本发明涉及一种催化裂化装置和方法。 背景技术

重油催化裂化是制备乙烯、 丙烯和丁浠等低碳烯烃的重要方法。

工业上使用的重油催化裂化生产低碳烯烃的方 法包括 USP4980053、 USP5670037和 USP6210562中公开的方法， 这些方法采用单个提升管反应 器或单个提升管反应器组合密相流化床的反应 器结构进行反应，但是干气和 焦炭产率较高。

近年来， 采用两个提升管反应器生产丙烯的技术受到较 大程度关注。 CN101074392A公开了一种利用两段催化裂化生产丙 烯和高品质汽柴 油的方法， 利用两段提升管， 采用富含择形分子筛的催化剂， 以重质石油烃 类或富含烃类的各种动植物油类为原料，针对 不同性质的反应物料进行进料 方式进行组合， 控制不同物料的反应条件， 以达到提高丙浠收率、 兼顾轻油 收率和质量、 抑制干气和焦炭生成的目的。 然而该方法丙烯产率不高， 重油 转化能力低。

CN101293806A公开了一种提高低碳烯烃产率的催化 转化方法，该方法 烃油原料经原料喷嘴注入提升管或 /和流化床反应器内， 与含有平均孔径小 于 0.7纳米的择形沸石催化剂接触并反应， 将富含氢气的气体注入反应器， 将反应油气与反应后积炭的催化剂分离， 其中反应油气经分离得到含有乙 烯、 丙烯的目的产物， 积炭的催化剂经汽提、 再生后返回反应器循环使用。 该方法通过向反应器内注入富含氢气气体的手 段抑制低碳烯烃在生成之后 的再转化反应， 以提高低碳烯烃特别是丙烯的产率。 但该方法对降低干气产 率和提高重油转化能力的作用不大。

CN 101314724 A公开了一种生物油脂和矿物油组合催化转化� �法， 包括 将生物油脂和矿物油在复合反应器内与含改性 β沸石的催化剂接触进行催化 裂化反应得到低碳烯烃和汽油、 柴油、 重油。 该方法干气产率较高， 重油转 化率不高。 发明内容 本发明要解决的技术问题是提供一种用于提高 低碳烯烃特别是丙烯的 收率和重油转化率的催化裂化装置和方法。

在一种实施方案中， 本发明提供一种催化裂化方法， 包括：

将重质原料和任选地雾化水蒸气与含平均孔径 小于 0.7纳米的择形沸5 的催化剂在第一提升管反应器中接触反应得到 含第一油气产物与第一积炭 催化剂的物流， 所述第一油气产物与第一积炭催化剂通过第一 提升管末端的 分离装置分离，

将轻质原料和任选地雾化水蒸气引入第二提 升管反应器， 与含平均孔径小于 0.7 纳米的择形沸石的催化剂接触反应得到第二油 气产物与第二积炭催化 剂， 其被引入与第二提升管反应器串联的流化床反 应器在含平均孔径小于 0.7 纳米的择形沸石的催化剂的存在下反应， 同时， 将裂解重油， 优选地本 方法自产的裂解重油引入第二提升管反应器和 /或流化床反应器，优选地引入 流化床反应器进行反应； 从流化床反应器中得到含第三油气产物和第三 积炭 催化剂的物流。

在一种进一步的实施方案中， 所述的重质原料包括重质烃类和 /或富含 烃类的动植物油类； 其中， 所述轻质原料包括汽油馏分和 /或 C4烃； 其中所 述裂解重油是常压馏程为 330 ~ 550。C的裂解重油。

在一种进一步的实施方案中， 所述的催化裂化方法还包括： 所述第一油 气产物经产品分离系统分离得到裂解气体、 裂解汽油、 裂解轻循环油和裂解 重油； 和 /或其中所述第三油气产物经产品分离系统分� �得到裂解气体、裂解 汽油、 裂解轻循环油和裂解重油。

在一种进一步的实施方案中，第一提升管反应 器雾化水蒸气占进料量的 2 ~ 50重量％，优选地 5 ~ 10重量％,反应压力为 0.15 ~ 0.3MPa,优选地 0.2 ~ 0.25MPa;其中，第一提升管反应器的反应温度为 480 ~ 600°C，优选地 500 ~ 560°C ,剂油比为 5 ~ 20,优选地 7 ~ 15，反应时间为 0.50 ~ 10秒，优选地 2 ~ 4秒。

在一种进一步的实施方案中， 第二提升管反应器的反应温度为 520 - 580°C , 优选地 520 ~ 560。C ; 第二提升管反应器引入的轻质原料包括汽油馏 分时， 汽油原料雾化水蒸气比例为 5 - 30重量％， 优选地 10 ~ 20重量％; 当 所述轻质原料包括汽油馏分时， 该汽油馏分在第二提升管内操作剂油比为 10 ~ 30, 优选地 15 ~ 25 , 反应时间为 0.10 ~ 1.5秒， 优选地 0.30 ~ 0.8秒； 轻 质原料包括 C4烃时， C4烃雾化水蒸气比例为 10 ~ 40重量％， 优选地 15 ~ 25重量％， 当所述轻质原料包括 C4烃时， 该 C4烃在第二提升管内操作剂 油比为 12~40， 优选地 17~30， 反应时间为 0.50 ~ 2.0秒， 优选地 0.8~ 1.5 秒。

