CN1498948A - 重油裂化与汽油改质的耦合调控方法和装置 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种重油裂化与汽油改质的耦合调控方法和装置，现有工业催化裂化装置的再生器连设一带有单独的汽提系统和沉降系统的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，然后将从辅助的流态化改质反应器来的温度低但微反活性高的催化剂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，也增大了注入点下游的剂油比，对重油催化裂化主反应进行控制，从而实现重油催化裂化反应与其汽油改质过程有效的耦合与调控。本发明的技术优点为裂化反应终止效果改善，轻质油收率提高，同时又有催化汽油降低烯烃含量的作用，装置改动最小，流程简单，易于实现，且易于控制，操作稳定。

Description

重油裂化与汽油改质的耦合调控方法和装置

技术领域

本发明涉及石油烃的催化转化工艺，特别是指优化控制重油催化裂化反应与改质催化汽油降低烯烃含量的催化转化工艺耦合技术，属于石油化工领域。

背景技术

目前世界上开采的原油越来越重，质量越来越差。石油的重质部分虽可直接作为燃料油，但对重质燃料油的需求却越来越少，而且把宝贵的石油资源像煤一样烧掉也非常可惜。有些原油的减压渣油可直接或经适当处理用做石油沥青，但其需要量也是有限的。因此，炼油工业的突出任务是如何提高石油重质部分的转化深度，以充分利用有限的石油资源，生产更多的汽油、柴油等轻质燃料以及石油化工原料。重油加工过程大体可分为如下四类：①溶剂脱沥青；②热转化(包括减粘裂化和焦化)；③重油催化裂化；④重油加氢。其中溶剂脱沥青是一种使用溶剂来进行分离的物理加工过程，其余三类均属化学加工过程。从碳氢平衡的角度来看，要想将氢碳比较低的重质油加工成氢碳比较高的轻质油不外乎两个途径，一为脱碳，一为加氢。上述四类过程中，溶剂脱沥青以分出脱油沥青的方式脱碳，而焦化及重油催化裂化则以生成焦炭的方式脱碳，减粘裂化过程既不脱碳又不加氢，氢碳比基本不变。

重质油通过热加工虽可使其相对分子质量减小，但所得的主要不是轻质馏分，而是中间馏分。而重油催化裂化的产物主要是汽油馏分、柴油馏分和液化气，其汽油馏分的辛烷值较高也比较稳定，液化气是生产高辛烷值汽油组分及其它化工产品的重要原料，柴油馏分的质量虽然较差但也是很有用的产物，因此目前重油催化裂化已成为重质油轻质化的主要手段。重油催化裂化也是一种深度脱碳的过程，但所生成的焦炭并不是单独的产物，而是附在催化剂上进入再生器中被烧掉。除残炭值和金属含量较低的石蜡基原油(如大庆原油)的常压渣油甚至减压渣油可以直接作为重油催化裂化原料外，一般情况下只是将常压或减压渣油以一定比例掺人减压馏分中混合进料，以避免生焦过多和催化剂受金属的污染过于严重。重质油的沸点高、粘度大并含有较多的硫、氮、重金属等杂质，所以其所用的催化剂、反应和再生的条件以及设备等均与馏分油催化裂化有所不同。重质油催化裂化的反应温度和再生温度都较高，所用的催化剂中均需加入适当的助剂。由于重油催化裂化的生焦量与馏分油相比显著提高，有时为了使催化剂上较多的焦炭烧得比较彻底，便采用两段再生的方法。为了要取走烧焦时产生的过多热量，有时还需要设置内取热器或外取热器。

催化裂化装置的关键部分是提升管反应器，其产品分布与质量乃至经济效益都与其操作状况密不可分，所以，近些年来，重油催化裂化技术取得了飞速发展。随着催化裂化原料的重质化，越来越多的提升管采用高温、短停留时间、大剂比的反应条件，以提高反应苛刻度，对渣油中的胶质和沥青质形成热冲击，保持足够的转化率。同时，为降低再生催化剂含炭并有助于提高进料的汽化率，也需要高温再生。这些措施都使提升管出口温度进一步提高。但是，反应温度的提高，一方面使反应沉降段及油气管线结焦严重，影响装置长期运行，另一方面，在提升管的中下部，绝大部分(90％左右)的催化裂化反应已经基本完成，提升管上部发生着较多的二次裂化反应，它们不利于产品分布的优化，所以在研制抗高残炭高重金属催化剂、使用各种新型喷嘴和出口快分的同时，炼油企业纷纷采用提升管反应终止剂技术，即在提升管反应器的出口或者中上部某个位置注入一股冷的介质，如水、直馏汽油、粗汽油、轻污油等，来降低注入点下游的反应温度。提升管反应终止剂技术的目的是使提升管内部的温度分布变得更为理想，即油剂混合区，需要高温度使进料快速汽化，使难进入分子筛的大分子初步裂化，在提升管中下部的主要反应区，根据动力学影响因素，需要高温、大剂油比和高反应活性，在提升管上部，由于大部分裂化反应已经完成，反应温度应适当以减少二次裂化和汽化。实践及理论分析都证明，在目前提升管设计中，尚有一些不合理的情况下，使用反应终止剂是一个切实可行的方法，它可以改善提升管温度分布，优化反应条件，增加目的产物的产率。采用提升管反应终止剂技术可以降低提升管出口温度，减少干气和生焦；可以提高提升管中下部油剂混合温度，增大催化剂循环量，提高剂油比，这都是重油催化裂化所急需的；还可以提高催化裂化操作的灵活性，如采用不同的终止剂，可以满足不同的要求。但是，这种液相介质作为催化裂化反应的终止介质也存在着较大的问题，例如，由于注入量的限制，反应温度较低，幅度不够，反应终止效果不理想；液相终止剂的注入会给分馏系统带来额外的负荷。

