TWI819031B - 一種烴油催化裂解方法、反應器及系統 - Google Patents

一種烴油催化裂解方法、反應器及系統 Download PDF

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Abstract

一種烴油催化裂解方法、反應器及系統，該方法包括：使烴油原料與催化裂解催化劑在包括一個或多個快速流化反應區的反應器中接觸反應的步驟，其中所述反應器的快速流化反應區中的至少一個為全濃相反應區，並且在整個所述全濃相反應區中，所述催化劑的軸向固體分率ε均控制在約0.1至約0.2的範圍內。本申請的方法、反應器和系統用於烴油、特別是重質原料油的催化裂解反應時，油劑接觸效率高，催化反應選擇性好，可以有效降低乾氣和焦炭產率，並提高乙烯和丙烯等高附加值產物的產率。

Description

一種烴油催化裂解方法、反應器及系統
本申請要求申請人於2018年7月16日向中國專利局提交的申請號為201810778081.6、名稱為“一種採用快速流化床進行催化裂解的方法和系統”的專利申請的優先權，上述專利申請的內容經此引用全文併入本文。
本申請涉及催化裂解的技術領域，具體涉及一種烴油催化裂解方法、反應器及系統。
以乙烯、丙烯為代表的低碳烯烴是化學工業的最基本原料，國內外多以天然氣或輕質石油餾份為原料，採用乙烯聯合裝置中蒸汽裂解工藝生產低碳烯烴。苯、甲苯、二甲苯（BTX）是重要的基礎化工原料，其中對二甲苯（PX）占BTX消費總量的45%左右。隨著中國聚酯等工業的發展，預計BTX的需求將繼續高速增長。約90%的乙烯、約70%的丙烯、90%的丁二烯、30%的芳烴均來自蒸汽裂解副產。雖然蒸汽裂解技術經過幾十年的發展，技術不斷完善，但仍具有能耗高、生產成本高、CO2 排放量大和產品結構不易調節等技術局限，石油化工如果採用傳統的蒸汽裂解製乙烯、丙烯路線，將面臨輕質原料油短缺、生產能力不足以及成本過高等幾大制約因素，另外，隨著蒸汽裂解原料的輕質化，丙烯和輕芳烴產率下降更是加劇的供需矛盾。催化裂解技術可以作為生產低碳烯烴和輕芳烴的生產工藝的有益補充，對煉油和化工一體化的企業來說，採用催化技術路線生產化工原料具有明顯的社會與經濟效益。
中國專利申請公開CN1234426A公開了一種從重質油同時製取低碳烯烴和高芳烴汽油的方法，包括使重質石油烴和水蒸汽在由提升管和密相流化床組成的複合反應器中進行催化裂解反應，達到提高低碳烯烴特別是丙烯的產率，同時使汽油中的芳烴含量增加到80重%左右。
中國專利申請公開CN1393510A公開了一種重質石油烴催化轉化增產乙烯和丙烯的方法，包括使烴油原料在提升管或流化床反應器中與含有五元環高矽沸石的催化劑接觸、反應，該方法不僅可以提高乙烯和丙烯產率，還可以在一定程度上緩解催化劑的水熱失活。
中國專利申請公開CN1721510A公開了一種採用雙反應區催化裂解生產低碳烯烴和芳烴的方法，其在兩個反應區採用不同的重時空速達到從重質原料油最大限度地生產丙烯、乙烯等低碳烯烴，其中丙烯的產率超過20重%，同時聯產甲苯與二甲苯等芳烴的目的。
美國專利申請公開US2002003103A和US2002189973A公開了採用雙提升管來增產丙烯的FCC裝置，其中裂解反應生成的汽油（60-300℉/15-150℃）進料到第二根提升管進一步反應，催化劑是USY分子篩和ZSM-5分子篩催化劑的混合物。
美國專利申請公開US2002195373A和國際專利申請公開WO2017223310A公開的方法是採用下行式反應器，在高溫（1020-1200℉/550-650℃）、短接觸時間（>0.5秒）和大劑油比（15-25）條件下操作。主催化劑（Y型八面沸石）具有低氫轉移活性，其配方結合操作條件來制定，以使輕烯烴產率最大化。高效分離器在0.1秒之內將產物和催化劑分離，使得二次反應和焦炭的形成最小化。另外，使用LCO來驟冷分離出來的氣體產物至約930℉/500℃，並防止進一步裂解。
美國專利US6538169A和美國專利申請公開US2003121825A公開的方法也是採用兩個反應區和一個共用的再生器構成的反應－再生系統。在第一反應區，使用高溫和高劑油比將重質原料裂解為輕烯烴或能轉化為輕烯烴的中間產物。第二反應區由第二根提升管構成，在那兒操作條件更苛刻，從汽油產品中生產更多的輕組份。使用擇形分子篩如ZSM-5輔助汽油向輕烯烴的轉化，適用的原料包括VGO、HVGO和氫化的瓦斯油。
中國專利申請公開CN1403540A公開了一種製取乙烯和丙烯的催化轉化方法，其中採用提升管和密相流化床串聯反應器，將輕質原料注入提升管，在較高苛刻度下反應，反應產物與積炭催化劑進入流化床，在相對緩和條件下繼續反應，該方法具有較高的乙烯+丙烯+丁烯產率。
中國專利申請公開CN102051213A公開了一種催化裂解方法，包括將重質原料在包括至少兩個反應區的第一提升管反應器中與催化劑接觸進行裂解反應，將輕質原料和裂解重油在第二提升管反應器和流化床反應器中與催化劑接觸進行裂解反應的步驟。該方法用於重油催化裂解，重油轉化率和丙烯產率較高，乾氣和焦炭產率低。
煉油化工行業結構性矛盾日益嚴重，一方面傳統石化產品產能過剩，成品油供需矛盾突出，另一方面資源類產品和高端石油化工產品短缺突出，煉油向化工轉型已是大勢所趨。作為煉油與化工橋樑的催化裂解裝置面臨前所未有壓力與挑戰。當前，催化裂解裝置摻煉常壓渣油比例越來越大，甚至提出摻煉減壓渣油的要求，現有催化裂解技術通常以減壓蠟油或石蠟基常壓渣油為原料最先進的催化裂解技術是採用雙提升管或者提升管串聯密相床層的反應器，在較高苛刻度的反應條件下，達到多產低碳烯烴和／或輕度烴的目標，這類反應器在加工摻渣重油時，不可避免地出現乾氣和焦炭產率高的問題。採用下行式反應器時可以達到焦炭產率的降低，但是反應轉化率相對較低，需要專用催化劑。隨著原料的重質化，催化裂解裝置摻煉渣油的要求越來越多，為了高效利用劣質重油資源，滿足日益增長的化工原料如低碳烯烴和重芳烴的需求，有必要開發一種將劣質重油原料轉化為高附加值產品的催化裂解方法。
本申請的目的是提供一種新型的烴油催化裂解方法、反應器和系統，其特別適用於由烴油原料、特別是重質原料油經催化裂解來生產低碳烯烴，例如乙烯和丙烯。採用本申請的方法、反應器和系統進行催化裂解的乾氣和焦炭產率低，產品分佈好，乙烯和丙烯等產率高。
為了實現上述目的，在一個方面，本申請提供了一種烴油催化裂解方法，包括使烴油原料、特別是重質原料油與催化裂解催化劑在包括一個或多個快速流化反應區的反應器中接觸反應的步驟，其中所述反應器的快速流化反應區中的至少一個為全濃相反應區，並且在整個所述全濃相反應區中，所述催化劑的軸向固體分率ε均控制在約0.1至約0.2的範圍內。
另一方面，本申請提供了一種適用於烴油、特別是重質原料油的催化裂解的反應器，該反應器從下到上依次包括任選的預提升段、全濃相反應區、過渡段和出口區，所述全濃相反應區為橫截面呈大致圓形的、底端和頂端開口的、等直徑或者變直徑的空心柱體的型式，所述任選的預提升段與所述全濃相反應區的底端相連通，所述全濃相反應區的頂端經由所述過渡段與所述出口區相連通，所述任選的預提升段上和/或所述全濃相反應區的底部設有至少一個催化裂解催化劑入口，並且所述任選的預提升段上和/或所述全濃相反應區的底部設有至少一個原料進料口， 其中，所述全濃相反應區的底端的橫截面直徑大於或等於所述任選的預提升段的直徑，且頂端的橫截面直徑大於所述出口區的直徑，並且所述全濃相反應區的側壁具有一個或多個補充催化劑入口，所述一個或多個補充催化劑入口的位置各自獨立地位於所述全濃相反應區總高度的大於0%至約90%高度處。
