利用双区耦合及催化剂串联的重油催化裂化方法和装置

摘要

本发明提供了一种利用双区耦合及催化剂串联工艺实现重油催化裂化的方法及装置，属于石油加工技术领域。针对重油催化裂化原料反应特性存在的差异，将其按残炭值分为优质催化原料和劣质催化原料，然后分别进入催化裂化反应系统中不同反应区内进行催化裂化反应。对于优质催化原料利用常规提升管反应器，对于劣质催化原料利用湍动床或快速床加输送床组合反应器，并采用催化剂串联工艺，使两部分原料在不同结构反应器提供的各自独立反应区内，采用各自优化的反应条件，并通过增设催化剂冷却器来降低剂油接触温差、实现大剂油比，改善了劣质原料反应区催化剂结焦严重、失活快，后部活性低的问题，并显著提高了轻质油收率及整体液收率。

权利要求

1.一种利用双区耦合及催化剂串联的重油催化裂化方法，该方法包括：

将重油原料分为优质催化原料和劣质催化原料，其中，所述优质催化原料的残炭值小于2.0wt%，所述劣质催化原料的残炭值大于2.0wt%；

在再生器旁设置提升管反应器作为优质催化原料的反应区，使优质催化原料与来自再生器的再生催化剂在该提升管反应器中接触，并发生催化裂化反应，反应后的油气与催化剂分离后引出反应系统，分离后的催化剂经再生器烧焦再生而循环使用；其中，优质催化原料的反应条件为：反应温度460～520℃，剂油比5～11，反应时间2.0～3.0秒，且原料预热温度100～300℃；

在再生器旁另设置湍动床或快速床加输送床组合反应器作为劣质催化原料的反应区，所述湍动床或快速床被扩径设置在该整个组合反应器的下部，来自再生器的再生催化剂分成二股分别从所述组合反应器的湍动床或快速床底部和上部引入该组合反应器，使劣质催化原料在提升气体作用下向上流动的同时先与快速床底部引入的再生催化剂接触，并使该原料与再生催化剂共同上升与另一股再生催化剂在湍动床或快速床上部接触，完成催化裂化反应，反应后的油气与催化剂分离后引出反应系统，分离后的催化剂经再生器烧焦再生而循环使用；其中，劣质催化原料的反应条件为：原料预热温度150～300℃，组合反应器出口温度450～550℃；在湍动床或快速床中，反应时间2.0～10.0秒，床层线速0.5～4.5m/秒，剂油比6～10；在输送床中，反应时间1.0～2.0秒，剂油比8～12，油气线速8～12m/秒，且在输送床的反应中剂油比大于在快速床反应。

2.根据权利要求1所述的利用双区耦合及催化剂串联的重油催化裂化方法，其中，设置至少一个再生催化剂冷却器，对来自再生器的再生催化剂的温度按照下述方法中至少一种处理：再生催化剂先被冷却到580-670℃再进入提升管反应器；

使引入湍动床或快速床加输送床组合反应器的二股再生催化剂中至少一股先被冷却到600-670℃再进入所述组合反应器。

3.根据权利要求1所述的利用双区耦合及催化剂串联的重油催化裂化方法，其中，对于湍动床或快速床加输送床组合反应器，所述湍动床或快速床的高度为该组合反应器总高度的5～30%。

4.根据权利要求1-3任一项所述的利用双区耦合及催化剂串联的重油催化裂化方法，其中，对于劣质催化原料的反应区，在所述湍动床或快速床加输送床组合反应器中湍动床或快速床的中部或上部注入急冷剂，以控制该反应区内的反应温度，所述急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油、污油或其任意混合物，注入量为劣质催化原料量的1～10wt%。

5.根据权利要求1-3任一项所述的利用双区耦合及催化剂串联的重油催化裂化方法，其中，来自优质催化原料反应区的物料与来自劣质催化原料反应区的物料分别利用油气分离机构实现反应油气与催化剂的分离；或者使所述来自二个反应区的物料在汇合后利用一个油气分离机构实现反应油气与催化剂的分离。

6.一种用于实施权利要求1-5任一项所述利用双区耦合及催化剂串联的重油催化裂化方法的装置，该装置至少包括催化剂再生器、沉降器、提升管反应器和湍动床或快速床加输送床组合反应器，所述湍动床或快速床被扩径设置在组合反应器的下部，所述催化剂再生器至少设置三个催化剂输送管，分别与提升管反应器底部、湍动床或快速床加输送床反应器中的湍动床或快速床底部和上部连通，且各催化剂输送管中均设置用于控制再生催化剂流量的滑阀；提升管反应器和湍动床或快速床加输送床组合反应器的出口端均与沉降器中的油气分离器连通。

7.根据权利要求6所述的装置，其中，该装置还包括至少一个再生催化剂冷却器，其设置方式至少包括下述之一：

该再生催化剂冷却器串接于催化剂再生器与提升管反应器之间的催化剂输送管中，并位于滑阀与催化剂再生器之间；

该再生催化剂冷却器串接于催化剂再生器与湍动床或快速床加输送床组合反应器之间的至少一个所述催化剂输送管中，并位于滑阀与催化剂再生器之间。

8.根据权利要求6所述的装置，其中，该装置还设置一个再生催化剂冷却器，其与催化剂再生器通过至少一个催化剂输送管连通，并同时通过所述催化剂输送管与提升管反应器底部连通，以及与湍动床或快速床加输送床组合反应器的快速床底部和/或上部连通。

