TW201930573A - 一種多產異丁烷和/或輕質芳烴的催化裂解方法 - Google Patents

一種多產異丁烷和/或輕質芳烴的催化裂解方法 Download PDF

Info

Publication number
TW201930573A
TW201930573A TW107137641A TW107137641A TW201930573A TW 201930573 A TW201930573 A TW 201930573A TW 107137641 A TW107137641 A TW 107137641A TW 107137641 A TW107137641 A TW 107137641A TW 201930573 A TW201930573 A TW 201930573A
Authority
TW
Taiwan
Prior art keywords
oil
catalytic cracking
reaction
catalyst
weight
Prior art date
Application number
TW107137641A
Other languages
English (en)
Other versions
TWI767077B (zh
Inventor
許友好
王新
張毓瑩
劉濤
白旭輝
戴立順
張執剛
梁家林
姜楠
Original Assignee
大陸商中國石油化工科技開發有限公司
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by 大陸商中國石油化工科技開發有限公司 filed Critical 大陸商中國石油化工科技開發有限公司
Publication of TW201930573A publication Critical patent/TW201930573A/zh
Application granted granted Critical
Publication of TWI767077B publication Critical patent/TWI767077B/zh

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G69/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process
    • C10G69/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process plural serial stages only
    • C10G69/08—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process plural serial stages only including at least one step of reforming naphtha
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G69/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process
    • C10G69/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process plural serial stages only
    • C10G69/04—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process plural serial stages only including at least one step of catalytic cracking in the absence of hydrogen
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C4/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a larger number of carbon atoms
    • C07C4/02—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a larger number of carbon atoms by cracking a single hydrocarbon or a mixture of individually defined hydrocarbons or a normally gaseous hydrocarbon fraction
    • C07C4/06—Catalytic processes
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G11/02—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils characterised by the catalyst used
    • C10G11/04—Oxides
    • C10G11/05—Crystalline alumino-silicates, e.g. molecular sieves
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G11/14—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts
    • C10G11/18—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts according to the "fluidised-bed" technique
    • C10G11/182—Regeneration
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G21/00—Refining of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by extraction with selective solvents
    • C10G21/06—Refining of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by extraction with selective solvents characterised by the solvent used
    • C10G21/12—Organic compounds only
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G69/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C9/00—Aliphatic saturated hydrocarbons
    • C07C9/02—Aliphatic saturated hydrocarbons with one to four carbon atoms
    • C07C9/10—Aliphatic saturated hydrocarbons with one to four carbon atoms with four carbon atoms
    • C07C9/12—Iso-butane
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1096—Aromatics or polyaromatics
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/40—Characteristics of the process deviating from typical ways of processing
    • C10G2300/4006—Temperature
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/40—Characteristics of the process deviating from typical ways of processing
    • C10G2300/4018—Spatial velocity, e.g. LHSV, WHSV
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/28—Propane and butane
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/30—Aromatics

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Crystallography & Structural Chemistry (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
  • Catalysts (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)

Abstract

本公開涉及一種多產異丁烷和/或輕質芳烴的催化裂解方法，包括如下步驟：a) 提供催化裂解原料油，所述催化裂解原料油中雙環以上環烷烴的含量大於約25重量%；b) 使所述催化裂解原料油在不同的反應條件下依次進行第一催化裂解反應和第二催化裂解反應，得到催化裂解反應產物；c) 分離所得的催化裂解反應產物，得到包含異丁烷的液化氣餾份和包含輕質芳烴的汽油餾份；以及d) 任選地，從所述液化氣餾份中回收異丁烷，和/或從所述汽油餾份中回收輕質芳烴。本申請的方法能夠實現多產異丁烷和/或輕質芳烴。

