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CN116601268A - 含烃原料油催化裂解生产低碳烯烃和btx的方法及装置 - Google Patents

含烃原料油催化裂解生产低碳烯烃和btx的方法及装置 Download PDF

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CN116601268A
CN116601268A CN202180074180.6A CN202180074180A CN116601268A CN 116601268 A CN116601268 A CN 116601268A CN 202180074180 A CN202180074180 A CN 202180074180A CN 116601268 A CN116601268 A CN 116601268A
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龚剑洪
汪燮卿
杨超
魏晓丽
朱根权
马文明
陈昀
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China Petroleum and Chemical Corp
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Sinopec Petrochemical Research Institute Co ltd
China Petroleum and Chemical Corp
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Abstract

一种含烃原料油催化裂解生产低碳烯烃和BTX的方法及装置，该方法包括：将含烃原料油切割为轻馏分油和重馏分油；将轻馏分油与第一股催化剂引入下行式反应器进行催化裂解，得到第一催化裂解后的物料；将第一催化裂解后的物料进行气固分离，得到第一反应油气和第一待生催化剂；或者，将第一催化裂解后的物料送入流化床反应器进行催化裂解后，再进行气固分离，得到第二反应油气和第二待生催化剂；将连续催化剂、重馏分油与第二股催化剂引入上行式反应器进行催化裂解后气固分离，得到第三油气和第三待生催化剂；从反应油气中分离出低碳烯烃和轻芳烃，并且分离出轻烯烃馏分，并将轻烯烃馏分返回流化床反应器中或上行式反应器中。该方法可以明显提高低碳烯烃和轻芳烃的产率和装置经济性。

Description

含烃原料油催化裂解生产低碳烯烃和BTX的方法及装置 技术领域
本申请涉及石油炼制及石油化工加工过程，具体地，涉及全馏分含烃原料油催化裂解生产低碳烯烃和BTX的方法及装置。
背景技术
随着成品油消费量增速的持续放缓，以低碳烯烃以及芳烃等为代表的基本有机原料需求量的高速增长，化工料型炼厂成为未来的发展趋势。目前化工型炼厂的构型主要包括以下三种，一是原油通过溶剂脱沥青或加氢精制等预处理后，直接进入蒸汽裂解单元生产化工料，但这种方式一般仅限于轻质原油；二是通过原油各馏分加氢裂化后，最大化生成重质石脑油，然后通过重整单元最大化生产芳烃；三是原油的轻馏分进入蒸汽裂解单元，重馏分进入催化裂解单元，最大化生产低碳烯烃。以上三种方式均已实现工业化，化学品的收率在35％-55％之间。可以看出，现有化工型炼厂的构型主要依托蒸汽裂解、重整、加氢精制、加氢裂化、催化裂解等多套核心装置的组合。其中，催化裂解工艺在生产化工料和原料适应性方面具有其独特的优势，可同时生产丙烯、乙烯和BTX。
