TWI869374B - 一種由劣質油生產低碳烯烴的方法和系統 - Google Patents
一種由劣質油生產低碳烯烴的方法和系統 Download PDFInfo
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Abstract
一種由劣質油生產低碳烯烴的方法和系統，所述方法包括如下步驟：在氫氣存在下對劣質油進行熱轉化反應得到轉化產物；對所得轉化產物進行分離得到第一分離產物；對所述第一分離產物進行分離得到改質油和殘渣；對所得改質油進行氫化改質得到氫化改質油；對氫化改質油進行分離得到氫化改質重油；以及，對氫化改質重油進行催化裂解得到包含低碳烯烴的催化裂解產物。所述方法和系統不僅可實現劣質油的高效綠色轉化，還可實現劣質油的高價值利用—生產低碳烯烴。
Description
本申請涉及烴油的催化轉化，更具體地說，涉及一種劣質油通過臨氫催化改質後進行催化裂解生產低碳烯烴的方法和系統。
相關申請的交叉引用
本申請要求申請人於2019年3月4日提交的申請號為201910159559.1、名稱為“一種劣質油生產低碳烯烴的方法和系統”的專利申請，於2019年3月4日提交的申請號為201910159576.5、名稱為“一種由低品質油生產低碳烯烴的改質方法和系統”的專利申請，以及於2019年3月4日提交的申請號為201910159674.9、名稱為“一種劣質油生產丙烯和高辛烷值汽油的方法和系統”的專利申請的優先權，其內容經此引用全文併入本文。
以乙烯、丙烯為代表的低碳烯烴是化學工業的最基本原料。目前，世界上約98%的乙烯來自於管式爐蒸汽裂解技術，在乙烯生產原料中，石腦油占46%，乙烷占34%。大約62%丙烯來自蒸汽裂解製乙烯的聯產。蒸汽裂解技術已日臻完善，並且是大量消耗能源的過程，又受使用耐高溫材質的侷限，進一步改進的潛力已很小。
隨著世界經濟的緩慢復蘇，石油需求增長放緩，世界石油市場供需基本面保持寬鬆。國際能源機構認為，在供給側，未來幾年以美國為代表的非石油輸出國家組織（OPEC）的國家原油產量將持續上升，在2022年全球原油需求將會趨緊；在需求側，未來5年全球原油需求持續攀升，2019年或將突破1億桶/日；其中，非傳統油、劣質重油的加工量將逐年增加。因此，利用非傳統油或劣質油來最大量生產低碳烯烴之類的化工原料，是石化企業拓寬低碳烯烴生產原料來源，產品結構調整、提質增效的關鍵和重點。
中國專利申請公開CN101045884A公開了一種由渣油和重餾份油生產清潔柴油和低碳烯烴的方法。該方法是渣油與任選的催化裂解油漿進入溶劑脫瀝青單元，所得的脫瀝青油與任選的重餾份油進入氫化單元，在氫氣存在的條件下進行氫化裂解反應，分離產物得到輕重石腦油餾份、柴油餾份和氫化尾油；氫化尾油進入催化裂解單元，進行催化裂解反應，分離產物得到低碳烯烴、汽油餾份、柴油餾份和油漿；柴油循環回催化裂解單元，全部或部分的油漿返回溶劑脫瀝青單元。該方法加工減壓渣油和催化裂解油漿的混合物，可獲得27.3重量%丙烯和10.6重量%乙烯。
國際申請公開WO2015084779A1公開了一種採用溶劑脫瀝青和高苛刻度的催化裂解組合工藝來生產低碳烯烴，尤其是丙烯的方法。該方法包括：減壓渣油和溶劑混合後進行溶劑脫瀝青處理，得到富含溶劑的脫瀝青油和脫油瀝青；富含溶劑的脫瀝青油經分離溶劑之後進入重油深度催化裂解裝置進行深度裂解反應，得到富含低碳烯烴尤其是丙烯的目標產物。該專利申請的方法首先將渣油進行溶劑脫瀝青處理，然後通過組合工藝實現了脫瀝青油高效轉化且生成低碳烯烴，但對於脫油瀝青未進行使用和加工。
中國專利公告CN106701185B公開了一種渣油處理方法，包括溶劑脫瀝青裝置、氫化預處理反應區、氫化處理反應區和催化裂解反應區；所述工藝方法包括以下內容：渣油原料分餾得到輕餾份和重餾份，重餾份進入溶劑脫瀝青裝置處理後得到脫瀝青油和脫油瀝青，輕餾份和脫瀝青油及氫氣混合後依次經過串聯的氫化預處理反應區和氫化處理反應區，氫化處理反應區的反應流出物進行氣液分離，氣相循環回氫化預處理反應區和/或氫化處理反應區，液相直接進入催化裂解反應區進行催化裂解反應，催化裂解反應流出物分離得到乾氣、液化氣、催化裂解汽油餾份、催化裂解柴油餾份、催化裂解重循環油和催化裂解油漿。該專利的方法可以延長裝置的穩定運作週期。
中國專利公告CN1171978C公開了一種高硫高金屬渣油轉化方法，渣油、油漿和溶劑經抽提得到的脫瀝青油與重循環油、任選的溶劑精製抽出油一起進入氫化處理裝置，在氫氣和氫化催化劑存在下反應，分離產物得到氣體、石腦油、氫化柴油和氫化尾油，其中氫化尾油進入催化裂解裝置，在裂解催化劑存在下進行裂解反應，分離反應產物，其中重循環油可循環至氫化處理裝置，油漿循環至溶劑脫瀝青裝置。該方法降低氫化處理裝置投資和操作費用，提高輕質油的產率和品質。
為了從劣質油中更多地獲取低碳烯烴，現有技術採用了溶劑脫瀝青與氫化處理組合的技術方法為催化裂解提供優質原料，但脫瀝青油的產率較低，從全流程的經濟性看，收益有限，另外脫油瀝青也並未得到很好的利用，導致現在技術中劣質油利用率不高，仍產生較多的殘渣。因此，有必要開發一種劣質油生產低碳烯烴的綠色高效轉化技術，在提高劣質油利用率的同時，更多地生產高附加值的乙烯和丙烯等。
本申請的目的是提供一種由劣質油生產低碳烯烴的方法和系統，本申請提供的方法和系統不僅可實現劣質油的高效綠色轉化，而且可實現由劣質油生產化工原料-低碳烯烴。
為了實現上述目的，一方面，本申請提供了一種由劣質油生產低碳烯烴的方法，包括如下步驟：
1）在氫氣存在下對劣質油原料進行熱轉化反應，得到轉化產物；
2）對所述轉化產物進行第一分離，得到第一分離產物，其中所述第一分離產物中沸點在350℃以下的組份的含量為不大於約5重量%，沸點在350-524℃之間的組份的含量為約20-60重量%；
3）對所述第一分離產物進行第二分離得到改質油和殘渣，所述第二分離選自減壓蒸餾、溶劑萃取或它們的組合；
4）對步驟3）所得的改質油進行氫化改質，得到氫化改質油；
5）對步驟4）所得的氫化改質油進行第三分離，得到氫化改質重油；
6）對步驟5）所得的氫化改質重油進行催化裂解，得到包含低碳烯烴的催化裂解產物；以及
7）任選地，將步驟3）所得的殘渣的至少一部分返回步驟1）中進行所述熱轉化反應。
另一方面，本申請還提供了一種由劣質油生產低碳烯烴的系統，包括熱轉化反應單元、第一分離單元、第二分離單元、氫化改質單元、第三分離單元和催化裂解單元，其中：
所述熱轉化反應單元設置為使劣質油原料在氫氣存在下在其中進行熱轉化反應，得到轉化產物；
所述第一分離單元設置為使所述轉化產物在其中分離得到第一分離產物，其中所述第一分離產物中沸點在350℃以下的組份的含量為不大於約5重量%，沸點在350-524℃之間的組份的含量為約20-60重量%；
所述第二分離單元設置為使所述第一分離產物在其中分離得到改質油和殘渣，所述第二分離單元選自減壓蒸餾單元、溶劑萃取單元或它們的組合；
所述氫化改質單元設置為使所述改質油在其中進行氫化改質反應，得到氫化改質油；
所述第三分離單元設置為使所述氫化改質油在其中分離得到氫化改質重油；以及
所述催化裂解單元設置為使所述氫化改質重油在其中進行催化裂解反應，得到包含低碳烯烴的催化裂解產物。
與現有技術相比，本申請的方法和系統提供以下優點中的一個或多個：
1、可以加工高金屬、高瀝青質含量的劣質油，並且可實現劣質油原料的高效率轉化，大幅度減少殘渣量。在優選情況下，劣質油原料的總體轉化率可大於90重量%，乃至大於95重量%，外排殘渣量可小於10重量%，乃至小於5重量%。
2、本發明提供的方法和系統優化了待進行第二分離的物料的餾程與組成，使第二分離過程易於操作。
3、本發明能夠將劣質油原料高效率改質，為催化裂解單元提供富含飽和結構、且基本上不含重金屬和瀝青質的改質油。在優選情況下，所得改質油中重金屬（以鎳和釩的總重量計）的含量可小於10微克/克，乃至小於5微克/克，並且改質油中瀝青質的含量可小於2.0重量%，乃至小於0.5重量%。
4、本發明能夠將改質油進行進一步加工，生產化工原料-低碳烯烴，實現低碳烯烴產率大於36%。
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。
以下結合附圖對本申請的具體實施方式進行詳細說明。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，並不用於限制本申請。
在本申請的上下文中，沸點、餾程（有時也稱為沸程）、終餾點和初餾點或者類似參數均指的是常壓（101325Pa）下的值。
在本申請的上下文中，若無特殊說明，所給壓力均指錶壓。
本說明書中提到的所有出版物、專利申請、專利和其它參考文獻均通過引用方式全文併入本文。
除非另有定義，本說明書所用的所有技術和科學術語都具有本領域技術人員傳統理解的含義。在有衝突的情況下，以本說明書的定義為準。
當本說明書以詞頭“本領域傳統使用”、“本領域傳統已知”或其類似用語來匯出材料、物質、方法、步驟、裝置或部件等時，該詞頭匯出的物件涵蓋本申請提出時本領域傳統使用或已知的那些，但也包括目前還不常用或還不普遍知道，卻將變成本領域公認為適用於類似目的的那些。
在沒有明確指明的情況下，本說明書內所提到的所有百分數、份數、比率等都是以重量為基準的，除非以重量為基準時不符合本領域技術人員的傳統認識。
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。
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。
在第一方面，本申請提供了一種由劣質油生產低碳烯烴的方法，包括如下步驟：
1）在氫氣存在下對劣質油原料進行轉化反應，得到轉化產物；
2）對所述轉化產物進行第一分離，得到第一分離產物，其中所述第一分離產物中沸點在350℃以下的組份的含量為不大於約5重量%，沸點在350-524℃之間的組份的含量為約20-60重量%；
3）對所述第一分離產物進行第二分離得到改質油和殘渣，所述第二分離選自減壓蒸餾、溶劑萃取或它們的組合；
4）對步驟3）所得的改質油進行氫化改質，得到氫化改質油；
5）對步驟4）所得的氫化改質油進行第三分離，得到氫化改質重油；
6）對步驟5）所得的氫化改質重油進行催化裂解反應，得到包含低碳烯烴的催化裂解產物；以及
7）任選地，將步驟3）所得的殘渣的至少一部分返回步驟1）中進行所述轉化反應。
本申請的方法在盡可能減少殘渣外排，提高資源利用率的情況下，可以維持系統的長時間運轉，而轉化反應和各分離步驟是決定是否能夠長期運轉的關鍵，所述轉化反應的轉化率對於體系穩定性控制和分離操作的穩定性至關重要。發明人經過大量實驗發現，在所述轉化反應中，劣質油中沸點在524℃以上的組份的轉化率（本文中也稱為“轉化反應的轉化率”）可以為約30-70重量%，優選為約30-60重量%，其中所述轉化率=（劣質油中沸點在524℃以上的組份的重量－轉化產物中沸點在524℃以上的組份的重量）/劣質油中沸點在524℃以上的組份的重量×100重量%
根據本申請，步驟1）的所述轉化反應本質上是熱轉化反應，劣質油大分子，尤其是瀝青質超分子在其中發生超分子的解離、大分子的裂解反應以及S、N雜原子的脫除反應，所述熱轉化反應使得劣質油中沸點在524℃以上的組份的轉化率達到約30-70重量%，優選達到約30-60重量%。本申請對所述轉化反應的條件（包括催化劑）和反應器並無嚴格的限制，只要能夠達到上述轉化率即可。
