与加氢处理组合的催化裂化方法及装置与流程

本发明涉及催化裂化领域，具体涉及与加氢处理组合的催化裂化方法以及与加氢处理组合的催化裂化装置。

背景技术：

重油催化裂化是制备乙烯、丙烯和丁烯等小分子烯烃的重要方法。工业上使用的重油催化裂化生产低碳烯烃的方法包括最大量生产丙烯的催化裂解技术(dcc，usp4980053和usp5670037)和最大量生产乙烯的催化热裂解技术(cpp，usp6210562)，这两种方法采用单个提升管反应器或单个提升管反应器组合流化床的反应器结构配合专用催化剂在较高温度条件下进行反应。

上述两种现有技术虽然可以生产丙烯、乙烯等低碳烯烃，但是其干气和焦炭产率也相对较高，并且其丙烯产率难以进一步提高，难以既保持较高的重油转化深度和较高的高价值产品收率同时又不增加干气、焦炭的产率

cn103627434a公开了一种与加氢处理组合生产丙烯的催化裂化方法，包括将重质原料在第一提升管反应器与含平均孔径小于0.7nm择形沸石的催化剂接触进行裂化反应，在第二提升管反应器和流化床反应器中将回炼的裂化重油加氢处理后与含平均孔径小于0.7nm择形沸石的催化剂接触裂化反应后再与轻质烃油接触反应。该方法用于重油催化裂化，重油转化率和丙烯产率高，干气和焦炭产率低，但是未涉及如何多产低烯烃含量、高辛烷值汽油的方法。

技术实现要素：

本发明要解决的技术问题是针对现有催化裂化加氢生产丙烯方法中干气和焦炭产率偏高的不足的缺陷，提供一种能够提高装置重油转化深度、提高丙烯产率，降低干气和焦炭产率的同时，又多产低烯烃含量、高辛烷值汽油的催化裂化新方法。

第一方面，本发明提供一种与加氢处理组合的催化裂化方法，包括：

(1)将重质原料和催化裂化催化剂i引入至第一提升管反应器中进行反应，并将经分离得到的油气引入至产品分离系统中再次分离以得到裂化重油馏分；

(2)将至少部分所述裂化重油馏分与加氢处理催化剂进行加氢反应，得到加氢处理的裂化重油馏分；

(3)将汽油馏分与所述加氢处理的裂化重油馏分引入至第二提升管反应器中与催化裂化催化剂ii进行反应，以及在所述汽油馏分和所述加氢处理的裂化重油馏分的注入点之后，向所述第二提升管反应器中引入轻烃进行反应；

(4)将所述第二提升管反应器中获得的含有油气和催化剂的产物混合物引入至与所述第二提升管反应器串联连接的流化床反应器中继续进行反应，以及将由所述流化床反应器反应后得到的油气引入至所述产品分离系统中进行分离；

(5)由所述流化床反应器获得的积炭催化剂或者以及由步骤(1)的分离后得到的积炭催化剂经再生后循环以作为步骤(1)中的催化裂化催化剂i和/或作为步骤(3)中的催化裂化催化剂ii。

第二方面，本发明提供一种与加氢处理组合的催化裂化装置，包括：第一提升管反应器、第二提升管反应器、流化床反应器、沉降器、汽提器、产品分离系统、加氢处理单元和再生器，所述第二提升管反应器与所述流化床反应器串联连接；所述流化床反应器与所述汽提器和所述沉降器连通；所述第一提升管反应器通过所述沉降器与所述产品分离系统连通；所述汽提器通过待生催化剂斜管与所述再生器连接；所述再生器通过再生催化剂斜管分别与所述第一提升管反应器和所述第二提升管反应器连接；所述加氢处理单元与所述产品分离系统连通，且该加氢处理单元通过管线与所述第二提升管反应器连接；以及所述产品分离系统通过管线与所述第二提升管反应器连接。

本发明充分认识到汽油馏分，特别是轻汽油馏分较加氢处理过的裂化重油馏分更易、更快在催化剂上形成三配位的正碳离子，有利于其与加氢处理过的裂化重油馏分发生双分子负氢离子转移类型的氢转移反应来定向引发裂化重油馏分形成大分子正碳离子，从而完成裂化重油馏分后续高选择性的裂化反应来多产高价值产物，如丙烯和高辛烷值汽油组分，抑制其不利的生成焦炭的反应，提高重油的转化深度和选择性。

