一种烃油的催化裂化方法

专利名称：一种烃油的催化裂化方法
技术领域：
本发明涉及一种烃油的催化裂化方法。
背景技术：
催化裂化是石油二次加工的重要手段之一，用于从重质原料油生产汽油、柴油、液 化气等。现代的催化裂化工艺采用分子筛催化剂，反应/再生过程连续进行。原料油用水 蒸汽雾化并喷入提升管反应器内，在其中与来自再生器的高温催化剂(550 700°C)接触， 随即进行催化裂化反应。催化裂化反应生成的油气在提升管反应器内的停留时间很短，一 般只有几秒钟。离开提升管反应器的反应产物经在沉降器中分离出夹带的催化剂，后去分 馏塔进行产品分离。积有焦炭的催化剂由沉降器落入下面的汽提段，在汽提段中将催化剂 上吸附的油气脱除，得到待生催化剂。汽提后的待生催化剂进入再生器，烧去催化剂上因反 应而生成的积炭，使催化剂的活性得以恢复。再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用。催化裂化早期以减压馏分油为原料，随着原油日益变重和劣质化，以及对轻质油 品需求日益增加，催化裂化加工的原料来源也日益扩大，如掺炼减压渣油和热加工产物如 焦化蜡油、减粘裂化馏出油，而且掺渣比例也在不断提高，催化裂化原料性质变差，致使催 化反应生焦增加，再生温度相应提高，热裂化反应增加，干气产率和焦炭产率增加，产品分 布变差。同时环保法规对汽油燃料组成的限制日益严格，市场对柴油燃料、液化气需求增 加。通过改善原料油与催化剂的接触环境以及汽油回炼来改进现有的重油催化裂化 技术，对改善催化裂化产品分布、降低汽油硫含量和烯烃含量有一定的效果。为改善催化裂化催化剂与原料的接触环境，CN1114676C、CN1114677C公开了重油 催化裂化过程中优化反应系统操作的再生催化剂冷却降温方法，将已冷却的低温再生剂与 来自再生器的高温再生剂在再生斜管或提升管反应器预提升段内混合，创造出一种高再生 温度、高剂油比(催化剂与原料油的重量比)、高原料预热温度的“三高”操作条件，可提高 装置的掺渣比，提高转化率和轻油收率，改善产品分布，但该方法高的再生温度对保持催化 剂的活性不利。US5451313开发了待生催化剂与再生催化剂混合技术，US6059958开发了再 生催化剂与冷却后的再生催化剂混合技术。CN1340593A公开了一种催化裂化油剂接触方法，在提升管反应器内部的预提升介 质入口处至主原料入口处之间设置油剂分布器，将提升管反应器的下部分隔为平行于轴向 的2 4个反应区，并在各反应区设置相应的催化剂入口和预改质原料喷嘴；来自再生器的 高温再生剂、冷却后的半再生剂和/或来自汽提段的待生剂分别进入不同的反应区；预改 质原料注入其中的1个、2个或3个反应区，与反应区内的催化剂接触并进行反应；反应后 的物流以及其它反应区内未参与反应的催化剂在各自的反应区内沿提升管反应器上行，在 油剂分布器出口处汇合，与经蒸汽雾化的主原料接触并发生反应；分离反应产物，并对待生 剂进行气提和再生，使上述油剂接触过程循环进行。该方法将不同性质的原料分别进入各 反应区与温度和含碳量不同的催化剂接触进行改质，对重质原料起到预处理的作用，可以改善产品分布。但该方法的液体收率较低。钟孝湘等在“石油炼制与化工” 2001年32卷11期Pl 5《催化裂化多产液化气 和柴油工艺技术的开发与应用》介绍了在通常的催化裂化装置上同时多产液化气和柴油工 艺技术(M⑶技术)的反应原理、该工艺开发过程中的小型、中型试验以及工业应用结果。 工业应用结果表明在催化裂化装置上采用MGD技术，液化气产率可增加1. 3 5. 0个百分 点，柴油产率可增加3. 0 5. 0个百分点，汽油的烯烃含量在降低9 11个百分点的同时， RON和MON分别可提高0. 2 0. 7和0. 4 0. 9个单位。该技术具有高度的操作灵活性和 产品灵活性，可根据市场需求选择不同的生产方案，灵活调整产品结构，且调整时间短，但 干气和焦炭产率有所增加。

