CN107267211B - 一种劣质原料油的加工方法和*** - Google Patents

一种劣质原料油的加工方法和*** Download PDF

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Abstract

本发明公开了一种劣质原料油的加工方法和***，该方法包括：a、将含氢气体与劣质原料油送入流化床提升管反应器的流化床临氢吸附区(I)中与第一催化裂化催化剂接触并进行临氢吸附反应，得到临氢吸附产物；b、将步骤a中所得临氢吸附产物送入所述流化床提升管反应器的提升管裂化区(II)中与第二催化裂化催化剂接触并进行催化裂化反应，得到催化裂化油气。在本发明***上采用本发明方法进行加工劣质原料油能够大幅度提高劣质原料油转化率并降低干气和焦炭产率，从而实现劣质原料油的清洁和高效利用。

Description

一种劣质原料油的加工方法和***
技术领域
本发明涉及一种劣质原料油的加工方法和***。
背景技术
随着石油资源短缺和对高品质汽油、柴油以及低碳烯烃的需求日益增加，劣质原料油如煤液化油、油砂油以及劣质、重质石油等油品的加工技术越来越受到重视。劣质原料油、煤液化油、油砂油等，类似天然石油，但又比天然石油含有更多的不饱和烃，并含氮、硫和氧等非烃类有机化合物，不仅影响其二次加工利用，而且还影响产品汽油、柴油的颜色及安定性，硫、氮含量高。目前劣质原料油除了少量生产化学药品外，大部分未经二次加工而直接作为轻质燃料油销售，因此有必要开发更多高效利用劣质原料油的技术。
由于劣质原料油中氮、硫、氧等杂原子化合物含量较高，尤其是氮质量分数一般在1％～3％，不能直接作为催化裂化原料进行劣质原料油的轻质化，主要是因为氮化物特别是碱性氮化物在催化裂化反应过程中能和催化剂酸性中心作用而降低催化剂活性和选择性，表现在产物分布上是生焦率增加，油浆增加，轻质油收率下降。ARCO公司指出，大多数催化裂化装置可耐2000μg/g总氮和1000μg/g碱氮。通过采用高酸中心密度、稀土分子筛的抗氮裂化催化剂如RHZ-200、LC-7、CCC-1、RHZ-300，或者用酸性添加物作为氮的捕捉剂，催化裂化装置也只能加工氮含量3000μg/g以下的进料。另外，劣质原料油胶质和烯烃含量较高。在催化裂化过程中，三分之一的胶质会生成焦炭，而烯烃较活泼，二者容易吸附在催化剂上覆盖活性中心。虽然胶质气化需要较高的温度，但是反应温度越高越容易生成焦炭。
综合以上因素，劣质原料油一般需要先加氢处理改质，以脱除氧、氮、硫等杂质，然后在炼厂按常规的炼油加工工艺加工成各种油品。美国专利US 4342641公开了一种劣质原料油加工方法，先将全馏分劣质原料油进行加氢处理，得到的小于249℃的馏分直接作为喷气燃料，得到的大于249℃的馏分再进行加氢裂化，以生产喷气燃料；其中加氢处理分两步进行，先用Ni-Mo含量低的催化剂进行预精制，再用Ni-Mo含量高的催化剂进行进一步精制。该方法加氢过程多，氢耗高，操作费用高，建设投资高。中国专利CN 1067089A、CN102453546A与CN 102465036A均公开了一种劣质原料油加氢分馏，加氢重油再催化裂解的加工方法，如中国专利CN 1067089A所述，劣质原料油先经过加氢处理得到加氢生成油，加氢生成油分离为加氢重油和轻质产品，加氢重油经催化裂化后得到干气、液化气、汽油、柴油和催化重油，柴油和重循环油可返回加氢处理步骤；只是中国专利CN 102465036A的劣质原料油加氢重油采用两个提升管反应器进行催化裂解反应，而CN 102453546A所得的加氢生成油与可选的减压瓦斯油一起进入催化裂解装置。总之，劣质原料油进行加氢精制，精制得到的重油作为现有催化裂化技术的原料的加工方法，均可将劣质原料油转化成轻质产品。
劣质原料油加氢处理具有操作简单、目的产品收率高、产品质量好且无三废排放等优点，为21世纪环境友好加工工艺。但是，劣质原料油中非烃化合物杂质在加氢处理中是有害物质，是所要除去或转化的对象，但它本身却是有用的化工原料，因此应考虑提取和利用；另外，如果劣质原料油氧含量较高，则影响加氢催化剂的寿命与效率。加氢技术目前仅有澳大利亚SPP公司达到工业试验阶段，通过加氢精制生产超低硫轻质燃料油。
非加氢处理主要是采用酸碱精制，如专利中国专利CN 101967389A，酸碱精制不仅会产生大量难以处理的酸渣，污染环境，而且精制油收率低；虽然近年有些研究人员探索用单溶剂或多溶剂萃取精制法，如专利中国专利CN CN1746265A，但仍存在溶剂耗量较大，能耗高等问题。随着环境保护要求的提高，国内外对轻质燃料油燃烧尾气的排放标准不断提高，对车用轻质燃料油的硫、氮和芳烃含量的限制更低，所以采用非加氢处理法很难达到要求。
因此，为了高效利用劣质原料油资源，满足日益增长的轻质燃料油的需求，有必要开发一种将劣质原料油高效转化为大量轻质且清洁的轻质燃料油的方法。
发明内容
本发明的目的是提供一种劣质原料油的加工方法和***，在该***上采用该方法进行加工劣质原料油能够大幅度提高劣质原料油转化率并降低干气和焦炭产率，从而实现劣质原料油的清洁和高效利用。
为了实现上述目的，本发明提供一种劣质原料油的加工方法，该方法包括：a、将含氢气体与劣质原料油送入流化床提升管反应器的流化床临氢吸附区中与第一催化裂化催化剂接触并进行临氢吸附反应，得到临氢吸附产物；b、将步骤a中所得临氢吸附产物送入所述流化床提升管反应器的提升管裂化区中与第二催化裂化催化剂接触并进行催化裂化反应，得到催化裂化油气。
优选地，该方法还包括：将步骤b中所得催化裂化油气送入分馏装置进行分馏处理，得到包括富气的催化裂化产物；将所得富气不经过富气压缩机直接送入吸收稳定装置进行吸收稳定处理。
优选地，该方法还包括：在步骤b中，将常规催化裂化原料油与所述临氢吸附产物一起进行所述催化裂化反应；其中，所述常规催化裂化原料油为选自蜡油、常压渣油和减压蜡油中的至少一种。
优选地，所述含氢气体包括氢气和/或干气，所述劣质原料油为选自页岩油、煤液化油、油砂油、焦化蜡油、渣油、加氢渣油和脱沥青油中的至少一种。
优选地，所述第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂的组成相同，均包括1-50重量％的沸石、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土。