中国专利CN1978411B公开了一种制取小分子烯烃的组合工艺方法，该方法中，将催化裂解催化剂和裂解原料在一个反应器中混合接触，分离待生催化剂和反应油气，其中待生催化剂送入再生器进行烧焦再生，再生后的热催化剂分为两部分，其中一部分再生后的热催化剂返回上述反应器；另一部分再生后的热催化剂先和重质石油烃类在另外一个反应器中混合接触，进行预结焦，富含C4-C8的烯烃原料再和结焦的催化剂混合接触，发生催化裂解反应，分离待生催化剂反应油气，该待生催化剂与上步中所述待生催化剂送入再生器进行烧焦再生；分离反应油气得到丙烯等小分子烯烃目的产品。该方法可将富含烯烃的轻质原料高选择性地转化为丙烯等小分子烯烃产物，同时维持装置自身的热平衡。
中国专利CN102899078A公开了一种生产丙烯的催化裂解方法，该方法基于双提升管与流化床构成的组合反应器，首先将重质原料油 与第一股催化剂引入第一提升管反应器进行反应，油剂分离后进入分离系统。将裂解重油引入第二提升管反应器与引入第二提升管反应器的催化剂接触反应，将轻质烃引入第二提升管反应器，与裂解重油和第二股裂解催化剂接触反应形成的混合物接触，所述轻质烃包括产品分离系统得到的C4烃或汽油馏分。然后将第二提升管反应器反应后的油气与催化剂引入流化床反应器反应。通过工艺方案的优化，配备合适的催化剂，对不同进料进行选择性转化，具有较高的丙烯和丁烯产率。
中国专利CN101045667B公开了一种多产低碳烯烃的组合式催化转化方法，该方法将重油原料在下行管反应器内与再生催化剂和任选的积炭催化剂接触，将分离的除低碳烯烃的其余产物中至少一部分引入提升管反应器与再生催化剂接触反应，提升管反应后催化剂引入下行管反应器催化剂预提升段，与进入下行管反应器的再生催化剂混合后和重油原料接触。该方法采用重油原料在下行式反应器反应，中间产物烯烃在提升管反应器内反应的组合反应器形式，提高低碳烯烃的产率。
中国专利CN109370644A公开了一种原油催化裂解制低碳烯烃和芳烃的方法，该方法将原油分成轻重组分，切割点在150℃-300℃之间，轻馏分和重馏分在同一个反应器不同反应区进行反应，催化剂采用以二氧化硅和三氧化二铝组成的硅铝酸盐为主要组分，包括碱金属氧化物，碱土金属氧化物，钛、铁氧化物，钒和镍的氧化物。该方法是基于重油催化裂解生成低碳烯烃的密相输送床反应器的基础上，针对原油催化裂解生成低碳烯烃提出的解决方案。
以上方法从新型反应器结构开发、新型催化材料研制以及控制反应深度提高丙烯选择性等方面进行研究，提出了催化裂解制取低碳烯烃和芳烃的方法，但目前仍没有针对原油最大化生产化工料的制备方法和反应器结构。
发明内容
本公开的目的在于，针对各类含烃原料油的烃类组成不同、切割温度不同的特点，提出一种适于加工含烃原料油进行催化裂解，以最大限度的利用含烃原料油生产低碳烯烃和BTX的装置及方法。
为了实现上述目的，本公开提供了一种含烃原料油催化裂解生产低碳烯烃和轻芳烃的方法，该方法包括如下步骤：
S1、将含烃原料油切割为轻馏分油和重馏分油，所述轻馏分油相对于所述重馏分油的重量比(轻馏分油/重馏分油)为X；
S2、将所述轻馏分油与第一股催化剂引入第一下行式反应器，进行第一催化裂解，得到第一催化裂解后的物料；
任选的S2′、将所述第一催化裂解后的物料引入流化床反应器进行第二催化裂解，得到第二催化裂解后的物料；
S3、将所述第一催化裂解后的物料进行气固分离，得到第一反应油气和第一待生催化剂，或者将所述第二催化裂解后的物料进行气固分离，得到第二反应油气和第二待生催化剂；
S4、将连续催化剂、所述重馏分油与第二股催化剂引入第二上行式反应器，进行第三催化裂解，然后进行气固分离，得到第三反应油气和第三待生催化剂；所述连续催化剂为所述第一待生催化剂的至少一部分或所述第二待生催化剂的至少一部分；所述第二股催化剂与所述连续催化剂的重量比(第二股催化剂/连续催化剂)为R；
S5、从所述第一反应油气、所述第二反应油气和所述第三反应油气的任一者或者第一反应油气和第三反应油气的混合物或者第二反应油气和第三反应油气的混合物中分离出低碳烯烃和轻芳烃，并且分离出轻烯烃馏分，并将所述轻烯烃馏分返回步骤S4的所述第二上行式反应器中或者步骤S2′的所述流化床反应器中，
