送管9B(包括控制阀22B)也可以取消。当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
上述的催化剂冷却器可以与再生器连为一体，也可以通过管线与再生器相连。
重油原料33与来自重油提升管反应器预提升区4的再生催化剂混合降温后进入重油提升管反应器第一反应区3，在催化裂化条件下进行反应，主要操作条件如下：反应温度400-650℃(优选520-600℃)、绝对压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.05～5秒(优选0.1-3秒)，催化剂与原料重量比一般为3～10，优选5～8。
来自汽油提升管的催化剂混合物与来自第一反应区3的反应油气和催化剂的混合物混合降温后，进入重油提升管反应器第二反应区2，主要进行氢转移、异构化、芳构化等二次反应，进一步降低烯烃和硫含量，提高辛烷值。主要操作条件如下：反应温度350-620℃(优选450-530℃)、绝对压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.5～30秒(优选1-5秒)。
劣质汽油31与来自汽油提升管预提升区的再生催化剂混合进入汽油提升管反应器，在反应温度300-650℃(优选400-560℃)、绝对压力为0.11～0.4MPa条件下接触，接触时间0.5～30秒(优选1-15秒)，催化剂与原料重量比一般为1～50，优选2～20，主要进行异构化、芳构化等汽油改质反应，达到降低烯烃和硫含量，提高辛烷值的目的。
来自汽油提升管6的反应物流进入沉降器18进行油气与催化剂分离，油气单独进入分馏、吸收稳定系统进行分馏与LPG回收，得到包括催化裂化汽油在内的产品和未转化油；或与来自沉降器1的油气混合后，进入共用的分馏、吸收稳定系统进行分馏与LPG回收。
待生催化剂经沉降器1的汽提段1A汽提后，通过待生催化剂输送管7和控制阀(未画出)进入再生器5，在含氧气体38(包括空气等)的存在下经烧焦再生后分两路进入催化剂冷却器8A和催化剂冷却器8B，两路冷再生催化剂与或不与热再生催化剂混合分别循环使用。
上述气体或液体冷激剂34的注入点可以在冷催化剂注入点的上游或下游，以方便控制各反应区的温度，或形成另一反应区。
附图4为联合实施的重油催化转化装置的典型示意图(分设后续分离系统)。
如附图4所示：本发明重油催化转化方法及其装置包括重油沉降器1，汽油沉降器18，重油提升管反应器包括预提升区4、第一反应区3、第二反应区2、再生器5、汽油提升管6。再生器5与沉降器1的汽提段1A之间设有待生催化剂输送管7和控制阀(图中未画出)连通再生器5与汽提段1A，将待生催化剂输送到再生器5。重油提升管反应器中部(第一反应区3、第二反应区2的结合部)与沉降器18的汽提段18A相连通。沉降器1与沉降器18通过溢流管17相连通。溢流管17和控制阀23是为了方便控制冷激用的待生催化剂的流量而设置的具体控制元件，当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
再生器设有2个外取热设备，即催化剂冷却器，35A，35B为流化介质如空气、水、蒸汽等。37A，37B为取热介质，包括水、蒸汽、各种油品等。催化剂冷却器-A主要用于调节再生器温度，使其保持在最佳值。再生器温度通过调节催化剂冷却器-B流化介质包括空气、蒸汽等的流量和返回再生器的催化剂量或通过反应再生系统的热平衡进行控制。催化剂冷却器-B主要用于调节第二反应区的反应温度，使其保持在最佳值。
根据工艺要求，可设置催化剂冷却器主要用于调节提升管反应器第一反应区的反应温度，使其保持在最佳值。
热再生催化剂通过热再生催化剂输送管9A与重油提升管反应器预提升区4相连。再生器5的温度通过调节流化介质35A(包括空气、蒸汽等)的流量和冷再生催化剂返回管12A上的提升介质36A(包括空气、蒸汽等)的流量进行控制。控制阀22A是为了方便控制热再生催化剂的流量而设置的具体控制元件，当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
为方便控制进入提升管反应器第一反应区的温度，可设置催化剂冷却器和再生催化剂输送管(包括控制阀)与重油提升管反应器预提升区4相连，冷再生催化剂与热再生催化剂在重油提升管反应器预提升区4经提升介质32提升混合后温度达到均衡。当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
