CN101747929B - 一种制取低碳烯烃和芳烃的催化转化方法 - Google Patents

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Abstract

一种制取低碳烯烃和芳烃的催化转化方法，不同裂化性能的原料油进入第一提升管反应器的不同反应区与催化裂解催化剂接触进行裂化反应，分离待生催化剂和反应油气，其中待生催化剂经汽提后进入第一再生器经烧焦再生后返回第一提升管，反应油气经分离得到包含低碳烯烃、汽油、馏程为180℃～250℃的馏分和催化蜡油的产物，其中汽油经轻芳烃抽提得到轻芳烃和汽油抽余油；再裂化原料送入第二提升管反应器内，与热再生催化剂接触，进行催化转化，待生催化剂在第二再生器中烧焦再生后返回第二提升管反应器。该方法从重质原料最大限度地生产丙烯、乙烯等低碳烯烃，尤其是丙烯，其产率可以超过40重％，同时联产甲苯与二甲苯等芳烃。

Description

一种制取低碳烯烃和芳烃的催化转化方法
技术领域
本发明属于在不存在氢的情况下烃类的催化转化方法，更具体地说，是一种将重质原料转化为富含丙烯和乙烯等低碳烯烃和富含甲苯和二甲苯等芳烃的方法。
背景技术
低碳烯烃如乙烯、丙烯等是重要的有机化工原料，其中丙烯是聚丙烯、丙烯腈等产品的合成单体。随着聚丙烯等衍生物需求的迅速增长，对丙烯的需求也在逐年俱增。世界丙烯市场的需求已经从20年前的1520万吨增加到2000年的5120万吨，年均增长率达6.3％。预计到2010年丙烯的需求量将达到8600万吨，其间年均增长率约为5.6％。
生产丙烯的方法主要是蒸汽裂解和催化裂化(FCC)，其中蒸汽裂解以石脑油等轻质油为原料通过热裂解生产乙烯、丙烯，但丙烯的产率仅为15重％左右，而FCC则以减压蜡油(VGO)等重质油为原料。目前，世界上66％的丙烯来自蒸汽裂解生产乙烯的副产品，32％来自炼油厂FCC生产汽、柴油的副产品，少量(约2％)由丙烷脱氢和乙烯-丁烯易位反应得到。
石油化工如果走传统的蒸汽裂解制乙烯、丙烯路线，将面临轻质原料油短缺、生产能力不足以及成本过高等几大制约因素。
FCC由于其原料适应性广、操作灵活等优势日益受到重视。在美国，几乎丙烯市场需求量的50％都来源于FCC装置。增产丙烯的催化裂化改进技术发展很快。
US4,980,053公开了一种制取低碳烯烃的烃类转化方法，原料为不同沸程的石油馏分、渣油或原油，在流化床或移动床反应器内使用固体酸催化剂，在温度500-650℃、压力1.5-3×105Pa、重时空速0.2-2.0h-1、剂油比2-12的条件下进行催化转化反应，反应后的催化剂经烧焦再生后返回反应器内循环使用。该方法丙烯和丁烯的总产率可以达到40％左右，其中丙烯产率高达26.34％。
WO00/31215A1公开了一种生产烯烃的催化裂化方法，该方法采用ZSM-5和/或ZSM-11沸石做活性组分，以大量惰性物质为基质的催化剂，以VGO为原料，丙烯的产率也不超过20重％。
US4,422,925公开了多种具有不同裂化性能的烃类与热再生催化剂接触并转化的方法，该方法所述的烃类至少含有一种气体烷烃原料和一种液体烃类原料，该方法依据不同的烃类分子具有不同裂化性能，将反应区分成多个反应区进行裂化反应，以多产低分子烯烃。
芳烃也是一种重要的化工原料，尤其是轻芳烃BTX(苯、甲苯、二甲苯)主要用于生产化纤、塑料等合成材料。目前生产芳烃的主要方法是催化重整，由于重整催化剂的活性组分为贵金属，因此必须对原料进行严格的预处理。此外，重整催化剂的移动、再生流程也比较复杂。
CN1667089A公开了一种生产低碳烯烃和芳烃的化工型炼油方法，原料油与经再生的催化裂解催化剂、水蒸汽在催化裂解反应器内接触，在温度500～700℃、压力0.15～0.4MPa、催化裂解催化剂与原料油的重量比5～50、水蒸汽与原料油的重量比0.05～0.6的条件下反应，分离待生催化剂和反应油气，待生催化剂经再生后返回反应器；分离反应油气得到目的产物低碳烯烃和芳烃。该方法从重质原料最大限度地生产丙烯、乙烯等低碳烯烃，其中丙烯的产率超过30重％，同时联产甲苯与二甲苯等芳烃。
CN1208431C公开了一种简易的催化裂化汽油改质降低烯烃的方法和装置，该装置是在常规催化裂化装置设立辅助的流态化反应器来对催化裂化汽油进行改质，该工艺在牺牲部分轻油收率的同时达到了降低汽油烯烃的目的，丙烯产率有所增加。
上述现有技术对烷烃分子裂化反应设计仍存在不足，同时，现有技术的产品分布是按常规的FCC分馏***来切割的，汽油或柴油中的芳烃潜含量和低碳烯烃潜含量未充分利用，造成丙烯和芳烃的产率偏低。为了满足日益增长的丙烯、乙烯和芳烃等化工原料的需求，有必要开发一种将重质原料转化为大量的丙烯、乙烯和芳烃的催化转化方法。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是提供一种催化转化方法将重质原料转化为低碳烯烃和芳烃。
本发明的技术方案为一种制取低碳烯烃和芳烃的催化转化方法，该方法包括下列步骤：
(1)难裂化的原料油进入第一提升管反应器底部，与热再生的催化裂解催化剂接触，在反应温度550℃-800℃、重时空速100h-1-800h-1、反应压力0.10MPa-1.0MPa(绝压)、催化裂解催化剂与原料的重量比30-150，水蒸汽与原料的重量比为0.05-1.0的条件下进行裂化反应；
(2)反应流出物不经油剂分离，与易裂化的原料油混合，易裂化的原料油在反应温度450℃-620℃、重时空速0.1h-1-100h-1、反应压力0.10MPa-1.0MPa(绝压)、催化裂解催化剂与原料的重量比2-30，水蒸汽与原料的重量比为0.05-1.0的条件下进行裂化反应；
(3)反应流出物不经油剂分离，与任选的难裂化的原料油、易裂化原料油、冷激介质中的一种或几种混合，原料油在反应温度400℃-550℃、重时空速10h-1-300h-1、反应压力0.10MPa-1.0MPa(绝压)、催化裂解催化剂与原料的重量比10-100，水蒸汽与原料的重量比为0.05-1.0的条件下进行裂化反应；
(4)分离待生催化剂和反应油气，其中待生催化剂经汽提后进入第一再生器经烧焦再生后返回第一提升管，反应油气去分离***；
(5)步骤(4)所述反应油气进入分离***分离得到包含低碳烯烃、C4烯烃和C5烃、馏程<70℃的馏分、汽油、馏程为180℃～250℃的馏分和催化蜡油的产物，其中汽油经轻芳烃抽提得到轻芳烃和汽油抽余油；
(6)步骤(5)所述C4烯烃和C5烃、馏程<70℃的馏分、汽油抽余油、馏程为180℃～250℃的馏分中的一种或其中一种以上的混合物作为再裂化原料送入第二提升管反应器内，与热再生催化剂接触，反应温度250℃-650℃、重时空速100h-1-800h-1、反应压力0.10MPa-1.0MPa(绝压)、催化裂解催化剂与原料的重量比2-100，水蒸汽与原料的重量比为0.05-1.0的条件下进行催化转化，待生催化剂和反应油气通过旋风分离器分离，待生催化剂进入汽提器，经汽提或不汽提、在第二再生器中烧焦再生后返回第二提升管反应器。