优选地，所述沸石包括中孔沸石和/或大孔沸石，所述中孔沸石为选自ZSM-5沸石、ZSM-11沸石、ZSM-12沸石、ZSM-23沸石、ZSM-35沸石、ZSM-38沸石、ZSM-48沸石和ZRP沸石中的至少一种，所述大孔沸石为选自稀土Y型沸石、稀土氢Y沸石、高硅Y型沸石和超稳Y型沸石中的至少一种；所述无机氧化物为氧化硅和/或氧化铝；所述粘土为选自二氧化硅、高岭土、多水高岭土、蒙脱土、硅藻土、埃洛石、皂石、累托土、海泡石、凹凸棒石、水滑石和膨润土中的至少一种。
优选地，所述第一催化裂化催化剂为补充的新鲜催化裂化催化剂、冷却的再生催化裂化催化剂、冷却的半再生催化裂化催化剂和冷却的待生催化裂化催化剂中的至少一种，所述第二催化裂化催化剂为再生催化裂化催化剂；所述第一催化裂化催化剂的温度为200-500℃，第二催化裂化催化剂的温度为580-680℃。
优选地，所述临氢吸附反应的条件包括：温度为200-450℃，压力为0.5-5.0兆帕，吸附时间为1-90秒，剂油重量比为(0.5-5)：1，氢油体积比为100-1000；所述催化裂化反应的条件包括：温度为460-540℃，压力为0.5-5.0兆帕，油气停留时间为0.5秒-15秒，剂油重量比为(5-30)：1。
优选地，该方法还包括：将冷却介质送入所述流化床临氢吸附区中进行控温；所述冷却介质为选自冷氢、水、汽油、柴油、回炼油和熔盐中的至少一种。
本发明还提供一种劣质原料油的加工***，其中，该加工***包括设置有流化床段和提升管段的流化床提升管反应器，所述流化床段内形成有流化床临氢吸附区，所述提升管段内形成有提升管裂化区；所述流化床临氢吸附区与提升管裂化区串联并且流体连通，所述流化床段设置有含氢气体入口、劣质原料油入口和第一催化裂化催化剂入口，所述提升管段设置有第二催化裂化催化剂入口、催化裂化油气出口和催化裂化催化剂出口，设置或不设置有常规催化裂化原料油入口。
优选地，所述加工***还包括分馏装置和吸收稳定装置，所述分馏装置的油气入口与所述催化裂化油气出口流体连通，所述分馏装置的富气出口与所述吸收稳定装置的富气入口流体连通。
优选地，所述加工***还包括再生器，所述再生器设置有再生器催化剂出口和再生器催化剂入口，所述再生器催化剂出口与所述第一催化裂化催化剂入口以及第二催化裂化催化剂入口连通，所述再生器催化剂入口与所述催化裂化催化剂出口连通。
优选地，所述再生器催化剂出口通过取热器与所述第一催化裂化催化剂入口连通。
优选地，所述提升管段为上行式提升管反应器，所述流化床段位于提升管段的下方，且所述第一催化裂化催化剂入口位于所述流化床段的下部，所述第二催化裂化催化剂入口位于所述提升管段的下部，所述催化裂化催化剂出口位于所述提升管段的上部；或者，所述提升管段为下行式提升管反应器，所述流化床段位于提升管段的上方，且所述第一催化裂化催化剂入口位于所述流化床段的上部，所述第二催化裂化催化剂入口位于所述提升管段的上部，所述催化裂化催化剂出口位于所述提升管段的下部。
优选地，所述流化床临氢吸附区的直径为提升管裂化区的直径的0.5-5倍，所述流化床临氢吸附区的长度为提升管裂化区的长度的1-30％。
优选地，所述流化床段设置有冷却介质入口，所述冷却介质入口与所述流化床临氢吸附区直接流体连通或与设置在所述流化床临氢吸附区中的取热器流体连通。
本发明与现有技术相比具有下列技术效果：
(1)劣质原料油可以不经精制处理而直接进行加工处理，劣质原料油的加工流程短，氢耗低，并可实现长周期连续化生产；
(2)本发明采用“一器两反”进行加工劣质原料油，即在一个反应器内装入相同或不同的第一催化裂化催化剂与第二催化裂化催化剂，这两种催化剂在同一反应氛围中协同完成劣质原料油吸附硫化物、碱性氮化物、重金属和胶质等杂质与劣质原料油催化裂化的功能，继而可以在同一再生氛围中同时恢复活性；
(3)劣质原料油先吸附脱除硫化物、碱性氮化物、重金属和胶质等极性物质再催化裂化，劣质原料油转化率高，干气与焦炭产率低，减少了装置生焦，液体产品(液化气+汽油+柴油)产率高；
(4)劣质原料油在临氢氛围下进行吸附，更有利于第一催化裂化催化剂对劣质原料油中含硫、含氮和含氧化合物的吸附脱除，第一催化裂化催化剂与劣质原料油重量比降低，吸附时间短，液体产品硫、氮含量低且品质好；
(5)加工***在临氢带压下操作，相应提高了进入吸收稳定装置的富气的压力，省却了常规FCC工艺的富气压缩机，装置能耗降低；
(6)流化床提升管反应器更适合催化裂化反应快的特点，与固定床和移动床相比，反应器体积利用率高，更适于大规模生产的连续操作，并且可以利用现有提升管反应器装置进行改造。
本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：
图1是包括本发明加工方法的第一种具体实施方式的流程示意图，也是包括本发明加工***的第一种具体实施方式的结构示意图；
图2是包括本发明加工方法的第二种具体实施方式的流程示意图，也是包括本发明加工***的第二种具体实施方式的结构示意图；
图3是包括本发明加工方法的第三种具体实施方式的流程示意图，也是包括本发明加工***的第三种具体实施方式的结构示意图。
附图标记说明
I流化床临氢吸附区 II提升管裂化区 1含氢预提升介质
2流化床提升管反应器 3劣质原料油 4含氢气体
5汽提蒸汽 6沉降器 7管线
8分馏装置 9管线 10吸收稳定装置
11干气 12管线 13再生器
14再生气体 15烟气 16管线
17取热器 18冷却介质入口 19冷却介质出口
20管线 21管线 22提升介质
23常规催化裂化原料油
24常规催化裂化原料油雾化介质 25液化气
26汽油 27柴油 28油浆
具体实施方式
以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。
本发明提供一种劣质原料油的加工方法，该方法包括：a、将含氢气体与劣质原料油送入流化床提升管反应器的流化床临氢吸附区I中与第一催化裂化催化剂接触并进行临氢吸附反应，得到临氢吸附产物；b、将步骤a中所得临氢吸附产物送入所述流化床提升管反应器的提升管裂化区II中与第二催化裂化催化剂接触并进行催化裂化反应，得到催化裂化油气。
本发明的发明人经过多年的研究意外地发现，劣质原料油中的含氮化合物、含硫化合物和含氧化合物等可以通过吸附脱除，而催化裂化催化剂本身也可以作为吸附剂；特别是在临氢氛围下，吸附时间短，更有利于第一催化裂化催化剂对劣质原料油中含硫化合物、含氮化合物、含氧化合物及金属的吸附脱除，使劣质原料油的转化率高，液体产品硫、氮含量低，品质好。
