技术领域本发明涉及石油产品加工领域，具体的说，涉及一种分级分区转化催化裂化循环油的方法及装置。
背景技术：
催化裂化循环油是催化裂化的重要副产物，数量大，富含芳烃，尤其是多环芳烃，属于劣质馏分，其中轻循环油原来主要用作柴油的调和组分，重循环油作为回炼油在催化裂化装置内循环转化。但是，自2015年1月起中国将要实施国IV排放标准，要求车用柴油中多环芳烃质量分数不大于11％，催化裂化轻循环油作为柴油调合组分受到较大限制。虽然近年来炼油技术具有很大的进步和创新，但对于催化裂化轻循环油(LCO)这一具有特殊性质的炼油厂副产品的加工工艺还没有更好地突破。如何实现催化裂化轻循环油的高效转化，使其成为高附加值产品是炼油企业的难题。对于催化裂化轻循环油，常规的加工方法是利用加氢工艺进行芳烃饱和、杂原子脱除，以实现催化裂化轻循环油的精制，生产超低硫柴油。例如CN201110325356、CN201110325408提出了一种轻循环油选择性加氢精制方法，该方法反应后油品中萘系双环芳烃及稠环芳烃部分饱和或开环，多环芳烃转化率仅仅达到30.0％以上，产物总芳烃保留率大于96.0％，氢耗高而十六烷值提高幅度不大。一些研究者(生产高附加值产品的LCO加氢新技术.王德会，许新刚，刘瑞萍，缪希平.炼油技术与工程，2014,44(7)：11-14)总结了新的催化裂化轻循环油加氢技术，例如LCOUnicracking工艺、RLG技术、LCO-X工艺等，这些技术的特点是利用加氢精制和加氢裂化相结合的方法把催化裂化轻循环油转化为优质柴油，单环芳烃(苯、甲苯、二甲苯等组分)保留在汽油馏分中成为优质的高辛烷值组分或作为轻质芳烃产品。此类技术虽然使柴油十六烷值的提高幅度较大，但仍不能满足国IV柴油规格要求，另外存在着总液体收率低和化学氢耗高的缺点。对于催化裂化重循环油，常规的加工方法是在催化裂化装置内部进行循环转化，即分馏塔引出裂回炼油与新鲜原料混合一起进入催化化提升管反应器转化，其中回炼量受到工艺产品结构和加工负荷的制约。并且回炼油转化率低，造成催化油浆收率高，影响了装置的轻烃收率。催化裂化循环油中的烃类组成包括链烷烃、环烷烃(含少量烯烃)和芳烃，随催化裂化原料油不同和操作苛刻度不同，循环油的烃类组成差异较大，但芳烃均为其主要组分，一般质量分数大于70％，有时达到90％左右。在芳烃中单环芳烃包括烷基苯、茚满类、四氢萘类和茚类，约占芳烃总量的33％；多环芳烃包括萘类、苊类、苊烯类、菲类和蒽类等，约占芳烃总量的67％，由于芳环结构不能再催化裂化反应条件下发生开环裂化反应，因此这部分循环油再次进入催化裂化反应器转化效率很低。在催化裂化反应条件下，虽然多环芳烃难以开环裂化，而在加氢改质条件下，多环芳烃比较容易饱和为烷基芳烃和环烃基芳烃(茚满类、四氢萘类和茚类)等，此类结构的芳烃可以在催化裂化条件下裂化为高辛烷值汽油馏分和轻烃。同时，为了减少环烃基芳烃发生副反应(例如氢转移反应)转变为多环芳烃，造成加氢环节后的效果没有发挥，催化裂化反应需要适宜的反应条件并需要使用具有显著环烷环结构开环裂化能力的催化剂，例如富含β笼结构的Y型分子筛催化剂。而对于催化裂化循环油的加氢改质反应，需要使用具有高芳烃饱和活性的加氢催化剂，并且控制适宜的反应条件避免多环芳烃的开环裂化，减少氢耗和气体产物生成。适度加氢后的催化裂化循环油中单环芳烃质量分数比加氢处理前大幅度提高，其中环烃基苯质量分数增加显著，这为催化裂化循环油重新进入催化裂化装置裂化提供了基础。由于环烃基芳烃的裂化反应由催化裂化装置承担，从而有效实现了加氢装置的低氢耗和高液体产物收率。对比加氢后的催化裂化循环油和催化裂化装置加工的重质原料，两者的分子结构和裂化性能还存在着较大不同。重质原料中存在着大量未经过一次裂化的分子群，该分子群中有较多易裂化的烷基长链结构，属于易裂化的原料。加氢后的催化裂化循环油富含烷基芳烃和环烃基芳烃，与重质原料相比，属于难裂化的原料。因此，为了避免两种性质差异的原料在催化裂化反应器中的相互干扰，应对两种原料进行分级进料，为优化各自的反应环境创造条件。综上所述，利用催化裂化和加氢改质两个反应装置，催化裂化装置的循环油使用具有高芳烃饱和活性的加氢催化剂经过加氢改质后重新进入催化裂化装置进行裂化，通过与重质原料在提升管反应器中的分级进料，通过匹配适宜的反应条件并使用具有显著环烷环结构开环裂化能力的催化剂，可以在低氢耗、液体产物基本不损失的条件下，使催化裂化循环油转化为高辛烷值汽油馏分，汽油收率大幅度提高。