所述的易裂化原料为石油烃和/或其它矿物油，其中石油烃选自减压蜡油(VGO)、常压蜡油(AGO)、焦化蜡油(CGO)、脱沥青油(DAO)、减压渣油(VR)、常压渣油(AR)、重芳烃抽余油。其它矿物油为煤液化油、油砂油、页岩油。优选的原料选自减压蜡油、常压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、减压渣油、常压渣油、重芳烃抽余油的一种或其中一种以上的混合物。其中VGO、AGO、CGO、DAO、VR、AR为未加氢的全馏分或部分馏分，或为加氢后的全馏分或部分馏分。
所述的难裂化原料为低碳分子，选自碳原子数为2～8的烃类、油浆、柴油、汽油、轻芳烃抽余油的一种或其中一种以上的混合物。
所述汽油选自本方法所得催化裂解汽油、催化裂化汽油、直馏汽油、焦化汽油、热裂解汽油、热裂化汽油、加氢汽油中的一种或其中一种以上的混合物，其中催化裂化汽油、直馏汽油、焦化汽油、热裂解汽油、热裂化汽油、加氢汽油是来自本装置外的汽油。
所述柴油是选自本方法所得催化裂解柴油、催化裂化柴油、直馏柴油、焦化柴油、热裂化柴油、加氢柴油中的一种或其中一种以上的混合物，其中催化裂化柴油、直馏柴油、焦化柴油、热裂化柴油、加氢柴油是来自本装置外的柴油。
碳原子数为2～8的烃可以是来自本发明的催化裂解方法，也可以来自常规催化裂化、焦化、热裂化、加氢等工艺。
所述冷激介质是选自冷激剂、冷却的再生催化剂、冷却的半再生催化剂、待生催化剂和新鲜催化剂中的一种或一种以上的任意比例的混合物，其中冷激剂是选自液化气、丙烷、C4烃、粗汽油、稳定汽油、柴油、水中的一种或几种；冷却的再生催化剂和冷却的半再生催化剂是待生催化剂分别经两段再生和一段再生后冷却得到。
所述的再裂化原料为馏程<70℃的馏分、汽油(即馏程为70℃～180℃的馏分)轻芳烃抽提的抽余油、馏程为180℃～250℃的馏分、C4烯烃和C5烃中的一种或其中一种以上的混合物，其中各原料可以来自本装置以及本装置外的原料。
所述催化蜡油的馏程大于250℃，催化蜡油的出路有下列项目中的一种或几种：
作为燃料油，
经加氢精制作为柴油组分，
经加氢精制后返回反应器，
经溶剂抽提出重芳烃后的抽余油返回反应器。
所述的催化裂解催化剂包括沸石、无机氧化物和任选的粘土，各组分分别占催化剂总重量：沸石10重％-50重％、无机氧化物5重％-90重％、粘土0重％-70重％。
其中沸石作为活性组分，选自中孔沸石和任选的大孔沸石，中孔沸石占沸石总重量的50重％-100重％，优选70重％-100重％，大孔沸石占沸石总重量的0重％-50重％，优选0重％-30重％。中孔沸石选自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，也可对上述中孔沸石用磷等非金属元素和/或铁、钴、镍等过渡金属元素进行改性，有关ZRP更为详尽的描述参见US5,232,675，ZSM系列沸石选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它类似结构的沸石之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US3,702,886。大孔沸石选自由稀土Y(REY)、稀土氢Y(REHY)、不同方法得到的超稳Y、高硅Y构成的这组沸石中的一种或一种以上的混合物。
无机氧化物作为粘接剂，选自二氧化硅(SiO2)和/或三氧化二铝(Al2O3)。
粘土作为基质(即载体)，选自高岭土和/或多水高岭土。
每个反应器内的催化裂解催化剂不同，催化剂中大孔沸石与中孔沸石在沸石中所占的比例不同。
为了增加反应下游区的剂油比，提高催化剂的裂解活性，可通过补充热或冷的再生催化剂、半再生催化剂、待生的催化剂、新鲜催化剂。冷却的再生催化剂和冷却的半再生催化剂是待生催化剂分别经两段再生和一段再生后冷却得到的，再生催化剂碳含量为0.1重％以下，最好为0.05重％以下，半再生催化剂碳含量为0.1重％～0.9重％，最好碳含量为0.15重％～0.7重％；待生催化剂碳含量为0.9重％以上，最好碳含量为0.9重％～1.2重％。
所述的低碳烯烃为乙烯、丙烯和丁烯，即低碳烯烃为乙烯、丙烯，或者乙烯、丙烯与丁烯。
从反应油气中分离乙烯的方法与本领域普通技术人员熟知的方法相同，从反应油气中分离丙烯和任选的丁烯的方法与本领域普通技术人员熟知的方法相同。从反应油气的裂解汽油馏分中分离芳烃的方法与本领域普通技术人员熟知的方法即溶剂抽提相同，在从本方法所得催化裂解汽油分离芳烃之前，可以将该汽油中的C5-C8先分离出来作为循环物料。
所述的180-250℃的馏分是介于常规的FCC汽油重馏分和柴油轻馏分，其分离方法不同于现有的FCC分馏塔的分离方法，其分离方法见发明专利200710120105.0，经分离单元分离后，返到裂解单元；大于250℃的馏分进入重芳烃抽提装置，抽余油返到裂解单元，重芳烃作为化工原料或作为燃烧油。
该方法从重质原料最大限度地生产丙烯、乙烯等低碳烯烃，其中丙烯的产率为25重％以上，优选40重％以上，同时联产甲苯与二甲苯等芳烃。
附图说明
图1是实施方式一的方法流程示意图。
图2是实施方式二的方法流程示意图。
图3是实施方式三的方法流程示意图。
图4是实施方式四的方法流程示意图。
具体实施方式
下面列举的具体实施方式是对本发明的技术方案进行进一步的说明，但并不因此而限制本发明。
实施方式一
本实施方式优选的技术方案包括下列步骤：
(1)难裂化的原料油进入第一提升管反应器底部，与热再生的催化裂解催化剂接触，在反应温度550℃-800℃、重时空速100h-1-800h-1、反应压力0.10MPa-1.0MPa(绝压)、催化裂解催化剂与原料的重量比30-150，水蒸汽与原料的重量比为0.05-1.0的条件下进行裂化反应；
(2)反应流出物不经油剂分离，与易裂化的原料油混合，易裂化的原料油在反应温度450℃-620℃、重时空速0.1h-1-100h-1、反应压力0.10MPa-1.0MPa(绝压)、催化裂解催化剂与原料的重量比2-30，水蒸汽与原料的重量比为0.05-1.0的条件下进行裂化反应；
(3)反应流出物不经油剂分离，与任选的难裂化的原料油、易裂化原料油、冷激介质中的一种或几种混合，原料油在反应温度400℃-550℃、重时空速10h-1-300h-1、反应压力0.10MPa-1.0MPa(绝压)、催化裂解催化剂与原料的重量比10-100，水蒸汽与原料的重量比为0.05-1.0的条件下进行裂化反应；