另外，本发明的方法将汽油馏分，尤其是轻汽油馏分与加氢处理过的裂化重油馏分一起注入第二提升管反应器中，利用了第二提升管反应器底部特有的高温、高催化剂密度反应环境来转化汽油馏分中烯烃组分，有利于达到降低最终产品汽油中烯烃含量的目的。

而且，本发明提供的与加氢处理组合的催化裂化方法及装置能够在提高装置重油转化深度、提高丙烯产率，降低干气和焦炭产率的同时，多产低烯烃含量、高辛烷值汽油。

附图说明

图1是本发明的一种优选实施方式的与加氢处理组合的催化裂化工艺的流程图。

附图标记说明

1、第一提升管反应器2、第二提升管反应器

3、汽提器4、流化床反应器

5、沉降器6、产品分离系统

7、再生器8、待生催化剂斜管

9、第一再生剂斜管10、第二再生剂斜管

50、加氢处理单元

20、21、22、23、24、25、26、27、30、31、32、33、34、35、36、37、38、39和40均为管线

具体实施方式

在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。

以下详细描述本发明的第一方面所述的内容。

首先，关于本发明的方法中的催化裂化催化剂，优选有如下特征：

根据本发明的第一方面所述的与加氢处理组合的催化裂化方法，优选情况下，所述催化裂化催化剂i和所述催化裂化催化剂ii相同或不同，各自独立地含有平均孔径小于0.7nm的择形沸石。

根据一种优选的具体实施方式，所述催化裂化催化剂i和所述催化裂化催化剂ii相同，更优选地，所述催化裂化催化剂i和所述催化裂化催化剂ii均为来自再生器中的再生催化裂化催化剂。优选地，所述平均孔径小于0.7nm的择形沸石选自zsm系列沸石、镁碱沸石、菱沸石、环晶石、毛沸石、a沸石、柱沸石、浊沸石，以及经物理和/或化学方法处理后得到的上述沸石之中的一种或两种以上的混合物。

zsm系列沸石可以为选自zsm-5、zsm-8、zsm-11、zsm-12、zsm-22、zsm-23、zsm-35、zsm-38、zsm-48和其它类似结构的沸石中的一种或两种以上的混合物。

所述zsm-5可以为usp3702886中描述的zsm-5，并且所述zsm-5沸石可以是hzsm-5或经元素改性的zsm-5沸石。例如经磷和过渡金属改性的zsm-5沸石中的一种或两种以上的混合物。又如经磷和铁改性的zsm-5沸石(简称zsp沸石)、经磷和稀土改性的zsm-5沸石(简称zrp沸石)。

所述催化裂化催化剂i和所述催化裂化催化剂ii可以是由现有技术提供的催化剂的一种或几种的组合，可以商购或按照现有方法制备。优选地，所述催化裂化催化剂i和所述催化裂化催化剂ii各自独立地含有沸石、无机氧化物和任选的粘土，其中含有：5～50重量％沸石、5～95重量％无机氧化物和0～70重量％粘土，所述沸石包括平均孔径小于0.7纳米的择形沸石，或还包括任选的大孔沸石，通常所述的沸石包括25～100重量％(优选50～100重量％)的平均孔径小于0.7纳米的择形沸石和0～75重量％(优选0～50重量％)的大孔沸石。

优选地，所述大孔沸石为具有至少0.7nm环开口的孔状结构的沸石，例如y型沸石、β型沸石、l型沸石，所述的y型沸石例如稀土y型沸石(rey)、稀土氢y型沸石(rehy)、超稳y型沸石(usy)、稀土超稳y型沸石(reusy)中的一种或两种以上的混合物。

所述无机氧化物作为粘接剂，优选选自二氧化硅(sio2)和/或三氧化二铝(al2o3)。所述粘土作为基质，即载体，可选自高岭土和/或多水高岭土。

然后，关于本发明的方法中的加氢处理催化剂，优选有如下特征：

所述加氢处理催化剂可以为本领域所惯用的催化剂或催化剂的组合，例如活性金属组分选自第vib族金属和/或第viii族非贵金属，载体选自氧化铝、二氧化硅、无定形硅铝组成的催化剂中的一种或两种以上的混合物。优选情况下，为了获得更好的催化性能，优选金属组分选自镍-钨、镍-钨-钴、镍-钼或钴-钼的组合。