再一方面，本申請提供了一種適用於烴油、特別是重質原料油的催化裂解的系統，該系統包括催化裂解反應器、油劑分離設備、任選的反應產物分離設備、和再生器， 所述催化裂解反應器設置有底部的催化劑入口、下部的原料進料口和頂部的出口，所述油劑分離設備設置有入口、催化劑出口和反應產物出口，所述任選的反應產物分離設備設置有反應產物入口、乾氣出口、液化氣出口、裂解石腦油出口、裂解輕油出口和裂解重油出口，所述再生器設置有催化劑入口和催化劑出口， 所述催化裂解反應器的催化劑入口與所述再生器的催化劑出口流體連通，所述催化裂解反應器的出口與所述油劑分離設備的入口流體連通，所述油劑分離設備的反應產物出口與所述任選的反應產物分離設備的反應產物入口流體連通，所述油劑分離設備的催化劑出口與所述再生器的催化劑入口流體連通， 其中所述催化裂解反應器包括根據本申請的反應器。
與傳統的烴油催化裂解方法相比，在本申請的方法、反應器和系統中，所設置的全濃相反應區可以有效提高反應器內的催化劑密度，從而大幅度提高反應器內反應瞬間的催化劑和烴油原料之比，並控制相對較長的反應時間，使催化劑能夠與烴油原料、特別是劣質重油進行充分反應，由此不僅能提高反應轉化率，還能提高低碳烯烴和輕芳烴的產率，同時，還可以降低所需的反應溫度並有效減少乾氣和焦炭的生成，使產品分佈與產品品質得到改善。
採用本申請的方法、反應器和系統可以使石化企業從廉價的劣質重油最大限度地生產高附加值的化工原料，有助於推進煉油企業的煉化一體化進程，既解決了石化原料短缺的問題，又提高了石化行業的經濟效益和社會效益。
本申請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。
以下將通過具體的實施方式對本申請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申請，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，例如在該精確值±5%範圍內的所有可能的數值。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。
在本申請中，術語“快速流化反應區”是指其中的催化劑處於快速流態化狀態的反應區，其中快速流態化是一種無氣泡的氣固接觸流態化，重要特徵是固體顆粒趨向於成團運動。當催化劑處於快速流態化狀態時，反應區內催化劑的軸向固體分率ε通常在約0.05至約0.4的範圍內。但是，在傳統快速流化床中，催化劑通常呈上稀下濃式分佈，例如上部的催化劑軸向固體分率ε可在約0.05至約0.1的範圍內，而下部的催化劑軸向固體分率ε可在約0.3至約0.4的範圍內。
根據本申請，在所述快速流化反應區中，當催化劑的軸向固體分率ε自下至上始終控制在約0.1至約0.2的範圍內（即在該反應區沿軸向均分的上、中、下三部分中測得的催化劑軸向固體分率ε均大於等於約0.1且小於等於約0.2）時，整個所述快速流化反應區內的催化劑呈擬均一的全濃相分佈，此時所述快速流化反應區稱為“全濃相反應區”。
在本申請中，術語“水油重量比”是指注入反應器內的總蒸汽重量與原料重量之比。
在本申請中，所謂“上游”和“下游”均是基於反應物料的流動方向而言的。例如，當反應物流自下而上流動時，“上游”表示位於下方的位置，而“下游”表示位於上方的位置。
除非另有說明，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，則以本文的定義為准。
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。
在第一方面，本申請提供了一種烴油催化裂解方法，包括使烴油原料、特別是重質原料油與催化裂解催化劑在包括一個或多個快速流化反應區的反應器中接觸反應的步驟，其中所述反應器的快速流化反應區中的至少一個為全濃相反應區，並且在整個所述全濃相反應區中，所述催化劑的軸向固體分率ε均控制在約0.1至約0.2的範圍內。
在本申請中，通過採用包括全濃相反應區的反應器，防止了催化劑在該反應區內呈上稀下濃式分佈，使整個反應區上下的實際劑油比保持一致，進而能夠減少乾氣和焦炭的產率，並提高目標產物的產率。
在優選的實施方式中，根據本申請的方法用於由重質原料油生產低碳烯烴，例如乙烯和丙烯，並且進一步包括如下步驟：
i）使重質原料油、如劣質重油與催化裂解催化劑在所述反應器的全濃相反應區中、在有效生成低碳烯烴的條件下接觸反應的步驟，其中在所述反應器的整個全濃相反應區中，所述催化劑的軸向固體分率ε均控制在約0.1至約0.2的範圍內；
ii）將來自所述反應器的反應流出物分離，得到富含低碳烯烴的反應產物和待生催化劑；
iii）將所述待生催化劑再生，並將所得的再生催化劑的至少一部分返回步驟i）作為所述催化裂解催化劑；以及
iv）任選地，將所述反應產物分離得到乾氣、液化氣、裂解石腦油、裂解輕油和裂解重油。
根據本申請，所謂“有效生成低碳烯烴”是指至少部分反應原料在全濃相反應區中發生有效裂解、例如深度裂解，產生低碳烯烴產物如乙烯和丙烯，從而使所得的產物混合物富含低碳烯烴。
根據本申請，所謂“富含低碳烯烴”是指所述反應產物或產物混合物中的低碳烯烴（如乙烯和丙烯）的總含量高於所述反應產物或產物混合物的約10%重量，優選高於約15%重量，更優選高於約20%重量。
在進一步優選的實施方式中，根據本申請的方法進一步包括如下步驟：
i）使經預熱的劣質重油在所述反應器的全濃相反應區中與從底部引入所述反應區的催化裂解催化劑接觸，並在由下至上通過所述反應區的過程中進行催化裂解反應，其中在整個所述全濃相反應區中所述催化劑的軸向固體分率ε均控制為滿足：0.1≤ε≤0.2；
ii）將來自所述反應器的反應流出物分離，得到富含低碳烯烴的反應產物和待生催化劑；
iii）將所述待生催化劑送入再生器進行燒焦再生，並將所得再生催化劑的至少一部分返回步驟i）作為所述催化裂解催化劑；以及
iv）將所得的反應產物分離得到乾氣、液化氣、裂解石腦油、裂解輕油和裂解重油。
在某些具體實施方式中，在所述步驟i）之前和/或之後，本申請方法可以進一步包括一個或多個額外的反應步驟，例如在其它形式的反應區如稀相輸送床、密相流化床、傳統快速流化床等中進行的催化裂解和/或催化異構化等反應步驟。
在另一些具體實施方式中，本申請方法在所述步驟i）之前和之後不包括額外的反應步驟。
在優選的實施方式中，本申請的方法進一步包括在所述催化裂解催化劑進入所述全濃相反應區的位置的下游向所述全濃相反應區中引入一股或多股補充催化劑，並使其與所述全濃相反應區內的物料接觸進行催化裂解反應。
根據本申請，所述一股或多股補充催化劑的總量可以占反應器催化劑循環量的約0-50重量%，優選約5-45重量%，更優選約10-40重量%。
優選地，所述一股或多股補充催化劑的炭含量各自獨立地為約0-1.0重量%，例如所述一股或多股補充催化劑可以各自獨立地選自再生催化劑、待生催化劑和半再生催化劑，即再生、待生和半再生的催化裂解催化劑。
根據本申請，在全濃相反應區中引入補充催化劑可以在較大範圍內調節劑油比，為裂解反應提供更多的活性中心。同時，引入補充催化劑增強了反應溫度調節的靈活性，可以有效調節全濃相反應區內的溫度和催化劑活性的梯度。另外，在全濃相反應區中引入補充催化劑可以盡可能地維持反應區內催化劑密度的均勻性，有效調節催化劑密度的分佈，保證裂解反應充分地、有效地進行，從而提高目標產物的選擇性。
根據本申請，所述催化裂解催化劑通常由所述全濃相反應區的底部進入所述反應區，例如經由所述預提升段的出口端進入所述全濃相反應區底部，因此所述一股或多股補充催化劑的引入位置通常設置在距所述全濃相反應區底端的距離各自獨立地為所述全濃相反應區總高度的大於0%至約90%的高度處。優選地，所述一股或多股補充催化劑的引入位置各自獨立地位於所述全濃相反應區的約20％到約80％高度處，更優選約30％到約75％高度處。所述補充催化劑的溫度可以根據所需的反應溫度進行調整，例如可以引入冷和/或熱的再生催化劑，也可以引入冷和/或熱的待生催化劑。