发明内容
本发明提供了一种烃油的催化裂化方法，该方法的液体收率高，并可改善汽油产 品性质。本发明所提供的方法是在至少包括上、下两个反应区的提升管或流化床反应器内 进行，包括以下步骤(1)将预提升介质、经蒸汽雾化的汽油原料引入下部反应区，与待生催化剂和/或 半再生催化剂接触，生成的油气和反应后的催化剂向上进入上部反应区；(2)将经蒸汽雾化的重质原料引入上部反应区，与再生催化剂、来自下部反应区的 油气和催化剂接触，生成的油气和反应后的催化剂进行油剂分离；(3)油气去后续分离系统分离反应产品，催化剂经汽提后得到待生催化剂，待生催 化剂经烧焦再生后得到半再生催化剂、再生催化剂，将部分的待生催化剂和/或部分的半 再生催化剂返回下部反应区，将再生催化剂返回上部反应区。本发明将汽油原料与重质原料在不同的反应区内进行催化裂化反应，汽油原料与 待生催化剂和/或半再生催化剂接触反应，有利于汽油降低硫含量和烯烃含量，汽油馏分 通过部分裂化生产液化气，同时避免汽油原料与高温再生催化剂接触反应，使干气和焦炭 产率过高。对重质原料而言，下部反应区来的油气和催化剂混合物通过与再生催化剂的混 合，降低了重质原料与催化剂的接触温度，减少了烃油过度裂化，进一步降低干气和焦炭的 生成。


附图为本发明中的提升管反应器的结构示意图。
具体实施例方式以下详细阐述本发明。本发明所提供的方法是在至少包括上、下两个反应区的提升管或流化床反应器内 进行，包括以下步骤(1)将预提升介质、经蒸汽雾化的汽油原料引入下部反应区，与待生催化剂和/或 半再生催化剂接触，生成的油气和反应后的催化剂向上进入上部反应区；(2)将经蒸汽雾化的重质原料引入上部反应区，与再生催化剂、来自下部反应区的
5油气和催化剂接触，生成的油气和反应后的催化剂进行油剂分离；(3)油气去后续分离系统分离反应产品，催化剂经汽提后得到待生催化剂，待生催 化剂经烧焦再生后得到半再生催化剂、再生催化剂，将部分的待生催化剂和/或部分的半 再生催化剂返回下部反应区，将再生催化剂返回上部反应区。所述汽油原料为馏程为20 250°C的烃类原料，优选为焦化汽油、直馏汽油、催化 汽油、热裂化汽油和重整抽余油中的一种或几种。所述重质原料为馏程为250 550°C的馏分油或馏程大于350°C的渣油原料，优选 为直馏蜡油、减压瓦斯油、加氢裂化尾油、溶剂脱浙青油、加氢精制油、焦化蜡油、常压渣油 和减压渣油中的一种或几种。汽油原料与重质原料的重量比为1 1 20，优选为1 5 10。所述预提升介质为本领域技术人员熟知的各种预提升介质，如水蒸汽、炼油厂干 气、轻质烷烃、轻质烯烃中的一种或几种。预提升介质的作用是使催化剂加速上升，在提升 管反应器底部形成密度均勻的催化剂活塞流。预提升介质的用量为本领域的技术人员所熟 知。一般来说，预提升介质的用量占烃油总量的1 30重量％，优选2 15重量％。所述的催化剂为催化裂化催化剂，如无定型硅铝催化裂化催化剂或含沸石的催化 裂化催化剂。催化裂化催化剂的组成为本领域技术人员所熟知，例如催化裂化催化剂通常 包括一种或多种分子筛和耐热无机氧化物，可选择性的含有粘土。分子筛可选自含或不含 稀土元素的Y型沸石、含或不含稀土元素的超稳Y型沸石、具有五元环结构的高硅沸石、β 沸石、丝光沸石、Ω沸石中的一种或几种，具有五元环结构的高硅沸石可以是ZSM-5沸石和 /或ZRP沸石。