技术实现要素：
本发明的一个目的在于提供一种分级分区转化催化裂化循环油的装置。本发明的另一目的在于提供一种分级分区转化催化裂化循环油的方法。本发明针对催化裂化装置的循环油芳烃含量高、转化难度大的特点，提出了一种按照原料裂化难易程度在提升管反应器上进行重质原料油与循环油分级进料及反应，并使用加氢装置设置循环油改质环节提高其裂化性能，实现循环油在催化裂化装置中的充分裂化，以大幅度提高汽油馏分和轻烃的收率。为达上述目的，一方面，本发明提供了一种分级分区转化催化裂化循环油的装置，其中，所述装置包括沉降器1、再生器2、第一提升管反应器31、第二提升管反应器32、催化加氢装置4和分馏装置5，其中，再生器2设置在沉降器1底部，第一提升管反应器31和第二提升管反应器32为并联设置，两个提升管反应器31顶部分别与沉降器内的气固分离装置11连接，两个提升管反应器底部分别通过第一斜管61和第二斜管62与再生器2底部连接，沉降器1顶部与分馏装置5连接，分馏装置5与催化加氢装置4连接以使得从分馏装置5出来的轻循环油和重循环油能够合并后进入到催化加氢装置4中；在第一提升管反应器31设置原料油入口34，在第二提升管反应器32设置循环油入口35，循环油入口35与催化加氢装置的循环油出口41连接。其中本发明的沉降器、再生器、提升管反应器和气固分离装置均为现有设备，本发明是在现有设备的基础上增加一根与原提升管反应器并列的第二提升管反应器。原料油入口34，即重质原料油进入提升管反应器的位置与常规的提升管反应器的原料油入口一致，譬如是位于第一提升管反应器31的下部，并在第一斜管61与第一提升管反应器31连接处的上部。这样进入第一提升管反应器31的原料油可以与从第一斜管进入到第一提升管反应器中并上行的催化剂接触进行催化裂化反应。而循环油入口35，即循环油进入第二提升管反应器32的位置与常规的提升管反应器的原料油入口一致，譬如是位于第二提升管反应器32的下部，并在第二斜管62与第二提升管反应器32连接处的上部。其中可以理解的是，第一提升管反应器和第二提升管反应器本身结构并没有进行改进，将现有常规的提升管反应器即可用于本发明。其中可以理解的是，与提升管反应器连接的气固分离装置11可以为一个，也可以为两个；也就是说，两个提升管反应器31顶部分别与沉降器内的同一气固分离装置11连接，或者分别与两个并列设置的气固分离装置11连接。当气固分离装置11为一个时，表示第一提升管反应器和第二提升管反应器共用一个气固分离装置11；当气固分离装置11为两个时，则表示第一提升管反应器和第二提升管反应器分别各自与相互独立的气固分离装置连接；为了方便标注，两个气固分离装置可用同一附图标号11来表示。根据本发明一些具体实施方案，其中，所述气固分离装置11包括第一气固分离装置11’和第二气固分离装置11”，其中第一提升管反应器31顶部与第一气固分离装置11’连接，第二提升管反应器32顶部与第二气固分离装置11”连接。所述的分馏装置可以采用现有技术常规的分馏装置，而根据本发明一些具体实施方案，其中，所述分馏装置包括分馏塔51，油气分离罐52、第一气提塔53、第二气提塔54和回炼油罐55，沉降器1顶部与分馏塔底部连接，油气分离罐与分馏塔顶部连接，第一气提塔、第二气提塔和回炼油罐按照由上至下的顺序分别与分馏塔连接。根据本发明一些具体实施方案，其中，分馏塔底设置油浆出口511，油浆出口经过第一换热装置561与四通管57的一端口连接，四通管的其余三个端口分别与分馏塔、第二换热装置562、和油浆排出口58连接，第二换热装置562再与分馏塔连接。根据本发明一些具体实施方案，其中，油气分离罐52设置裂化气出口521和分离罐液体馏分出口522。