CN102453500A - 一种烃油催化裂化方法和烃油催化裂化设备 - Google Patents

Abstract

一种烃油催化裂化方法，其特征在于，该方法包括以下步骤：(1)使烃油原料与第一裂化催化剂在第一反应器中进行第一接触反应，并将第一接触反应后的油气和催化剂的混合物进行第一油剂分离；(2)将第一油剂分离后得到的油气在第二反应器中与新加入的第二裂化催化剂进行第二接触反应并进行第二油剂分离；(3)将步骤(2)所得待生催化剂部分或全部送入步骤(1)中的所述第一反应器内。本发明还提供了一种烃油催化裂化设备。本发明能够避免由于第一反应器出来的催化剂活性大大降低而导致的在第二反应器中活性不足的问题，能够明显降低干气和焦炭产量。

Description

一种烃油催化裂化方法和烃油催化裂化设备

技术领域

本发明涉及一种烃油催化裂化方法和烃油催化裂化设备。

背景技术

催化裂化是石油炼制领域最重要的二次加工手段之一。

从近些年的发展情况来看，催化裂化技术将会围绕以下几个主要方面继续发展：

加工重质原料。由于对轻质油的需求不断增长以及原油价格的提高，利用催化裂化技术加工重质、劣质原料油如常压渣油、减压渣油、焦化蜡油及脱沥青油等可以得到较大的经济效益。如何解决在加工重质原料时重金属污染催化剂严重、焦炭产率高等问题，是催化裂化工艺发展中的一个重要方向。

适应多种生产需要的新工艺。例如，多产轻质油油的技术及多产乙烯、丙烯、丁烯等化工原料的油化结合的新工艺技术。

减少环境污染。随着环保法规的日益严格，催化裂化必需生产更清洁的燃料和产品，如降低汽油烯烃含量、硫含量和催化裂化装置本身的排放量。

提升管反应器具有单位容积处理量大、气固接触效率高等优点而广泛应用。提升管催化裂化反应过程中，预热后的原料油经喷嘴进入反应器后，与来自再生器的高温催化剂接触、汽化并进行反应，反应时间大约在3秒。但由于气固并流逆重力场流动，提升管内存在较大的轴径向流动的不均匀性，气固返混大，停留时间分布不均匀等，而且由于反应过程中生成的焦炭沉积在催化剂表面及活性中心上，使催化剂的活性急剧下降。研究表明，目前提升管出口处的催化剂活性只有初始活性的1/3左右，反应进行1秒钟左右，催化剂的活性下降50％左右。这样，在提升管反应器的后半段催化剂的活性急剧下降，催化作用大为减弱，热裂化反应增多，产生较多干气和增加汽油烯烃含量。

催化裂化反应是一个复杂的反应体系，总体来说是一个平行连串反应过程。主要的反应有裂化、环化、异构化、芳构化、氢转移、烷基化、缩合等反应。上述反应需要不同的反应条件，如高温利于吸热的裂化反应，而不利于氢转移、异构化和烷基化反应。这几种反应都是催化裂化过程中的重要反应，但它们的反应条件是矛盾的。为解决这个问题，研究者开发了许多相应技术解决，比如中止剂技术、两段提升管技术(CN1118539C)、串联提升管技术MIP(CN1237477A)、双提升管技术(CN1069054A)技术等。CN1237477A提出了将催化裂化反应器分成两个反应区的概念，并开发出了相应的提升管反应器。其主要的思想是第一反应区提升管以生成烯烃的裂化反应为主，生成富含烯烃的中间产物再进入扩径的第二反应区进行二次反应。第二反应区的反应主要包括异构化、氢转移和适度的裂化，达到降低汽油烯烃并增产低碳烯烃的目的。

CN1065903C公开了一种同时制取低碳烯烃和高芳烃汽油的方法，包括使重质石油烃和水蒸汽在一个由提升管和密相流化床组成的复合反应器的下部即提升管下部与含沸石催化剂接触；使轻质石油烃进入复合反应器的上部即密相流化床底部与来自提升管的含沸石催化剂接触；分离反应产物得到干气、液化气、汽油、柴油和油浆；待生催化剂经汽提和再生后循环使用。该方法的特点是重质石油烃原料先与催化剂在提升管反应器内发生催化裂化反应，之后反应后的混合物连同催化剂一起进入流化床反应器与轻质石油烃一起进行芳构化反应，从而在同一催化剂的催化作用下在同一装置内进行依次进行催化裂化和芳构化反应，提高低碳烯烃特别是丙烯的产率，汽油中的芳烃含量增加到80重量％左右。

发明内容

本发明的目的是为了提供一种与现有技术不同的烃油催化裂化方法和烃油催化裂化设备。

本发明提供了一种烃油催化裂化方法，其特征在于，该方法包括以下步骤：

(1)使烃油原料与第一裂化催化剂在第一反应器中进行第一接触反应，将第一接触反应后的油气和催化剂的混合物进行第一油剂分离，第一油剂分离后的催化剂经汽提后得到待生催化剂；

(2)将第一油剂分离后得到的油气在第二反应器和/或流化床反应器中与新加入的第二裂化催化剂进行第二接触反应，将第二接触反应后的油气和催化剂的混合物进行第二油剂分离，第二油剂分离后的催化剂经汽提后得到待生催化剂，将第二油剂分离后的油气导出并输送至后续分离***；

(3)将步骤(2)所得待生催化剂部分或全部送入步骤(1)中的所述第一反应器内；

其中，所述第一反应器为提升管反应器，所述第二反应器为提升管反应器或流化床反应器，所述第一裂化催化剂和第二裂化催化剂相同或不同，选自新鲜催化剂、再生催化剂和半再生催化剂中的至少一种。