本发明想要引用cn1626625a、cn1648215a、cn1400285a、cn1400288a、cn1262306a、cn1382776a、cn1690172a和cn1782031a中所述的重油加氢工艺中的催化剂作为本发明的加氢处理催化剂。

关于本发明的重质原料，优选有如下特征：

所述重质原料为重质烃类和/或富含碳氢化合物的动植物油类。所述重质烃类选自石油烃类、矿物油和合成油中的一种或两种以上的混合物。石油烃类为本领域技术人员所公知，例如，可以是减压蜡油、常压渣油、减压蜡油掺混部分减压渣油或其它二次加工获得的烃油。所述二次加工获得的烃油如焦化蜡油、脱沥青油、糠醛精制抽余油中的一种或几种。矿物油选自煤液化油、油砂油和页岩油中的一种或两种以上的混合物。合成油为煤、天然气或沥青经过f-t合成得到的馏分油。所述富含碳氢化合物的动植物油类原料例如动物油脂和/或植物油脂。

关于本发明的方法的步骤(1)：将重质原料和催化裂化催化剂i引入至第一提升管反应器中进行反应，并将经分离得到的油气引入至产品分离系统中再次分离以得到裂化重油馏分；优选有如下特征：

优选情况下，在步骤(1)中，所述第一提升管反应器中的条件包括：反应温度为480～600℃，更优选为500～560℃；剂油比为5～20：1，更优选为7～15：1；反应时间为0.50～10s，更优选为2～4s；雾化蒸汽占所述重质原料进料量的2～50重量％，更优选雾化蒸汽占重油原料进料量的5～10重量％。

本发明的剂油比均指重量比。

优选地，在步骤(1)中，所述第一提升管反应器中的反应压力为0.15～0.3mpa(绝压)，更优选为0.2～0.25mpa。

本发明将重质原料和催化裂化催化剂i引入至第一提升管反应器中进行反应，反应后形成的催化剂与油气的混合物先进行气固分离。本催化裂化装置对所要采用油气与催化剂固体颗粒的分离装置没有特别的限制，可以为本领域内常规使用的各种分离装置，其作用是将本装置反应后得到的油气与催化剂进行快速的气固分离，尤其在第一提升管末端采用快速的气固分离措施将特别有利于本装置降低干气产率、抑制低碳烯烃尤其丙烯在生成之后的再转化的措施，所述的第一提升管末端分离装置优选为快分装置，可采用现有技术中的快分装置，优选的快分装置为粗旋分离器。

经过第一提升管末端分离装置所得的积炭催化剂可以引入至汽提器和/或本发明后续所述的流化床反应器中；其分离出油气产物则引入至后续的产品分离系统中进行再次分离得到相应的产物，如裂化气体、裂化汽油馏分、裂化轻油馏分和裂化重油馏分等产物。

所述产品分离系统可采用现有技术提供的分离系统，本发明没有特殊要求。

关于本发明的方法的步骤(2)：将至少部分所述裂化重油馏分与加氢处理催化剂以及氢气接触以进行加氢反应，得到加氢处理的裂化重油馏分，优选有如下特征：

优选地，在步骤(2)中，控制加氢反应的条件，使得所述加氢处理的裂化重油馏分中的芳烃含量低于30重量％；更优选控制加氢反应的条件，使得所述加氢处理的裂化重油馏分中的芳烃含量不超过15重量％，例如可以为1～15重量％。

由所述加氢反应得到的气体可以作为制氢原料或炼厂气；由所述加氢反应得到的加氢石脑油可作为催化重整装置或蒸汽裂化制乙烯装置的原料；由所述加氢反应得到的加氢柴油是理想的柴油产品调和组分。

优选地，在步骤(2)中，所述加氢处理的裂化重油馏分的馏程在300～550℃之间。

优选情况下，将全部的所述裂化重油馏分与加氢处理催化剂进行加氢反应。

本发明中，所述裂化重油馏分的常压馏程为300～550℃，是产品分离系统中再次分离得到的常压馏程为300～550℃的烃油；所述加氢处理的裂化重油馏分的常压馏程为300～550℃，是所述裂化重油经加氢处理得到的产物进行分离而得到的常压馏程为300～550℃的烃油。所述氢处理的裂化重油馏分即为将本发明的加氢反应后所得产物分离出气体、加氢石脑油或加氢汽油和加氢柴油后残余的大部分液体产物。优选引入至所述第二提升管反应器中的所述加氢处理的裂化重油馏分的常压馏程为350～530℃。

