一种分级分区转化催化裂化循环油的方法及装置的制造方法
【专利摘要】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。所述装置包括沉降器(1)、再生器(2)、提升管反应器(3)、催化加氢装置(4)和分馏装置(5)，再生器设置在沉降器底部，提升管反应器顶部的油气出口(31)与沉降器连接，提升管反应器底部通过斜管(6)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；提升管反应器由上至下分别设置原料油反应区(32)和循环油反应区(33)，在原料油反应区和循环油反应区连接区域设置原料油入口(34)，在循环油反应区底部设置循环油入口(35)，并与催化加氢装置的循环油出口(41)连接。
【专利说明】
一种分级分区转化催化裂化循环油的方法及装置
技术领域
[0001] 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】
[0002] 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。
[0003] 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。
[0004] 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CN20 1 1 10325356、 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。
[0005] -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LCO Unicracking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 耗尚的缺点。
[0006] 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。
[0007] 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。
[0008] 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。
[0009] 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。
[0010] 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。
[0011]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。
【发明内容】
[0012] 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。
[0013] 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。
[0014]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、提升管反应器3、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，提升管反应器顶部的油气出口 31与沉降器连接，提升管反应器 底部通过斜管6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；提 升管反应器由上至下分别设置原料油反应区32和循环油反应区33,在原料油反应区和循环 油反应区连接区域设置原料油入口 34,在循环油反应区底部设置循环油入口 35,并与催化 加氢装置的循环油出口 41连接。
[0015]本发明在重油催化裂化装置提升管反应器底部设置一个循环油反应区，与上部提 升管反应器串联，形成催化裂化装置的反应系统。
[0016] 重质原料油进入提升管反应器的位置位于循环油裂化反应区上部，与从循环油裂 化反应区上行的催化剂、油气接触进行催化裂化反应。
[0017] 其中可以理解的是，所述的在原料油反应区和循环油反应区连接区域设置原料油 入口 34，其中的原料油入口设置位置无需过于精确，大致是在原料油反应区和循环油反应 区连接区域即可，譬如可以设置在原料油反应区和循环油反应区的连接处，甚至可以是循 环油反应区的靠近原料油反应区和循环油反应区连接处的位置;而根据本发明一些具体实 施方案，所述原料油入口是设置在原料油反应区底部，即原料油反应区靠近原料油反应区 和循环油反应区连接处的位置。
[0018] 根据本发明一些具体实施方案，其中，循环油反应区33的长度占循环油反应区33 和原料油反应区32总长度的1/4-1/10。
[0019] 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。
[0020] 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。
[0021] 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。
[0022]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。
[0023]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。
[0024]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。
[0025]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。
[0026]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。
[0027]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。
[0028]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。
[0029] 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。
[0030] 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催化裂化反应后，得到的反应 油气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初步催化裂 化反应，反应混合物再与重质原料油混合后在前面所述的提升管反应器中进行催化裂化反 应。
[0031] 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1-5 %，钼1-5 %，镍 5-20% ;余量为氧化铝和氧化硅的载体。
[0032] 根据本发明一些具体实施方案，其中，进行初步催化裂化反应的循环油与重质原 料油重量比为0.1-0.35:1。
[0033] 本发明通过大量实验发现，将循环油与重质原料油比例控制在这个范围有利于控 制催化裂化转化率，使催化裂化中难转化的分子结构(芳烃)尽量进入加氢装置饱和改质后 再回到催化裂化转化，从而提高了轻质油收率。
[0034] 根据本发明另一些具体实施方案，其中，进行初步催化裂化反应的循环油与重质 原料油重量比为0.3:1。
[0035] 根据本发明一些具体实施方案，其中，所述催化裂化反应条件为:反应温度470~ 550°C，剂油比5~9,反应时间1.5~3.5s，原料预热温度150~300°C，水油比为0.03~0.10。
[0036] 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. OMPa、反应温度300~400°C、氢油体积比300~1000v/v、体积空速0.5~3. Oh一1。
[0037] 根据本发明一些具体实施方案，其中，所述初步催化裂化反应条件为：反应温度 540~600°C，剂油比10~20，反应时间0.1~0.6s，水油比为0.01~0.06。
[0038] 根据本发明一些具体实施方案，其中，所述初步催化裂化反应条件还包括:原料预 热温度150~350°C。
[0039] 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%。
[0040] 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。
[0041 ]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 送入提升管反应器中在催化剂存在条件下进行反应，反应混合物在沉降器中分离，催化剂 沉降至再生器中进行再生，并通过再生器底部设置的斜管回到提升管反应器中，油气由沉 降器顶部进入分馏装置中，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 进行催化加氢反应，得到的循环油被输送回提升管反应器，并由循环油入口进入循环油反 应区，与再生器再生后得到的催化剂混合后进行初步催化裂化反应，反应混合物再进入到 原料油反应区，与经原料油入口进来的重质原料油混合后进行催化裂化反应。