(4)分离待生催化剂和反应油气，其中待生催化剂经汽提后进入第一再生器经烧焦再生后返回第一提升管，反应油气去分离***；
(5)步骤(4)所述反应油气进入分离***分离得到包含低碳烯烃、C4烯烃和C5烃、馏程<70℃的馏分、汽油、馏程为180℃～250℃的馏分和催化蜡油的产物，其中汽油经轻芳烃抽提得到轻芳烃和汽油抽余油；
(6)步骤(5)所述C4烯烃和C5烃、馏程<70℃的馏分、汽油抽余油、馏程为180℃～250℃的馏分中的一种或其中一种以上的混合物作为再裂化原料送入第二提升管反应器内，与热再生催化剂接触，反应温度250℃-650℃、重时空速100h-1-800h-1、反应压力0.10MPa-1.0MPa(绝压)、催化裂解催化剂与原料的重量比2-100，水蒸汽与原料的重量比为0.05-1.0的条件下进行催化转化，待生催化剂和反应油气通过旋风分离器分离，待生催化剂进入汽提器，经汽提或不汽提、在第二再生器中烧焦再生后返回第二提升管反应器；
(7)催化蜡油经重芳烃抽提出重芳烃后的抽余油返回第一提升管反应器或/和第二提升管反应器。
实施方式二
本实施方式优选的技术方案包括下列步骤：
(1)难裂化的原料油进入第一提升管反应器底部，与热再生的催化裂解催化剂接触，在反应温度550℃-800℃、重时空速100h-1-800h-1、反应压力0.10MPa-1.0MPa(绝压)、催化裂解催化剂与原料的重量比30-150，水蒸汽与原料的重量比为0.05-1.0的条件下进行裂化反应；
(2)反应流出物不经油剂分离，与易裂化的原料油混合，易裂化的原料油在反应温度450℃-620℃、重时空速0.1h-1-100h-1、反应压力0.10MPa-1.0MPa(绝压)、催化裂解催化剂与原料的重量比2-30，水蒸汽与原料的重量比为0.05-1.0的条件下进行裂化反应；
(3)反应流出物不经油剂分离，与任选的难裂化的原料油、易裂化原料油、冷激介质中的一种或几种混合，原料油在反应温度400℃-550℃、重时空速10h-1-300h-1、反应压力0.10MPa-1.0MPa(绝压)、催化裂解催化剂与原料的重量比10-100，水蒸汽与原料的重量比为0.05-1.0的条件下进行裂化反应；
(4)分离待生催化剂和反应油气，其中待生催化剂经汽提后进入第一再生器经烧焦再生后返回第一提升管，反应油气去分离***；
(5)步骤(4)所述反应油气进入分离***分离得到包含低碳烯烃、C4烯烃和C5烃、馏程<70℃的馏分、汽油、馏程为180℃～250℃的馏分和催化蜡油的产物，其中汽油经轻芳烃抽提得到轻芳烃和汽油抽余油；
(6)步骤(5)所述C4烯烃和C5烃、馏程<70℃的馏分、汽油抽余油、馏程为180℃～250℃的馏分中的一种或其中一种以上的混合物作为再裂化原料送入第二提升管反应器内，与热再生催化剂接触，反应温度250℃-650℃、重时空速100h-1-800h-1、反应压力0.10MPa-1.0MPa(绝压)、催化裂解催化剂与原料的重量比2-100，水蒸汽与原料的重量比为0.05-1.0的条件下进行催化转化，待生催化剂和反应油气通过旋风分离器分离，待生催化剂进入汽提器，经汽提或不汽提、在第二再生器中烧焦再生后返回第二提升管反应器；
(7)催化蜡油经加氢精制后返回第一提升管反应器或/和第二提升管反应器。
实施方式三
本实施方式优选的技术方案包括下列步骤：
(1)难裂化的原料油进入第一提升管反应器底部，与热再生的催化裂解催化剂接触，在反应温度550℃-800℃、重时空速100h-1-800h-1、反应压力0.10MPa-1.0MPa(绝压)、催化裂解催化剂与原料的重量比30-150，水蒸汽与原料的重量比为0.05-1.0的条件下进行裂化反应；
(2)反应流出物不经油剂分离，与易裂化的原料油混合，易裂化的原料油在反应温度450℃-620℃、重时空速0.1h-1-100h-1、反应压力0.10MPa-1.0MPa(绝压)、催化裂解催化剂与原料的重量比2-30，水蒸汽与原料的重量比为0.05-1.0的条件下进行裂化反应；
(3)反应流出物不经油剂分离，与任选的难裂化的原料油、易裂化原料油、冷激介质中的一种或几种混合，原料油在反应温度400℃-550℃、重时空速10h-1-300h-1、反应压力0.10MPa-1.0MPa(绝压)、催化裂解催化剂与原料的重量比10-100，水蒸汽与原料的重量比为0.05-1.0的条件下进行裂化反应；
(4)分离待生催化剂和反应油气，其中待生催化剂经汽提后进入第一再生器经烧焦再生后返回第一提升管，反应油气去分离***；
(5)步骤(4)所述反应油气进入分离***分离得到包含低碳烯烃、C2°-C4°、C4烯烃和C5烃、馏程<70℃的馏分、汽油、馏程为180℃～250℃的馏分和催化蜡油的产物，其中汽油经轻芳烃抽提得到轻芳烃和汽油抽余油；
(6)步骤(5)所述C4烯烃和C5烃、馏程<70℃的馏分、汽油抽余油、馏程为180℃～250℃的馏分中的一种或其中一种以上的混合物作为再裂化原料送入第二提升管反应器内，与热再生催化剂接触，反应温度250℃-650℃、重时空速100h-1-800h-1、反应压力0.10MPa-1.0MPa(绝压)、催化裂解催化剂与原料的重量比2-100，水蒸汽与原料的重量比为0.05-1.0的条件下进行催化转化，待生催化剂和反应油气通过旋风分离器分离，待生催化剂进入汽提器，经汽提或不汽提、在第二再生器中烧焦再生后返回第二提升管反应器；
(7)催化裂解C2°-C4°与水蒸汽进入蒸汽裂解反应器，在反应温度700℃-1000℃下进行裂化反应，分离反应油气得到H2、CH4、蒸汽裂解C2 ＝-C3 ＝、蒸汽裂解C2°-C3°、蒸汽裂解C4-C5、蒸汽裂解石脑油、燃料油，其中蒸汽裂解C2 ＝-C3 ＝为目的产物之一，蒸汽裂解C2°-C3°循环回蒸汽裂解反应器，蒸汽裂解C4-C5循环回催化裂解反应器；
(8)步骤(7)的蒸汽裂解石脑油先经选择性加氢后，再经溶剂抽提得到芳烃和抽余油，其中芳烃为目的产物之一，抽余油返回步骤(7)作为蒸汽裂解的原料之一。
实施方式四
本实施方式优选的技术方案包括下列步骤：
(1)难裂化的原料油进入第一提升管反应器底部，与热再生的催化裂解催化剂接触，在反应温度550℃-800℃、重时空速100h-1-800h-1、反应压力0.10MPa-1.0MPa(绝压)、催化裂解催化剂与原料的重量比30-150，水蒸汽与原料的重量比为0.05-1.0的条件下进行裂化反应；
(2)反应流出物不经油剂分离，与易裂化的原料油混合，易裂化的原料油在反应温度450℃-620℃、重时空速0.1h-1-100h-1、反应压力0.10MPa-1.0MPa(绝压)、催化裂解催化剂与原料的重量比2-30，水蒸汽与原料的重量比为0.05-1.0的条件下进行裂化反应；