Description

一種多產異丁烷和/或輕質芳烴的催化裂解方法
相關申請的交叉引用 本申請要求申請人於2017年10月26日向中國專利局提交的申請號為201711022235.0、名稱為“一種多產異丁烷和輕質芳烴的催化裂解方法”的專利申請的優先權，該專利申請的內容經此引用全文併入本文。技術領域 本申請涉及催化裂解技術領域，具體涉及一種多產異丁烷和/或輕質芳烴的催化裂解方法。
芳烴中的苯、甲苯、二甲苯（簡稱BTX）是重要的化工原料，苯可以用來合成苯乙烯、苯酚和苯胺等產品，甲苯可以作為有機合成的優良溶劑，而且是合成甲酚的理想原料；二甲苯中的鄰二甲苯、間二甲苯和對二甲苯是有機合成的基礎原料。異丁烷作為重要的化工原料，可用於與C3- C5 烯烴發生烷基化反應製取烷基化油；與丙烯發生共氧化反應生產環氧丙烷(PO)，並聯產第三丁醇（TBA）或者生產甲基第三丁基醚（MTBE）；或者通過異丁烷脫氫反應製備異丁烯。隨著化工行業的發展，市場對於BTX和異丁烷的需求日益增加，如何擴展其來源是目前化工技術發展的目標之一。
傳統的催化裂解工藝主要用於生產汽油，並已取得汽油產率高達50重量%以上的突破，滿足了汽油無鉛化的要求，提高了汽油的辛烷值。但是，無論是通過改變工藝條件，還是通過使用新型的沸石催化劑來提高汽油辛烷值，都是以提高汽油組成中的烯烴含量來實現增加汽油的辛烷值。目前，催化裂解汽油組成中的烯烴含量可達35-65重量%，這與中國國家標準對烯烴含量的要求相差甚遠。液化氣組成中烯烴含量更高，大約在70重量%，其中丁烯是異丁烷的數倍，難以作為烷基化原料。
美國專利US 5,154,818A公開了一種採用多種原料催化裂解生產較多高辛烷值汽油的方法，其中輕質烴類原料與待生催化劑在傳統提升管反應器的第一反應區接觸發生芳構化反應和低聚反應，生成的油氣和重質烴類原料進入第二反應區，與再生催化劑接觸發生裂解反應，生成的油氣和待生催化劑在沉降器中分離，油氣去分離系統分離，汽提後的待生催化劑一部分返回第一反應區，另一部分則進入再生器進行燒焦再生，熱的再生催化劑返回第二反應區循環使用。
美國專利US 5,685,972A公開了一種從催化裂解石腦油製取BTX的方法。該方法使用的原料為催化裂解石腦油和焦化石腦油，使用的催化劑優選ZSM-5或者帶有氫化功能組份的催化劑。
中國專利申請公開CN104560166A公開了一種催化轉化方法，其中催化裂解輕循環油經分割得到輕餾份和重餾份、重餾份經氫化處理得到氫化重餾份，輕餾份和氫化重餾份分開進入到催化裂解裝置的副提升管反應器、重質石油烴進入催化裂解裝置的主提升管反應器。該方法能夠最大限度地優化滿足輕循環油的不同餾份的催化裂解反應所需的苛刻條件，從而最大限度地生產高辛烷值的催化裂解汽油。
中國專利申請公開CN1232069A公開了一種製取異丁烷和富含異構烷烴汽油的催化轉化方法，其重油加工能力提高、乾氣和油漿產率下降、汽油烯烴和硫含量大幅降低、裝置能耗進一步減小。
儘管如此，本領域仍然需要一種能夠進一步提高異丁烷和/或輕質芳烴產率的催化裂解方法。
本申請的目的是提供一種新穎的催化裂解方法，其可以多產異丁烷和/或輕質芳烴。
為了實現上述目的，本申請提供了一種催化裂解方法，包括如下步驟： a) 提供催化裂解原料油，其中以所述催化裂解原料油的重量計，所述催化裂解原料油中雙環以上環烷烴的含量大於約25重量%； b) 使所述催化裂解原料油在催化裂解反應器中與催化裂解催化劑接觸，並在不同的反應條件下依次進行第一催化裂解反應和第二催化裂解反應，得到催化裂解反應產物； c) 分離所得的催化裂解反應產物，得到包含異丁烷的液化氣餾份和包含輕質芳烴的汽油餾份；以及 d) 任選地，從所述液化氣餾份中回收異丁烷，和/或從所述汽油餾份中回收輕質芳烴。
在優選實施方式中，步驟c)中的所述分離還得到輕循環油餾份、重循環油餾份，和任選的油漿，並且所述方法進一步包括如下步驟： e) 對步驟c)中得到的輕循環油餾份、重循環油餾份和任選的油漿的至少一部分進行氫化處理得到氫化尾油；以及 f) 將所得的氫化尾油的至少一部分再循環到所述催化裂解反應器中。
在某些優選實施方式中，步驟a)進一步包括對雙環以上環烷烴含量不大於約25重量%的初始原料油進行預處理，以得到所述雙環以上環烷烴含量大於約25重量%的催化裂解原料油。
進一步優選地，所述預處理包括芳烴抽提和/或氫化處理。
在優選實施方式中，所述第一催化裂解反應在如下條件下進行：反應溫度為約520-620℃，反應時間為約0.5-3.0秒，劑油重量比為約3:1至約15:1；並且，所述第二催化裂解反應在如下條件下進行：反應溫度為約480-600℃，反應時間為約2-30秒，劑油重量比為約3:1至約18:1。
在優選實施方式中，所述氫化處理在如下條件下進行：氫分壓為約6.0-30.0 MPa，反應溫度為約300-450℃，液相體積空速為約0.1-10.0 h-1 ，氫油體積比為約300-3000 Nm3 /m3 。
本申請的催化裂解方法可以提供一個或多個以下的優點： 1、充分利用富含多環環烷烴的原料油或者可以通過預處理獲得高多環環烷烴含量的原料油，實現對此類原料油的高效利用； 2、產物液化氣中異丁烷含量得到有效提升；以及 3、汽油產率大於40重量%，產物汽油中輕質芳烴含量提高。
本發明的其他特徵和優點將在隨後的具體實施方式部分予以詳細說明。
以下將結合附圖通過具體的實施方式對本發明作出進一步的詳細描述，應當理解的是，此處所描述的具體實施方式僅用於說明和解釋本發明，但不以任何方式限制本發明。
在本文中所披露的任何具體數值（包括數值範圍的端點）都不限於該數值的精確值，而應當理解為還涵蓋了接近該精確值的值。並且，對於所披露的數值範圍而言，在該範圍的端點值之間、端點值與範圍內的具體點值之間，以及各具體點值之間可以任意組合而得到一個或多個新的數值範圍，這些新的數值範圍也應被視為在本文中具體公開。
如無特殊說明，本文所用的術語具有與本領域技術人員通常所理解的相同的含義，如果術語在本文中有定義，且其定義與本領域的通常理解不同，則以本文的定義為準。
本申請中，除了明確說明的內容之外，未提到的任何事宜或事項均直接適用本領域已知的那些而無需進行任何改變。而且，本文描述的任何實施方式均可以與本文描述的一種或多種其他實施方式自由結合，由此形成的技術方案或技術思想均視為本發明原始公開或原始記載的一部分，而不應被視為是本文未曾披露或預期過的新內容，除非本領域技術人員認為該結合明顯不合理。
在本文中，術語“雙環以上環烷烴”和“多環環烷烴”可以互換使用，指具有兩個以上的碳環的環烷烴。
在本文中，術語“雙環以上芳烴”和“多環芳烴”可以互換使用，指具有兩個以上的芳環的芳族化合物。
在本文中，術語“水油比”指霧化蒸汽與原料油的質量比。
在本文中提及的所有專利和非專利文獻，包括但不限於教科書和期刊文章等，均通過引用方式全文併入本文。
如上所述，本申請提供了一種催化裂解方法，其包括如下步驟： a) 提供催化裂解原料油，其中以所述催化裂解原料油的重量計，所述催化裂解原料油中雙環以上環烷烴的含量大於約25重量%； b) 使所述催化裂解原料油在催化裂解反應器中與催化裂解催化劑接觸，並在不同的反應條件下依次進行第一催化裂解反應和第二催化裂解反應，得到催化裂解反應產物； c) 分離所得的催化裂解反應產物，得到包含異丁烷的液化氣餾份和包含輕質芳烴的汽油餾份；以及 d) 任選地，從所述液化氣餾份中回收異丁烷，和/或從所述汽油餾份中回收輕質芳烴。
在某些優選的實施方式中，所述催化裂解原料油中雙環以上環烷烴的含量大於約40重量%，且含量越高越好。
在某些優選的實施方式中，步驟c)中的所述分離還得到輕循環油餾份、重循環油餾份，和任選的油漿，並且所述方法進一步包括如下步驟： e) 對步驟c)中得到的輕循環油餾份、重循環油餾份和任選的油漿的至少一部分進行氫化處理得到氫化尾油；以及 f) 將所得的氫化尾油的至少一部分再循環到所述催化裂解反應器中。
在這類優選實施方式中，步驟e)中的所述氫化處理用於產生富含雙環以上環烷烴的氫化尾油（或稱為氫化餾份油）。優選地，所述氫化處理可以在如下條件下進行：氫分壓為約6.0-30.0 MPa，優選為約8-20 MPa，反應溫度為約300-450℃，優選為約330-430℃，液相體積空速為約0.1-10.0 h-1 ，優選為約0.2-5 h-1 ，氫油體積比為約300-3000 Nm3 /m3 ，優選約500-2500 Nm3 /m3 。例如，所述氫化處理可以在如下條件下進行：氫分壓為約8-20 MPa，反應溫度為約330-430℃，液相體積空速為約0.2-5 h-1 ，氫油體積比為約500-2500 Nm3 /m3 。
進一步優選地，所述氫化處理可以在氫化處理催化劑存在下進行，該氫化處理催化劑可以包括氫化活性組份和載體，所述氫化活性組份可以選自第VIB族非貴金屬、第VIII族非貴金屬，和它們的組合，所述載體可以選自氧化鋁、二氧化矽和無定形矽鋁，和它們的組合。優選地，以氧化物計並以所述氫化處理催化劑的重量為基準，所述第VIII族非貴金屬的含量為約1-99重量%，優選約1-60重量%；和/或，所述第VIB族非貴金屬的含量為約1-99重量%，優選約1-70重量%。優選地，所述第VIII族非貴金屬為鈷和/或鎳，所述第VIB族非貴金屬為鉬和/或鎢。所述的氫化處理催化劑具有優良的芳烴氫化飽和能力，可以有效地將輕循環油餾份、重循環油餾份和油漿中的芳烴氫化飽和為環烷烴，為本發明的催化裂解反應提供原料。
在這類優選實施方式中，催化裂解反應所產生的油漿可以任選地先進入油漿過濾系統，然後進入氫化裝置進行氫化飽和，並至少部分再循環至所述催化裂解反應器，或者所產生的油漿可以直接外甩出裝置。
在某些優選的實施方式中，步驟a)進一步包括對雙環以上環烷烴含量不大於約25重量%的初始原料油進行預處理，以得到所述雙環以上環烷烴含量大於約25重量%、優選大於約40重量%的催化裂解原料油。
例如，所述雙環以上環烷烴含量不大於約25重量%的初始原料油可以是雙環以上環烷烴與雙環以上芳烴的總含量大於約25重量%的原料油。此時，可以對所述初始原料油進行氫化處理，使所述雙環以上芳烴氫化飽和為雙環以上環烷烴，從而得到所述雙環以上環烷烴含量大於約25重量%的催化裂解原料油。
優選地，所述氫化處理可以在如下條件下進行：氫分壓為約6.0-30.0 MPa，優選為約8-20 MPa，反應溫度為約300-450℃，優選為約330-430℃，液相體積空速為約0.1-10.0 h-1 ，優選為約0.2-5 h-1 ，氫油體積比為約300-3000 Nm3 /m3 ，優選約500-2500 Nm3 /m3 。
進一步優選地，所述氫化處理可以在氫化處理催化劑存在下進行，該氫化處理催化劑可以包括氫化活性組份和載體，所述氫化活性組份可以選自第VIB族非貴金屬、第VIII族非貴金屬，和它們的組合，所述載體可以選自氧化鋁、二氧化矽和無定形矽鋁，和它們的組合。優選地，以氧化物計並以所述氫化處理催化劑的重量為基準，所述第VIII族非貴金屬的含量為約1-99重量%，優選約1-60重量%；和/或，所述第VIB族非貴金屬的含量為約1-99重量%，優選約1-70重量%。優選地，所述第VIII族非貴金屬為鈷和/或鎳，所述第VIB族非貴金屬為鉬和/或鎢。