根据本发明，该方法还可以包括：将步骤b中所得催化裂化油气送入分馏装置8进行分馏处理，得到包括富气的催化裂化产物；将所得富气不经过富气压缩机直接送入吸收稳定装置10进行吸收稳定处理。现有常规催化裂化装置反应和分馏***在0.1-0.25MPa压力下进行操作，而吸收稳定装置需在1.1MPa以上的压力下进行操作，因此常规催化裂化装置必须设置富气压缩机对来自分馏装置的富气进行压缩提压，本发明反应***在临氢带压(0.5-5.0MPa)下操作，相应提高了富气进入吸收稳定装置的压力，可省却常规FCC工艺中的富气压缩机，从而降低装置能耗和成本投入。分馏装置得到富气、柴油和油浆，分馏装置(分馏塔)顶部的富气可以不经富气压缩机压缩直接进入吸收稳定装置进一步进行产品分离，得到干气、液化气和汽油等。汽油或柴油等馏程可以按实际需要进行调整，不仅限于全馏程汽油或柴油。
根据本发明，为了增加加工方法的处理量，该方法还可以包括：在步骤b中，将常规催化裂化原料油与所述临氢吸附产物一起进行所述催化裂化反应；其中，所述常规催化裂化原料油可以为选自蜡油、常压渣油和减压蜡油中的至少一种。所述劣质原料油在所述流化床临氢吸附区进料，常规催化裂化原料油在所述提升管裂化区进料；临氢吸附除去杂质后的劣质原料油和部分第一催化裂化催化剂进入所述提升管裂化区，与进入提升管裂化区的常规催化裂化原料油一起接触所述第二催化裂化催化剂，进行所述催化裂化反应。
根据本发明，含氢气体是本领域技术人员所熟知的，既可以作为氢源使用，也可以作为劣质原料油输送气体使用，其组成本发明没有特别限制，例如，所述含氢气体可以包括氢气和/或干气，也可以包括氮气和水蒸气等非含氢介质，非含氢介质不含有或含有微量的氧气，氧气在含氢气体中的体积分数不大于1％；劣质原料油为本领域技术人员所公知，可以为选自页岩油、煤液化油、油砂油、焦化蜡油、渣油、加氢渣油和脱沥青油中的至少一种，相对密度可以为0.8-1.1，可以富含烷烃、芳烃和部分烯烃，碳氢元素重量比可以为7-9，并且氮、硫和氧等非烃类有机化合物含量较高，氮含量可以为0.5％-5％，硫含量可以为0.5％-10％，氧含量可以为0.5％-20％。
本发明中，所述劣质原料油可以先经过预热后送入反应器中进行反应，所述预热的温度可以为150-400℃，优选为200-350℃。
根据本发明，催化裂化催化剂是本领域技术人员所熟知的，所述第一催化裂化催化剂与所述第二催化裂化催化剂可以为相同或者不同，催化裂化催化剂的活性可以为40-70，优选为45-60。催化裂化催化剂的组成可以包括：沸石、无机氧化物和任选的粘土；第一催化裂化催化剂与所述第二催化裂化催化剂的具体组成与使用量，既取决于劣质原料油氮含量和脱氮要求，又由催化裂化反应条件所决定，优选地，所述第一催化裂化催化剂与所述第二催化裂化催化剂组成相同，均可以包括1-50重量％的沸石、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土。其中，沸石可以为中孔沸石和/或任选的大孔沸石，中孔沸石可以占沸石总重量的80-100重％，优选占90重％-100重％；大孔沸石可以占沸石总重量的0-20重％，优选占0重％-10重％。所述中孔沸石可以为ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，优选自ZSM-5沸石、ZSM-11沸石、ZSM-12沸石、ZSM-23沸石、ZSM-35沸石、ZSM-38沸石、ZSM-48沸石和ZRP沸石中的至少一种，也可以包括其它类似结构的沸石。有关ZSM-5沸石更为详尽的描述可以参见美国专利US3,702,886，有关ZRP沸石更为详尽的描述可以参见美国专利US5,232,675。所述大孔沸石可以为Y系列沸石，可以包括稀土Y型沸石(REY)、稀土氢Y沸石(REHY)、超稳Y型沸石(可以由不同方法得到)和高硅Y型沸石中的至少一种。所述无机氧化物一般作为粘接剂，可以为氧化硅(SiO2)和/或氧化铝(Al2O3)，以干基重量计，无机氧化物中氧化硅可以占50重-90重％，氧化铝可以占10重-50重％。所述粘土作为基质(即载体)，可以为选自二氧化硅、高岭土、多水高岭土、蒙脱土、硅藻土、埃洛石、皂石、累托土、海泡石、凹凸棒石、水滑石和膨润土中的至少一种。优选情况下，可以采用铁、钴、镍等过渡金属元素组分对上述大孔、中孔沸石、无机氧化物和粘土等进行改性。第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂以微球状为主，直径可以各自为大于0至200微米，进一步优选为40-150微米，催化剂表观密度可以各自为0.4-1.9g/cm3，进一步优选为0.8-1.5g/cm3。
根据本发明，第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂可以为颗粒大小不同的催化剂和/或表观堆积密度不同的催化剂。颗粒大小不同的催化剂和/或表观堆积密度不同的催化剂的活性组分也可以分别选用不同类型沸石，或者金属、非金属改性沸石，大小不同颗粒的催化剂和/或表观堆积密度不同的催化剂可以分别进入不同的提升管裂化区，例如，含有高硅铝比稀土超稳Y型沸石的小颗粒的催化剂可以进入流化床临氢吸附区I(作为第一催化裂化催化剂)，增加碱性氮化物、重金属和/或胶质、沥青质等极性物质的吸附脱除反应。含有超稳Y型沸石的大颗粒的催化剂可以进入提升管裂化区II(作为第二催化裂化催化剂)，增加催化裂化反应，颗粒大小不同的催化剂在同一汽提器汽提和同一再生器再生，然后分离出大颗粒和小颗粒催化剂，小颗粒催化剂经冷却进入流化床临氢吸附区I。颗粒大小不同的催化剂可以在30-40微米之间分界，表观堆积密度不同的催化剂可以在0.6-0.7g/cm3之间分界。
根据本发明，为了控制临氢吸附反应和催化裂化反应的温度，所述第一催化裂化催化剂可以为补充的新鲜催化裂化催化剂、冷却的再生催化裂化催化剂、冷却的半再生催化裂化催化剂和冷却的待生催化裂化催化剂中的至少一种，所述第二催化裂化催化剂可以为再生催化裂化催化剂；所述第一催化裂化催化剂的温度可以为200-500℃，更优选为230-480℃，第二催化裂化催化剂的温度可以为580-680℃。优选情况下，所述第一催化裂化催化剂可以为再生催化裂化催化剂与新鲜催化裂化催化剂换热后的混合剂，使用换热后的新鲜催化裂化催化剂对氮尤其是碱性氮吸附效果好，脱氮率高；而且经吸附脱氮后的新鲜催化裂化催化剂，活性降低，在催化裂化过程中生焦低。