耐热无机氧化物可选自氧化铝、氧化硅、无定型硅铝、氧化锆、氧化钛、氧化硼 和碱土金属氧化物中的一种或几种。粘土可选自高岭土、多水高岭土、蒙脱土、硅藻土、埃洛 石、皂石、累脱土、海泡石、凹凸棒石、水滑石和硼润土中的一种或几种。本发明中，各反应区的裂化反应条件均可采用常规的裂化反应条件。当采用提升 管反应器时，下部反应区的优选反应条件为汽油原料与待生催化剂和/或半再生催化剂 的接触温度为300 550°C，优选350 500°C ；接触压力为130 450千帕，优选200 400千帕；待生催化剂和/或半再生催化剂与汽油原料的重量比为2 25 1，优选8 15 1，停留时间为0.8 8秒、优选2 5秒；预提升介质与汽油原料的重量比为0.01 0.1 1，优选0.03 0.08 1，雾化蒸汽与汽油原料的重量比为0.01 0. 1 1，优选 为0.02 0.05 1 ；上部反应区的优选反应条件为重质原料与再生催化剂的接触温度为 400 650°C，优选500 630°C ；接触压力为130 450千帕，优选150 250千帕；重质原 料与再生催化剂的剂油重量比为2 15 1，优选3 10 1 ；停留时间为0.5 8秒，优 选1 5秒；雾化蒸汽与重质原料的重量比为0.01 0.1 1，优选为0.03 0.06 1。当采用流化床反应器时，下部反应区的优选反应条件为汽油原料与待生催化剂 和/或半再生催化剂的接触温度为300 550°C，优选350 500°C;接触压力为130 450 千帕，优选200 400千帕；待生催化剂和/或半再生催化剂与汽油原料的重量比为2 25 1，优选8 15 1 ；汽油原料的重时空速为1 120小时―1、优选2 80小时―1;预提 升介质与汽油原料的重量比为0.01 0.1 1，优选0.03 0.08 1，雾化蒸汽与汽油原 料的重量比为0.01 0. 1 1，优选为0.02 0.05 1。上部反应区的优选反应条件为 重质原料与再生催化剂的接触温度为400 650°C，优选500 630°C ；接触压力为130
6450千帕，优选150 250千帕；重质原料与再生催化剂的剂油重量比为2 15 1，优选 3 10 1 ；重质原料的重时空速为1 120小时―1、优选2 60小时―1 ；雾化蒸汽与重质 原料的重量比为0.01 0. 1 1，优选为0.03 0.06 1.提升管反应器出口区的条件为常规的条件，这些条件包括温度为460 590°C，优 选470 530°C，压力为130 400千帕，优选为150 350千帕，接触时间为0. 1 1秒， 优选为0. 1 0. 8秒。提升管反应器出口区的条件为本领域技术人员所公知。本发明中，在汽提器中采用水蒸汽进行汽提，其作用是将催化剂颗粒之间和颗粒 孔隙内充满的油气置换出来，提高油品产率。汽提水蒸汽的用量为本领域的技术人员所熟 知。一般来说，用于汽提水蒸汽的用量占催化剂循环量的0. 1 0. 8重量％，优选为0. 2 0. 4重量％。本发明中，所述的待生催化剂为催化裂化反应完成后经过汽提段汽提后的催化 剂，待生催化剂碳含量约为0. 8 1. 2重量％。半再生催化剂为一种不完全再生的催化剂， 指再生后碳含量约为0. 16 0. 48重量％的催化剂，如在两段再生器中从一段再生器得到 的催化剂。再生催化剂为完全再生的催化剂，该催化剂碳含量约为0. 01 0. 05重量％，如 在两段再生器中从二段再生器得到的催化剂。冷却的再生剂为再生剂经外取热器热交换后 温度降低的再生剂。得到半再生催化剂和再生催化剂的方法为本领域技术人员所公知，例如，可以采 用CN1221022A中公开的两段再生系统进行再生。 