所述R和X满足以下关系式：
(4.84×T0-3340)/(780+5×T0-6×T3)＜R/X＜(0.968×T0-630)/(668+0.2×T0-1.2×T3)
T0为所述第二股催化剂进入步骤S4时的温度(单位℃)，T3为所述第二上行式反应器的出口温度(单位℃)。
可选地，本公开的方法中，所述第二上行式反应器的出口温度T3为530-650℃，优选为560-640℃，进一步优选为580-630℃，更进一步优选为600-630℃；和/或，所述第二股催化剂进入步骤S4时的温度T0为690-750℃，优选700-740℃，进一步优选为705-730℃，更进一步优选为710-725℃。
可选地，本公开的方法中，步骤S1中，在切割点100-400℃之间 的任意温度将含烃原料油切割为轻馏分油和重馏分油，使所述轻馏分油相对于所述重馏分油的重量比(轻馏分油/重馏分油)为X。
可选地，本公开的方法中，所述第一下行式反应器中，所述第一催化裂解的条件包括：所述第一下行式反应器的出口温度为610-720℃，气固停留时间为0.1-3.0秒，剂油比为15-80；和/或，所述流化床反应器中，所述第二催化裂解的条件包括：所述流化床反应器中的反应温度为600-690℃，质量空速为2-20h -1；和/或，所述第二上行式反应器中，所述第三催化裂解的条件包括：气固停留时间为0.5-8秒，剂油比为8-40。
可选地，本公开的方法中，所述第一下行式反应器中，所述第一催化裂解的条件包括：所述第一下行式反应器的出口温度为650-690℃，气固停留时间为0.5-1.5秒，剂油比为25-65；和/或，所述流化床反应器中，所述第二催化裂解的条件包括：所述流化床反应器中的反应温度为640-670℃，质量空速为4-12h -1；和/或，所述第二上行式反应器中，所述第三催化裂解的条件包括：气固停留时间为1.5-5秒，剂油比为10-30。
可选地，本公开的方法中，在步骤S4中，首先使所述连续催化剂与所述第二股催化剂混合，再进行后续催化裂解反应，和/或，存在步骤S2′时，在步骤S3的气固分离中，将分离的催化剂进行汽提，得到第二待生催化剂；和/或，在步骤S4中，将来自S5步骤的所述轻烯烃馏分先于所述重馏分油与所述第二股催化剂和连续催化剂的混合物接触进行催化裂解；优选将所述轻烯烃先于所述重馏分油0.3-1.0秒与所述第二股催化剂和连续催化剂的混合物接触进行催化裂解，更优选将所述轻烯烃馏分先于所述重馏分油0.4-0.8秒与所述第二股催化剂和连续催化剂的混合物接触进行催化裂解；和/或，所述方法在步骤S1之前具有步骤S0，其中，将含烃原料油进行脱盐脱水处理，将得到的经脱水脱盐的含烃原料油引入步骤S1进行切割。
可选地，本公开的方法中，该方法还包括：在步骤S4的气固分离中，将分离的的催化剂进行汽提，得到第三待生催化剂；和/或，将所述第三待生催化剂和任选的未进入第二上行式反应器的第一待生催化剂或第二待生催化剂，在690-750℃、优选700-740℃、进一步优选705-730℃、更进一步优选710-725℃的温度下进行烧焦再生，得到再 生催化剂；和/或，将所述第一反应油气、所述第二反应油气和所述第三反应油气的任一者或者第一反应油气和第三反应油气的混合物或者第二反应油气和第三反应油气的混合物进行分离，得到干气、C3馏分、C4馏分、轻汽油、重汽油、柴油和油浆，从中分离得到低碳烯烃、轻芳烃，并分离出轻烯烃馏分；和/或，不存在步骤S2′时，在步骤S5中，从第一反应油气、第三反应油气的任一者或者两者的混合物中分离出轻烯烃馏分，并将所述轻烯烃馏分返回步骤S4的第二上行式反应器中；存在步骤S2′时，在步骤S5中，从第二反应油气、第三反应油气的任一者或者两者的混合物中分离出轻烯烃馏分，并将所述轻烯烃馏分返回步骤S2′的流化床反应器中。