根据本发明，临氢吸附反应和催化裂化反应是本领域技术人员所熟知的，例如，所述临氢吸附反应的条件可以包括：温度为200-450℃，优选为250-400℃，压力为0.5-5.0兆帕，优选为1.0-4.0兆帕，吸附时间为1-90秒，优选为2-60秒，剂油重量比为(0.5-5.0)：1，优选为(1-4)：1，氢油体积比为100-1000，优选为300-800；所述催化裂化反应的条件可以包括：温度为460-540℃，优选为480-530℃，压力为0.5-5.0兆帕，优选为1.0-4.0兆帕，油气停留时间为0.5-15秒，优选为1.0-10秒，剂油重量比为(5-30)：1，优选为(6-30):1。所述流化床临氢吸附区I中油气的表观平均线速可以为0.5-8.0米/秒，所述提升管裂化区II中油气的表观平均线速可以为10-60米/秒；优选情况下，所述流化床临氢吸附区I中油气的表观平均线速比所述提升管裂化区II中油气的表观平均线速低8-52米/秒，所述第一催化裂化催化剂处于流化状态，优选处于湍动流化状态。
根据本发明，流化床临氢吸附区与提升管裂化区的划分可以是反应器的不同，也可以在反应器底部或顶部注入冷却介质，通过引入冷却介质，将临氢吸附和催化裂化工艺有机结合，从而实现劣质原料油临氢催化裂化，并且提高劣质原料油转化能力。因此该方法还可以包括：将冷却介质送入所述流化床临氢吸附区I中进行控温；所述冷却介质可以为选自冷氢、水、汽油、柴油、回炼油和熔盐中至少一种；冷却介质可以直接注入反应器，或通过在反应器内布置取热盘管等使得催化剂与冷却介质换热，从而控制流化床临氢吸附区温度。
本发明还提供一种劣质原料油的加工***，其中，该加工***包括设置有流化床段和提升管段的流化床提升管反应器，所述流化床段内形成有流化床临氢吸附区I，所述提升管段内形成有提升管裂化区II；所述流化床临氢吸附区I与提升管裂化区II串联并且流体连通，所述流化床段设置有含氢气体入口、劣质原料油入口和第一催化裂化催化剂入口，所述提升管段设置有第二催化裂化催化剂入口、催化裂化油气出口和催化裂化催化剂出口，设置或不设置有常规催化裂化原料油入口。其中，所述催化裂化油气出口和催化裂化催化剂出口可以相同，也可以不同。
根据本发明的一种具体实施方式，所述加工***还可以包括分馏装置8和吸收稳定装置10，所述分馏装置8的油气入口可以与所述催化裂化油气出口流体连通，所述分馏装置8的富气出口可以与所述吸收稳定装置10的富气入口流体连通。现有常规催化裂化装置反应和分馏装置一般在0.1-0.25MPa压力下进行操作，而吸收稳定装置需在1.1MPa以上的压力下进行，因此常规催化裂化装置必须设置富气压缩机对来自分馏装置的富气进行压缩提压，本发明加工***在临氢带压(0.5-5.0MPa)下操作，相应提高了富气进入吸收稳定装置的压力，可省却常规FCC工艺中富气压缩机，从而降低装置能耗。
根据本发明，为了方便催化剂的再生，所述加工***还可以包括再生器13，所述再生器13可以设置有再生器催化剂出口和再生器催化剂入口，所述再生器催化剂出口(该出口可以为一个，也可以为两个或两个以上)可以与所述第一催化裂化催化剂入口以及第二催化裂化催化剂入口连通，所述再生器催化剂入口可以与所述催化裂化催化剂出口连通。再生器再生的温度一般为550～700℃，优选为600-650℃，再生后的再生催化裂化催化剂循环使用，在再生过程中，再生气体可以为选自空气、氧气和含氧气体中的至少一种。再生后催化剂的换热可以采用本领域普通技术人员所熟知的方法进行，从而控制焦炭生成量和油剂接触温度。
根据本发明的具体实施方式，所述提升管段可以为上行式提升管反应器，所述流化床段可以位于提升管段的下方，且所述第一催化裂化催化剂入口可以位于所述流化床段的下部，所述第二催化裂化催化剂入口可以位于所述提升管段的下部，所述催化裂化催化剂出口可以位于所述提升管段的上部；或者，所述提升管段可以为下行式提升管反应器，所述流化床段可以位于提升管段的上方，且所述第一催化裂化催化剂入口可以位于所述流化床段的上部，所述第二催化裂化催化剂入口可以位于所述提升管段的上部，所述催化裂化催化剂出口可以位于所述提升管段的下部。
本发明中，劣质原料油进入反应器的流化床临氢吸附区，根据流化床临氢吸附区的设置，劣质原料油可以采用下进料也可以采用上进料；如果采用下进料，劣质原料油从上行式流化床提升管反应器底部进入流化床临氢吸附区，随着含氢气体由下向上流动；如果劣质原料油采用上进料，劣质原料油从下行式流化床提升管反应器顶部进入流化床临氢吸附区，劣质原料油随着含氢气体由上向下流动；劣质原料油进入流化床临氢吸附区，在临氢氛围下，先在具有氮化物吸附功能的第一催化裂化催化剂上吸附脱除其中碱性氮化物等杂质。
根据本发明，流化床段和提升管段是本领域技术人员所熟知的，流化床临氢吸附区，反应温度较低，维持一定催化剂藏量，油气表观平均线速一般为0.5-8.0米/秒，提升管裂化区的油气表观线速一般为10-60米/秒。所述流化床临氢吸附区I的直径可以为提升管裂化区II的直径的0.5-5倍，优选为1-4倍，更优选为1.0-2.0倍，所述流化床临氢吸附区I的长度可以为提升管裂化区II的长度的1-30％，优选为10-25％，更优选为10-20％。所述流化床临氢吸附区和提升管裂化区是指反应器内能够进行临氢吸附反应和催化裂化反应的空间，并不包括反应器本身。如果所述反应器在提升管裂化区末端扩径，能够强化劣质原料油裂化产物汽油中硫化物和烯烃的转化。催化裂化反应结束，可以根据终止反应的需要，在提升管上部或出口处注入冷却介质作为终止剂，冷却介质可以为水、汽油或柴油等。
根据本发明，由于临氢吸附反应和催化裂化反应的温度不同，因此所述再生器催化剂出口可以通过取热器17与所述第一催化裂化催化剂入口连通，使再生后的催化剂经过降温后再进入所述流化床临氢吸附区中。
一种具体实施方式，如图1-3所示，所述流化床段设置有冷却介质入口，所述冷却介质入口与所述流化床临氢吸附区I直接流体连通或与设置在所述流化床临氢吸附区I中的取热器17流体连通。
下面将通过具体实施方式来进一步说明本发明，但是本发明并不因此而受到任何限制。
如图1所示，图1为本发明第一种具体实施方式的工艺流程示意图，在该具体实施方式中，使用由流化床段和提升管段构成的复合反应器，所述提升管段为上行式提升管反应器，扩径的流化床临氢吸附区I在提升管段下部，劣质原料油在流化床提升管反应器中采用下进料进入流化床临氢吸附区I，吸附脱氮后，上行进入提升管裂化区II进行催化裂化反应。其工艺流程如下：