本发明中，至少要在垂直方向上设置两个反应区，才能实现本发明的目的。当然， 本发明也可根据具体的需要将反应区的数目设置为> 2，如当需要加工的重质原料为两种 或两种以上时，可设置3个或3个以上反应区，以便于不同性质和不同来源的重质原料分别 与催化剂接触。具体的例子如加工的重质原料为焦化蜡油和常压渣油时，可设置3个反应 区，自下而上分别引入汽油原料、常压渣油原料和焦化蜡油原料，最上部引入焦化蜡油的好 处一是减少焦化蜡油对催化剂的中毒作用，提高中部引入的常压渣油原料裂化效果，二是 对焦化蜡油进行改质，改质后的焦化蜡油通过回炼再进行裂化。本发明中，下部反应区与上部反应区的体积比为1 1 10，优选为1 2 6。 下部反应区与上部反应区的直径可以相同，也可以不同。当提升管反应器各反应区的直径 相同时，则下部反应区与上部反应区的高度比即为体积比，因此，当提升管反应器各反应区 的直径相同时，下部反应区与上部反应区的高度比优选为1 1 10，优选为1 2 6。本发明的第一种优选实施方式是采用一段再生方式。将预热后的汽油原料通过雾 化喷嘴引入下部反应区，与来自汽提器的待生催化剂接触反应，在预提升介质的作用下，反 应油气和催化剂沿提升管反应器上升，进入上部反应区，与来自再生器的高温再生催化剂 和预热后的重质原料混合，并接触、反应，反应油气和催化剂沿提升管反应器上升，至提升 管反应器出口后进入沉降器，分离催化剂和反应产物，反应产物进入后续分离系统分离产 品，催化剂经汽提器汽提后得到待生催化剂，一部分待生催化剂返回下部反应区循环使用， 另一部分待生催化剂进入再生器烧焦再生，得到再生催化剂，将再生催化剂返回上部反应 区循环使用。本发明的第二种优选实施方式是采用CN1221022A的两段再生方式。将预热后的 汽油原料通过雾化喷嘴引入下部反应区，与来自汽提器的待生催化剂和来自一段再生器的半再生催化剂接触反应，在预提升介质的作用下，反应油气和催化剂沿提升管反应器上升， 进入上部反应区，与来自二段再生器的高温再生催化剂和预热后的重质原料混合，并接触、 反应，反应油气和催化剂沿提升管反应器上升，至提升管反应器出口后进入沉降器，分离催 化剂和反应产物，反应产物进入后续分离系统分离产品，催化剂经汽提器汽提后得到待生 催化剂，一部分待生催化剂返回下部反应区循环使用，另一部分待生催化剂进入一段再生 器烧焦再生，得到半再生催化剂，一部分半再生催化剂返回下部反应区循环使用，另一部分 半再生催化剂进入二段再生器烧焦再生，得到再生催化剂，将再生催化剂返回上部反应区 循环使用。本发明的第三种优选实施方式是采用CN1221022A的两段再生方式。将预热后的 汽油原料通过雾化喷嘴引入下部反应区，与来自一段再生器的半再生催化剂接触反应，在 预提升介质的作用下，反应油气和催化剂沿提升管反应器上升，进入上部反应区，与来自二 段再生器的高温再生催化剂和预热后的重质原料混合，并接触、反应，反应油气和催化剂沿 提升管反应器上升，至提升管反应器出口后进入沉降器，分离催化剂和反应产物，反应产物 进入后续分离系统分离产品，催化剂经汽提器汽提后得到待生催化剂，待生催化剂进入一 段再生器烧焦再生，得到半再生催化剂，一部分半再生催化剂返回下部反应区循环使用，另 一部分半再生催化剂进入二段再生器烧焦再生，得到再生催化剂，将再生催化剂返回上部 反应区循环使用。本发明的第四种优选实施方式是采用CN1221022A的两段再生方式。