在一种进一步的实施方案中， 流化床反应器的反应温度为 500~580°C， 优选地 510~560°C， 重时空速为 1 ~35小时 优选地 3~30小时— 流化 床反应器的反应压力为 0.15~0.3MPa， 优选地 0.2 ~ 0.25MPa。

在一种进一步的实施方案中， 裂解重油在流化床中反应的条件包括： 裂 解重油与催化剂的剂油比为 1 -50， 优选地 5-40; 裂解重油在流化床内重 时空速为 1 ~20小时- ¹ ， 优选地 3 ~ 15小时― ¹ ; 裂解重油的雾化水蒸气比例为 5~20重量％， 优选地 10- 15重量％。

在一种进一步的实施方案中， 引入第二提升管反应器和 /或流化床反应 器的裂解重油与引入第一提升管反应器的重质 原料的重量比为 0.05 ~ 在一种进一步的实施方案中， 当所述的轻质原料包括汽油馏分时， 引入 第二提升管反应器的汽油馏分与引入第一提升 管反应器的重盾原料的重量 比为 0.05 ~ 0.20:1; 当所述的轻质原料包括汽油馏分和 C4烃时，轻质原料中 的 C4烃与轻质原料中汽油馏分的重量比为 0~2:1。

在一种进一步的实施方案中，所述的汽油馏分 轻质原料为富含烯烃的汽 油馏分， 其烯烃含量为 20 ~ 95重量％， 终馏点不超过 85°C; 所述 C4烃轻质 原料为富含烯烃的 C4烃， 其 C4烯烃的含量大于 50重％。

在一种进一步的实施方案中，所述的汽油馏分 轻质原料包括经所述产品 分离系统分离得到的裂解汽油。

在一种进一步的实施方案中， 所述的催化裂化方法还包括， 将第一油气 产物和第三油气产物混合后引入产品分离系统 分离。

在一种进一步的实施方案中， 所述的催化裂化方法还包括，将第一积炭 催化剂先引入流化床反应器， 与流化床反应器的催化剂混^， 然后引入汽提 器， 或者将第一积炭催化剂直接引入汽提器。

在一种进一步的实施方案中， 所述的催化裂化方法还包括， 将第一积炭 催化剂和 /或第三积炭催化剂用水蒸气汽提并且将夹带� �气产物的汽提水蒸 气引入流化床反应器。

在一种实施方案中， 本发明提供了一种催化裂化装置， 其包括： 用于裂化重质原料的第一提升管反应器（ 1 )， 所述第一提升管反应器具 有位于提升管底部的一个或多个重质原料进料 口， 用于裂化轻质原料的第二提升管反应器（2 )， 所述第二提升管反应器具 有位于提升管底部的一个或多个轻质原料进料 口和位于提升管顶部的出料 口，

流化床反应器（4 )， 所述流化床反应器具有一个或多个进料口并且 所述 流化床反应器通过连接部件， 优选地低压出口分布器， 更优选地， 拱形分布 器， 与第二提升管反应器的出料口相连，

设置在第一提升管末端的分离装置， 优选地， 快分装置， 该分离装置包 括油气出料口和催化剂出料口，

其中所述第二提升管反应器和 /或所述流化床反应器还具有位于该一个 或多个轻质原料进料口之上的一个或多个裂解 重油进料口， 优选地， 所述裂 解重油进料口在所述第二提升管反应器长度的 二分之一处和所述第二提升 管出料口之间，更优选地，所述裂解重油进料 口在所述流化床反应器的底部， 和

任选地， 产品分离系统（6 ), 所述产品分离系统将裂解重油从来自第一 提升管反应器和 /或流化床反应器的油气产物中分离，并且通� �裂解重油回路 将裂解重油引入该一个或多个裂解重油进料口 。

在一种进一步的实施方案中， 所述催化裂化装置还包括： 汽提器 （3 )、 沉降器（5 )、 产品分离系统（6 )、 再生器 （7 )和旋风分离系统：

所述汽提器具有汽提用水蒸气的入口、汽提过 的催化剂的出口和夹带油 气的汽提水蒸气的出口；

其中所述沉降器与所述流化床反应器的出料口 相通，并且具有一个或多 个接收反应油气的入口和一个或多个与产品分 离系统相连的出口；

其中所述再生器包括再生段、一个或多个待生 催化剂斜管和一个或多个 再生催化剂斜管， 其中优选地待生催化剂斜管与汽提器相连， 和再生催化剂 斜管与第一和 /或第二提升管反应器相连；

其中所述产品分离系统将 C4烃、 裂解汽油、 和裂解重油从来自第一提 升管反应器和 /或流化床反应器的油气产物中分离，并且通� �裂解重油回路将 裂解重油引入该一个或多个裂解重油进料口， 和 /或通过裂解汽油回路将裂解 汽油引入该一个或多个轻质原料进料口， 和 /或通过 C4烃回路将 C4烃引入 该一个或多个轻质原料进料口；