根據本申請，所述烴油原料，如重質原料油、特別是劣質重油，可以在一個進料位置全部引入所述反應器中，也可以從兩個或兩個以上的進料位置按照相同或不同的比例引入所述反應器中。進料噴嘴的位置可以設置在預提升段的出口端處，或者在預提升段上距其出口端的距離小於或等於預提升段高度的約1/3的位置處，也可以設置在全濃相反應區的底部。
根據本申請，劣質重油是指比傳統重油更加不適宜催化裂解加工的重油。例如，所述劣質重油的性質可以滿足以下指標中的至少一種，例如一種、兩種、三種或四種：20℃的密度為約850-1000千克/米3 ，優選為約890-940千克/米3 ；殘炭為約2-10重量％，優選為約2-8重量％；鎳和釩的總含量為約2-30 ppm，優選為約5-20 ppm；特性因數K值小於約12.1，優選小於約12.0。劣質重油中的殘炭採用ASTMD-189康氏殘炭實驗方法進行測定。
作為示例，所述劣質重油可以為重質石油烴和/或其它礦物油；所述重質石油烴可以選自減壓渣油（VR）、劣質的常壓渣油（AR）、劣質的氫化渣油、焦化瓦斯油、脫瀝青油、減壓蠟油、高酸值原油、高金屬原油和它們的任意組合；所述其它礦物油可以選自煤液化油、油砂油、頁岩油和它們的任意組合。
本申請對所用的催化裂解催化劑沒有嚴格的限制，例如可以是本領域技術人員熟知的適用於由烴油原料、如重質原料油生產低碳烯烴的各種催化裂解催化劑。在優選的實施方式中，以乾基計並以催化裂解催化劑的乾基重量為基準，所述催化裂解催化劑包括約1-50重量%，優選約5-45重量%，更優選約10-40重量%的沸石、約5-99重量%，優選約10-80重量%，更優選約20-70重量%的無機氧化物，和約0-70重量%，優選約5-60重量%，更優選約10-50重量%的粘土；所述沸石作為活性組份，可以包括中孔沸石和任選的大孔沸石。優選地，以乾基計，所述中孔沸石占沸石總重量的約0-50重量%，優選占約0-20重量%。
在本申請中，所述中孔沸石和大孔沸石沿用本領域的傳統定義，即中孔沸石的平均孔徑為約0.5-0.6 nm，大孔沸石的平均孔徑為約0.7-1.0 nm。
作為示例，所述大孔沸石可以選自稀土Y（REY）型沸石、稀土氫Y（REHY）型沸石、由不同方法得到的超穩Y型沸石和高矽Y型沸石中的一種或多種。所述中孔沸石可以選自具有MFI結構的沸石，例如ZSM系列沸石和/或ZRP沸石。任選地，還可對上述中孔沸石用磷等非金屬元素和/或鐵、鈷、鎳等過渡金屬元素進行改性。有關ZRP沸石的更為詳盡的描述可參見美國專利US5,232,675A。ZSM系列沸石優選選自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它類似結構的沸石之中的一種或多種的混合物。有關ZSM-5的更為詳盡的描述可參見美國專利US3,702,886A。
根據本申請，所述無機氧化物作為黏合劑，優選為二氧化矽（SiO2 ）和/或三氧化二鋁（Al2 O3 ）。所述粘土作為基質（即載體），優選為高嶺土和/或多水高嶺土。
本申請對所用的催化裂解反應條件沒有嚴格的限制，例如可以是本領域技術人員熟知的適用於由烴油原料、如重質原料油生產低碳烯烴的催化裂解反應條件。在優選的實施方式中，所述全濃相反應區內的催化裂解反應條件可以包括：反應溫度（出口處）為約510-700℃，反應時間為約1-20秒，劑油重量比為約3：1至約50：1，水油重量比為約0.03：1至約0.8：1，催化劑密度為約120-290千克/米3 ，氣體線速為約0.8-2.5米/秒，反應壓力為約130-450千帕，催化劑質量流率Gs 為約15-150千克/（米2 ·秒）。進一步優選地，所述全濃相反應區內的反應條件包括：反應溫度為約550-650℃，反應時間為約3-15秒，劑油重量比為約10：1至約30：1，水油重量比為約0.05：1至約0.5：1，催化劑密度為約150-250千克/米3 ，氣體線速為約1-1.8米/秒，催化劑質量流率Gs 為約20-130千克/（米2 ·秒）。
根據本申請，反應產物與待生催化劑的分離可以採用本領域技術人員所熟知的方式進行，例如可以在沉降器中採用旋風分離器進行。所述反應產物進一步分離得到乾氣、液化氣、裂解石腦油、裂解輕油和裂解重油的方式也是本領域技術人員所熟知的。在優選的實施方式中，所述乾氣和液化氣可以進一步採用本領域傳統的分離手段分離得到乙烯、丙烯等目的產物。
在優選的實施方式中，根據本申請的方法進一步包括：在一個或多個位置將C4烴餾份和/或C5-C6輕汽油餾份引入所述反應器中進行催化裂解反應。進一步優選地，在烴油原料、如劣質重油引入所述反應器的位置的上游引入所述C4烴餾份和/或C5-C6輕汽油餾份的至少一部分。
根據本申請，所述“C4烴餾份”是指以C4餾份為主要成分的常溫、常壓下以氣體形式存在的低分子碳氫化合物，包括分子中碳原子數為4的烷烴、烯烴及炔烴。它既可以包括本申請方法所產的富含C4烴餾份的氣態烴產品（例如液化氣），也可以包括其它裝置所產的富含C4餾份的氣態烴，優選本申請方法所產的C4烴餾份。所述C4烴餾份優選為富含烯烴的C4烴餾份，其中C4烯烴的含量可以為大於約50重量％，優選大於約60重量％，更優選在約70重量％以上。
根據本申請，所述“C5-C6輕汽油餾份”是指汽油中碳數為C5至C6的組份，其可以包括本申請方法所產的裂解石腦油，也可以包括其它裝置所產的汽油餾份，例如可以為選自催化裂解石腦油、催化裂解汽油、直餾汽油、焦化汽油、熱裂解石腦油、熱裂解汽油和氫化汽油中的至少一種的C5-C6餾份。
根據本申請，待生催化劑可以通過本領域技術人員所熟知的方式再生，例如可以在再生器中燒焦再生，具體地可以將諸如空氣等的含氧氣體引入再生器中與待生催化劑接觸。燒焦再生所得的煙氣可以在再生器中與催化劑分離後，送入後續能量回收系統。
在本申請的某些優選實施方式中，可以將經再生器燒焦再生後的再生催化劑通過催化劑冷卻器降溫至約600-680℃後再返回所述反應器。熱的再生催化劑經冷卻後返回反應器，有助於降低油劑接觸溫度，改善原料油和催化劑的接觸狀態，進而改善對乾氣和生焦的選擇性。
在第二方面，本申請提供了一種適用於烴油、特別是重質原料油的催化裂解的反應器，該反應器從下到上依次包括任選的預提升段、全濃相反應區、過渡段和出口區，所述全濃相反應區為橫截面呈大致圓形的、底端和頂端開口的、等直徑或者變直徑的空心柱體的型式，所述任選的預提升段與所述全濃相反應區的底端相連通，所述全濃相反應區的頂端經由所述過渡段與所述出口區相連通，所述任選的預提升段上和/或所述全濃相反應區的底部設有至少一個催化裂解催化劑入口，並且所述任選的預提升段上和/或所述全濃相反應區的底部設有至少一個原料進料口，
其中，所述全濃相反應區的底端的橫截面直徑大於或等於所述任選的預提升段的直徑，且頂端的橫截面直徑大於所述出口區的直徑，並且所述全濃相反應區的側壁具有一個或多個補充催化劑入口，所述一個或多個補充催化劑入口的位置各自獨立地位於所述全濃相反應區總高度的大於0%至約90%高度處，優選位於所述全濃相反應區的約20％到約80％高度處，更優選約30％到約75％高度處。
根據本申請，所述預提升段並不是必須的，例如當本發明的反應器與其它反應器如提升管反應器串聯使用時，所述全濃相反應區可以直接與位於上游的反應器的出口直接連通，而無需採用所述預提升段。
根據本申請，所述全濃相反應區可以為各種橫截面呈大致圓形的、底端和頂端開口的、等直徑或者變直徑的空心柱體的型式，例如等直徑的空心圓柱體，或者由下至上直徑連續地或不連續地增大的空心柱體的型式。