将预热后的 汽油原料通过雾化喷嘴引入下部反应区，与来自一段再生器的半再生催化剂接触反应，在 预提升介质的作用下，反应油气和催化剂沿提升管反应器上升，进入上部反应区，与来自二 段再生器的高温再生催化剂和预热后的重质原料混合，并接触、反应，反应油气和催化剂沿 提升管反应器上升，至提升管反应器出口后进入沉降器，分离催化剂和反应产物，反应产物 进入后续分离系统分离产品，催化剂经汽提器汽提后得到待生催化剂，待生催化剂进入一 段再生器烧焦再生，得到半再生催化剂，一部分半再生催化剂返回下部反应区循环使用，另 一部分半再生催化剂进入二段再生器烧焦再生，得到再生催化剂，再生催化剂经外取热器 冷却后返回上部反应区循环使用。本发明的所有优选实施方式中，均可在再生器设置外取热器，将冷却的再生催化 剂返回上部反应区循环使用，而不仅限于第四种优选实施方式。以下结合附图和实施例进一步阐述本发明。除特别说明外，实施例中的换热器均 为管壳式换热器，再生器均为两段再生器，其中二段再生器设有外取热器，从二段再生器得 到冷却的再生催化剂。用于汽提的水蒸汽的用量占催化剂循环量的约0.4重量％。预提升 介质采用水蒸汽。实施例1本实施例采用中型提升管反应器，该提升管反应器为总高度为10米，直径为25厘 米的圆柱体结构，其中下部、上部反应区的高度比为1.8 7. 5，该提升管最下部为预提升 段。装置加工的原料油为，从下部反应区引入的汽油原料为催化裂化汽油；从上部反 应区引入的重质原料为蜡油(减压瓦斯油)。催化裂化汽油的进料量为蜡油的15重量％。 各种原料油的性质列于表1，催化剂的牌号为LV-23，由中国石油化工集团齐鲁催化剂厂生产，催化剂LV-23为含有Y型沸石、超稳Y型沸石的裂化催化剂。具体步骤为，如附图所示，预热后的汽油原料通过雾化喷嘴5进入下部反应区1， 来自汽提器的待生催化剂经催化剂入口 3进入下部反应区1，汽油馏分原料与待生催化剂 接触，在经管线7进入提升管反应器底部的预提升介质的作用下，沿提升管反应器上升，进 入上部反应区2。预热后的蜡油通过雾化喷嘴6进入上部反应区2，来自再生器的再生催化剂经催 化剂入口 4进入上部反应区2，蜡油与来自下部反应区的物流、再生催化剂的混合物流接 触、反应；来自下部反应区、上部反应区的催化剂与反应物料继续沿提升管反应器上升，至 提升管反应器出口后进入沉降器，分离催化剂和反应产物，反应产物进入后续分离系统分 离产品，催化剂经汽提器汽提得到待生催化剂，按照上述专利CN1221022A的方法得到半再 生催化剂和再生催化剂，一部分待生催化剂返回下部反应区循环使用，再生催化剂返回上 部反应区循环使用。具体的操作条件、产品分布和汽油产品性质分别列于表2、表3、表4。实施例2重复实施例1的方法，所不同的是进入下部反应区的催化剂为来自两段再生器中 第一段再生器的半再生催化剂。具体的操作条件、产品分布和汽油产品性质分别列于表2、表3、表4。对比例1本对比例采用与上述实施例1和实施例2相同的连续反应再生操作的中型提升管 反应器，原料油为表1所示蜡油。具体试验步骤为预热后的蜡油原料油通过雾化喷嘴6进入提升管反应器的上 部，与经管线4来的来自再生器的再生催化剂接触、混合，反应，催化剂与反应物料在预提 升介质的作用下，沿提升管反应器上升，至提升管反应器出口后进入沉降器，分离催化剂和 反应产物，反应产物进入后续分离系统分离产品，催化剂经汽提器汽提、再生器烧焦后循环 使用。具体的操作条件、产品分布和汽油产品性质分别列于表2、表3、表4。实施例3重复实施例1的步骤，所不同的是进入上部反应区的催化剂为来自两段再生器中 第二段再生器外取热器的冷却再生催化剂。具体的操作条件、产品分布和汽油产品性质分别列于表5、表6、表7。实施例4重复实施例3的步骤，所不同的是进入下部反应区的催化剂为来自两段再生器中 第一段再生器的半再生催化剂。具体的操作条件、产品分布和汽油产品性质分别列于表5、表6、表7。对比例2重复对比例1的步骤，所不同的是进入上部反应区的催化剂为来自两段再生器中 第二段再生器外取热器的冷却再生催化剂。具体的操作条件、产品分布和汽油产品性质分别列于表5、表6、表7。从表3、表6数据可以看出，采用本发明的烃油催化裂化方法后，干气和焦炭产率