其中所述旋风分离系统设置在沉降器的顶部并 且与沉降器的出口相连， 用于进一步分离油气产物和催化剂固体颗粒。

本发明基于双提升管与流化床构成的组合反应 器， 通过工艺方案的优 化， 配备合适的催化剂， 对不同进料进行选择性转化， 在有效提高重油转化 基础上显著增加丙烯产率， 抑制干气和焦炭生成， 并且能够改善裂解汽油和 轻油性质。 与现有技术相比， 通过第一提升管反应器末端的分离装置 (快分 装置)将第一油气产物与第一积炭催化剂分离� � 可降低干气产率、 抑制低碳 烯烃尤其丙稀在生成之后的再转化； 本发明将富含烯烃的汽油馏分和 /或 C4 烃作为原料注入连接到流化床反应器的第二提 升管反应器的同时将本装置 / 方法产生的裂解重油引入到第二提升管反应器 或流化床反应器参与转化，一 方面实现重油二次转化提高整个装置的重油转 化深度、利用裂解重油馏分增 产丙烯， 同时对富含烯烃的汽油馏分和 /或 C4烃反应的激冷终止， 抑制低碳 烯烃， 尤其丙烯生成之后的再转化反应， 从而有效保持高丙烯产率。 此外， 本发明方法将夹带油气的汽提水蒸气引入流化 床反应器，使其穿过流化床反 应器后排出反应器， 可有效降低油气产物分压， 缩短油气产物在沉降器中的 停留时间， 增产丙烯同时降低干气、 焦炭产率。 附图说明

图 1为一种才艮据本发明的催化裂化方法的流程� �意图。

其中

1、 2为提升管反应器，

3为汽提器，

4为流化床反应器，

5为沉降器，

6为产品分离系统，

7为再生器，

8为待生催化剂斜管，

9、 10为再生催化剂斜管，

其中，提升管 2与流化床 4同轴串联通过沉降器 5与提升管 1实现并列 布置， 同时与汽提器 3高低同轴相连。 具体实施方式

在本发明中， 除非另外指出，提升管反应器的反应温度是指 提升管反应 器的出口温度； 流化床反应器的反应温度是指流化床反应器的 床层温度。

在本发明中， 除非另外指出， 剂油比是指催化剂与油 /烃的重量比。 在本发明中， 除非另外指出，提升管反应器的反应压力是指 反应器的出 口绝对压力。

在本发明中， 除非另外指出， 汽油馏分与汽油原料可互换使用。

在本发明中， 除非另外指出， 汽油原料雾化水蒸气比例是指汽油的雾化 水蒸气占汽油进料量的比例。

在本发明中， 除非另外指出， C4烃雾化水蒸气比例是指 C4烃的雾化水 蒸气占 C4进料量的比例。

在本发明中， 除非另外指出， 裂解重油的雾化水蒸气比例是指雾化水蒸 气占裂解重油进料量的比例。

在本发明中， 除非另外指出， 流化床反应器的反应压力是指反应器的出 口绝对压力， 在流化床反应器与沉降器相连的情况下， 是指沉降器的出口绝 对压力。

在本发明中， 除非另外指出， 流化床的重时空速是指对流化床反应器总 进料来说的。

在本发明中， 除非另外指出， 快分装置是能够实现催化剂固体和油气产 物快速分离的旋风分离器， 优选地, 该旋风分离器是一级旋风分离器。

根据本发明，将重质原料和雾化水蒸气在第一 提升管反应器中进行催化 裂化反应得到含第一油气产物与第一积炭催化 剂的物流， 所述第一油气产物 与第一积炭催化剂通过第一提升管末端的分离 装置分离。 在一种实施方案 中， 所述的分离装置为一种快分装置， 用以将油气产物与积炭催化剂快速分 离。 在一种实施方案中， 可采用现有的快分装置。 优选的快分装置为粗旋分 分离器。

第一提升管反应器反应操作条件： 反应温度为 480 ~ 600°C， 优选地为 500 ~ 560°C , 剂油比为 5 - 20, 优选地为 7 ~ 15， 反应时间为 0.50 ~ 10秒， 优选地为 2 ~ 4秒， 雾化水蒸气占进料量的 2 ~ 50重量％， 优选地为 5 - 10 重量％, 反应压力为 0.15 ~ 0.3MPa， 优选地为 0.2 ~ 0.25MPa。

根据本发明， 将轻质原料和任选地雾化水蒸气引入第二提升 管反应器， 与含平均孔径小于 0.7纳米的择形沸石的催化剂接触反应得到第二 油气产物 与第二积炭催化剂， 其被引入与第二提升管反应器串联的流化床反 应器在含 平均孔径小于 0.7纳米的择形沸石的催化剂的存在下反应， 同时， 将裂解重 油， 优选地本方法自产的裂解重油引入第二提升管 反应器和 /或流化床反应 器， 优选地引入流化床反应器进行反应； 从流化床反应器中得到含第三油气 产物和第三积炭催化剂的物流。含第三油气产 物和第三积炭催化剂的物流经 沉降器实现第三油气产物和第三积炭催化剂的 分离， 第 入严品 分离系统得到裂解气体、 裂解汽油、 裂解轻循环油和裂解重油。

引入第二提升管反应器的轻质原料为汽油馏分 和 /或 C4烃，优选为富含 烯烃的 C4 烃和 /或富含烯烃的汽油馏分。 第二提升管反应温度约为 520 ~ 580°C, 优选 520~560°C。 引入第二提升管反应器的汽油馏分的反应操作 条 件： 汽油原料在第二提升管内操作剂油比为 10~30， 优选为 15~25； 汽油 原料在第二提升管内反应时间为 0.10 1.5秒， 优选 0.30-0.8秒； 汽油原料 雾化水蒸气比例为 5 30重量％, 优选 10 ~20重量％。 C4烃的反应操作条 件： 所述的 C4烃在第二提升管内操作剂油比为 12~40, 优选 17~30； C4 烃在第二提升管内反应时间为 0.50-2.0秒， 优选 0.8~ 1.5秒； C4烃雾化水 蒸气比例为 10~40重量％， 优选 15 25重量％。