根據本申請，所謂“直徑連續地增大”是指直徑以線性或者非線性的方式連續不斷地增大。作為“由下至上直徑連續增大的空心柱體”的例子，可以舉出倒置的空心截頭圓錐體。
根據本申請，所謂“直徑不連續地增大”是指直徑以不連續，例如階梯式，的方式增大。作為“由下至上直徑不連續地增大的空心柱體”的例子，可以舉出由兩段或更多段直徑遞增的圓柱體構成的空心柱體。
作為示例，所述全濃相反應區可以為空心圓柱體、倒置的空心截頭圓錐體、由兩段或更多段直徑遞增的圓柱體構成的空心柱體、由兩段或更多段直徑遞增的倒置的截頭圓錐體構成的空心柱體、或者由一段或多段圓柱體與一段或多段倒置的截頭圓錐體構成的空心柱體的型式。
在某些優選的實施方式中，所述全濃相反應區的底部設有催化劑分佈板。
在優選的實施方式中，所述預提升段的直徑為約0.2-5米，優選約0.4-4米，更優選約0.6-3米；其高度與反應器總高度之比為約0.01：1至約0.2：1，優選約0.03：1至約0.18：1，更優選約0.05：1至約0.15：1。
在優選的實施方式中，所述全濃相反應區的最大橫截面的直徑與反應器總高度之比為約0.005：1至約1：1，優選約0.01：1至約0.8：1，更優選約0.05：1至約0.5：1；全濃相反應區的高度與反應器總高度之比為約0.1：1至約0.9：1，優選約0.15：1至約0.8：1，更優選約0.2：1至約0.75：1。
在某些優選實施方式中，所述全濃相反應區為倒置的空心截頭圓錐體的型式，縱切面為等腰梯形，其底端橫截面的直徑為約0.2-10米，優選約0.5-8米，更優選約1-5米；頂端橫截面直徑與底端橫截面直徑比的比值為大於1至約50，優選約1.2至約10，更優選約1.5至約5；最大橫截面的直徑與反應器總高度比為約0.005：1至約1：1，優選約0.01：1至約0.8：1，更優選約0.05：1至約0.5：1；全濃相反應區的高度與反應器總高度之比為約0.1：1至約0.9：1，優選約0.15：1至約0.8：1，更優選約0.2：1至約0.75：1。
在另一些優選的實施方式中，所述全濃相反應區為由一段倒置的截頭圓錐體與一段圓柱體構成的空心柱體的型式，優選截頭圓錐體位於圓柱體的下方，其中所述截頭圓錐體的縱切面為等腰梯形，其底端橫截面的直徑為約0.2-10米，優選約0.5-8米，更優選約1-5米；頂端橫截面直徑與底端橫截面直徑的比值為大於1至約50，優選約1.2至約10，更優選約1.5至約5；所述圓柱體的直徑與所述截頭圓錐體的頂端橫截面的直徑大致相同，並且所述圓柱體的高度與所述截頭圓錐體的高度之比為約0.4：1至2.5：1，優選約0.8：1至約1.5：1；所述全濃相反應區的最大橫截面的直徑與反應器總高度之比為約0.005：1至約1：1，優選約0.01：1至約0.8：1，更優選約0.05：1至約0.5：1；全濃相反應區的高度與反應器總高度之比為約0.1：1至約0.9：1，優選約0.15：1至約0.8：1，更優選約0.2：1至約0.75：1。
在又一些優選的實施方式中，所述全濃相反應區為空心圓柱體的型式，其直徑為約0.2-10米，優選約1-5米；所述全濃相反應區的直徑與反應器總高度之比為約0.005：1至約1：1，優選約0.01：1至約0.8：1，更優選約0.05：1至約0.5：1；全濃相反應區的高度與反應器總高度之比為約0.1：1至約0.9：1，優選約0.15：1至約0.8：1，更優選約0.2：1至約0.75：1。進一步優選地，所述全濃相反應區的底部設有催化劑分佈板。
在優選的實施方式中，所述全濃相反應區的高度為約2-50米，優選約5-40米，更優選約8-20米。
根據本申請，可以在催化裂解催化劑進入所述全濃相反應區底部的位置處設置所述催化劑分佈板，例如在預提升段的出口端處。
根據本申請，所述催化劑分佈板可以為工業上常見的各種型式的分佈板，例如為平板形、拱形、碟形、環形和傘形中的一種或多種。採用催化劑分佈板有助於使催化劑在全濃相反應區的軸向上濃度均一地與原料油接觸進行催化裂解反應，從而減少催化劑濃度過高或過低帶來的劑油比焦和熱反應焦的生成。
在優選的實施方式中，所述過渡段的高度與反應器總高度之比為約0.01：1至約0.1：1，優選約0.02：1至約0.05：1。進一步優選地，該過渡段為空心的截頭圓錐體的型式，縱切面為等腰梯形，等腰梯形側邊的內傾角α為約25-85o ，優選約30-75o 。
在優選的實施方式中，所述出口區的直徑為約0.2-5米，優選約0.4-4米，更優選約0.6-3米，其高度與反應器總高度之比為約0.05：1至約0.2：1，優選約0.08：1至約0.18：1，更優選約0.1：1至約0.15：1，所述出口區的出口端可以敞口，也可以和旋風分離器的入口直接連接。
在某些具體實施方式中，本申請的反應器可以在所述全濃相反應區的上游（例如在所述任選的預提升段與所述全濃相反應區之間），和/或所述全濃相反應區的下游（例如在所述過渡段與所述出口區之間），進一步包括一個或多個其它形式的反應區，例如稀相輸送床、密相流化床、傳統快速流化床等。
在另一些具體實施方式中，本申請的反應器在所述全濃相反應區的上游和下游不包括額外的反應區。
根據本申請，所述反應器可以設置一個或多個，例如一個、兩個或更多個原料進料口，所述一個或多個原料進料口可以各自獨立地設置在預提升段的出口端處，在預提升段上距其出口端的距離小於或等於預提升段高度的約1/3的位置處，或者設置在全濃相反應區的底部。
任選地，當在所述全濃相反應區的底部設置有原料進料口時，可以在該原料進料口處設置氣體分佈器。
協力廠商面，本申請還提供了一種適用於烴油、特別是重質原料油的催化裂解的系統，該系統包括催化裂解反應器、油劑分離設備、任選的反應產物分離設備和再生器，
所述催化裂解反應器設置有底部的催化劑入口、下部的原料進料口和頂部的油劑出口，所述油劑分離設備設置有油劑入口、催化劑出口和反應產物出口，所述任選的反應產物分離設備設置有反應產物入口、乾氣出口、液化氣出口、裂解石腦油出口、裂解輕油出口和裂解重油出口，所述再生器設置有催化劑入口和催化劑出口，
所述催化裂解反應器的催化劑入口與所述再生器的催化劑出口流體連通，所述催化裂解反應器的油劑出口與所述油劑分離設備的油劑入口流體連通，所述油劑分離設備的反應產物出口與所述任選的反應產物分離設備的反應產物入口流體連通，所述油劑分離設備的催化劑出口與所述再生器的催化劑入口流體連通。
在優選的實施方式中，所述催化裂解反應器包括根據本申請的反應器。
在某些進一步優選的實施方式中，所述催化裂解反應器進一步包括一個或多個與本申請的反應器串聯和/或並聯的其它形式的反應器，例如稀相輸送床、密相流化床、傳統快速流化床等。
在另一些進一步優選的實施方式中，所述催化裂解反應器由本申請的反應器構成。
在某些具體實施方式中，本申請採用的催化裂解反應器反應器可以與沉降器同軸佈置，也可以與沉降器高低並列佈置。
根據本申請，所述油劑分離設備和反應產物分離設備均可採用本領域技術人員所熟知的設備。例如，所述油劑分離設備可以包括旋風分離器、沉降器和汽提器等，而所述反應產物分離設備可以是分餾塔等。
下面將結合附圖所示的優選實施方式來進一步說明本申請，但是並不因此而限制本申請。
