CN101191068A - 一种烃油裂化方法 - Google Patents

Abstract

一种烃油裂化方法包括在一个包括多个反应区的提升管反应器内，在裂化反应条件下，将烃油原料与裂化催化剂在各反应区接触反应，将催化剂和反应产物分离，得到裂化产物和待生催化剂，将至少部分待生催化剂再生，得到半再生催化剂和再生催化剂，其中，多个反应区包括至少一个中部反应区和至少一个上部反应区，上部反应区位于中部反应区之上；在中部反应区，引入劣质重质原料和半再生催化剂，使劣质重质原料和半再生催化剂接触；在上部反应区，引入重质原料和再生催化剂，使重质原料和再生催化剂接触。劣质重质原料的残炭含量、金属镍与钒的含量、沥青质含量和碱性氮含量中的至少一项高于所述重质原料。该方法可以优化烃油裂化条件，改善产品分布。

Description

一种烃油裂化方法

技术领域

本发明涉及一种烃油的裂化方法。

背景技术

催化裂化是石油二次加工的重要手段之一，用于从重质原料油生产汽油、柴油、液化气等。现代的催化裂化工艺采用分子筛催化剂，反应/再生过程连续进行。原料油用水蒸汽雾化并喷入提升管反应器内，在其中与来自再生器的高温催化剂(550-700℃)接触，随即进行裂化反应。裂化反应生成的油气在提升管反应器内的停留时间很短，一般只有几秒钟。离开提升管反应器的反应产物经在沉降器中分离出夹带的催化剂，后去分馏塔进行产品分离。积有焦炭的催化剂(称待生催化剂)由沉降器落入下面的汽提段，在汽提段中将催化剂上吸附的油气蒸脱。经汽提后的待生催化剂进入再生器，在再生器中，烧去催化剂上因反应而生成的积炭，使催化剂的活性得以恢复。再生后的催化剂循环使用。

催化裂化早期以减压馏分油为原料，随着原油日益变重和劣质化，以及对轻质油品需求日益增加，催化裂化加工的原料来源也日益扩大，如掺炼减压渣油和热加工产物如焦化蜡油、减粘裂化馏出油，而且掺渣比例也在不断提高，催化裂化原料性质变差，致使催化反应生焦增加，再生温度相应提高，热裂化反应增加，干气产率和焦炭产率增加，产品分布变差。同时在再生器加热条件下，过高的温度会加快分子筛催化剂的失活，因此应适当控制再生器的温度。

为改善催化裂化催化剂与原料的接触环境，CN1114676C、CN1114677C公开了重油催化裂化过程中优化反应系统操作的再生催化剂冷却降温方法，将已冷却的低温再生剂与来自再生器的高温再生剂在再生斜管或提升管反应器预提升段内混合，创造出一种高再生温度、高剂油重量比(即催化剂与原料油的比例)、高原料预热温度的“三高”操作条件，可提高装置的掺渣比，提高转化率和轻油收率，改善产品分布，但该方法高的再生温度对保持催化剂的活性不利。US5451313开发了待生催化剂与再生催化剂混合技术，US6059958开发了再生催化剂与冷却后的再生催化剂混合技术。

CN1340593A公开了一种催化裂化油剂接触方法，在提升管反应器内部的预提升介质入口处至主原料入口处之间设置油剂分布器，将提升管反应器的下部分隔为平行于轴向的2-4个反应区，并在各反应区设置相应的催化剂入口和预改质原料喷嘴；来自再生器的高温再生剂、冷却后的半再生剂和/或来自汽提段的待生剂分别进入不同的反应区；预改质原料注入其中的1个、2个或3个反应区，与反应区内的催化剂接触并进行反应；反应后的物流以及其它反应区内未参与反应的催化剂在各自的反应区内沿提升管反应器上行，在油剂分布器出口处汇合，与经蒸汽雾化的主原料接触并发生反应；分离反应产物，并对待生剂进行气提和再生，使上述油剂接触过程循环进行。该方法将不同性质的原料分别进入各反应区与温度和含碳量不同的催化剂接触进行改质，对重质原料起到预处理的作用，可以改善产品分布。但该方法的液体收率较低。

