塔202中下部，进行各组分的分 离。塔顶油气4经冷凝冷却后进入油气分离罐107,油气分离罐107上部引出裂化气5,下部引 出汽油6;柴油7通过汽提塔108汽提后引出，催化加氢重油15从副分馏塔202塔底引出。
[0064] 将裂化气5、汽油6、柴油7分离出来并出装置。催化加氢重油15则引入第二提升管 304,进行第二催化裂化反应。该第二提升管304的工艺条件（即进行第二催化裂化反应的条 件)为:反应温度480-540°C，剂油比7-15，反应时间2.0-3. Os，催化加氢重油在200-400°C下 进入所述第二提升管，水油比为〇. 03-0.30。之后，第二催化裂化反应生成的油气与催化裂 化催化剂一起进入油气分离系统，催化裂化催化剂再生后返回第二提升管304,第二催化裂 化反应生成的油气与第一催化裂化反应生成的油气共同进入主分馏塔106进行分馏。
[0065]为验证本发明的效果，采用图1所示的装置和工艺流程，在实验室的重油催化裂化 中试装置上进行试验。
[0066] 表1所示为重油原料1、回炼油8以及催化加氢重油15的性质。采用本实施例中的方 法，回炼油8进入催化加氢转化装置201转化，转化后的催化加氢重油15引入第二提升管304 进行第二催化裂化反应。然后，第二催化裂化反应生成的油气与催化裂化催化剂一起进入 油气分离系统，催化裂化催化剂再生后返回第二提升管304,第二催化裂化反应生成的油气 与第一催化裂化反应生成的油气共同进入主分馏塔106进行分馏。优化的反应条件如表2所 示，同常规重油催化裂化工艺相比较，采用该本实施例中的方法可以使轻质油收率提高，且 液收率提高，干气和焦炭产率明显降低，详细的产品分布可见表3。
[0067] 表 1
[0068]
[0074] 实施例2
[0075] 本实施例中提供的重油催化裂化方法使用如图2所示的装置。与实施例1中的催化 裂化装置不同的是，本实施例的装置还包括:萃取塔301，所述萃取塔301具有萃取塔入口、 脱油沥青出口和脱沥青油出口，所述萃取塔入口连通所述主分馏塔106的油浆出口，所述脱 沥青油出口连通所述催化加氢转化装置201的入口。
[0076] 使用本实施例提供的装置进行重油催化裂化的方法与实施例1中的方法不同之处 在于，油浆9从主分馏塔106塔底引出后，与用于脱除油浆中沥青质的萃取溶剂26混合后，进 入萃取塔301，进行脱沥青处理，该萃取溶剂26选自C3-C6的烷烃或其混合馏分。萃取塔301 的温度控制在80_250°C之间，压力在3.5-10.OMPa之间，进入萃取塔301时，萃取溶剂26与油 浆9的质量流量比为2.0-8.0:1，分离出脱油沥青17和脱沥青油18。
[0077] 脱油沥青17出装置，而脱沥青油18则与从回炼油罐109引出的回炼油8混合后，进 入催化加氢转化装置201，在氢气16和催化加氢催化剂的作用下，发生催化加氢转化反应， 工艺条件与实施例1中相同。
[0078] 为验证本发明的效果，采用图2所示的装置和工艺流程，对实施例1中的重油原料 进行催化裂化处理。
[0079] 表4为本实施例中溶剂萃取法脱除油浆中沥青质工艺条件以及油浆和脱沥青油的 性质对比。同常规重油催化裂化相比较，采用本实施例中的方法可以提高轻质油收率以及 液收率，干气和焦炭产率明显降低，同时更有效的对重油原料进行利用。本实施例中详细的 产品分布可见表5。
[0080] 表 4
[0081]
[0082]表 5
[0085]最后应说明的是：以上各实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制;尽 管参照前述各实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解:其依 然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分或者全部技术特征进 行等同替换；而这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明各实施例技术 方案的范围。
【主权项】