近年来，为了达到环保法规的要求，生产清洁汽油，在发明专利《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)和《轻油收率高的催化汽油改质降烯烃的方法和装置》(申请号：02146136.8)中，提出了在常规催化裂化装置上设立辅助流态化反应器，用以对催化汽油进行改质的工艺技术，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，该反应只是借用了常规催化裂化装置、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，也就是说，对常规催化裂化装置提升管反应器设计与操作优化的必要性仍然存在。另一方面，在催化汽油辅助的流态化反应器改质过程中，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，根据有关实验证明，微反活性只降低了3-4个单位。所以，催化汽油辅助的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，特别是在发明专利《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)、《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)、《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)《轻油收率高的催化汽油改质降烯烃的方法和装置》(申请号：02146136.8)和《催化汽油改质降烯烃的方法和装置》中的催化汽油改质反应器都设有自己单独的沉降器和汽提段，催化剂汽提后就返回了原催化裂化装置的再生器，这一低温高活性的催化剂完全可以直接使用。

发明内容

本发明的主要目的在于，提供一种重油裂化与汽油改质的耦合调控方法和装置，对催化裂化汽油馏分进行催化改质反应，可深度降低烯烃含量并保持辛烷值。

本发明的目的是通过以下技术方案实现的：

一种重油裂化与汽油改质的耦合调控方法，至少包括如下步骤：

步骤一：将重油原料送入重油催化裂化装置的主提升管反应器，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提升管反应器出口分离，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主提升管反应器，改质油气进入分馏系统进行各馏分的分离。

重油催化裂化反应条件为：

混合与反应温度：520-600℃；

重油原料预热温度：160-250℃；

催化剂油料重量比：7-12；

催化剂活性：50-65；

反应压力：0.1-0.4Mpa。

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。

粗汽油轻馏分先进行改质，然后再与相应的汽油馏分混合。

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。

一种重油裂化与汽油改质的耦合调控装置，至少包括一重油催化裂化装置，该装置连接一分馏装置，其中，重油催化裂化装置的主提升管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催化剂的再生器连接。

辅助的流态化催化改质反应器至少包括提升管反应器，或者提升管加湍动床反应器，或者快速床反应器，或者湍动床反应器。

使用提升管反应器时，改质反应条件为：

反应温度：350-550℃，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：2.0-10.0s，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。

主提升管反应器催化剂注入点的位置设在其底部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。

主提升管反应器催化剂的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。

分馏装置为催化裂化装置的主分馏塔或者单独分馏系统。

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，本发明具有如下技术效果：

本发明的工艺技术的优点为利用有催化裂化活性的固体低温介质对重油催化裂化装置提升管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，同时又有催化汽油降低烯烃含量的作用，装置改动最小，流程简单，易于实现，且易于控制，操作稳定。可以将催化裂化汽油烯烃含量降低到25(v)％以下，满足环保要求的同时，提高轻质油的收率。

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为本发明的工艺流程第一实施例示意图；

图3为本发明的工艺流程第二实施例示意图；

图4为本发明的工艺流程第三实施例示意图；

图5为本发明的工艺流程第四实施例示意图；

图6为本发明的工艺流程第五实施例示意图；

图7为本发明的工艺流程第六实施例示意图；

图8为本发明的工艺流程第七实施例示意图；

图9为本发明的工艺流程第八实施例示意图。

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：

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。此部分流程参见图1，简述如下：由分馏塔1的顶部出来的油气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，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，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：