CN1088246A公开了一种高氮原料油的催化裂化方法，该方法将优质原料油从反应器底部注入，在合适的条件下与新鲜的再生催化剂接触，高氮原料油从反应器中间某一部位注入，与裂化优质原料油后的沿反应器上升的带炭的催化剂接触，然后再经分离、分馏、汽提、再生，具体操作步骤如下：(1)将氢含量高于11重％、氮含量小于2500ppm(重)或碱性氮含量小于1000ppm(重)优质原料油从提升管反应器底部注入，和来自再生器的高温再生催化剂接触，裂化反应生成的油气和沉积焦炭的催化剂混合物沿提升管反应器向上移动，所述的优质原料油的加入量占总进料量的20-95重％，操作条件：温度450-600℃，剂油重量比4-30，压力0.1-0.5MPa，油气与催化剂接触时间0.2-15秒；(2)将氮含量大于2000ppm(重)或碱性氮含量大于1000ppm(重)的高氮原料油从距提升管反应器底部的1/4-3/4的位置注入，与向上移动的油气和带炭催化剂的混合物接触，所述高氮原料油的加入量占总进料量的5-80重％，操作条件：温度450-600℃，剂油重量比2-20，压力0.1-0.5MPa，油气与催化剂接触时间0.1-15秒；(3)从步骤(2)生成的总的油气和带炭催化剂的混合物进入分离器，有效地分离催化剂和油气组分；(4)从步骤(3)分离出的油气进入分馏塔，分馏出低分子量组分和没有反应的原料油，其中重油和/或澄清油可以循环进入步骤(1)或步骤(2)回炼。(5)从步骤(3)分离出来的带炭催化剂进入汽提器，用包括水蒸汽的汽提气除去夹带和吸附在带炭催化剂上的烃类；(6)从步骤(5)汽提后的失活催化剂进入再生器，进行烧焦再生，再生后的催化剂循环到步骤(1)与优质原料油接触。该方法的液体收率较低，干气和焦炭产率较高。

发明内容

本发明的目的是为了克服现有烃油裂化方法液体收率低，干气和焦炭产率高的缺点，提供一种液体收率较高，干气和焦炭收率较低的烃油裂化方法。

本发明提供了一种催化裂化油剂接触方法，该方法包括在一个包括多个反应区的提升管反应器内，在裂化反应条件下，将烃油原料与裂化催化剂在各反应区接触反应，将催化剂和反应产物分离，得到裂化产物和待生催化剂，将至少部分待生催化剂再生，得到半再生催化剂和再生催化剂，其中，所述多个反应区包括至少一个中部反应区和至少一个上部反应区，上部反应区位于中部反应区之上；在所述中部反应区，引入劣质重质原料和半再生催化剂，使劣质重质原料和半再生催化剂接触；在所述上部反应区，引入重质原料和再生催化剂，使重质原料和再生催化剂接触；所述劣质重质原料的残炭含量、金属镍与钒的含量、沥青质含量和碱性氮含量中的至少一项高于所述重质原料。

本发明提供的催化裂化油剂接触方法具有以下优点：

1、本发明将提升管反应器划分为多个反应区，重质劣质原料和重质原料与半再生催化剂和再生催化剂在提升管反应器的不同反应区分别接触反应，优化了反应环境，明显提高了液体产品的收率，降低了干气和焦炭收率。例如，与不进行分区进料并加入不同催化剂的现有技术相比，液化气的产率提高了0.89重量％，其中，丙烯含量增加了0.85重量％，柴油的产率提高了1.37重量％，液化气+C5+汽油+柴油的产率提高了1.61重量％，干气产率降低了0.76重量％，焦炭产率降低了0.92重量％。

2、在中部反应区，所引入的半再生催化剂和劣质重质原料在此反应区接触并反应，将劣质重质原料中的碱性氮、沥青质和重金属进行吸附，同时由于半再生催化剂的活性较弱，因而避免了因反应剧烈而导致的焦炭产率增加，有利于优化产品的品质并降低焦炭产率。同时，由于吸附过程是个吸热的过程，可以降低反应物流的温度，因此当反应物流上升到上部反应区与高温再生催化剂接触时，可以降低催化剂的温度，因此降低了裂化反应的温度，从而降低了干气和焦炭的产率。

本发明还优选增加了下部反应区，在此反应区内将轻质原料与待生催化剂或半再生催化剂接触，对轻质原料进行改质，可以降低轻质原料中的硫含量和烯烃含量，并可以增加丙稀的收率。例如，与不进行轻质原料改质的现有技术相比，汽油的硫含量降低了0.016重量％，烯烃含量降低了5体积％，芳烃的含量提高了3.8体积％，异构烷烃的含量提高了12.3体积％。