本发明还提供了一种烃油催化裂化设备，该设备包括第一反应器、第一沉降分离器、第二反应器和第二沉降分离器，所述第一反应器为提升管反应器，所述第二反应器为提升管反应器或流化床反应器，第一反应器的下部连通有第一催化剂输入管、催化剂循环管、第一待生剂输出管、第一预提升介质输入管和第一进料管，第一进料管位于第一催化剂输入管、催化剂循环管和第一预提升介质输入管上方；第一反应器上部的出口位于第一沉降分离器内，且在第一沉降分离器的该出口处具有第一气固分离器用于将从第一反应器出来的物料进行气固分离；第一沉降分离器的顶部具有至少一个开口，用于与第二反应器的进料口连通；第二反应器的下部连通有第二催化剂输入管，第二反应器的进料口位于第二催化剂输入管上方；第二反应器上部的出口位于第二沉降分离器内，且在所述第二反应器的出口处具有第二气固分离器用于将从第二反应器出来的物料进行气固分离，第二沉降分离器的下部连通有第二待生剂输出管，所述催化剂循环管与该第二待生剂输出管连通或者直接与第二沉降分离器的下部连通，第二沉降分离器的顶部设置有油气管线，用于将反应生成的油气导出并输送至后续分离***。

本发明充分利用提升管反应器的优势，结合不同反应区的概念，提供了一种新型烃油催化裂化设备和烃油催化裂化方法，即，预热后的原料油先进入第一反应器，与高温再生催化剂短时接触发生催化裂化反应，然后将油剂分离，催化剂经汽提后去再生器再生，而油气接着进入第二反应器与来自再生器的催化剂接触进行反应。在第二反应器，可根据目标产品的不同采取不同的操作条件，如以降低汽油烯烃为目标，可采取低温、大剂油比操作；当以低碳烯、富含芳烃汽油为目标产品时，可采取相对较苛刻的操作条件，即高温、大剂油比操作。

本发明通过使第一反应器反应后所得混合物分离出催化剂后送入第二反应器，一方面通过在第二反应器使用新鲜或再生后的高活性催化剂，从而能够避免由于第一反应器出来的催化剂活性大大降低而导致的在第二反应器中活性不足的问题，从而能够有效发挥作为二段反应器的第二反应器的作用；另一方面通过使第一反应器反应后得到的产物不经分离而直接送入第二反应器中，可以避免部分进料将反复冷却和气化、从而能量消耗增大的缺点。此外，由于生焦反应大部分在一段提升管反应器发生，因此二段提升管反应器内催化剂上生焦较少，二段提升管反应器排出的待生剂活性高于一段提升管反应器排出的待生剂活性。通过将一部分二段提升管反应器排出的待生剂返回到一段提升管反应器，与进入一段提升管反应器的新鲜剂、再生剂、半再升剂或它们的混合物混合，可以降低一段提升管反应器油剂接触温度，提高剂油比。

附图说明

图1为本发明第一种实施方式的烃油催化裂化设备的结构示意图；

图2为本发明第二种实施方式的烃油催化裂化设备的结构示意图；

图3为本发明第三种实施方式的烃油催化裂化设备的结构示意图。

具体实施方式

根据本发明提供的烃油催化裂化方法，该方法包括以下步骤：(1)使烃油原料与第一裂化催化剂在第一反应器中进行第一接触反应，将第一接触反应后的油气和催化剂的混合物进行第一油剂分离，第一油剂分离后的催化剂经汽提后得到待生催化剂；

(2)将第一油剂分离后得到的油气在第二反应器和/或流化床反应器中与新加入的第二裂化催化剂进行第二接触反应，将第二接触反应后的油气和催化剂的混合物进行第二油剂分离，第二油剂分离后的催化剂经汽提后得到待生催化剂，将第二油剂分离后的油气导出并输送至后续分离***；

(3)将步骤(2)所得待生催化剂部分或全部送入步骤(1)中的所述第一反应器内；

其中，所述第一反应器为提升管反应器，所述第二反应器为提升管反应器/或流化床反应器，所述第一裂化催化剂和第二裂化催化剂相同或不同，选自新鲜催化剂、再生催化剂和半再生催化剂中的至少一种。

所述第一接触反应的时间可以为0.1-3秒钟，优选为0.5-2.5秒。通过控制第一接触反应的时间，可以防止反应原料过度裂化，从而可以降低焦炭和干气的收率，由此提高目标产品的收率。

优选情况下，烃油原料与第一裂化催化剂在第一反应器中接触的压力为0.01-0.8MPa，更优选为0.1-0.5MPa；温度为450-680℃，更优选为450-580℃；剂油重量比为1-20∶1，更优选为3-15∶1。

进一步优选情况下，烃油原料与第一裂化催化剂在第一反应器中接触的压力为0.1-0.5MPa，温度为480-580℃，剂油重量比为3-15∶1。

本发明中，所述第一反应器内的剂油重量比是指第一反应器内的所有催化剂(包括新加入的第二裂化催化剂和来自第二反应器的待生剂)的总重量与烃油原料的重量比。

所述新加入的第二裂化催化剂的用量以满足第二反应器内进行第二接触反应的要求为准，优选情况下，第一反应器中所述第一裂化催化剂与待生催化剂的重量比为1∶0.001-0.8，更优选为1∶0.01-0.6。

当所述第二反应器为提升管反应器时，优选情况下，所述第二接触反应的停留时间为0.1-10秒，压力为0.01-0.6MPa，温度为400-680℃，剂油重量比为1-40∶1。进一步优选所述第二接触反应的停留时间为0.5-8秒，压力为0.1-0.3MPa，温度为485-650℃，剂油重量比为3-30∶1。

所述第二反应器为流化床反应器时，优选情况下，第二接触反应的条件包括重量空速为1-50小时^-1，反应温度为400-680℃，压力为0.01-0.6MPa，剂油重量比为1-20∶1。进一步优选情况下，第二接触反应的条件包括重量空速为2-40小时^-1，反应温度为460-650℃，压力为0.1-0.6MPa，剂油重量比为1-20∶1。