根據本申請，所述轉化反應可以在有或沒有轉化催化劑存在的條件下進行。在優選的實施方式中，所述轉化反應在轉化催化劑存在下進行，所述轉化催化劑可以包含選自第VB族金屬化合物、第VIB族金屬化合物和第VIII族金屬化合物中的至少一種，優選包含Mo化合物、W化合物、Ni化合物、Co化合物、Fe化合物、V化合物和Cr化合物中的至少一種。進一步優選地，所述轉化催化劑為非負載型催化劑，如分散型催化劑。例如，所述轉化催化劑可以選自包含上述金屬的硫化物的固體物質，包含上述金屬的有機配合物或螯合物，或者包含上述金屬的氧化物的水溶液。特別地，所述轉化催化劑例如可以是辛酸鉬、環烷酸鉬、環烷酸鎳、環烷酸鎢、油酸鐵、二烷基硫代甲酸鉬等這類有機-金屬配合物/螯合物中的一種或多種；或者是含有上述金屬的氧化物和/或硫化物的固體粉末，如赤鐵礦、輝鉬礦、硫化鉬、硫化鐵等中的一種或多種；或者是含有上述金屬的氧化物和/或能夠分解生成上述金屬氧化物的無機酸鹽的水溶液，如鉬酸銨、硫酸鉬、硝酸鉬、硝酸鎳、硝酸鈷、氧化鉬、氧化鐵、氧化鎳、氧化鎢、氧化釩等的水溶液。轉化催化劑在反應體系中為高度分散的形式，其細微性為約2 nm至約50 μm，優選約2 nm至約1 μm。
在優選的實施方式中，步驟1）的所述轉化反應在漿態床反應器中進行，其中液體反應原料在以固體懸浮物形式存在的催化劑作用下反應。
在優選的實施方式中，所述轉化反應可以在如下條件下進行：溫度為約380-470℃，優選為約400-440℃；氫分壓為約10-25 MPa，優選為約13-20 MPa；劣質油的體積空速為約0.01-2 h-1
，優選為約0.1-1.0 h-1
；氫氣與劣質油的體積比為約500-5000，優選為約800-2000，以所述轉化催化劑中的活性金屬計、並以劣質油的重量為基準，所述轉化催化劑的用量為約10-50000微克/克，優選為約30-25000微克/克。
根據本申請，所述劣質油可選自含瀝青質的低品質原料油，其中瀝青質是指原料油中不溶於非極性的小分子正構烷烴（比如正戊烷或者正庚烷）而溶於苯或者甲苯的物質。優選地，所述劣質油滿足以下指標中的一項或多項：API度小於約27、沸點大於約350℃（優選為大於約500℃，更優選大於約524℃）、瀝青質含量大於約2重量%（優選大於約5重量%，更優選大於約10重量%，進一步優選大於約15重量%）、以及以鎳和釩的總重量計的重金屬含量大於約100微克/克。在某些具體實施方式中，所述劣質油可以選自劣質原油、重油、脫油瀝青、煤衍生油、頁岩油和石化廢油中的至少一種。本領域技術人員所熟知的其它低品質原料油也可以單獨或混合後作為所述劣質油原料進行轉化反應，本申請不再贅述。
根據本申請，所述“劣質原油”例如可以為稠油，其中“稠油”是指瀝青質和膠質含量較高、黏度較高的原油，一般將地面20℃密度大於0.943克/釐米3
、地下原油黏度大於50厘泊的原油叫稠油。
根據本申請，所述“重油”是指沸點在350℃以上的餾份油或者渣油，其中“餾份油”一般指的是原油或二次加工油經常壓精餾和減壓精餾得出的餾份產品，比如重柴油、重瓦斯油、潤滑油餾份或者裂解原料等；“渣油”是指原油經過常減壓蒸餾得到的塔底餾出物，一般將常壓蒸餾塔底餾出物稱為常壓渣油（一般為沸點大於350℃的餾份），一般將減壓蒸餾塔底餾出物稱為減壓渣油（一般為沸點大於500℃或524℃的餾份）。所述渣油可以為選自拔頭原油、由油砂瀝青得到的重油和初餾點大於350℃的重油中的至少一種，其中“拔頭原油”是指在常減壓蒸餾工藝中對原油進行分餾時，從初餾塔的塔底或者驟沸塔的塔底排出的油。
根據本申請，所述“脫瀝青油”是指原料油在溶劑脫瀝青裝置中，通過與溶劑接觸、溶解分離、萃取塔塔底得到的富瀝青質、富含芳香組份的萃餘物，根據溶劑種類的不同，可分為丙烷脫油瀝青、丁烷脫油瀝青、戊烷脫油瀝青等。
根據本申請，所述“煤衍生油”是指以煤為原料，經過化學加工得到的液體燃料，可以為選自煤液化產生的煤液化油和煤熱解生成的煤焦油中的至少一種。
根據本申請，所述“頁岩油”是指將油母頁岩經低溫乾餾或其它熱處理得到的合成原油，或呈褐色黏稠狀膏狀物，其有刺激性臭味，氮含量較高。
根據本申請，所述“所述石化廢油”可以為選自石化廢油泥、石化油渣及其煉製產品中的至少一種。
根據本申請，在步驟2）中對所述轉化產物進行第一分離，得到第一分離產物，其中所述第一分離產物中沸點在350℃以下的組份的含量不大於約5重量%，優選小於約3重量%，沸點在350-524℃（優選為355-500℃或380-524℃，進一步優選為400-500℃）之間的組份的含量為約20-60重量%，優選為約25-55重量%。優選地，所述第一分離產物的初餾點不低於約300℃，優選不低於約330℃，更優選不低於約350℃。
根據本申請，所述第一分離產物一般由轉化產物中沸點較高的組份所組成，其包括步驟3）中得到的殘渣和改質油，所述殘渣的主要成分是瀝青質，其中也包括保持流動性所必須的一些膠質和芳香份組份；所述改質油可以作為後續處理的優質原料進行加工得到其它油品。轉化產物中其餘沸點較低的組份可以在步驟2）中與所述第一分離產物分離，例如標準狀態下的氣體產物（例如乾氣和液化氣等）以及沸點在350℃以下的其它組份。
根據本申請，步驟2）的所述第一分離用於獲得符合上述餾程組成的第一分離產物，本申請對其具體實施方式並無特別限制。在某些具體實施方式中，所述第一分離為物理分離，比如萃取、蒸餾、蒸發、驟沸和冷凝等。
在優選的實施方式中，步驟2）的所述第一分離包括：
2a）將步驟1）所得的轉化產物在第一壓力和第一溫度下進行分離，得到氣體組份和液體組份；和
2b）將所得液體組份在第二壓力和第二溫度下進行分離，得到所述第一分離產物和第二分離產物，其中所述第一壓力大於所述第二壓力。
根據本申請，在步驟2a）中優選分離出氫氣等氣體產物，所得氣體組份富含氫氣，優選氫氣含量在85重量%以上。優選地，步驟2a）中的所述第一壓力可以為約10-25 MPa，優選為約13-20 MPa，為了方便測量，該第一壓力一般指氣體組份離開分離裝置時的出口壓力；所述第一溫度可以為約380-470℃，優選為約400-440℃，為了方便測量，該第一溫度一般指液體組份離開分離裝置時的出口溫度。所述步驟2a）的分離方式可以選自蒸餾、分餾和驟沸等，優選為蒸餾。該蒸餾可以在蒸餾塔中進行，其中氣體組份可以從蒸餾塔塔頂得到，而液體組份可以從蒸餾塔塔底得到；
根據本申請，在步驟2b）中優選分離出沸點在350℃以下的組份而儘量保留沸點在350-524℃的組份。優選地，步驟2b）的所述第二壓力低於所述第一壓力，優選比所述第一壓力低4-24 MPa，更優選低7-19 MPa；具體地，所述第二壓力可以為約0.1-5 MPa，優選為0.1-4 MPa，為了方便測量，該第二壓力一般指第二分離產物離開分離裝置時的出口壓力；所述第二溫度可以為約150-390℃，優選為200-370℃，為了方便測量，該第二溫度一般指第一分離產物離開分離裝置時的出口溫度。所述步驟2b）的分離方式可以為蒸餾和/或分餾，優選為常壓或加壓分餾，可以在常壓蒸餾槽或加壓蒸餾塔中進行。根據本申請，步驟2b）所得的第二分離產物可以包含在第二壓力和第二溫度條件下分離得到的沸點低於所述第一分離產物的輕組份。
在進一步優選的實施方式中，步驟2）的所述第一分離可進一步包括：
2c）對步驟2b）所得的第二分離產物的至少一部分進行切割，得到石腦油和常壓瓦斯油；
2d）將步驟2a）所得的氣體組份的至少一部分返回步驟1）中進行所述轉化反應；和/或
2e）將步驟2a）所得的氣體組份的至少一部分返回步驟4）中進行所述氫化改質。
根據本申請，步驟2c）的切割可以通過分餾或蒸餾來進行，優選通過分餾進行，例如在分餾塔中進行，其操作壓力可以為0.05-2.0 MPa，優選為約0.1-1.0 MPa，操作溫度可以為50-350℃，優選為150-330℃。
根據本申請，步驟2d）和步驟2e）將步驟2a）中所得氣體組份的至少一部分返回步驟1）和/或步驟4）中，該氣體組份可以直接使用或經分離作為循環氫氣使用。
在更進一步優選的實施方式中，步驟2）的所述第一分離可進一步包括：
2f）將步驟2b）所得的第二分離產物的至少一部分和/或步驟2c）所得的常壓瓦斯油的至少一部分返回步驟4）中，與所述改質油一起進行氫化改質。
根據本申請，步驟3）的所述第二分離用於將第一分離產物中的易於加工的改質油與殘渣分離，所得殘渣外排或在步驟7）中返回步驟1）進行轉化反應。在具體實施方式中，步驟3）的所述第二分離可以在第三溫度和第三壓力下、採用減壓蒸餾和溶劑萃取兩者中的一個或多個進行。具體地，所述減壓蒸餾可以在帶有或不帶填料的蒸餾塔中進行，此時所述第三壓力為真空度約1-20 mmHg，第三溫度為約250-350℃。所述溶劑萃取優選為萃取溶劑與第一分離產物逆流接觸萃取，其可以在任意萃取裝置中進行，例如在萃取塔中進行，此時所述第三壓力可以為約3-12 MPa，優選為約3.5-10 MPa，第三溫度可以為約55-300℃，優選為約70-220℃，萃取溶劑可以為C3
-C7
烴，優選為C3
-C5
烷烴和C3
-C5
烯烴中至少一種，進一步優選為C3
-C4
烷烴和C3
-C4
烯烴中至少一種，所述萃取溶劑與所述第一分離產物的重量比為約1:1至約7:1，優選為約1.5:1至約5:1。本領域技術人員也可以採取其它傳統的萃取方式進行萃取，本申請不再贅述。
根據本申請，步驟3）所得的殘渣是轉化產物中沸點最高的組份，其軟化點越高則轉化產物中易於加工的組份分離得越完全，但是為了維持殘渣在管線輸送時的流動性以及返回轉化反應器時的溶解性，步驟3）所得的殘渣的軟化點優選小於約150℃，更優選小於約120℃。
根據本申請，當所述轉化反應在漿態床反應器中進行時，其中的轉化催化劑會隨著轉化產物一起進入後續分離步驟並保留在殘渣中，隨著催化劑加入量的增加以及劣質油中金屬組份的累積，整個反應系統中的金屬會不斷增加。為了維持系統中金屬的平衡，需要間斷或持續地將殘渣進行外排，優選將部分殘渣外排，外排的殘渣占所述殘渣總量的比例優選為約5-70重量%，更優選約10-50重量%；同時為了使劣質油得到充分使用，優選在步驟7）中將部分殘渣返回步驟1），返回的殘渣比例優選為約30-95重量%，更優選約50-90重量%。本領域技術人員也可以根據劣質油的不同金屬含量來調整殘渣外排和循環的比例，本申請不再贅述。
根據本申請，為了方便生產化工原料-低碳烯烴，在步驟4）中對所得改質油進行氫化改質，在步驟5）中將得到的氫化改質油切割分離為氫化改質輕油和氫化改質重油，氫化改質輕油和氫化改質重油之間的切割點可以為約340-360℃，優選為約345-355℃，更優選為約350℃；以及，在步驟6）中對所得氫化改質重油進行催化裂解，得到包含低碳烯烴的催化裂解產物。所述催化裂解產物經分離可以得到乾氣、低碳烯烴、汽油、循環油和油漿。所述“循環油”一般包括輕循環油和重循環油，輕循環油也可以稱為柴油，是指催化裂解反應所得沸點介於205℃至350℃之間的餾份，重循環油是指沸點介於343℃至500℃之間的餾份；所述“油漿”一般是指催化裂解反應的分餾步驟獲得的塔底油，經過沉降器分離後，從沉降器底部排出的產品，而從沉降器上部排出的產品一般稱為澄清油。
