0] 在本发明中，所述粘土可以为本领域常规使用的各种粘土，如高岭土和/或多水 商岭土。
[0081] 在本发明中，所述烃类催化转化方法还可以包括将所得到的催化裂化的汽油全馏 分或将其切割后的馏程在70-180°C之间（优选在80-170°C之间）的汽油馏分（富含芳烃的 汽油组分）加氢精制得到精制汽油；然后将精制汽油进行溶剂抽提，得到苯、甲苯、二甲苯的 步骤。所述加氢精制可以采用常规的方法实施，通常可以包括将所述汽油馏分与加氢催化 剂以及氢气接触，在氢分压为2. 0-15. OMPa、温度为200-400°C、氢油体积比为100-1000、体 积空速为〇. 5-51Γ1的条件下反应，饱和其中的烯烃、二烯烃和炔烃，同时脱除硫氮等杂质， 得到精制汽油。所述加氢催化剂可以是负载在氧化铝和/或无定型硅铝上的第VIB和/或 VIII族非贵金属催化剂，所述第VIB非贵金属可以选自Mo或/和W，所述第VIII族非贵金 属可以选自 Co 或 / 和 Ni (参见 CN1109495A、CN1631529A、CN1631526A、CN1632071A)。优 选地，所述加氢催化剂含有0-10重量％的添加剂、1-9重量％的至少一种第VIII族金属、 12-39重量％的至少一种第VIB族金属以及氧化铝和/或无定型硅铝载体，其中，所述添加 剂可以选自氟、磷等非金属元素和钛等金属元素。
[0082] 所述溶剂抽提可以采用常规的方法实施，例如可以包括将加氢精制得到的精制汽 油与溶剂接触，在温度为80-120°C、溶剂与精制汽油之间的体积比为2-6的条件下抽提，得 到苯、甲苯、二甲苯(参见专利CN1393507A、CN1258717A)。其中，溶剂抽提的溶剂可以选自 环丁砜、N-甲基吡咯烷酮、二乙二醇醚、三乙二醇醚、四乙二醇、二甲基亚砜和N-甲酰基吗 啉醚中的一种或多种，溶剂回收后可循环使用。抽余油即非芳烃可以作为蒸汽裂解原料，也 可以引入催化裂化反应器进行裂化反应例如可以引入第一反应器、第二反应器、第三反应 器进行裂化反应，还可以用于调和汽油。
[0083] 本发明提供的所述多产低碳烯烃和轻芳烃的烃类催化转化方法可以在图1所示 的催化裂化装置中实施，具体地，该催化裂化装置包括第一提升管反应器1 (即第一反应 器)、第二提升管反应器2 (即第二反应器)和流化床反应器3 (即第三反应器)，所述第一提升 管反应器1与所述第二提升管反应器2并列排布，所述第二提升管反应器2位于所述流化 床反应器3的下方，所述流化床反应器3出口的正上方设置有集气罩33。在这种情况下，可 以避免第一反应器中的积炭催化剂进入第三反应器中，这样有利于提高丙烯产率和降低干 气产率；而且，通过在第三反应器的正上方设置集气罩，可快速将反应油气和催化剂分离， 并快速引出反应器，从而大幅减少反应油气停留时间，避免生成的目标产物（即低碳烯烃和 轻芳烃）进一步消耗，同时可以明显降低干气产率。
[0084] 在优选情况下，如图1所示，实施本发明的方法的催化裂化装置包括：第一提升管 反应器1、第二提升管反应器2、流化床反应器3、沉降器4和汽提器5,所述汽提器5位于所 述流化床反应器3的下方，第二提升管反应器2的出口 25和所述流化床反应器3的下部任 意位置连通，且所述流化床反应器3与沉降器4的器壁之间设有挡板31(或称为流化床反应 器3的器壁)，流化床反应器3的顶部设有防撞挡板32,在防撞挡板32上部设有集气罩33。 集气罩33的油气出口与所述沉降器4内的气固分离设备41的入口连通。集气罩33底部 通过通道34与汽提器5连通。更优选地，汽提器5与流化床反应器3同轴，并位于流化床 反应器3的下方，其中，第一提升管反应器1和第二提升管反应器2均选自等直径的圆管、 锥台形筒体或1-6段直径不同的直筒体通过变径段连接而成的组合体的至少一种；所述流 化床反应器3选自等直径的筒体、锥台形筒体或1-6段直径不同的直筒体通过变径段连接 而成的组合体的至少一种。
[0085] 所述催化裂化装置还可以包括再生器6,汽提后的积炭催化剂，通过催化剂输送通 路52在待生催化剂流量控制阀53的控制下输送至再生器6 ;再生的裂化催化剂可以通过 输送管11在再生催化剂流量控制阀12的控制下输送至第一提升管反应器1，也可以通过输 送管21在再生催化剂流量控制阀22的控制下输送至第一提升管反应器2,以对再生的裂化 催化剂进行循环利用。
[0086] 以下结合图1对本发明提供的所述多产低碳烯烃和轻芳烃的烃类催化转化方法 进行进一步说明，但并不因此限制本发明。