可选地，本公开的方法中，所述含烃原料油为原油、煤液化油、合成油、油砂油、页岩油、致密油和动植物油脂中的一种或其两种以上的混合物，，或其各自的部分馏分、其各自的重质馏分的加氢改质油。
可选地，本公开的方法中，所述第一股催化剂和所述第二股催化剂各自独立地包括活性组分和载体，所述活性组分为选自含或不含稀土的超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石、具有五元环结构的高硅沸石和β沸石中的至少一种，所述载体为选自氧化铝、氧化硅、无定形硅铝、氧化锆、氧化钛、氧化硼和碱土金属氧化物中的至少一种。
可选地，本公开的方法中，所述第一股催化剂和所述第二股催化剂各自独立地包括再生催化剂，优选所述第一股催化剂和所述第二股催化剂为再生催化剂，和/或，将所述第一待生催化剂的全部或所述第二待生催化剂的全部作为连续催化剂。
本公开还提供一种含烃原料油催化裂解生产低碳烯烃和轻芳烃的装置，该装置包括以下单元：
含烃原料油切割单元，在其中将含烃原料油切割为轻馏分油和重馏分油，使得所述轻馏分油相对于所述重馏分油的重量比(轻馏分油/重馏分油)为X，
第一下行式反应单元，从该反应单元的上方引入所述轻馏分油与第一股催化剂，进行第一催化裂解，在该反应单元的下方得到第一催化裂解后的物料；
任选的流化床反应单元，其中，引入所述第一催化裂解后的物料，进行第二催化裂解，得到第二催化裂解后的物料；
第一气固分离单元，其中引入所述第一催化裂解后的物料进行气固分离，得到第一反应油气和第一待生催化剂，或者其中引入所述第二催化裂解后的物料进行气固分离，得到第二反应油气和第二待生催化剂；
第二上行式反应单元，从该反应单元的下方引入连续催化剂、第二股催化剂与所述重馏分油，进行第三催化裂解，在该反应单元的上方得到第三催化裂解后的物料，所述连续催化剂为所述第一待生催化剂的至少一部分或所述第二待生催化剂的至少一部分，所述第二股催化剂与所述连续催化剂的重量比(第二股催化剂/连续催化剂)为R，
第二气固分离单元，其中引入所述第三催化裂解后的物料进行气固分离，得到第三反应油气和第三待生催化剂；
分离单元，其中引入所述第一反应油气、所述第二反应油气和所述第三反应油气的任一者或者第一反应油气和第三反应油气的混合物或者第二反应油气和第三反应油气的混合物，分离出低碳烯烃和轻芳烃，并且分离出轻烯烃馏分，并将轻烯烃馏分返回至所述第二上行式反应单元或者所述流化床反应单元；
其中，所述R和X满足以下关系式：
(4.84×T0-3340)/(780+5×T0-6×T3)＜R/X＜(0.968×T0-630)/(668+0.2×T0-1.2×T3)
T0为所述第二股催化剂进入第二上行式反应单元时的温度(单位℃)，T3为所述第二上行式反应单元的出口温度(单位℃)。
可选地，本公开的装置中，还包括再生单元，其中，引入所述第三待生催化剂和任选的未进入第二上行式反应器的第一待生催化剂或第二待生催化剂，在690-750℃、优选700-740℃、进一步优选705-730℃、更进一步优选710-725℃的温度下进行烧焦再生，得到再生催化剂。
可选地，本公开的装置中，所述装置在包括流化床反应单元时，第一气固分离单元中还包括汽提单元，其中，将气固分离得到的催化剂进行汽提，得到第二待生催化剂。
所述第二气固分离单元中还包括汽提单元，其中，将气固分离得到的催化剂进行汽提，得到第三待生催化剂。
可选地，本公开的装置中，所述装置还包括脱水脱盐单元，其中，将含烃原料油进行脱盐脱水处理，将得到的经脱水脱盐的含烃原料油 引入含烃原料油切割单元进行切割。
可选地，本公开的装置中，第二上行式反应单元中，引入连续催化剂和第二股催化剂的位置在轻烯烃馏分的进料口的上游。
可选地，本公开的装置中，第二上行式反应单元中，来自分离单元的轻烯烃馏分的进料口在重馏分油进料口的上游。
技术效果