劣质原料油采用由流化床段和提升管段构成的流化床提升管反应器先吸附脱氮再催化裂化，反应器下部扩径为流化床临氢吸附区I，通过管线20引入经再生后经外取热器17冷却后的第一催化裂化催化剂；劣质原料油3从反应器2扩径的底部进入流化床临氢吸附区I，随着含氢的预提升介质1与含氢气体4一起上行，在第一催化裂化催化剂上进行反应吸附脱除其中碱性氮化物、硫化物、胶质和/或重金属等杂质；临氢吸附产物随之上行进入反应器2的提升管裂化区II，与经管线21来自再生器13的高温高活性的第二催化裂化催化剂进行接触发生催化裂化反应；生成的油气与催化剂(部分第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂)进入沉降器6进行沉降分离，分离后的油气进入分馏装置8得到柴油27、油浆28，分馏装置塔顶富气不经富气压缩机压缩直接进入吸收稳定装置10进一步进行产品分离，得到干气11、液化气25和汽油26等产物，干气11根据需要选择部分循环回流化床临氢吸附区作为含氢气体或者预提升介质，油浆28根据需要选择回炼或不回炼；分离后的催化剂经汽提蒸汽5汽提脱除吸附的油气后，送入再生器13在再生气体(空气)14中进行再生，再生温度600-680℃，再生后的再生剂循环使用。
如图2所示，图2为本发明第二种具体实施方式的工艺流程示意图，在该具体实施方式中，常规催化裂化原料油掺炼劣质原料油，其工艺流程与具体实施方式一的工艺流程示意图基本相同，只是该具体实施方式新增一股常规原料油及其雾化介质分别经管线23、24注入提升管裂化区II，具***置为第二催化裂化催化剂进入流化床提升管反应器的再生管线21的上方，与劣质原料油一起掺炼。在该具体实施方式中，所述流化床临氢吸附区I中油气的表观平均线速比所述提升管裂化区II中油气的表观平均线速低8-25米/秒，维持流化床临氢吸附区为湍动流化状态。
如图3所示，图3为本发明第三种实施方式的工艺流程示意图，在该具体实施方式中，所述反应器为下行式流化床提升管反应器，扩径的流化床临氢吸附区I在所述提升管吸附区II的上部，劣质原料油在所述反应器中采用上进料进入流化床临氢吸附区I，在临氢氛围下吸附脱氮后再催化裂化，下行进入提升管裂化区II进行催化裂化反应。另外，不同于第一种实施方式的设置在反应器外的取热器，在本具体实施方式中取热器设置在流化床段中。其工艺流程如下：
劣质原料油采用所述下行式流化床提升管反应器2先吸附脱氮再催化裂化，所述反应器2上部扩径为流化床临氢吸附区I；劣质原料油3与含氢气体4采用上进料，劣质原料油3从反应器2扩径的顶部进入流化床临氢吸附区I，随着含氢气体向下流动，在来自管线20的第一催化裂化催化剂上进行反应吸附脱除其中碱性氮化物、硫化物、胶质和/或重金属等杂质，并采用取热器17进行取热控制温度；临氢吸附产物随之下行进入所述反应器2的提升管裂化区Ⅱ，与来自再生器13的管线21的高温高活性的第二催化裂化催化剂进行接触发生催化裂化反应；生成的油气与催化剂进入沉降器6进行沉降分离，分离后的油气进入分馏装置8得到柴油27、油浆28，分馏塔顶富气不经富气压缩机压缩直接进入吸收稳定装置10进一步进行产品分离，得到干气11、液化气25和汽油26等产物，干气11根据需要选择部分循环回流化床临氢吸附区I作为含氢气体或者预提升介质，油浆28根据需要选择回炼或不回炼；分离后的催化剂经汽提蒸汽5汽提脱除吸附的油气后，送入再生器13在再生气体(空气)14中进行再生，再生温度600-680℃，再生后的再生剂循环使用。
下面将通过实施例来进一步说明本发明，但是本发明并不因此而受到任何限制。
实施例和对比例的产品检测方法为：反应产物被N2带入-10℃的液收瓶中进行气液分离，气体产物收集完成由Agilent 6890GC(TCD检测器)在线分析组成；液体产物收集后离线称重，分别进行模拟蒸馏和汽油单体烃分析(采用RIPP81-90试验方法进行测试)，汽油和柴油的馏分切割点分别为221℃和343℃；生焦催化剂卸出后在multi EA 2000碳硫分析仪上进行焦炭分析(采用RIPP106-90试验方法进行测试)，所有产物质量加和计算物料平衡，临氢吸附产物和汽油中硫氮含量采用RIPP 62-90试验方法和RIPP 63-90试验方法进行测定，金属含量采用RIPP 124-90试验方法进行测定。
实施例和对比例中所用的劣质原料油为页岩油(A)、渣油(B)和减压蜡油C，其性质如表1所示。
实施例中所用的第一催化裂化催化剂与第二催化裂化催化剂相同，其制备方法简述如下：
1)、将20gNH4Cl溶于1000g水中，向此溶液中加入100g(干基)晶化产品DASY沸石(齐鲁石化公司催化剂厂生产，晶胞大小为2.445-2.448nm，稀土含量(以RE2O3计)＝2.0重％)，在90℃交换0.5h后，过滤得滤饼；将4.0gH3PO4(浓度85％)与5.4gCo(NO3)2·6H2O溶于90g水中，与滤饼混合浸渍后烘干，接着在550℃温度下焙烧处理2小时得到含磷和钴的大孔沸石，化学元素组成为：0.1Na2O·5.1Al2O3·2.4P2O5·1.5Co2O3·3.8RE2O3·88.1SiO2。
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63m％)，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。
将步骤1)制备的含磷和钴的大孔沸石(干基为33.8Kg)以及MFI结构中孔ZRP-1沸石(齐鲁石化公司催化剂厂工业产品，SiO2/Al2O3＝30，干基为3.0Kg)加入到步骤2)得到的混合浆液中，搅拌均匀，并加入适量特种粘合剂、结构助剂及造孔剂，混合后放于粘合机中，加入适量水，充分搅拌均匀，在空气中放置4小时，喷雾干燥成型，于干燥箱中120℃烘干3小时后，用磷酸二氢铵溶液(磷含量为1m％)洗涤，洗去游离Na+，洗涤除去游离Na+，再次干燥即得催化剂记为CAT-3。该催化剂的组成为4.1重％MFI结构中孔沸石、20.6重％含磷和钴的DASY沸石、29.4重％拟薄水铝石、5.5重％铝溶胶和余量高岭土。其性质列于表2。
实施例1