根据本发明， 流化床反应器的反应操作条件包括： 反应压力为 0.15 ~ 0.3MPa, 优选为 0.2~0.25MPa; 流化床反应温度约为 500~580°C, 优选为 510~ 560 °C; 流化床的重时空速为 1 ~ 35小时 优选为 3~30小时人

根据本发明， 在第二提升管反应器和 /或与流化床反应器中裂解重油馏 分的反应操作条件： 催化剂与裂解重油接触的剂油比为 1 ~ 50, 优选 5~40； 裂解重油在流化床内重时空速为 1 -20小时 ， 优选 3~ 15小时 - ¹ , 裂解重油 的雾化水蒸气比例为 5 ~ 20重量％， 优选 10- 15重量％。

根据本发明，引入第二提升管反应器的轻质原 料优选为富含烯烃的汽油 馏分和 /或富含烯烃的 C4烃类， 所述富含烯烃的汽油馏分原料选自本发明装 置生产的汽油和其它装置生产的汽油馏分， 优选地， 经所述产品分离系统分 离得到的裂解汽油。 其它装置生产的汽油馏分可选自催化裂化粗汽 油、 催化 裂化稳定汽油、 焦化汽油、 减粘裂化汽油以及其它炼油或化工过程所生产 的 汽油馏分中的一种或一种以上的混合物。 所述富含烯烃的汽油原料中烯烃含 量为 20~95重量％， 优选 35 90重％, 最好在 50重量％以上。 所述汽油原 料可以是全馏程的汽油馏分，终馏点不超过 204°C：，也可以是其中的窄馏分， 例如馏程在 40~85。C之间的汽油熘分。 引入第二提升管反应器的汽油馏分 与引入第一提升管反应器的重质原料的重量比 为 0.05-0.20:1， 优选 0.08~ 0.15:1。所述 C4烃类是指以 C4馏分为主要成分的常温（ 0-30。C )、常压（1 atm) 下以气体形式存在的低分子烃类， 包括碳原子数为 4的烷烃、 烯烃及炔烃。 它可以是本装置自产的富含 C4馏分的气态烃产品， 也可以是其它装置过程 所生产的富含 C4馏分的气态烃， 其中优选本装置自产的 C4馏分。 所述 C4 烃优选为富含烯烃的 C4镏分， 其中 C4烯烃的含量大于 50重％, 优选大于 60重％， 最好是在 70重量％以上。 在一种实施方案中， 轻质原料中 C4烃与 汽油馏分的重量比为 0 ~ 2: 1， 优选 0 ~ 1.2: 1， 更优选 0 ~ 0.8: 1。

根据本发明， 将轻质原料和任选地雾化水蒸气引入第二提升 管反应器， 在第二提升管反应器中反应后得到第二油气产 物与第二积炭催化剂， 其被引 入流化床反应器继续反应， 并且将本发明产品分离系统得到的裂解重油引 入 第二提升管反应器中进行反应和 /或引入流化床反应器进行反应。在一种实施 方案中， 裂解重油引入第二提升管反应器， 所述裂解重油的引入位置高于轻 质原料的引入位置， 优选地， 所述裂解重油的引入位置在该提升管反应器长 度（提升管汽油入口至提升管出口之间的部分 ）的二分之一处和提升管出口 之间。 在一种实施方案中， 所述裂解重油引入流化床反应器， 优选地， 所述 裂解重油引入所述流化床反应器的底部。 所述的裂解重油为从本发明产品分 离系统得到的裂解重油， 即从进入产品分离系统的油气产物中分离出气 体、 汽油和柴油后残余的大部分液体产物， 其常压馏程在 330 ~ 550°C之间， 优 选其常压馏程为 350 - 530。 (：。 注入第二提升管或注入流化床反应器或注入 第二提升管和流化床反应器的裂解重油与注入 第一提升管反应器的重质原 料的重量比为 0.05 - 0.30: 1 , 优选 0.10 - 0.25:1。 实际裂解重油回炼量取决于 第一提升管的反应深度， 反应深度越大则裂解重油回炼量越低。 优选注入所 述裂解重油时， 反应器中催化剂上的积炭量不超过 0.5 重量％, 优选为 0.1-0.3 重量％。 在提升管反应器长度的二分之一处和提升管出 口之间或者 在流化床反应器中将裂解重油引入， 可降低焦炭和干气产率的同时提高生成 丙烯选择性。

根据本发明，第一提升管反应器末端的分离装 置将第一油气产物与第一 积炭催化剂分离， 第一油气产物引入产品分离系统分离。 离开流化床反应器 的第三油气产物先进入沉降器， 沉降分离出其中携带的催化剂后， 进入后续 的产品分离系统。 在产品分离系统中， 油气产物经分离得到裂解气体、 裂解 汽油、 裂解轻循环油和裂解重油。 优选地， 第一油气产物和第三油气产物共 用产品分离系统， 其中， 将第一油气产物和第三油气产物混合后引入产 品分 离系统。 所述的产品分离系统为现有技术， 本发明没有特殊要求。

根据本发明，第一提升管反应器末端的分离装 置分离得到的第一积炭催 化剂可以直接引入汽提器进行汽提， 也可以先引入流化床反应器， 与流化床 反应器中的催化剂混合后， 再进入汽提系统进行汽提。 优选地， 第一积炭催 化剂先引入流化床反应器， 经过流化床反应器后， 再进入汽提器进行汽提。 离开流化床反应器的催化剂（即第三积炭催化 剂） S I入汽提器进行汽提。 第一 积炭催化剂和第三积炭催化剂优选在同一汽提 器中汽提， 汽提后的催化剂 S I 入再生器再生，再生后的催化剂引入第一提升 管反应器和 /或第二提升管反应 器循环使用。