9.根据权利要求6-8任一项所述的装置，其中，提升管反应器和湍动床或快速床加输送床组合反应器的出口端分别与一油气分离器连通，或者，提升管反应器和湍动床或快速床加输送床组合反应器的出口端相连通后连通到同一个油气分离器中。

说明书

利用双区耦合及催化剂串联的重油催化裂化方法和装置

技术领域

[0001] 本发明涉及一种提高重油催化裂化反应转化效率，特别是轻质油收率及液收率的生产工艺，尤其提供了一种利用双区耦合及催化剂串联工艺实现重油催化裂化的方法及装置，本发明属于石油加工技术领域。

背景技术

[0002] 催化裂化工艺是重质油轻质化的主要手段，是液化石油气、汽油、柴油等轻质油品的重要生产过程。传统的催化裂化原料主要是减压馏分油，由于对轻质油需求的不断增长以及原油价格的提高，利用催化裂化技术加工重质原料油，如常压重油、减压渣油及脱沥青残渣油以提高经济效益已经成为炼油企业的重要选择。

[0003] 目前，对于重质原料油的加工，除了残炭值和重金属含量(尤其是钒含量)特别低的石蜡基减压油(例如大庆减压渣油)可以直接进入催化裂化装置加工以外(可参见：“大庆减压渣油催化裂化技术”，吴秀章，杨宝康，《石油炼制与化工》，2001，32(8)：6-10；“燕化减压渣油催化裂化装置再生系统改造的几项关键技术措施”，宋以常，凌逸群，梁凤印，《石油炼制与化工》，2002，33(5)：20-23)，绝大部分的渣油都是部分掺入减压馏分油中而进入催化裂化装置加工，而掺入的比例受到渣油中残炭值、重金属及氢含量的严格限制，这也严重限制了利用催化裂化装置直接加工渣油的能力。

[0004] 近年来，催化裂化原料重质化日趋严重，其密度、残炭值和胶质、沥青质含量逐渐增高，结果是反应过程中干气和焦炭产率上升，目的产品收率和质量下降。为了强化重油催化裂化反应过程，一些新型或改良的重油催化裂化技术脱颖而出。例如，中国发明专利ZL 00134054.9，其中针对重油催化裂化提升管反应器中催化剂在反应后半程严重失活、油气在反应器中停留时间过长的弊端，提出了采用两段提升管反应器的催化裂化工艺技术。该工艺用两段提升管反应器取代原来的单一提升管反应器，在系统中构成两路催化剂的循环：新鲜原料进入第一段提升管反应器与再生催化剂接触反应，循环油进入第二段提升管反应器与再生催化剂接触反应。通过控制两段提升管不同的操作条件，实现了催化剂接力、分段反应，以及短反应时间和大剂油比的操作，该专利技术在一定程度上可以控制反应器中不希望的过裂化反应和热裂化反应，达到改善产品分布、提高产品质量的目的。但是，按照该技术实施中，忽略了重质原料油中各组分性质差别大、反应步调不一致的特性，由于采用短反应时间，即使在剂油比提高的反应环境中，一部分重组分依然转化不充分，从而造成该技术用于加工性质差的原料时，催化裂化装置的焦炭产率高、沉降器结焦严重的问题，工业化生产的可操作性被打折扣。

[0005] 此外，为了适应重油原料沸点高、残炭值高和重金属含量高的特点，国内外业内人士从优化原料雾化、再生器内外取热、提升管出口快速分离、重金属钝化及催化剂预提升等方面相继开发了一系列重油催化裂化成套技术，例如Kellogg的HOC工艺(“重质石油烃利用技术-重质烃气化-裂解集成工艺的模拟研究”.温浩，许志宏，王韶锋，赵月红。《过程工程学报》，2008，8(4)：682-689)、UOP的RCC工艺(USP 4332673)、中国专利ZL95210840.2中洛阳石化工程公司提出的ROCC-V工艺等，这些研究结果和专利技术大都是通过优化反应-再生装备及催化剂达到强化重油催化裂化反应过程的目的，虽然都取得了较好的效果，但是这些技术都是将各种重油原料作为一个“整体”来进料，仍然没有充分考虑宽沸程的重油原料中不同组分裂化性能存在较大的差异。