(3)反应流出物不经油剂分离，与任选的难裂化的原料油、易裂化原料油、冷激介质中的一种或几种混合，原料油在反应温度400℃-550℃、重时空速10h-1-300h-1、反应压力0.10MPa-1.0MPa(绝压)、催化裂解催化剂与原料的重量比10-100，水蒸汽与原料的重量比为0.05-1.0的条件下进行裂化反应；
(4)分离待生催化剂和反应油气，其中待生催化剂经汽提后进入第一再生器经烧焦再生后返回第一提升管，反应油气去分离***；
(5)步骤(4)所述反应油气进入分离***分离得到包含低碳烯烃即乙烯和丙烯、C2°-C4°、丁烯和C5烃、馏程<70℃的馏分、汽油、馏程为180℃～250℃的馏分和催化蜡油的产物，其中汽油经轻芳烃抽提得到轻芳烃和汽油抽余油；
(6)步骤(5)所述C5烃、馏程<70℃的馏分、汽油抽余油、馏程为180℃～250℃的馏分中的一种或其中一种以上的混合物作为再裂化原料送入第二提升管反应器内，与热再生催化剂接触，反应温度250℃-650℃、重时空速100h-1-800h-1、反应压力0.10MPa-1.0MPa(绝压)、催化裂解催化剂与原料的重量比2-100，水蒸汽与原料的重量比为0.05-1.0的条件下进行催化转化，待生催化剂和反应油气通过旋风分离器分离，待生催化剂进入汽提器，经汽提或不汽提、在第二再生器中烧焦再生后返回第二提升管反应器；
(7)乙烯和丁烯进入烯烃易位反应装置，将乙烯和丁烯通过易位反应转化为丙烯。
本发明提供的方法涉及到的装置包括：催化裂解单元、分馏单元、轻/重芳烃抽提单元、气体分离单元，蒸汽裂解单元、易位单元。以下分别叙述。
催化裂解单元：
裂解单元包括催化裂解和蒸汽裂解两部分。催化裂解部分由反应器和再生器组成，原料油与裂解催化剂在反应器内接触，在温度400-800℃、重时空速0.1-750h-1的条件下反应，反应后的油气与催化剂分离，待生催化剂经汽提、再生后返回反应器，分离出的油气送分馏单元、气体分离单元和抽提单元，分馏单元的180～250℃的馏分返到裂解单元，抽提单元的抽余油返到裂解单位，气体分离单元的乙烷，丙烷和丁烷送蒸汽裂解单元或返催化裂解单元。气体分离单元的碳四烯烃返催化裂解单元或进易位单元或作为产品出装置。C5-C6烃类返裂解单元。
分馏单元：
分馏单元由分馏塔、汽液分离罐和汽提塔组成，在分馏单元反应油气被分成富气、轻芳烃料、回炼料、重芳烃料和燃料油。
从裂解单元来的催化裂解反应油气和蒸汽裂解反应油气送入分馏塔进行分离。
经过分馏从分馏塔底抽出馏程范围高于360℃的馏分，该馏分中主要含有多环芳烃，在过滤掉其中携带的少量催化剂细粉后可用作调和燃料油的组分或作为生产碳黑的原料。
从分馏塔中下部抽出馏程范围为250～360℃的馏分，该馏分中主要含有双环芳烃和多环芳烃，并含有少量的单环芳烃、环烷烃和链烷烃，这些原料是优质的多产低碳烯烃和芳烃的原料，送至重芳烃抽提单元处理，将单环芳烃、环烷烃和链烷烃与双环芳烃和多环芳烃分开，单环芳烃、环烷烃和链烷烃作为裂解单元的原料，而双环芳烃和多环芳烃作为化工原料。
从分馏塔中上部抽出馏程范围为180～250℃的馏分，该馏分中主要含有链烷烃、环烷烃及部分单环芳烃，是优质的多产低碳烯烃和芳烃的原料，返回裂解单元进一步反应，使链烷烃和单环芳烃上的侧链断裂，最大限度生产低碳烯烃和芳烃。
从分馏塔顶排出的油气经冷凝、冷却后进入汽液分离罐分离，分出的富气送气体分离单元，分出的粗轻芳烃料送本单元内的汽提塔处理，分出的水处理后循环使用。
汽提塔实际上是一个脱戊烷塔，在汽提塔内粗轻芳烃料被分成C6+馏分和C5-馏分。C6+馏分中主要含单环芳烃，是优质的轻芳烃抽提原料，送至轻芳烃抽提单元处理，将芳烃和饱和烃分开，饱和烃作为裂解单元的原料，芳烃作为化工原料。C5-馏分送至气体分离单元处理。
气体分离单元：
气体分离单元由富气压缩机、脱丙烷塔、脱甲烷塔、脱乙烷塔、乙烯精馏塔和丙烯精馏塔组成。
富气经富气压缩机提高压力后送入脱丙烷塔，分馏单元的C5-馏分也送入脱丙烷塔。经过分离，脱丙烷塔底排出C4和C5馏分，经冷却后进入脱丁烷塔。脱丁烷塔顶物流进入丁烯精馏塔，脱丁烷塔底物流排出C5馏分，该馏分返回裂解单元的反应器进一步反应。丁烯精馏塔顶的丁烯返回催化裂解单元或进入易位单元或出装置，丁烯精馏塔底的丁烷馏分返回裂解单元的反应器进一步反应。塔顶排出C3-馏分，经冷却后送入脱甲烷塔。脱甲烷塔顶排出主要含甲烷和氢气的燃料气，脱甲烷塔底物流送入脱乙烷塔。脱乙烷塔顶物流送入乙烯精馏塔，脱乙烷塔底物流送入丙烯精馏塔。乙烯精馏塔顶聚合级乙烯出装置，乙烯精馏塔底乙烷送裂解单元的乙烷裂解炉裂解。丙烯精馏塔顶聚合级丙烯出装置，丙烯精馏塔底丙烷送裂解单元的乙烷裂解炉裂解。
蒸汽裂解单元
在该单元内，催化裂解C2°-C3°与水蒸汽在700℃-1000℃下接触，分离反应油气得到H2、CH4、蒸汽裂解C2 ＝-C3 ＝、蒸汽裂解C2°-C3°、蒸汽裂解C4-C5、蒸汽裂解石脑油、燃料油，其中蒸汽裂解C2 ＝-C3 ＝为目的产物之一；
在该单元内，催化裂解石脑油和蒸汽裂解石脑油先经选择性加氢后得到选择性加氢石脑油；
易位单元
在该单元内，催化裂解的乙烯和丁烯在温度10-450℃，压力0.1-3.0MPa，丁烯重量空速0.01-3h-1，乙烯/丁烯比为0.2-10条件下与易位催化剂接触发生易位反应得到目的产物丙烯。
选择性加氢单元
抽提单元：
抽提单元包括轻芳烃抽提和重芳烃抽提两部分。轻芳烃抽提包括抽提蒸馏塔、抽提蒸馏溶剂回收塔、液液抽提塔、汽提塔、液液抽提回收塔等。重芳烃抽提包括液液抽提塔、汽提塔、液液抽提回收塔等。
在该单元内，选择性加氢石脑油经溶剂抽提得到芳烃和抽余油，其中芳烃为目的产物之一，抽余油返回蒸汽裂解单元作为蒸汽裂解的原料之一。
轻芳烃抽提的溶剂选自由环丁砜、N-甲基吡咯烷酮、二乙二醇醚、三乙二醇醚、四乙二醇、二甲基亚砜和N-甲酰基吗啉醚构成的这组物质的一种或一种以上的混合物。溶剂回收后循环使用。溶剂抽提的温度为80-120℃，溶剂与溶剂抽提原料之间的体积比为2-6。溶剂抽提的抽出油即为目的产物之一芳烃，抽余油即非芳烃作为催化裂解的原料之一。
重芳烃抽提溶剂选自二甲亚砜、糠醛、二甲基甲酰胺、单乙醇胺、乙二醇、1，2-丙二醇等物质中的一种或一种以上的混合物。抽提过程溶剂回收循环使用。抽提温度为40～120℃，溶剂与原料之间的体积比为0.5～5.0。抽提物为目的产物之一重芳烃，抽余油即非芳烃作为步骤(3)催化裂解的原料之一。
易位反应的催化剂选自Mo、W和Re化合物负载于分子筛载体上，分子筛包括Y、β、SAPO系列、ZSM系列和MCM系列。反应温度10-450℃，压力0.1-3.0MPa，丁烯重量空速0.01-3h-1，乙烯/丁烯比为0.2-10。易位反应的目的产物为丙烯。
该技术方案将催化裂解、蒸汽裂解、油气分馏、气体分离、易位反应、轻芳烃溶剂抽提和重芳烃溶剂抽提等工艺有机结合，从氢含量较低的重质原料最大限度地生产丙烯、乙烯等低碳烯烃，尤其是丙烯，其产率可以超过40重％，同时联产甲苯、二甲苯等芳烃。