本发明提供的方法还可以根据需求，通过增减某个反应区的个数，适当地改变各个反应区的操作条件，如调节反应温度、剂油重量比和反应时间等，制取不同的目的产物。例如，可以通过增加中部反应区和上部反应区的个数，提高中部反应区和上部反应区的温度，增加液化气和汽油产量；可以通过降低中部反应区和上部反应区的温度减少液化气产量，最大量生产汽油和/或柴油。

附图说明

图1为本发明用于催化裂化的提升管反应器反应系统结构示意图。

具体实施方式

本发明提供的催化裂化方法包括，在一个包括多个反应区的提升管反应器内，在裂化反应条件下，将烃油原料与裂化催化剂在各反应区接触反应，将催化剂和反应产物分离，得到裂化产物和待生催化剂，将至少部分待生催化剂再生，得到半再生催化剂和再生催化剂，其中，所述多个反应区包括至少一个中部反应区和至少一个上部反应区，上部反应区位于中部反应区之上；在所述中部反应区，引入劣质重质原料和半再生催化剂，使劣质重质原料和半再生催化剂接触；在所述上部反应区，引入重质原料和再生催化剂，使重质原料和再生催化剂接触；所述劣质重质原料的残炭含量、金属镍与钒的含量、沥青质含量和碱性氮含量中的至少一项高于所述重质原料。

在本发明优选的实施方式中，所述中部反应区与上部反应区的个数各为一个。

在本发明提供的方法中，中部反应区与上部反应区的体积比可以是任意的，只要包括这样的两个反应区并将前述的原料和催化剂引入相应的反应区，即可达到本发明的目的。优选情况下，所述中部反应区与上部反应区的体积比为1∶2-10，提升管反应器各反应区的直径可以相同，也可以不同，当提升管反应器各反应区的直径相同时，则中部反应区与上部反应区的高度比即为体积比，因此，当提升管反应器各反应区的直径相同时，中部反应区与上部反应区的高度比优选为1∶2-10。

在本发明提供的方法中，各反应区的裂化反应条件均可以是常规的裂化条件，优选情况下，在所述中部反应区，所述裂化条件包括劣质重质原料与半再生催化剂的接触温度为400-650℃、优选450-550℃，接触压力为130-450千帕、优选200-400千帕，半再生催化剂与劣质重质原料的剂油重量比为2-15∶1、优选3-10∶1，劣质重质原料的重时空速为1-120小时^-1、优选2-80小时^-1，预提升介质与劣质重质原料的重量比为0.01-0.1∶1、优选0.03-0.08∶1；在所述上部反应区，重质原料与再生催化剂的接触温度为400-650℃、优选500-600℃，接触压力为130-450千帕、优选150-250千帕，重质原料与再生催化剂的剂油重量比为2-15∶1、优选3-10∶1，重质原料的重时空速为1-120小时^-1、优选2-60小时^-1，预提升介质与重质原料的重量比为0.01-0.1∶1、优选0.03-0.08∶1。

提升管反应器出口区的条件为常规的条件，这些条件包括温度为460-590℃，优选470-550℃，接触时间为0.1-1秒，优选为0.1-0.8秒。提升管反应器出口区的条件为本领域技术人员所公知。

所述劣质重质原料的残炭含量、金属镍与钒的含量、沥青质含量或碱性氮含量中的至少一项高于所述重质原料。优选情况下，所述劣质重质原料的残炭含量、金属镍与钒的含量、沥青质含量和碱性氮含量中的一项或几项满足以下条件：残炭含量为大于5重量％、优选6-15重量％，金属镍与钒的含量大于5重量ppm、优选为7-20重量ppm，沥青质含量大于1重量％、优选3-10重量％，碱性氮含量大于800ppm、优选1000-2000ppm。

优选情况下，所述重质原料的残炭含量、金属镍与钒的含量、沥青质含量或碱性氮含量中的一项或几项满足以下条件：残炭含量为小于5重量％、优选小于3重量％，金属镍与钒的含量小于5重量ppm、优选小于3重量％，沥青质含量小于1重量％、优选小于0.8重量％，碱性氮含量小于800ppm，优选小于500ppm。