本发明流程参见图2，简述如下：含有雾化蒸汽的重油原料33进入主提升管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，并沿着提升管反应器向上流动，此处的混合与反应温度为520-600℃，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1.0-3.0s的反应时间后，在提升管反应器中上部与来自斜管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38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℃，油气、水蒸气与催化剂一起通过主提升管反应器34，到主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。在催化汽油改质油气单独分离方案中，主反应油气44离开沉降器42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。在催化汽油改质油气不单独分离的方案中，主反应油气41与新型催化改质反应器出口油气混合成油气44离开沉降器42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45(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46，与由现有催化裂化装置再生器35上设立的一斜管47引出的由水蒸气48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46，改质油气与催化剂在辅助提升管催化改质反应器46所带的沉降器49中分开，催化剂进入汽提段50，经过水蒸气51汽提后一部分催化剂52进入原再生器35，另一部分催化剂38回注到现有的重油催化裂化装置的提升管反应器1/3-3/4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)，催化剂38的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53离开沉降器49后，并入原催化裂化装置的大油气管线，与主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：含有雾化蒸汽的重油原料33进入主提升管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，并沿着提升管反应器向上流动，此处的混合与反应温度为520-600℃，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1.0-3.0s的反应时间后，在提升管反应器中上部与来自斜管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38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原直径的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460-510℃之间，到主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。在催化汽油改质油气单独分离方案中，主反应油气44离开沉降器42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。在催化汽油改质油气不单独分离的方案中，主反应油气41与新型催化改质反应器出口油气混合成油气44离开沉降器42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。

本发明对于辅助的流态化催化改质反应器的还包括：

实施例3：

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4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4：

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5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5：

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：40-300℃，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6；

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：40-300℃，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7：

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8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8：

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9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。

新增设的辅助流态化催化改质反应器可以是提升管反应器，也可以是提升管加湍动床、快速床或者湍动床的反应器，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，从而可以得到温度低，但微反活性高的可以直接再使用的催化剂。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，也增大了注入点下游的剂油比，对重油催化裂化反应进行有效的控制。重油催化裂化主提升管反应器的操作条件就要根据冷催化剂的注入而做相应的调节。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，对其内径进行适当地扩大，降低流动线速，变提升管输送为快速床流态化，这既有利于催化裂化反应的有效调控，也有利于催化汽油烯烃含量的降低。

本发明所用的催化剂可以是适用于催化裂化过程的任何催化剂，即催化裂化汽油改质反应由原重油催化裂化装置催化剂实现。例如，无定型硅铝催化剂或分子筛催化剂，其中，分子筛催化剂的活性组分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、镁碱沸石中的一种或多种。

最后应说明的是：以上实施例仅用以说明本发明的技术方案而非限制；尽管参照上述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，依然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、一种重油裂化与汽油改质的耦合调控方法，其特征在于：至少包括如下步骤：

步骤一：将重油原料送入重油催化裂化装置的主提升管反应器，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提升管反应器出口分离，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主提升管反应器，改质油气进入分馏系统进行各馏分的分离。

2、根据权利要求1所述的重油裂化与汽油改质的耦合调控方法，其特征在于：所述的重油催化裂化反应条件为：

混合与反应温度：520-600℃；

重油原料预热温度：160-250℃；

催化剂油料重量比：7-12；

催化剂活性：50-65；

反应压力：0.1-0.4Mpa。

3、根据权利要求1所述的重油裂化与汽油改质的耦合调控方法，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(＜80-110℃)或粗汽油重馏分(＞60-80℃)。

4、根据权利要求1所述的重油裂化与汽油改质的耦合调控方法，其特征在于：所述的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。

5、根据权利要求1所述的重油裂化与汽油改质的耦合调控方法，其特征在于：所述的粗汽油轻馏分先进行改质，然后再与相应的汽油馏分混合。

6、根据权利要求1所述的重油裂化与汽油改质的耦合调控方法，其特征在于：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。

7、一种重油裂化与汽油改质的耦合调控装置，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：重油催化裂化装置的主提升管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催化剂的再生器连接。

8、根据权利要求7所述的重油裂化与汽油改质的耦合调控装置，其特征在于：所述的辅助的流态化催化改质反应器至少包括提升管反应器，或者提升管加湍动床反应器，或者快速床反应器，或者湍动床反应器。

9、根据权利要求8所述的重油裂化与汽油改质的耦合调控装置，其特征在于：

使用提升管反应器时，改质反应条件为：

反应温度：350-550℃，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：2.0-10.0s，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。

10、根据权利要求7或8所述的重油裂化与汽油改质的耦合调控装置，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。

11、根据权利要求7所述的重油裂化与汽油改质的耦合调控装置，其特征在于：主提升管反应器催化剂注入点的位置设在其原料喷嘴至反应器有效高度的1/3-3/4处，优选值为其原料喷嘴至反应器有效高度的1/2-2/3处。

12、根据权利要求7所述的重油裂化与汽油改质的耦合调控装置，其特征在于：主提升管反应器催化剂的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。

13、根据权利要求7所述的重油裂化与汽油改质的耦合调控装置，其特征在于：所述的分馏装置为催化裂化装置的主分馏塔或者单独分馏系统。

14、根据权利要求7所述的重油裂化与汽油改质的耦合调控装置，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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