或者，可以對雙環以上環烷烴含量不大於約25重量%的初始原料油進行芳烴抽提，然後任選進行上述氫化處理。例如，通過芳烴抽提將所述初始原料油分為富含多環環烷烴的抽餘油和富含多環芳烴的抽出油；所述抽出油任選地再通過氫化精製使其中的多環芳烴飽和，形成多環環烷烴。
在此類實施方式中，所述芳烴抽提可以按本領域技術人員熟知的方式進行。優選地，所述芳烴抽提可以在如下條件下進行：溫度為約50-70℃，溶劑與原料重量比為約0.5-2，溶劑選自糠醛、二甲亞碸、二甲基甲醯胺、單乙醇胺、乙二醇和1,2-丙二醇，和它們的組合。
適用於本申請所公開方法的催化裂解原料油可以是任何雙環以上環烷烴含量大於約25重量%、優選大於約40重量%的原料油；適用於本申請所公開方法的初始原料油可以是任何經過所述預處理後可以達到雙環以上環烷烴含量大於約25重量%、優選大於約40重量%的原料油。例如，所述催化裂解原料油或初始原料油可以選自深度氫化輕循環油、延遲焦化裝置的重餾份油（CGO）、催化裂解輕循環油（LCO）、催化裂解重循環油（HCO）、催化裂解重餾份油（FGO）、油漿、氫化裂解柴油、渣油氫化裂解柴油、蠟油氫化裂解柴油、生物柴油、頁岩油柴油餾份、煤液化柴油餾份、常壓塔頂油、常壓塔抽出的餾份油、直餾減壓蠟油、氫化蠟油、焦化蠟油、脫瀝青油（DAO）、抽出油、抽餘油、常壓渣油、減壓渣油、上述原料油經氫化得到的氫化尾油，和它們的組合。
在本申請所公開的方法中，所述第一和第二催化裂解反應可以按本領域技術人員所熟知的方式，在不同的反應條件下進行，其中所述第一催化裂解反應主要包括裂解反應，所述第二催化裂解反應主要包括選擇性氫轉移反應、異構化反應和芳構化反應。優選地，所述第一催化裂解反應可以在如下條件下進行：反應溫度為約520-620℃，優選約530-600℃；反應時間為約0.5-3.0秒，優選約0.8-2.0秒；劑油重量比為約3:1至約15:1，優選約4:1至約12:1；水油比為約0.03：1至約0.3：1，優選為約0.05：1至約0.3：1；壓力為130-450 kPa；和/或，所述第二催化裂解反應可以在如下條件下進行：反應溫度為約480-600℃，優選約500-550℃，或者約420-530℃，優選約460-510℃；反應時間為約2-30秒，優選約3-15秒；劑油重量比為約3:1至約18:1，優選約4:1至約15:1；水油比為約0.03：1至約0.3：1，優選為約0.05：1至約0.3：1；壓力為130-450 kPa。
適用於本申請所公開方法的催化裂解反應器可以是任何本領域技術人員所熟知的催化裂解反應器，只要能夠在其中實現在不同的反應條件下進行所述第一和第二催化裂解反應即可。例如，所述催化裂解反應器可以為等直徑提升管反應器、等線速提升管反應器、變徑提升管反應器、流化床反應器、或等直徑提升管與流化床構成的複合反應器，優選為變徑提升管反應器。
在某些優選的實施方式中，所述催化裂解反應器為變徑提升管反應器，該變徑提升管反應器沿豎直方向由下至上依次設置有同軸且流體連通的預提升段、第一反應區、第二反應區和出口區，所述出口區末端設置有用於連接沉降器的水準管，所述第一反應區的內徑小於第二反應區，所述第二反應區的內徑大於出口區，所述催化裂解催化劑送入所述預提升段中，所述催化裂解原料油送入所述第一反應區的下部，所述第一催化裂解反應在第一反應區中進行，所述第二催化裂解反應在第二反應區中進行。
在某些特別優選的實施方式中，所述變徑提升管反應器的總高度（包括預提升段、第一反應區、第二反應區和出口區）為約10-60米。所述預提升段的直徑與傳統的等直徑提升管反應器中相同，一般為約0.2-5米，其高度占反應器總高度的約5-20%。第一反應區的結構類似於傳統的等直徑提升管反應器，其直徑可與預提升段相同，也可較預提升段稍大，第一反應區的直徑與預提升段的直徑之比為約1：1至約2:1，其高度占反應器總高度的約10-30%。原料油和催化劑在該區混合後，在較高的反應溫度和劑油比、較短的反應時間（一般為約0.5-3.0秒）下，主要發生裂解反應。第二反應區比第一反應區直徑大，其直徑與第一反應區的直徑之比為約1.5：1至約5.0:1，其高度占反應器總高度的約10-60%，其作用是降低油氣和催化劑的流速和反應溫度，使其主要發生選擇性氫轉移反應、異構化反應和芳構化反應。油氣在該反應區內的反應時間可以較長，例如為約2-30秒。出口區直徑與第一反應區直徑之比為約0.8:1至約1.5：1，其高度占反應器總高度的約0-50%。第一、二反應區結合部位為圓臺形，其縱剖面等腰梯形的頂角α為約30-80°，第二反應區與出口區結合部位為圓臺形，其縱剖面等腰梯形的頂角β為約45-85°。降低第二反應區反應溫度的方法，可以包括從該區與第一反應區的結合部位注入激冷介質，和/或通過在該區設置取熱器以取走部分熱量，從而達到抑制二次裂解反應、增加異構化反應和氫轉移反應的目的。所述激冷介質可以選自冷激劑、冷卻的再生催化劑和冷卻的半再生催化劑，和它們的組合。所述冷激劑可以選自液化氣、粗汽油、穩定汽油、輕循環油餾份、重輕循環油餾份、水，和它們的組合；所述冷卻的再生催化劑和冷卻的半再生催化劑可以由待生催化劑分別經兩段再生和一段再生後冷卻得到。再生催化劑碳含量一般為約0.1重量%以下，優選為約0.05重量%以下，半再生催化劑碳含量一般為約0.1-0.9重量%，優選為約0.15-0.7重量%。若設置取熱器，則其高度占第二反應區高度的約50-90%。
在進一步優選的實施方式中，所述第一反應區和第二反應區的結合區域設置有至少一個用於輸入激冷介質的激冷介質入口；和/或所述第二反應區中設置有取熱器，所述取熱器的高度占第二反應區高度的約50-90%。
在更進一步優選的實施方式中，所述激冷介質選自冷激劑、冷卻的再生催化劑、冷卻的半再生催化劑、新鮮催化劑，和它們的組合；所述冷激劑選自液化氣、粗汽油、穩定汽油、輕循環油、重循環油、水，和它們的組合。
適用於本申請所公開方法的催化裂解催化劑可以是本領域技術人員所熟知的那些。例如，所述催化裂解催化劑可以包括裂解活性組份和載體；以乾基計並以所述裂解活性組份的重量為基準，所述裂解活性組份可以包括約0-100重量%、優選約10-90重量%、更優選約20-40重量%的FAU型沸石和約0-100重量%、優選約10-90重量%、更優選約60-80重量%的五元環結構沸石，其中所述FAU型沸石和五元環結構沸石的總量為100重量%；所述FAU型沸石優選選自Y型沸石、HY型沸石、超穩Y型沸石，和它們的組合，所述五元環結構沸石優選選自ZSM-5系列沸石、高矽沸石、鎂鹼沸石，和它們的組合，所述五元環結構沸石可以任選地含有稀土和/或磷。
在本申請所公開方法的某些具體實施方式中，所述催化裂解催化劑使用後產生的待生催化劑可以送入再生器中進行燒焦再生，再生所得的再生催化劑作為催化裂解催化劑循環回催化裂解反應器中。為了增加第二反應區中的氫轉移反應和異構化反應，如圖1-3所示，可以任選地將沉降器中的待生催化劑的一部分作為激冷介質輸送至第二反應區，以多產異構烷烴和輕芳烴。
在本申請所公開方法的某些優選實施方式中，在步驟d)中通過抽提精製從所述汽油餾份中回收輕質芳烴（BTX）。所述抽提精製可以按本領域技術人員熟知的方式進行，例如，所述抽提精製可以在如下條件下進行：抽提溶劑選自環丁碸、二甲亞碸、N-甲醯基嗎啉、四甘醇、三甘醇、N-甲基吡啶烷酮，和它們的組合，溫度為約50-110℃，抽提溶劑與汽油餾份的重量比為約2-6。
在一特別優選的實施方式中，本申請所公開的催化裂解方法包括如下步驟： a) 提供催化裂解原料油，其中以所述催化裂解原料油的重量計，所述催化裂解原料油中雙環以上環烷烴的含量大於約25重量%； b) 將催化裂解原料油送入催化裂解反應器中與催化裂解催化劑接觸並依次在不同反應條件下進行第一催化裂解反應和第二催化裂解反應，得到催化裂解反應產物和待生催化劑； c) 將所得催化裂解反應產物進行分離，得到乾氣、液化氣餾份、汽油餾份、輕循環油餾份、重循環油餾份、和任選的油漿； d) 任選地，將步驟c)中所得的汽油餾份進行抽提精製，得到輕質芳烴（例如苯、甲苯、二甲苯），和/或將步驟c)中所得的液化氣餾份進行分離得到丙烯和異丁烷產品； e) 任選地，將步驟c)中所得的輕循環油餾份、重循環油餾份和任選的油漿（優選經過過濾）送入氫化裝置與氫化處理催化劑接觸並進行氫化處理；以及 f) 任選地，將所得的氫化尾油送入所述催化裂解反應器中作為所述催化裂解原料油。
在本申請所公開方法的一類優選實施方式中，將預熱後的催化裂解原料油送入變徑提升管反應器中，從反應器的第一反應區下部進入與催化劑接觸，主要發生裂解反應；反應後生成的油氣和催化劑的混合物上行至反應器的第二反應區下部，任選地與降溫後的催化劑接觸，主要進行氫轉移反應和異構化反應，反應後流出物進入沉降器，分離得到反應油氣（即催化裂解反應產物）和待生催化劑。反應油氣經分離得到包括乾氣、液化氣餾份、汽油餾份、輕循環油餾份、重循環油餾份和油漿的反應產物。任選地，將輕循環油餾份、重循環油餾份油和/或油漿，以及任選的來自其他處理單元的餾份油送往氫化裝置，在氫化處理催化劑作用下進行氫化處理，所得的氫化尾油返回提升管反應器。待生催化劑經汽提和再生後返回提升管反應器。
下面結合附圖1對本發明的此類優選實施方式予以進一步的說明，但是並不因此而限制本發明。
圖1示意性地顯示了用變徑提升管反應器製取異丁烷和富含芳烴汽油的一種示例性流程，其中的設備和管線的形狀、尺寸等不受附圖的限制，而是根據具體情況確定。
如圖1所示，預提升蒸汽經管線1從變徑提升管反應器的預提升段2進入，熱的再生催化劑經再生斜管16進入預提升段2，由預提升蒸汽進行提升。來自管線50的催化裂解原料油（例如，來自其他處理單元的餾份油）與來自管線41的氫化尾油合併後，經管線4與來自管線3的霧化蒸汽一起從預提升段2進入，與熱再生催化劑混合後進入第一反應區5內，在其中進行第一催化裂解反應。反應物流與來自管線6的冷激劑和/或冷卻的催化劑（圖中未示出）混合進入第二反應區7，進行第二催化裂解反應。反應後的物流進入出口區8，該區段可提高物流的線速，使反應物流快速進入氣固分離系統的沉降器9和旋風分離器10，進行分離。分離得到的待生催化劑進入汽提器12，經汽提後進入待生立管14，在來自管線17的空氣提升下進入再生器15，在其中燒焦再生。煙氣經旋風分離器13分離後經管線18排出再生器，熱的再生催化劑經再生斜管16返回提升管底部循環使用。任選地，可以將沉降器中的待生催化劑的一部分作為激冷介質輸送至第二反應區7。分離得到的反應油氣經管線11去往分餾系統19，經分餾得到的乾氣經管線20取出；液化氣餾份經管線21送往後續處理裝置（圖中未示出），以分離異丁烷；汽油餾份優選地經管線22進入抽提精製裝置45，得到的苯、甲苯、二甲苯以及抽餘物分別從管線46、管線47、管線48和管線49送出；輕循環油餾份經管線23取出後，任選地經管線52送出催化裂解裝置或者經管線26送往氫化裝置31；重循環油餾份經管線24取出後，任選地經管線26送往氫化裝置31；油漿任選地經管線25外甩出裝置或者經管線51和管線26送往氫化裝置31。管線26輸送的物料與來自管線28的氫氣一起進入氫化裝置31進行氫化處理，氫化產物經高壓分離器34和低壓分離器35分離，液體產品從管線36經氫化裝置分餾塔37分離得到氣體、氫化汽油、氫化輕循環油和氫化尾油，分別經管線38、管線39、管線40和管線41送出。氫氣經管線33進入到氫氣循環壓縮機32進行加壓，而後經管線30以及管線29和管線28循環至氫化裝置31。氫化尾油經管線41、管線4與來自管線3的霧化蒸汽一起進入預提升段2。