[0006] 对于重油催化裂化过程，原料的化学组成是其反应性能的决定性因素，而重油催化裂化原料的化学组成随其流程范围变化而变化。一种含有大量催化裂化装置易于处理组分的馏分，对于来自不同的产地和基属的原料，馏程范围会存在差异，但是绝大多数这样的组分存在于小于500℃的馏分中(不同原料的馏程会有差异)。这部分馏分中氢含量高，含有大量的饱和物馏分和芳香物馏分，残炭值低于2.0wt％，这些都是在催化裂化反应条件下易于转化的组分，因此，这部分馏分可以称为“优质催化原料”；而重油中还会有另外一种馏分，含有大量的多环芳烃乃至稠环芳烃、重金属和胶质、沥青质，这部分馏分绝大多数存在于大于＞500℃的催化裂化原料馏分中，残炭值远高于2.0wt％，由于这部分馏分在常规重油催化裂化反应条件下难以转化，因此这部分馏分可以称为“劣质催化原料”。对于优质或劣质催化原料来讲，馏程范围及化学结构和组成的较大差异决定了它们反应性能存在较大差异。然而，目前多数的工业化重油催化裂化技术并没有对其进料的馏分组成及其反应性能进行区分，都是使原料以混合组分形式一起进入催化裂化装置，并在同一个反应器内和控制相同工艺条件进行催化裂化的转化，尽管在催化剂改良以及催化裂化条件的改善上有不断的研究，但迄今为止并没有根据优质与劣质催化原料两者的反应性能差异分别采取优化措施的相关技术研究和报道，所以说，目前的针对重油原料的催化裂化工艺造成了原料性质与反应环境之间的不匹配，影响了重油催化裂化反应过程的转化效率。

[0007] 另一方面，提升管反应器与催化剂再生器的结合是实现催化裂化反应的基本装置，当高残炭值、高金属含量的劣质原料部分进入单独的反应器后，使提升管反应中的生焦量显著增加，导致催化剂活性下降幅度也加大，从而造成劣质料反应器后续反应活性很低，选择性很差，严重影响产品的收率和转化率。这种现象对于常规提升管反应器其实也较为显著，已经有研究发现，这样仅使用常规的提升管反应器，催化剂的平均微反活性只有再生剂的40％左右，提升管内的后续反应活性低，选择性差(“传统催化裂化提升管反应器的弊端与两段提升管催化裂化”.杨朝合，山红红，张建芳，马安.《中国石油大学学报(自然科学版)》，2007，31(1)：127-131)。因此提高劣质原料反应器内后部的平均反应活性，对于提高劣质原料反应深度，提高目的产物的选择性具有重要意义。

发明内容

[0008] 本发明所解决的主要技术问题在于，针对目前炼厂催化裂化原料日益劣质化问题，提供一种利用双区耦合及催化剂串联的重油催化裂化方法，针对重油催化裂化原料存在反应特性的差异，按馏程进行分级，然后在各自反应区内，分别设定不同的催化裂化反应条件，显著提高轻质油收率及液收率，尤其是提高了劣质原料的转化效率。

[0009] 本发明提供了一种利用双区耦合及催化剂串联的重油催化裂化方法，该方法包括：

[0010] 将重油原料分为优质催化原料和劣质催化原料，其中，所述优质催化原料的残炭值小于2.0wt％，所述劣质催化原料的残炭值大于2.0wt％；

[0011] 在再生器旁设置提升管反应器作为优质催化原料的反应区，使优质催化原料与来自再生器的再生催化剂在该提升管反应器中接触，并发生催化裂化反应，反应后的油气与催化剂分离后引出反应系统，分离后的催化剂经再生器烧焦再生而循环使用；

[0012] 在再生器旁另设置湍动床或湍动床或快速床加输送床组合反应器作为劣质催化原料的反应区，来自再生器的再生催化剂分成二股分别从所述湍动床或湍动床或快速床加输送床组合反应器的快速床底部和上部引入该组合反应器，使劣质催化原料在提升气体作用下向上流动的同时先快速床底部引入的再生催化剂接触，并使该原料与再生催化剂共同上升与另一股再生催化剂在快速床上部接触，完成催化裂化反应，反应后的油气与催化剂分离后引出反应系统，分离后的催化剂经再生器烧焦再生而循环使用。

[0013] 本发明提供的利用双区耦合及催化剂串联的重油催化裂化方法，与目前工业应用的催化裂化技术相比，特征在于针对重油催化裂化原料存在反应特性的差异，先对原料按馏程进行分级，然后分别进入催化裂化反应系统中不同反应区内进行转化，即，在一个催化裂化反应系统中耦合二个独立的反应区，分别对分级后的优质催化原料(轻原料油)和劣质催化原料(重原料油)设定可行的反应条件。

[0014] 本发明提供的利用双区耦合及催化剂串联的重油催化裂化方法，是先对原料按其残炭值进行分级，然后分别对分级后的优质催化原料和劣质催化原料设置不同的反应区，分别设定各自优选的反应条件。本发明所定义的“优质催化原料”和“劣质催化原料”，是指炼厂通过蒸馏或溶剂萃取方法，将通常做为催化裂化进料的沸程大于350℃的重油分离而得到的性质、组成截然不同的两部分，对于馏程较低、残炭值小于2.0wt％的部分，做为“优质催化原料”，对于馏程范围较高、残炭值大于2.0wt％的部分，做为“劣质催化原料”。

[0015] 炼厂的进料中，最具代表性的“优质催化原料”就是沸点范围在350～500℃的减压蜡油，其残炭值远小于2.0wt％，如大庆原油的减压蜡油残炭值为0.12wt％，辽河原油的减压蜡油的残炭值为0.75wt％；最具代表性的“劣质催化原料”就是沸点范围大于500℃的减压渣油，其残炭值远高于2.0wt％，如大庆原油减压渣油的残炭值为9.0wt％，辽河原油的减压渣油的残炭值为17.5wt％。