任選地，可以將所得油漿返回步驟1）進行轉化反應；將所得C3烴和C4烴經過烷-烯烴分離後將C3、C4烷烴送至步驟3）中作為萃取溶劑使用；和/或，對所得循環油單獨進行氫化改質或者將其與所述改質油一起進行氫化改質。本申請方法能夠實現將油漿返回進行轉化反應，一方面可提高原料利用率，將低附加值的油漿轉化為高附加值的富芳烴的汽油產品；另一方面，由於油漿中富含芳烴組份，可提高轉化單元穩定性，延長裝置操作週期。同時，也可以在步驟6）中，將至少一部分步驟2b）所得的第二分離產物和/或步驟2c）所得的常壓瓦斯油與所述氫化改質重油一起進行催化裂解。步驟6）和上述步驟可以實現由劣質油最大化地生產化工原料，提高改質油和第二分離產物的利用率。
根據本申請，步驟4）的所述氫化改質是本領域技術人員所熟知的，可以按照本領域已知的任何方式進行，並沒有特別的限制，可以在本領域已知的任何氫化處理裝置（比如固定床反應器、流化床反應器）中進行，本領域技術人員可以對此進行合理選擇。例如，所述氫化改質可以在如下條件下進行：氫氣分壓為約5.0-20.0 MPa，優選為約8-15 MPa；反應溫度為約330-450℃，優選為約350-420℃；體積空速為約0.1-3 h-1
，優選為約0.3-1.5 h-1
；氫油體積比為約300-3000，優選為約800-1500；所述氫化改質採用的催化劑可包括氫化精製催化劑和/或氫化裂解催化劑。作為所述氫化精製催化劑和氫化裂解催化劑，可以舉出本領域為此目的而傳統使用的任何催化劑，或者可以按照本領域傳統已知的任何製造方法進行製造，而且所述氫化精製催化劑和氫化裂解催化劑在所述步驟中的用量可以參照本領域的傳統認識，並沒有特別的限制。
具體舉例而言，所述氫化精製催化劑可包括載體和活性金屬組份，所述活性金屬組份選自第VIB族金屬和/或第VIII族非貴金屬，特別是鎳與鎢的組合，鎳、鎢與鈷的組合，鎳與鉬的組合，或者鈷與鉬的組合。這些活性金屬組份可以單獨使用一種，或者以任意的比例組合使用多種。另外，作為所述載體，比如可以舉出氧化鋁、二氧化矽和無定形矽鋁等。這些載體可以單獨使用一種，或者以任意的比例組合使用多種。優選地，以氫化精製催化劑的乾基重量為基準，所述氫化精製催化劑可以包括約30-80重量%的氧化鋁載體，約5-40重量%的氧化鉬、約5-15重量%的氧化鈷和約5-15重量%的氧化鎳。本領域技術人員也可以採用具有其它組成的氫化精製催化劑。
所述氫化裂解催化劑一般包含載體、活性金屬組份和裂解活性組元。更為具體舉例而言，作為所述活性金屬組份，比如可以舉出元素週期表第VIB族金屬的硫化物、元素週期表第VIII族賤金屬的硫化物或者元素週期表第VIII族貴金屬等，特別是Mo硫化物、W硫化物、Ni硫化物、Co硫化物、Fe硫化物、Cr硫化物、Pt和Pd等。這些活性金屬組份可以單獨使用一種，或者以任意的比例組合使用多種。另外，作為所述裂解活性組元，比如可以舉出無定形矽鋁和分子篩等。這些裂解活性組元可以單獨使用一種，或者以任意的比例組合使用多種。再者，作為所述載體，比如可以舉出氧化鋁、氧化矽、氧化鈦和活性炭等。這些載體可以單獨使用一種，或者以任意的比例組合使用多種。本申請對所述載體、所述活性金屬組份和所述裂解活性組元各自的含量沒有特別的限定，可以參照本領域的傳統認識。優選地，以氫化裂解催化劑的乾基重量為基準，所述氫化裂解催化劑可以包括約3-60重量%的沸石、約10-80重量%的氧化鋁、約1-15重量%的氧化鎳和約5-40重量%的氧化鎢，其中所述沸石為Y型沸石。本領域技術人員也可以採用具有其它組成的氫化裂解催化劑。
在一優選的實施方式中，所述氫化改質採用的催化劑同時包含氫化精製催化劑和氫化裂解催化劑兩者，所述氫化精製催化劑與氫化裂解催化劑的裝填體積比為約1:1至約5:1，按照反應物料流向，所述氫化精製催化劑裝填於所述氫化裂解催化劑上游。
根據本申請，步驟6）的所述催化裂解可以在各種形式的催化裂解反應器中進行，優選在變徑稀相輸送床反應器和/或組合催化裂解反應器中進行。
在一優選實施方式中，步驟6）的所述催化裂解在變徑稀相輸送床反應器中進行，其中所述變徑稀相輸送床反應器自下至上包括具有不同直徑的第一反應區和第二反應區，所述第二反應區的直徑與第一反應區的直徑之比為約1.2:1至約2.0:1。優選地，在所述變徑稀相輸送床反應器中，第一反應區內的反應條件可以包括：反應溫度約500-620℃、反應壓力約0.2-1.2 MPa、反應時間約0.1-5.0秒、催化劑與裂解原料的重量比約5-15、水蒸汽與裂解原料的重量比約0.05:1至約0.3:1；第二反應區內的反應條件可以包括：反應溫度約450-550℃、反應壓力約0.2-1.2 MPa、反應時間約1.0-20.0秒。
在另一優選實施方式中，步驟6）的所述催化裂解在組合催化裂解反應器中進行，其中所述組合反應器具有自下至上串聯連接的第一反應區和第二反應區，所述第一反應區為提升管反應器，所述第二反應區為流化床反應器，所述流化床反應器位於提升管反應器下游，與提升管反應器出口相連接，例如其可以為本領域技術人員公知的傳統催化裂解提升管反應器串聯流化床反應器得到的組合物反應器。具體地，所述提升管反應器可以選自等直徑提升管反應器和/或等線速提升管反應器，優選使用等直徑提升管。所述提升管反應器自下而上依次包括預提升段以及至少一個反應區，為了使原料油能夠充分反應，並根據不同的目的產物品質需求，所述反應區可以為2-8個，優選為2-3個。優選地，在所述組合催化裂解反應器中，第一反應區內的反應條件可以包括：反應溫度為約560-750℃，優選為約580-730℃，更優選為約600-700℃；反應時間為約1-10秒，優選為約2-5秒；劑油比為約1:1至約50:1，優選為約5:1至約30:1；第二反應區內的反應條件可以包括：反應溫度為約550-730℃，優選為約570-720℃；重量空速為約0.5-20 h-1
，優選為約2-10 h-1
。
在進一步優選的實施方式中，可以在所述提升管反應器中注入水蒸氣，所述水蒸氣優選以霧化蒸汽的形式注入，所注入的水蒸氣與原料油的重量比可以為約0.01:1至約1:1，優選為約0.05:1至約0.5:1。
在某些實施方式中，本申請的方法可進一步包括將催化裂解產物中的待生催化劑與反應油氣分離得到待生催化劑和反應油氣，然後將得到的反應油氣經後續的分離系統分離為乾氣、液化氣、汽油和柴油等餾份，並將乾氣和液化氣經氣體分離設備進一步分離得到乙烯、丙烯等。從反應產物中分離乙烯、丙烯等的方法可採用本領域的傳統技術，本申請對此沒有特別限制，在此不詳細描述。
在某些實施方式中，本申請的方法可進一步包括將所述待生催化劑再生；且優選地，用於所述催化裂解反應的催化劑的至少一部分為再生後的催化劑，例如可以全部為再生催化劑。
在某些實施方式中，本申請的方法可進一步包括對再生得到的再生催化劑進行汽提（一般用水蒸氣汽提），以脫去氣體等雜質。
根據本申請，在再生過程中，一般從再生器的底部引入含氧氣體，含氧氣體例如可以為空氣。引入再生器後，待生催化劑與氧氣接觸燒焦再生，催化劑燒焦再生後生成的煙氣在再生器上部進行氣固分離，煙氣進入後續能量回收系統。
根據本申請，所述待生催化劑的再生操作條件可以為：再生溫度為約550-750℃，優選為約600-730℃，更優選為約650-700℃；氣體視線性速度為約0.5-3米/秒、優選為約0.8-2.5米/秒、更優選為約1-2米/秒，待生催化劑的平均停留時間為約0.6-3分鐘、優選約0.8-2.5分鐘、更優選約1-2分鐘。
根據本申請，適用於步驟6）的催化裂解催化劑可以為本領域傳統採用的各種催化裂解催化劑。優選地，以催化劑的總重量計，所述催化裂解催化劑可以包含：約1-60重量%的沸石、約5-99重量%的無機氧化物和約0-70重量%的黏土。
根據本申請，在所述催化裂解催化劑中，所述沸石用作活性組份，優選地，所述沸石選自中孔沸石和/或大孔沸石。在優選的實施方式中，中孔沸石占沸石總重量的約50-100重量%，優選約70-100重量%，大孔沸石占沸石總重量的約0-50重量%，優選約0-30重量%。
根據本申請，所述中孔沸石和大孔沸石具有本領域通常理解的含義，即中孔沸石的平均孔徑0.5-0.6 nm，大孔沸石的平均孔徑0.7-1.0 nm。例如，所述大孔沸石可以選自由稀土Y（REY）、稀土氫Y（REHY）、不同方法得到的超穩Y、高矽Y構成的組的一種或其中兩種或更多種的混合物。
在優選的實施方式中，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，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沸石更為詳盡的描述可參見美國專利US5,232,675，其內容經此引用全文併入本文；ZSM系列沸石可選自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其中多種的混合物，有關ZSM-5更為詳盡的描述可參見美國專利US3,702,886，其內容經此引用全文併入本文。
根據本申請，在所述催化裂解催化劑中，所述無機氧化物用作結合劑，優選選自二氧化矽（SiO2
）和/或三氧化二鋁（Al2
O3
）。
根據本申請，在所述催化裂解催化劑中，所述黏土用作基質（即載體），優選選自高嶺土和/或多水高嶺土。
在一特別優選的實施方式中，本申請的方法包括如下步驟：
1）在氫氣存在下對劣質油原料進行熱轉化反應，得到轉化產物，其中所述轉化反應的轉化率為約30-70重量%，所述轉化率=（劣質油中沸點在524℃以上的組份的重量－轉化產物中沸點在524℃以上的組份的重量）/劣質油中沸點在524℃以上的組份的重量×100重量%；
2）對步驟1）中所得的轉化產物進行第一分離，得到第一分離產物，其中所述第一分離產物中沸點在350℃以下的組份的含量為不大於約5重量%，優選小於約3重量%，沸點在350-524℃（優選為355-500℃或380-524℃，進一步優選為400-500℃）之間的組份的含量為約20-60重量%，優選為約25-55重量%，所述第一分離產物的初餾點不低於約300℃，優選不低於約330℃，更優選不低於約350℃；
3）對步驟2）所得的第一分離產物進行第二分離得到改質油和殘渣，所述第二分離選自減壓蒸餾、溶劑萃取或它們的組合；
4）對步驟3）所得的改質油進行氫化改質，得到氫化改質油；
5）對步驟4）所得的氫化改質油進行第三分離，得到氫化改質重油；
6）將步驟5）所得的氫化改質重油預熱後進入變徑稀相輸送床反應器底部，與再生催化劑接觸進行催化裂解反應，同時向上流動進入旋風分離器進行氣固分離，分離出的反應油氣經進一步分離得到包括丙烯和高辛烷值汽油的產物；分離出的待生催化劑經汽提後進入催化劑再生器中燒焦再生，再生催化劑返回反應器中循環使用；或者
將步驟5）所得的氫化改質重油預熱後進入組合催化裂解反應器的第一反應區，與再生催化劑接觸進行催化裂解反應，同時向上流動進入第二反應區，繼續進行催化裂解反應，反應器出口的反應油氣和待生催化劑進入旋風分離器進行氣固分離，分離出的反應油氣經進一步分離得到包含低碳烯烴的產物；分離出的待生催化劑經汽提後進入催化劑再生器中燒焦再生，再生催化劑返回反應器中循環使用，其中所述低碳烯烴包括乙烯、丙烯、丁烯；以及
7）將步驟3）所得的殘渣返回步驟1）中進行所述轉化反應；或者，將步驟3）所得的殘渣外排；或者，將步驟3）所得的殘渣的一部分返回步驟1）中進行所述轉化反應，所得殘渣的剩餘部分外排。