本发明的常压是指：一个标准大气压，即为101kpa。

进行所述加氢处理反应的装置可以为常规使用的重油加氢处理反应装置，进行所述加氢处理反应的装置可以为固定床反应器，也可以为移动床反应器或沸腾床反应器。

所述加氢反应的条件优选包括：反应压力为3～22mpa、反应温度为330～450℃、体积空速为0.1～3h^-1、氢油体积比为300～2000：1。

本发明在将所述裂化重油馏分进行加氢反应时，可以将本发明获得的裂化重油馏分单独或者与其余来源的重油馏分一起进行加氢反应。优选进行加氢反应的重油馏分(含有本发明的所述裂化重油馏分)的常压馏程为300～550℃。

关于本发明的方法的步骤(3)：将汽油馏分与所述加氢处理的裂化重油馏分引入至第二提升管反应器中与催化裂化催化剂ii进行反应，以及在所述汽油馏分和所述加氢处理的裂化重油馏分的注入的下游方向，向所述第二提升管反应器中引入轻烃进行反应，优选有如下特征：

优选情况下，在步骤(3)中，所述加氢处理的裂化重油馏分与所述汽油馏分的用量重量比为1：(0.5～3)。

所述汽油馏分可以为本发明的产品分离系统中获得的裂化汽油馏分，也可以为催化裂化粗汽油、催化裂化稳定汽油、焦化汽油、减粘裂化汽油以及其它炼油或化工过程所生产的汽油馏分中的一种或两种以上的混合物。所述汽油馏分可以为全馏程的汽油馏分，终馏点不超过204℃，例如馏程为30～204℃的汽油馏分，也可以是其中的窄馏分，例如馏程在30～85℃之间的汽油馏分。

优选地，在步骤(3)中，在向所述第二提升管反应器中引入轻烃之前，先将所述加氢处理的裂化重油馏分与汽油馏分引入至第二提升管反应器中与催化裂化催化剂ii进行反应0.1～1.0s；更优选地，在向所述第二提升管反应器中引入轻烃之前，先将所述加氢处理的裂化重油馏分与汽油馏分引入至第二提升管反应器中与催化裂化催化剂ii进行反应0.2～0.5s。

优选地，在步骤(3)中，引入至所述第二提升管反应器中的所述加氢处理的裂化重油馏分与步骤(1)中的所述重质原料的用量重量比为(0.01～0.35)：1；更优选地，引入至所述第二提升管反应器中的所述加氢处理的裂化重油馏分与步骤(1)中的所述重质原料的用量重量比为(0.01～0.10)：1。

优选地，在步骤(3)中，所述加氢处理的裂化重油馏分与汽油馏分在第二提升管反应器中与催化裂化催化剂ii进行反应的条件包括：剂油比(引入至所述第二提升管反应器的催化裂化催化剂ii与引入至所述第二提升管反应器的加氢处理的裂化重油馏分和汽油馏分的混合物的重量比)为10～50：1，雾化蒸汽占所述加氢处理的裂化重油馏分进料量的5～15重量％。

优选情况下，在步骤(3)中，引入至所述第二提升管反应器中的所述轻烃与步骤(1)中的所述重质原料的用量重量比为(0.05～0.5)：1；更优选地，引入至所述第二提升管反应器中的所述轻烃与步骤(1)中的所述重质原料的用量重量比为(0.05～0.15)：1。

优选情况下，在步骤(3)中，所述轻烃在所述第二提升管反应器中的反应条件包括：剂油比(引入至所述第二提升管反应器的催化裂化催化剂ii与引入至所述第二提升管反应器的轻烃的重量比)为5～50：1。

优选地，在步骤(3)中，引入至所述第二提升管反应器中的所述催化裂化催化剂ii的温度为600～720℃；更优选引入至所述第二提升管反应器中的所述催化裂化催化剂ii的温度为650～700℃。

优选情况下，在步骤(3)中，所述轻烃包括由所述产品分离系统获得的c4烃和/或汽油馏分。

优选情况下，所述轻烃为富含烯烃的c4烃和/或汽油馏分。优选所述烯烃的含量为20～95重量％，更优选35～90重量％，最好在50重量％以上。

所述c4烃是指以c4馏分为主要成分的常温、常压下以气体形式存在的低分子碳氢化合物，包括分子中碳原子数为4的烷烃、烯烃及炔烃。它可以是本装置自产(例如来自所述产品分离系统)的富含c4馏分的气态烃产品，也可以是其它装置或过程所生产的富含c4馏分的气态烃，其中优选本装置自产的c4馏分。所述c4烃类优选为富含烯烃的c4馏分，其中c4烯烃的含量大于50重％，优选大于60重％，最好是在70重量％以上。