所述第二接触反应的条件可以根据所需的目标产品进行确定，如以降低汽油烯烃为目标，可采取低温、大剂油比操作；当以低碳烯、富含芳烃汽油为目标产品时，可采取相对较苛刻的操作条件，即高温、大剂油比操作。例如，当目标产物为低碳烯烃时，使用温度为650-750℃优选680-700℃的再生催化剂，并使反应温度为480-650℃优选为490-550℃；当目标产物为汽油尤其是低烯烃、高辛烷值、低硫汽油时，使用温度为650-700℃优选660-690℃的再生催化剂，并使反应温度为450-530℃优选为485-520℃。

所述分离出反应产物中失活的第一裂化催化剂的方法可以包括将反应产物进行快速分离和/或沉降分离。

根据本发明，将第一接触反应后的油气和催化剂的混合物进行第一油剂分离，第一油剂分离后的催化剂经汽提后得到待生催化剂的方法已为本领域技术人员公知，例如，可以采用将第一接触反应后的油气和催化剂的混合物与汽提介质接触，进行汽提的方法。将第一接触反应后的油气和催化剂的混合物与汽提介质接触的方法可以为在汽提器中向第一接触反应后的油气和催化剂的混合物中通入汽提介质进行汽提接触。所述汽提介质可以为各种不与油气和催化剂的混合物反应的物质，例如可以为水蒸气。所述汽提的具体操作条件和方法已为本领域技术人员所公知。

根据本发明的一种实施方式，该方法还包括向第二反应器中补加烃油，使补加的烃油和第一油剂分离后的油气与新加入的第二裂化催化剂进行所述第二接触反应，所述烃油为所述烃油原料、干气、液化气、轻烃、汽油、柴油、回炼油、油浆中的一种或多种。

将第二接触反应后的油气和催化剂的混合物进行第二油剂分离，第二油剂分离后的催化剂经汽提后得到待生催化剂的方法也可以采用上述第一油剂分离的方法。

本发明中，在第二反应器，采用再生后的催化剂取代一段第一反应器已经失去大部分活性的催化剂，有利于油气进一步反应。在二段的第二反应器可以根据不同的目标产品采用不同的操作条件。例如，当以低碳烯烃为目标产物时，可以在高温高苛刻度下反应。当以生产低烯烃高辛烷值、低硫汽油为产品时，可采用低温缓和的反应条件。第二反应区由于采用第二反应器，气固接触效率高，停留时间长，有利于目标产品的生成。在一段反应器即第一反应器，以重油的裂化反应为主，而在二段反应器即第二反应器，则是初步裂化后的中间产物的二次反应，二次反应有些是需要的，如氢转移、异构化、中间产物烯烃的二次裂化等，有些是不必要的，如过度裂化反应生成干气，缩合反应生焦等。采用两个反应器，不同操作方式，就可以灵活调节各种反应的适宜条件，不但能提高原料转化率，改善产品分布，还能提高产品质量。

将二段反应后的待生催化剂返回一段反应中以提高一段反应的剂油比或降低一段反应的温度，从而可以进一步提高原料转化率，改善产品分布和提高产品质量。

本发明可以适用多种原料类型，如一次加工的各种馏分油、脱沥青油、焦化蜡油、加氢重油、掺炼常压渣油、减压渣油以及各种类型原油。

本发明所述第一裂化催化剂和第二裂化催化剂可以是本领域公知的各种用于烃油裂化反应的裂化催化剂，且第一裂化催化剂和第二裂化催化剂的组成相同，但所述第一裂化催化剂和第二裂化催化剂各自可以独立地选自新鲜催化剂、再生催化剂和半再生催化剂中的至少一种。例如可以是Y型分子筛催化剂和/或含ZSM-5的分子筛催化剂。优选情况下，所述裂化催化剂为含有分子筛的裂化催化剂，所述分子筛为含或不含磷元素的Y型沸石、含或不含稀土元素的超稳Y型沸石、含或不含磷元素的具有五元环结构的高硅沸石、β沸石、丝光沸石、Ω沸石中的一种或多种。上述催化剂例如可以是商购的中国石化催化剂公司生产的催化裂化剂MLC-500平衡剂和多产低碳的MMC-2催化剂平衡剂。

根据本发明提供的烃油催化裂化方法，优选情况下，该方法还可以包括以下步骤：

(4)将步骤(1)所得的所述待生催化剂以及步骤(2)剩余部分的所述待生催化剂进行烧焦再生，得到再生催化剂，或者得到再生催化剂和半再生催化剂；

(5)将再生后得到的再生催化剂和/或半再生催化剂返回第一反应器和/或第二反应器。

将待生催化剂进行再生的条件和方法已为本领域技术人员所公知，本发明在此不再赘述。

本发明可以用于生产不同目标产品如低烯烃、高异构烷烃汽油，多产乙烯、丙烯、丁烯等低碳烯烃并生产富含芳烃汽油的裂解过程，汽油产品的硫含量也比采用常规催化裂化工艺有显著降低。

烃油原料先进入一段的第一反应器在二段得到的待生剂存在下与第一裂化催化剂接触进行初步反应，然后气固进行分离，积炭的催化剂经汽提后去再生器烧焦再生，油气进入二段的第二反应器与第二裂化催化剂接触，进一步反应。采用本发明，能提高原料单程转化率，降低干气和焦炭的产率，改善产品分布。根据目标产品的不同，两个反应器可采取不同的操作条件，实现灵活操作。