在本申請所公開方法的另一類優選實施方式中，初始原料油經氫化裝置處理得到氫化尾油，其作為催化裂解原料油送入變徑提升管反應器中。預熱後的氫化尾油從反應器的第一反應區下部進入與催化劑接觸，主要發生裂解反應，反應後生成的油氣和催化劑的混合物上行至反應器的第二反應區下部，任選地與降溫後的催化劑接觸，主要進行氫轉移反應和異構化反應，反應後流出物進入沉降器，分離得到反應油氣和待生催化劑。反應油氣經分離得到包括乾氣、液化氣餾份、汽油餾份、輕循環油餾份、重循環油餾份和油漿的反應產物。任選地，將輕循環油餾份、重循環油餾份和/或油漿，以及任選的來自其他處理單元的餾份油送往氫化裝置，在氫化處理催化劑作用下進行氫化處理，所得的氫化尾油返回提升管反應器。待生催化劑經汽提和再生後返回提升管反應器。
下面結合附圖2對本發明的此類優選實施方式予以進一步的說明，但是並不因此而限制本發明。
圖2示意性地顯示了用變徑提升管反應器製取異丁烷和富含芳烴汽油的另一種示例性流程，其中的設備和管線的形狀、尺寸等不受附圖的限制，而是根據具體情況確定。
如圖2所示，預提升蒸汽經管線1從變徑提升管反應器的預提升段2進入，熱的再生催化劑經再生斜管16進入預提升段2，由預提升蒸汽進行提升。來自管線27的初始原料油（例如，來自其他處理單元的餾份油）與來自管線28的氫氣和任選的來自管線26的物料一起進入到氫化裝置31進行氫化處理，氫化產物經高壓分離器34和低壓分離器35分離，液體產品從管線36經氫化裝置分餾塔37分離得到氣體、氫化汽油、氫化輕循環油和氫化尾油，分別經管線38、管線39、管線40和管線41送出。氫氣經管線33進入到氫氣循環壓縮機32進行加壓，而後經管線30以及管線29和管線28循環至氫化裝置31。氫化尾油作為催化裂解原料油經管線41、管線4與來自管線3的霧化蒸汽一起從預提升段2進入，與熱再生催化劑混合後進入第一反應區5內，在其中進行第一催化裂解反應。反應物流與來自管線6的冷激劑和/或冷卻的催化劑（圖中未示出）混合進入第二反應區7，進行第二催化裂解反應。反應後的物流進入出口區8，該區段可提高物流的線速，使反應物流快速進入氣固分離系統的沉降器9和旋風分離器10，進行分離。分離得到的待生催化劑進入汽提器12，經汽提後進入待生立管14，在來自管線17的空氣提升下進入再生器15，在其中燒焦再生。煙氣經旋風分離器13分離後經管線18排出再生器，熱的再生催化劑經再生斜管16返回提升管底部循環使用。任選地，可以將沉降器中的待生催化劑的一部分作為激冷介質輸送至第二反應區7。分離得到的反應油氣經管線11去往分餾系統19，經分餾得到的乾氣經管線20取出；液化氣餾份經管線21送往後續處理裝置（圖中未示出），以分離異丁烷；汽油餾份優選地經管線22進入抽提精製裝置45，得到的苯、甲苯、二甲苯以及抽餘物分別從管線46、管線47、管線48和管線49送出；輕循環油餾份經管線23取出後，任選地經管線52送出催化裂解裝置或者經管線26送往氫化裝置31；重循環油餾份經管線24取出後，任選地經管線26送往氫化裝置31；油漿任選地經管線25外甩出裝置或者經管線51和管線26送往氫化裝置31。管線26輸送的物料與來自管線27的初始原料油和來自管線28的氫氣一起進入氫化裝置31進行氫化處理。
在本申請所公開方法的另一類優選實施方式中，初始原料油經芳烴抽提裝置處理得到富含多環芳烴的抽出油和富含多環環烷烴的抽餘油。抽出油經氫化裝置處理得到氫化尾油，所述氫化尾油和所述抽餘油合併後作為催化裂解原料油送入變徑提升管反應器中。預熱後的催化裂解原料油從反應器的第一反應區下部進入與催化劑接觸，主要發生裂解反應，反應後生成的油氣和催化劑的混合物上行至反應器的第二反應區下部，任選地與降溫後的催化劑接觸，主要進行氫轉移反應和異構化反應，反應後流出物進入沉降器，分離得到反應油氣和待生催化劑。反應油氣經分離得到包括乾氣、液化氣餾份、汽油餾份、輕循環油餾份、重循環油餾份和油漿的反應產物。任選地，將輕循環油餾份、重循環油餾份和/或油漿，以及任選的來自其他處理單元的餾份油送往氫化裝置，在氫化處理催化劑作用下進行氫化處理，所得的氫化尾油返回提升管反應器。待生催化劑經汽提和再生後返回提升管反應器。
下面結合附圖3對本發明的此類優選實施方式予以進一步的說明，但是並不因此而限制本發明。
圖3示意性地顯示了用變徑提升管反應器製取異丁烷和富含芳烴汽油的另一種示例性流程，其中的設備和管線的形狀、尺寸等不受附圖的限制，而是根據具體情況確定。
如圖3所示，預提升蒸汽經管線1從變徑提升管反應器的預提升段2進入，熱的再生催化劑經再生斜管16進入預提升段2，由預提升蒸汽進行提升。來自管線43的初始原料油（例如，來自其他處理單元的餾份油）進入芳烴抽提裝置42，經抽提得到富含多環芳烴的抽出油和富含多環環烷烴的抽餘油。抽出油經管線27與來自管線28的氫氣和任選的來自管線26的物料一起進入到氫化裝置31進行氫化處理，氫化產物經高壓分離器34和低壓分離器35分離，液體產品經氫化裝置分餾塔37分離得到氣體、氫化汽油、氫化輕循環油和氫化尾油，分別經管線38、管線39、管線40和管線41送出。氫氣經管線33進入到氫氣循環壓縮機32進行加壓，而後經管線30以及管線29和管線28循環至氫化裝置31。氫化尾油與來自管線44的抽餘油合併後作為催化裂解原料油，經管線41、管線4與來自管線3的霧化蒸汽一起從預提升段2進入，與熱再生催化劑混合後進入第一反應區5內，在其中進行第一催化裂解反應。反應物流與來自管線6的冷激劑和/或冷卻的催化劑（圖中未示出）混合進入第二反應區7，進行第二催化裂解反應。反應後的物流進入出口區8，該區段可提高物流的線速，使反應物流快速進入氣固分離系統的沉降器9和旋風分離器10，進行分離。分離得到的待生催化劑進入汽提器12，經汽提後進入待生立管14，在來自管線17的空氣提升下進入再生器15，在其中燒焦再生。煙氣經旋風分離器13分離後經管線18排出再生器，熱的再生催化劑經再生斜管16返回提升管底部循環使用。任選地，可以將沉降器中的待生催化劑的一部分作為激冷介質輸送至第二反應區7。分離得到的反應油氣經管線11去往分餾系統19，經分餾得到的乾氣經管線20取出；液化氣餾份經管線21送往後續處理裝置（圖中未示出），以分離異丁烷；汽油餾份優選地經管線22進入抽提精製裝置45，得到的苯、甲苯、二甲苯和抽餘物分別從管線46、管線47、管線48和管線49送出；輕循環油餾份經管線23取出後，任選地經管線52送出催化裂解裝置或者經管線26送往氫化裝置31；重循環油餾份經管線24取出後，任選地經管線26送往氫化裝置31；油漿任選地經管線25外甩出裝置或者經管線51和管線26送往氫化裝置31。管線26輸送的物料與來自管線27的抽出油和來自管線28的氫氣一起進入氫化裝置31進行氫化處理。
在優選的實施方式中，本申請提供了以下的技術方案：
A1、一種多產異丁烷和輕質芳烴的催化裂解方法，該方法包括： （1）、將催化裂解原料油送入催化裂解反應器中與催化裂解催化劑接觸並依次在不同反應條件下進行第一催化裂解反應和第二催化裂解反應，得到催化裂解反應產物和待生催化劑；其中，所述催化裂解原料油中雙環以上環烷烴的含量大於約25重量%； （2）、將所得催化裂解反應產物進行分離，得到乾氣、液化氣、汽油、輕循環油餾份、重循環油餾份、以及得到或不得到油漿； （3）、將步驟（2）中所得輕循環油餾份、重循環油餾份和油漿任選地送入氫化裝置與氫化處理催化劑接觸並進行選擇性氫化處理，得到氫化尾油作為所述催化裂解原料油送入所述催化裂解反應器中； （4）、任選將步驟（2）中所得汽油進行抽提精製，得到輕質芳烴。
A2、根據專案A1所述的方法，其中，所述催化裂解原料油中雙環以上環烷烴的含量大於約40重量%。
A3、根據專案A1所述的方法，其中所述催化裂解原料油選自深度氫化輕循環油、延遲焦化裝置的重餾份油、催化裂解輕循環油、催化裂解重循環油、催化裂解重餾份油、油漿、氫化裂解柴油、渣油氫化裂解柴油、蠟油氫化裂解柴油、生物柴油、頁岩油柴油餾份、煤液化柴油餾份、常壓塔頂油、常壓塔抽出的餾份油、直餾減壓蠟油、氫化蠟油、焦化蠟油、脫瀝青油、抽出油、抽餘油、常壓渣油和減壓渣油中的至少一種一次加工餾份油和/或二次加工原料，和/或至少一種所述一次加工餾份油和/或二次加工原料進行氫化所得的氫化尾油。
A4、根據專案A3所述的方法，其中若所述二次加工原料中雙環以上環烷烴的含量不大於約25重量%，將所述二次加工原料進行芳烴抽提和/或所述選擇性氫化處理後再作為所述催化裂解原料油。
A5、根據專案A1所述的方法，其中所述第一催化裂解反應的條件包括：反應溫度為約520-620℃，反應時間為約0.5-3.0秒，劑油重量比為約3:1至約15:1； 所述第二催化裂解反應的條件包括：反應溫度為約420-530℃，反應時間為約2-30秒，劑油重量比為約3:1至約18:1。
A6、根據專案A1所述的方法，其中，所述第一催化裂解反應的條件包括：反應溫度為約530-600℃，反應時間為約0.8-2.0秒，劑油重量比為約4:1至約12:1； 所述第二催化裂解反應的條件包括：反應溫度為約460-510℃，反應時間為約3-15秒，劑油重量比為約4:1至約15:1。
A7、根據專案A1所述的方法，其中，所述催化裂解反應器為等直徑提升管、等線速提升管、變徑提升管、流化床、或等直徑提升管與流化床構成的複合反應器。
A8、根據專案A7所述的方法，其中，所述變徑提升管沿豎直方向由下至上依次設置有同軸且流體連通的預提升段、第一反應區、第二反應區和出口區，所述出口區末端設置有用於連接沉降器的水準管，所述第一反應區的內徑小於第二反應區，所述第二反應區的內徑大於出口區，所述變徑提升管的總高度為約10-60米，所述催化裂解催化劑送入所述預提升段中，所述催化裂解原料油送入所述第一反應區的下部，所述第一催化裂解反應在第一反應區中進行，所述第二催化裂解反應在第二反應區中進行。
A9、根據專案A8所述的方法，其中，所述第一反應區和第二反應區的結合區域設置有至少一個用於送入激冷介質的激冷介質入口；和/或 所述第二反應區中設置有取熱器，所述取熱器的高度占第二反應區高度的約50-90%。
A10、根據專案A9所述的方法，其中，所述激冷介質選自冷激劑、冷卻的再生催化劑、冷卻的半再生催化劑和新鮮催化劑，和它們的組合，所述冷激劑選自液化氣、粗汽油、穩定汽油、輕循環油餾份、重循環油餾份和水，和它們的組合。
A11、根據專案A1所述的方法，其中，所述催化裂解催化劑包括裂解活性組份和載體；以乾基計，所述裂解活性組份包括約0-100重量%、優選約10-90重量%的FAU型沸石和約0-100重量%、優選約10-90重量%的五元環結構沸石；所述FAU型沸石選自Y型沸石、HY型沸石和超穩Y型沸石，和它們的組合，所述五元環結構沸石選自ZSM-5系列沸石、高矽沸石和鎂鹼沸石，和它們的組合，所述五元環結構沸石含或不含稀土以及含或不含磷。