优选情况下，所述轻烃中含有汽油馏分，含有或者不含有c4烃；在所述轻烃中，c4烃与汽油馏分的重量比为0～2：1，优选0～1.2：1，最优选0～0.8：1。

本发明通过将加氢处理的裂化重油馏分引入第二提升管反应器中，一方面实现重油二次转化提高整个装置的重油转化深度、利用加氢处理过的裂化重油馏分和汽油馏分混合物增产丙烯，同时利用加氢处理的裂化重油馏分和汽油馏分混合物与高温的催化裂化催化剂ii接触反应来为后续富含烯烃的汽油馏分和/或c4烃反应提供高效转化环境，提高生成丙烯选择性的同时抑制干气的生成，多产低烯烃含量汽油。

根据一种优选的具体实施方式，在步骤(3)中，所述轻烃为由所述产品分离系统获得的汽油馏分，且所述轻烃在所述第二提升管反应器内的反应条件包括：剂油比(引入第二提升管反应器的催化裂化催化剂ii与汽油馏分的重量比)为5～40：1，更优选为9～35：1；反应时间为0.10～1.5s，更优选为0.30～0.8s；雾化蒸汽占所述汽油馏分进料量的5～30重量％，更优选为10～20重量％。

根据另一种优选的具体实施方式，在步骤(3)中，所述轻烃为由所述产品分离系统获得的c4烃，且所述轻烃在所述第二提升管反应器内的反应条件包括：剂油比(引入至所述第二提升管反应器的催化裂化催化剂ii与c4烃的重量比)为12～50：1，更优选为17～45：1；反应时间为0.50～2.0s，更优选为0.8～1.5s；雾化蒸汽占所述c4烃进料量的10～40重量％，更优选为15～25重量％。

关于本发明的方法的步骤(4)：将所述第二提升管反应器中获得的含有油气和催化剂的产物混合物引入至与所述第二提升管反应器串联连接的流化床反应器中继续进行反应，以及将由所述流化床反应器反应后得到的油气引入至所述产品分离系统中进行分离，优选有如下特征：

优选情况下，在步骤(4)中，所述流化床反应器中的条件包括：反应压力为0.15～0.3mpa(绝压)，更优选为0.2～0.25mpa；反应温度为480～580℃(床层温度)，更优选为490～560℃；流化床反应的重时空速(对流化床反应器烃的总进料)为1～35h^-1，更优选为3～30h^-1。

在将所述流化床反应器反应后得到的油气引入至所述产品分离系统中进行再次分离(该处的再次分离是相对于将由所述流化床反应器反应后得到的产物先进行油气与催化剂的分离而言的，也就是说，将所述流化床反应器反应后得到的产物先进行油气与催化剂的第一分离，然后将第一分离之后获得的油气引入至所述产品分离系统中进行第二分离)之前，优选先将所得油气引入至沉降器中以除去油气中携带的催化剂。

关于本发明的方法的步骤(5)：由所述流化床反应器获得的积炭催化剂或者以及由步骤(1)的分离后得到的积炭催化剂经再生后循环以作为步骤(1)中的催化裂化催化剂i和/或作为步骤(3)中的催化裂化催化剂ii，优选有如下特征：

步骤(1)将重质原料和催化裂化催化剂i引入至第一提升管反应器中进行反应，然后将油气与积炭催化剂进行分离，由步骤(1)的分离后得到的积炭催化剂可以直接引入汽提系统进行汽提，也可以先引入流化床反应器，与流化床反应器中的催化剂混合后，再进入汽提系统进行汽提。离开流化床反应器的催化裂化催化剂进入汽提器进行汽提，当催化裂化催化剂i和催化裂化催化剂ii相同时，优选催化裂化催化剂i和催化裂化催化剂ii在同一汽提器中汽提，汽提后的催化剂引入再生器再生，再生后的催化剂引入第一提升管反应器和第二提升管反应器循环使用；当催化裂化催化剂i和催化裂化催化剂ii不同时，优选催化裂化催化剂i和催化裂化催化剂ii在不同的汽提器中汽提，汽提后的催化剂分别引入不同的再生器再生，再生后的催化剂分别引入第一提升管反应器和第二提升管反应器循环使用。