尽管分段反应的催化裂化技术也可以是原料在一段反应区与催化剂接触发生反应后，油气与催化剂分离进入后续分离装置，分离得到的汽油、柴油或者未转化重油再进二段的反应器反应。但这样有部分进料将反复冷却和气化，能量消耗增大。因此本发明优选在第一反应器的出口进行第一油剂分离，催化剂经汽提后去再生，油气不经分离或额外的冷却步骤后直接进入后续第二反应器与第二裂化催化剂接触反应。两个反应器的操作条件不同，能充分发挥提升管和床层两种反应器的优势以及催化剂的作用，提高原料单程转化率和目标产品选择性，并能改善产品质量，使之更符合环保法规的要求。另外，现有技术采用一段反应区所用催化剂继续进入二段反应区反应，由于这部分催化剂经过一段的反应后活性大大降低，所以在二段所起的作用有限。本发明是在现有催化裂化技术的基础上，提供一种组合式催化裂化反应工艺及装置。具体方法是：原料油先在一段第一反应器与再生催化剂接触、反应，反应后的油气经快分分离出催化剂后进入二段的反应器继续反应，二段的部分待生剂返回一段第一反应器与再生剂混合循环使用。采用本发明，可以针对不同反应原料及产品方案在两个反应器采用不同的操作模式以达到最优的原料转化率和产品选择性。

如图1至图3所示，本发明提供的烃油催化裂化设备包括第一反应器2、第一沉降分离器4、第二反应器5和第二沉降分离器6，所述第一反应器为提升管反应器，所述第二反应器为提升管反应器或流化床反应器，第一反应器2的下部连通有第一催化剂输入管1、催化剂循环管9、第一待生剂输出管10、第一预提升介质输入管22和第一进料管21，第一进料管21位于第一催化剂输入管1、催化剂循环管9和第一预提升介质输入管21上方；第一反应器2上部的出口位于第一沉降分离器4内，且在第一沉降分离器4的该出口处具有第一气固分离器3用于将从第一反应器2出来的物料进行气固分离；第一沉降分离器4的顶部具有至少一个开口，用于与第二反应器5的进料口连通；第二反应器5的下部连通有第二催化剂输入管11，第二反应器5的进料口位于第二催化剂输入管11上方；第二反应器5上部的出口位于第二沉降分离器6内，且在所述第二反应器5的出口处具有第二气固分离器31用于将从第二反应器5出来的物料进行气固分离，第二沉降分离器6的下部连通有第二待生剂输出管8，所述催化剂循环管9与该第二待生剂输出管8连通或者直接与第二沉降分离器6的下部连通，第二沉降分离器6的顶部设置有油气管线25，用于将反应生成的油气导出并输送至后续分离***。

根据本发明，只要将第一沉降分离器4与第二反应器5连通，即可实现将第一沉降分离器4分离得到的油气送入第二反应器5中进行二段反应。可以通过各种方式实现上述连通，例如，可以通过管线15将第一沉降分离器4的顶部出口与第二反应器5的进料口连通(如图1所示)，也可以将第二反应器5的进料口直接与第一沉降分离器4顶部相连通(如图2和图3所示)，从而第一沉降分离器4分离出的油气直接通过第一沉降分离器4顶部的第二反应器5的进料口而进入第二反应器5内。

根据本发明，所述第一气固分离器31和第二气固分离器32各自可以为各种能够实现催化剂和油气气固分离的分离器，优选为快速分离器，更优选为惯性分离器。当所述第一气固分离器31和第二气固分离器32均为惯性分离器时，优选各惯性分离器各自与第一反应器2和第二反应器5的出口固定连接。

本发明中，当所述第一反应器2和第二反应器5均为提升管反应器时，所述第一反应器2和第二反应器5可以以各种串联方式设置。根据本发明的一种优选实施方式，如图1所示，所述第一反应器2和第二反应器5并排设置，通过管线15将第一沉降分离器4的顶部出口与第二反应器5的进料口连通。下面对图1所示实施方式进行说明。

在该实施方式中，优选情况下，该设备还包括位于第一沉降分离器4的第四气固分离器71和位于第二沉降分离器6顶部的第三气固分离器72，分别用于进一步对第一反应器2和第二反应器5产生的油气混合物进行气固分离，以分离出其中的催化剂粉末。所述第三气固分离器72和第四气固分离器71各自优选为旋风分离器。

优选情况下，如图1所示，所述第一沉降分离器4内还设置有第一集气室13，用于收集来自第四气固分离器71的油气，并将该油气送入第二反应器5内；所述第二沉降分离器6内还设置有第二集气室14，用于收集来自第三气固分离器72的油气，并将收集的油气通过油气管线25导出并输送至后续分离***。

根据本发明的另一种优选实施方式，当所述第二反应器为流化床应器时，如图2和图3所示，所述第二沉降分离器6、第二反应器5、第一沉降分离器4和第一反应器2自上而下依次设置，所述第二反应器5的进料口与所述第一沉降分离器4的顶部连通。在该实施方式的情况下，优选第二沉降分离器6、第二反应器5、第一沉降分离器4和第一反应器2同轴设置。优选情况下，本发明提供的催化裂化设备还包括位于第二沉降分离器6顶部的第三气固分离器72，用于对第二反应器产生的油气混合物进一步进行气固分离，以分离出其中夹带的催化剂粉末。所述第三气固分离器72优选为旋风分离器。由于提升管反应器的直径通常要远大于油气输送管线的直径，因此当第二反应器5直接与第一沉降分离器4连通时，与图1所示实施方式相比，可以减少第四气固分离器71。

优选情况下，所述第二沉降分离器6内还设置有第二集气室14，用于收集来自第三气固分离器72的油气，并将收集的油气通过油气管线25导出并输送至后续分离***。本发明中，所述集气室可以是各种能够实现上述功能的结构。