[0016] 诚然，在不同的常减压装置中，随着操作条件的不同，减压蜡油拔出深度也不同，减压蜡油和减压渣油的切割点将在500～600℃之间变化。如果控制减压蜡油的残炭值在2.0wt％以下，这一切割点越高，优质催化原料的量就会越大，越有利于提高重油催化裂化过程的轻质油收率和液收率。这正是本发明提供的重油分级分区催化裂化方法将重油原料根据反应特性的差异，按其残炭值进行分级的内涵。本发明是通过对原料油的馏分切割提供优质和劣质催化原料，划分的依据是馏分的残炭值，理论上讲，残炭值恰在2.0wt％的情况应该很少，此时馏分的划分结果可以根据具体情况决定，但从工业生产上综合考虑，残炭值为2.0wt％的馏分属于优质催化原料。

[0017] 优质催化原料具有氢含量高，含有大量的饱和馏分和芳香馏分，在催化裂化反应条件下易于转化的特点，本发明采用常规的提升管反应器作为这部分原料的反应区，而优质催化原料的反应条件优选为：反应温度460～520℃，剂油比5～11(催化剂与原料油的重量比)，反应时间2.0～3.0秒，原料预热温度100～300℃。

[0018] 劣质催化原料则具有含有大量的多环芳烃、稠环芳烃、重金属和胶质沥青质，且其中含有的多环烃类或非烃类化合物吸附能力强而反应速率慢的特点，本发明采用了湍动床或快速床加输送床组合反应器作为这部分原料的反应区，通过设置扩径段形成的湍动床或快速床达到延长油气停留时间的效果，并且利于增加催化剂床层密度以提高油气与催化剂的接触几率，此外针对劣质催化原料反应区催化剂失活快，后部活性低的特点，再在该组合反应器的湍动床或快速床上部(可以是与输送床连接处附近)引入一部分再生催化剂，即，通过催化剂串联的方式提高催化剂的平均活性。本发明方法中，劣质催化原料的反应条件优选可以为：原料预热温度150～300℃，组合反应器出口温度450～550℃；在湍动床或快速床中，反应时间2.0～10.0秒，床层线速0.5～4.5m/秒，剂油比6～10；在输送床中，反应时间1.0～2.0秒，剂油比8～12，油气线速8～12m/秒，且在输送床的反应中剂油比大于在快速床反应。在实际生产中，根据优劣二种原料的具体分割点设定，建议控制劣质催化原料的反应时间长于优质催化原料的反应时间。

[0019] 可以看到，按照本发明的工艺方法，不同性质的原料油可以在各自适合的催化裂化环境和能量参数控制下实现转化。特别是针对劣质原料反应区催化剂失活快，后部活性低的问题，利用组合反应器，使反应区前部为湍动床或快速床(控制气速实现)，并通过采用催化剂串联的方式，在反应过程中对重原料油反应体系适时补充催化剂，提高了反应区后部催化剂的平均活性(提高了剂油比)，有利于克服劣质原料组分按照统一的反应条件(在常规提升管反应器内)容易反应深度不足，而轻质原料组分容易过度热裂化的问题，同时也有效避免了现有技术将原料油一起处理，在常规催化裂化提升管反应器内劣质原料与优质原料间发生恶性吸附竞争及对反应产生阻滞作用的问题，显著提高轻质油收率及液收率，可在一定程度上解决炼厂催化裂化原料日益劣质化问题。

[0020] 根据本发明的方法，使进入提升管反应器和/湍动床或快速床加输送床组合反应器的再生催化剂温度可以为680～710℃。

[0021] 来自催化剂再生系统的再生催化剂可以直接被送入提升管反应器和湍动床或快速床加输送床组合反应器，对各反应区的原料油实施催化裂化。为利于控制反应温度及提高反应体系的剂油比，优选是在本发明催化裂化反应系统中设置至少一个再生催化剂冷却器，对来自再生器的再生催化剂的先按照下述方法中至少一种处理到设定温度：

[0022] 再生催化剂先被冷却到580-670℃再进入提升管反应器；

[0023] 使引入湍动床或快速床加输送床组合反应器的二股再生催化剂中至少一股先被冷却到600-670℃再进入所述组合反应器。

[0024] 本发明所采用的湍动床或快速床加输送床组合反应器中，所述湍动床或快速床被扩径设置在整个组合反应器的下部，优选其高度为该组合反应器总高度的5～30％。通过控制气速成为湍动床或快速床。

[0025] 根据本发明提供的利用双区耦合及催化剂串联的重油催化裂化方法，对于劣质催化原料反应区的催化裂化，优选从所述湍动床或快速床加输送床组合反应器中快速床的中部或上部注入急冷剂，以控制该反应区内的反应温度，且所述急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油、污油或其任意混合物等，注入量为劣质催化原料量的1～10wt％。

[0026] 本发明提供了一种利用双区耦合实现重油催化裂化的方法，来自优质催化原料反应区的物料与来自劣质催化原料反应区的催化裂化物料可以分别利用油气分离系统实现反应油气与催化剂的分离；或者，使所述来自二个反应区的催化裂化物料在汇合后利用一个油气分离机构实现反应油气与催化剂的分离。