根据本发明，将汽提水蒸气和汽提出的油气产 物引入流化床反应器的底 部并且通过流化床排出反应器， 可降低油气产物分压， 缩短油气产物在沉降 器中的停留时间， 增产丙烯同时降低干气、 焦炭产率。

本发明中所述的重质原料为重质烃类或富含烃 类的各种动植物油类原 料。 所述重质烃类选自石油烃类、 矿物油和合成油中的一种或一种以上的混 合物。 石油烃类为本领域技术人员所公知， 例如， 可以是减压蜡油、 常压渣 油、 减压蜡油掺混部分减压渣油或其它二次加工获 得的烃油。 所述其它二次 加工获得的烃油如焦化蜡油、 脱沥青油、 糠醛精制抽余油中的一种或几种。 矿物油选自煤液化油、 油砂油和页岩油中的一种或一种以上的混合物 。 合成 油为煤、 天然气或沥青经过 F-T合成得到的馏分油。 所述的富含烃类的动植 物油类为动植物油脂的一种或几种。

根据本发明， 提供了一种催化裂化装置， 其包括：

用于裂化重质原料的第一提升管反应器（ 1 )， 所述第一提升管反应器具 有位于提升管底部的一个或多个重质原料进料 口，

用于裂化轻质原料的第二提升管反应器（2 ), 所述第二提升管反应器具 有位于提升管底部的一个或多个轻质原料进料 口和位于提升管顶部的出料 口 ,

流化床反应器（4 )， 所述流化床反应器具有一个或多个进料口并且 所述 流化床反应器通过连接部件， 优选地低压出口分布器， 更优选地， 拱形分布 器， 与第二提升管反应器的出料口相连，

设置在第一提升管末端的分离装置， 优选地， 快分装置， 该分离装置包 括油气出料口和催化剂出料口，

其中所述第二提升管反应器和 /或所述流化床反应器还具有位于该一个 或多个轻质原料进料口之上的一个或多个裂解 重油进料口， 优选地， 所述裂 解重油进料口在所述第二提升管反应器长度的 二分之一处和所述第二提升 管出料口之间，更优选地，所述裂解重油进料 口在所述流化床反应器的底部， 和

任选地， 产品分离系统（6 )， 所述产品分离系统将裂解重油从来自第一 提升管反应器和 /或流化床反应器的油气产物中分离，并且通� �裂解重油回路 将裂解重油引入该一个或多个裂解重油进料口 。 在一种进一步的实施方案中， 本发明提供了一种催化裂化装置， 其还包 括： 汽提器 （3 )、 沉降器 （5 )、 产品分离系统（6 )、 再生器 （7 )和旋风分 离系统。

在一种更进一步的实施方案中， 所述汽提器具有汽提用水蒸气的入口、 汽提过的催化剂的出口和夹带油气的汽提水蒸 气的出口。

在一种更进一步的实施方案中，其中所述沉降 器与所述流化床反应器的 出料口相通， 并且具有一个或多个接收反应油气的入口和一 个或多个与产品 分离系统相连的出口。

在一种更进一步的实施方案中， 其中所述再生器包括再生段、 一个或多 个待生催化剂斜管和一个或多个再生催化剂斜 管， 其中优选地待生催化剂斜 管与汽提器相连， 和再生催化剂斜管与第一和 /或第二提升管反应器相连。

在一种更进一步的实施方案中， 其中所述产品分离系统将 C4烃、 裂解 汽油、和裂解重油从来自第一提升管反应器和 /或流化床反应器的油气产物中 分离， 并且通过裂解重油回路将裂解重油引入该一个 或多个裂解重油进料 口， 和 /或通过裂解汽油回路将裂解汽油引入该一个� �多个轻质原料进料口， 和 /或通过 C4烃回路将 C4烃引入该一个或多个轻质原料进料口。

在一种更进一步的实施方案中，其中所述旋风 分离系统设置在沉降器的 顶部并且与沉降器的出口相连， 用于进一步分离油气产物和催化剂固体颗 粒。

根据本发明， 催化裂化装置优选地采用双提升管与流化床的 组合， 其中 一个提升管与流化床反应同轴串联后与另一个 提升管相并列布置， 并且所述 的提升管与流化床反应同轴串联结构进一步与 汽提器同轴耦合布置。

所述的提升管与流化床反应同轴串联组合中， 提升管出口优选低压出口 分布器，其压降小于 10KPa。可使用现有低压出口分布器，例如拱形� ��布器。

根据本发明， 所述的提升管反应器选自等直径提升管、等线 速提升管和 变直径提升管中的一种或其中两种的组合， 其中第一提升管反应器和第二提 器选自固定流化床、 散式流化床、 鼓泡床、 湍动床、 快速床、 输送床和密相 床反应器中的一种或几种的组合。

根据本发明， 所述平均孔径小于 0.7纳米的择形沸石选自 ZSM系列沸 石、 ZRP沸石、 镁碱沸石、 菱沸石、 环晶石、 毛沸石、 A沸石、 柱沸石、 浊 沸石 ,以及经物理和 /或化学方法处理后得到的上述沸石之中的一� �或一种以 上的混合物。 ZSM系列沸石选自 ZSM-5、 ZSM-8、 ZSM- 11、 ZSM- 12、 ZSM-22、 ZSM-23、 ZSM-35、 ZSM-38 ZSM-48和其它类似结构的沸石中的一种或一种 以上的混合物。 有关 ZSM-5 更为详尽的描述参见 USP3702886, 有关 ZRP 更为详尽的描述参见 USP5232675。