优选情况下，所述第一沉降分离器4的下部和/或第二沉降分离器(6)的下部各自设置有汽提段，用于对气固分离得到的待生催化剂进行气提。当第二反应器5与第一反应器2采用图2和图3所示的上下设置的方式时，可以在第一沉降分离器4的下部和第二沉降分离器6的下部均设置汽提段(如图3所示)，也可以仅在所述第一沉降分离器4的下部设置有汽提段，并使所述第二待生剂输出管8的出口端与该汽提段相连通(如图2所示)，从而第一反应器2的待生催化剂和第二反应器5的剩余待生催化剂均可以在第一沉降分离器4的汽提段进行气提。当第一反应器2和第二反应器5采用图1所示的并排方式设置时，可以在第一沉降分离器4的下部和第二沉降分离器6的下部均设置汽提段(如图1所示)，也可以仅在所述第一沉降分离器4的下部或仅在所述第二沉降分离器6的下部设置有汽提段，并使所述第二待生剂输出管8的出口端与该汽提段相连通。该汽提段的下部还连通有汽提介质输入管24。

所述汽提段内优选设置有汽提挡板，以提高气提效率和气提效果。汽提挡板的设置方式已为本领域技术人员所公知，在此不再赘述。

本发明中，所述催化剂循环管9可以与该第二待生剂输出管(8)连通，从而实现与第二沉降分离器6的联通，也可以如图1至图3所示，直接与第二沉降分离器6的下部连通，即催化剂循环管9的一端与第一反应器2的下部连通，另一端与第二沉降分离器6的下部连通。所述催化剂循环管9可以预先与第一催化剂输入管1连通后再一起与第一反应器2连通，也可以如图1至图3所示各自单独与第一反应器2连通。

优选情况下，如图1至图3所示，所述催化剂循环管9上设置有阀12，用于控制通过催化剂循环管9进入第一反应器2内的催化剂的量，由此控制第一反应器2内第一裂化催化剂和来自第二反应器5的待生剂的比例。

根据本发明的另一种实施方式，所述第二反应器5的下部还连通有第二进料管线23，从而可以根据需要对第二反应器补充新鲜的原料油。

根据本发明的另一种实施方式，该烃油催化裂化设备还包括催化剂再生器(未示出)，从而能够将第一反应器2和第二反应器5中失活的催化剂汽提或未汽提后进行再生，并将再生后的催化剂返回第一反应器2和第二反应器5中进行烃油催化裂化反应。当如图2所示，所述第二待生剂输出管8的出口端与第一沉降分离器4连通时，所述催化剂再生器与所述第一催化剂输入管1、催化剂循环管9和第一待生剂输出管10连通。当所述第二待生剂输出管8的出口端与第一沉降分离器4连通时，如图1和图3，所述催化剂再生器与所述第一催化剂输入管1、第二催化剂输入管11、第二待生剂输出管8和第一待生剂输出管10连通。所述催化剂再生器可以是一个，也可以是多个。

本发明中，所述第一反应器2是指图1至图3中的管状反应器，而不包括催化剂再生器以及各个分离器。可以是内管式第一反应器，也可以是外管式第一反应器。

所述第一反应器2的高度与所述第二反应器5的高度之比优选为1∶0.1-20，进一步优选为1∶0.2-15。

所述第一反应器2的直径与所述第二反应器5的直径之比优选为1∶1-20，进一步优选为1∶1-15。在上述优选范围内，可以更好地保证两个反应器内的反应时间和反应的连续进行。

本发明中，提升管反应器的高度指从提升管反应器的一端原料入口的位置到另一端反应产物出口之间的距离。当所述提升管反应器包括提升段和水平段两段时，所述提升管反应器的高度仅指提升段的长度。

下面结合附图的上述烃油催化裂化设备来说明本发明的烃油催化裂化方法。如图1所示：来自再生器的高温再生剂由第一催化剂输入管1进入第一反应器2的入口，并在来自预提升介质输入管22输入的预提升介质的预提升作用下上行，与由第一进料管21的喷嘴进入的原料油接触，原料油发生气化并进行第一接触反应。之后油气与失活的第一裂化催化剂的混合物经过第一反应器2出口处的气固快速分离器31后进入第一沉降分离器4，在此反应油气与失活的第一裂化催化剂分离。沉降下来的失活的第一裂化催化剂经汽提段或不经汽提后经第一待生剂输出管10送往再生器烧焦再生，完成一个循环。汽提介质优选为水蒸汽，由第一汽提介质输入管22引入。汽提段内优选设有汽提挡板，以提高汽提效率。气固分离后的油气经作为第四气固分离器71的旋风分离器再次气固分离后，油气依次经集气室13、油气输送管15进入第二反应器5，与来自催化剂循环管9的待生催化剂及第二催化剂输入管11的第二裂化催化剂接触，继续进行反应，反应后的油气与失活的第二裂化催化剂经气固快速分离器32和作为第三气固分离器72的旋风分离器分离后，油气经集气室14、油气管线25去后续分离***。分离得到的催化剂经汽提或不经汽提后得到待生催化剂，待生催化剂一部分通过催化剂循环管9进行第一反应器2，另一部分通过第二待生剂输出管10去再生器烧焦再生，完成另一个催化剂循环。汽提介质通过第二气提介质输入管23引进第二汽提段10。二段的第二反应器5除了引入来自一段反应器的油气外，还可以经由第二进料管23引入第二股原料油。第二股原料油的进料位置可以在油气输送管以上的任何位置，直接进入第二反应器5。第二股原料油可以是与一段第一反应器2相同的原料油，也可以是其它催化裂化原料或者是干气、液化气、轻烃、汽油、柴油、回炼油、油浆中的一种或多种等物流，还可以是作为二段第二反应器提升、流化介质的水蒸汽等介质。进入二段的第二反应器的第二裂化催化剂可以是高温再生剂或从再生器外取热器来的温度较低的再生剂。当采用高温再生剂时，特别有利于增产乙烯、丙烯、丁烯等低碳烯烃和生产低烯烃高辛烷值汽油。采用较低温度的再生剂时，特别有利于生产富含异构烷烃、低烯烃、高芳烃的汽油产品。