A12、根據專案A1或A4所述的方法，其中，所述選擇性氫化處理的條件包括：氫分壓為10.0-30.0 MPa，反應溫度為300-500℃，液相體積空速為約0.1 -10.0 h-1 ，氫油體積比為100-1500Nm3 /m3 。
A13、根據專案A1或A4所述的方法，其中，所述氫化處理催化劑包括氫化活性組份和載體，所述氫化活性組份選自第VIB族非貴金屬、第VIII族非貴金屬，和它們的組合，所述載體選自氧化鋁、二氧化矽和無定形矽鋁，和它們的組合。
A14、根據專案A1所述的方法，其中，步驟（4）中所述抽提精製的條件包括：抽提溶劑選自環丁碸、二甲亞碸、N-甲醯基嗎啉、四甘醇、三甘醇和N-甲基吡啶烷酮，和它們的組合，溫度為約50-110℃，抽提溶劑與汽油的重量比為約2-6。
A15、根據專案A4所述的方法，其中所述芳烴抽提的條件包括：溫度為約50-70℃，溶劑與原料重量比為約0.5-2，溶劑選自糠醛、二甲亞碸、二甲基甲醯胺、單乙醇胺、乙二醇和1,2-丙二醇，和它們的組合。
A16、根據專案A1或A4所述的方法，其中所述選擇性氫化處理的條件包括：氫分壓為約6.0-30.0 MPa，反應溫度為約300-450℃，液相體積空速為約0.1-10.0h-1 ，氫油體積比為約300-3000 Nm3 /m3 ；優選地，氫分壓為約8-20 MPa，反應溫度為約330-430℃，液時體積空速為約0.2-5 h-1 ，氫油體積比為約500-2500 Nm3 /m3 。
B1、一種催化裂解方法，包括如下步驟： a) 提供催化裂解原料油，其中以所述催化裂解原料油的重量計，所述催化裂解原料油中雙環以上環烷烴的含量大於約25重量%、優選大於約40重量%； b) 使所述催化裂解原料油在催化裂解反應器中與催化裂解催化劑接觸，並在不同的反應條件下依次進行第一催化裂解反應和第二催化裂解反應，得到催化裂解反應產物； c) 分離所得的催化裂解反應產物，得到包含異丁烷的液化氣餾份和包含輕質芳烴的汽油餾份；以及 d) 任選地，從所述液化氣餾份中回收異丁烷，和/或從所述汽油餾份中回收輕質芳烴。
B2、根據專案B1所述的方法，其中步驟c)中的所述分離還得到輕循環油餾份、重循環油餾份，和任選的油漿，並且所述方法進一步包括如下步驟： e) 對步驟c)中得到的輕循環油餾份、重循環油餾份和任選的油漿的至少一部分進行氫化處理得到氫化尾油；以及 f) 將所得的氫化尾油的至少一部分再循環到所述催化裂解反應器中。
B3、根據專案B1或B2所述的方法，其中步驟a)進一步包括對雙環以上環烷烴含量不大於約25重量%的初始原料油進行預處理，以得到所述雙環以上環烷烴含量大於約25重量%、優選大於約40重量%的催化裂解原料油。
B4、根據專案B3所述的方法，其中所述預處理包括芳烴抽提和/或氫化處理。
B5、根據專案B2或B4所述的方法，其中所述步驟e)的氫化處理和/或作為所述預處理的氫化處理在如下條件下進行：氫分壓為約6.0-30.0 MPa；反應溫度為約300-450℃；液相體積空速為約0.1-10.0 h-1 ；氫油體積比為約300-3000 Nm3 /m3 。
B6、根據專案B2或B4所述的方法，其中所述步驟e)的氫化處理和/或作為所述預處理的氫化處理在如下條件下進行：氫分壓為約8-20 MPa；反應溫度為約330-430℃；液相體積空速為約0.2-5 h-1 ；氫油體積比為約500-2500 Nm3 /m3 。
B7、根據專案B4-B6中任一項所述的方法，其中所述步驟e)的氫化處理和/或作為所述預處理的氫化處理在氫化處理催化劑存在下進行，所述氫化處理催化劑包括氫化活性組份和載體，所述氫化活性組份優選選自第VIB族非貴金屬、第VIII族非貴金屬，和它們的組合，所述載體優選選自氧化鋁、二氧化矽、無定形矽鋁，和它們的組合。
B8、根據專案B4-B6中任一項所述的方法，其中所述芳烴抽提在如下條件下進行：溫度為約50-70℃，溶劑與原料重量比為約0.5-2，溶劑選自糠醛、二甲亞碸、二甲基甲醯胺、單乙醇胺、乙二醇、1,2-丙二醇，和它們的組合。
B9、根據前述專案中任一項所述的方法，其中所述催化裂解原料油或者所述初始原料油選自深度氫化輕循環油、延遲焦化裝置的重餾份油、催化裂解輕循環油、催化裂解重循環油、催化裂解重餾份油、油漿、氫化裂解柴油、渣油氫化裂解柴油、蠟油氫化裂解柴油、生物柴油、頁岩油柴油餾份、煤液化柴油餾份、常壓塔頂油、常壓塔抽出的餾份油、直餾減壓蠟油、氫化蠟油、焦化蠟油、脫瀝青油、抽出油、抽餘油、常壓渣油、減壓渣油、上述原料油經氫化得到的氫化尾油，和它們的組合。
B10、根據前述專案中任一項所述的方法，其中： 所述第一催化裂解反應在如下條件下進行：反應溫度為約520-620℃；反應時間為約0.5-3.0秒；劑油重量比為約3:1至約15:1； 所述第二催化裂解反應在如下條件下進行：反應溫度為約480-600℃；反應時間為約2-30秒；劑油重量比為約3:1至約18:1。
B11、根據前述專案中任一項所述的方法，其中： 所述第一催化裂解反應在如下條件下進行：反應溫度為約530-600℃；反應時間為約0.8-2.0秒；劑油重量比為約4:1至約12:1； 所述第二催化裂解反應在如下條件下進行：反應溫度為約500-550℃；反應時間為約3-15秒；劑油重量比為約4:1至約15:1。
B12、根據前述專案中任一項所述的方法，其中所述催化裂解反應器為等直徑提升管反應器、等線速提升管反應器、變徑提升管反應器、流化床反應器、或等直徑提升管與流化床構成的複合反應器。
B13、根據前述專案中任一項所述的方法，其中所述催化裂解反應器為變徑提升管反應器，所述變徑提升管反應器沿豎直方向由下至上依次設置有同軸且流體連通的預提升段、第一反應區、第二反應區和出口區，所述第一反應區的內徑小於第二反應區，所述第二反應區的內徑大於出口區，所述催化裂解催化劑送入所述預提升段中，所述催化裂解原料油送入所述第一反應區的下部，所述第一催化裂解反應在第一反應區中進行，所述第二催化裂解反應在第二反應區中進行。
B14、根據專案B13所述的方法，其中所述第一反應區和第二反應區的結合區域設置有至少一個用於輸入激冷介質的激冷介質入口；和/或 所述第二反應區中設置有取熱器，所述取熱器的高度占第二反應區高度的約50-90%。
B15、根據專案B14所述的方法，其中所述激冷介質選自冷激劑、冷卻的再生催化劑、冷卻的半再生催化劑、新鮮催化劑，和它們的組合；所述冷激劑選自液化氣、粗汽油、穩定汽油、輕循環油、重循環油、水，和它們的組合。
B16、根據前述專案中任一項所述的方法，其中所述催化裂解催化劑包括裂解活性組份和載體；以乾基計並以所述裂解活性組份的重量為基準，所述裂解活性組份包括約0-100重量%的FAU型沸石和約0-100重量%的五元環結構沸石，其中所述FAU型沸石和五元環結構沸石的總量為100重量%。
B17、根據前述專案中任一項所述的方法，其中所述催化裂解催化劑包括裂解活性組份和載體；以乾基計並以所述裂解活性組份的重量為基準，所述裂解活性組份包括約10-90重量%的FAU型沸石和約10-90重量%的五元環結構沸石，其中所述FAU型沸石和五元環結構沸石的總量為100重量%。
B18、根據專案B16或B17所述的方法，其中所述FAU型沸石選自Y型沸石、HY型沸石、超穩Y型沸石，和它們的組合；所述五元環結構沸石選自ZSM-5系列沸石、高矽沸石、鎂鹼沸石，和它們的組合，所述五元環結構沸石任選地含有稀土和/或磷。
B19、根據前述專案中任一項所述的方法，其中在步驟d)中通過抽提精製從所述汽油餾份中回收輕質芳烴。
B20、根據專案B19所述的方法，其中所述抽提精製在如下條件下進行：抽提溶劑選自環丁碸、二甲亞碸、N-甲醯基嗎啉、四甘醇、三甘醇、N-甲基吡啶烷酮，和它們的組合，溫度為約50-110℃，抽提溶劑與汽油餾份的重量比為約2-6。實施例
下面將通過實施例來對本發明做進一步說明，但是本發明並不因此而受到任何限制。原料和試劑
以下實施例和對照例中所涉及的各原料油的性質列於表1和表2。 表1 實施例1-2和對照例1-2所涉及的各原料油的性質 註：“—”表示未測定。 表2 實施例3-4和對照例3-4所涉及的各原料油的性質 註：“—”表示未測定。 表2(續) 實施例3-4和對照例3-4所涉及的各原料油的性質 註：“—”表示未測定。
以下實施例和對照例中所用的催化裂解催化劑IBA-1採用高矽Y沸石和ZRP沸石作為裂解活性組份，兩者的重量比例為高矽Y沸石30重量%，ZRP沸石70重量%。所述催化劑的具體製備方法如下：
用4300克脫陽離子水將969克多水高嶺土（中國高嶺土公司產品，固含量73%）打漿，再加入781克擬薄水鋁石（山東淄博鋁石廠產品，固含量64%）和144 ml鹽酸（濃度30%，比重1.56）攪拌均勻，在60℃靜置老化1小時，保持pH為2-4，降至常溫，再加入預先準備好的含800克高矽Y沸石(乾基)（中國石化催化劑分公司齊魯催化劑廠）和2000克含化學水的ZRP沸石（中國石化催化劑分公司齊魯催化劑廠）漿液，攪拌均勻，噴霧乾燥，洗去游離Na+ ，得催化劑。將所得催化劑在800℃和100%水蒸汽條件下老化12小時，得到催化劑IBA-1，其理化性質列於表3。
以下實施例和對照例中所用的商業代號為CGP-1、MLC-500和DMMC-1的催化裂解催化劑均由中國石化催化劑分公司齊魯催化劑廠所生產，其理化性質列於表3。 表3 實施例和對照例中所用催化裂解催化劑的理化性質
以下實施例和對照例中使用的商業代號為RN-32V的氫化處理催化劑，和商業代號為RG-30A、RG-30B、RG-1的保護劑，均由中國石化催化劑分公司生產，氫化裝置內氫化處理催化劑和保護劑的裝填體積比為95:5。檢測方法
催化裂解催化劑的微反活性（MAT）採用RIPP 92-90的標準方法（參見《石油化工分析方法（RIPP試驗方法）》，楊翠定等編，科學出版社，1990年9月第一版，第263-268頁）進行測定，具體測定條件如下：催化劑5.0克；進油量1.56克；反應時間70秒；反應溫度460℃；劑/油3.2；空速16 h-1 。
催化裂解催化劑的比表面積和總孔體積採用Quantachrome儀器公司生產的AS-3，AS-6靜態氮吸附儀測定，具體測定方法如下所述：將樣品置於樣品處理系統，在300℃下抽真空至1.33×10-2 Pa，保溫保壓4 h，淨化樣品；在液氮溫度-196℃下，測試淨化樣品在不同比壓P/P0 條件下對氮氣的吸附量和脫附量，獲得N2 吸附-脫附等溫曲線；然後利用兩參數BET公式計算總比表面積、微孔比表面積和中孔比表面積，取比壓P/P0 =0.98以下的吸附量為樣品的總孔體積。 實施例1-A
採用圖1所示的工藝流程，預熱的催化裂解原料油A在中型變徑提升管催化裂解裝置上，與催化劑IBA-1接觸並進行催化裂解反應。預熱的原料油A進入如圖1所示的變徑提升管反應器內，在水蒸汽存在下，與熱的催化裂解催化劑IBA-1在第一反應區和第二反應區接觸進行第一催化裂解反應和第二催化裂解反應，分離催化裂解反應產物得到乾氣、富含異丁烷的液化氣、富含芳烴的汽油、輕循環油和重循環油（無油漿）；輕循環油外甩出裝置，重循環油循環至氫化裝置進行氫化處理，所得氫化尾油A'循環回所述提升管反應器進行催化裂解反應；待生催化劑經汽提後進入再生器，燒焦再生後循環使用。原料油性質列於表1，操作條件列於表4，產品分佈列於表5，汽油經抽提精製得到的產品性質見表5。 實施例1-B