圖1示出了本申請的一種優選實施方式，其中預提升介質經預提升介質管線8進入催化裂解反應器的預提升段1底部，預提升介質可以為乾氣、水蒸氣或它們的混合物。來自再生斜管5的再生催化劑進入預提升段1下部，在預提升介質的提升作用下向上運動。劣質重油經進料管線9注入預提升段1的上部，與催化裂解反應器內已有的物流混合接觸，在由下至上通過所述反應器的過程中進行催化裂解反應。在全濃相反應區2中經由補劑管線6和/或補劑管線7引入一股或多股補充催化劑，使其與所述全濃相反應區內的物料接觸進行催化裂解反應。補劑管線6和補劑管線7的位置各自獨立地位於所述全濃相反應區總高度的大於0%至約90%之間的高度處，優選位於約20％到約80％高度處，更優選約30％到約75％高度處。反應生成的反應產物和失活的待生催化劑經過渡段3和出口區4進入沉降器10中的旋風分離器11，實現待生催化劑與反應產物的分離。分離出的反應產物進入集氣室12，集氣室12中的反應產物經過油氣管線13進入後續的反應產物分離系統（圖中未示出）。催化劑細粉由旋風分離器11的料腿返回沉降器10，沉降器10中的待生催化劑流向汽提段14。汽提後的待生催化劑經待生斜管15進入再生器16，空氣經空氣分配器17分配後進入再生器16，燒去位於再生器16底部的密相床層中的待生催化劑上的焦炭，使失活的待生催化劑再生，得到再生催化劑。再生催化劑經再生斜管5返回預提升段1，煙氣經煙氣管道18進入後續的能量回收系統（圖中未示出）。
圖2示出了本申請的另一優選實施方式，其與圖1所示的實施方式基本相同，區別僅在於再生斜管5上設置有換熱器（也稱催化劑冷卻器），用於對再生催化劑進行冷卻；同時，劣質重油經進料管線9注入預提升段1的上部和/或全濃相反應區2的底部。
圖3示出了本申請反應器的一種優選實施方式，其中所述反應器從下到上依次包括預提升段1、全濃相反應區2、過渡段3和出口區4。所述全濃相反應區2為倒置的空心截頭圓錐體的型式，縱切面為等腰梯形。過渡段3為空心的截頭圓錐體的型式，縱切面為等腰梯形，等腰梯形側邊的內傾角α為約25-85o ，優選約30-75o 。預提升段1下部設有催化裂解催化劑入口，預提升段1上部和/或全濃相反應區2底部設有原料進料口。所述全濃相反應區的底端的橫截面直徑大於所述預提升段的直徑，且頂端的橫截面直徑大於所述出口區的直徑。所述全濃相反應區的側壁設有一個或多個、例如一個、兩個或更多個補充催化劑入口，例如用於補劑管線6或補劑管線7的補充催化劑入口。所述一個或多個補充催化劑入口的位置各自獨立位於所述全濃相反應區總高度的大於0%至約90%之間的高度處，優選位於約20％到約80％高度處，更優選約30％到約75％高度處。
圖4示出了本申請反應器的另一種優選實施方式，其中所述反應器從下到上依次包括預提升段1、全濃相反應區2、過渡段3和出口區4。所述全濃相反應區2為由下至上包括一段倒置的截頭圓錐體和一段圓柱體的空心柱體的型式。過渡段3為空心的截頭圓錐體的型式，縱切面為等腰梯形，等腰梯形側邊的內傾角α為約25-85o ，優選約30-75o 。預提升段1下部設有催化裂解催化劑入口，預提升段1上部和/或全濃相反應區2底部設有原料進料口。所述全濃相反應區的底端的橫截面直徑大於所述預提升段的直徑，且頂端的橫截面直徑大於所述出口區的直徑。所述全濃相反應區的側壁設有一個或多個、例如一個、兩個或更多個補充催化劑入口，例如用於補劑管線6或補劑管線7的補充催化劑入口。所述一個或多個補充催化劑入口的位置各自獨立位於所述全濃相反應區總高度的大於0%至約90%之間的高度處，優選位於約20％到約80％高度處，更優選約30％到約75％高度處，並且可以各自獨立地位於所述全濃相反應區的截頭圓錐體段或圓柱體段。
圖5示出了本申請反應器的再一種優選實施方式，其中所述反應器從下到上依次包括預提升段1、全濃相反應區2、過渡段3和出口區4。所述全濃相反應區2為空心圓柱體的型式。過渡段3為空心的截頭圓錐體的型式，縱切面為等腰梯形，等腰梯形側邊的內傾角α為約25-85o ，優選約30-75o 。預提升段1下部設有催化裂解催化劑入口，預提升段1上部和/或全濃相反應區2底部設有原料進料口。全濃相反應區2底部的預提升段出口處設有催化劑分佈板。所述全濃相反應區的直徑大於所述預提升段和所述出口區的直徑。所述全濃相反應區的側壁設有一個或多個、例如一個、兩個或更多個補充催化劑入口，例如用於補劑管線6的補充催化劑入口。所述一個或多個補充催化劑入口的位置各自獨立位於所述全濃相反應區總高度的大於0%至約90%之間的高度處，優選位於約20％到約80％高度處，更優選約30％到約75％高度處。
在某些優選的實施方式中，本申請提供了以下的技術方案：
1、一種採用快速流化床進行催化裂解的方法，該方法包括：
i）將預熱的劣質重油從快速流化床的下部引入快速流化床中與催化裂解催化劑接觸並由下至上進行催化裂解反應，得到反應產物和待生催化劑；其中，所述快速流化床中催化劑呈全濃相分佈，所述快速流化床中軸向固體分率ε分佈滿足：0.1≤ε≤0.2；
ii）將所得反應產物進行分離，得到乾氣、液化氣、裂解汽油、裂解柴油和裂解重油；以及
iv）將待生催化劑送入再生器進行燒焦再生，所得再生催化劑作為所述催化裂解催化劑返回快速流化床的底部。
2、根據方案1所述的方法，其中，所述劣質重油的性質滿足以下指標中的一種、兩種、三種或四種：20℃密度為900-1000千克/米3 ，殘炭為2-10重量％，鎳和釩總含量為2-30ppm，特性因數K值小於12.1。
3、根據方案1所述的方法，其中，所述劣質重油的性質滿足以下指標中的一種、兩種、三種或四種：20℃密度為910-940千克/米3 ，殘炭為3-8重量％，鎳和釩總含量為5-20ppm，特性因數K值小於12.0。
4、根據方案1所述的方法，其中，所述劣質重油為重質石油烴和/或其它礦物油；
所述重質石油烴為選自減壓渣油、劣質的常壓渣油、劣質的氫化渣油、焦化瓦斯油、脫瀝青油、減壓蠟油、高酸值原油和高金屬原油中的一種或多種，所述其它礦物油為選自煤液化油、油砂油和頁岩油中的一種或多種。
5、根據方案1所述的方法，其中，以乾基計並以催化裂解催化劑的乾基重量為基準，所述催化裂解催化劑包括1-50重量%的沸石、5-99重量%的無機氧化物和0-70重量%的粘土；
所述沸石包括中孔沸石和任選的大孔沸石，所述中孔沸石為ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，所述大孔沸石為選自稀土Y、稀土氫Y、超穩Y和高矽Y中的一種或多種。
6、根據方案5所述的方法，其中，以乾基計，所述中孔沸石占沸石總重量的0-50重量%。
7、根據方案5所述的方法，其中，以乾基計，所述中孔沸石占沸石總重量的0-20重量%。
8、根據方案1所述的方法，其中，所述催化裂解反應的條件包括：反應溫度為510-650℃，反應時間為1-20秒，劑油重量比為（3-50）：1，水油重量比的重量比為（0.03-0.8）：1，催化劑密度為120-290千克/米3 ，氣體線速為0.8-2.5米/秒，反應壓力為130-450千帕，催化劑質量流速Gs 為15-150千克/（米2 ·秒）。
9、根據方案1所述的方法，其中，所述催化裂解反應的條件包括：反應溫度為550-620℃，反應時間為3-15秒，劑油重量比為（10-30）：1，水油重量比為（0.05-0.5）：1，催化劑密度為150-250千克/米3 ，氣體線速為1-1.8米/秒，催化劑質量流速Gs 為20-130千克/（米2 ·秒）。
10、根據方案1所述的方法，所述方法還包括：將C4烴餾份和/或C5-C6輕汽油餾份引入所述快速流化床進行所述催化裂解反應。
11、根據方案10所述的方法，其中，在劣質重油引入快速流化床的進料位置之前引入所述C4烴餾份和/或C5-C6輕汽油餾份。
12、根據方案1所述的方法，所述方法還包括：將催化劑補充入快速流化床中與所述劣質重油和催化裂解催化劑一起進行所述催化裂解反應；其中，所補充催化劑的炭含量為0-1.0重量%。
13、根據方案12所述的方法，其中，所補充催化劑占快速流化床催化劑循環量的0-50重量%。
14、根據方案12所述的方法，其中，所補充催化劑占快速流化床催化劑循環量的5-30重量%。
15、根據方案12所述的方法，其中，所述快速流化床的催化劑補充位置與快速流化床底部的距離占快速流化床總高度的0-2/3。