在第二方面，本申請提供了一種由劣質油生產低碳烯烴的系統，包括轉化反應單元、第一分離單元、第二分離單元、氫化改質單元、第三分離單元和催化裂解單元，其中：
所述轉化反應單元設置為使劣質油原料在氫氣存在下在其中進行熱轉化反應，得到轉化產物；
所述第一分離單元設置為使所述轉化產物在其中分離得到第一分離產物，其中所述第一分離產物中沸點在350℃以下的組份的含量為不大於約5重量%，沸點在350-524℃之間的組份的含量為約20-60重量%；
所述第二分離單元設置為使所述第一分離產物在其中分離得到改質油和殘渣，所述第二分離單元選自減壓蒸餾單元、溶劑萃取單元或它們的組合；
所述氫化改質單元設置為使所述改質油在其中進行氫化改質反應，得到氫化改質油；
所述第三分離單元設置為使所述氫化改質油在其中分離得到氫化改質重油；以及
所述催化裂解單元設置為使所述氫化改質重油在其中進行催化裂解反應，得到包含低碳烯烴的催化裂解產物。
根據本申請的某些實施方式，在所述轉化反應單元中，劣質油、氫氣和轉化催化劑在轉化反應器中反應，得到轉化反應產物並送至第一分離單元。優選地，所述轉化反應器為漿態床反應器。
根據本申請的某些實施方式，在所述第一分離單元中，所述轉化反應產物首先分離成氣體產物和液體產物，而後所述液體產物進一步分離得到餾程大於約350℃的重餾份作為所述第一分離產物並送至第二分離單元。
根據本申請的某些實施方式，在所述第二分離單元中，所述第一分離產物在減壓蒸餾塔中分離，或者在萃取塔中與萃取溶劑逆流接觸進行萃取分離，得到改質油和殘渣，或者在減壓蒸餾與萃取分離的組合中進行分離，得到改質油和殘渣，所述改質油送至氫化改質單元。任選地，所述殘渣返回所述轉化反應單元做進一步轉化。
根據本申請的某些實施方式，在所述氫化改質單元中，所述改質油在氫化處理催化劑作用下進行反應，得到氫化改質油並送至第三分離單元。
根據本申請的某些實施方式，在所述第三分離單元中，所述氫化改質油被切割分離為氫化改質輕油和氫化改質重油，氫化改質重油送至催化裂解單元。
根據本申請的某些實施方式，所述催化裂解單元包括變徑稀相輸送床反應器和/或組合催化裂解反應器，其中所述變徑稀相輸送床反應器自下至上包括具有不同直徑的第一反應區和第二反應區，第二反應區的直徑與第一反應區的直徑之比為約1.2:1至約2.0:1；所述組合催化裂解反應器自下至上包括第一反應區和第二反應區，所述第一反應區為提升管反應器，所述第二反應區為流化床反應器。
根據本申請的一種優選實施方式，在所述催化裂解單元中，催化裂解催化劑進入變徑稀相輸送床反應器的第一反應區的預提升段，在預提升介質的作用下向上流動，預熱後的氫化改質重油與霧化蒸汽一起注入第一反應區，與再生催化劑接觸進行催化裂解反應同時向上流動，並進入第二反應區繼續進行反應，得到包含低碳烯烴的催化裂解產物。任選地，所述催化裂解產物在後續分離系統中分離得到乙烯、丙烯、具有高辛烷值的汽油等餾份；分離出的待生催化劑進入再生器中燒焦再生，恢復活性的再生催化劑返回變徑稀相輸送床反應器中循環使用。
根據本申請的另一優選實施方式，在所述催化裂解單元中，催化裂解催化劑進入組合催化裂解反應器的第一反應區的預提升段，在預提升介質的作用下向上流動，預熱後的氫化改質油與霧化蒸汽一起注入第一反應區，與再生催化劑接觸進行催化裂解反應同時向上流動，並進入第二反應區繼續進行反應，得到包含低碳烯烴的催化裂解產物。任選地，所述催化裂解產物在後續分離系統中分離得到乙烯、丙烯和裂解汽油等餾份；分離出的待生催化劑進入再生器中燒焦再生，恢復活性的再生催化劑返回組合催化裂解反應器中循環使用。
以下結合附圖對本申請的具體實施方式做進一步的詳細說明。
如圖1a、1b、2a和2b所示，劣質原料經管線1、轉化催化劑經管線2、新鮮氫氣經管線3、循環氫氣經管線4、催化油漿經管線57以及殘渣經管線5輸送至轉化反應器6中進行熱轉化反應。轉化產物經管線7輸送至高壓分離單元8進行加壓蒸餾，分離為氣體組份和液體組份，然後將氣體組份作為循環氫氣經管線9和管線4輸送至轉化反應器6，或作為氫源經管線9和管線11輸送至氫化改質單元23。液體組份經管線10輸送至低壓分離單元12進行壓力驟降，分離為第二分離產物和第一分離產物。第二分離產物經管線14進入氫化改質單元23，第一分離產物經管線15輸送至第二分離單元17進行減壓蒸餾，分離得到改質油和殘渣（參見圖1a和2a），或與來自管線16或/和來自管線55的萃取溶劑逆流接觸在第二分離單元17中進行萃取分離，得到改質油和殘渣（參見圖1b和2b）。殘渣的一部分經管線19和管線20外排，其餘部分經管線19和管線5循環至轉化反應器6與劣質油原料一起繼續進行轉化反應。或者，也可以將全部殘渣經管線19和管線20外排而不進行循環。改質油經管線18，與來自管線14的第二分離產物、以及來自管線21的催化柴油混合經管線22進入氫化改質單元23進行氫化改質，氫化改質產物經分離，輕組份及氫化改質輕油分別經管線24和管線25引出，或氫化改質輕油經管線25與經管線26排出的氫化改質重油混合經管線28送入催化裂解單元（圖1a和1b所示的變徑稀相輸送床反應器或圖2a和2b所示的組合催化裂解反應器）第一反應區29中。同時，預提升介質經管線50也進入第一反應區29，來自管線48的再生催化劑經再生滑閥49調節後進入第一反應區29，在預提升介質的提升作用下沿提升管向上加速運動，預熱後的氫化改質油經管線28與來自管線27的霧化蒸汽一起注入第一反應區29，與第一反應區29已有的物流混合，原料油在熱的催化劑上發生催化裂解反應，並向上加速運動，進入催化裂解單元的第二反應區30繼續進行反應。生成的反應產物油氣和失活的待生催化劑進入沉降器33中的旋風分離器34，實現待生催化劑與反應產物油氣的分離，反應產物油氣進入集氣室35，催化劑細粉返回沉降器。沉降器中待生催化劑流向汽提段32，與來自管線31的蒸汽接觸。從待生催化劑中汽提出的反應產物油氣經旋風分離器後進入集氣室35。汽提後的待生催化劑經待生滑閥38調節後進入再生器39，來自管線44的空氣經空氣分配器43分配後進入再生器39，燒去位於再生器39底部的密相床層中待生催化劑上的焦炭，使失活的待生催化劑再生，煙氣經旋風分離器40的上部氣體煙氣管道41進入後續能量回收系統。其中，所述預提升介質可以為乾氣、水蒸氣或它們的混合物。
再生後的催化劑經與再生器39催化劑出口連通的管線45進入脫氣槽46，與來自脫氣槽46底部的管線47的汽提介質接觸，脫除再生催化劑夾帶的煙氣，脫氣後的再生催化劑經管線48循環到第一反應區29的底部，可以通過再生滑閥49控制催化劑循環量，氣體經管線42返回再生器39內，集氣室35中的反應產物油氣經過大油氣管線36進入後續分離系統58，經分離得到的H2
、C1-C2烷烴從管線53引出，得到的低碳烯烴（包括C2、C3、C4烯烴）經管線54送出系統；C3、C4烷烴經管線55送出系統或送入第二分離單元17作為萃取溶劑使用，得到的富含芳烴的汽油作為產品從管線56引出，得到的循環油從管線21引出並與來自管線18的改質油、來自管線14的第二分離產物混合後一起送入氫化改質單元23進行氫化改質，得到的油漿經管線57引出並返回轉化反應器6中進行熱轉化反應。
任選地，如圖1a和1b所示，可將催化裂解產物分離得到的C4或輕汽油餾份通過管線52與水蒸氣一起經由管線51送入作為催化裂解單元的變徑稀相輸送床反應器的第二反應區30進行回煉，以進一步裂解增產低碳烯烴。
在某些優選的實施方式中，本申請提供了如下的技術方案：
A1、一種劣質油生產低碳烯烴的方法，該方法包括：
（1）劣質油進入轉化反應單元進行轉化反應，生成的反應產物經分離得到沸點大於約350℃的重餾份；
（2）將該重餾份送入減壓蒸餾分離單元或/和萃取分離單元中進行分離，得到改質油和殘渣；
（3）將改質油送入氫化改質單元進行氫化改質，得到氫化改質油；
（4）預熱後的氫化改質油進入催化裂解反應器的第一反應區，與再生催化劑接觸進行催化裂解反應同時向上流動進入第二反應區，繼續進行催化裂解反應，反應器出口的反應油氣和待生催化劑進入旋風分離器進行氣固分離，分離出的反應油氣引出裝置，進一步分離得到包含低碳烯烴的產物；分離出的待生催化劑經汽提後進入催化劑再生器中燒焦再生，再生催化劑返回反應器中循環使用。
A2、根據專案A1所述的方法，所述劣質油包括選自劣質原油、重油、脫油瀝青、煤衍生油、頁岩油和石化廢油中的至少一種。
A3、根據專案A1所述的方法，所述改質原料滿足選自API度小於約27、餾程大於約350℃、瀝青質含量大於約2重量%以及以鎳和釩的總重量計的重金屬含量大於約100微克/克中的一項或多項指標。
A4、根據專案A1所述的方法，其特徵在於，轉化反應單元的轉化反應器為流動床反應器。
A5、根據專案A1所述的方法，其特徵在於，所述轉化反應單元的轉化催化劑含有選自第VB族金屬化合物、第VIB族金屬化合物和第VIII族金屬化合物中的至少一種。
A6、根據專案A1所述的方法，所述轉化反應單元的反應條件包括：溫度為約380-470℃，氫分壓為10-25兆帕斯卡，劣質油體積空速為約0.01-2小時-1
，氫氣與劣質油的體積比為約500-5000，以所述轉化催化劑中金屬計並以劣質油的重量為基準，所述轉化催化劑的用量為約10-50000微克/克。
A7、根據專案A1所述的方法，所述的萃取分離單元的操作條件包括：壓力為約3-12兆帕斯卡，溫度為約55-300℃，萃取溶劑為C3
-C7
烴，溶劑與重餾份的重量比為（1-7）:1，或者
所述的減壓蒸餾分離單元的操作條件包括：約1-20 mmHg的真空度和約250-350℃的溫度。
A8、根據專案A1所述的方法，所述的氫化改質單元反應條件包括：氫分壓為約5.0-20.0兆帕斯卡，反應溫度為約330-450℃，體積空速為約0.1-3小時-1
，氫油體積比為約300-3000。
A9、根據專案A1所述的方法，所述氫化改質單元所用的催化劑包括氫化精製催化劑和氫化裂解催化劑，所述氫化精製催化劑包括載體和活性金屬組份，所述活性金屬組份選自第VIB族金屬和/或第VIII族非貴金屬；所述氫化裂解催化劑包括沸石、氧化鋁、至少一種第VIII族金屬組份和至少一種第VIB族金屬組份。
A10、根據專案A1所述的方法，所述氫化裂解催化劑以催化劑為基準，其組成為：沸石3~60重量%，氧化鋁10~ 80重量% ，氧化鎳1~15重量%，氧化鎢5~40重量%。
A11、根據專案A1所述的方法，催化裂解單元的反應器包括第一反應區和第二反應區，所述第一反應區為提升管反應器，所述第二反應區為流化床反應器。
A12、根據專案A1所述的方法，所述第一反應區條件包括：反應溫度為560～750℃，時間為1～10秒，劑油比為1～50:1；所述第二反應區條件包括：反應溫度為550～700℃，空速為約0.5-20 h-1
。
A13、根據專案A1中的方法，其特徵在於，步驟（4）中所述催化劑含有：沸石1～60重量%、無機氧化物5～99重量%和黏土0～70重量%，均以該催化劑的總重量計，其中沸石選自中孔沸石和任選的大孔沸石，中孔沸石占沸石總重量的50～100重量%，大孔沸石占沸石總重量的0～50重量%。
A14、根據專案A13的方法，其特徵在於，所述的中孔沸石占沸石總重量的70～100重量%，大孔沸石占沸石總重量的0～30重量%。
A15、根據專案A1的方法，其特徵在於，步驟（2）所述的殘渣返回步驟（1）中進行所述轉化反應；或者，將步驟（2）中所得的殘渣進行外排；或者，將部分步驟（2）中所得的殘渣返回步驟（1）中進行所述轉化反應，剩餘部分殘渣進行外排。