按照與實施例1所述類似的方式進行操作，其中採用傳統催化裂解催化劑CGP-1。預熱的催化裂解原料油A進入如圖1所示的變徑提升管反應器內，在水蒸汽存在下，與熱的催化裂解催化劑CGP-1在第一反應區和第二反應區接觸進行第一催化裂解反應和第二催化裂解反應，分離催化裂解反應產物得到乾氣、富含異丁烷的液化氣、富含芳烴的汽油、輕循環油和重循環油（無油漿）；輕循環油外甩出裝置，重循環油循環至氫化裝置進行氫化處理，所得氫化尾油循環回所述提升管反應器進行催化裂解反應；待生催化劑經汽提後進入再生器，燒焦再生後循環使用。原料油性質列於表1，操作條件列於表4，產品分佈列於表5，汽油經抽提精製得到的產品性質見表5。 實施例1-C
按照與實施例1所述類似的方式進行操作，其中採用傳統催化裂解催化劑MLC-500。預熱的催化裂解原料油A進入傳統的等徑提升管反應器內，在該等徑提升管反應器的中部注入激冷介質使其形成位於下部的第一反應區和位於上部的第二反應區。所述原料油A在水蒸汽存在下，與熱的催化裂解催化劑MLC-500在第一反應區和第二反應區接觸進行第一催化裂解反應和第二催化裂解反應，分離催化裂解反應產物得到乾氣、富含異丁烷的液化氣、富含芳烴的汽油、輕循環油和重循環油（無油漿）；輕循環油外甩出裝置，重循環油循環至氫化裝置進行氫化處理，所得氫化尾油循環回所述提升管反應器進行催化裂解反應；待生催化劑經汽提後進入再生器，燒焦再生後循環使用。原料油性質列於表1，操作條件列於表4，產品分佈列於表5，汽油經抽提精製得到的產品性質見表5。 實施例1-D
按照與實施例1所述類似的方式進行操作，其中採用傳統催化裂解催化劑DMMC-1。預熱的催化裂解原料油A進入提升管反應器+流化床的複合反應器內，其中所述提升管反應器充當第一反應區，所述流化床充當第二反應區。所述原料油A在水蒸汽存在下，與熱的催化裂解催化劑DMMC-1在第一反應區和第二反應區接觸進行第一催化裂解反應和第二催化裂解反應，分離催化裂解反應產物得到乾氣、含異丁烷的液化氣、富含芳烴的汽油、輕循環油和重循環油（無油漿）；輕循環油外甩出裝置，重循環油循環至氫化裝置進行氫化處理，所得氫化尾油循環回所述提升管反應器進行催化裂解反應；待生催化劑經汽提後進入再生器，燒焦再生後循環使用。原料油性質列於表1，操作條件列於表4，產品分佈列於表5，汽油經抽提精製得到的產品性質見表5。 對照例1-A
按照與實施例1所述類似的方式進行操作，其中採用多環環烷烴含量低的原料油D。預熱的原料油D進入如圖1所示的變徑提升管反應器內，在水蒸汽存在下，與熱的催化裂解催化劑CGP-1接觸反應，分離催化裂解反應產物得到乾氣、液化氣、汽油、輕循環油、重循環油和油漿；輕循環油和油漿均外甩出裝置，重循環油循環至氫化裝置進行氫化處理後返回所述提升管反應器，待生催化劑經汽提後進入再生器，燒焦再生後循環使用。原料油性質列於表1，操作條件列於表4，產品分佈列於表5，汽油經抽提精製得到的產品性質見表5。 對照例1-B
按照與實施例1所述類似的方式進行操作，其中採用傳統催化裂解催化劑MLC-500。預熱的原料油A進入傳統的等徑提升管反應器內，在水蒸汽存在下，與熱的催化裂解催化劑接觸反應，分離催化裂解反應產物得到乾氣、液化氣、汽油、輕循環油、重循環油和油漿；輕循環油和油漿均外甩出裝置，重循環油循環至氫化裝置進行氫化處理後返回所述提升管反應器，待生催化劑經汽提後進入再生器，燒焦再生後循環使用。原料油性質列於表1，操作條件列於表4，產品分佈列於表5，汽油經抽提精製得到的產品性質見表5。 對照例1-C
按照與實施例1所述類似的方式進行操作，其中採用催化裂解催化劑IBA-1。預熱的原料油A進入傳統的等徑提升管反應器內，在水蒸汽存在下，與熱的催化裂解催化劑接觸反應，分離催化裂解反應產物得到乾氣、液化氣、汽油、輕循環油、重循環油和油漿；輕循環油和油漿均外甩出裝置，重循環油循環至氫化裝置進行氫化處理後返回所述提升管反應器，待生催化劑經汽提後進入再生器，燒焦再生後循環使用。原料油性質列於表1，操作條件列於表4，產品分佈列於表5，汽油經抽提精製得到的產品性質見表5。 表4 實施例1-A至1-D和對照例1-A至1-C採用的操作條件 註：“—”表示未測定。 表4（續）實施例1-A至1-D和對照例1-A至1-C採用的操作條件 註：“—”表示未測定。 表5 實施例1-A至1-D和對照例1-A至1-C的反應結果 表5（續） 實施例1-A至1-D和對照例1-A至1-C的反應結果 實施例2
採用圖2所示的工藝流程，先對初始原料油B進行氫化飽和得到催化裂解原料油C。預熱的催化裂解原料油C進入如圖2所示的變徑提升管反應器內，在水蒸汽存在下，與熱的催化劑IBA-1接觸反應，分離催化裂解反應產物得到乾氣、富含異丁烷的液化氣、富含芳烴的汽油、輕循環油和重循環油（無油漿）；輕循環油外甩出裝置，重循環油循環至氫化裝置進行氫化處理，所得氫化尾油循環回所述提升管反應器進行催化裂解反應，待生催化劑經汽提後進入再生器，燒焦再生後循環使用。原料油性質列於表1，操作條件列於表6，產品分佈列於表7，汽油經抽提精製得到的產品性質見表7。 對照例2
採用圖1所示的工藝流程，原料油B未氫化，直接將預熱的原料油B送入如圖1所示的變徑提升管反應器內，在水蒸汽存在下，與熱的催化劑IBA-1接觸反應，分離催化裂解反應產物得到乾氣、液化氣、汽油、輕循環油、重循環油和油漿；輕循環油和油漿外甩出裝置，重循環油循環至氫化裝置進行氫化處理後返回所述提升管反應器；待生催化劑經汽提後進入再生器，燒焦再生後循環使用。原料油性質列於表1，操作條件列於表6，產品分佈列於表7，汽油經抽提精製得到的產品性質見表7。 表6 實施例2和對照例2的操作條件 表7 實施例2和對照例2的反應結果 實施例3
採用圖3所示的工藝流程，原料油減壓餾份油E經芳烴抽提裝置處理後得到減壓餾份油抽出油G和減壓餾份油抽餘油F，芳烴抽提裝置條件：溫度為60℃，溶劑與原料重量比為1.5，溶劑為糠醛。減壓餾份油抽出油G和氫氣混合後進入到氫化裝置進行氫化處理，自氫化裝置得到氫化尾油G'，將預熱的氫化尾油和減壓餾份油抽餘油F混合後作為催化裂解原料油進入如圖3所示的變徑提升管反應器內，在水蒸汽存在下，與熱的催化劑IBA-1接觸反應，分離催化裂解反應產物得到乾氣、富含異丁烷的液化氣、富含芳烴的汽油、輕循環油和重循環油（無油漿）；輕循環油外甩出裝置，重循環油和減壓餾份油抽出油G混合後送至氫化裝置進行氫化處理，所得氫化尾油循環回所述提升管反應器進行催化裂解反應；待生催化劑經汽提後進入再生器，燒焦再生後循環使用。原料油性質列於表2，指令引數列於表8，產品分佈列於表9，汽油經抽提精製得到的產品性質見表9。 對照例3
採用圖1所示的工藝流程，原料油E未經抽提和氫化處理，直接將預熱的原料油E送入如圖1所示的變徑提升管反應器內，在水蒸汽存在下，與熱的催化劑IBA-1接觸反應，分離催化裂解反應產物得到乾氣、液化氣、汽油、輕循環油、重循環油和油漿；其中輕循環油、油漿外甩出裝置，重循環油循環至氫化裝置進行氫化處理後返回所述提升管反應器；待生催化劑經汽提後進入再生器，燒焦再生後循環使用。原料性質列於表2，指令引數列於表8，產品分佈列於表9，汽油經抽提精製得到的產品性質見表9。 實施例4
採用圖3所示的工藝流程，原料油減壓渣油H經芳烴抽提裝置處理後得到減壓渣油抽出油J和減壓渣油抽餘油I，芳烴抽提裝置條件：溫度為60℃，溶劑與原料重量比為1.5，溶劑為糠醛。減壓渣油抽出油J和氫氣混合後進入到氫化裝置進行氫化處理，自氫化裝置得到氫化尾油J'，將預熱的氫化尾油和減壓渣油抽餘油I混合後作為催化裂解原料油進入如圖3所示的變徑提升管反應器內，在水蒸汽存在下，與熱的催化劑IBA-1接觸反應，分離催化裂解反應產物得到乾氣、富含異丁烷的液化氣、富含芳烴的汽油、輕循環油和重循環油（無油漿），輕循環油外甩出裝置，重循環油和減壓渣油抽出油J混合後送至氫化裝置進行氫化處理，所得氫化尾油循環回所述提升管反應器進行催化裂解反應；待生催化劑經汽提後進入再生器，燒焦再生後循環使用。原料油性質列於表2，指令引數列於表8，產品分佈列於表9，汽油經抽提精製得到的產品性質見表9。 對照例4
採用圖1所示的工藝流程，原料油減壓渣油H未經抽提和氫化處理，直接將預熱的原料油H送入如圖1所示的變徑提升管反應器內，在水蒸汽存在下，與熱的催化劑IBA-1接觸反應，分離催化裂解反應產物得到乾氣、液化氣、汽油、輕循環油、重循環油和油漿；其中輕循環油、油漿外甩出裝置，重循環油循環至氫化裝置進行氫化處理後返回所述提升管反應器；待生催化劑經汽提後進入再生器，燒焦再生後循環使用。原料油性質列於表2，指令引數列於表8，產品分佈列於表9，汽油經抽提精製得到的產品性質見表9。 表8 實施例3-4和對照例3-4中採用的操作條件 表 9 實施例3-4和對照例3-4的反應結果
從以上實施例和對照例的結果比較可以看出，本發明的方法能夠多產異丁烷和/或輕質芳烴，特別是在採用變徑提升管反應器的情況下。
在上文的說明書中，已經參照特定的實施方式描述了本發明的構思。然而，本領域技術人員可以理解，在不脫離所附的申請專利範圍中限定的本發明範圍的情況下可以做出各種修改和變更。因此，說明書和附圖應認為是說明性的，而不是限制性的，並且所有這類修改和變更應當涵蓋在本發明的範圍之內。
可以理解，本文為清楚起見以獨立的多個實施方式的形式描述的某些特徵也可以作為組合提供在單一的實施方式中。相反，為簡要起見以單一實施方式的形式描述的多個不同特徵也可以單獨地或以任何子組合的形式提供。
1‧‧‧管線
2‧‧‧預提升段
3‧‧‧管線
4‧‧‧管線
5‧‧‧第一反應區
6‧‧‧管線
7‧‧‧第二反應區
8‧‧‧出口區
9‧‧‧沉降器
10‧‧‧旋風分離器
11‧‧‧管線
12‧‧‧汽提器
13‧‧‧旋風分離器
14‧‧‧待生立管
15‧‧‧再生器
16‧‧‧再生斜管
17‧‧‧管線
18‧‧‧管線
19‧‧‧分餾系統
20‧‧‧管線
21‧‧‧管線
22‧‧‧管線
23‧‧‧管線
24‧‧‧管線
25‧‧‧管線
26‧‧‧管線
27‧‧‧管線
28‧‧‧管線
29‧‧‧管線
30‧‧‧管線
31‧‧‧氫化裝置
32‧‧‧循環壓縮機
33‧‧‧管線
34‧‧‧高壓分離器
35‧‧‧低壓分離器
36‧‧‧管線
37‧‧‧氫化裝置分餾塔
38‧‧‧管線
39‧‧‧管線
40‧‧‧管線
41‧‧‧管線
42‧‧‧芳烴抽提裝置
43‧‧‧管線
44‧‧‧管線
45‧‧‧抽提精製裝置
46‧‧‧管線
47‧‧‧管線
48‧‧‧管線
49‧‧‧管線
50‧‧‧管線
51‧‧‧管線
52‧‧‧管線
附圖是用來幫助對本發明的進一步理解，並且構成說明書的一部分，與下面的具體實施方式一起用於解釋本發明，但並不構成對本發明的限制。在附圖中： 圖1是本申請所公開方法的一種優選實施方式的流程示意圖。 圖2是本申請所公開方法的另一優選實施方式的流程示意圖。 圖3是本申請所公開方法的又一優選實施方式的流程示意圖。