1. 一种重油催化裂化方法，其特征在于，采用的反应器包括第一提升管和第二提升管， 所述方法包括以下步骤： 使重油原料和催化裂化催化剂从下部进入第一提升管，在第一提升管中接触并共同上 行，同时发生第一催化裂化反应； 将来自第一提升管的反应油气分馏，获得裂化气、汽油、柴油、回炼油和油浆； 将所述回炼油进行催化加氢反应，反应条件为反应温度340-380°C，体积空速0.5-2. Oh 4，氢油体积比300-800，反应压力7-12MPa，将所述催化加氢反应生成的油气分馏，获得裂化 气、汽油、柴油和催化加氢重油； 将所述催化加氢重油引入第二提升管进行第二催化裂化反应，将来自第二提升管的反 应油气与来自第一提升管的反应油气合并共同分馏。2. 根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述第一催化裂化反应的条件为：反应温 度460-520°C，剂油比7-11，反应时间1 · 5-2 · 5s。3. 根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述第二催化裂化反应的条件为：反应温 度480-540°C，剂油比7-15，反应时间2.0-3. Os，催化加氢重油在200-400°C下进入所述第二 提升管，水油比为0.03-0.30。4. 根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述回炼油催化加氢反应使用的催化加氢 转化催化剂由添加剂、VIII族金属、VIB族金属与氧化铝和/或无定型硅铝载体组成，其中所 述添加剂选自F、P、Fe和Pt中的一种或多种，所述VIB族金属选自Mo和W中的一种或两种、所 述VIII族金属选自Co和Ni中一种或两种。5. 根据权利要求4所述的方法，其特征在于，所述催化加氢转化催化剂由5-15wt %添加 剂、5-20wt%的VIII族金属、15-50wt%VIB族金属与余量的氧化铝和/或无定型硅铝载体组 成。6. 根据权利要求1-5任一项所述的方法，其特征在于，所述方法还包括使用溶剂萃取法 脱除所述油浆中的沥青质获得脱沥青油，并将所述脱沥青油与所述回炼油混合进行催化加 氢反应。7. 根据权利要求6所述的方法，其特征在于，所述溶剂萃取法使用的萃取溶剂选自C3-C6的烷烃或其混合馏分。8. -种用于实施权利要求1-7任一项所述的方法的重油催化裂化装置，其特征在于，所 述装置至少包括： 第一提升管和第二提升管，其底部分别设置原料入口以及催化剂入口，顶部设置出口； 油气分离系统，其设置油气和催化剂混合物料入口、油气出口和催化剂出口； 主分馏塔，其设置入口，上部设有多个轻组分出口，下部则设有回炼油出口和油浆出 P; 催化加氢转化装置，催化加氢转化装置设置催化加氢转化装置入口和催化加氢转化装 置出口； 副分馏塔，所述副分馏塔设置副分馏塔入口、催化加氢重油出口以及多个轻组分出口； 所述第一提升管的出口连通所述油气分离系统的油气和催化剂混合物料入口，所述油 气分离系统的催化剂出口连通所述第一提升管的催化剂入口，油气出口连通所述主分馏塔 的入口，所述主分馏塔的回炼油出口连通催化加氢转化装置入口，催化加氢转化装置出口 连通副分馏塔入口，副分馏塔的催化加氢重油出口连通所述第二提升管的原料入口，所述 第二提升管的出口连通所述油气分离系统的油气和催化剂混合物料入口，所述第二提升管 的催化剂入口连通所述油气分离系统的催化剂出口。9. 根据权利要求8所述的装置，其特征在于，还包括萃取塔，所述萃取塔具有萃取塔入 口、脱油沥青出口和脱沥青油出口，所述萃取塔入口连通所述主分馏塔的油浆出口，所述脱 沥青油出口连通所述催化加氢转化装置入口。10. 根据权利要求8或9所述的装置，其特征在于，所述催化加氢转化装置为固定床反应 器。
【专利摘要】本发明提供一种重油催化裂化方法和装置。该方法采用的反应器包括第一提升管和第二提升管，该方法包括使重油原料和催化裂化催化剂从下部进入第一提升管，在其中接触共同上行，同时发生第一催化裂化反应；将来自第一提升管的反应油气分馏获得裂化气、汽油、柴油、回炼油和油浆；将回炼油进行催化加氢反应，条件为温度340-380℃，体积空速0.5-2.0h-1，氢油体积比300-800，反应压力7-12MPa，将催化加氢反应生成的油气分馏获得裂化气、汽油、柴油和催化加氢重油；将催化加氢重油引入第二提升管进行第二催化裂化反应，将来自第二提升管的反应油气与来自第一提升管的反应油气合并共同分馏。本发明能够实现最大量地生产轻质油品和高附加值的化工原料，同时提高重油原料的利用率。
【IPC分类】C10G69/00, C10G69/04
【公开号】CN105505462
【申请号】CN201510850130
【发明人】高金森, 王刚, 王成秀, 蓝兴英, 徐春明
【申请人】中国石油大学(北京)
【公开日】2016年4月20日
【申请日】2015年11月27日