再生器5通过再生催化剂输送管10B与催化剂冷却器8B相连，冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送管11B与汽油提升管预提升区相连。离开催化剂冷却器-B的冷再生催化剂温度通过调节流化介质35B(包括空气、蒸汽等)的流量和冷再生催化剂返回管12B上的提升介质36B(包括空气、蒸汽等)的流量进行控制。控制阀21B是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置的具体控制元件。
为方便控制汽油提升管反应器的温度，可设置热再生催化剂输送管(包括控制阀)与汽油提升管反应器预提升区相连，冷再生催化剂与热再生催化剂在辅助提升管反应器预提升区经提升介质30提升混合后温度达到均衡。当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
上述的催化剂冷却器可以与再生器连为一体，也可以通过管线与再生器相连。
重油原料33与来自重油提升管反应器预提升区4的再生催化剂混合进入重油提升管反应器第一反应区3，在催化裂化条件下进行反应，主要操作条件如下：反应温度400-650℃(优选520-600℃)、 绝对压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.05～5秒(优选0.1-3秒)，催化剂与原料重量比一般为3～10，优选5～8。
来自汽油提升管的催化剂混合物与来自第一反应区3的反应油气和催化剂的混合物混合降温后，进入重油提升管反应器第二反应区2，主要进行氢转移、异构化、芳构化等二次反应，进一步降低烯烃和硫含量，提高辛烷值。主要操作条件如下：反应温度350-620℃(优选450-530℃)、绝对压力为0.11～0.4MPa条件下接触，接触时间0.5～30秒(优选1-5秒)。
劣质汽油31与来自汽油提升管预提升区的再生催化剂混合进入汽油提升管反应器，在反应温度300-650℃(优选400-560℃)、绝对压力为0.11～0.4MPa条件下接触，接触时间0.5～30秒(优选1-15秒)，催化剂与原料重量比一般为1～50，优选2～20，主要进行异构化、芳构化等汽油改质反应，达到降低烯烃和硫含量，提高辛烷值的目的。
来自汽油提升管6的反应物流进入沉降器18进行油气与催化剂分离，油气单独进入分馏、吸收稳定系统进行分馏与LPG回收，得到包括催化裂化汽油在内的产品和未转化油；或与来自沉降器1的油气混合后，进入共用的分馏、吸收稳定系统进行分馏与LPG回收。
来自沉降器18气提段18A的待生催化剂通过待生催化剂输送管15和控制阀23全部或部分与来自第一反应区3的反应油气和催化剂的混合物混合后进入重油提升管反应器第二反应区2；或者通过溢流管17部分或全部输入重油沉降器1。
来自第二反应区2的反应油气和催化剂的混合物进入沉降器1，进行油气与催化剂分离，油气单独或与来自沉降器18的油气混合后进入分馏、吸收稳定系统进行分馏与LPG回收，得到包括催化裂化汽油在内的产品和未转化油。
待生催化剂经沉降器1的汽提段1A汽提后，通过待生催化剂输送管7和控制阀(未画出)进入再生器5，在含氧气体38(包括空气等)的存在下经烧焦再生后分两路进入催化剂冷却器8A和催化剂冷却器8B，两路冷再生催化剂与或不与热再生催化剂混合分别循环使用。
上述气体或液体冷激剂34的注入点可以在冷催化剂注入点的上游或下游，以方便控制各反应区的温度，或形成另一反应区。
实例1
为验证本发明的效果，采用图1所示的工艺流程、表2所示的工艺条件、表1所示的原料和长岭炼油厂催化剂厂生产的牌号为GOR-C的催化剂，试验结果列于表3。
表1
| 物流 | 常压渣油 |
| 密度，API度 | 15.0 |
| 密度，20/4℃ | 0.96 |
| 残炭 | 10％(Wt) |
| 硫含量 | 0.6％(Wt) |
| 氮含量 | 2000PPm |
| 沥青 | 4.5％(Wt) |
在表2中，现有技术的方案A采用常规重油催化裂化工艺技术：再生器催化剂床层的温度为700℃，反应温度为560℃。原料温度为240℃，剂/油比为8.0。因此，再生剂和原料的温差为460℃。现有技术的方案A有以下不足：
(1)240℃的原料温度对含渣油原料的裂化是相当低的。
(2)再生器的温度尽管满足再生要求，但与原料接触时温度过高，容易出现热裂化。
应当理解，表2的实施例决不是限制，因为与现有技术不同，说明本发明的方案B中，催化剂循环量的任何组合都可在两立管之间确定，以便确保反应所需的剂/油比代替由装置热平衡强行确定的剂/油比。由于相同的理由，在方案B中可选择任何进料温度，而对剂/油比没有任何不良影响。在实施例中，选择360℃。因为对于本实施例的原料来说，360℃接近在可能出现热裂化的最高温度。
表2