A16、根據專案A1所述的方法，其中，所述轉化反應的轉化率為約30-70重量%，所述轉化反應的轉化率=（劣質油中餾程在524℃以上組份的重量－轉化產物中餾程在524℃以上組份的重量）/劣質油中餾程在524℃以上組份的重量×100重量%；和/或所述重餾份中，餾程在350-524℃之間組份的含量為約20-60重量%。
A17、一種劣質油生產低碳烯烴的系統，該系統包括轉化反應單元、萃取或減壓蒸餾分離單元、氫化改質單元和催化裂解單元，其中轉化反應單元與減壓蒸餾或/和萃取分離單元相連，減壓蒸餾或/和萃取分離單元與氫化改質單元相連，氫化改質單元和催化裂解單元相連。
B1、一種由低品質油生產低碳烯烴的改質方法，該方法包括：
（1）將作為改質原料的低品質油進行臨氫轉化反應，得到臨氫轉化產物；其中，所述臨氫轉化反應的轉化率為約30-70重量%，所述臨氫轉化反應的轉化率=（改質原料中沸點在524℃以上組份的重量－臨氫轉化產物中沸點在524℃以上組份的重量）/改質原料中沸點在524℃以上組份的重量×100重量%；
（2）將步驟（1）中所得臨氫轉化產物進行分離處理，至少得到第一分離產物；其中，所述第一分離產物中，沸點在350℃以下組份的含量不大於約5重量%，沸點在350-524℃之間組份的含量為約20-60重量%；
（3）將步驟（2）中所得第一分離產物在減壓蒸餾分離單元中通過減壓蒸餾進行分離或/和在萃取分離單元中採用萃取溶劑進行萃取分離，得到改質油和殘渣；
（4）將步驟（3）中所得的殘渣返回步驟（1）中進行所述臨氫轉化反應；或者，將步驟（3）中所得的殘渣進行外排；或者，將部分步驟（3）中所得的殘渣返回步驟（1）中進行所述臨氫轉化反應，剩餘部分殘渣進行外排；
（5）將步驟（3）中所得改質油進行氫化改質，得到氫化改質油；
（6）將步驟（5）所得氫化改質油進行分離，所得氫化改質重油進行催化轉化反應，得到包含低碳烯烴的產品。
B2、根據專案B1所述的改質方法，步驟（1）中，所述臨氫轉化反應的轉化率為約30-60重量%。
B3、根據專案B1所述的改質方法，步驟（1）中，所述臨氫轉化反應在漿態床反應器中進行。
B4、根據專案B1所述的改質方法，步驟（1）中，所述臨氫轉化反應在臨氫轉化催化劑存在或不存在的條件下進行，所述臨氫轉化催化劑含有選自第VB族金屬化合物、第VIB族金屬化合物和第VIII族金屬化合物中的至少一種。
B5、根據專案B1所述的改質方法，步驟（1）中，所述臨氫轉化反應的條件包括：溫度為約380-470℃，氫分壓為10-25兆帕斯卡，改質原料的體積空速為約0.01-2小時-1
，氫氣與改質原料的體積比為約500-5000，以所述臨氫轉化催化劑中金屬計並以改質原料的重量為基準，所述轉化催化劑的用量為約10-50000微克/克。
B6、根據專案B1所述的改質方法，步驟（1）中，所述改質原料包括選自劣質原油、重油、脫油瀝青、煤衍生油、頁岩油和石化廢油中的至少一種。
B7、根據專案B1所述的改質方法，所述改質原料滿足選自API度小於約27、沸點大於約350℃、瀝青質含量大於約2重量%、以及以鎳和釩的總重量計的重金屬含量大於約100微克/克中的一項或多項指標。
B8、根據專案B1所述的改質方法，步驟（2）中，所述第一分離產物中，沸點在350℃以下組份的含量小於約3重量%，沸點在350-524℃之間組份的含量為約25-55重量%。
B9、根據專案B1所述的改質方法，步驟（2）中，所述分離處理包括：
（2-1）將步驟（1）中所得臨氫轉化產物在第一壓力和第一溫度下進行分離，得到氣體組份和液體組份；
（2-2）將液體組份在第二壓力和第二溫度下進行分離，得到所述第一分離產物和第二分離產物；其中，所述第一壓力大於所述第二壓力。
B10、根據專案B9所述的改質方法，其中，所述第一壓力為10-25兆帕斯卡，第一溫度為約380-470℃；所述第二壓力為約0.1-5兆帕斯卡，第二溫度為約150-390℃。
B11、根據專案B9所述的改質方法，其中，所述分離處理還包括：
（2-3）將步驟（2-2）中所得第二分離產物進行切割，得到石腦油和常壓瓦斯油；和/或
（2-4）將步驟（2-1）中所得氣體組份返回步驟（1）中進行臨氫轉化反應和/或步驟（5）進行氫化改質。
B12、根據專案B11所述的改質方法，其中，將所述第二分離產物和/或常壓瓦斯油與所述改質油一起進行氫化改質。
B13、根據專案B1或12所述的改質方法，其中，步驟（5）所述氫化改質的條件包括：氫氣分壓為約5.0-20.0兆帕斯卡，反應溫度為約330-450℃，體積空速為約0.1-3小時-1
，氫油體積比為約300-3000。
B14、根據專案B1或12所述的改質方法，其中，步驟（5）所述氫化改質所用的催化劑包括氫化精製催化劑和氫化裂解催化劑，所述氫化精製催化劑包括載體和活性金屬組份，所述活性金屬組份選自第VIB族金屬和/或第VIII族非貴金屬；所述氫化裂解催化劑包括沸石、氧化鋁、至少一種第VIII族金屬組份和至少一種第VIB族金屬組份。
B15、根據專案B14所述的改質方法，其中，以氫化裂解催化劑的乾基重量為基準，所述氫化裂解催化劑包括約3-60重量%的沸石、約10-80重量%的氧化鋁、約1-15重量%的氧化鎳和約5-40重量%的氧化鎢。
B16、根據專案B1所述的改質方法，其中，步驟（6）所述催化轉化反應在催化轉化催化劑存在的條件下在催化轉化反應器中進行，其中，催化轉化反應器選自提升管反應器、流化床反應器、下行式輸送線反應器、移動床反應器中任一種反應器或任兩種反應器組合的複合反應器。
B17、根據專案B1所述的改質方法，其中，步驟（6）所述催化轉化反應的條件包括：反應溫度為500-750℃，反應壓力為0.15-0.50兆帕斯卡，反應時間為0.2-10秒，劑油比為5-40，水油比為0.05-1.0。
B18、根據專案B1所述的改質方法，其中，步驟（6）所述催化轉化催化劑包括沸石、無機氧化物和任選的黏土，各組份的含量分別為：沸石1~60重量%，無機氧化物5~99重量%，黏土0~70重量%，其中沸石為中孔沸石和任選的大孔沸石的混合物，中孔沸石比例為50~100重量%，優選70~100重量%，大孔沸石的比例為0~50重量%，優選0~30重量%。
B19、根據專案B1所述的改質方法，步驟（3）中，所述萃取分離在第三溫度和第三壓力下的萃取溶劑中進行；其中，所述第三壓力為約3-12兆帕斯卡，第三溫度為約55-300℃，所述萃取溶劑為C3
-C7
烴，所述萃取溶劑與所述第一分離產物的重量比為（1-7）：1。
B20、根據專案B1所述的改質方法，步驟（3）中，所述殘渣的軟化點小於約150℃。
B21、根據專案B1所述的改質方法，步驟（4）中，返回步驟（1）中的殘渣占殘渣總量的比例為30~95重量%，優選50~90重量%。
B22、根據專案B1所述的改質方法，步驟（6）中，將氫化改質油切割分離為氫化改質輕油和氫化改質重油，氫化改質輕油和氫化改質重油之間的切割點為340℃~360℃，優選為約345-355℃，更優選為約350℃。
B23、一種由低品質油生產低碳烯烴的改質系統，該系統包括臨氫轉化反應單元、減壓蒸餾或/和萃取分離單元、氫化改質單元和催化轉化單元，其中臨氫轉化反應單元與減壓蒸餾或/和萃取分離單元相連，減壓蒸餾或/和萃取分離單元與氫化改質單元相連，氫化改質單元和催化轉化單元相連。
C1、一種劣質油生產丙烯和高辛烷值汽油的方法，該方法包括：
（1）劣質油進入轉化反應單元進行轉化反應，生成的反應產物經分離得到餾程大於約350℃的重餾份；
（2）將該重餾份送入減壓蒸餾分離單元或/和萃取分離單元中進行分離，得到改質油和殘渣；
（3）將改質油送入氫化改質單元進行氫化改質，得到氫化改質油；
（4）預熱後的氫化改質油進入變徑稀相輸送床反應器底部，與再生催化劑接觸進行催化裂解反應同時向上流動進入旋風分離器進行氣固分離，分離出的反應油氣引出裝置，進一步分離得到包含丙烯、高辛烷值汽油的產物；分離出的待生催化劑經汽提後進入催化劑再生器中燒焦再生，再生催化劑返回反應器中循環使用。
C2、根據專案C1所述的方法，所述劣質油包括選自劣質原油、重油、脫油瀝青、煤衍生油、頁岩油和石化廢油中的至少一種。
C3、根據專案C1所述的方法，所述改質原料滿足選自API度小於約27、餾程大於約350℃、瀝青質含量大於約2重量%、以及以鎳和釩的總重量計的重金屬含量大於約100微克/克中的一項或多項指標。
C4、根據專案C1所述的方法，其特徵在於，轉化反應單元的轉化反應器為漿態床反應器。
C5、根據專案C1所述的方法，其特徵在於，所述轉化反應單元的轉化催化劑含有選自第VB族金屬化合物、第VIB族金屬化合物和第VIII族金屬化合物中的至少一種。
C6、根據專案C1所述的方法，所述轉化反應單元的反應條件包括：溫度為約380-470℃，氫分壓為10-25兆帕斯卡，劣質油體積空速為約0.01-2小時-1
，氫氣與劣質油的體積比為約500-5000，以所述轉化催化劑中金屬計並以改質原料的重量為基準，所述轉化催化劑的用量為約10-50000微克/克。
C7、根據專案C1所述的方法，所述的萃取分離單元的反應條件包括：壓力為約3-12兆帕斯卡，溫度為約55-300℃，萃取溶劑為C3
-C7
烴，溶劑與重餾份的重量比為（1-7）:1，或者
所述的減壓蒸餾分離單元的操作條件包括：約1-20 mmHg的真空度和約250-350℃的溫度。
C8、根據專案C1所述的方法，所述的氫化改質單元反應條件包括：氫分壓為約5.0-20.0兆帕斯卡，反應溫度為約330-450℃，體積空速為約0.1-3小時-1
，氫油體積比為約300-3000。
C9、根據專案C1所述的方法，所述的氫化改質單元所用的催化劑包括氫化精製催化劑和氫化裂解催化劑，所述氫化精製催化劑包括載體和活性金屬組份，所述活性金屬組份選自第VIB族金屬和/或第VIII族非貴金屬；所述氫化裂解催化劑包括沸石、氧化鋁、至少一種第VIII族金屬組份和至少一種第VIB族金屬組份。
C10、根據專案C1所述的方法，所述氫化裂解催化劑以催化劑為基準，其組成為：沸石3~60重量%，氧化鋁10~ 80重量%，氧化鎳1~15重量%，氧化鎢5~40重量%。
C11、根據專案C1所述的方法，所述變徑稀相輸送床包含兩個反應區，所述第二反應區的直徑與第一反應區的直徑比為1.2～2.0:1。
C12、按照專案C1的方法，其特徵在於所述的變徑稀相輸送床中第一反應區的反應條件包括：反應溫度500～620℃、反應壓力0.2～1.2兆帕斯卡、反應時間0.1～5.0秒、催化劑與原料的重量比5～15、水蒸汽與原料油重量比0.05～0.3:1。
C13、按照專案C1的方法，其特徵在於所述的變徑稀相輸送床中第二反應區的反應條件包括：反應溫度450～550℃、反應壓力0.2～1.2兆帕斯卡、反應時間1.0～20.0秒。
C14、根據專案C1中的方法，其特徵在於，以催化劑的總重量計，所述催化劑含有：沸石1～60重量%、無機氧化物5～99重量%和黏土0～70重量%，其中沸石選自中孔沸石和任選的大孔沸石，中孔沸石占沸石總重量的50～100重量%，大孔沸石占沸石總重量的0～50重量%。
C15、根據專案C14的方法，其特徵在於，所述的中孔沸石占沸石總重量的70～100重量%，大孔沸石占沸石總重量的0～30重量%。