所述劣质重质原料可以是焦化蜡油(馏程为350-500℃)、常压渣油(馏程为＞350℃)、减压渣油(馏程为＞500℃)中的一种或几种。焦化蜡油的碱性氮含量较高，一般大于1000ppm(重量)，常压渣油、减压渣油的金属镍、钒、沥青质、残炭的含量较高，氢含量较低，如大庆减压渣油的残炭含量为8重量％，沥青质含量0.6重量％，金属镍含量8.8ppm(重量)。优选的所述重质原料为相对于劣质重质原料质量较好的烃油，其残炭含量、金属镍含量、金属钒含量、沥青质含量和碱性氮含量中的一项或几项低于所述劣质重质原料，可以是直馏蜡油(馏程为250-350℃)、减压瓦斯油(馏程为350-500℃)、加氢裂化尾油(馏程为250-450℃)、溶剂脱沥青油(馏程为＞350℃)或加氢精制油(馏程为＞350℃)中的一种或几种。

在本发明优选的实施方式中，所述多个反应区还包括至少一个下部反应区，所述下部反应区位于中部反应区之下，在下部反应区内，引入轻质原料和待生催化剂或半再生催化剂，使轻质原料和待生催化剂或半再生催化剂接触。

按照本发明提供的方法，所述反应器包括多个反应区，反应区的个数可根据不同的需要增加或减少，所述反应区的个数优选为2-5个，更优选为3个，即一个下部反应区、一个中部反应区和一个上部反应区。

在本发明提供的方法中，中部反应区与下部反应区的体积比可以是任意的，只要包括这样的两个反应区并将前述的原料和催化剂引入相应的反应区，即可以达到本发明的目的。优选情况下，所述中部反应区与下部反应区的体积比为1∶0.5-2。提升管反应器的中部反应区与下部反应区的直径可以相同，也可以不同，当中部反应区与下部反应区的直径相同时，则中部反应区与下部反应区的高度比即为体积比，因此，当提升管反应器的中部反应区与下部反应区的直径相同时，中部反应区与下部反应区的高度比为1∶0.5-2。

在本发明中，在上述提升管反应器的下部所设有的下部反应区内，轻质原料与待生催化剂或半再生催化剂接触，对轻质原料进行改质。对轻质原料进行改质，可以降低轻质原料中的硫含量和烯烃含量，并可以增加丙稀的收率。

在本发明提供的优选实施方式中，下部反应区的裂化反应条件为常规的裂化条件，优选情况下，下部反应区的裂化条件为：来自汽提器的待生催化剂或来自两段再生器的半再生催化剂与轻质原料的接触温度为300-600℃、优选350-500℃，接触压力为200-500千帕、优选250-400千帕，待生催化剂或来自催化剂冷却器的冷却半再生催化剂与轻质原料的剂油重量比为2-15∶1、优选3-10∶1，轻质原料的重时空速为1-120小时^-1、优选4-50小时^-1，预提升介质与轻质原料的重量比为0.005-0.1∶1，优选0.01-0.05∶1。

本发明中，所述轻质原料为馏程为20-250℃的烃类原料，如焦化汽油、直馏汽油、催化汽油、热裂化汽油、重整抽余油中的一种或几种。

在本发明的上述方法中，所述预提升介质可以是本领域技术人员熟知的各种预提升介质，如水蒸汽、炼油厂干气、轻质烷烃、轻质烯烃中的一种或几种。预提升介质的作用是使催化剂加速上升，在提升管反应器底部形成密度均匀的催化剂活塞流。预提升介质的用量是本领域的技术人员所公知的。一般来说，预提升介质的用量占烃油总量的1-30重量％，优选2-15重量％。

本发明所述的裂化催化剂可以是各种裂化催化剂，如无定型硅铝裂化催化剂或含沸石的裂化催化剂，裂化的催化剂的组成为本领域技术人员所公知。例如，所述含沸石的裂化催化剂通常含有一种或多种含或不含稀土元素的分子筛、耐热无机氧化物，以及选择性含有的粘土，分子筛、耐热无机氧化物和粘土的含量为本领域技术人员所公知。

所述含或不含稀土元素的分子筛可以是用作裂化催化剂活性组分的各种沸石和/或非沸石分子筛，如含或不含稀土元素的Y型沸石、含或不含稀土元素的超稳Y型沸石、具有五元环结构的高硅沸石、β沸石、丝光沸石、Ω沸石中的一种或几种，具有五元环结构的高硅沸石可以是ZSM-5沸石和/或ZRP沸石。