所述含平均孔径小于 0.7纳米的择形沸石的催化剂可以是由现有技术 提 供的催化剂的一种或几种的组合， 可以商购或按照现有方法制备。 所述的催 化剂含有沸石、 无机氧化物和任选的粘土， 其中含有： 5 ~ 50重量％沸石、 5 ~ 95 重量％无机氧化物、 0 ~ 70 重量％粘土， 所述沸石包括平均孔径小于 0.7纳米的择形沸石和任选的大孔沸石，平均孔 径小于 0.7纳米的择形沸石占 活性组分的 25 - 100重量％, 优选 50 ~ 100重量％， 大孔沸石占活性组分的 0 ~ 75重量％, 优选 0 ~ 50重量％。

所述大孔沸石为具有至少 0.7纳米环开口的孔状结构的沸石，选自 Y型 沸石、 β型沸石、 L型沸石、稀土 Υ型沸石（ REY )、稀土氢 Υ型沸石（ REHY )、 超稳 Υ型沸石 （USY )、 稀土超稳 Y型沸石 （REUSY )中的一种或两种以上 的混合物。

所述无机氧化物作为粘接剂， 选自二氧化硅（ Si〇 ₂ )和 /或三氧化二铝 ( A1 ₂ 0 ₃ )。 所述粘土作为基质， 即载体， 选自高岭土和 /或多水高岭土。

本发明提供的催化裂化方法中，第二提升管反 应器中所使用的含平均孔 径小于 0.7纳米的择形沸石的催化剂可以与第一提升管 所用催化剂相同， 也 可以不同。 优选第一提升管反应器和第二提升管反应器使 用相同的催化剂。 下面续合附图对本发明所提供的方法予以进一 步的说明：

在如图 1 所示的方法中， 热的再生催化剂分别经再生催化剂斜管 9和 10进入提升管反应器 1和 2的底部，并分别在由管线 22和 23注入的预提升 介质作用下加速向上流动。预热后的重质原料 经管线 20与来自管线 21的雾 化水蒸气按一定比例混合后， 注入提升管反应器 1进行反应得到第一油气产 物和第一积炭催化剂， 所述第一油气产物和第一积炭催化剂经提升管 1末端 的快分装置（图中未标出）分离； 同时预热或不预热的富含烯烃的汽油馏分 和 /或 C4烃类经管线 24与来自管线 25的雾化水蒸气按一定比例混合后， 注 入提升管反应器 2， 并且与催化剂一起沿着提升管 2向上流动， 流动过程中 与经管线 36引入的含有一定比例雾化水蒸气的裂解重油 （优选自产的）物 流接触反应得到第二油气产物和第二积炭催化 剂， 第二油气产物和第二积炭 催化剂经提升管 2的出口分布器（图中未标出）进入流化床反� �器 4继续反 应得到第三油气产物和第三积炭催化剂， 最后进入沉降器 5进行油气产物与 催化剂的分离。 包括第一油气产物和第三油气产物的油气产物 均引入沉降器 顶部的旋风分离系统（图中未标出）分离出其 中携带的催化剂等固体， 然后 通过管线 30引入产品分离系统 6。在产品分离系统 6中催化裂化产物分离为 裂解气体（由管线 31引出）、裂解汽油（由管线 32引出）、裂解轻循环油（由 管线 33引出）、 裂解重油（由管线 34引出）和裂解油浆（由管线 35引出）。 管线 31 引出的裂解气体在后续产品分离、 精制后可得到聚合级丙浠产品和 富含烯烃的 C4馏分， 其中富含烯烃的 C4馏分可返回第二提升管反应器 2。 管线 32引出的裂解汽油可部分或全部返回第二提升� ��反应器 2;也可先将汽 油切割为轻、 重汽油馏分， 轻汽油馏分或全部返回第二提升管反应器 2， 优 选将轻汽油返回第二提升管反应器 2;管线 34引出的裂解重油可返回反应系 统中的任意反应器， 优选部分或全部裂解重油经管线 36返回提升管 2.或流 化床 4, 更优选在引入富含烯烃的汽油馏分之后的位置 引入提升管 2。 而经 提升管 1末端的快分装置分离出的第一积炭催化剂则� �入流化床反应器 4， 与提升管 2出口的催化剂混和， 在反应后， 引入汽提器 3。 汽提水蒸气经管 线 37注入， 与积炭催化剂逆流接触， 将积炭催化剂所夹带的油气产物尽可 能地汽提出， 然后经流化床反应器 3引至沉降器 5， 与其它油气产物一起经 管线 30 引入后续的产品分离系统。 汽提后的催化剂通过待生催化剂斜管 8 送入再生器 7烧焦再生。含氧气的气体如空气经管线 26注入再生器 7,再生 烟气经管线 27引出。再生后的催化剂经再生催化剂斜管 9和 10分别返回提 升管反应器 1和 2循环使用。

在上述具体实施方式过程中，通过管线 22和 23分别向提升管 1和提升 管 2引入预提升介质。 所述预提升介质为本领域技术人员熟知， 可以选自水 蒸气、 CI ~ C4烃类或常规催化裂化干气中的一种或多种， 优选水蒸气和 /或 富含烯烃的 C4馏分。