[0027] 残炭值高和组分馏程高(通常要高于620℃)是重质油的特点，本发明所定义的“优质催化原料”和“劣质催化原料”，是指对重油切割而得到的二个馏分产物，前面已经说明，对于优质催化原料，要求控制其残炭值小于2wt％(或不大于2wt％)；对于劣质的催化原料，则确定其残炭值大于2wt％。

[0028] 本发明进一步提供了实施上述双区耦合及催化剂串联的催化裂化方法的装置，该装置至少包括催化剂再生器、沉降器、提升管反应器和湍动床或快速床加输送床组合反应器等，所述催化剂再生器至少设置三个催化剂输送管，分别与提升管反应器底部、湍动床或快速床加输送床组合反应器中湍动床或快速床底部和上部连通，且各催化剂输送管中均设置用于控制再生催化剂流量的滑阀；提升管反应器和湍动床或快速床加输送床组合反应器的出口端均与沉降器中的油气分离器连通。

[0029] 本发明提供的装置中，还可包括至少一个再生催化剂冷却器，其设置方式至少包括下述之一的方案：

[0030] 该再生催化剂冷却器串接于催化剂再生系统与提升管反应器之间的催化剂输送管中，并位于滑阀与催化剂再生系统之间；

[0031] 该再生催化剂冷却器串接于催化剂再生系统与湍动床或快速床加输送床组合反应器之间的至少一个所述催化剂输送管中，并位于滑阀与催化剂再生系统之间。

[0032] 本发明的催化裂化反应装置，可以只设置一个再生催化剂冷却器，其与催化剂再生器通过至少一个催化剂输送管连通，并同时通过所述催化剂输送管(此时的催化剂输送管也称再生斜管或料腿)与提升管反应器底部连通，以及与湍动床或快速床加输送床组合反应器的快速床底部和/或上部连通。

[0033] 前面已经说明，设置再生催化剂冷却器的目的是对来自催化剂再生器的再生催化剂先进行冷却降温(例如从680-710℃冷却到580-670℃后进入提升管反应器，或冷却到600-670℃后进入湍动床或快速床加输送床组合反应器)，所以，该再生催化剂冷却器可以根据需要针对提升管反应器和湍动床或快速床加输送床组合反应器单独设置，也可以在整个反应系统中只设置一个冷却器，对于来自催化剂再生器的高温再生催化剂冷却降温后通过各催化剂输送管(也称料腿)引入二个反应区的反应器中，通过所述输送管上的滑阀调节催化剂的输送量和温度。

[0034] 本发明提供的催化裂化反应装置中，提升管反应器和湍动床或快速床加输送床组合反应器的出口端可分别与一油气分离器连通，或者，提升管反应器和湍动床或快速床加输送床组合反应器的出口端相连通后再连通到同一个油气分离器中。

[0035] 本发明通过在催化裂化反应装置上设置两个不同结构的反应器，为不同性质原料的催化裂化反应提供独立的反应区，并且不同反应区采用各自优化的工艺条件，通过对原料油的分级，对于优质原料油和劣质原料油都能提供相对更适合的催化裂化环境，尤其是对于劣质催化原料油(真正的重油馏分)，同时采用催化剂串联提供作用的方式，配合催化剂冷却器的使用，利于降低油剂接触温差，提高进入各反应区的再生催化剂循环量(提高剂油比)，控制再生催化剂与原料油的初始混合温度和剂油比在最佳范围内，以实现产品分布的优化；本发明方法也利于消除劣质原料油使催化剂结焦严重、失活快的缺陷，提高反应区中后部催化剂的平均活性，进而提高了所处理重油催化裂化中的轻质油收率和整体液收率。

[0036] 本发明方法适用于所有类型的催化裂化催化剂。本发明所采用的催化裂化反应装置中各具体设备，例如催化剂再生器、沉降器、油气分离器、提升管反应器、湍动床或快速床加输送床组合反应器、催化剂冷却器等，均为石油加工领域的常用设备，按照本发明工艺要求进行适当改造和组装即可投入使用，利于工业化实施。

附图说明

[0037] 图1为本发明实施例1的工艺流程及装置示意图。

[0038] 图2为本发明实施例2的工艺流程及装置示意图。

[0039] 图3为本发明实施例3的工艺流程及装置示意图。

[0040] 图4为本发明实施例4的工艺流程及装置示意图。

具体实施方式

[0041] 以下结合附图和具体实施例详细说明本发明的实施方案及所具有的有益效果，但不能理解为对本发明可实施范围的任何限定。

[0042] 实施例1

[0043] 参见图1的流程，在重油催化裂化反应装置的催化剂再生器4(本发明是以沉降器与再生器同轴设置的同轴式催化裂化装置为例，生产中也可以采用沉降器在提升管反应器上部但与再生器平行设置的高低并列式催化裂化装置，二者均为本领域的常规结构)旁边设置常规提升管反应器1，催化剂再生器4中的一部分高温再生催化剂通过催化剂输送管6和其上的再生催化剂滑阀7进入提升管反应器1并在提升气体16的提升作用下向上流动与优质催化原料油15(对原料油事先进行蒸馏切割，残炭值小于2wt％的原料油，以下实施例相同)接触反应，通过调节原料预热温度为100～300℃和再生催化剂滑阀7开度，控制进入提升管反应器1前的再生催化剂温度为680～710℃，使提升管反应器1内的油气在反应温度460～520℃，剂油比5～11，反应时间2.0～3.0s的条件下完成反应。反应后的催化剂和油气经过油气分离系统11(气固快速分离器，也称油气分离器，以下实施例相同)、沉降器10和顶旋13分离后油气引出催化裂化反应系统(装置)，而催化剂进入汽提段5进行汽提，后经过催化剂导入管18进入催化剂再生器4进行烧焦再生。