根据本发明一些具体实施方案，其中，分离罐液体馏分出口522设置三通管523，三通管其中的一个出口与分馏塔51连接，以将部分分离罐液体馏分引回分馏塔内。根据本发明一些具体实施方案，其中，分离罐液体馏分出口522设置的三通管523的另一个出口为排放口。其中可以理解的是，这里所述的三通管523的三个出口中，有一个出口与分离罐液体馏分出口522连接，一个出口与分馏塔51连接，第三个出口为排放口。根据本发明一些具体实施方案，其中，第一气提塔53设置第一气提塔油气入口531以与分馏塔51连接，且设置第一气提塔液体馏分出口532，以及在顶部设置第一气提塔气体出口533并与分馏塔连接；第二气提塔54设置第二气提塔油气入口541以与分馏塔连接，且设置第二气提塔液体馏分出口542，以及在顶部设置第二气提塔气体出口543并与分馏塔连接。根据本发明一些具体实施方案，其中，回炼油罐55设置回炼油罐油气入口551以与分馏塔51连接，且设置回炼油罐液体馏分出口552。根据本发明一些具体实施方案，其中，回炼油罐液体馏分出口552设置回炼油罐三通管553，回炼油罐三通管其中的一个出口与分馏塔连接，以将部分回炼油罐的液体馏分引回分馏塔内，回炼油罐三通管的另一个出口与第二气提塔液体馏分出口542通过管路汇聚后与催化加氢装置4连接。其中可以理解的是，这里所述的回炼油罐三通管553的三个出口中，有一个出口与回炼油罐液体馏分出口552连接，一个出口与分馏塔51连接，第三个出口与第二气提塔液体馏分出口542通过管路汇聚后与催化加氢装置4连接。根据本发明一些具体实施方案，其中，所述催化加氢装置4包括催化加氢反应装置42和分离装置43，分馏装置5与催化加氢反应装置顶部连接，催化加氢反应装置底部与分离装置连接，分离装置与提升管反应器3的循环油入口35连接。另一方面，本发明还提供了一种分级分区转化催化裂化循环油的方法，其中，所述方法包括重质原料油在提升管反应器中在催化剂存在下经过原料油催化裂化反应后，得到的反应油气进入分馏装置经过分馏得到轻循环油和重循环油，将轻循环油和重循环油合并后进行催化加氢反应，得到的循环油与经过再生的前面所述的催化裂化反应的催化剂混合后进行循环油催化裂化反应，其中循环油催化裂化反应与原料油催化裂化反应是分别在两个各自独立的并联设置的提升管反应器中进行的；循环油催化裂化反应和原料油催化裂化反应得到的反应油气再循环进入分馏装置进行分馏得到轻循环油和重循环油。其中所述催化剂可以使用本领域常规的催化剂，本领域技术人员在现有催化剂中进行选择无需付出更多创造性劳动；而根据本发明一些具体实施方案，所述催化剂活性组分为钨、镍、钼中的两种或三种金属的组合，其中以催化剂总重量计，钨10-30％，钼1-10％，镍5-15％；余量为氧化铝和氧化硅的载体。根据本发明一些具体实施方案，其中，所述原料油催化裂化反应条件为：反应温度470～550℃，剂油比5～9，反应时间1.5～3.5s，水油比为0.03～0.10；根据本发明一些具体实施方案，其中，所述原料油催化裂化反应条件还包括：原料预热温度150～300℃。根据本发明一些具体实施方案，其中，所述催化加氢反应条件为：在氢分压6.0～12.0MPa、反应温度300～400℃、氢油体积比300～1000v/v、体积空速0.5～3.0h-1。根据本发明一些具体实施方案，其中，所述循环油催化裂化反应条件为：反应温度520～600℃，剂油比7～20，反应时间0.6～3.0s，水油比为0.01～0.06。根据本发明一些具体实施方案，其中，所述循环油催化裂化反应条件还包括：原料预热温度150～300℃。根据本发明一些具体实施方案，其中，轻循环油和重循环油合并后进行催化加氢反应所得到的馏分油中氢重量含量为11.5-14.5％。根据本发明一些具体实施方案，其中，所述方法是使用本发明前面任意一项所述的装置进行。