所述耐热无机氧化物为本领域技术人员所公知，如可以选自氧化铝、氧化硅、无定型硅铝、氧化锆、氧化钛、氧化硼、碱土金属氧化物中的一种或几种。

所述粘土为本领域技术人员所公知，如可以选自高岭土、多水高岭土、蒙脱土、硅藻土、埃洛石、皂石、累脱土、海泡石、凹凸棒石、水滑石、硼润土中的一种或几种。

本文中所述的待生催化剂为催化裂化反应完成后经过汽提段汽提后的催化剂，待生催化剂碳含量约为0.8-1.2重量％。半再生催化剂为一种不完全再生的催化剂，指再生后碳含量约为0.16-0.48重量％的催化剂，如在两段再生器中从一段再生器得到的催化剂。再生催化剂为完全再生的催化剂，该催化剂碳含量约为0.01-0.05重量％，如在两段再生器中从二段再生器得到的催化剂。

得到半再生催化剂和再生催化剂的方法为本领域技术人员所公知，例如，可以采用CN1221022A中公开的两段再生系统进行再生。该系统包括重叠布置的两个再生器，再生方法的流程顺序为第一段再生器在上部，第二段再生器在下部，两个再生器之间用低压降分布板连为一体，以保持两个再生器所需的操作压力和操作温度，将积炭的待生催化剂烧焦，满足恢复催化剂活性的要求；第二再生器的烟气通过低压降分布板进入第一再生器，以确保第一再生器密相床流化；第一再生器通过主风管供空气并采用分布环进行分配；两段再生只有一条烟道和一台双动滑阀或蝶阀，即只有一段再生所产生的烟气从烟道排出。

在该专利中，重油流化催化裂化重叠式两段再生的具体工艺工程和操作条件如下：从待生催化剂斜管将来自提升管反应器、加工含康式残炭为4-10重量％的原料的、碳含量为0.8-1.2重％的待生催化剂送入第一段再生器的上部，在第一段再生器的下部通过含氧气体输送管送入含氧气体(一般为空气)作为燃烧气用来烧焦，从第二段再生器排出含过剩氧为5-7体％的烟气通过分布板进入一段再生器的底部，作为燃烧气用来烧焦。一段再生器含过剩氧为0-0.4体％的烟气从一段再生器的烟道排出，送往一氧化碳锅炉。一段再生器中的温度为660-690℃，器顶压力为140-260千帕(表压)，一段再生器为逆流烧焦，密相床温度高于稀相床10-30℃，一段再生器的烧焦量为60-80重量％，氢几乎全部烧去。在一段再生器的下部得到半再生催化剂，该半再生催化剂从半再生剂斜管送入二段再生器的下部。大股含氧气体(一般为空气)从含氧气体管道送入二段再生器的底部，经气体分布器进行流化烧焦。其烟气经分布板送入第一段再生器作一段再生烧焦用的燃烧气。分布板的压降为0.9-3千帕。第二段再生器内温度为660-760℃，器顶压力为170-290千帕(表压)。二段再生器烧去催化剂上的焦炭量为40-20重量％。在一段和二段再生热量不平衡时，从一段再生器的下部排出一部分半再生催化剂，经管线送往外取热器进行取热。调压气体(一般为空气)从供气管送入外取热器的下部，冷却后的半再生催化剂经管线送往二段再生器，调压气体经管线逸入一段再生器。第二段再生器中的再生后已恢复活性的催化剂碳含量为0.01-0.05重％，经再生催化剂斜管送往提升管反应器，供催化裂化反应使用。

按照本发明第一个优选的实施方式：预热后的劣质重质原料通过雾化喷嘴进入中部反应区，与来自催化剂冷却器的冷却半再生催化剂接触，劣质重质原料进行吸附、反应，在预提升介质的作用下沿提升管反应器上升，与进入上部反应区的再生器来的高温催化剂和预热后的重质原料混合，并接触、反应，来自中部反应区、上部反应区的反应物流继续沿提升管反应器上升，至提升管反应器出口后进入沉降器，分离催化剂和反应产物，催化剂经汽提器汽提后得到待生催化剂，按照上述专利CN1221022A的方法得到半再生催化剂和再生催化剂，将部分待生催化剂、部分半再生催化剂以及再生催化剂循环使用，反应产物进入后续产品分离设备。

按照本发明第二个优选的实施方式：预热后的轻质原料通过雾化喷嘴进入下部反应区，与来自汽提器的待生催化剂或半再生催化剂接触，轻质原料通过吸附、反应进行改质，反应物流在预提升介质的作用下沿提升管反应器上升，与进入中部反应区的通过雾化喷嘴进入的预热劣质重质原料和半再生催化剂混合，劣质重质原料与半再生催化剂接触、反应，反应物流继续沿提升管反应器上升与再生器来的高温催化剂和重质原料混合、接触，并反应，来自下部反应区、中部反应区和上部反应区的反应物流继续沿提升管反应器上升，至提升管反应器出口后进入沉降器，分离催化剂和反应产物，催化剂经汽提器汽提得到待生催化剂，按照上述专利CN1221022A的方法得到半再生催化剂和再生催化剂，将部分待生催化剂、部分半再生催化剂以及再生催化剂循环使用，反应产物进入后续产品分离设备。