在本发明的方法中，汽提水蒸汽和汽提出的油气，优选引入流化床反应器的底部，穿过流化床反应器后排出，可降低流化床反应器内的油气分压，缩短其中的油气在后续沉降器中的停留时间，增产丙烯同时降低干气、焦炭产率。

以下详细描述本发明第二方面所述的与加氢处理组合的催化裂化装置的优选技术特征：

所述第一提升管反应器和所述第二提升管反应器可以相同或不同，优选各自独立地选自等直径提升管、等线速提升管和变直径提升管中的一种或其中两种的组合。所述第二提升管反应器与所述流化床反应器串联组合中，所述第二提升管反应器出口优选包括低压出口分布器，其压降小于10kpa。所述的低压出口分布器例如拱形分布器。

所述流化床反应器优选为选自固定流化床、散式流化床、鼓泡床、湍动床、快速床、输送床和密相床反应器中的一种或两种的组合。

以下结合图1对本发明的方法和装置的优选的具体实施方式进行进一步描述。

如图1所示，流向反应器系统的高温再生催化剂分为两股，第一股经第一再生剂斜管9进入第一提升管反应器1底部，另一股经第二再生剂斜管10流向第二提升管反应器2底部。相应地两股催化剂分别在由管线22和23注入的预提升介质作用下加速向上流动。预热后的重质原料经管线20与来自管线21的雾化蒸汽混合后，注入第一提升管反应器1，与经预提升的催化裂化催化剂接触反应，反应油气和催化剂混合物经第一提升管反应器1末端的快分装置(图中未标出)将油气与反应后积炭催化剂分离；

经管线39引入的来自加氢处理单元50的加氢处理的裂化重油馏分和经管线40引入的裂化汽油馏分组合形成混合物与来自管线38的雾化蒸汽混合后进入第二提升管反应器2底部，并与所述第二提升管反应器2中的高温再生剂(经预提升的来自第二再生剂斜管的催化裂化催化剂)接触反应，其后反应油气和催化剂混合物沿着第二提升管反应器2向上流动，与在其后路径中适当位置引入的预热或不预热的轻烃混合，并沿着第二提升管反应器2继续上行并反应，其中轻烃经管线24与来自管线25的雾化蒸汽混合后引入第二提升管反应器2。第二提升管反应器2中的所有反应油气和催化剂混合物经第二提升管反应器2的出口分布器(图中未标出)进入流化床反应器4后继续反应，最后进入沉降器5进行油气与催化剂的分离。

所有烃油产物，包括第一提升管反应器1出口的油气以及从流化床反应器4流出的油气均通过沉降器5顶部的旋风分离系统(图中未标出)收集，并通过管线30引出沉降器5而进入后续的产品分离系统6。在产品分离系统6中，催化裂化产物分离为气态烃(由管线31引出)、裂化汽油馏分(由管线32引出)、裂化轻油馏分(由管线33引出)、裂化重油馏分(由管线34引出)和裂化油浆(由管线35引出)。管线31引出的气态烃在后续产品分离、精制后可得到聚合级丙烯产品和富含烯烃的c4馏分，其中富含烯烃的c4馏分可作为轻烃返回至本发明的第二提升管反应器中再转化生产丙烯。管线34引出的裂化重油馏分至少部分经管线36引入加氢处理单元50中进行加氢饱和，得到改质后低芳烃含量的加氢处理的裂化重油馏分，该加氢处理的裂化重油馏分经管线39引入第二提升管反应器2底部转化。

管线32引出的裂化汽油馏分可部分或全部返回本发明的第二提升管反应器中再转化，也可先将裂化汽油馏分切割为轻、重汽油馏分段，轻汽油部分或全部返回第二提升管反应器2进行再转化；并且优选至少部分裂化汽油馏分经管线40引出以与加氢处理单元50进行加氢处理后得到的加氢处理的裂化重油馏分混合进入管线39，其后进入第二提升管反应器2底部转化。

经第一提升管反应器1末端的快分装置分离出的积炭催化剂可以直接引入汽提器3；或者将其引入流化床反应器4中以与第二提升管反应器2出口的催化剂混合并且反应后再引入汽提器3中，汽提蒸汽经管线37注入，与积炭催化剂逆流接触，将积炭催化剂所携带的反应油气尽可能地汽提干净，并将汽提得到的油气穿过流化床反应器4引至沉降器5，与其它油气一起经管线30引出沉降器5。