C16、根據專案C1的方法，其特徵在於，步驟（2）所述的殘渣返回步驟（1）中進行所述轉化反應；或者，將步驟（2）中所得的殘渣進行外排；或者，將部分步驟（2）中所得的殘渣返回步驟（1）中進行所述轉化反應，剩餘部分殘渣進行外排。
C17、根據專案C1所述的方法，其中，所述轉化反應的轉化率為約30-70重量%，所述轉化反應的轉化率=（劣質油中餾程在524℃以上組份的重量－轉化產物中餾程在524℃以上組份的重量）/劣質油中餾程在524℃以上組份的重量×100重量%；和/或所述重餾份中，餾程在350-524℃之間組份的含量為約20-60重量%。
C18、一種劣質油生產丙烯和高辛烷值汽油的系統，該系統包括轉化反應單元、減壓蒸餾或/和萃取分離單元、氫化改質單元和催化裂解單元，其中轉化反應單元與減壓蒸餾或/和萃取分離單元相連，減壓蒸餾或/和萃取分離單元與氫化改質單元相連，氫化改質單元和催化裂解單元相連。
實施例
以下採用實施例進一步詳細地說明本申請，但本申請並不限於這些實施例。
在本申請的上下文中以及包括在以下的實施例和對照例中：
油品中重金屬（以鎳和釩的總重量計）含量的測定方法按照ASTM D5708進行；
油品中瀝青質含量的測定方法按照SH/T 0266-92(1998)進行；
殘渣外排率=外排殘渣重量/劣質油重量×100重量%；
劣質油轉化率=（1-殘渣外排率）×100重量%；
LPG+液體產物產率=（轉化產物經第一分離和第二分離得到的LPG和液體產物的總重量）/劣質油重量×100重量%；
第一分離產物產率=第一分離產物重量/劣質油重量×100重量%
甲苯不溶物產率=（第一分離產物中甲苯不溶物重量/第一分離產物重量）×第一分離產物產率×100%；
殘渣軟化點採用GB/T 4507-84方法進行測定；
特別組份是指第一分離產物中沸點在350-524℃之間的組份；
乙烯產率=乙烯重量/催化裂解原料油重量×100重量%；
丙烯產率=丙烯重量/催化裂解原料油重量×100重量%；
丁烯產率=丁烯重量/催化裂解原料油重量×100重量%；
低碳烯烴產率=乙烯產率+丙烯產率+丁烯產率。
以下的實施例和對照例，按照附圖所示的實施方式進行操作。
在以下的實施例和對照例中，所用的劣質油B為減壓渣油，其性質見表1。
表1實施例和對照例中所用原料的性質
| 名稱 | 劣質油B |
| 密度（20℃）/（千克/米3 ） | 1060.3 |
| API度 | 1.95 |
| 殘炭值/重量% | 23.2 |
| 元素含量/重量% | |
| 碳 | 84.62 |
| 氫 | 10.07 |
| 硫 | 4.94 |
| 氮 | 0.34 |
| 氧 | / |
| 四組份組成/重量% | |
| 飽和份 | 9.0 |
| 芳香份 | 53.8 |
| 膠質 | 24.5 |
| 瀝青質 | 12.7 |
| 金屬含量/（微克/克） | |
| Ca | 2.4 |
| Fe | 23.0 |
| Ni | 42.0 |
| V | 96.0 |
| >524℃組份含量/重量% | 100 |
實施例1和3
在中型裝置上，以劣質油B為原料在漿態床反應器中進行轉化反應，然後進行第一分離，第一分離在兩個分餾塔中進行，得到第一分離產物和第二分離產物。第一分離產物再進行第二分離（實施例1中為圖1b和2b所示的萃取分離，實施例3中為圖1a和2a所示的減壓蒸餾），得到改質油和殘渣。各步驟的具體條件和結果列於表2-1和表2-2。
實施例2和4
在中型裝置上，以劣質油B為原料在漿態床反應器中進行轉化反應，然後進行第一分離，第一分離在兩個分餾塔中進行，得到第一分離產物和第二分離產物。第一分離產物再進行第二分離（實施例2中為圖1b和2b所示的萃取分離，實施例4中為圖1a和2a所示的減壓蒸餾），得到改質油和殘渣。
所得到的殘渣的一部分循環，其餘部分外排。將循環的殘渣與劣質油B混合後進行轉化反應，其後依次進行第一分離、第二分離，得到改質油和殘渣。將獲得的第二分離產物進行分離，得到石腦油餾份和常壓瓦斯油。各步驟的具體條件和結果列於表2-1和表2-2。
對照例1
與實施例1的基本流程相同，只是不進行轉化反應和第一分離，各步驟的具體條件和結果列於表2-1和表2-2。
對照例2
與實施例2的基本流程相同，只是不進行轉化反應和第一分離，各步驟的具體條件和結果列於表2-1和表2-2。
對照例3
與實施例2的基本流程相同，只是採用了不同的轉化催化劑和操作條件，各步驟的具體條件和結果列於表2-1和表2-2。
表2-1各實施例和對照例中所用的反應條件
| 項目 | 實施例1 | 實施例2 | 實施例3 | 實施例4 | 對照例1 | 對照例2 | 對照例3 |
| 劣質油原料 | 劣質油B | 劣質油B | 劣質油B | 劣質油B | 劣質油B | 劣質油B | 劣質油B |
| 殘渣循環 | 否 | 是 | 否 | 是 | 否 | 是 | 是 |
| 轉化反應 | |||||||
| 反應溫度/℃ | 430 | 430 | 430 | 410 | - | - | 420 |
| 反應壓力/ MPa | 17 | 18 | 16 | 16 | - | - | 18 |
| 轉化催化劑（括弧中的數值為催化劑組份的重量百分比）* | 鉬酸銨 | 鉬酸銨 | 辛酸鉬 | 環烷酸鉬（75%）+環烷酸鎳（25%） | - | - | 赤鐵礦 |
| 體積空速/ h-1 | 0.5 | 0.20 | 0.2 | 0.12 | - | - | 0.3 |
| 催化劑加入量/（微克/克） | 1000 | 1000 | 1500 | 300 | - | - | 1500 |
| 氫氣分壓/ MPa | 15.8 | 17.1 | 15 | 15 | - | - | 17.4 |
| 氫氣與劣質油的體積比 | 2000 | 1200 | 1200 | 1500 | - | - | 800 |
| 第一分離單元 | |||||||
| 第一壓力/ MPa | 17 | 17 | 16 | 16 | - | - | 18 |
| 第一溫度/℃ | 420 | 410 | 420 | 410 | - | - | 390 |
| 第二壓力/ MPa | 4.0 | 0.22 | 0.1 | 0.1 | - | - | 5.0 |
| 第二溫度/℃ | 380 | 360 | 370 | 360 | - | - | 290 |
| 第二分離單元 | |||||||
| 萃取溶劑 | n-C4 H8 | 催化裂解C3 、C4 烷烴 | - | - | n-C4 H8 | n-C4 H8 | n-C4 H8 |
| 操作溫度/℃ | 130 | 120 | 350 | 330 | 130 | 130 | 130 |
| 溶劑（質量）比 | 2.5 | 3.5 | - | - | 3.5 | 3.5 | 3.5 |
| 操作壓力/ MPa | 4.0 | 5.0 | 真空度3mmHg | 真空度3mmHg | 4.0 | 4.0 | 4.0 |
*各轉化催化劑來源如下：
鉬酸銨：北京試劑公司，試劑純；
辛酸鉬：實驗室自製，純度大於90%；
環烷酸鉬：實驗室自製，純度大於85%；
環烷酸鎳：實驗室自製，純度大於90%；
赤鐵礦：工業用品。
表2-2各實施例和對照例的反應結果
| 項目 | 實施例1 | 實施例2 | 實施例3 | 實施例4 | 對照例1 | 對照例2 | 對照例3 |
| 轉化反應轉化率/% | 40.2 | 56.8 | 45.3 | 54.8 | - | - | 55.6 |
| 產物分佈/重量% | |||||||
| 第一分離產物 | 55.3 | 69.4 | 80.7 | 88.7 | - | - | 70.4 |
| 第一分離產物中沸點小於350℃組份含量/重量% | 1 | 2 | 3.3 | 3 | - | - | 15 |
| 第一分離產物中特別組份的沸點/℃ | 350-524 | 350-524 | 350-520 | 350-500 | - | - | 350-524 |
| 第一分離產物中特別組份的含量/重量% | 29 | 38 | 30 | 28 | - | - | 37 |
| 第二分離產物的終餾點/℃ | 334 | 348 | 342 | 345 | - | - | 285 |
| 改質結果 | |||||||
| 殘渣外排量/% | 51.6 | 5.2 | 37.5 | 6.9 | 65.8 | 74.9 | 17.6 |
| 劣質油轉化率/% | 48.4 | 94.8 | 62.5 | 93.1 | 34.2 | 25.1 | 82.4 |
| LPG+液體產物產率/% | 45.6 | 89.5 | 55.7 | 84.5 | 34.2 | 25.1 | 78.2 |
| 改質油重金屬含量/重量（微克/克） | >1 | >1 | >1 | >1 | 8 | 30 | 20 |
| 改質油瀝青質含量/重量% | >0.1 | >0.1 | >0.1 | >0.1 | 1.5 | 3.2 | 2.8 |
| 甲苯不溶物產率/% | 0.2 | 0.4 | 0.6 | 0.5 | 1.1 |
表2-2的結果顯示，若劣質油不經過轉化反應，直接進行萃取分離，其LPG+液體產物產率僅為34.2%，殘渣產率為65.8%；若將殘渣循環，則LPG+液體產物產率僅為25.1%，殘渣油產率高達74.9%。
另一方面，對照例3的結果表明，當第一分離產物中沸點小於350℃的組份含量超出本申請限定的範圍時，使得劣質油轉化率降低12個百分點，LPG+液體產物產率下降11個百分點，同時，改質油的重金屬含量達到20μg/g，甲苯不溶物產率提高約1個百分點。
實施例5-6
分別將實施例2和實施例4得到的改質油送至氫化改質單元，在氫化精製與裂解溫度分別為380-386℃，體積空速0.5 h-1
、氫油體積比1000和氫分壓15 MPa下進行氫化改質，得到氫化改質油，氫化改質油經過簡單分離，得到氫化改質重油，試驗條件及氫化改質重油性質見表3。
對照例4-5
參照實施例5-6的流程，分別對對照例1-2得到的改質油進行氫化改質，得到氫化改質油，氫化改質油經過簡單分離得到氫化改質重油，試驗條件及氫化改質重油性質見表3。
表3 各實施例和對照例的氫化改質條件和結果
| 項目 | 實施例5 | 實施例6 | 對照例4 | 對照例5 |
| 氫化改質原料油來源 | 實施例2 | 實施例4 | 對照例1 | 對照例2 |
| 氫化精製/裂解反應溫度/℃ | 380/380 | 382/383 | 384/385 | 385/386 |
| 氫化精製/裂解催化劑代號 | RN-410/RHC-131* | |||
| 總體積空速/ h-1 | 0.5 | 0.5 | 0.5 | 0.5 |
| 氫油體積比 | 1000 | 1000 | 1000 | 1000 |
| 氫氣分壓/ MPa | 15 | 15 | 15 | 15 |
| 氫化改質重油的性質 | ||||
| 密度（20℃）/（千克/米3 ） | 890 | 895 | 901 | 903 |
| 硫/（微克/克） | >200 | >200 | >200 | >200 |
| Ni+V/（微克/克） | >1 | >1 | >1 | >1 |
| 氫含量/% | 12.90 | 12.86 | 12.70 | 12.65 |
*各氫化精製/裂解催化劑均由中國石化催化劑分公司提供。