[0044] 在重油催化裂化装置的再生器4旁边还设置湍动床或快速床加输送床组合反应器2，如图1中所示，该组合反应器是将常规提升管反应器作为输送床22，通过在其底部设置扩径段形成湍动床或快速床21而构成一个组合反应器2，达到延长油气停留时间和提高其中原料油与催化剂床层接触密度的效果，所述湍动床或快速床21的高度为整个组合反应器高度的5-30％(以下实施例相同)。上述优质催化原料油反应的同时，催化剂再生器4中的另一部分高温再生催化剂通过催化剂输送管8和其上设置的再生催化剂滑阀9进入该组合反应器2中湍动床或快速床部分21的底部，并在预提升气体17的提升作用下向上流动与劣质催化原料油14(对原料油事先进行蒸馏切割，残炭值大于2.0wt％的原料油，以下实施例相同)接触反应，通过调节原料油14的预热温度为150～300℃(优选为250～
300℃)和再生催化剂滑阀9开度，控制进入湍动床或快速床21前再生催化剂温度为680～
710℃。使油气首先经过组合反应器2的湍动床或快速床21，在剂油比6～10(例如剂油比为8)，反应时间2.0～10.0s，床层线速度0.5～4.5m/s条件下发生反应，然后使油气和催化剂在湍动床或快速床21上部(快速床与输送床的连接处)与另一股来自催化剂再生器4，并通过催化剂输送管81和其上设置的再生剂滑阀91的再生催化剂混合，一同进入组合反应器2的输送床部分22，在剂油比8～12(此处为组合反应器中的总剂油比，以下相同)，油气线速8～12m/s，反应时间1.0～2.0s的条件下进行反应。为进一步控制组合反应器2出口温度在450～550℃，在组合反应器2的快速床21的中上部注入急冷剂19，该急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油、污油等或其任意混合物，注入量为劣质催化原料重量的
1～10wt％。反应后的催化剂和油气经过油气分离系统12、沉降器10和顶旋13分离后油气引出催化裂化反应系统，而催化剂进入汽提段5汽提，后经过催化剂导入管18进入再生器4进行烧焦再生。

[0045] 实施例2

[0046] 参见图2所示意的流程，在重油催化裂化反应装置的催化剂再生器4旁边设置常规提升管反应器1和再生催化剂冷却器6，催化剂再生器4中的一部分高温再生催化剂通过催化剂输送管70进入再生剂冷却器6，冷却介质从入口61通入，并经出口62流出，将进入该冷却器6的再生催化剂温度从680～710℃冷却降低至580～670℃，冷却后的催化剂经再生斜管71和再生催化剂滑阀7进入提升管反应器1，在提升气体16的提升作用下向上流动与优质催化原料油15接触反应，提升管反应器1的反应条件为：原料预热温度100～300℃，进入提升管反应器1前再生催化剂温度为580～670℃，反应器中反应温度460～
520℃，剂油比5～11，反应时间2.0～3.0s(秒)的条件下完成反应。反应后的催化剂和油气经过油气分离系统11、沉降器10和顶旋13分离后油气引出催化裂化反应系统，而催化剂进入汽提段5汽提，后经过催化剂导入管18进入催化剂再生器4进行烧焦再生。

[0047] 在重油催化裂化装置的再生器4旁边设置湍动床或快速床加输送床组合反应器2，催化剂再生器4中的一部分高温再生催化剂通过催化剂输送管8和其上设置的再生催化剂滑阀9进入该组合反应器2的湍动床或快速床部分21的底部，并在预提升气体17的提升作用下向上流动与劣质催化原料油14接触反应，通过调节原料预热温度(控制范围为
150～300℃)和再生催化剂滑阀9开度，控制进入湍动床或快速床21前再生催化剂温度为680～710℃，使油气首先经过组合反应器2的湍动床或快速床21，在剂油比6～10，反应时间2.0～10.0s，床层线速度0.5～4.5m/s条件下发生反应，然后使油气和催化剂在湍动床或快速床21上部(湍动床或快速床与输送床的结合处)与另一股来自催化剂再生器4，并通过催化剂输送管81和其上设置的再生剂滑阀91的再生催化剂接触混合，一同进入组合反应器2的输送床部分22，在剂油比8～12，油气线速8～12m/s，反应时间1.0～
2.0s的条件下进行反应，为进一步控制组合反应器2出口温度在450～500℃，在组合反应器2的湍动床或快速床21的中上部注入急冷剂19，该急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油、污油等或其任意混合物，注入量为劣质催化原料重量的1～10wt％。反应后的催化剂和油气经过油气分离系统12、沉降器10和顶旋13分离后油气引出催化裂化反应系统，而催化剂进入汽提段5汽提，后经过催化剂导入管18进入催化剂再生器4实施烧焦再生。