根据本发明一些具体实施方案，其中，所述方法包括，将重质原料油由原料油入口34送入第一提升管反应器31中在催化剂存在条件下进行反应，反应混合物在沉降器1中分离，催化剂沉降至再生器2中进行再生，并通过再生器底部设置的第一斜管61回到第一提升管反应器中，油气由沉降器顶部进入分馏装置5中，经过分馏得到的轻循环油和重循环油合并后进入催化加氢装置4进行催化加氢反应，得到的循环油被输送到第二提升管反应器32，与催化剂混合后进行循环油催化裂化反应，循环油催化裂化反应和原料油催化裂化反应得到的反应油气再循环进入分馏装置进行分馏得到轻循环油和重循环油。根据本发明一些具体实施方案，其中，油气是由沉降器顶部进入分馏塔底部，经过分馏塔分馏，在分馏塔顶部得到分馏油气，在分馏塔中部经过第一气提塔得到轻柴油馏分，经过第二气提塔得到轻循环油，经过回炼油罐得到重循环油，在分馏塔底部得到油浆；其中分馏油气经过油气分离罐得到裂化气和汽油馏分，重循环油和轻循环油合并后进入催化加氢装置。根据本发明一些具体实施方案，其中，分馏油气经过油气分离罐得到裂化气和汽油馏分后，部分汽油馏分送回分馏塔，另一部分引出装置。其中汽油馏分送回分馏塔的部分与引出装置的部分的比例可以按照本领域常规操作即可，或者按照生产需要来设置，本发明对此并无特别要求。根据本发明一些具体实施方案，其中，经过回炼油罐得到的重循环油一部分与轻循环油合并，另一部分回到分馏塔。根据本发明一些具体实施方案，其中，回到分馏塔的重循环油和与轻循环油合并的重循环油的重量比为0-10：1。其中可以理解的是，当上述比例为0：1时，表示经过回炼油罐得到的重循环油全部与轻循环油合并，而没有回到分馏塔。综上所述，本发明提供了一种分级分区转化催化裂化循环油的方法及装置。本发明的方法具有如下优点：本发明针对催化裂化装置的循环油芳烃含量高、转化难度大的特点，提出了一种按照原料裂化难易程度在各自独立的提升管反应器上进行重质原料油与循环油分别进料及反应，以避免转化性能差异大的原料在同一反应器中相互干扰；使用加氢装置设置循环油改质反应区域，将循环油引出催化裂化装置进行加氢改质，提高其氢含量而减少馏分中的芳烃结构基团，再返回催化裂化装置的循环油裂化反应区进行转化，有效减少常规催化裂化工艺中循环油与重质原料油之间在催化剂活性中心上发生的油气分子竞争吸附效应，提高循环油的裂化效率，最大量地生产汽油馏分和轻烃。附图说明图1为实施例1的装置的示意图；图2为实施例1的分馏装置的示意图。具体实施方式以下通过具体实施例详细说明本发明的实施过程和产生的有益效果，旨在帮助阅读者更好地理解本发明的实质和特点，不作为对本案可实施范围的限定。实施例1本发明的装置和流程可见图1和图2，简述如下：装置包括沉降器1、再生器2、第一提升管反应器31、第二提升管反应器32、催化加氢装置4和分馏装置5，其中，再生器设置在沉降器底部，第一提升管反应器和第二提升管反应器为并联设置，两个提升管反应器顶部分别与沉降器内的两个气固分离装置11’和11”连接，两个提升管反应器底部分别通过第一斜管61和第二斜管62与再生器底部连接，沉降器顶部与分馏装置连接，分馏装置与催化加氢装置连接以使得从分馏装置出来的轻循环油和重循环油能够合并后进入到催化加氢装置中；在第一提升管反应器31设置原料油入口34，在第二提升管反应器32设置循环油入口35，并与催化加氢装置的循环油出口41连接，其中原料油入口和循环油入口分别设置在第一、第二提升管反应器的下部，且位于第一斜管和第二斜管分别与第一提升管反应器和第二提升管反应器连接处的上方。第一提升管反应区的工艺条件(原料油催化裂化)为：反应温度500℃，剂油比6.5，反应时间3.0s，原料预热温度240℃，水油比为0.06。在第一提升管反应器生成的油气与催化剂一起通过设置在沉降器1内的第一气固分离装置11’分开，催化剂经过沉降器1进入汽提段12，经过汽提后进入再生器2再生；再生催化剂再通过第一斜管61和第二斜管62返回第一提升管反应器31和第二提升管反应器32的底部循环使用。从沉降器1顶部出来的反应油气进入分馏塔51底部进行各组分的分离。