9下降，液体产品收率(液化气+汽油+柴油)提高。同时从表4、表7数据可以看出，汽油产 品中烯烃含量下降，芳烃和异构烷烃含量增加，汽油产品品质得到改善。
表 1
措油催化裂化汽油密度(20°C)/克·厘米”0. 89160. 7032粘度(100°C)/毫米2 ·秒16. 312/凝固点/°C47/酸值/毫克KOH ·克—0. 81/碱性氮/微克·克404/金属(镍+钒)/重量ppm0. 6+0. 8/残炭/重量％0. 36/硫含量/重量％0. 450. 062烯烃/重量％/47. 3烷烃/重量％63. 623. 7芳烃/重量％29. 223. 4胶质/重量％7. 2/沥青质/重量％0. 0/馏程初馏点/°C2883410体积%馏出点/ °C3655730体积%馏出点/4167050体积%馏出点/ °C4429170体积％馏出点/ °C46612390体积%馏出点/°C518159
表2 表 3
权利要求
一种烃油的催化裂化方法，是在至少包括上、下两个反应区的提升管或流化床反应器内进行，包括以下步骤(1)将预提升介质、经蒸汽雾化的汽油原料引入下部反应区，与待生催化剂和/或半再生催化剂接触，生成的油气和反应后的催化剂向上进入上部反应区；(2)将经蒸汽雾化的重质原料引入上部反应区，与再生催化剂、来自下部反应区的油气和催化剂接触，生成的油气和反应后的催化剂进行油剂分离；(3)油气去后续分离系统分离反应产品，催化剂经汽提后得到待生催化剂，待生催化剂经烧焦再生后得到半再生催化剂、再生催化剂，将部分的待生催化剂和/或部分的半再生催化剂返回下部反应区，将再生催化剂返回上部反应区。
2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述汽油原料为焦化汽油、直馏汽油、催 化汽油、热裂化汽油和重整抽余油中的一种或几种。
3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述重质原料为直馏蜡油、减压瓦斯油、 加氢裂化尾油、溶剂脱浙青油、加氢精制油、焦化蜡油、常压渣油和减压渣油中的一种或几 种。
4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，汽油原料与重质原料的重量比为1 1 20。
5.按照权利要求4所述的方法，其特征在于，汽油原料与重质原料的重量比为1 5 10。
6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，采用提升管反应器，下部反应区的反应条 件为汽油原料与待生催化剂和/或半再生催化剂的接触温度为300 550°C，接触压力为 130 450千帕，待生催化剂和/或半再生催化剂与汽油原料的重量比为2 25 1，停留 时间为0.5 8秒，预提升介质与汽油原料的重量比为0.01 0.1 1，雾化蒸汽与汽油原 料的重量比为0.01 0.1 1 ；上部反应区的反应条件为重质原料与再生催化剂的接触 温度为400 650°C，接触压力为130 450千帕，重质原料与再生催化剂的剂油重量比为 2 15 1，停留时间为0.5 10秒，预提升介质与重质原料的重量比为0.01 0.1 1， 雾化蒸汽与重质原料的重量比为0.01 0.1 1。