图2为本发明的另一种实现形式，与图1不同之处在于一段的第一反应器2与二段第二反应器5上下设置，从而如上所述，第一反应器2反应后的油气和催化剂的混合物经过第一气固快速分离器31分离后，无需经过图1所示的第四气固分离器71和第一集气室13而直接进入进料端口位于第一沉降分离器4顶部的第二反应器5内进行二段反应，并且来自第二反应器5的经过第二沉降分离器6分离出的用于再生的催化剂通过第一待生剂输出管8进入第一沉降分离器4与一段的待生催化剂混合、汽提后再经一段的第一待生剂输出管10送往催化剂再生器再生。

图3为本发明的另一种实现形式，与图2不同之处在于来自第二反应器5的经过第二沉降分离器6分离出的用于再生的待生催化剂通过第一待生剂输出管8直接送入催化剂再生器再生，而不与第一待生剂混合。

由于本发明采用原料油先进入作为第一反应区的第一反应器，气固分离后，油气直接进入第二反应器与第二裂化催化剂接触继续反应的特点，充分利用了两段反应的优点，与现有技术比生产方案更加灵活。可提高原料转化率，改善产品分布。这种组合式的反应器型式能根据产品需求灵活调节操作条件。采用提升管反应器，气固轴向返混减少，径向流动更加均匀，气固短接触，适合于条件苛刻的(高温、短接触)催化裂化反应。提升管反应器能充分利用催化剂的初始活性，并且通过将第二反应器的部分待生剂用于第一反应器，可以在保证不增大新鲜剂用量的情况下有效提高第一反应器内的剂油比和降低第一反应器的温度，从而提高轻油收率，降低干气与焦炭的生成。从一段第一反应器出来的气固混合物在沉降器内进行分离后，催化剂颗粒经汽提后去再生器烧焦再生，完成一个循环，而油气则进入作为第二反应区的第二反应器继续反应。

本发明提供的烃油催化裂化设备可以通过增加一条油气管线15和催化剂循环管9将现有的两套提升管反应装置连接起来来实现，也可以从结构紧凑的角度出发，在现有提升管反应装置的基础上，在提升管反应器的下部依次增设一个沉降分离器和一个提升管反应器，并将上部的沉降分离器的待生剂出口与下部的提升管反应器的催化剂入口连通来实现。因此本发明的烃油催化裂化设备制作简单，从而本发明的方法也可以很容易在现有工艺基础上稍加改进而实现，具有很强的适应性。

以上，对所述第二反应器5为提升管反应器的实施方式进行了说明，显然，本发明的第二反应器5也可以是各种流化床反应器。第二反应器5为流化床反应器的实施方式与提升管反应器类似，只需将作为所述第二反应器5的提升管反应器替换为流化床反应器即可。优选情况下使流化床反应器与第二沉降分离器6集成为一个共同的腔室。

下面结合实施例对本发明进行进一步的说明。

原料油A为减压蜡油掺10重量％的减渣的混合物，原料油B为减压蜡油，性质见表1，催化剂为中国石化催化剂公司生产的催化裂化剂MLC-500平衡剂和多产低碳的MMC-2催化剂平衡剂，其性质见表2。

实施例1-3

该实施例用于说明本发明提供的烃油催化裂化设备和烃油催化裂化方法。

采用图1所示的烃油催化裂化设备，处理量为2kg/h，第一反应器和第二反应器均为提升管反应器，第一反应器2与第二反应器5的高度比为1∶1.5，直径比为1∶1。汽提介质为温度为250℃的水蒸气。第一反应器2和第二反应器5采用的催化剂均为MLC-500平衡剂。本实施例以多产轻油(汽油+柴油)为目的，第二反应器5的温度低于第一反应器2的温度，第二反应器5油剂接触时间高于第一反应器2的油剂接触时间，反应条件和结果见表3。

对比例1

所用原料、催化剂与实施例1相同。不同的是，烃油催化裂化设备为CN1237477A公开的带有扩径段反应区的串联式第一反应器，一段反应区的油气与催化剂一起进入二段反应区继续反应。本对比例以多产轻油为目的。反应条件和结果见表3。

对比例2

所用原料、催化剂与实施例1相同。不同是，烃油催化裂化设备为CN1065903C公开的由提升管和密相流化床组成的复合反应器，一段反应区的油气与催化剂一起进入二段反应区继续反应。本对比例以多产轻油为目的。反应条件和结果见表3。

实施例4-6

该实施例用于说明本发明提供的烃油催化裂化设备和烃油催化裂化方法。

按照实施例1的方法进行烃油的催化裂化，不同的是，原料油为原料油B，第一反应器和第二反应器的催化剂均为MMC-2催化剂。本实施例以多产低碳烯烃为目的，第二反应器5的温度高于第一反应器2的温度，第二反应器5的反应条件比第一反应器2更苛刻，反应条件和结果见表4。

对比例3

所用反应原料、催化剂与实施例4相同，烃油催化裂化设备与对比例1相同。本对比例以多产低碳烯烃为目的。反应条件和结果见表4。

对比例4

所用原料、催化剂与实施例4相同。不同是，烃油催化裂化设备为CN1065903C公开的由提升管和密相流化床组成的复合反应器，一段反应区的油气与催化剂一起进入二段反应区继续反应。本对比例以多产低碳烯烃为目的。反应条件和结果见表4。

表1

项目	A	B
			密度(20℃)/(g/cm3)	0.9092	0.8940
运动粘度(80℃)/(mm2/s)	45.68	161.0
			运动粘度(100℃)/(mm2/s)	23.25	26.0
残炭值/％	4.6	0.8
			元素质量组成/％
C	86.30	86.61
			H	12.92	13.04
S	0.46	0.23
			N	0.32	0.12
烃族质量组成/％
			饱和烃	55.6	59.8
芳烃	27.9	26.3
			胶质	15.7	13.3
沥青质	0.8	0.6
			金属含量/μg/g
Fe	4.9	3.9
			Ni	5.3	2.8
V	0.3	0.1
			Na	3.2	1.8
馏程/℃
			初馏点	285	284
10％	448	439
			30％	499	484
50％	-	540
			70％	-	-