16、根據方案1所述的方法，其中，將再生器燒焦再生所得再生催化劑通過冷卻器降溫至600-680℃後再返回快速流化床的底部。
17、一種催化裂解系統，該系統包括快速流化床、油劑分離設備、反應產物分離設備和再生器；
所述快速流化床設置有底部的催化劑入口、下部的劣質重油入口和頂部的油劑出口，所述油劑分離設備設置有油劑入口、催化劑出口和反應產物出口，所述反應產物分離設備設置有反應產物入口、乾氣出口、液化氣出口、裂解汽油出口、裂解柴油出口和裂解重油出口，所述再生器設置有催化劑入口和催化劑出口；
所述快速流化床的催化劑入口與所述再生器的催化劑出口流體連通，所述快速流化床的油劑出口與所述油劑分離設備的油劑入口流體連通，所述油劑分離設備的反應產物出口與所述反應產物分離設備的反應產物入口流體連通，所述油劑分離設備的催化劑出口與所述再生器的催化劑入口流體連通。
本申請中各參數的定義和計算方式如下：
（1）、催化劑的軸向固體分率ε=由壓差計測得的反應區內軸向兩點間的壓差÷所述軸向兩點間的距離÷催化劑顆粒密度；
其中壓差的單位為千克/米2 ，軸向兩點間距離的單位為米，催化劑顆粒密度的單位為千克/米3 。
催化劑顆粒密度=骨架密度／（催化劑孔體積×骨架密度+1）,其中骨架密度的單位為千克/米3 ，催化劑孔體積的單位為米3 ，骨架密度和催化劑孔體積分別由比重瓶法和水滴定法測定。
（2）、反應時間=反應區的體積/油氣對數平均體積流量；
其中，反應區體積的單位為米3 ，油氣對數平均體積流量的單位為米3 /秒；
油氣對數平均體積流量=（Vout -Vin ）/ln（Vout /Vin ），Vout 和Vin 分別為反應區出口處和入口處的油氣體積流量；
反應區出口油氣體積流量Vout =m/ρ3 ；
反應區入口油氣體積流量Vin =m/ρ4 ；
其中，m為單位時間原料油和霧化蒸汽的進料量，單位為千克/秒；ρ3 為反應區出口處的油氣密度，單位為千克/米3 ；ρ4 為反應區入口處的油氣密度，單位為千克/米3 。
（3）、反應區（或其上、中、下部）的催化劑密度=由壓差計測得的反應區內（或其上、中、下部）軸向兩點間的壓差÷所述軸向兩點間的距離；
其中壓差的單位為千克/米2 ，反應區軸向平均分為上、中、下三部分，軸向兩點間距離的單位為米。
（4）、氣體線速=油氣對數平均體積流量÷反應區橫截面積；
當反應區為非圓柱體型式時，氣體線速取反應區底端的氣體線速與反應區頂端的氣體線速的對數平均值。
（5）、催化劑質量流率Gs =反應器催化劑循環量÷反應區橫截面積；
當反應區為非圓柱體型式時，催化劑質量流率Gs 取反應區底端的Gs 與反應區頂端的Gs 的對數平均值；
其中，催化劑循環量的單位為千克/秒；
反應器催化劑循環量=焦炭生成速度÷（待生催化劑炭含量-再生催化劑炭含量）；
其中，焦炭生成速度單位為千克/秒，待生催化劑炭含量和再生催化劑炭含量均為重量含量；
焦炭生成速度=煙氣量×（CO2 %+CO%）÷Vm×M；
其中，Vm為氣體摩爾體積，取值為22.4×10-3 米3 /摩爾，M為碳元素的摩爾質量，取值為12×10-3 千克/摩爾；
煙氣量=（再生空氣量×79體積%）/（1-CO2 %-CO%-O2 %）；
其中，再生空氣量的單位為米3 /秒，煙氣量的單位為米3 /秒，CO2 %、CO%、O2 %分別為煙氣中CO2 、CO和O2 的體積百分比。
實施例
下面的實施例將對本申請予以進一步的說明，但並不因此而限制本申請。
以下實施例與對照例中所用的原料油均為氫化渣油，其性質如表1所示，所用的催化劑是購自中國石油化工股份有限公司催化劑分公司的商業催化裂解催化劑，商品代號為DMMC-2。
表1 所用原料油的性質
實施例1
按照圖1所示的流程進行試驗，原料油為氫化渣油，採用DMMC-2催化劑，在中型裝置上進行試驗，反應器型式為帶有全濃相反應區的催化裂解反應器。預熱的原料油在催化裂解反應器中與催化裂解催化劑接觸並進行催化裂解反應，其中，向全濃相反應區補充一股熱的再生催化劑（炭含量為0.05重量%），催化劑補充位置位於全濃相反應區總高度的60%高度處，所補充的催化劑占反應器催化劑循環量的15重量%。控制全濃相反應區中催化劑呈全濃相分佈，全濃相反應區中催化劑的軸向固體分率ε由下至上均在0.1-0.2範圍內。反應後物流進入密閉式旋風分離器，使反應產物和待生催化劑快速分離，反應產物在產物分離系統中按餾程進行切割。待生催化劑在重力作用下進入汽提段，由水蒸氣汽提出待生催化劑上吸附的反應產物，汽提後的催化劑不經換熱直接進入再生器，與空氣接觸進行燒焦再生，再生催化劑返回反應器中循環使用。所用的操作條件和產品分佈列於表2。
從表2可以看出，本實施例的乙烯產率可達5.2重量%，丙烯產率可達21.1重量%，輕芳烴產率為11.3重量%，乾氣和焦炭產率分別為10.2重量％和8.0重量％。
實施例2
按照圖1的流程進行試驗，原料油為氫化渣油，採用DMMC-2催化劑，在中型裝置上進行試驗，反應器型式為帶有全濃相反應區的催化裂解反應器。預熱的原料油在催化裂解反應器中與催化裂解催化劑接觸並進行催化裂解反應，其中，向全濃相反應區補充一股熱的再生催化劑（炭含量為0.05重量%），催化劑補充位置位於全濃相反應區總高度的60%高度處，所補充的催化劑占反應器催化劑循環量的15重量%。控制全濃相反應區中催化劑呈全濃相分佈，全濃相反應區中催化劑的軸向固體分率ε由下至上均在0.1-0.2範圍內。反應後物流進入密閉式旋風分離器，使反應產物和待生催化劑快速分離，反應產物在產物分離系統中按餾程進行切割。待生催化劑在重力作用下進入汽提段，由水蒸氣汽提出待生催化劑上吸附的反應產物，汽提後的催化劑不經換熱直接進入到再生器，與空氣接觸進行燒焦再生，再生後的催化劑返回反應器中循環使用。反應產物切割後得到的混合C4餾份返回全濃相反應區底部進行進一步反應。所用的操作條件和產品分佈列於表2。
從表2可以看出，本實施例的乙烯產率可達5.7重量%，丙烯產率可達21.0重量%，輕芳烴產率為11.5重量%，乾氣和焦炭產率分別為10.3重量％和8.1重量％。
對照例1
原料油為氫化渣油，採用DMMC-2催化劑，在中型裝置上進行試驗，反應器型式為提升管與流化床串聯的組合式反應器。預熱的原料油進入提升管下部與催化劑接觸進行催化裂解反應，反應油氣和水蒸氣以及待生催化劑從提升管出口進入密相流化床反應器繼續反應。反應後物流進入密閉式旋風分離器，使反應產物和待生催化劑快速分離，反應產物在產物分離系統中按餾程進行切割。待生催化劑在重力作用下進入汽提段，由水蒸氣汽提出待生催化劑上吸附的反應產物，汽提後的催化劑不經換熱直接進入到再生器，與空氣接觸進行燒焦再生，再生後的催化劑（705℃）返回提升管中循環使用。所用的操作條件和產品分佈列於表2。
從表2的結果可以看出，該對照例中乙烯產率為3.7重量%，丙烯產率為12.8重量%，輕芳烴產率為5.5重量%，乾氣和焦炭產率分別為12.9重量％和13.3重量％。
對照例2
對照例2與實施例1基本相同，區別在於未向全濃相反應區補充催化劑，全濃相反應區中催化劑的軸向固體分率ε由上至下表現為0.1→0.2→0.3遞增。所用的操作條件同實施例1，產品分佈列於表2。
表2 實施例1-2和對照例1-2的反應結果對照
實施例3