Claims (14)

  1. 一種催化裂解方法，包括如下步驟： a) 提供催化裂解原料油，其中以所述催化裂解原料油的重量計，所述催化裂解原料油中雙環以上環烷烴的含量大於約25重量%、優選大於約40重量%； b) 使所述催化裂解原料油在催化裂解反應器中與催化裂解催化劑接觸，並在不同的反應條件下依次進行第一催化裂解反應和第二催化裂解反應，得到催化裂解反應產物； c) 分離所得的催化裂解反應產物，得到包含異丁烷的液化氣餾份和包含輕質芳烴的汽油餾份；以及 d) 任選地，從所述液化氣餾份中回收異丁烷，和/或從所述汽油餾份中回收輕質芳烴。
  2. 如請求項1所述的方法，其中步驟c)中的所述分離還得到輕循環油餾份、重循環油餾份，和任選的油漿，並且所述方法進一步包括如下步驟： e) 對步驟c)中得到的輕循環油餾份、重循環油餾份和任選的油漿的至少一部分進行氫化處理得到氫化尾油；以及 f) 將所得的氫化尾油的至少一部分再循環到所述催化裂解反應器中。
  3. 如請求項1或2所述的方法，其中步驟a)進一步包括對雙環以上環烷烴含量不大於約25重量%的初始原料油進行預處理，以得到所述雙環以上環烷烴含量大於約25重量%、優選大於約40重量%的催化裂解原料油；優選地，所述預處理包括芳烴抽提和/或氫化處理。
  4. 如請求項2或3所述的方法，其中所述步驟e)的氫化處理和/或作為所述預處理的氫化處理在如下條件下進行：氫分壓為約6.0-30.0 MPa，優選約8-20 MPa；反應溫度為約300-450℃，優選約330-430℃；液相體積空速為約0.1-10.0 h-1 ，優選約0.2-5 h-1 ；氫油體積比為約300-3000 Nm3 /m3 ，優選約500-2500 Nm3 /m3 。
  5. 如請求項2-4中任一項所述的方法，其中所述步驟e)的氫化處理和/或作為所述預處理的氫化處理在氫化處理催化劑存在下進行，所述氫化處理催化劑包括氫化活性組份和載體，所述氫化活性組份優選選自第VIB族非貴金屬、第VIII族非貴金屬，和它們的組合，所述載體優選選自氧化鋁、二氧化矽、無定形矽鋁，和它們的組合。
  6. 如請求項3所述的方法，其中所述芳烴抽提在如下條件下進行：溫度為約50-70℃，溶劑與原料重量比為約0.5-2，溶劑選自糠醛、二甲亞碸、二甲基甲醯胺、單乙醇胺、乙二醇、1,2-丙二醇，和它們的組合。
  7. 如前述請求項中任一項所述的方法，其中所述催化裂解原料油或者所述初始原料油選自深度氫化輕循環油、延遲焦化裝置的重餾份油、催化裂解輕循環油、催化裂解重循環油、催化裂解重餾份油、油漿、氫化裂解柴油、渣油氫化裂解柴油、蠟油氫化裂解柴油、生物柴油、頁岩油柴油餾份、煤液化柴油餾份、常壓塔頂油、常壓塔抽出的餾份油、直餾減壓蠟油、氫化蠟油、焦化蠟油、脫瀝青油、抽出油、抽餘油、常壓渣油、減壓渣油、上述原料油經氫化得到的氫化尾油，和它們的組合。
  8. 如前述請求項中任一項所述的方法，其中： 所述第一催化裂解反應在如下條件下進行：反應溫度為約520-620℃，優選約530-600℃；反應時間為約0.5-3.0秒，優選約0.8-2.0秒；劑油重量比為約3:1至約15:1，優選約4:1至約12:1； 所述第二催化裂解反應在如下條件下進行：反應溫度為約480-600℃，優選約500-550℃；反應時間為約2-30秒，優選約3-15秒；劑油重量比為約3:1至約18:1，優選約4:1至約15:1。
  9. 如前述請求項中任一項所述的方法，其中所述催化裂解反應器為等直徑提升管反應器、等線速提升管反應器、變徑提升管反應器、流化床反應器、或等直徑提升管與流化床構成的複合反應器。
  10. 如前述請求項中任一項所述的方法，其中所述催化裂解反應器為變徑提升管反應器，所述變徑提升管反應器沿豎直方向由下至上依次設置有同軸且流體連通的預提升段、第一反應區、第二反應區和出口區，所述第一反應區的內徑小於第二反應區，所述第二反應區的內徑大於出口區，所述催化裂解催化劑送入所述預提升段中，所述催化裂解原料油送入所述第一反應區的下部，所述第一催化裂解反應在第一反應區中進行，所述第二催化裂解反應在第二反應區中進行。
  11. 如請求項10所述的方法，其中所述第一反應區和第二反應區的結合區域設置有至少一個用於輸入激冷介質的激冷介質入口；和/或 所述第二反應區中設置有取熱器，所述取熱器的高度占第二反應區高度的約50-90%。
  12. 如請求項11所述的方法，其中所述激冷介質選自冷激劑、冷卻的再生催化劑、冷卻的半再生催化劑、新鮮催化劑，和它們的組合；所述冷激劑選自液化氣、粗汽油、穩定汽油、輕循環油、重循環油、水，和它們的組合。
  13. 如前述請求項中任一項所述的方法，其中所述催化裂解催化劑包括裂解活性組份和載體；以乾基計並以所述裂解活性組份的重量為基準，所述裂解活性組份包括約0-100重量%、優選約10-90重量%的FAU型沸石和約0-100重量%、優選約10-90重量%的五元環結構沸石，其中所述FAU型沸石和五元環結構沸石的總量為100重量%；所述FAU型沸石優選選自Y型沸石、HY型沸石、超穩Y型沸石，和它們的組合，所述五元環結構沸石優選選自ZSM-5系列沸石、高矽沸石、鎂鹼沸石，和它們的組合，所述五元環結構沸石任選地含有稀土和/或磷。
  14. 如前述請求項中任一項所述的方法，其中在步驟d)中通過抽提精製從所述汽油餾份中回收輕質芳烴，所述抽提精製優選在如下條件下進行：抽提溶劑選自環丁碸、二甲亞碸、N-甲醯基嗎啉、四甘醇、三甘醇、N-甲基吡啶烷酮，和它們的組合，溫度為約50-110℃，抽提溶劑與汽油餾份的重量比為約2-6。
TW107137641A 2017-10-26 2018-10-24 一種多產異丁烷和/或輕質芳烴的催化裂解方法 TWI767077B (zh)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201711022235.0 2017-10-26
??201711022235.0 2017-10-26
CN201711022235.0A CN109705915B (zh) 2017-10-26 2017-10-26 一种多产异丁烷和轻质芳烃的催化裂化方法