表2

表3

表4

从表3试验结果看，在相同的原料和催化剂作用下，以多产轻质油为目的的实施例1-3比对比例1和2轻油收率明显要高，转化率也有所提高，同时副产品干气+焦炭选择性实施例要低于对比例。所得汽油产品质量实施例也好于对比例。

从表4试验结果看，以多产轻质烯烃为目的的实施例4-6比对比例3和4转化率稍高，丙烯收率明显提高，轻质油收率实施例也高于对比例，同时干气+焦炭选择性却明显低于对比例，原料转化率和产品选择性都有较大改善。所得汽油产品烯烃实施例比对比例降低，芳烃含量升高，汽油辛烷值实施例也高于对比例，硫含量低于对比例，产品质量得到提高。

实施例1-3和实施例4-6还说明采用本发明发明生产方式灵活，两个反应器可针对不同目标产品采取不同的反应条件和不同的催化剂。原料转化率和高附加值产品选择性提高，产品质量也得到改善，具有明显的经济效益和社会效益。

实施例7-9

该实施例用于说明本发明提供的烃油催化裂化设备和烃油催化裂化方法。

采用图2所示的烃油催化裂化设备，处理量为6kg/h，第一反应器和第二反应器分别为提升管反应器和流化床反应器，第一反应器2与第二反应器5的高度比为2∶1，直径比为1∶5。汽提介质为温度为250℃的水蒸气。第一反应器2和第二反应器5采用的催化剂均为MLC-500平衡剂。本实施例以多产轻油(汽油+柴油)为目的，反应条件和结果见表5。

实施例10-11

该实施例用于说明本发明提供的烃油催化裂化设备和烃油催化裂化方法。

采用图2所示的烃油催化裂化设备，处理量为6kg/h，第一反应器和第二反应器分别为提升管反应器和流化床反应器，第一反应器2与第二反应器5的高度比为2∶1，直径比为1∶5。汽提介质为温度为250℃的水蒸气。第一反应器2和第二反应器5采用的催化剂均为MMC-2平衡剂。本实施例以多产低碳烯烃为目的，反应条件和结果见表5。

表5

RON	91	90.5	91.5	92	92.5
						MON	81.5	81.0	81.5	81.5	81.5
硫含量/μg/g	335	348	298	435	479

从表4和表5的结果还可以看出，当所述第二反应器为流化床反应器或提升管反应器时，均能获得较好的效果。

Claims (30)

1.一种烃油催化裂化方法，其特征在于，该方法包括以下步骤：

(1)使烃油原料与第一裂化催化剂在第一反应器中进行第一接触反应，将第一接触反应后的油气和催化剂的混合物进行第一油剂分离，第一油剂分离后的催化剂经汽提后得到待生催化剂；

(2)将第一油剂分离后得到的油气在第二反应器中与新加入的第二裂化催化剂进行第二接触反应，将第二接触反应后的油气和催化剂的混合物进行第二油剂分离，第二油剂分离后的催化剂经汽提或不经汽提后得到待生催化剂，将第二油剂分离后的油气导出并输送至后续分离***；

(3)将步骤(2)所得待生催化剂部分或全部送入步骤(1)中的所述第一反应器内；

其中，所述第一反应器为提升管反应器，所述第二反应器为提升管反应器或流化床反应器，所述第一裂化催化剂和第二裂化催化剂相同或不同，选自新鲜催化剂、再生催化剂和半再生催化剂中的至少一种。

2.根据权利要求1所述的烃油催化裂化方法，其中，第一接触反应的时间为0.1-3秒。

3.根据权利要求2所述的烃油催化裂化方法，其中，第一接触反应的时间为0.5-2.5秒。

4.根据权利要求1-3中任意一项所述的烃油催化裂化方法，其中，第一接触反应的压力为0.01-0.8MPa，温度为450-680℃，剂油重量比为1-20∶1。

5.根据权利要求4所述的烃油催化裂化方法，其中，第一接触反应的压力为0.1-0.5MPa，温度为480-580℃，剂油重量比为3-15∶1。

6.根据权利要求1所述的烃油催化裂化方法，其中，第一反应器中所述第一裂化催化剂与待生催化剂的重量比为1∶0.001-0.8。

7.根据权利要求6所述的烃油催化裂化方法，其中，第一反应器中所述第一裂化催化剂与待生催化剂的重量比为1∶0.01-0.6。

8.根据权利要求1所述的烃油催化裂化方法，其中，所述第二反应器为提升管反应器，所述第二接触反应的停留时间为0.1-10秒，压力为0.01-0.6MPa，温度为400-680℃，剂油重量比为1-40∶1。

9.根据权利要求8所述的烃油催化裂化方法，其中，所述第二接触反应的停留时间为0.5-8秒，压力为0.1-0.3MPa，温度为485-650℃，剂油重量比为3-30∶1。

10.根据权利要求1所述的烃油催化裂化方法，其中，所述第二反应器为流化床反应器，第二接触反应的条件包括重量空速为1-50小时^-1，反应温度为400-680℃，压力为0.01-0.6MPa，剂油重量比为1-20∶1。

11.根据权利要求10所述的烃油催化裂化方法，其中，第二接触反应的条件包括重量空速为2-40小时^-1，反应温度为460-650℃，压力为0.1-0.6MPa，剂油重量比为1-20∶1。

12.根据权利要求1所述的烃油催化裂化方法，其中，该方法还包括向第二反应器中补加烃油，使补加的烃油和第一油剂分离后的油气与新加入的第二裂化催化剂进行所述第二接触反应，所述烃油为所述烃油原料、干气、液化气、轻烃、汽油、柴油、回炼油、油浆中的一种或多种。