下面的实施例将对本发明予以进一步说明。

实施例和对比例中所使用的原料包括原料 A、 原料 B、 原料 (：、 原料 E 和原料 F, 具体性质见表 1。 其中原料 A是一种裂解重油， 原料 B是一种常 压重油， 原料 C是一种富含烯烃的裂解轻汽油。 原料 E和原料 F是 F-T装 置不同侧线液体产品， 其中原料 E和原料 F分别对应为轻、 重物流。所采用 的催化剂为中国石化催化剂齐鲁分公司生产的 MMC-2催化剂 , 其具体性质 见表 2， 该催化剂含平均孔径小于 0.7纳米的择形沸石。

实施例 1

本实施例在中型装置上进行， 原料为富含烯烃的裂解轻汽油 C 和裂解 重油 A (按 C: A=l : 1.5比例） 的混合物， 催化剂为 MMC-2。 在该连续反 应 -再生操作的中型装置中， 提升管的内径为 16毫米， 高度为 3200毫米， 提升管出口连接流化床反应器， 流化床反应器的内径为 64毫米， 高度 600 毫米。 所有进料均从提升管底部的喷嘴进入装置参与 反应。

本实施例以单程通过的操作方式进行， 没有裂解重油的回炼。 高温再生 催化剂经再生催化剂斜管由再生器进入提升管 反应段底部， 并在水蒸气预提 升介质的作用下向上流动。 原料油经预热与雾化水蒸气混合后， 通过进料喷 嘴进入提升管内与热的再生催化剂接触进行催 化转化反应。反应混合物沿提 升管上行通过提升管出口进入与提升管相连的 流化床反应，反应混合物继续 上行、 反应后进入沉降器， 随后通过沉降器顶部设置的快分设备进行气固 分 离。 油气产物通过管线导出反应器后分离成气体和 液体产物， 含有焦炭的催 化剂 （待生催化剂） 因重力作用流入汽提器， 汽提水蒸气汽提出待生催化剂. 上吸附的烃类产物后通过流化床进入沉降器进 行气固分离。 汽提后的待生催 化剂通过待生催化剂斜管进入再生器， 与空气接触进行高温烧焦再生。 再生 后的催化剂经再生催化剂斜管返回提升管反应 器中循环使用。

本实施例的主要操作条件和结果列于表 3。

对比例 1

本实施例中使用原料油、催化剂和原料油进料 方式与实施例 1相同。 不 同的是反应器仅为提升管，没有流化床反应器 。该提升管反应器的内径为 16 毫米， 高度为 3800毫米。

本实施例同样以单程通过的操作方式进行， 没有裂解重油的回炼。 高温 再生催化剂经再生催化剂斜管由再生器进入提 升管反应段底部， 并在预提升 介质的作用下向上流动。 原料油经预热与雾化水蒸气混合后， 通过进料喷嘴 进入提升管内与热的再生催化剂接触进行催化 转化反应。反应混合物沿提升 管上行通过提升管出口进入沉降器，在随后通 过沉降器顶部设置的快分设备 进行气固分离。 油气产物通过管线导出反应器后分离成气体和 液体产物， 含 有焦炭的催化剂 （待生催化剂） 因重力作用流入汽提器， 汽提水蒸气汽提出 化剂通过待生；崔化剂斜管进人 生器， 与空气接触进行高温烧焦 i。 再生 后的催化剂经再生催化剂斜管返回提升管反应 器中循环使用。

本实施例的操作条件和结果列于表 3。

实施例 2

在实施例 1中所述中型装置上进行本实施例。富含烯烃� �裂解轻汽油 C 和裂解重油 A注入比例为 1 : 1， 其中原料 C从提升管底部的原料喷嘴注入提 升管， 而原料 A从提升管长度 1/2处的原料喷嘴注入提升管参与反应。 本实 施例的主要操作条件和结果列于表 4。

实施例 3

本实施例是在实施例 1中所述中型装置上进行的。富含烯烃的裂解� �汽 油 C和裂解重油 A注入比例为 1 : 1.2, 其中原料 C从提升管底部的原料喷嘴 注入提升管， 而原料 A从流化床底部原料喷嘴注入提升管参与反应� �本实施 例的主要操作条件和结果列于表 4。

对比例 2

本实施例是在对比例 1中所述中型装置上进行的。富含晞烃的裂解� �汽 油 C和裂解重油 A注入比例为 1 : 1 ,其中原料 C从提升管底部的原料喷嘴注 入提升管， 而原料 A从提升管长度 1/2处的原料喷嘴注入提升管参与反应。 本实施例的主要操作条件和结果列于表 4。

由表 4可见， 实施例 3中原料 C从提升管底部的原料喷嘴注入提升管 和原料 A从流化床底部原料喷嘴注入提升管参与反应� �进料方式，与对比例 2相比， 在重油转化深度基本相当的条件下， 可以明显降低干气和焦炭产率 (分别降低 1.73和 0,68个百分点）， 同时丙烯和丁烯产率仍分别增加 1.15 和 0.28个百分点， 干气选择性指数（干气产率与转化率比值）为 6.25， 较对 比例 2 干气选择性指数下降幅度达到 23.17%。