汽提后得到的催化剂通过待生催化剂斜管8送入再生器7中烧焦再生。含氧气体如空气经管线26注入再生器7中，再生烟气经管线27引出。再生后的再生催化剂分别经第一再生剂斜管9和第二再生剂斜管10分别返回第一提升管反应器1和第二提升管反应器2中循环使用。

在上述具体实施方式过程中，通过管线22和管线23分别向第一提升管反应器1和第二提升管反应器2中引入预提升介质。所述预提升介质为本领域技术人员熟知，可以选自水蒸汽、c1～c4烃类或常规催化裂化干气中的一种或多种，优选为水蒸汽和/或富含烯烃的c4馏分。

以下将通过实施例对本发明进行详细描述。以下实施例中，在没有特别说明的情况下，使用的各种原料均来自商购。

实施例和对比例中所使用的原料包括原料a、原料a-1、原料a-2、原料b和原料c，其中原料a是一种裂化重油，原料a-1、原料a-2分别为不同实施例的不同操作重时空速下获得的加氢裂化重油，原料b是一种常压重油，原料c是裂化汽油，具体性质见表1。所采用的催化剂为中国石化催化剂齐鲁分公司生产的商品牌号为mmc-2的催化剂，其具体性质见表2，该催化剂含平均孔径小于0.7nm的择形沸石。

rms-1、rdm-2、ruf-1和ruf-2均为催化剂的商品牌号，上述催化剂均为中石化长岭催化剂厂产品。

表1

表1中w表示质量

表2

实施例1

实施例1在中型提升管催化裂化装置进行，并且采用图1所示的工艺流程图进行，该中型装置第一提升管反应器内径为16毫米，高度为3800毫米，第二提升管反应器的内径为16毫米，高度为3200毫米，第二提升管反应器出口连接流化床反应器，流化床反应器的内径为64毫米，高度600毫米，试验采用回炼方式操作。

一股再生催化剂经第一再生斜管引入第一提升管反应器，并在预提升介质(水蒸汽)的作用下向上流动；原料油b经预热后与雾化水蒸汽混合，通过进料喷嘴进入第一提升管反应器内，与热的再生催化剂接触进行催化转化反应，反应油气和催化剂混合物沿第一提升管反应器上行，通过提升管反应器出口的油气和催化剂快速分离设备进行气固分离；分离后，油气引入产品分离系统分离成气体和液体产物，催化剂因重力作用进入流化床反应器。

另一股再生催化剂经第二再生剂斜管输送至第二提升管反应器底部，并在预提升介质(水蒸汽)的作用下向上流动，产品分离系统得到的裂化重油馏分(馏程为300～550℃)引入至加氢处理单元进行加氢处理后获得的加氢处理过的裂化重油馏分(馏程为300～550℃，性质参见表1所示的原料a-2的性质)与裂化汽油馏分(性质参见表1所示的原料c)组合混合物(两者的重量比例为a-2：c＝1：1)和雾化水蒸汽引入至第二提升管反应器中与再生催化剂接触反应，并继续上行，与通过裂化重油馏分注入点的上方(也即下游方向)300mm处的喷嘴引入的来自产品分离系统的回炼的轻汽油馏分(馏程为30～85℃)(作为轻烃)接触反应、上行后进入流化床反应器中继续反应，反应后的油气经沉降器分离出其中携带的催化剂后引入产品分离系统；

反应后的催化剂(待生剂，包括来自第一提升管反应器和第二提升管反应器的催化剂)从流化床反应器底部进入与流化床反应器相连通的汽提器汽提后进入再生器与空气接触进行高温烧焦再生。再生后的催化剂经第一再生剂斜管和第二再生剂斜管返回两个提升管反应器中循环使用。

汽提水蒸汽汽提出待生剂上吸附烃类产物后通过流化床进入沉降器进行气固分离。实验的主要操作条件和结果列于表3。加氢处理单元，包括三个固定床反应器，第一反应器为上流式反应器(ufr)，反应器中自下而上按照1：2的体积比装入ruf-1和ruf-2催化剂，催化剂占加氢装置催化剂总装填体积的44％，第二反应器和第三反应器为下流式反应器；第二反应器装填脱金属催化剂rdm-2，第二反应器中催化剂的装填量占加氢装置催化剂总装填体积的12％；第三反应器装填脱硫催化剂rms-1，第三反应器中催化剂的装填量占加氢装置催化剂总装填体积的44％。加氢装置操作条件为脱金属反应温度及脱硫反应温度分别为390℃、395℃，氢分压为14mpa，氢油体积比为500：1，重时空速0.5h^-1，获得产物原料a-2。