[0087] 图1中示出了实施本发明方法的催化裂化装置的一种【具体实施方式】，虽然该示意 图为简化流程，但这并不影响本领域技术人员对本发明的理解。具体地，该催化裂化装置包 括提升管反应器1 (第一反应器)、提升管反应器2 (第二反应器)、流化床反应器3 (第三反 应器)、沉降器4、汽提器5和再生器6,沉降器4、汽提器5、提升管反应器2和流化床反应器 3同轴，其中汽提器5位于流化床反应器3的下方，提升管反应器2的出口和流化床反应器 3的底部任意位置连通，流化床反应器3还设有挡板31 (流化床反应器3的环形器壁)，流 化床反应器3的反应床层在挡板31内。流化床反应器3的上部设有防撞挡板32,流化床反 应器3防撞挡板上部设有集气罩33,集气罩33上部设有升气管35,与快速分离器41的入 口连通，集气罩33底部通过通道34与汽提器5连通。
[0088] 重质烃油原料预热至180-340°C后，与水蒸气一起通过喷嘴13喷入提升管反应器 1,在温度为 460-550°C(优选为 480-540°C)、绝压为 0· 15-0. 30MPa(优选为 0· 18-0. 28MPa)、 催化剂与重质烃油原料的重量比为4-15、油气停留时间为0. l-5s(优选为l-4s)的条件下， 与由来自管线11的热的再生裂化催化剂接触并反应。反应物流和催化剂通过快分装置43 和单级旋风分离器44分离，分离的积炭催化剂进入汽提器5,分离得到的反应油气物流引 入分馏装置。
[0089] 来自本发明分馏装置的轻质烃类原料在580_680°C、反应区绝压为0. 15-0. 30MPa、 剂油重量比为15-80、油气停留时间为0. l-3s的条件下在提升管反应器2的下部与裂化催 化剂接触并反应。来自本发明分馏装置的中质烃类原料在经过加氢处理后，在550-650°C、 反应区绝压为0. 15-0. 30MPa、剂油重量比为15-70、油气停留时间为0. l-3s的条件下在提 升管反应器2的上部与裂化催化剂接触并反应。反应油气和催化剂直接进入流化床反应器 3的底部，在流化床反应器3中继续反应。为了提高低碳烯烃特别是丙烯的产率、以及轻芳 烃的产率，本发明优选，将分馏装置得到的富含烯烃的C4烃类、轻汽油组分(终馏点不超过 85°C，优选为70-85°C)，在反应温度为20-90°C、绝压为0. 2-lMPa、氢气和烯烃的摩尔比为 1-5 :1的条件下，在含镍催化剂上经过选择性加氢反应将二烯烃和炔烃转化为烯烃后，通 过喷嘴23喷入提升管反应器2底部，与来自管线21的热的再生裂化催化剂接触并反应。喷 嘴23的位置位于提升管反应器2的预提升段的上方。本发明还优选，将分馏装置得到的中 质烃类原料在反应温度为300-450°C、氢分压为2-10MPa、体积空速为0. 3-211'氢油体积比 为120-1000的条件下进行加氢处理，将其中的双环芳烃和三环芳烃饱和，加氢处理后的中 质烃类原料通过喷嘴24喷入提升管反应器2的中部，与裂化催化剂接触并反应。喷嘴24的 位置设置在提升管反应器2的中部，喷嘴23与喷嘴24之间的距离为提升管反应器的总高 度的30-60%。来自提升管反应器2的反应物流和催化剂不经分离，直接进入流化床反应器 3,在温度为 480-600°C(优选为 500-590°C)、绝压为 0· 15-0. 30MPa(优选为 0· 18-0. 28MPa)、 重时空速为〇. 2-301^ (优选为0. 5-201^)的条件下反应。在流化床反应器3内反应后，油 气和催化剂经过流化床反应器3的出口，在防撞板32的作用下，大部分催化剂落入集气罩 33的底部，进入汽提器5。而携带部分催化剂的油气通过集气罩33上方的生气管35进入 快速分离器41和单级旋风分离器42,催化剂与油气分离，催化剂进入汽提器5分离掉催化 剂的油气进入分馏装置。在分馏装置得到气体(包括二氧化碳、一氧化碳、干气和液化气)、 轻汽油、富含轻芳烃重汽油、柴油和重油。气体产品通过本领域技术人员熟知的分离技术， 得到丙烯等低碳烯烃。待生催化剂在汽提器5 (其中设置有挡板51)中汽提出吸附的烃类 产物，由管线52送至再生器6进行再生，再生后热的再生裂化催化剂返回到提升管反应器 重复使用。
[0090] 下面的实施例将对本方法予以进一步的说明，但并不因此限制本方法。试验是在 中型试验装置上进行，其流程如图1所示，其中提升管反应器1的内径(直径)是18毫米，高 度6米，提升管反应器2的内径(直径)是12毫米，高度5米，流化床反应器3出口处的内径 64毫米，高度0. 2米?0. 5米，沉降器内径300毫米。
[0091] 实施例1
[0092] 本实施例中使用的裂化催化剂为：以裂化催化剂的总重量为基准，所用裂化催化 剂含有10重量％的β沸石、20重量％的ZSM-5沸石(硅铝比为40)、45重量％的高岭土和 25重量％的氧化铝粘结剂，其中，β沸石中含以元素计1重量％的铁和1. 5重量％的磷。 裂化催化剂于800°C、100 %水蒸汽气氛下老化10小时，装置中催化剂的装量(系统催化剂 藏量）为60千克。
[0093] 将重质烃油原料(其性质如表1所示)引入提升管反应器1，与来自再生器6的热催 化剂接触反应后，反应油气与催化剂分离，反应油气离开反应器引入分馏装置，分离得到的 积炭催化剂引入汽提器5,经过汽提后输送到再生器6进行再生，反应油气引入分馏系统；