实施例 4

本实施例在中型装置上进行， 其中第一提升管反应器内径为 16毫米， 高度为 3800毫米， 第二提升管的内径为 16毫米， 高度为 3200毫米， 第二 提升管出口连接流化床反应器， 流化床反应器的内径为 64毫米， 高度 600 毫米， 其构型如图 1所示， 本实施例采用回炼方式操作。 高温再生催化剂经 再生催化剂斜管由再生器分别引入第一和第二 提升管反应段底部， 并在预提 升介质的作用下向上流动。原料油 B经预热与雾化水蒸气混合后， 通过进料 喷嘴注入第一提升管反应器 1与热的再生催化剂接触进行催化转化反应，� � 应混合物沿提升管反应器 1上行，通过提升管反应器 1出口设置的快分设备 进行气固分离， 油气产物引入沉降器， 然后引入产品分离系统分离成气体和 液体产物， 其中轻汽油馏分回炼作为第二提升管反应器 2的进料、 裂解重油 馏分回炼作为流化床反应器 3的进料继续催化转化。来自提升管反应器 1的 含有焦炭的催化剂 （待生催化剂）因重力作用首先落入流化床反 应器 3与来 自提升管反应器 2出口的催化剂和油气产物混合， 然后进入与流化床相通的 汽提器， 汽提水蒸气汽提出待生催化剂上吸附烃类产物 后通过流化床进入沉 降器进行气固分离。 汽提后的待生催化剂通过待生催化剂斜管进入 再生器， 与空气接触进行高温烧焦再生。再生后的催化 剂经再生催化剂斜管返回两根 提升管反应器中循环使用。

来自产品分离系统参与回炼的轻汽油与雾化水 蒸气通过提升管反应器 2 底部喷嘴喷入， 裂解重油与雾化水蒸气混合后通过流化床反应 器 3底部喷嘴 引入， 与高温催化剂接触反应， 油气产物通过流化床进入沉降器， 与来提升 管反应器 1的油气产物一起在沉降器顶部的旋风分离系� �进行气固分离； 油 气产物通过管线导出反应器后进产品分离系统 ， 催化剂引入流化床反应器。 流化床反应器中的含焦炭的催化剂（待生催化 剂， 包括来自第一提升管反应 器和第二提升管反应器的催化剂）引入汽提器 ， 汽提后的待生催化剂通过待 生催化剂斜管进入再生器， 与空气接触进行高温烧焦再生后向后使用。

本实施例的主要操作条件和结果列于表 5，其部分液体产品性质见表 6。 实施例 5

本实施例在与实施例 4中相同的装置中进行。 与实施例 4相比， 除了调 整操作工况外， 还增加了 C4馏分的回炼转化， 即来自分离系统参与回炼的 C4馏分进入提升管反应器 2的预提升管与催化剂接触反应。 本实施例的主 要操作条件和结果列于表 7， 其部分液体产品性盾见表 8。

从表 5、 6、 7和 8的结果可以发现发明提出的方法， 具有低干气产率、 高丙烯收率的特点， 同时可生产出高芳烃含量的裂解汽油， 可作为芳烃抽提 原料。 裂解轻循环油性质（其十六烷值为 22 )也有一定程度相应的改善， 可 作为燃料油组分。

实施例 6

本实施例在与实施例 4中相同的装置中进行。 与实施例 4相比， 除了调 整操作工况外， 进料变为原料 E和原料 F, 其中原料 E和原料 F比例为 1 : 1。 本实施例仅采用裂解重油回炼方式操作。 高温再生催化剂经再生催化剂 斜管由再生器分别引入第一和第二提升管反应 段底部， 并在预提升介质的作 用下向上流动。 原料油 F经预热与雾化水蒸气混合后， 通过进料喷嘴注入第 一提升管反应器 1与热的再生催化剂接触进行催化转化反应，� �应混合物沿 提升管反应器 1上行，通过提升管反应器 1出口设置的快分设备进行气固分 离， 油气产物引入沉降器， 然后引入产品分离系统分离成气体和液体产物 ， 其中裂解重油馏分回炼作为流化床反应器 3的进料继续催化转化。 来自提升 管反应器 1的含有焦炭的催化剂（待生催化剂）因重力� �用首先落入流化床 反应器 3与来自提升管反应器 2出口的催化剂和油气产物混合， 然后进入与 流化床相通的汽提器， 汽提水蒸气汽提出待生催化剂上吸附烃类产物 后通过 流化床进入沉降器进行气固分离。 汽提后的待生催化剂通过待生催化剂斜管 进入再生器， 与空气接触进行高温烧焦再生。 再生后的催化剂经再生催化剂 斜管返回两根提升管反应器中循环使用。

原料 E与雾化水蒸气通过提升管 应器 2底部喷嘴喷入，裂解重油与雾 化水蒸气混合后通过流化床反应器 3底部喷嘴引入，与高温催化剂接触反应， 油气产物通过流化床进入沉降器， 与来提升管反应器 1的油气产物一起在沉 降器顶部的旋风分离系统进行气固分离； 油气产物通过管线导出反应器后进 产品分离系统， 催化剂引入流化床反应器。 流化床反应器中的含焦炭的催化 剂（待生催化剂，包括来自第一提升管反应器 和第二提升管反应器的催化剂） 引入汽提器， 汽提后的待生催化剂通过待生催化剂斜管进入 再生器， 与空气 接触进行高温烧焦再生后向后使用。本实施例 的主要操作条件和结果列于表 9。

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SZ.l00/0T0ZN3/X3d .8S0S0/T10Z OAV 表 2

表 3

表 4

表 5

表 5中所述的新鲜进料为引入第一提升管反应的� �质原料。 表 6

表 7

表 7中所述的新鲜进料为引入第一提升管反应的� �质原料。 表 8

表 9