以下参照图1描述本发明优选的催化裂化反应过程。催化剂的两段再生方法在许多文献中已经公开，在此可以参照上述中国专利CN1221022A。预热后的轻质原料通过提升管反应器的雾化喷嘴7进入下部反应区1的底部，同时来自汽提器的待生催化剂和/或来自两段再生器的半再生催化剂经提升管反应器的催化剂入口4进入下部反应区1的底部，在经管线10进入提升管反应器底部的预提升介质的提升作用下，所述待生催化剂和/或半再生催化剂及轻质原料沿提升管反应器上升并在下部反应区1中接触反应，之后，下部反应区1的反应物流进入中部反应区2。

预热后的劣质重质原料通过提升管反应器的雾化喷嘴8进入中部反应区2，同时来自两段再生器的半再生催化剂经提升管反应器的催化剂入口5进入中部反应区2，劣质重质原料与半再生催化剂及来自下部反应区1的反应物流在中部反应区2中混合接触反应；之后，中部反应区2的反应物流进入上部反应区3。

预热后的重质原料通过提升管反应器的雾化喷嘴9进入上部反应区3，同时来自两段再生器的再生催化剂经提升管反应器的催化剂入口6进入上部部反应区3，重质原料与再生催化剂及来自中部反应区2的反应物流在上部部反应区3中混合接触反应，之后，上部反应区3的反应物流继续沿提升管反应器上升，至提升管反应器出口后进入沉降器，分离催化剂和反应产物，催化剂经汽提器汽提得到待生催化剂，按照上述专利CN1221022A的方法得到半再生催化剂和再生催化剂，将待生催化剂、半再生催化剂以及再生催化剂循环使用，反应产物进入后续产品分离设备。

在本发明的上述方法中，在汽提器中采用水蒸汽进行汽提，其作用是将催化剂颗粒之间和颗粒孔隙内充满的油气置换出来，提高油品产率。用于汽提的水蒸汽的量是本领域的技术人员所公知的。一般来说，用于汽提的水蒸汽的用量占催化剂循环量的0.1-0.8重量％，优选0.2-0.4重量％。

由于催化剂在经过一段时间循环后，会有损失，因此，需要定期或不定期地补充新鲜催化剂，将新鲜催化剂与再生催化剂混合在一起使用，补充新鲜催化剂的比例和方法为本领域技术人员所公知。

下面结合附图以实施例的方式对本发明作进一步详细描述，但不应认为是对本发明所保护的范围的限制。实施例中除非特别说明，所用换热器均为管壳式换热器，所用再生器均为两段再生器。用于汽提的水蒸汽的用量占催化剂循环量的约0.4重量％。预提升介质采用水蒸汽。

实施例1

本实施例采用中型提升管反应器，该提升管反应器为总高度为10米，直径为25厘米的圆柱体结构，其中下部、中部、上部反应区的高度比为0.67∶1∶7.5，该提升管最下部为预提升段。

装置加工的原料油为，从下部反应区引入的轻质原料为催化裂化汽油；从中部反应区引入的劣质重质原料为减压渣油；从上部反应区引入的重质原料为蜡油(减压瓦斯油)。催化裂化汽油的进料量为蜡油的15重量％，减压渣油的进料量为蜡油的20重量％。各种原料油的性质列于表1，催化剂的牌号为LV-23，由中国石油化工集团齐鲁催化剂厂生产，催化剂LV-23为含有Y型沸石、超稳Y型沸石的裂化催化剂。

具体步骤为，如图1所示，预热后的轻质原料通过雾化喷嘴7进入下部反应区1，来自汽提器的待生催化剂经催化剂入口4进入下部反应区1，轻质原料与待生催化剂接触，在经管线10进入提升管反应器底部的预提升介质的作用下，沿提升管反应器上升，进入中部反应区2。