實施例7-8
分別對實施例5和實施例6得到的氫化改質重油進行催化裂解（反應器型式如圖1a和1b所示），催化裂解反應在中型裝置上進行，催化劑採用齊魯催化劑分公司生產的商業代號為CGP的催化劑。預熱的氫化改質油進入變徑稀相輸送床反應器第一反應區，在反應溫度535℃、反應時間1.8秒，催化劑與原料油的重量比8，水蒸氣與原料油的重量比為0.10的條件下進行反應。油氣混合物與催化劑繼續上行進入第二反應區，在反應溫度510℃，反應時間2.5秒條件下繼續反應。反應油氣和待生催化劑從反應器出口進入密閉式旋風分離器，反應油氣和待生催化劑快速分離，反應油氣在分離系統按餾程進行切割，從而得到丙烯和汽油等餾份；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烴類產物，汽提後的催化劑進入到再生器，與空氣接觸進行再生；再生後的催化劑進入脫氣槽，以除去再生催化劑吸附和攜帶的非烴氣體雜質；脫氣後的再生催化劑再返回到變徑稀相輸送床反應器中循環使用。催化裂解單元操作條件和產品分佈列於表4。
從表4的結果可以看出，氫化改質重油的丙烯產率可達9.3重量%，汽油產率約為48.5重量%，辛烷值高達98.2。
對照例6-7
採用與實施例7-8基本相同的流程，不同之處在於原料分別為對照例4-5得到的氫化改質重油。催化裂解單元操作條件和產品分佈列於表4。
從表4的結果可以看出，氫化改質重油的丙烯產率僅為6.2重量%，汽油產率僅為35.8重量%，辛烷值僅為92。
表4 實施例7-8和對照例6-7的催化裂解反應條件和結果
| 項目 | 實施例7 | 實施例8 | 對照例6 | 對照例7 |
| 催化裂解原料油（氫化改質重油）來源 | 實施例5 | 實施例6 | 對照例4 | 對照例5 |
| 變徑反應器第一反應區 | ||||
| 反應溫度/℃ | 535 | 535 | 535 | 535 |
| 反應時間/秒 | 1.8 | 1.8 | 1.8 | 1.8 |
| 催化劑與裂解原料的重量比 | 8 | 8 | 8 | 8 |
| 水蒸氣與裂解原料的重量比 | 0.1 | 0.1 | 0.1 | 0.1 |
| 變徑反應器第二反應區 | ||||
| 反應溫度/℃ | 510 | 510 | 510 | 510 |
| 反應時間/秒 | 2.5 | 2.5 | 2.5 | 2.5 |
| 催化裂解產物分佈/重量% | ||||
| 乾氣 | 2.7 | 2.8 | 3.0 | 3.1 |
| 液化氣 | 20.3 | 19.1 | 14.1 | 13.1 |
| 其中丙烯 | 9.4 | 9.3 | 6.2 | 6.0 |
| 汽油 | 47.8 | 48.5 | 35.8 | 35.2 |
| 柴油 | 15.8 | 15.4 | 29.4 | 30.1 |
| 重油 | 4.4 | 4.7 | 8.4 | 8.9 |
| 焦炭 | 9.0 | 9.5 | 9.3 | 9.6 |
| 汽油研究法辛烷值 | 98 | 98.2 | 92 | 92.2 |
實施例9-10
分別對實施例5和實施例6得到的氫化改質重油進行催化裂解（反應器型式如圖2a和2b所示），催化裂解反應在中型裝置上進行，催化劑採用齊魯催化劑分公司生產的商業代號為MMC-2催化裂解催化劑。預熱的氫化改質油進入組合催化裂解反應器的第一反應區，在提升管出口溫度580℃、反應時間1.8秒，催化裂解催化劑與原料油的重量比15，水蒸氣與原料油的重量比為0.25的條件下進行裂解反應。油氣混合物與催化劑繼續上行進入第二反應區，在反應溫度565℃，床層重量空速4 h-1
下繼續反應。反應油氣和待生催化劑從反應器出口進入密閉式旋風分離器，反應油氣和待生催化劑快速分離，反應油氣在分離系統按餾程進行切割，從而得到乙烯、丙烯和裂解汽油等餾份；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烴類產物，汽提後的催化劑進入到再生器，與空氣接觸進行再生；再生後的催化劑進入脫氣槽，以除去再生催化劑吸附和攜帶的非烴氣體雜質；脫氣後的再生催化劑再返回到提升管反應中循環使用。催化裂解單元操作條件和產品分佈列於表5。
從表5的結果可以看出，氫化改質重油的乙烯和丙烯產率分別為4.18重量%和20.50重量%，低碳烯烴產率（乙烯產率+丙烯的產率+丁烯產率，下同）約為40.83％。
對照例8-9
採用與實施例9-10基本相同的流程，不同之處在於原料為對照例4-5得到的氫化改質重油。催化裂解單元操作條件和產品分佈列於表5。
從表5的結果可以看出，氫化改質重油的乙烯和丙烯產率僅分別為3.50重量%和19.87重量%，低碳烯烴產率（乙烯產率+丙烯的產率+丁烯產率，下同）僅為34.38％。
表5 實施例9-10和對照例8-9的催化裂解反應條件和結果
| 項目 | 實施例9 | 實施例10 | 對照例8 | 對照例9 |
| 催化裂解原料油（氫化改質重油）來源 | 實施例5 | 實施例6 | 對照例4 | 對照例5 |
| 第一反應區 | ||||
| 反應溫度/℃ | 580 | 580 | 580 | 580 |
| 反應時間/秒 | 1.8 | 1.8 | 1.8 | 1.8 |
| 催化劑與裂解原料的重量比 | 15 | 15 | 15 | 15 |
| 水蒸氣與裂解原料的重量比 | 0.25 | 0.25 | 0.25 | 0.25 |
| 第二反應區 | ||||
| 反應溫度/℃ | 565 | 565 | 565 | 565 |
| 重量空速／h-1 | 4 | 4 | 4 | 4 |
| 催化裂解產物分佈/重量% | ||||
| H2-C2（不計乙烯） | 5.05 | 5.21 | 5.38 | 5.56 |
| 乙烯 | 4.18 | 4.09 | 3.50 | 3.40 |
| C3-C4（不計丙烯） | 20.9 | 20.38 | 19.87 | 19.37 |
| 丙烯 | 20.5 | 20.09 | 16.64 | 16.16 |
| C5+ 汽油 | 27.08 | 27.49 | 28.41 | 28.84 |
| 循環油 | 13.52 | 13.81 | 16.11 | 16.42 |
| 油漿 | 1.31 | 1.35 | 1.39 | 1.43 |
| 焦炭 | 7.46 | 7.58 | 8.70 | 8.82 |
| 低碳烯烴/% | 40.83 | 39.96 | 34.38 | 33.42 |
實施例11
將實施例10所得循環油中餾程小於350℃的輕循環油餾份與實施例4得到的改質油一同按照實施例6的流程進行氫化改質，氫化改質的條件和產物性質列於表6。
表6 實施例11的氫化改質條件和結果
| 項目 | 實施例11 |
| 氫化改質原料油 | 實施例10的輕循環油+實施例4的改質油 |
| 原料配比（輕循環油/改質油） | 0.42 |
| 氫化改質條件 | |
| 氫化精製/裂解反應溫度/℃ | 382/383 |
| 氫氣分壓/ MPa | 15.0 |
| 氫化精製/裂解催化劑商業代號 | RN-410/RHC-131 |
| 體積空速/ h-1 | 0.5 |
| 氫油體積比 | 1000 |
| 氫化改質重油性質 | |
| 密度（20℃）/（千克/米3 ） | 895.0 |
| 硫/（微克/克） | >200 |
| Ni+V/(微克/克） | >1 |
| 氫含量/% | 12.86 |
實施例12-13
將實施例11得到的氫化改質重油在傳統提升管反應器中進行催化裂解，催化裂解催化劑均獲自中國石化催化劑有限公司齊魯分公司，催化裂解的條件和結果列於表7。
由表7的結果可知，輕循環油與改質油一同氫化改質後獲得氫化改質重油再進行催化裂解，可獲得乙烯、丙烯等低碳烯烴，實施例12的低碳烯烴產率達到36.22%，實施例13的低碳烯烴產率達到36.92%。
表7 實施例12-13的催化裂解反應條件和結果
| 項目 | 實施例12 | 實施例13 |
| 氫化裂解原料油（氫化改質重油）來源 | 實施例11 | |
| 催化裂解條件 | ||
| 催化劑商業代號 | MMC-2 | CEP-1 |
| 反應溫度/℃ | 565 | 620 |
| 反應時間/秒 | 3 | 2.5 |
| 反應壓力/ MPa | 0.15 | 0.15 |
| 催化劑與裂解原料的重量比 | 15.0 | 20 |
| 水蒸氣與裂解原料的重量比 | 0.25 | 0.3 |
| 催化裂解產物分佈/重量% | ||
| H2 -C2 （不計乙烯） | 5.21 | 12.14 |
| 乙烯 | 4.09 | 12.59 |
| C3 -C4 （不計丙烯） | 20.38 | 6.65 |
| 丙烯 | 20.09 | 19.67 |
| C5+ 汽油 | 27.49 | 19.42 |
| 循環油 | 13.81 | 7.33 |
| 油漿 | 1.35 | 10.26 |
| 焦炭 | 7.58 | 11.94 |
| 低碳烯烴產率/% | 36.22 | 36.92 |
實施例14
在中型裝置上，參照實施例2進行操作，其中將實施例10得到的油漿循環回轉化反應，與劣質油B和循環殘渣混合後一起進行轉化反應，然後對轉化產物進行第一分離，得到第一分離產物和第二分離產物。第一分離產物再進行第二分離（萃取分離），得到改質油和殘渣。殘渣的一部分循環，其餘部分外排。各步驟的具體操作條件與實施例2相同，所得反應結果列於表8。
表8結果顯示，通過油漿循環，有利於提高劣質油轉化率和LPG+液體產物產率，劣質油轉化率和LPG+液體產物產率分別提高了1.6個百分點和1.3個百分點，甲苯不溶物產率下降了50%。
表8 實施例2和14的反應結果比較
| 項目 | 實施例2 | 實施例14 |
| 劣質油原料（括弧內是重量百分比） | 劣質油B | 劣質油B（90）+油漿（10） |
| 油漿來源 | — | 實施例10 |
| 殘渣循環 | 是 | 是 |
| 轉化反應的轉化率/重量% | 56.8 | 53.7 |
| 產物分佈/重量% | ||
| 第一分離產物 | 69.4 | 76.6 |
| 第一分離產物中特別組份的含量/重量% | 38 | 42 |
| 第一分離產物中沸點小於350℃組份的含量/重量% | 2 | 1 |
| 第二分離產物 | 25.8 | 18.6 |
| 第二分離產物的終餾點/℃ | 348 | 350 |
| 改質結果 | ||
| 劣質油轉化率/重量% | 94.8 | 96.4 |
| 殘渣外排率/重量% | 5.2 | 3.6 |
| LPG+液體產物產率/重量% | 89.5 | 90.8 |
| 改質油重金屬含量/重量（微克/克） | >1 | >1 |
| 改質油瀝青質含量/重量% | >0.1 | >0.1 |
| 甲苯不溶物產率/重量% | 0.4 | 0.2 |
由各實施例的結果可以看出，本申請的方法和系統可以使劣質油改質得到的LPG+液體產物產率大幅度提高，同時改善催化裂解單元的原料品質，具有明顯的乙烯、丙烯產率高的優勢，同時還具有高辛烷值汽油產率高的優勢。
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公開的內容。
1:管線
2:管線
3:管線