下面结合附图对本发明所提供的方法进行进一步的说明，但并不因此限制本发明。
图1是实施方式一的方法流程示意图。
其工艺流程如下：
预提升介质经管线1由提升管反应器2底部进入，来自管线7的再生催化剂在预提升介质的提升作用下沿提升管向上加速运动，乙烷、丙烷、丁烷和轻芳烃抽余油等难裂化的原料经管线3与来自管线4的雾化蒸汽一起注入提升管2反应区I的底部，与提升管反应器已有的物流混合，难裂化的原料在热的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动。易裂化的原料经管线5与来自管线6的雾化蒸汽一起注入提升管2反应区II的底部，与提升管反应器已有的物流混合，易裂化的原料在较热的含有少量炭的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动；冷激介质或其他原料(也可不设)经管线13与来自管线14的雾化蒸汽一起注入提升管2反应区III的底部，与提升管反应器已有的物流混合，冷激介质或其他原料(也可不设)在含有一定炭的较低温度的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动。生成的油气和失活的待生催化剂经管线9进入沉降器10中的旋风分离器，实现待生催化剂与油气的分离，油气进入集气室23，催化剂细粉由料腿返回第一沉降器。第一沉降器中待生催化剂流向汽提段12，与来自管线21的蒸汽接触。从待生催化剂中汽提出的油气经旋风分离器后进入集气室23。汽提后的待生催化剂经待生立管8进入第一再生器47。
预提升介质经管线11由提升管反应器12底部进入，来自管线17的再生催化剂在预提升介质的提升作用下沿提升管向上加速运动，C4烯烃和C5烃等再裂化的原料经管线15与来自管线16的雾化蒸汽一起注入提升管12反应区IV的底部，与提升管反应器已有的物流混合，再裂化的原料在热的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动。180-250℃等再裂化的原料经管线50与来自管线51的雾化蒸汽一起注入提升管12反应区V的底部，与提升管反应器已有的物流混合，再裂化的原料在含有一定炭的较低温度的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动。生成的油气和失活的待生催化剂经管线19进入第二沉降器52中的旋风分离器，实现待生催化剂与油气的分离，油气进入集气室24，催化剂细粉由料腿返回第二沉降器。第二沉降器中待生催化剂流向汽提段22，与来自管线20的蒸汽接触。从待生催化剂中汽提出的油气经旋风分离器后进入集气室24。汽提后的待生催化剂经待生立管18进入第二再生器18。
第一主风经管线48进入第一再生器，烧去待生催化剂上的焦炭，使失活的待生催化剂再生，烟气经管线进入烟机。再生后的催化剂经斜管7进入第一提升管。第二主风经管线49进入第二再生器，烧去待生催化剂上的焦炭，使失活的待生催化剂再生，烟气经管线进入烟机。再生后的催化剂经斜管17进入第二提升管。集气室23和24中的油气分别经过大油气管线25和26，在油气管线27中混合后进入后续的分离***28(集气室23和24中的油气也可分别进入各自分离***)，分离得到的丙烯经管线35引出；而碳四烯烃经管线37引出；催化裂解干气经管线32引出；催化裂解乙烯经管线33引出；催化裂解乙烷经管线34引出；催化裂解丙烷经管线36引出；催化裂解丁烷经管线38引出；催化裂解C5经管线39引出；轻芳烃原料经管线40引出，进入选择性加氢装置30；然后再进入轻芳烃抽提装置31，分出芳烃经管线45引出，非芳烃(即轻芳烃抽余油)经管线46引出；180～250℃的馏分经管线41引出；催化蜡油原料经管线42引出到重芳烃抽提单元29，分离出的重芳烃经管线43引出。
图2是实施方式二的方法流程示意图。
其工艺流程如下：
预提升介质经管线1由提升管反应器2底部进入，来自管线7的再生催化剂在预提升介质的提升作用下沿提升管向上加速运动，乙烷、丙烷、丁烷和轻芳烃抽余油等难裂化的原料经管线3与来自管线4的雾化蒸汽一起注入提升管2反应区I的底部，与提升管反应器已有的物流混合，难裂化的原料在热的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动。易裂化的原料经管线5与来自管线6的雾化蒸汽一起注入提升管2反应区II的底部，与提升管反应器已有的物流混合，易裂化的原料在较热的含有少量炭的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动；冷激介质或其它原料经管线(也可不设)26与来自管线27的雾化蒸汽一起注入提升管2反应区III的底部，与提升管反应器已有的物流混合，冷激介质或其他原料(也可不设)在含有一定炭的较低温度的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动。生成的油气和失活的待生催化剂经管线9进入第一沉降器8中的旋风分离器，实现待生催化剂与油气的分离，油气进入集气室22，催化剂细粉由料腿返回第一沉降器。第一沉降器中待生催化剂流向汽提段，与来自管线的蒸汽接触。从待生催化剂中汽提出的油气经旋风分离器后进入集气室22。汽提后的待生催化剂经待生立管进入第一再生器10中。
预提升介质经管线11由提升管反应器12底部进入，来自管线17的再生催化剂在预提升介质的提升作用下沿提升管向上加速运动，C4烯烃和C5烃等再裂化的原料经管线13与来自管线14的雾化蒸汽一起注入提升管12反应区IV的底部，与提升管反应器已有的物流混合，再裂化的原料在热的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动。180-250℃等再裂化的原料经管线15与来自管线16的雾化蒸汽一起注入提升管12反应区V的底部，与提升管反应器已有的物流混合，再裂化的原料在含有一定炭的较低温度的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动。生成的油气和失活的待生催化剂经管线19进入第二沉降器18中的旋风分离器，实现待生催化剂与油气的分离，油气进入集气室23，催化剂细粉由料腿返回第二沉降器。第二沉降器中待生催化剂流向汽提段，与来自管线的蒸汽接触。从待生催化剂中汽提出的油气经旋风分离器后进入集气室23。汽提后的待生催化剂经待生立管进入第二再生器11中。