[0048] 作为本实施例的一个变化，催化剂冷却器6可以设置于催化剂再生器4与湍动床或快速床加输送床组合反应器2之间，对于进入湍动床或快速床21的二股再生剂中的一股或二股先实施冷却(控制冷却器的再生剂出口温度600～670℃)，以利提高劣质催化原料在反应中的剂油比。

[0049] 实施例3

[0050] 参见图3所示流程，在重油催化裂化反应装置的催化剂再生器4旁边设置常规提升管反应器1和再生催化剂冷却器6，催化剂再生器4中的一部分高温催化剂通过催化剂输送管70进入再生剂冷却器6，冷却介质从入口61通入，并经出口62流出，将进入该冷却器6的再生催化剂温度从680～710℃冷却降低至580～670℃，冷却后的催化剂经再生斜管
71和再生催化剂滑阀7进入提升管反应器1，在提升气体16的提升作用下向上流动与优质催化原料油15接触反应，提升管反应器1的工艺条件为：原料预热温度100～300℃，进入提升管反应器1前再生催化剂温度为580～670℃，反应温度460～520℃，剂油比5～11，反应时间2.0～3.0s的条件下完成反应。反应后的催化剂和油气经过油气分离系统11、沉降器10和顶旋13分离后油气引出催化裂化反应系统，而催化剂进入汽提段5汽提，后经过催化剂导入管18进入催化剂再生器4进行烧焦再生。

[0051] 同时，在重油催化裂化反应装置的催化剂再生器4旁边设置湍动床或快速床加输送床组合反应器2和再生催化剂冷却器8，催化剂再生器4中的一部分高温催化剂通过催化剂输送管90进入该再生剂冷却器8，冷却介质从入口81通入，并经出口82流出，进入该冷却器8的高温再生催化剂从680～710℃被冷却降温至600～670℃，然后，其中一股冷却的再生催化剂剂经再生斜管91(料腿)和其上设置的再生催化剂滑阀9进入组合反应器2中湍动床或快速床部分21的底部，并在预提升气体17的提升作用下向上流动与预热温度为150～300℃的劣质催化原料油14一起首先经过组合反应器2的湍动床或快速床部分21，在剂油比6～10，反应时间2.0～10.0s，床层线速度0.5～4.5m/s条件下接触、反应，然后使油气和催化剂，在湍动床或快速床21上部与另一股来自再生催化剂冷却器8并经再生斜管990和再生催化剂滑阀99的冷却再生剂混合(该再生催化剂的温度也为600～
670℃)，一同进入组合反应器2的输送床22底部，在剂油比8～12，油气线速8～12m/s，反应时间1.0～2.0s的条件下进行反应。进一步为了控制整个组合反应器2出口温度(控制范围为450～500℃)，在组合反应器2的湍动床或快速床21中上部注入急冷剂19，该急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油、污油等或它们的任意组合物，注入量为劣质催化原料重量的1～10wt％。反应后的催化剂和油气经过油气分离系统12、沉降器10和顶旋13分离后油气引出催化裂化反应系统，而催化剂进入汽提段5汽提，后经过催化剂导入管18进入催化剂再生器4进行烧焦再生。

[0052] 本实施例中，再生催化剂冷却器6和8可以为一个，即，高温再生催化剂通过再生催化剂输送管(例如输送管70和/或90)进入冷却器，冷却后，经冷却器下部设置的多个斜管(或称料腿)71、91和990分别送入提升管反应器1的底部、湍动床或快速床21的底部和上部。

[0053] 作为另一种变化，经再生催化剂冷却器8冷却后的再生催化剂可以仅送入湍动床或快速床21的底部或顶部，即，也可以只对送入快速床21中的一股再生催化剂进行冷却。

[0054] 实施例4

[0055] 参见图4所示流程，在重油催化裂化反应装置的催化剂再生器4旁边设置常规提升管反应器1和再生催化剂冷却器6，催化剂再生器4中的一部分高温再生催化剂通过催化剂输送管70进入再生剂冷却器6，冷却介质从入口61通入，并经出口62流出，将进入该冷却器6的再生催化剂温度从680～710℃冷却降低至580～670℃，冷却后的催化剂经再生斜管71和再生催化剂滑阀7进入提升管反应器1，在提升气体16的提升作用下向上流动与优质催化原料油15接触反应，提升管反应器1中催化裂化工艺条件为：原料预热温度100～300℃，进入提升管反应器1前再生催化剂温度为580～670℃，反应温度460～520℃，剂油比5～11，反应时间2.0～3.0s的条件下完成反应。