13.根据权利要求1或12所述的烃油催化裂化方法，其中，所述烃油原料为一次加工馏分油、脱沥青油、焦化蜡油、加氢重油、掺炼常压渣油、减压渣油中的一种或多种。

14.根据权利要求1所述的烃油催化裂化方法，其中，所述第一裂化催化剂和/或第二裂化催化剂为含有分子筛的裂化催化剂，所述分子筛为含或不含磷元素的Y型沸石、含或不含稀土元素的超稳Y型沸石、含或不含磷元素的具有五元环结构的高硅沸石、β沸石、丝光沸石、Ω沸石中的一种或多种。

15.根据权利要求1所述的烃油催化裂化方法，其中，该方法还包括以下步骤：

(4)将步骤(1)所得的所述待生催化剂以及步骤(2)剩余部分的所述待生催化剂进行烧焦再生，得到再生催化剂，或者得到再生催化剂和半再生催化剂；

(5)将再生后得到的再生催化剂和/或半再生催化剂用作所述第一裂化催化剂和/或第二裂化催化剂。

16.一种烃油催化裂化设备，该设备包括第一反应器(2)、第一沉降分离器(4)、第二反应器(5)、以及第二沉降分离器(6)，所述第一反应器为提升管反应器，所述第二反应器为提升管反应器或流化床反应器，所述第一反应器(2)的下部连通有第一催化剂输入管(1)、催化剂循环管(9)、第一待生剂输出管(10)、第一预提升介质输入管(22)和第一进料管(21)，第一进料管(21)位于第一催化剂输入管(1)、催化剂循环管(9)和第一预提升介质输入管(21)上方；第一反应器(2)上部的出口位于第一沉降分离器(4)内，且在第一沉降分离器(4)的该出口处具有第一气固分离器(31)用于将从第一反应器(2)出来的物料进行气固分离；第一沉降分离器(4)的顶部具有至少一个开口，用于与第二反应器(5)的进料口连通；第二反应器(5)的下部连通有第二催化剂输入管(11)，第二反应器(5)的进料口位于第二催化剂输入管(11)上方；第二反应器(5)上部的出口位于第二沉降分离器(6)内，且在所述第二反应器(5)的出口处具有第二气固分离器(32)用于将从第二反应器(5)出来的物料进行气固分离，第二沉降分离器(6)的下部连通有第二待生剂输出管(8)，所述催化剂循环管(9)与该第二待生剂输出管(8)连通或者直接与第二沉降分离器(6)的下部连通，第二沉降分离器(6)的顶部设置有油气管线(25)，用于将反应生成的油气导出并输送至后续分离***。

17.根据权利要求16所述的烃油催化裂化设备，其中，所述第一气固分离器(31)和第二气固分离器(32)各自为惯性分离器，且各惯性分离器各自与第一反应器(2)和第二反应器(5)的出口固定连接。

18.根据权利要求16或17所述的烃油催化裂化设备，其中，所述第一反应器(2)和第二反应器(5)并排设置，所述第一沉降分离器(4)的顶部的开口与所述第二反应器(5)的进料口通过管线(15)连通。

19.根据权利要求18所述的烃油催化裂化设备，其中，该设备还包括位于第一沉降分离器(4)的第四气固分离器(71)和位于第二沉降分离器(6)顶部的第三气固分离器(72)，所述第三气固分离器(72)和第四气固分离器(71)各自为旋风分离器。

20.根据权利要求19所述的烃油催化裂化设备，其中，所述第一沉降分离器(4)内还设置有第一集气室(13)，用于收集来自第四气固分离器(71)的油气，并将该油气送入第二反应器(5)内；所述第二沉降分离器(6)内还设置有第二集气室(14)，用于收集来自第四气固分离器(72)的油气，并将收集的油气通过油气管线(25)导出并输送至后续分离***。

21.根据权利要求16或17所述的烃油催化裂化设备，其中，所述第二反应器(5)为提升管反应器，所述第二沉降分离器(6)、第二反应器(5)、第一沉降分离器(4)和第一反应器(2)自上而下依次设置，所述第二反应器(5)的进料口与所述第一沉降分离器(4)的顶部连通。

22.根据权利要求21所述的烃油催化裂化设备，其中，该设备还包括位于第二沉降分离器(6)顶部的第三气固分离器(72)，所述第三气固分离器(72)为旋风分离器。

23.根据权利要求21所述的烃油催化裂化设备，其中，所述第二沉降分离器(6)内还设置有第二集气室(14)，用于收集来自第三气固分离器(72)的油气，并将收集的油气通过油气管线(25)导出并输送至后续分离***。

24.根据权利要求21所述的烃油催化裂化设备，其中，所述第一沉降分离器(4)的下部设置有汽提段，所述第二待生剂输出管(8)的出口端与该汽提段相连通。

25.根据权利要求18或21所述的烃油催化裂化设备，其中，所述第一沉降分离器(4)的下部和第二沉降分离器(6)的下部各自设置有汽提段。

26.根据权利要求24或25所述的烃油催化裂化设备，其中，所述汽提段内设置有汽提挡板。

27.根据权利要求16所述的烃油催化裂化设备，其中，所述催化剂循环管(9)上设置有阀(12)，用于控制通过催化剂循环管(9)进入第一反应器(2)内的催化剂的量。

28.根据权利要求16所述的烃油催化裂化设备，其中，所述第二反应器(5)的下部还连通有第二进料管线(23)。

29.根据权利要求16所述的烃油催化裂化设备，其中，所述第一反应器(2)的高度与所述第二反应器(5)的高度之比为1∶0.1-20，所述第一反应器(2)的直径与所述第二反应器(9)的直径之比为1∶1-20。

30.根据权利要求18所述的烃油催化裂化设备，其中，该设备还包括催化剂再生器，所述催化剂再生器与所述第一催化剂输入管(1)、第二催化剂输入管(11)和第一待生剂输出管(10)连通。

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