该实施例按照图1的流程进行试验，页岩油A作为催化裂化的原料，在小型连续再生流化床提升管反应器上进行试验，页岩油A下进料，反应器底部扩径为所述提升管裂化区II内径的5倍而成为流化床临氢吸附区I，临氢吸附区I的长度为提升管裂化区II的长度的14％。吸附区I引入外取热的冷再生催化裂化剂作为第一催化裂化催化剂，以氢气体积分数85％的干气(其余为甲烷、乙烷与乙烯等)作为含氢气体由下向上流动，提升管裂化区输送入高温热再生催化裂化剂作为第二催化裂化催化剂；采用CAT-3催化剂同时作为第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂，CAT-3平衡剂的微反应活性(MAT)为65。页岩油经260℃预热后进入流化床提升管反应器扩径的吸附区I底部，在反应压力4.2MPa下，H2/页岩油的体积比为500，随着含氢气体由下向上流动，在吸附温度300℃、第一催化裂化催化剂与页岩油A的重量比4.8、吸附时间为12秒条件下进行临氢吸附反应，脱除碱性氮化物、硫化物和重金属等杂质；临氢吸附产物随之上行进入提升管裂化区，在500℃、第二催化裂化催化剂与临氢吸附产物的重量比6.4、反应时间3.5秒条件下一起发生催化裂化反应；生成的油气进入分馏装置得到柴油、油浆，分馏装置塔顶富气不经富气压缩机压缩直接进入吸收稳定装置进一步进行产品分离，得到干气、液化气和汽油等产物，油浆回炼比为0.1。反应一定时间后，待生催化裂化催化剂经N2汽提脱除其内部吸附的油气后，送入再生器采用空气作为再生气体，在再生温度600～680℃下与待生催化裂化催化剂接触进行再生；再生后的再生剂循环使用。操作条件和产品分布列于表3。
从表3可以看出，页岩油A先临氢吸附再催化裂化，其吸附脱硫率82重％，脱氮率87重％，脱金属率62.0重％；页岩油A临氢吸附后再催化裂化，转化率(100％-柴油收率-油浆收率)为68.1重％，油浆产率5.5重％，干气产率2.3重％，焦炭产率7.8重％，液体产品收率(液化气收率+汽油收率+柴油收率)高达84.4重％，其中汽油产率高达41.8重％，丙烯产率高达4.9重％；产品汽油硫含量52.5ppm，氮含量85.2ppm。
对比例1
该对比例以页岩油A作为原料，以CAT-3为第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂，平衡剂MAT为65，在实施例1的小型流化床提升管催化裂化装置上进行试验，不同于实施例1的是：将含氢气体替换为不含氢的水蒸气，反应器压力为0.22MPa，且不注入冷却介质，而页岩油A与水蒸汽直接注入流化床反应器的反应区，即页岩油A不经吸附直接在第二催化裂化催化剂上进行催化裂化反应；反应后，分馏装置塔顶富气经富气压缩机压缩提压至1.2-1.6MPa后进入吸收稳定装置进一步进行产品分离；重油回炼比0.3。操作条件和产品分布列于表3。
从表3可以看出，页岩油A不经吸附直接进行非临氢催化裂化反应，转化率66.6重％，油浆产率6.5重％，干气产率3.0重％，焦炭产率9.8重％，液体产品收率80.7重％，其中汽油产率39.3重％，丙烯产率达4.4重％；产品汽油硫含量291.5ppm，氮含量458.6ppm。
从表3的数据可以看出，采用本发明的方法进行处理页岩油A，页岩油转化能力高，回炼比低，转化率提高1.5个百分点，且油浆产率低了1.0个百分点，而干气与焦炭产率低，干气+焦炭产率低了2.7个百分点，液体产品收率提高了3.7个百分点；产品汽油硫含量降低249.0ppm，氮含量降低373.4ppm。
实施例2
实施例2按照图2的设备及流程进行试验，使用表1中渣油B与减压蜡油C作为催化裂化的原料，渣油B与减压蜡油C分区进料，即渣油B在流化床临氢吸附区I进料而减压蜡油C在提升管裂化区II进料；反应器底部流化床扩径为湍动流化床临氢吸附区(流化床临氢吸附区的内径为所述提升管裂化区内径的3倍，流化床临氢吸附区的长度为所述提升管裂化区长度的10％)，并引入外取热的冷却的第一催化裂化催化剂，以体积分数为80％的干气(其余为甲烷、乙烷与乙烯等)作为含氢气体；提升管裂化区II下部输送入高温第二催化裂化催化剂，在提升管段中上部形成提升管裂化区II。占总进料30重％的渣油B经300℃预热后进入提升管反应器底部流化床扩径的湍动流化床临氢吸附区I的下部，随着含氢气体由下向上流动，在吸附温度350℃、第一催化剂与渣油的重量比3.0、压力为3.5MPa，吸附时间为5.0秒条件下进行临氢吸附反应，脱除碱性氮化物、硫化物和重金属等杂质，所述流化床临氢吸附区I中油气的表观平均线速为0.5米/秒；渣油与部分第一催化裂化催化剂随之上行进入提升管裂化区II，与来自再生器的高温第二催化裂化催化剂混合后，与该处进料、经210℃预热的减压蜡油C在510℃、油气分压为0.22MPa，第二催化裂化催化剂的总重与临氢吸附产物和减压蜡油C总重量之比为6.0、反应时间2.5秒条件下一起发生催化裂化反应，所述提升管裂化区II中油气表观平均线速为22米/秒(快速床流化状态)；生成的油气进入分馏装置分馏得到柴油、油浆，分馏装置塔顶富气不经富气压缩机压缩直接进入吸收稳定装置进一步进行产品分离，得到干气、液化气和汽油等产物，重油回炼比0.1。反应一定时间后，待生催化裂化催化剂汽提脱除其内部吸附的油气后，送入再生器采用空气作为再生气体，在再生温度600～680℃下与待生催化裂化催化剂接触进行再生；再生后的再生剂循环使用。操作条件和产品分布列于表4。
从表4可以看出，实施例2中，渣油B与减压蜡油C分区进料催化裂化，渣油吸附脱硫率为72重％，脱氮率为70重％，脱金属率45.0重％；其油浆产率为5.0重％，干气产率为2.3重％，焦炭产率为8.5％，液体产品收率(液化气收率+汽油收率+柴油收率)高达84.2重％，其中汽油产率高达39.5重％，丙烯产率高达5.3重％；产品汽油硫含量98.6ppm，氮含量10.1ppm。
对比例2
通过与实施例2相同的方法进行催化裂化，不同在于对比例2中：将含氢气体替换为不含氢的水蒸气，反应器压力为0.22MPa，且不注入冷却介质，而渣油B与蜡油C混合与水蒸气直接注入流化床提升管反应器的提升管裂化区，即渣油B不经吸附直接在第二催化裂化催化剂上进行催化裂化反应；反应后，分馏装置塔顶富气经富气压缩机压缩提压至1.2～1.6MPa后进入吸收稳定装置进一步进行产品分离；重油回炼比0.2。操作条件和产品分布列于表4。
从表4可以看出，对比例2中，渣油B不经吸附直接与减压蜡油C混合进料进行催化裂化反应，其油浆产率为6.5重％，干气产率为3.4重％，焦炭产率为9.3％，液体产品收率(液化气收率+汽油收率+柴油收率)为80.8，其中汽油产率为36.1重％，丙烯产率为5.0重％；产品汽油硫含量352.0ppm，氮含量33.6ppm。
从表4的数据可以看出，采用本发明的方法进行处理页渣油B与蜡油C，转化能力高，重油回炼比低，且油浆产率低了1.5个百分点，而干气与焦炭产率低，干气+焦炭产率低了1.9个百分点，液体产品收率提高了3.4个百分点；产品汽油硫含量降低253.4ppm，氮含量降低23.5ppm。
实施例3