| 序号 | 参数 | 现有技术方案A | 本发明方案B |
| 1 | 提升管反应温度， ℃ | 560 | - |
| /第一反应区反应温度 ℃ | - | 560 | |
| 2 | 第二反应区反应温度， ℃ | - | 480 |
| 3 | 进料温度， ℃ | 240 | 360 |
| 4 | 再生温度， ℃ | 700 | 720 |
| 5 | 入辅助提升管的催化剂温度，℃ | - | 400 |
| 6 | 辅助提升管的温度， ℃ | - | 400 |
| 7 | 催化剂混合物温度， ℃ | 700 | 650 |
| 8 | 催化剂进料温差， ℃ | 450 | 287 |
| 9 | 第一反应区剂/油比， 重/重 | 8.0 | 8.0 |
表3
| 产物 | 现有技术方案A | 本发明方案B |
| H2S ％ | 0.6 | 0.8 |
| 燃料气 ％ | 7.0 | 5.6 |
| LPG ％ | 11.5 | 11.8 |
| 汽油 ％ | 38.0 | 39.7 |
| 轻循环油％ | 16.1 | 16.0 |
| 澄清油 ％ | 16.1 | 16.1 |
| 焦炭 ％ | 10.7 | 10.0 |
| 合计 | 100.0 | 100.0 |
| 汽油 | ||
| 烯烃含量％ | 59.8 | 32.6 |
| 芳烃含量％ | 12.6 | 19.8 |
| 硫含量 PPm | 187 | 142.8 |
| 辛烷值 RON | 89.6 | 90.2 |
实施2
为验证本发明的效果，采用图4所示的工艺流程，采用表4所示的工艺条件和表1所示的重油原料，劣质汽油为催化裂化汽油，催化剂为GOR-C。试验结果列于表5。
在表4中，现有技术的方案A采用常规重油催化裂化工艺技术：再生器催化剂床层的温度为700℃，反应温度为560℃。原料温度为240℃，剂/油比为8.0。因此，再生剂和原料的温差为460℃。现有技术的方案A有以下不足：
(1)240℃的原料温度对含渣油原料的裂化是相当低的。
(2)再生器的温度尽管满足再生要求，但与原料接触时温度过高，容易出现热裂化。
表4
| 序号 | 参数 | 现有技术方案A | 本发明方案B |
| 1 | 提升管反应温度， ℃ | 560 | - |
| 第一反应区温度 ℃ | - | 560 | |
| 2 | 第二反应区温度， ℃ | - | 500 |
| 3 | 进料温度， ℃ | 240 | 360 |
| 4 | 再生温度， ℃ | 700 | 720 |
| 5 | 汽油提升管的待生剂温度， ℃ | - | 400 |
| 6 | 汽油提升管的反应温度， ℃ | - | 400 |
| 7 | 催化剂混合物温度， ℃ | 700 | 650 |
| 8 | 催化剂进料温差， ℃ | 450 | 287 |
| 9 | 提升管剂/油比， 重/重 | 8.0 | - |
| 10 | 第一反应区剂/油比， 重/重 | - | 8.0 |
| 11 | 汽油提升管剂/油比， 重/重 | 5.0 | 5.0 |
表5
| 产物 | 现有技术方案A | 本发明方案B | ||
| 重油提升管 | 汽油提升管 | |||
| H2S ％ | 0.6 | 0.8 | ||
| 燃料气 ％ | 7.0 | 5.8 | 0.49 | |
| LPG ％ | 11.5 | 12.8 | 2.12 | |
| 汽油 ％ | 38.0 | 40.8 | 92.68 | |
| 轻循环油 ％ | 16.1 | 14.2 | 4.31 | |
| 澄清油 ％ | 16.1 | 15.4 | ||
| 焦炭 ％ | 10.7 | 10.3 | 0.40 | |
| 合计 | 100.0 | 100.0 | 100.00 | |
| 汽油 | 改质前 | 改质后 | ||
| 烯烃含量 ％ | 59.8 | 31.5 | 基准 | -30.5 |
| 芳烃含量 ％ | 12.6 | 20.6 | 基准 | +11.5 |
| 硫含量 PPm | 187 | 130.0 | 基准 | -40.8 |
| 辛烷值 RON | 89.6 | 90.5 | 基准 | +1.2 |
Claims (12)
1、一种重质石油烃类催化转化方法，其特征在于：工艺过程包括以下步骤：
(1)重油石油烃类原料与来自预提升区的温度低于或等于再生器温度的循环再生催化剂混合后进入至少具有两个反应区的重油提升管反应器，在反应温度400～650℃、绝对压力为0.11～0.4MPa、接触时间为0.05～5秒和催化剂与原料重量比为3～10的条件下进行一次反应；