对比例1

本对比例采用与实施例1相似的装置和方法进行，所不同的是，本对比例中的加氢处理的裂化重油馏分单独引入至第二提升管反应器中进行反应而不引入汽油馏分，但是与实施例1相同的是，在与通过裂化重油馏分注入点的上方300mm处的喷嘴引入的来自产品分离系统的回炼的轻汽油馏分(馏程为30～85℃)接触反应，其余操作工况完全相同。实验的主要操作条件和结果列于表3中。

从表3的结果可以看出，采用本发明技术，实施例1较对比例1中产品分布明显改善，干气和焦炭产率分别下降了0.31个百分点和1.5个百分点，丙烯和异丁烯产率分别上升了0.30个百分点和0.30个百分点，而汽油辛烷值ron增加了0.7个单位，烯烃含量降低8.93个百分点，效果明显。

表3

表3中所述的新鲜进料指重质原料，即原料b。w％为质量百分比，w指质量，a表示绝对压力。

实施例2

采用与实施例1相似的方法进行，仅是改变了加氢处理的裂化重油馏分(原料a-2)与裂化汽油馏分(原料c)混合物的比例(a-2：c＝1：3)，以及第二提升管反应器和流化床反应器形成的组合反应器的操作条件，实验的主要操作条件和结果列于表3。

对比例2

本对比例采用与实施例2相似的装置和方法进行，所不同的是，本对比例中的加氢处理的裂化重油馏分单独引入至第二提升管反应器中进行反应而不引入汽油馏分，但是与实施例2相同的是，在与通过裂化重油馏分注入点的上方300mm处的喷嘴引入的来自产品分离系统的回炼的轻汽油馏分(馏程为30～85℃)接触反应，其余操作工况完全相同。实验的主要操作条件和结果列于表3中。

从表3的结果可以看出，采用本发明可以灵活大幅度提高丙烯和异丁烯产率，丙烯和异丁烯产率可分别达到19.50％和7.20％，同时汽油的ron可达到96。

实施例3

采用与实施例1相似的方法进行，仅是改变了加氢处理的裂化重油馏分(原料a-2)与裂化汽油馏分(原料c)混合物的比例(a-2：c＝1：2)，以及相关的操作条件，实验的主要操作条件和结果列于表3。

对比例3

本对比例采用与实施例3相似的装置和方法进行，所不同的是，本对比例中的加氢处理的裂化重油馏分单独引入至第二提升管反应器中进行反应而不引入汽油馏分，但是与实施例3相同的是，在与通过裂化重油馏分注入点的上方300mm处的喷嘴引入的来自产品分离系统的回炼的轻汽油馏分(馏程为30～85℃)接触反应，其余操作工况完全相同。实验的主要操作条件和结果列于表3中。

从表3的结果可以看出，采用本发明可以进一步提高丙烯和异丁烯产率，丙烯和异丁烯产率可分别达到23.90％和8.10％，同时汽油的ron可达到100.1，其中汽油中芳烃含量可达到80.45％，可作为芳烃抽提的原料。

实施例4

采用与实施例1相似的方法进行，不同的是，引入第二提升管反应器的加氢处理的裂化重油馏分中芳烃含量为24.5重量％(加氢处理操作单元的重时空速1.0h^-1条件下获得产物原料a-1。)，同时改变了加氢处理的裂化重油(原料a-1)与裂化汽油(原料c)混合物中的比例(a-1：c＝2：1)，以及操作条件，实验的主要操作条件和结果列于表3。

对比例4

本对比例采用与实施例4相似的装置和方法进行，所不同的是，本对比例中的加氢处理的裂化重油馏分单独引入至第二提升管反应器中进行反应而不引入汽油馏分，但是与实施例4相同的是，在与通过裂化重油馏分注入点的上方300mm处的喷嘴引入的来自产品分离系统的回炼的轻汽油馏分(馏程为30～85℃)接触反应，其余操作工况完全相同。实验的主要操作条件和结果列于表3中。

由表3可见，本发明提供的方法，重油转化能力增强，产品分布更为合理。可获得更低的干气和焦炭产率，高丙烯、丁烯产率，同时生产出低烯烃含量、高辛烷值的汽油产物。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。