该实施例按照图3的流程进行试验，渣油B作为催化裂化的原料，在小型连续再生下行流化床提升管反应器上进行试验，渣油B上进料，反应器顶部扩径为流化床临氢吸附区，流化床临氢吸附区I的直径为提升管裂化区II的直径的4.2倍，所述流化床临氢吸附区I的长度为提升管裂化区II的长度的30％并内置内取热盘管冷却第一催化裂化催化剂，提升管段输送入高温第二催化裂化催化剂；采用CAT-3催化剂，平衡剂MAT＝63。渣油经350℃预热后进入反应器扩径的流化床吸附反应区I顶部，随着含氢气体由上向下流动，在反应压力1.8MPa下，随着氢气体积分数70％的加氢尾气与部分干气的混合气体作为含氢气体由上向下流动，H2/原料油的体积比为300，在吸附温度420℃、第一催化裂化催化剂与渣油的重量比4.9、吸附时间为8秒条件下进行吸附反应，脱除碱性氮化物、硫化物和重金属等杂质；渣油随之下行进入下行式提升管裂化区II，在505℃、催化剂与吸附脱氮产物的重量比15、反应时间1.5秒条件下一起发生催化裂化反应；生成的油气进入分馏装置得到柴油、油浆，分馏装置塔顶富气不经富气压缩机压缩直接进入吸收稳定装置进一步进行产品分离，得到干气、液化气、汽油等，干气根据需要部分循环回流化床临氢吸附区I作为含氢气体。反应一定时间后，待生催化裂化催化剂汽提脱除其内部吸附的油气后，采用空气作为再生气体，在再生温度600～700℃下与待生催化裂化催化剂接触进行再生；再生后的再生催化裂化剂循环使用。操作条件和产品分布列于表5。
从表5可以看出，渣油B先进行临氢吸附再进行催化裂化，其吸附脱硫率76重％，脱氮率85重％，脱金属率58.0重％；渣油B吸附后再催化裂化，转化率67.4重％，油浆产率6.0重％，干气产率3.3重％，焦炭产率10.2重％，液体产品收率高达80.5重％，其中汽油产率高达39.4重％，丙烯产率高达4.4重％；产品汽油硫含量96.4ppm，氮含量13.3ppm。
对比例3
该对比例以渣油B作为原料，以CAT-3为催化剂，平衡剂MAT为63，在实施例3的小型下行流化床提升管催化裂化装置上进行试验，不同于实施例3的是：将含氢气体替换为不含氢的水蒸气，反应器压力为0.14MPa，且不注入冷却介质，而渣油B与水蒸汽直接注入流化床反应器的提升管裂化区，即渣油B与催化剂顺流而下，渣油不经吸附在非临氢氛围下直接进行催化裂化反应；反应后，分馏装置塔顶富气经富气压缩机压缩提压至1.2-1.6MPa后进入吸收稳定装置进一步进行产品分离；重油回炼比0.2。操作条件和产品分布列于表5。
从表5可以看出，渣油B不经吸附在非临氢氛围下直接进行催化裂化反应，其转化率66.9重％，油浆产率7.5重％，干气产率4.0重％，焦炭产率11.0重％，液体产品收率77.5重％，其中汽油产率38.1重％，丙烯产率达4.1重％；产品汽油硫含量401.5ppm，氮含量88.8ppm。
从表5的数据可以看出，采用本发明的方法进行处理渣油B，渣油转化能力高，回炼比低，转化率提高0.5个百分点，且油浆产率低了1.5个百分点，而干气与焦炭产率低，干气+焦炭产率低了1.5个百分点，液体产品收率提高了3.0个百分点；产品汽油硫含量降低305.1ppm，氮含量降低75.5ppm。
表1本发明实施例和对比例所使用的劣质原料油的性质
劣质原料油名称 页岩油 渣油 减压蜡油
编号 A B C
密度(20℃)，千克/米<sup>3</sup> 928 942.7 919
100℃运动粘度，毫米<sup>2</sup>/秒 9.03 62.8 8.6
残炭，重％ 3.1 6.5 0.12
凝点，℃ 24 33 /
沥青质，重％ 1.3 2.4 /
胶质，重％ 35.7 13.0 /
元素组成
碳，重％ 83.28 86.82 86.33
氢，重％ 11.65 12.07 12.66
硫，重％ 0.53 0.53 0.64
氮，重％ 2.34 0.37 0.12
氧，重％ 2.2 0.21 /
金属含量，ppm
铁 11.0 11.2 1.8
镍 6.6 7.6 3.8
钙 0.1 8.5 3.3
钒 <0.1 8.2 0.4
钠 1.3 1.2 2.0
馏程，℃
初馏点 305 340 347
30％ 410 421 420
50％ 510 558 437
表2本发明实施例和对比例所使用的催化剂CAT-3
催化剂编号 CAT-3
沸石类型 中孔和大孔沸石
化学组成，重％
氧化硅 52.7
氧化铝 42.0
氧化钠 0.30
氧化钴 1.6
稀土 3.4
表观密度，kg/m<sup>3</sup> 750
孔体积，毫升/克 0.40
比表面积，米<sup>2</sup>/克 196
磨损指数，重％时<sup>-1</sup> 1.5
筛分组成，重％
0～40微米 20.5
40～80微米 55.2
>80微米 24.3
表3为本发明实施例1和对比例1的操作条件和产品分布
实施例1 对比例1
原料油 页岩油A 页岩油A
进料方式 流化床临氢吸附区进料 提升管裂化区进料
催化剂名称 CAT-3 CAT-3
平衡剂活性(MAT) 65 65
回炼比 0.1 0.3
反应器顶压力，MPa 4.2 0.22
流化床临氢吸附区操作条件
原料预热温度，℃ 260 260
H<sub>2</sub>/原料油的体积比 500 /
吸附温度，℃ 300 /
吸附时间，s 12.0 /
催化剂/页岩油的重量比 4.8 /
脱硫率，重％ 82.0
脱氮率，重％ 87.0 /
脱金属率，重％ 62.0
提升管裂化区操作条件
反应区下部温度，℃ 530 530
反应区中部温度，℃ 510 510
反应区上部温度，℃ 500 500
催化剂/页岩油的重量比 6.4 6.4
油气停留时间，s 3.5 3.5
水蒸气/总原料的重量比 0.5 0.5
产品分布，重％
干气 2.3 3.0
液化气 16.2 14.5
丙烯 4.9 4.4
汽油 41.8 39.3
柴油 26.4 26.9
油浆 5.5 6.5
焦炭 7.8 9.8
合计 100.0 100.0
转化率，重％ 68.1 66.6
液体产品收率，重％ 84.4 80.7
汽油品质
硫含量，ppm 52.5 291.5
氮含量，ppm 85.2 458.6
表4为本发明实施例2和对比例2的操作条件和产品分布
实施例2 对比例2
原料油 30％B+70％C 30％B+70％C
进料方式 分区进料 混合进料
催化剂名称 CAT-3 CAT-3
平衡剂活性(MAT) 65 65
回炼比 0.1 0.2
反应器顶压力，MPa 3.5 0.22
流化床临氢吸附区操作条件
原料预热温度，℃ 300 210
H<sub>2</sub>/渣油B的体积比 500 /
吸附温度，℃ 350 /
吸附时间，s 5.0 /
催化剂/渣油B的重量比 3.0 /
渣油脱硫率，重％ 72.0 /
渣油脱氮率，重％ 70.0 /
渣油脱金属率，重％ 45.0 /
提升管裂化区操作条件