按照圖1所示的流程進行試驗，原料油為氫化渣油，採用DMMC-2催化劑，在中型裝置上進行試驗，反應器型式為帶有全濃相反應區的催化裂解反應器。預熱的原料油進入催化裂解反應器中與催化裂解催化劑接觸並進行催化裂解反應，其中，向全濃相反應區補充兩股催化劑，一股催化劑為熱的再生催化劑（炭含量為0.05重量%），補充位置位於全濃相反應區總高度的70%高度處，所補充的催化劑占反應器催化劑循環量的13重量%；另一股催化劑為待生催化劑（炭含量為0.9重量%），補充位置位於全濃相反應區總高度的50%高度處，所補充的催化劑占反應器催化劑循環量的3重量%。控制全濃相反應區中催化劑呈全濃相分佈，全濃相反應區中催化劑的軸向固體分率ε由下至上均在0.1-0.2範圍內。反應後物流進入密閉式旋風分離器，使反應產物和待生催化劑快速分離，反應產物在產物分離系統中按餾程進行切割。待生催化劑在重力作用下進入汽提段，由水蒸氣汽提出待生催化劑上吸附的反應產物，汽提後的催化劑不經換熱直接進入到再生器，與空氣接觸進行燒焦再生，再生催化劑返回反應器中循環使用。所用的操作條件和產品分佈列於表3。
從表3可以看出，本實施例中乙烯產率可達5.3重量%，丙烯產率可達20.6重量%，輕芳烴產率為11.5重量%，乾氣和焦炭產率分別為10.4重量％和8.2重量％。
實施例4
按照圖1所示的流程進行試驗，原料油為氫化渣油，採用DMMC-2催化劑，在中型裝置上進行試驗，反應器型式為帶有全濃相反應區的催化裂解反應器。預熱的原料油進入催化裂解反應器中與催化裂解催化劑接觸並進行催化裂解反應，其中，向全濃相反應區補充兩股催化劑，兩股催化劑均為熱的再生催化劑（炭含量為0.05重量%），一股熱的再生催化劑的補充位置位於全濃相反應區總高度的70%高度處，所補充的催化劑占反應器催化劑循環量的13重量%；另一股熱的再生催化劑的補充位置位於全濃相反應區總高度的50%高度處，所補充的催化劑占反應器催化劑循環量的3重量%。控制全濃相反應區中催化劑呈全濃相分佈，全濃相反應區中催化劑的軸向固體分率ε由下至上均在0.1-0.2範圍內。反應後物流進入密閉式旋風分離器，使反應產物和待生催化劑快速分離，反應產物在產物分離系統中按餾程進行切割。待生催化劑在重力作用下進入汽提段，由水蒸氣汽提出待生催化劑上吸附的反應產物，汽提後的催化劑不經換熱直接進入到再生器，與空氣接觸進行燒焦再生，再生催化劑返回反應器中循環使用。反應產物切割後所得的混合C4餾份返回全濃相反應區底部進行進一步反應。所用的操作件和產品分佈列於表3。
從表3可以看出，本實施例的乙烯產率可達5.7重量%，丙烯產率可達20.9重量%，輕芳烴產率為11.7重量%，乾氣和焦炭產率分別為10.4重量％和8.3重量％。
表3 實施例3-4和對照例1的反應結果對照
實施例5
按照圖2所示的流程進行試驗，原料油為氫化渣油，採用DMMC-2催化劑，在中型裝置上進行試驗，反應器型式為帶有全濃相反應區的催化裂解反應器。預熱的原料油進入催化裂解反應器中與經冷卻的催化裂解催化劑接觸並進行催化裂解反應，其中，向全濃相反應區補充一股經冷卻的再生催化劑（炭含量為0.05重量%），催化劑補充位置位於全濃相反應區總高度的60%高度處，所補充的催化劑占反應器催化劑循環量的15重量%。控制全濃相反應區中催化劑呈全濃相分佈，全濃相反應區中催化劑的軸向固體分率ε由下至上均在0.1-0.2範圍內。反應後物流進入密閉式旋風分離器，使反應產物和待生催化劑快速分離，反應產物在產物分離系統中按餾程進行切割。待生催化劑在重力作用下進入汽提段，由水蒸氣汽提出待生催化劑上吸附的反應產物，汽提後的催化劑不經換熱直接進入到再生器，與空氣接觸進行燒焦再生，再生催化劑經冷卻器冷卻後返回反應器中循環使用。所用的操作條件和產品分佈列於表4。
從表4可以看出，本實施例的乙烯產率可達5.3重量%，丙烯產率可達21.6重量%，輕芳烴產率為11.5重量％，乾氣和焦炭產率分別為9.9重量％和8.1重量％。
實施例6
按照圖2所示的流程進行試驗，原料油為氫化渣油，採用DMMC-2催化劑，在中型裝置上進行試驗，反應器型式為帶有全濃相反應區的催化裂解反應器。預熱的原料油進入催化裂解反應器中與經冷卻的催化裂解催化劑接觸並進行催化裂解反應，其中，向全濃相反應區補充一股經冷卻的再生催化劑（炭含量為0.05重量%），催化劑補充位置位於全濃相反應區總高度的60%高度處，所補充的催化劑占反應器催化劑循環量的15重量%。控制全濃相反應區中催化劑呈全濃相分佈，全濃相反應區中催化劑的軸向固體分率ε由下至上均在0.1-0.2範圍內。反應後物流進入密閉式旋風分離器，使反應產物和待生催化劑快速分離，反應產物在產物分離系統中按餾程進行切割。待生催化劑在重力作用下進入汽提段，由水蒸氣汽提出待生催化劑上吸附的反應產物，汽提後的催化劑不經換熱直接進入到再生器，與空氣接觸進行燒焦再生，再生催化劑經冷卻器冷卻後返回反應器中循環使用。反應產物切割後所得的混合C4餾份返回全濃相反應區底部進行進一步反應。所用的操作條件和產品分佈列於表4。
從表4可以看出，本實施例的乙烯產率可達5.7重量%，丙烯產率可達22.0重量%，輕芳烴產率為11.7重量％，乾氣和焦炭產率分別為10.0重量％和8.2重量％。
表4 實施例5-6和對照例1的反應結果對照
由實施例1-6的結果可以看出，本申請方法具有較高的乙烯、丙烯和輕芳烴產率，同時具有較低的乾氣和焦炭產率。
以上詳細描述了本申請的優選實施方式，但是，本申請並不限於上述實施方式中的具體細節，在本申請的技術構思範圍內，可以對本申請的技術方案進行多種簡單變型，這些簡單變型均屬於本申請的保護範圍。
另外需要說明的是，在上述具體實施方式中所描述的各個具體技術特徵，在不矛盾的情況下，可以通過任何合適的方式進行組合，為了避免不必要的重複，本申請對各種可能的組合方式不再另行說明。
此外，本申請的各種不同的實施方式之間也可以進行任意組合，只要其不違背本申請的思想，其同樣應當視為本申請所發明的內容。
1‧‧‧預提升段 2‧‧‧全濃相反應區 3‧‧‧過渡段 4‧‧‧出口區 5‧‧‧再生斜管 6‧‧‧補劑管線 7‧‧‧補劑管線 8‧‧‧預提升介質管線 9‧‧‧進料管線 10‧‧‧沉降器 11‧‧‧旋風分離器 12‧‧‧集氣室 13‧‧‧油氣管線 14‧‧‧汽提段 15‧‧‧待生斜管 16‧‧‧再生器 17‧‧‧空氣分配器 18‧‧‧煙氣管線 19‧‧‧催化劑分佈板
附圖是用來提供對本申請的進一步理解，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申請，但並不構成對本發明的限制。在附圖中： 圖1為本申請的一種優選實施方式的示意圖； 圖2為本申請的另一優選實施方式的示意圖；以及 圖3-5為本申請反應器的幾種優選實施方式的示意圖。
1‧‧‧預提升段
2‧‧‧全濃相反應區
3‧‧‧過渡段
4‧‧‧出口區
5‧‧‧再生斜管
6‧‧‧補劑管線
7‧‧‧補劑管線
8‧‧‧預提升介質管線
9‧‧‧進料管線
10‧‧‧沉降器
11‧‧‧旋風分離器
12‧‧‧集氣室
13‧‧‧油氣管線
14‧‧‧汽提段
15‧‧‧待生斜管
16‧‧‧再生器
17‧‧‧空氣分配器
18‧‧‧煙氣管線

Claims (20)

  1. 一種烴油催化裂解方法，包括使烴油原料與催化裂解催化劑在包括一個或多個快速流化反應區的反應器中接觸反應的步驟，其中所述反應器的快速流化反應區中的至少一個為全濃相反應區，並且在整個所述全濃相反應區中，所述催化劑的軸向固體分率ε均控制在約0.1至約0.2的範圍內。
  2. 如請求項1所述的方法，所述方法用於由重質原料油生產低碳烯烴，並且進一步包括如下步驟：i)使重質原料油與催化裂解催化劑在所述反應器的全濃相反應區中、在有效生成低碳烯烴的條件下接觸反應的步驟，其中在所述反應器的整個全濃相反應區中，所述催化劑的軸向固體分率ε均控制在約0.1至約0.2的範圍內；ii)將來自所述反應器的反應流出物分離，得到富含低碳烯烴的反應產物和待生催化劑；iii)將所述待生催化劑再生，並將所得的再生催化劑的至少一部分返回步驟i)作為所述催化裂解催化劑；以及，iv)任選地，將所述反應產物分離得到乾氣、液化氣、裂解石腦油、裂解輕油和裂解重油。