7.按照权利要求6所述的方法，其特征在于，下部反应区的反应条件为汽油原料与待 生催化剂和/或半再生催化剂的接触温度为350 500°C，接触压力为200 400千帕，待生 催化剂和/或半再生催化剂与汽油原料的重量比为8 15 1，停留时间为2 5秒，预提 升介质与汽油原料的重量比为0.03 0.08 1，雾化蒸汽与汽油原料的重量比为0.02 0.05 1 ；上部反应区的反应条件为重质原料与再生催化剂的接触温度为500 630°C， 接触压力为150 250千帕，重质原料与再生催化剂的剂油重量比为3 10 1，停留时间 为1 5秒，预提升介质与重质原料的重量比为0.03 0.08 1，雾化蒸汽与重质原料的 重量比为0. 03 0. 06 1。
8.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，采用流化床反应器，下部反应区的反应条 件为汽油原料与待生催化剂和/或半再生催化剂的接触温度为300 550°C，接触压力为 130 450千帕，待生催化剂和/或半再生催化剂与汽油原料的重量比为2 25 1，汽油 原料的重时空速为1 120小时―1，预提升介质与汽油原料的重量比为0.01 0.1 1，雾 化蒸汽与重质原料的重量比为0. 01 0. 1 1 ；上部反应区的反应条件为重质原料与再生催化剂的接触温度为400 650°C，接触压力为130 450千帕，重质原料与再生催化剂 的剂油重量比为2 15 1，重质原料的重时空速为1 120小时―`1，预提升介质与重质原 料的重量比为0.01 0. 1 1，雾化蒸汽与重质原料的重量比为0.01 0. 1 1。
9.按照权利要求8所述的方法，其特征在于，下部反应区的反应条件为汽油原料与待 生催化剂和/或半再生催化剂的接触温度为350 50(TC，接触压力为200 400千帕，待 生催化剂和/或半再生催化剂与汽油原料的重量比为8 15 1，汽油原料的重时空速为 2 80小时、预提升介质与汽油原料的重量比为0.03 0.08 1，雾化蒸汽与重质原料 的重量比为0.02 0.05 1 ；上部反应区的反应条件为重质原料与再生催化剂的接触温 度为500 630°C，接触压力为150 250千帕，重质原料与再生催化剂的剂油重量比为3 10 1，重质原料的重时空速为2 60小时、预提升介质与重质原料的重量比为0.03 0.08 1，雾化蒸汽与重质原料的重量比为0.03 0.06 1。
10.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，下部反应区与上部反应区的体积比为 1 1 10.
11.按照权利要求10所述的方法，其特征在于，下部反应区与上部反应区的体积比为 1 2 6。
12.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，再生催化剂经外取热器冷却后返回上部 反应区。
全文摘要
本发明涉及一种烃油的催化裂化方法，是在至少包括上、下两个反应区的提升管或流化床反应器内进行，包括在下部反应区引入汽油原料和待生催化剂和/或半再生催化剂，使汽油原料和催化剂接触反应；在上部反应区引入重质原料和再生催化剂，使重质原料与再生催化剂、来自下部反应区的油气和催化剂接触反应。本发明的方法可以提高液体收率，同时改善汽油品质。
文档编号C10G11/14GK101928589SQ20091014861
公开日2010年12月29日 申请日期2009年6月25日 优先权日2009年6月25日
发明者侯典国, 张久顺, 毛安国 申请人:中国石油化工股份有限公司;中国石油化工股份有限公司石油化工科学研究院