4:管線
5:管線
6:熱轉化反應器
7:管線
8:高壓分離單元
9:管線
10:管線
11:管線
12:低壓分離單元
13:管線
14:管線
15:管線
16:管線
17:第二分離單元
18:管線
19:管線
20:管線
21:管線
22:管線
23:氫化改質單元
24:管線
25:管線
26:管線
27:管線
28:管線
31:管線
29:第一反應區
32:汽提段
30:第二反應區
33:沉降器
34:旋風分離器
35:集氣室
36:大油氣管線
37:待生斜管
38:待生滑閥
39:再生器
40:旋風分離器
41:煙氣管道
42:管線
43:空氣分配器
44:管線
45:管線
46:脫氣槽
47:管線
48:再生斜管
49:再生滑閥
50:管線
51:管線
52:管線
53:管線
54:管線
55:管線
56:管線
57:管線
58:分離器
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，但並不構成對本申請的限制。在附圖中：
圖1a顯示了本申請方法和系統的一種優選實施方式的示意圖；
圖1b顯示了本申請方法和系統的另一優選實施方式的示意圖；
圖2a顯示了本申請方法和系統的另一優選實施方式的示意圖；
圖2b顯示了本申請方法和系統的另一優選實施方式的示意圖。
1:管線
2:管線
3:管線
4:管線
5:管線
6:熱轉化反應器
7:管線
8:高壓分離單元
9:管線
10:管線
11:管線
12:低壓分離單元
13:管線
14:管線
15:管線
17:第二分離單元
18:管線
19:管線
20:管線
21:管線
22:管線
23:氫化改質單元
24:管線
25:管線
26:管線
27:管線
28:管線
31:管線
29:第一反應區
32:汽提段
30:第二反應區
33:沉降器
34:旋風分離器
35:集氣室
36:大油氣管線
37:待生斜管
38:待生滑閥
39:再生器
40:旋風分離器
41:煙氣管道
42:管線
43:空氣分配器
44:管線
45:管線
46:脫氣槽
47:管線
48:再生斜管
49:再生滑閥
50:管線
51:管線
52:管線
53:管線
54:管線
55:管線
56:管線
57:管線
58:分離器
Claims (24)
- 一種由劣質油生產低碳烯烴的方法，包括如下步驟：1)在氫氣存在下對劣質油原料進行熱轉化反應，得到轉化產物；2)對所述轉化產物進行第一分離，得到第一分離產物，其中所述第一分離產物中沸點在350℃以下的組份的含量為不大於約5重量%，沸點在350-524℃之間的組份的含量為約20-60重量%；3)對所述第一分離產物進行第二分離，得到改質油和殘渣，其中所述第二分離選自減壓蒸餾、溶劑萃取或它們的組合；4)對步驟3)所得的改質油進行氫化改質，得到氫化改質油；5)對步驟4)所得的氫化改質油進行第三分離，得到氫化改質重油；6)對步驟5)所得的氫化改質重油進行催化裂解，得到包含低碳烯烴的催化裂解產物；以及7)將步驟3)所得的殘渣的至少一部分返回步驟1)中進行所述熱轉化反應。
- 如請求項1所述的方法，其中所述第一分離產物中沸點在350℃以下的組份的含量為小於約3重量%，沸點在350-524℃之間的組份的含量為約25-55重量%。
- 如請求項1所述的方法，其中步驟1)的所述熱轉化反應在漿態床反應器中進行。
- 如前述請求項1-3中任一項所述的方法，其中步驟1)的所述熱轉化反應在氫氣及轉化催化劑存在下進行，其中所述轉化催化劑包含至少一種 選自第VB族金屬化合物、第VIB族金屬化合物和第VIII族金屬化合物的化合物。
- 如前述請求項1-3中任一項所述的方法，其中步驟1)的所述熱轉化反應在如下條件下進行：溫度為約380-470℃，氫分壓為約10-25MPa，劣質油的體積空速為約0.01-2h-1，氫氣與劣質油的體積比為約500-5000，以所述轉化催化劑中的活性金屬計並以劣質油的重量為基準，所述轉化催化劑的用量為約10-50000微克/克。
- 如前述請求項1-3中任一項所述的方法，其中所述劣質油選自劣質原油、重油、脫油瀝青、煤衍生油、頁岩油和石化廢油中的至少一種。
- 如前述請求項1-3中任一項所述的方法，其中所述劣質油滿足以下指標中的一項或多項：API度小於約27、沸點大於約350℃、瀝青質含量大於約2重量%、以及以鎳和釩的總重量計的重金屬含量大於約100微克/克。
- 如前述請求項1-3中任一項所述的方法，其中步驟1)的所述熱轉化反應進行到獲得約30-70重量%的轉化率，所述轉化率=(劣質油中沸點在524℃以上的組份的重量-轉化產物中沸點在524℃以上的組份的重量)/劣質油中沸點在524℃以上的組份的重量×100重量%。
- 如前述請求項1-3中任一項所述的方法，其中步驟2)的所述第一分離包括：2a)將步驟1)中所得的轉化產物在第一壓力和第一溫度下進行分離，得到氣體組份和液體組份；和2b)將所得液體組份在第二壓力和第二溫度下進行分離，得到所述第一分離產物和第二分離產物，其中所述第一壓力大於所述第二壓力，其中，所述第一壓力為約10-25MPa，第一溫度為約380-470℃；所述第二壓力為約0.1-5MPa，第二溫度為約150-390℃。
- 如請求項9所述的方法，其中步驟2)的所述第一分離進一步包括：2c)對步驟2b)所得的第二分離產物的至少一部分進行切割，得到石腦油和常壓瓦斯油；2d)將步驟2a)所得的氣體組份的至少一部分返回步驟1)中進行所述熱轉化反應；和/或2e)將步驟2a)所得的氣體組份的至少一部分返回步驟4)中進行所述氫化改質。
- 如請求項10所述的方法，進一步包括：2f)將步驟2b)所得的第二分離產物的至少一部分和/或步驟2c)所得的常壓瓦斯油的至少一部分返回步驟4)中，與所述改質油一起進行氫化改質。
- 如前述請求項1-3中任一項所述的方法，其中步驟4)的所述氫化改質在如下條件下進行： 氫氣分壓為約5.0-20.0MPa，反應溫度為約330-450℃，體積空速為約0.1-3h-1，氫油體積比為約300-3000。
- 如前述請求項1-3中任一項所述的方法，其中步驟4)的所述氫化改質在氫化精製催化劑和/或氫化裂解催化劑的存在下進行，所述氫化精製催化劑包括載體和活性金屬組份，所述活性金屬組份選自第VIB族金屬和/或第VIII族非貴金屬；所述氫化裂解催化劑包括沸石、氧化鋁、至少一種第VIII族金屬組份和至少一種第VIB族金屬組份。
- 如前述請求項1-3中任一項所述的方法，其中以氫化精製催化劑的乾基重量為基準，所述氫化精製催化劑包括約30-80重量%的氧化鋁載體，約5-40重量%的氧化鉬、約5-15重量%的氧化鈷和約5-15重量%的氧化鎳；以氫化裂解催化劑的乾基重量為基準，所述氫化裂解催化劑包括約3-60重量%的沸石、約10-80重量%的氧化鋁、約1-15重量%的氧化鎳和約5-40重量%的氧化鎢。
- 如前述請求項1-3中任一項所述的方法，其中步驟6)的所述催化裂解在變徑稀相輸送床反應器和/或組合催化裂解反應器中進行，其中所述變徑稀相輸送床反應器自下至上包括具有不同直徑的第一反應區和第二反應區，第二反應區的直徑與第一反應區的直徑之比為約1.2：1至約2.0：1；所述組合催化裂解反應器自下至上包括第一反應區和第二反應區，所述第一反應區為提升管反應器，所述第二反應區為流化床反應器。
- 如請求項15所述的方法，其中： 在所述變徑稀相輸送床反應器中，第一反應區內的反應條件包括：反應溫度約500-620℃、反應壓力約0.2-1.2MPa、反應時間約0.1-5.0秒、催化劑與裂解原料的重量比約5-15、水蒸汽與裂解原料的重量比約0.05：1至約0.3：1；第二反應區內的反應條件包括：反應溫度約450-550℃、反應壓力約0.2-1.2MPa、反應時間約1.0-20.0秒，和/或在所述組合催化裂解反應器中，第一反應區內的反應條件包括：反應溫度為約560-750℃，時間為約1-10秒，劑油比為約1：1至約50：1；第二反應區內的反應條件包括：反應溫度為約550-700℃，重量空速為約0.5-20h-1。
- 如前述請求項1-3中任一項所述的方法，其中步驟6)的所述催化裂解在催化裂解催化劑存在下進行，以催化劑的重量為基準，所述催化裂解催化劑包含約1-60重量%的沸石、約5-99重量%的無機氧化物、和約0-70重量%的黏土，其中以沸石的重量為基準，所述沸石包含約50-100重量%的中孔沸石，和約0-50重量%的大孔沸石。
- 如前述請求項1-3中任一項所述的方法，其中：步驟3)的所述第二分離為減壓蒸餾，所述減壓蒸餾在約1-20mmHg的真空度和約250-350℃的溫度下進行；或者步驟3)的所述第二分離為溶劑萃取，其在如下條件下進行：壓力為約3-12MPa；溫度為約55-300℃；萃取溶劑為C3-C7烴；萃取溶劑與所述第一分離產物的重量比為約1：1至約7：1；或者步驟3)的所述第二分離為減壓蒸餾與萃取分離的組合，所述減壓蒸餾及萃取分離的條件如前文所限定。
- 如前述請求項1-3中任一項所述的方法，其中在步驟7)中，將步驟3)所得的殘渣的約30-95重量%返回步驟1)中進行所述熱轉化反應，其中，所述殘渣具有小於約150℃的軟化點。
- 如前述請求項1-3中任一項所述的方法，其中步驟5)的所述第三分離包括將所述氫化改質油切割分離為氫化改質輕油和氫化改質重油，所述氫化改質輕油與氫化改質重油之間的切割點為約340-360℃。
- 一種由劣質油生產低碳烯烴的系統，包括熱轉化反應單元、第一分離單元、第二分離單元、氫化改質單元、第三分離單元和催化裂解單元，其中：所述熱轉化反應單元設置為使劣質油原料在氫氣存在下在其中進行熱轉化反應，得到轉化產物；所述第一分離單元設置為使所述轉化產物在其中分離得到第一分離產物，其中所述第一分離產物中沸點在350℃以下的組份的含量為不大於約5重量%，沸點在350-524℃之間的組份的含量為約20-60重量%；所述第二分離單元設置為使所述第一分離產物在其中分離得到改質油和殘渣，所述第二分離單元選自減壓蒸餾單元、溶劑萃取單元或它們的組合；所述氫化改質單元設置為使所述改質油在其中進行氫化改質反應，得到氫化改質油；所述第三分離單元設置為使所述氫化改質油在其中分離得到氫化改質重油；以及 所述催化裂解單元設置為使所述氫化改質重油在其中進行催化裂解反應，得到包含低碳烯烴的催化裂解產物。
- 如請求項21所述的系統，其中所述熱轉化反應單元包括漿態床反應器。
- 如請求項21或22所述的系統，其中所述催化裂解單元包括變徑稀相輸送床反應器和/或由提升管反應器與流化床反應器組成的組合催化裂解反應器。
- 如請求項21或22所述的系統，其中所述第一分離產物中沸點在350℃以下的組份的含量為小於約3重量%，沸點在350-524℃之間的組份的含量為約25-55重量%。
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Patent Citations (1)
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| CN104995284B (zh) | 2012-12-18 | 2018-02-02 | Ifp 新能源公司 | 将选择性脱沥青与脱沥青油再循环整合以转化重质烃进料的方法 |
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