预热后的减压渣油通过雾化喷嘴8进入中部反应区2，来自两段再生器的半再生催化剂经催化剂入口5进入中部反应区2，减压渣油与半再生催化剂接触、反应；来自下部、中部反应区的反应物流沿提升管反应器上升与再生器来的经提升管反应器的催化剂入口6进入上部反应区的高温再生催化剂以及通过雾化喷嘴9进入上部反应区3的预热后的蜡油接触、混合，与下部、中部反应区的物流以及再生催化剂接触、反应，来自下部至上部反应区的催化剂与反应物料继续沿提升管反应器上升，至提升管反应器出口后进入沉降器，分离催化剂和反应产物，催化剂经汽提器汽提得到待生催化剂，按照上述专利CN1221022A的方法得到半再生催化剂和再生催化剂，将待生催化剂(含碳量为0.8-1.2重量％)、半再生催化剂(含碳量为0.16-0.48重量％)以及再生催化剂(含碳量为0.01-0.05重量％)循环使用，反应产物进入后续产品分离设备。

具体的操作条件见表2，产品的分布见表3。裂化反应获得的汽油产品品质列于表4。

对比例

本对比例采用与上述实施例相同的连续反应再生操作的中型提升管反应器，原料油为混合原料油，该混合原料油由表1所示蜡油、减压渣油组成，减压渣油的量为蜡油的20重量％。

具体试验步骤为：预热后的混合原料油通过雾化喷嘴8进入提升管反应器的下部，与经管线5来的来自再生器的高温再生催化剂接触、混合，反应，催化剂与反应物料在预提升介质的作用下，沿提升管反应器上升，至提升管反应器出口后进入沉降器，分离催化剂和反应产物，催化剂经汽提器汽提、再生器烧焦、催化剂冷却后得到再生催化剂(含碳量为0.01-0.05重量％)循环使用，反应产物进入后续产品分离设备。

主要操作条件见表2，产品的分布见表3。催化裂化所得到的汽油产品品质见表4。

从表3数据可以看出，采用本发明的油剂接触方式后，干气和焦炭产率明显下降，液体产品收率(液化气+汽油+柴油)得到明显提高。比较表4的结果还表明，采用本发明提供的方法，汽油产品中烯烃含量也得到明显降低，芳烃和异构烷烃含量得到大大提高。因此，采用本发明提供的方法还可大大改善汽油产品的品质。

表1

	蜡油	减压渣油	催化裂化汽油
				密度(20℃)/克·厘米-1	0.8916	0.9813	0.7032
粘度(100℃)/毫米2·秒-1	6.312	/	/
				凝固点/℃	47	/	/
酸值/毫克KOH·克-1	0.81	/	/
				碱性氮/微克·克-1	404	762	/
金属(镍+钒)/重量ppm	0.6+0.8	10.5+3.5	/
				残炭/重量％	0.36	10.2	/
硫含量/重量％	0.45	0.87	0.062
				烯烃/重量％	/	/	47.3
烷烃/重量％	63.6	34.1	23.7
				芳烃/重量％	29.2	38.2	23.4
胶质/重量％	7.2	21.3	/
				沥青质/重量％	0.0	6.4	/
馏程
				初馏点/℃	288	398	34
10体积％馏出点/℃	365	446	57
				30体积％馏出点/℃	416	/	70
50体积％馏出点/℃	442	/	91
				70体积％馏出点/℃	466	/	123
90体积％馏出点/℃	518	/	159

表2

表3

产品分布，重量％	实施例	对比例
			干气	4.13	4.89
液化气	13.05	12.16
			其中丙烯	6.73	5.88
C5+汽油	47.73	48.38
			柴油	19.79	18.42
重油	8.25	8.18
			焦炭	7.05	7.97
液化气+C5+汽油+柴油	80.57	78.96

表4

	实施例	对比例
			密度(20℃)/克·厘米-1	0.7126	0.7032
烯烃/体积％	42.3	47.3
			正构烷烃/体积％	12.6	23.7
异构烷烃/重体积％	17.9	5.6
			芳烃/体积％	27.2	23.4
硫含量/重量％	0.042	0.058
			馏程
初馏点/℃	33	34
			10体积％馏出点/℃	56	57
30体积％馏出点/℃	70	70
			50体积％馏出点/℃	90	91
70体积％馏出点/℃	122	123
			90体积％馏出点/℃	160	159

Claims (14)

1.一种烃油裂化方法，该方法包括在一个包括多个反应区的提升管反应器内，在裂化反应条件下，将烃油原料与裂化催化剂在各反应区接触反应，将催化剂和反应产物分离，得到裂化产物和待生催化剂，将至少部分待生催化剂再生，得到半再生催化剂和再生催化剂，其特征在于，所述多个反应区包括至少一个中部反应区(2)和至少一个上部反应区(3)，上部反应区(3)位于中部反应区(2)之上；在所述中部反应区(2)，引入劣质重质原料和半再生催化剂，使劣质重质原料和半再生催化剂接触；在所述上部反应区(3)，引入重质原料和再生催化剂，使重质原料和再生催化剂接触；所述劣质重质原料的残炭含量、金属镍与钒的含量、沥青质含量和碱性氮含量中的至少一项高于所述重质原料。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述中部反应区(2)和上部反应区(3)的个数各为一个。