第一主风经管线20进入再生器，烧去待生催化剂上的焦炭，使失活的待生催化剂再生，烟气经管线进入烟机。再生后的催化剂经斜管7进入第一提升管2中。第二主风经管线21进入再生器，烧去待生催化剂上的焦炭，使失活的待生催化剂再生，烟气经管线进入烟机。再生后的催化剂经斜管17进入第二提升管12中。集气室22和23中的油气分别经过大油气管线24和25，进入后续的分离***28，分离得到的丙烯经管线35引出；而碳四烯烃经管线37引出；催化裂解干气经管线32引出；催化裂解乙烯经管线33引出；催化裂解乙烷经管线34引出；催化裂解丙烷经管线36引出；催化裂解丁烷经管线38引出；催化裂解C5经管线39引出；轻芳烃原料经管线29引出，进入选择性加氢装置30；然后再进入轻芳烃抽提装置31，分出芳烃经管线24引出，非芳烃(即轻芳烃抽余油)经管线22进入管线返回提升管反应器；180～250℃的馏分经管线27引出返回提升管反应器；250℃以上的馏分经管线41引出进入加氢精致装置生产柴油或进入加氢装置44，加氢后馏分经管线45进入第一提升管反应区II。
图3是实施方式三的方法流程示意图。
预提升介质经管线1由提升管反应器2底部进入，来自管线7的再生催化剂在预提升介质的提升作用下沿提升管向上加速运动，难裂化的原料经管线3与来自管线4的雾化蒸汽一起注入提升管2反应区I的底部，与提升管反应器已有的物流混合，难裂化的原料在热的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动。易裂化的原料经管线5与来自管线6的雾化蒸汽一起注入提升管2反应区II的底部，与提升管反应器已有的物流混合，易裂化的原料在较热的含有少量炭的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动。生成的油气和失活的待生催化剂经管线9进入第一沉降器8中的旋风分离器，实现待生催化剂与油气的分离，油气进入集气室22，催化剂细粉由料腿返回第一沉降器。第一沉降器中待生催化剂流向汽提段，与来自管线的蒸汽接触。从待生催化剂中汽提出的油气经旋风分离器后进入集气室22。汽提后的待生催化剂经待生立管进入第一再生器10。
预提升介质经管线11由提升管反应器12底部进入，来自管线17的再生催化剂在预提升介质的提升作用下沿提升管向上加速运动，再裂化的原料经管线13与来自管线14的雾化蒸汽一起注入提升管12反应区III的底部，与提升管反应器已有的物流混合，再裂化的原料在热的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动。再裂化的原料经管线15与来自管线16的雾化蒸汽一起注入提升管12反应区IV的底部，与提升管反应器已有的物流混合，再裂化的原料在热的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动。生成的油气和失活的待生催化剂经反应区IV和管线19进入第二沉降器18中的旋风分离器，实现待生催化剂与油气的分离，油气进入集气室23，催化剂细粉由料腿返回第二沉降器。第二沉降器中待生催化剂流向汽提段，与来自管线的蒸汽接触。从待生催化剂中汽提出的油气经旋风分离器后进入集气室23。汽提后的待生催化剂经待生立管8进入第二再生器11。
第一主风经管线20进入再生器，烧去待生催化剂上的焦炭，使失活的待生催化剂再生，烟气经管线进入烟机。再生后的催化剂经斜管7进入第一提升管2中。第二主风经管线21进入再生器，烧去待生催化剂上的焦炭，使失活的待生催化剂再生，烟气经管线进入烟机。再生后的催化剂经斜管17进入第二提升管12中。集气室22和23中的油气分别经过大油气管线24和25，进入后续的分离***45，分离得到的丙烯经管线47引出，而碳四烯烃经管线48引出，部分碳四烯烃进入管线44返回提升管反应器，催化裂解干气经管线46引出，催化裂解乙烯经管线41引出，催化裂解C5经管线42引出返回提升管反应器，轻芳烃原料经管线24引出，进入选择性加氢装置49，然后再进入轻芳烃抽提装置50，分出的轻芳烃经管线51引出，非芳烃(即轻芳烃抽出油)经管线45返回蒸汽裂解单元35，或/和经管线52返回提升管反应器，180～250℃的馏分经管线29返回提升管反应器，催化蜡油原料(即>250℃的馏分)经管线30引出到重芳烃抽提单元31，分离出重芳烃经管线32引出，重芳烃抽余油经管线33返回提升管反应器；催化裂解的乙烷、丙烷和丁烷经管线34引出进入蒸汽裂解单元35，分出的目的产物乙烯和丙烯分别经管线36和43引出，分出的氢气和甲烷经管线37引出，分出的乙烷、丙烷、丁烷和戊烷经管线38返回蒸汽裂解单元35，分出的丁烯和戊烯经管线39进入管线5返回提升管，分出的蒸汽裂解石脑油经管线40进入加氢单元25。
图4是实施方式四的方法流程示意图。
预提升介质经管线1由提升管反应器2底部进入，来自管线7的再生催化剂在预提升介质的提升作用下沿提升管向上加速运动，难裂化的原料经管线3与来自管线4的雾化蒸汽一起注入提升管2反应区I的底部，与提升管反应器已有的物流混合，难裂化的原料在热的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动。易裂化的原料经管线5与来自管线6的雾化蒸汽一起注入提升管2反应区II的底部，与提升管反应器已有的物流混合，易裂化的原料在较热的含有少量炭的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动。生成的油气和失活的待生催化剂经管线9进入第一沉降器8中的旋风分离器，实现待生催化剂与油气的分离，油气进入集气室22，催化剂细粉由料腿返回第一沉降器。第一沉降器中待生催化剂流向汽提段，与来自管线的蒸汽接触。从待生催化剂中汽提出的油气经旋风分离器后进入集气室22。汽提后的待生催化剂经待生立管进入第一再生器10。
预提升介质经管线11由提升管反应器12底部进入，来自管线17的再生催化剂在预提升介质的提升作用下沿提升管向上加速运动，再裂化的原料经管线13与来自管线14的雾化蒸汽一起注入提升管12反应区III的底部，与提升管反应器已有的物流混合，再裂化的原料在热的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动。再裂化的原料经管线15与来自管线16的雾化蒸汽一起注入提升管12反应区IV的底部，与提升管反应器已有的物流混合，再裂化的原料在热的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动。生成的油气和失活的待生催化剂经反应区IV和管线19进入第二沉降器18中的旋风分离器，实现待生催化剂与油气的分离，油气进入集气室23，催化剂细粉由料腿返回第二沉降器。第二沉降器中待生催化剂流向汽提段，与来自管线的蒸汽接触。从待生催化剂中汽提出的油气经旋风分离器后进入集气室23。汽提后的待生催化剂经待生立管进入第二再生器11。