[0056] 同时，在重油催化裂化反应装置的催化剂再生器4旁边设置有湍动床或快速床加输送床组合反应器2和再生催化剂冷却器8，催化剂再生器4中的一部分高温催化剂通过催化剂输送管90进入再生剂冷却器8，冷却介质从入口81通入，并经出口82流出，进入该冷却器8的高温再生催化剂从680～710℃被冷却降温至600～670℃，然后，一股冷却的再生剂经再生斜管91和再生催化剂滑阀9进入组合反应器2中湍动床或快速床部分21的底部，并在预提升气体17的提升作用下向上流动与预热温度为150～300℃的劣质催化原料油14一起首先经过组合反应器2的湍动床或快速床部分21，在剂油比6～10，反应时间2.0～10.0s，床层线速度2～6m/s条件下接触、反应，然后使反应中的油气和催化剂，在湍动床或快速床21顶部与另一股来自再生催化剂冷却器8并经再生斜管990和再生催化剂滑阀99的冷却再生剂混合(该再生催化剂的温度也为600～670℃)，一同进入组合反应器2的输送床22底部，在剂油比8～12，油气线速8～12m/s，反应时间1.0～2.0s的条件下进行反应，进一步为了控制整个组合反应器2出口的反应温度(控制范围为450～
500℃)，在组合反应器2的湍动床或快速床21中上部注入急冷剂19，该急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油、污油等或它们的任意混合物，注入量为劣质催化原料重量的1～10wt％。

[0057] 参见图4，本实施例中，用于优质催化原料转化的常规提升管反应器1与用于劣质原料转化处理的湍动床或快速床加输送床组合反应器2在反应油气与催化剂的出口处相连通，经过该连通处12，来自二个反应器催化剂和油气汇合并经过油气分离系统11进入沉降器10，经分离系统11和顶旋13分离后油气引出催化裂化反应系统，而催化剂进入汽提段5汽提，后经过催化剂输送导入18进入催化剂再生器4进行烧焦再生。

[0058] 关于再生催化剂冷却器的设置方式与实施例3的描述相同，即，提供二个反应器所需的再生催化剂也可以通过同一个再生剂冷却器被冷却；而送入湍动床或快速床21的二股催化剂可以都经过冷却器被冷却，也可以只对其中一股催化剂进行冷却。

[0059] 总之，本发明的关键技术在于针对重油催化裂化原料反应特性存在的差异，将其按馏程分为优质馏分和劣质馏分，然后分别进入催化裂化装置反应器系统中不同反应区内进行转化。本发明方法的优点在于，在催化裂化反应装置上为优质馏分和劣质馏分设置两个不同结构的反应器，为两部分原料提供独立的反应区，在各自的反应区内，采用各自优化的反应条件，尤其是通过增设催化剂冷却器来降低剂油接触温差、实现大剂油比；针对劣质原料反应区催化剂结焦严重、失活快，后部活性低的特点，采用组合反应器以及催化剂串联的操作方式，提高了后部催化剂的平均活性，显著提高了轻质油及液收率。

[0060] 实例

[0061] 为验证本发明提供的催化裂化工艺的效果，采用图3所示的工艺流程，在某炼油厂的100万吨/年重油催化裂化反应装置上进行工业试验，试验过程和结果列于表1-表3。

[0062] 可以看到，采用该发明的催化裂化工艺，对原来的重油催化原料进行分馏切割分别得到了优质催化原料(轻油原料)和劣质催化原料(重油原料)，性质见表1。将优质催化原料和劣质催化原料分别进入各自的催化裂化反应区进行反应，各自采用的优化反应条件，如表2所示。同常规重油催化裂化相比较(不切割馏分)，采用本发明提供催化裂化技术可以使轻质油收率提高1.8个百分点(汽油+柴油)，液收率提高2.2个百分点(液化气+汽油+柴油)，干气和焦炭产率明显降低。详细产品分布可见表3。

[0063] 表1重油原料性质

[0064]项目 分馏前原料 劣质催化原料 优质催化原料
密度(20℃)kg/m3 0.9206 0.9962 0.8954
残炭值，wt％ 5.79 17.14 1.63
元素分析
碳含量，wt％ 87.18 88.18 86.85
氢含量，wt％ 12.02 10.32 12.58
硫含量，wt％ 0.38 0.42 0.37
氮含量，wt％ 0.36 0.61 0.27
烃族组成分析
饱和烃，wt％ 60.26 36.30 68.24
芳烃，wt％ 24.69 38.48 20.09
胶质，wt％ 13.12 20.32 10.72
沥青质，wt％ 1.94 4.90 0.95
Ni含量，wt％ 10.6 29.3 4.3
V含量，wt％ 7.4 16.4 4.4

[0065] 表2主要工艺条件

[0066]

[0067] 注：＊总反应时间为原料油在湍动床或快速床和输送床中的反应时间之和(其中输送床中的反应时间为1.5秒)；

[0068] ＊＊总剂油比为在输送床中的剂油比(其中湍动床或快速床中的剂油比为8)。

[0069] 表3主要产品分布

[0070]产品分布及性质 现有技术方案 本发明方案
H2S 0.5 0.8
燃料气 4.1 3.1
液化气 15.3 15.7
汽油 44.7 46.0
柴油 25.3 25.8
澄清油 1.8 1.1
焦炭 8.3 7.5
合计 100.0 100.0

[0071] 最后需要说明的是，以上实施例仅用于说明本发明的技术方案而非限制，尽管参照较佳实施例对本发明进行了详细说明，本领域的普通技术人员应当理解，可以对本发明的技术方案进行修改或者等同替换，而未脱离本发明技术方案的精神和范围。