塔顶油气经冷凝冷却后进入油气分离罐52，上部引出裂化气，下部引出汽油，一部分回分馏塔回流，另一部分为汽油馏分出装置；轻柴油馏分通过第一气提塔53汽提后引出；轻循环油通过第二气提塔54汽提后引出；重循环油馏分(回炼油)通过回炼油罐55后一部分回流分馏塔，一部分重循环油引出与轻循环油混合后一起进入催化加氢反应装置42，其中重循环油回分馏塔的部分和与轻循环油混合的部分的比例为1：1；分馏塔塔底得到的油浆通过换热后一部分回流分馏塔，一部分油浆引出装置。轻循环油和重循环油分别引出混合后进入催化加氢反应装置42，在氢气和催化剂的作用下，发生可控性的多环芳环加氢饱和等改质反应。催化加氢改质工艺条件为：在氢分压8.0MPa、反应温度360℃、氢油体积比600v/v、体积空速1.2h-1。其中，轻循环油和重循环油合并后进行催化加氢反应所得到的馏分油中氢重量含量为12.4％。之后，反应油气进入分离装置43，分离出气体组分和汽油馏分引出装置。催化加氢后循环油则经过换热装置563后通过循环油入口35进入第二提升管反应器，与来自再生器2的再生催化剂接触，进行催化裂化反应。反应油气与催化剂向上流动进入沉降器1中，并通过与其连接的第二气固分离装置11”分离油气与催化剂。第二提升管反应器出来的油气(循环油催化裂化反应的油气)与第一提升管反应器出来的油气(原料油催化裂化反应的油气)通过沉降器1顶部进入到分馏装置5中进行分馏后再进入催化加氢装置4中进行催化加氢反应。其中循环油催化裂化反应的工艺条件为：反应温度550℃，剂油比10，反应时间2.0s，水油比为0.04，原料预热温度260℃。为验证本发明的效果，采用上述的工艺流程，在某炼厂的催化裂化和加氢改质装置上进行实验，试验结果如下表所示。某一重质原油及其催化循环油(性质见表1)，采用该发明后，催化循环油进入催化加氢改质装置转化，改质后的催化加氢循环油进入第二提升管反应器中与催化剂进行反应，得到的油气与第一提升管反应器中的原料油催化裂化反应得到的油气一并通过沉降器顶部的出口进入分馏装置5中。各装置各自采用的催化剂性质如表2和表3所示，优化反应条件如表4所示。同常规重油催化裂化相比较，采用该专利技术可以使汽油收率提高21.67个百分点，轻烃收率增加5.4个百分点，增产汽油和轻烃效果显著。详细产品分布可见表5。表1重质原料油和催化循环油性质项目重质原料油催化循环油密度(20℃)kg/m3928.1970.0氢含量，wt％12.298.9碳含量，wt％86.3091.0硫含量，wt％1.01.21氮含量，wt％0.200.07烃族组成分析饱和烃，wt％59.08.7芳烃，wt％31.591.3胶质，wt％8.90.0沥青质，wt％0.60.0残炭值，wt％4.02Ni含量，wt％8.4V含量，wt％6.1表2催化裂化催化剂性质项目数据微反活性/％63比表面积/(m2/g)110基质比表面积/(m2/g)47微孔比表面积/(m2/g)65孔体积/(mL/g)0.20微孔体积/(mL/g)0.03筛分体积组成/％0～40μm210～80μm700～149μm98平均粒径/μm62表3加氢改质催化剂性质项目数据直径/mm1.6比表面积/(m2/g)140形状三叶草孔体积/(mL/g)0.3主要金属活性组分钨和镍表4主要工艺条件表5主要产品分布产品分布及性质现有技术方案本发明方案干气3.524.21液化气17.8522.92汽油43.0264.01轻柴油22.021.21油浆4.81.07焦炭8.796.58合计100.0100.0备注：表5中的现有技术方案可参见许友好的《催化裂化化学与工艺》，科学出版社，2013，p1162-1184。实施例2其他条件不变，使用表6的工艺条件，可以获得表7所示的效果。表6主要工艺条件表7主要产品分布产品分布及性质现有技术方案本发明方案干气3.523.25液化气17.8521.47汽油43.0265.11轻柴油22.022.67油浆4.81.49焦炭8.796.01合计100.0100.0实施例3其他条件不变，使用表8的工艺条件，可以获得表9所示的效果。表8主要工艺条件表9主要产品分布产品分布及性质现有技术方案本发明方案干气3.524.27液化气17.8530.74汽油43.0255.73轻柴油22.021.03油浆4.801焦炭8.797.23合计100.0100.0