本公开中，通过上述特定的方法，根据含烃原料油不同馏分段的烃类组成特点和裂解反应特性，将含烃原料油切割为轻馏分油和重馏分油两部分，将轻馏分油在下行式反应器中高温下、短停留时间进行裂解，可以高选择性生产低碳烯烃和BTX，同时可以明显降低甲烷生成。同时，对于重馏分油，通过采用上行式反应器，可以最大化生产低碳烯烃和BTX。
另外，本公开中，通过在第一下行式反应器下部设置流化床反应器，可以将催化裂解后的物料中的轻烯烃进一步转化，可以最大化生产低碳烯烃。
本公开中，在第一下行式反应器中轻馏分油停留时间短、反应的生焦低、低碳烯烃和BTX收率高；另外，在流化床反应器中，轻烯烃馏分进一步被转化。由此，出第一下行式反应器的第一待生催化剂或者出流化床反应器的第二待生催化剂仍具有较高的活性，并且在该催化剂上负载有积炭，将该催化剂用于第二上行式反应器中的重馏分油的催化裂解时，可以提高低碳烯烃产率，抑制干气和焦炭的生成。
更为重要是，本公开中，通过使切割得到的轻馏分油和重馏分油的重量比(X)与第二股催化剂和连续催化剂的重量比(R)满足特定的关系，可以根据含烃原料油种类的不同，对于切割比例进行灵活调节，与此相应地，对于第二股催化剂和连续催化剂的重量比进行调节，使得第二上行式反应器中，催化剂活性与重馏分油的组成更加匹配，可以在最大化生产低碳烯烃和BTX的同时，可以明显降低干气和焦炭等副产物的产率。
另外，通过上述技术方案，本公开提供的含烃原料油催化裂解生产低碳烯烃和BTX的方法，可以明显提高低碳烯烃和轻芳烃的产率和装置经济性。
本公开的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
附图是用来提供对本公开的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本公开，但并不构成对本公开的限制。在附图中：
图1是本公开的装置的一个实施方式的示意图。
图2是本公开的装置的另一个实施方式的示意图。
附图标记说明
1.下行式反应器 32.第二股催化剂(再生催化剂)输
送管
11.轻馏分油进料喷嘴 33.重馏分油进料喷嘴
12.第一股催化剂(再生催化剂)输 4.沉降器
送管
13.蘑菇头分布器 41.第三反应器油气出口
2.流化床反应器 5.汽提器
51.第一汽提器
21.轻烯烃馏分进料喷嘴 52.第二汽提器
22.第一反应油气出口/第二反应 53.第三待生催化剂输送管
油气出口
3.上行式反应器 6.再生器
31.连续催化剂输送管 7.气固分离器
具体实施方式
以下对本公开的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本公开，并不用于限制本公开。
在本文中所披露的任何具体数值(包括数值范围的端点)都不限于该数值的精确值，而应当理解为还涵盖了接近该精确值的值，例如在该精确值±5％范围内的所有可能的数值。并且，对于所披露的数值范围而言，在该范围的端点值之间、端点值与范围内的具体点值之间，以 及各具体点值之间可以任意组合而得到一个或多个新的数值范围，这些新的数值范围也应被视为在本文中具体公开。
除非另有说明，本文所用的术语具有与本领域技术人员通常所理解的相同的含义，如果术语在本文中有定义，且其定义与本领域的通常理解不同，则以本文的定义为准。
本申请中，除了明确说明的内容之外，未提到的任何事宜或事项均直接适用本领域已知的那些而无需进行任何改变。而且，本文描述的任何实施方式均可以与本文描述的一种或多种其他实施方式自由结合，由此形成的技术方案或技术思想均视为本公开原始公开或原始记载的一部分，而不应被视为是本文未曾披露或预期过的新内容，除非本领域技术人员认为该结合明显不合理。
本公开提供了一种含烃原料油催化裂解生产低碳烯烃和轻芳烃的方法，该方法包括如下步骤：
S1、将含烃原料油切割为轻馏分油和重馏分油，所述轻馏分油相对于所述重馏分油的重量比(轻馏分油/重馏分油)为X；
S2、将所述轻馏分油与第一股催化剂引入第一下行式反应器，进行第一催化裂解，得到第一催化裂解后的物料；