第一主风经管线20进入再生器，烧去待生催化剂上的焦炭，使失活的待生催化剂再生，烟气经管线进入烟机。再生后的催化剂经斜管7进入第一提升管2中。第二主风经管线21进入再生器，烧去待生催化剂上的焦炭，使失活的待生催化剂再生，烟气经管线进入烟机。再生后的催化剂经斜管17进入第二提升管12中。集气室22和23中的油气分别经过大油气管线24和25，进入后续的分离***41，分离得到的丙烯经管线43引出；而丁烯经管线44引出进入易位单元35；催化裂解乙烯经管线34进入易位单元35；催化裂解氢气和甲烷经管线42引出；催化裂解乙烷经管线37引出；丙烷经管线38引出；丁烷经管线39引出；C5经管线40引出；轻芳烃原料经管线45引出，进入选择性加氢装置46；然后再进入轻芳烃抽提装置47，分出芳烃经管线49引出，非芳烃(即轻芳烃抽余油)经管线48返回提升管；180～250℃的馏分经管线29引出返回提升管；催化蜡油原料经管线30引出到重芳烃抽提单元31，分离出的重芳烃经管线32引出，重芳烃抽余油经管线33返回提升管；易位单元目的产物丙烯经管线36引出。
下面的实施例将对本方法予以进一步的说明，但并不因此限制本方法。
实施例中所用的原料为VGO，其性质如表1所示。实施例中所用的抽提溶剂为环丁砜。
实施例中所用的催化裂解催化剂制备方法简述如下：
1)、将20gNH4Cl溶于1000g水中，向此溶液中加入100g(干基)晶化产品ZRP-1沸石(齐鲁石化公司催化剂厂生产，SiO2/Al2O3＝30，稀土含量RE2O3＝2.0重％)，在90℃交换0.5h后，过滤得滤饼；加入4.0gH3PO4(浓度85％)与4.5gFe(NO3)3溶于90g水中，与滤饼混合浸渍烘干；接着在550℃温度下焙烧处理2小时得到含磷和铁的MFI结构中孔沸石，其元素分析化学组成为
0.1Na2O·5.1Al2O3·2.4P2O5·1.5Fe2O3·3.8RE2O3·88.1SiO2。
2)、用250kg脱阳离子水将75.4kg多水高岭土(苏州瓷土公司工业产品，固含量71.6m％)打浆，再加入54.8kg拟薄水铝石(山东铝厂工业产品，固含量63.0m％)，用盐酸将其PH调至2-4，搅拌均匀，在60-70℃下静置老化1小时，保持PH为2-4，将温度降至60℃以下，加入41.5Kg铝溶胶(齐鲁石化公司催化剂厂产品，Al2O3含量为21.7m％)，搅拌40分钟，得到混合浆液。
3)、将步骤1)制备的含磷和铁的MFI结构沸石(干基为18kg)以及DASY沸石(齐鲁石化公司催化剂厂工业产品，晶胞常数为2.445-2.448nm，干基为2.0kg)加入到步骤2)得到的混合浆液中，搅拌均匀，喷雾干燥成型，用磷酸二氢铵溶液(磷含量为1m％)洗涤，洗去游离Na+，干燥即得催化裂解催化剂样品1，该催化剂的组成为15重％含磷和铁的MFI结构沸石、2重％DASY沸石、29重％拟薄水铝石、8重％铝溶胶和余量高岭土。
4)、将步骤1)制备的含磷和铁的MFI结构沸石(干基为42kg)以及DASY沸石(齐鲁石化公司催化剂厂工业产品，晶胞常数为2.445-2.448nm，干基为2.0kg)加入到步骤2)得到的混合浆液中，搅拌均匀，喷雾干燥成型，用磷酸二氢铵溶液(磷含量为1m％)洗涤，洗去游离Na+，干燥即得催化裂解催化剂样品2，该催化剂的组成为30重％含磷和铁的MFI结构沸石、1重％DASY沸石、24重％拟薄水铝石、6重％铝溶胶和余量高岭土。
实施例1
该实施例按照图1的流程进行试验，原料油A直接作为催化裂解的原料，在由提升管反应器的中型装置上进行试验，第一提升管反应区I、II的反应温度依次为610℃、500℃，第二提升管反应区IV、V的反应温度依次为530℃、470℃。第一提升管所用催化剂为催化剂样品1，第二提升管所用催化剂为催化剂样品2。进料管线3进料为乙烷、丙烷、丁烷和轻芳烃抽余油；进料管线5进料为重芳烃抽余油和原料A；进料管线15进料为C4烯烃和C5烃类；进料管线50进料为180-250℃馏分。集气室23和24中油气分别经管线25和26在管线27中混合进入后续分离***28中。反应操作条件、产品分布如表2所示。
从表2可以看出，丙烯、乙烯收率分别高达42.03重％、15.17重％，甲苯和二甲苯收率分别为7.17重％和10.44重％。
实施例2
该实施例按照图2的流程进行试验，原料油B直接作为催化裂解的原料，在中型提升管反应器中进行试验，第一提升管反应区I、II的反应温度依次为590℃、505℃，第二提升管反应区IV、V的反应温度依次为530℃、470℃。进料管线3进料为乙烷、丙烷、丁烷和轻芳烃抽余油；进料管线5进料为重芳烃抽余油和原料B；进料管线13进料为C4烯烃和C5烃类；进料管线15进料为180-250℃馏分。集气室22和23中油气分别经管线24和25进入后续分离***28中。反应操作条件、产品分布如表2所示。
从表2可以看出，丙烯、乙烯收率分别高达35.14重％、10.57重％，甲苯和二甲苯收率分别为4.39重％和7.12重％。
实施例3
该实施例按照图3的流程进行试验，原料油C直接作为催化裂解的原料，在中型提升管反应器中进行试验，第一提升管反应区I、II的反应温度依次为620℃、530℃，第二提升管反应区IV、V的反应温度依次为520℃、470℃。进料管线3进料为轻芳烃抽余油；进料管线5进料为重芳烃抽余油和原料C；进料管线13进料为C4烯烃和C5烃类；进料管线15进料为180-250℃馏分。集气室22和23中油气分别经管线24和25进入后续分离***45中。反应操作条件、产品分布如表3所示。
从表3可以看出，丙烯、乙烯收率分别高达29.94重％、19.88重％，甲苯和二甲苯收率分别为3.45重％和8.53重％。
实施例4
该实施例按照图4的流程进行试验，原料油A直接作为催化裂解的原料，在中型提升管反应器中进行试验，第一提升管反应区I、II的反应温度依次为630℃、540℃，第二提升管反应区IV、V的反应温度依次为530℃、500℃。进料管线3进料为乙烷、丙烷、丁烷轻芳烃抽余油；进料管线5进料为重芳烃抽余油和原料B；进料管线13进料为C4烯烃和C5烃类；进料管线15进料为180-250℃馏分。集气室22和23中油气分别经管线24和25进入后续分离***41中。反应操作条件、产品分布如表3所示。
从表3可以看出，丙烯高达49.70重％，甲苯和二甲苯收率分别为3.59重％和9.61重％。
表1
 
实施例1、4 实施例2 实施例3
原料油编号 A B C
原料油性质
密度(20℃)，g/cm3 0.8976 0.9148 0.9015
硫含量，ppm 3700 5600 3200
氮含量，ppm 2600 2100 2800
芳烃，m％ 24.9 30.6 33.1
C，m％ 86.44 86.25 86.45
H，m％ 12.87 12.71 12.51
馏程(ASTM D-1160)，℃
IBP 302 329 304