3.根据权利要求1或2所述的方法，其中，所述中部反应区(2)与上部反应区(3)的体积比为1∶2-10。

4.根据权利要求1或2所述的方法，其中，在所述中部反应区(2)，所述裂化条件包括劣质重质原料与半再生催化剂的接触温度为400-650℃、接触压力为130-450千帕、半再生催化剂与劣质重质原料的剂油重量比为2-15∶1、劣质重质原料的重时空速为1-120小时^-1、预提升介质与劣质重质原料的重量比为(0.01-0.1)∶1；在所述上部反应区(3)，所述裂化条件包括重质原料与再生催化剂的接触温度为400-650℃、接触压力为130-450千帕、重质原料与再生催化剂的剂油重量比为2-15∶1、重质原料的重时空速为1-120小时^-1、预提升介质与重质原料的重量比为(0.01-0.1)∶1。

5.根据权利要求4所述的方法，其中，在所述中部反应区(2)，劣质重质原料与半再生催化剂的接触温度为450-550℃、接触压力为200-400千帕、半再生催化剂与劣质重质原料的剂油重量比为3-10∶1、劣质重质原料的重时空速为2-80小时^-1、预提升介质与劣质重质原料的重量比为(0.03-0.08)∶1；在所述上部反应区(3)，重质原料与再生催化剂的接触温度为500-600℃、接触压力为150-250千帕、重质原料与再生催化剂的剂油重量比为3-10∶1、重质原料的重时空速为2-60小时^-1、预提升介质与重质原料的重量比为(0.03-0.08)∶1。

6.根据权利要求1、4或5所述的方法，其中，所述劣质重质原料的残炭含量、金属镍与钒的含量、沥青质含量或碱性氮含量中的一项或几项满足以下条件：残炭含量为5重量％以上，金属镍与钒的含量为5重量ppm以上，碱性氮含量为800重量ppm以上，沥青质含量为1重量％以上；所述重质原料的残炭含量、金属镍与钒的含量、沥青质含量或碱性氮含量中的一项或几项满足以下条件：残炭含量小于5重量％，金属镍与钒的含量小于5重量ppm，碱性氮含量小于800ppm，沥青质含量小于1重量％。

7.根据权利要求6所述的方法，其中，所述重质原料选自直馏蜡油、减压瓦斯油、加氢裂化尾油、加氢精制油或溶剂脱沥青油中的一种或几种；所述劣质重质原料选自焦化蜡油、常压渣油、减压渣油中的一种或几种。

8.根据权利要求1或2所述的方法，其特征在于，所述多个反应区还包括至少一个下部反应区(1)，所述下部反应区(1)位于中部反应区(2)之下，在下部反应区(1)内，引入轻质原料和待生催化剂或半再生催化剂，使轻质原料和待生催化剂或半再生催化剂接触。

9.根据权利要求8所述的方法，其中，所述下部反应区(1)的个数为一个。

10.根据权利要求8或9所述的方法，其中，所述中部反应区(2)与下部反应区(1)的体积比为1∶0.5-2。

11.根据权利要求8所述的方法，其中，在所述下部反应区(1)，所述裂化反应条件为待生催化剂或半再生催化剂与轻质原料的接触温度为300-600℃、接触压力为200-500千帕、待生催化剂或半再生催化剂与轻质原料剂油重量比为2-15∶1，轻质原料的重时空速为1-120小时^-1、预提升介质与轻质原料的重量比为0.005-0.1∶1。

12.根据权利要求11所述的方法，其中，在所述下部反应区(1)，待生催化剂或半再生催化剂与轻质原料的接触温度为350-500℃、接触压力为250-400千帕、待生催化剂或半再生催化剂与轻质原料的剂油重量比为3-10∶1、轻质原料的重时空速为4-50小时^-1、预提升介质与轻质原料的重量比为0.01-0.05∶1。

13.根据权利要求8、11或12所述的方法，其中，所述轻质原料选自焦化汽油、直馏汽油、催化汽油、热裂化汽油或重整抽余油中的一种或几种。

14.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化剂为含有沸石的裂化催化剂。

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