(2)步骤(1)一次反应产物与催化剂的混合物沿提升管与冷激剂混合降温后进入第二反应区，在反应温度350～620℃、绝对压力为0.11～0.4MPa和接触时间为0.5～30秒的条件下进行二次反应，所述的冷激剂为气态或液态的水、油品、催化剂中的一种、两种或两种以上的混合物，其中所述的油品包括劣质汽油、回炼油或澄清油，所述的催化剂为冷再生催化剂、冷待生再生催化剂或冷半再生催化剂；
(3)步骤(2)二次反应产物与催化剂混合物沿提升管进入沉降器，进行催化剂与油气的分离，分离出的待生催化剂经汽提段汽提后进入再生器，在再生温度650～800℃的条件下进行烧焦，再生后的催化剂经冷却或不经冷却后返回提升管反应器循环使用；
(4)将步骤(3)的一部分不经冷却的热再生催化剂或一部分经催化剂冷却器A冷却到200～720℃的冷再生催化剂，或者将它们混合得到温度低于再生器温度的混合再生催化剂进入重油提升管反应器预提升区，然后再进入第一反应区；
(5)将步骤(3)的一部分经催化剂冷却器B冷却到200～720℃的冷再生催化剂与另一部分未经冷却的热再生催化剂混合后进入辅助提升管或汽油提升管；或者不与热再生催化剂混合的所述冷再生催化剂直接进入所述辅助提升管或汽油提升管，作为冷激剂与离开第一反应区的反应产物与催化剂的混合物混合进入第二反应区，所述的汽油提升管带有或不带有流化床反应器。
2、按照权利要求1所述的方法，其特征在于：其步骤(5)进入汽油提升管的再生催化剂与全馏分或窄馏分的劣质汽油混合，在反应温度300～650℃、绝对压力为0.11～0.4MPa、接触时间为0.5～50秒和催化剂与劣质汽油重量比为1～50的条件下进行反应，反应产物与催化剂的混合物直接进入第二反应区作为冷激剂；或进入沉降器进行油气和催化剂分离。
3、按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的再生器设有一个、两个或多个内或外催化剂冷却器，所述的催化剂冷却器设置有一个、两个或多个催化剂出口，其中一个用于输送冷再生催化剂返回再生器，另一个或两个分别用于输送冷再生催化剂循环至一个或两个提升管。
4、按照权利要求1或2所述的方法，其特征在于：其劣质汽油原料的反应产物与催化剂的混合物以及重质烃类原料的反应产物与催化剂的混合物进入同一个沉降器或者分别进入两个沉降器，进行催化剂和油气分离，分设两个沉降器时，完成汽油转化后的待生催化剂不汽提或单独汽提后全部或部分进入重油提升管作冷激剂；或者不汽提或单独汽提后全部或部分溢流进入另一沉降器；或者单独汽提后全部或部分进入再生器。
5、按照权利要求1或2所述的方法，其特征在于所述的汽油馏分的反应产物与催化剂的分离及汽提设施单独设置；或与重质烃类原料的反应产物与催化剂的混合物共用，汽油馏分的反应产物与催化剂的分离及汽提设施单独设置时，完成汽油馏分转化后的待生催化剂不汽提或单独汽提后全部或部分进入重油提升管作冷激剂；或者部分或全部经溢流进入沉降器。
6、按照权利要求1所述的方法，其特征在于：
步骤(1)所述的第一反应区的主要操作条件是：反应温度为520～600℃、接触时间为0.1～3秒和催化剂与原料重量比为5～8；
步骤(2)所述的第二反应区的主要操作条件是：反应温度为450～530℃、接触时间为1～5秒；
步骤(3)所述的再生温度为680～760℃；
步骤(4)所述的冷再生催化剂温度为300～500℃；
步骤(5)所述的冷再生催化剂温度为300～600℃。
7、按照权利要求2所述的方法，其特征在于：所述的汽油提升管的主要操作条件是：反应温度为400～560℃、接触时间为1～15秒、催化剂与原料重量比为2～20。
8、按照权利要求1所述的方法，其特征在于：其步骤(1)所述的重质石油烃类包括常压渣油、减压渣油、直馏蜡油、焦化蜡油、页岩油、合成油、原油、煤焦油、回炼油、油浆、胶沥青油、重柴油在内的油品中的一种、两种或两种以上的混合物。
9、按照权利要求1所述的方法，其特征在于：所述的催化剂包括无定型硅铝催化裂化催化剂或分子筛催化裂化催化剂。
10、按照权利要求2所述的方法，其特征在于：所述的全馏分或窄馏分的劣质汽油包括直馏汽油、凝析油、催化裂化汽油、热裂化汽油、减粘汽油、焦化汽油、裂解制乙烯汽油在内的汽油中的一种、两种或两种以上的混合汽油。
11、按照权利要求1所述的方法，其特征在于：其步骤(1)所述的重质石油烃类中＞500℃的组分含量为30～100％。
12、按照权利要求1所述的方法，其特征在于：所述的气态或液态冷激剂的注入点可以在冷催化剂注入点的上游、下游或者在辅助提升管的入口处。
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Legal Events