10％ 360 361 365
30％ 417 408 410
50％ 457 450 443
70％ 475 483 480
90％ 505 506 504
95％ 537 528 530
EP 540 542 541
表2
 
实施例1 实施例2
原料油编号 A B
催化裂解单元
操作条件
提升管反应器
反应区I
反应温度，℃ 610 590
剂油比，m/m 60 60
水蒸汽/原料重量比 0.25 0.25
反应区II
反应温度，℃ 500 505
剂油比，m/m 20 20
水蒸汽/原料重量比 0.15 0.15
反应区IV，℃
反应温度，℃ 530 530
剂油比，m/m 15 15
水蒸汽/原料重量比 0.10 0.1
反应区V，℃
反应温度，℃ 470 470
剂油比，m/m 8 8
水蒸汽/原料重量比 0.08 0.08
产品分布，m％
H2+CH4 4.98 4.82
乙烯 15.17 18.5
丙烯 42.03 43.98
苯 3.18 4.02
甲苯 7.15 7.86
二甲苯 10.44 11.65
多环芳烃 8.94 1.05
焦炭 8.11 8.12
表3
 
实施例3 实施例4
原料油编号 C A
催化裂解单元
操作条件
提升管反应器
反应区I
反应温度，℃ 620 630
剂油比，m/m 60 60
水蒸汽/原料重量比 0.25 0.25
反应区II
反应温度，℃ 530 540
剂油比，m/m 20 20
水蒸汽/原料重量比 0.15 0.15
反应区IV，℃
反应温度，℃ 520 530
剂油比，m/m 15 15
水蒸汽/原料重量比 0.1 0.1
反应区V，℃
反应温度，℃ 470 500
剂油比，m/m 8 8
水蒸汽/原料重量比 0.08 0.08
产品分布，m％
H2+CH4 4.61 5.18
乙烯 19.88 /
丙烯 29.94 49.70
苯 3.45 3.59
甲苯 8.53 9.61
二甲苯 12.61 14.73
多环芳烃 13.07 9.18
焦炭 7.91 8.01

Claims (6)

1.一种制取低碳烯烃和芳烃的催化转化方法，其特征在于该方法包括下列步骤：
(1)难裂化的原料油进入第一提升管反应器底部，与热再生的催化裂解催化剂接触，在反应温度550℃-800℃、重时空速100h-1-800h-1、反应压力0.10MPa-1.0MPa、催化裂解催化剂与原料的重量比30-150，水蒸汽与原料的重量比为0.05-1.0的条件下进行裂化反应，所述的难裂化原料为低碳分子，选自碳原子数为2～8的烃类、油浆、柴油、汽油、轻芳烃抽余油的一种或其中一种以上的混合物；
(2)反应流出物不经油剂分离，与易裂化的原料油混合，混合后的原料油在反应温度450℃-620℃、重时空速0.1h-1-100h-1、反应压力0.10MPa-1.0MPa、催化裂解催化剂与原料的重量比2-30，水蒸汽与原料的重量比为0.05-1.0的条件下进行裂化反应，所述的易裂化原料为石油烃和/或其它矿物油，其中石油烃选自减压蜡油、常压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、减压渣油、常压渣油、重芳烃抽余油，所述其它矿物油为煤液化油、油砂油、页岩油；
(3)反应流出物不经油剂分离，与任选的难裂化的原料油、易裂化原料油、冷激介质中的一种或几种混合，混合后的原料油在反应温度400℃-550℃、重时空速10h-1-300h-1、反应压力0.10MPa-1.0MPa、催化裂解催化剂与原料的重量比10-100，水蒸汽与原料的重量比为0.05-1.0的条件下进行裂化反应；
(4)分离待生催化剂和反应油气，其中待生催化剂经汽提后进入第一再生器经烧焦再生后返回第一提升管，反应油气去分离***；
(5)步骤(4)所述反应油气进入分离***分离得到包含低碳烯烃、C4烯烃和C5烃、馏程＜70℃的馏分、汽油、馏程为180℃～250℃的馏分和催化蜡油的产物，其中汽油经轻芳烃抽提得到轻芳烃和汽油抽余油；
(6)步骤(5)所述C4烯烃和C5烃、馏程＜70℃的馏分、汽油抽余油、馏程为180℃～250℃的馏分中的一种或其中一种以上的混合物作为再裂化原料送入第二提升管反应器内，与热再生催化剂接触，反应温度250℃-650℃、重时空速100h-1-800h-1、反应绝对压力0.10MPa-1.0MPa、催化裂解催化剂与原料的重量比2-100，水蒸汽与原料的重量比为0.05-1.0的条件下进行催化转化，待生催化剂和反应油气通过旋风分离器分离，待生催化剂进入汽提器，经汽提或不汽提、在第二再生器中烧焦再生后返回第二提升管反应器。
2.按照权利要求1的方法，其特征在于所述的催化转化催化剂包括沸石、无机氧化物和任选的粘土，各组分分别占催化剂总重量：沸石10重％-50重％、无机氧化物5重％-90重％、粘土0重％-70重％，其中沸石作为活性组分，为中孔沸石和/或任选的大孔沸石，中孔沸石选自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，大孔沸石选自由稀土Y、稀土氢Y、不同方法得到的超稳Y、高硅Y构成的这组沸石中的一种或一种以上的混合物。
3.按照权利要求1的方法，其特征在于所述冷激介质是选自冷激剂、冷却的再生催化剂、冷却的半再生催化剂、待生催化剂和新鲜催化剂中的一种或一种以上的任意比例的混合物，其中冷激剂是选自液化气、丙烷、C4烃、粗汽油、稳定汽油、柴油、水中的一种或几种；冷却的再生催化剂和冷却的半再生催化剂是待生催化剂分别经两段再生和一段再生后冷却得到。
4.按照权利要求1的方法，其特征在于所述催化蜡油的馏程大于250℃，催化蜡油的出路有下列项目中的一种或几种：
作为燃料油，
经加氢精制作为柴油组分，
经加氢精制后返回反应器，
经溶剂抽提出重芳烃后的抽余油返回反应器。
5.按照权利要求1的方法，其特征在于该方法还包括下列步骤：
(7)催化裂解碳二至碳四烷烃与水蒸汽进入蒸汽裂解反应器，在反应温度700℃-1000℃下进行裂化反应，分离反应油气得到H2、CH4、蒸汽裂解碳二至碳三烯烃、蒸汽裂解碳二至碳三烷烃、蒸汽裂解碳四至碳五烃、蒸汽裂解石脑油、燃料油，其中蒸汽裂解碳二至碳三烯烃为目的产物之一，蒸汽裂解碳二至碳三烷烃循环回蒸汽裂解反应器，蒸汽裂解碳四至碳五烃循环回催化裂解反应器；
(8)步骤(7)的蒸汽裂解石脑油先经选择性加氢后，再经溶剂抽提得到芳烃和抽余油，其中芳烃为目的产物之一，抽余油返回步骤(7)作为蒸汽裂解的原料之一。
6.按照权利要求1的方法，其特征在于该方法还包括下列步骤：
(7)乙烯和丁烯进入烯烃易位反应装置，将乙烯和丁烯通过易位反应转化为丙烯。
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