  3. 如請求項1或2所述的方法，進一步包括：在所述催化裂解催化劑進入所述全濃相反應區的位置的下游向所述全濃相反應區中引入一股或多股補充催化劑，並使其與所述全濃相反應區內的物料接觸進行催化裂解反應， 其中，所述一股或多股補充催化劑的炭含量各自獨立地為約0-1.0重量%，並且各自獨立地選自再生、待生或半再生的催化裂解催化劑，且所述一股或多股補充催化劑的總量占反應器催化劑循環量的約5-50重量%，所述一股或多股補充催化劑的引入位置各自獨立地位於所述全濃相反應區總高度的約20%至約90%高度處。
  4. 如請求項1或2所述的方法，進一步包括：在一個或多個位置將C4烴餾份和/或C5-C6輕汽油餾份引入所述反應器中進行催化裂解反應。
  5. 如請求項1或2所述的方法，其中，以乾基計並以催化裂解催化劑的乾基重量為基準，所述催化裂解催化劑包括約1-50重量%的沸石；約5-99重量%的無機氧化物，和約0-70重量%的粘土；其中，所述沸石包括中孔沸石和任選的大孔沸石，所述中孔沸石選自ZSM系列沸石、ZRP沸石，和它們的任意組合；所述大孔沸石選自稀土Y型沸石、稀土氫Y型沸石、超穩Y型沸石和高矽Y型沸石，和它們的任意組合。
  6. 如請求項1或2所述的方法，其中，所述全濃相反應區內的反應條件包括：反應溫度為約510-700℃，反應時間為約1-20秒，劑油重量比為約3：1至約50：1，水油重量比為約0.03：1至約0.8：1，催化劑密度為約120-290千克/米3，氣體線速為約0.8-2.5米/秒，反應壓力為約130-450千帕，催化劑質量流率為約15-150千克/(米2．秒)。
  7. 如請求項1或2所述的方法，其中，所述烴油原料為重質原料油，其性質滿足以下指標中的至少一種：20℃密度為約850-1000千克/米3，殘炭為約2-10重量%，鎳和釩的總含量為約2-30ppm，特性因數K值小於約12.1。
  8. 如請求項1或2所述的方法，其中，所述烴油原料為選自重質石油烴、其它礦物油和它們的任意組合的重質原料油；其中，所述重質石油烴選自減壓渣油、劣質的常壓渣油、劣質的氫化渣油、焦化瓦斯油、脫瀝青油、減壓蠟油、高酸值原油、高金屬原油，和它們的任意組合；並且所述其它礦物油選自煤液化油、油砂油、頁岩油，和它們的任意組合。
  9. 一種適用於烴油的催化裂解的反應器，該反應器從下到上依次包括預提升段、全濃相反應區、過渡段和出口區，所述全濃相反應區為橫截面呈大致圓形的、底端和頂端開口的、等直徑或者變直徑的空心柱體的型式，所述預提升段與所述全濃相反應區的底端相連通，所述全濃相反應區的頂端經由所述過渡段與所述出口區相連通，所述預提升段上和/或所述全濃相反應區的底部設有至少一個催化裂解催化劑入口，並且所述預提升段上和/或所述全濃相反應區的底部設有至少一個原料進料口，其中，所述全濃相反應區的底端的橫截面直徑大於或等於所述預提升段的直徑，且頂端的橫截面直徑大於所述出口區的直徑，並且所述全濃相反應區的側壁具有一個或多個補充催化劑入口，所述一個或多個補充催化劑入口的位置各自獨立地位於所述全濃相反應區總高度的約20%至約90%高度處， 其中，所述等直徑或者變直徑的空心柱體的型式為等直徑的空心圓柱體型式，或者為由下至上直徑連續地或不連續地增大的空心柱體型式，以及，當所述全濃相反應區呈等直徑的空心圓柱體型式時，所述全濃相反應區的底部設有催化劑分佈板。
  10. 如請求項9所述的反應器，所述一個或多個補充催化劑入口的位置各自獨立地位於所述全濃相反應區總高度的約30%到約75%高度處。
  11. 如請求項9所述的反應器，其中所述全濃相反應區為該由下至上直徑連續地或不連續地增大的空心柱體型式，其包含倒置的空心截頭圓錐體、由兩段或更多段直徑遞增的圓柱體構成的空心柱體、由兩段或更多段直徑遞增的倒置的截頭圓錐體構成的空心柱體、或者由一段或多段圓柱體與一段或多段倒置的截頭圓錐體構成的空心柱體的型式。
  12. 如請求項9-11中任一項所述的反應器，其中所述預提升段的直徑為約0.2-5米；其高度與反應器總高度之比為約0.01：1至約0.2：1。
  13. 如請求項9-11中任一項所述的反應器，其中所述全濃相反應區的最大橫截面的直徑與反應器總高度之比為約0.005：1至約1：1；全濃相反應區的高度與反應器總高度之比為約0.1：1至約0.9：1。
  14. 如請求項9-11中任一項所述的反應器，其中所述全濃相反應區為該由下至上直徑連續地或不連續地增大的空心柱體型式，其為倒置的空心截頭圓錐體的型式，其縱切面為等腰梯形，其底端橫截面的直徑為約0.2-10米；其頂端橫截面直徑與底端橫截面直徑的比值為大於1至約50；最大橫截面的直徑與反應器總高度之比為約0.005：1至約1：1；全濃相反應區的高度與反應器總高度之比為約0.1：1至約0.9：1。
  15. 如請求項9-11中任一項所述的反應器，其中所述全濃相反應區為該由下至上直徑連續地或不連續地增大的空心柱體型式，其為由下至上由一段倒置的截頭圓錐體與一段圓柱體構成的空心柱體的型式，其中所述截頭圓錐體的縱切面為等腰梯形，其底端橫截面的直徑為約0.2-10米；其頂端橫截面直徑與底端橫截面直徑的比值為大於1至約50；所述圓柱體的直徑與所述截頭圓錐體的頂端橫截面的直徑大致相同，並且所述圓柱體的高度與所述截頭圓錐體的高度之比為約0.4：1至2.5：1；所述全濃相反應區的最大橫截面的直徑與反應器總高度之比為約0.005：1至約1：1；全濃相反應區的高度與反應器總高度之比為約0.1：1至約0.9：1。
  16. 如請求項9-11中任一項所述的反應器，其中所述全濃相反應區為該空心圓柱體的型式，其直徑為約0.2-10米，所述全濃相反應區的直徑與反應器總高度之比為約0.005：1至約1：1，全濃相反應區的高度與反應器總高度之比為約0.1：1至約0.9：1。
  17. 如請求項9-11中任一項所述的反應器，其中所述過渡段的高度與反應器總高度之比為約0.01：1至約0.1：1；其中，該過渡段為空心的截頭圓錐體的型式，縱切面為等腰梯形，等腰梯形側邊的內傾角α為約25-85°。
  18. 如請求項9-11中任一項所述的反應器，其中所述出口區的直徑為約0.2-5米，其高度與反應器總高度之比為約0.05：1至約0.2：1，所述出口區的出口端可以敞口，也可以和旋風分離器的入口直接連接。
  19. 如請求項9-11中任一項所述的反應器，其中所述至少一個原料進料口各自獨立地設置在所述預提升段上距其出口端的距離小於或等於所述預提升段高度的約1/3的位置處，在所述預提升段的出口端處、或者在所述全濃相反應區的底部，任選地，當在所述全濃相反應區的底部設置有原料進料口時，可以在該原料進料口處設置氣體分佈器。
  20. 一種適用於烴油的催化裂解的系統，該系統包括催化裂解反應器、油劑分離設備、任選的反應產物分離設備、和再生器，所述催化裂解反應器設置有底部的催化劑入口、下部的原料進料口和頂部的油劑出口，所述油劑分離設備設置有油劑入口、催化劑出口和反應產物出口，所述任選的反應產物分離設備設置有反應產物入口、乾氣出口、液化氣出口、 裂解石腦油出口、裂解輕油出口和裂解重油出口，所述再生器設置有催化劑入口和催化劑出口，所述催化裂解反應器的催化劑入口與所述再生器的催化劑出口流體連通，所述催化裂解反應器的油劑出口與所述油劑分離設備的油劑入口流體連通，所述油劑分離設備的反應產物出口與所述任選的反應產物分離設備的反應產物入口流體連通，所述油劑分離設備的催化劑出口與所述再生器的催化劑入口流體連通，其中所述催化裂解反應器包括如請求項9-19中任一項所述的反應器。
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