反应区下部温度，℃ 540 540
反应区中部温度，℃ 515 515
反应区上部温度，℃ 510 510
催化剂/原料油(B+C)的重量比 6.0 6.0
油气停留时间，s 2.5 2.5
水蒸气/总原料的重量比 0.5 0.5
产品分布，重％
干气 2.3 3.4
液化气 17.2 16.5
丙烯 5.3 5.0
汽油 39.5 36.1
柴油 27.5 28.2
油浆 5.0 6.5
焦炭 8.5 9.3
合计 100.0 100.0
转化率，重％ 67.5 65.3
液体产品收率，重％ 84.2 80.8
汽油品质
硫含量，ppm 98.6 352.0
氮含量，ppm 10.1 33.6
表5为本发明实施例3和对比例3的操作条件和产品分布

Claims (16)

1.一种劣质原料油的加工方法，该方法包括：
a、将含氢气体与劣质原料油送入流化床提升管反应器的流化床临氢吸附区(I)中与第一催化裂化催化剂接触并进行临氢吸附反应，得到临氢吸附产物；所述临氢吸附反应的条件包括：温度为200-450℃，压力为0.5-5.0兆帕，吸附时间为1-90秒，剂油重量比为(0.5-5)：1，氢油体积比为100-1000；
b、将步骤a中所得临氢吸附产物送入所述流化床提升管反应器的提升管裂化区(II)中与第二催化裂化催化剂接触并进行催化裂化反应，得到催化裂化油气；所述催化裂化反应的条件包括：温度为460-540℃，压力为0.5-5.0兆帕，油气停留时间为0.5秒-15秒，剂油重量比为(5-30)：1。
2.根据权利要求1所述的加工方法，该方法还包括：将步骤b中所得催化裂化油气送入分馏装置(8)进行分馏处理，得到包括富气的催化裂化产物；将所得富气不经过富气压缩机直接送入吸收稳定装置(10)进行吸收稳定处理。
3.根据权利要求1所述的加工方法，该方法还包括：在步骤b中，将常规催化裂化原料油与所述临氢吸附产物一起进行所述催化裂化反应；其中，所述常规催化裂化原料油为选自蜡油、常压渣油和减压蜡油中的至少一种。
4.根据权利要求1所述的加工方法，其中，所述含氢气体包括氢气和/或干气，所述劣质原料油为选自页岩油、煤液化油、油砂油、焦化蜡油、渣油、加氢渣油和脱沥青油中的至少一种。
5.根据权利要求1所述的加工方法，其中，所述第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂的组成相同，均包括1-50重量％的沸石、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土。
6.根据权利要求5所述的加工方法，其中，所述沸石包括中孔沸石和/或大孔沸石，所述中孔沸石为选自ZSM-5沸石、ZSM-11沸石、ZSM-12沸石、ZSM-23沸石、ZSM-35沸石、ZSM-38沸石、ZSM-48沸石和ZRP沸石中的至少一种，所述大孔沸石为选自稀土Y型沸石、稀土氢Y沸石、高硅Y型沸石和超稳Y型沸石中的至少一种；所述无机氧化物为氧化硅和/或氧化铝；所述粘土为选自二氧化硅、高岭土、多水高岭土、蒙脱土、硅藻土、埃洛石、皂石、累托土、海泡石、凹凸棒石、水滑石和膨润土中的至少一种。
7.根据权利要求1所述的加工方法，其中，所述第一催化裂化催化剂为补充的新鲜催化裂化催化剂、冷却的再生催化裂化催化剂、冷却的半再生催化裂化催化剂和冷却的待生催化裂化催化剂中的至少一种，所述第二催化裂化催化剂为再生催化裂化催化剂；所述第一催化裂化催化剂的温度为200-500℃，第二催化裂化催化剂的温度为580-680℃。
8.根据权利要求1所述的加工方法，其中，所述临氢吸附反应的条件包括：温度为250-400℃，压力为1.0-4.0兆帕，吸附时间为2-60秒，剂油重量比为(1-4)：1，氢油体积比为300-800；所述催化裂化反应的条件包括：温度为480-530℃，压力为1.0-4.0兆帕，油气停留时间为1.0-10秒，剂油重量比为(6-30):1。
9.根据权利要求1所述的加工方法，该方法还包括：将冷却介质送入所述流化床临氢吸附区(I)中进行控温；所述冷却介质为选自冷氢、水、汽油、柴油、回炼油和熔盐中的至少一种。
10.一种劣质原料油的加工***，其特征在于，该加工***包括设置有流化床段和提升管段的流化床提升管反应器，所述流化床段内形成有流化床临氢吸附区(I)，所述提升管段内形成有提升管裂化区(II)；
所述流化床临氢吸附区(I)与提升管裂化区(II)串联并且流体连通，所述流化床段设置有含氢气体入口、劣质原料油入口和第一催化裂化催化剂入口，所述提升管段设置有第二催化裂化催化剂入口、催化裂化油气出口和催化裂化催化剂出口，设置或不设置有常规催化裂化原料油入口。
11.根据权利要求10所述的加工***，其中，所述加工***还包括分馏装置(8)和吸收稳定装置(10)，所述分馏装置(8)的油气入口与所述催化裂化油气出口流体连通，所述分馏装置(8)的富气出口与所述吸收稳定装置(10)的富气入口流体连通。
12.根据权利要求10所述的加工***，其中，所述加工***还包括再生器(13)，所述再生器(13)设置有再生器催化剂出口和再生器催化剂入口，所述再生器催化剂出口与所述第一催化裂化催化剂入口以及第二催化裂化催化剂入口连通，所述再生器催化剂入口与所述催化裂化催化剂出口连通。
13.根据权利要求12所述的加工***，其中，所述再生器催化剂出口通过取热器(17)与所述第一催化裂化催化剂入口连通。
14.根据权利要求10所述的加工***，其中，所述提升管段为上行式提升管反应器，所述流化床段位于提升管段的下方，且所述第一催化裂化催化剂入口位于所述流化床段的下部，所述第二催化裂化催化剂入口位于所述提升管段的下部，所述催化裂化催化剂出口位于所述提升管段的上部；
或者，所述提升管段为下行式提升管反应器，所述流化床段位于提升管段的上方，且所述第一催化裂化催化剂入口位于所述流化床段的上部，所述第二催化裂化催化剂入口位于所述提升管段的上部，所述催化裂化催化剂出口位于所述提升管段的下部。
15.根据权利要求10所述的加工***，其中，所述流化床临氢吸附区(I)的直径为提升管裂化区(II)的直径的0.5-5倍，所述流化床临氢吸附区(I)的长度为提升管裂化区(II)的长度的1-30％。
16.根据权利要求10所述的加工***，其中，所述流化床段设置有冷却介质入口，所述冷却介质入口与所述流化床临氢吸附区(I)直接流体连通或与设置在所述流化床临氢吸附区(I)中的取热器(17)流体连通。
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