Publications (2)

Publication Number Publication Date
TW201930573A true TW201930573A (zh) 2019-08-01
TWI767077B TWI767077B (zh) 2022-06-11

Family

ID=66247183

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
TW107137641A TWI767077B (zh) 2017-10-26 2018-10-24 一種多產異丁烷和/或輕質芳烴的催化裂解方法

Country Status (7)

Country Link
US (1) US11427773B2 (zh)
KR (1) KR102574048B1 (zh)
CN (1) CN109705915B (zh)
SA (1) SA520411833B1 (zh)
SG (1) SG11202003403WA (zh)
TW (1) TWI767077B (zh)
WO (1) WO2019080791A1 (zh)

Families Citing this family (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
EP3744816A1 (en) * 2019-05-27 2020-12-02 Indian Oil Corporation Limited Process for the production of petrochemical feedstock and high octane gasoline from middle distillates
CN112538384B (zh) * 2019-09-20 2022-04-08 中国石油化工股份有限公司 一种多产异丁烷和轻质芳烃的加氢处理-催化裂化组合工艺方法
CN112745886B (zh) * 2019-10-30 2023-05-05 中国石油化工股份有限公司 一种增产低碳烯烃和轻质芳烃的方法和系统
CN113549470B (zh) * 2020-04-24 2023-02-03 中国石油化工股份有限公司 一种催化裂化方法
CN113897216B (zh) * 2020-06-22 2023-06-09 中国石油化工股份有限公司 一种催化裂解的方法和系统

Family Cites Families (22)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2279550A (en) * 1939-03-31 1942-04-14 Universal Oil Prod Co Treatment of cracking stocks
US3684694A (en) * 1970-05-26 1972-08-15 Mobil Oil Corp Method of controlling interaction between pretreating and hydrocracking stages
US5154818A (en) 1990-05-24 1992-10-13 Mobil Oil Corporation Multiple zone catalytic cracking of hydrocarbons
US5582714A (en) * 1995-03-20 1996-12-10 Uop Process for the removal of sulfur from petroleum fractions
JPH08269464A (ja) 1995-04-03 1996-10-15 Japan Energy Corp 炭化水素油の接触分解方法
US5685972A (en) 1995-07-14 1997-11-11 Timken; Hye Kyung C. Production of benzene, toluene, and xylene (BTX) from FCC naphtha
US6210561B1 (en) 1996-08-15 2001-04-03 Exxon Chemical Patents Inc. Steam cracking of hydrotreated and hydrogenated hydrocarbon feeds
CN1081222C (zh) * 1999-06-23 2002-03-20 中国石油化工集团公司 一种降低液化气和汽油中烯烃含量的催化转化方法
CN1076751C (zh) * 1999-04-23 2001-12-26 中国石油化工集团公司 一种制取异丁烷和富含异构烷烃汽油的催化转化方法
US20060231459A1 (en) * 2005-03-28 2006-10-19 Swan George A Iii FCC process combining molecular separation with staged conversion
US20080078695A1 (en) * 2006-09-29 2008-04-03 Marathon Petroleum Company, Llc Method and apparatus for controlling catalytic cracking by near-infrared spectroscopy
JP5840840B2 (ja) * 2007-12-20 2016-01-06 中国石油化工股▲分▼有限公司 炭化水素油を水素化し接触分解するための、改善された一体的方法
WO2011090124A1 (ja) * 2010-01-20 2011-07-28 Ｊｘ日鉱日石エネルギー株式会社 炭化水素製造用触媒および炭化水素の製造方法
CN102337154B (zh) * 2010-07-22 2014-12-03 中国石油化工股份有限公司 一种生产丙烯和轻芳烃的催化转化方法
RU2563637C2 (ru) 2010-09-27 2015-09-20 Чайна Петролеум Энд Кемикал Корпорейшн Способ каталитической конверсии для улучшения состава целевого продукта
US9127213B2 (en) * 2011-11-11 2015-09-08 Chevron U.S.A. Inc. Method for predicting catalyst performance
CN104178212B (zh) 2013-05-20 2016-07-27 神华集团有限责任公司 一种煤焦油加氢提质方法
CN104418686B (zh) * 2013-08-30 2017-03-01 中国石油化工股份有限公司 一种生产低碳烯烃和轻芳烃的催化转化方法
CN104560166B (zh) 2013-10-28 2016-05-25 中国石油化工股份有限公司 一种石油烃生产高辛烷值汽油的催化转化方法
CN104711022B (zh) * 2013-12-16 2016-11-16 中国石油化工股份有限公司 一种增加汽油收率生产超低硫汽油的两段催化汽油改质方法
CN105567298B (zh) * 2014-10-09 2017-08-29 中国石油化工股份有限公司 利用重碳九改善催化裂化产物分布的方法
EP3640316B8 (en) * 2015-06-30 2022-08-03 ExxonMobil Technology and Engineering Company Hydrocarbon composition

Also Published As

Publication number Publication date
SA520411833B1 (ar) 2023-01-19
RU2020115286A3 (zh) 2021-12-17
SG11202003403WA (en) 2020-05-28
US20200239791A1 (en) 2020-07-30
CN109705915B (zh) 2020-05-19
KR20200080268A (ko) 2020-07-06
RU2020115286A (ru) 2021-11-26
KR102574048B1 (ko) 2023-09-04
CN109705915A (zh) 2019-05-03
WO2019080791A1 (zh) 2019-05-02
US11427773B2 (en) 2022-08-30
TWI767077B (zh) 2022-06-11

Similar Documents

Publication Publication Date Title
TWI767077B (zh) 一種多產異丁烷和/或輕質芳烴的催化裂解方法
CN105308156B (zh) 用于将原油转化成具有改进的btx产率的石化品的方法和设施
RU2497933C2 (ru) Способ преобразования низкосортного исходного сырья в нефтяное топливо высокого качества
JP5936819B2 (ja) 触媒変換プロセス
BRPI0716398B1 (pt) processo fcc com coluna de ascensão dupla
WO2011047540A1 (zh) 一种提高柴油十六烷值桶的催化转化方法
JP2016522846A (ja) 芳香族化合物を含む炭化水素供給原料の水素化方法
CN112745926A (zh) 处理催化裂解汽油的方法和系统、多产低碳烯烃和轻质芳烃的工艺和装置
JP7479391B2 (ja) 低質油から軽質オレフィンを製造する方法およびシステム
CN112745914B (zh) 一种将原油转化成石油化工产品的集成方法和集成装置
RU2776179C2 (ru) Способ каталитического крекинга для получения изобутана и/или легких ароматических соединений с высоким выходом
CN115895725A (zh) 一种深度降低汽油烯烃的两段提升管催化转化方法
CN103540358A (zh) 渣油转化-芳烃抽提组合工艺
CN113817496A (zh) 一种原油或重油预处理方法
CN112745945A (zh) 一种处理催化裂解汽油的方法和系统、多产二甲苯的催化裂解工艺和装置
CN112745886A (zh) 一种增产低碳烯烃和轻质芳烃的方法和系统
RU2803778C1 (ru) Способ изготовления пропилена и низкосернистого мазутного компонента
CN115926839B (zh) 一种费托合成油生产低碳烯烃的催化裂化方法
RU2803815C2 (ru) Способ и система для получения легких олефинов из низкокачественных нефтепродуктов
CN115895724B (zh) 一种深度降低汽油烯烃的催化转化方法
CN113816821B (zh) 一种生产低碳烯烃、芳烃及优质碳素材料生产原料的组合工艺方法
CN115926840B (zh) 一种费托合成油的催化转化方法
CN111647431B (zh) 一种劣质油生产低碳烯烃的方法和系统
CN110655953B (zh) 一种柴油原料的加工方法和系统
JP2022554216A (ja) プロピレンおよび低硫黄燃料油成分の製造法