[0042] 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。
[0043] 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。
[0044]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。
[0045] 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。
[0046] 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。
[0047]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。
[0048]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：
[0049] 通过在提升管下部分别设置循环油裂化反应区、重质原料裂化反应区，以避免转 化性能差异大的原料在反应器中相互干扰;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】
[0050] 图1为实施例1的装置的不意图；
[0051] 图2为实施例1的分馏装置的示意图。
【具体实施方式】
[0052]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。
[0053] 实施例1
[0054] 本发明的装置和流程可见图1、图2，简述如下:在重油催化裂化装置提升管反应器 3底部设置一个循环油反应区33,与上部的原料油反应区32串联，循环油反应区33的长度占 循环油反应区33和原料油反应区32总长度的3/20,形成催化裂化装置的反应系统。重质原 料油进入反应系统的原料油反应区32的下部，与从循环油反应区33上行的催化剂接触进行 催化裂化反应，提升管反应区的工艺条件为:反应温度500°C，剂油比6.5，反应时间3. Os，原 料预热温度240°C，水油比为0.06。
[0055] 在循环油反应区33和原料油反应区32生成的油气与催化剂一起通过设置在沉降 器1内的提升管出口高效气固快速分离装置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;再生催化剂再返回反应系统的循环油反应区33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。
[0056] 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8.010^、反应温度360°(：、氢油体积比60(^八、体积空速1.21^。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12.33%。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 返回提升管反应器下部的循环油反应区33，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原料油反应区32,再与重质原料油接触反应。循环 油反应区33的工艺条件为：反应温度550°C，剂油比20,反应时间0.2s，水油比为0.01，原料 预热温度260°C。其中，进行初步催化裂化反应的循环油与重质原料油重量比为0.3:1。
[0057] 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。
[0058] 某一重质原油油及其催化循环油(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返回催化裂化装置反应系统下部的催化循 环油裂化反应区进行反应，随后反应油气与催化剂向上流动进入提升管反应区，与重质原 油油进一步在提升管反应器反应。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 〇
[0059] 表1重质原料油和催化循环油性质
L〇〇66」表4主要工艺条件
【主权项】
1. 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)、提升管反应器(3)、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， 提升管反应器顶部的油气出口（31)与沉降器连接，提升管反应器底部通过斜管(6)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；提升管反应器由上至下 分别设置原料油反应区（32)和循环油反应区（33)，在原料油反应区和循环油反应区连接区 域设置原料油入口（34)，在循环油反应区底部设置循环油入口（35)，并与催化加氢装置的 循环油出口（41)连接;优选循环油反应区（33)的长度占循环油反应区（33)和原料油反应区 (32)总长度的 1/4-1/10。2. 根据权利要求1所述的装置，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。3. 根据权利要求2所述的装置，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。4. 根据权利要求2所述的装置，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);其中优选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。5. 根据权利要求2所述的装置，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。6. 根据权利要求2所述的装置，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);其中优选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。7. 根据权利要求1所述的装置，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。8. -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初步催化裂化反应，反应混 合物再与重质原料油混合后在前面所述的提升管反应器中进行催化裂化反应，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； 其中优选进行初步催化裂化反应的循环油与重质原料油重量比为〇. 1-0.35:1;更优选 为 0.3:1; 优选所述催化裂化反应条件为：反应温度470~550°C，剂油比5~9,反应时间1.5~ 3.5s，原料预热温度150~300°C，水油比为0.03~0.10; 优选所述催化加氢反应条件为:在氢分压6.0~12. OMPa、反应温度300~400 °C、氢油体 积比300~1000v/v、体积空速0 · 5~3 · Oh-1; 优选所述初步催化裂化反应条件为：反应温度540~600°C，剂油比10~20，反应时间 0.1~0.6s，水油比为0.01~0.06;更优选原料预热温度150~350°C ; 优选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%。9. 根据权利要求8所述的方法，其中，所述方法是使用权利要求1~7任意一项所述的装 置进行;优选所述方法包括，将重质原料油由原料油入口（34)送入提升管反应器(3)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斜管(6)回到提升管反应器中，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回提升管反应器，并由循环油入口（35)进入循环油反应区 (33)，与再生器再生后得到的催化剂混合后进行初步催化裂化反应，反应混合物再进入到 原料油(32)反应区，与经原料油入口（34)进来的重质原料油混合后进行催化裂化反应。10. 根据权利要求9所述的方法，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； 优选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； 优选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。
【文档编号】C10G67/00GK105861045SQ201610280039
【公开日】2016年8月17日
【申请日】2016年4月29日
【发明人】王刚, 常瑞峰, 孙国峰, 潘磊
【申请人】中国石油大学(北京), 河北鑫鹏化工有限公司