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Assignee: LUOYANG WEIDA PETROCHEMICAL ENGINEERING Co.,Ltd. Assignor: Li Li Contract record no.: 2011410000065 Denomination of invention: Method for catalytic conversion of heavy oil and device thereof Granted publication date: 20070704 License type: Exclusive License Open date: 20050907 Record date: 20110603 |
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Assignee: LUOYANG WEIDA PETROCHEMICAL ENGINEERING Co.,Ltd. Assignor: Li Li Contract record no.: 2011410000065 Date of cancellation: 20110614 |
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Assignee: LUOYANG WEIDA PETROCHEMICAL ENGINEERING Co.,Ltd. Assignor: Li Li Contract record no.: 2011990000544 Denomination of invention: Method for catalytic conversion of heavy oil and device thereof Granted publication date: 20070704 License type: Exclusive License Open date: 20050907 Record date: 20110705 |
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Assignee: LUOYANG WEIDA PETROCHEMICAL ENGINEERING Co.,Ltd. Assignor: Li Li Contract record no.: 2011990000544 Date of cancellation: 20161125 |
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Application publication date: 20050907 Assignee: LUOYANG WEIDA PETROCHEMICAL ENGINEERING Co.,Ltd. Assignor: Li Li Contract record no.: 2016990000513 Denomination of invention: Method for catalytic conversion of heavy oil and device thereof Granted publication date: 20070704 License type: Exclusive License Record date: 20161221 |
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| TR01 | Transfer of patent right |
Effective date of registration: 20230731 Address after: 405-101, Floor 4, Building 1, Yinkun Science Park, No. 6, Fenghua Road, High tech Zone, Luoyang, China (Henan) Pilot Free Trade Zone, Henan Province, 471000 Patentee after: LUOYANG WEIDA PETROCHEMICAL ENGINEERING Co.,Ltd. Address before: 471003 Henan city of Luoyang province Tianjin Yingzhou road village 30 Building 8 unit 301 Patentee before: Li Li |