任选的S2′、将所述第一催化裂解后的物料引入流化床反应器进行第二催化裂解，得到第二催化裂解后的物料；
S3、将所述第一催化裂解后的物料进行气固分离，得到第一反应油气和第一待生催化剂，或者将所述第二催化裂解后的物料进行气固分离，得到第二反应油气和第二待生催化剂；
S4、将连续催化剂、所述重馏分油与第二股催化剂引入第二上行式反应器，进行第三催化裂解，然后进行气固分离，得到第三反应油气和第三待生催化剂；所述连续催化剂为所述第一待生催化剂的至少一部分或所述第二待生催化剂的至少一部分；所述第二股催化剂与所述连续催化剂的重量比(第二股催化剂/连续催化剂)为R；
S5、从所述第一反应油气、所述第二反应油气和所述第三反应油气的任一者或者第一反应油气和第三反应油气的混合物或者第二反应油气和第三反应油气的混合物中分离出低碳烯烃和轻芳烃，并且分离出轻烯烃馏分，并将所述轻烯烃馏分返回步骤S4的所述第二上行式反应器中或者步骤S2′的所述流化床反应器中，
所述R和X满足以下关系式：
(4.84×T0-3340)/(780+5×T0-6×T3)＜R/X＜(0.968×T0-630)/(668+0.2×T0-1.2×T3)
T0为所述第二股催化剂进入步骤S4时的温度(单位℃)，T3为所述第二上行式反应器的出口温度(单位℃)。
本公开中，有时将所述第一反应油气、所述第二反应油气和所述第三反应油气的任一者或两者以上的混合物简称为反应油气。
本公开中，低碳烯烃是指乙烯、丙烯、丁烯及其异构体。轻芳烃是指BTX，即苯、甲苯和二甲苯。本公开中，低碳烯烃可以从干气、C3馏分和C4馏分中分离得到；轻芳烃可以从轻汽油和重汽油分离得到。
本公开中，C3馏分是指反应油气中的具有3个碳的烃类，包括丙烷、丙烯；C4馏分是指反应油气中的具有4个碳的烃类，包括丁烷、丁烯及其异构体；轻汽油是指反应油气中的馏程在30-90℃范围内的全部馏分或部分馏分，其中“部分馏分”是指馏程为30-90℃之间的一部分的温度范围的馏分(例如馏程为30-60℃或40-60℃或60-90℃等的馏分)；重汽油是指反应油气中的馏程在30-200℃范围内的馏分中除去轻汽油以外的馏分。
本公开中，轻馏分油、重馏分油是指对于含烃原料油在一定切割温度下进行切割后，切割出的轻质馏分称为轻馏分油、剩余部分称为重馏分油。本领域技术人员可以根据需要按照本领域公知的方法(包括但不限于分馏、蒸馏等方式)对含烃原料油进行切割，只要使得所述轻馏分油相对于所述重馏分油的重量比(轻馏分油/重馏分油)为X，并使X满足本公开的下述关系式即可。在本公开的一个实施方式中，X在选自0.1、0.2、0.3、0.4、0.5、0.6、0.7、0.8、0.9、1.0、2.0、3.0、4.0、5.0、6.0、7.0、8.0、9.0、10.0中任意两个数值范围之间。在本公开的一个实施方式中，X为0.1-2.0、优选为0.12-1.0、进一步优选为0.15-0.6。
在本公开的一个实施方式中，步骤S1中，在切割点100-400℃之间的任意温度将含烃原料油切割为轻馏分油和重馏分油，使得所述轻馏分油相对于所述重馏分油的重量比(轻馏分油/重馏分油)为X。在本公开的一个实施方式中，切割点例如为150℃、160℃、170℃、180℃、190℃、200℃、210℃、220℃、230℃、240℃、250℃、260℃、270℃、280℃、290℃、300℃、310℃、320℃、330℃、340℃、350℃、360℃、 370℃、380℃、390℃、400℃。
本公开中，所述含烃原料油可以为本领域已知的各类原料油(本发明中，有时将含烃原料油简称为原料油)，例如，可以为原油、煤液化油、合成油、油砂油、页岩油、致密油和动植物油脂中的一种或其两种以上的混合物，或其各自的部分馏分、其各自的重质馏分的加氢改质油。在本公开的一个实施方式中，含烃原料油优选为原油、原油的部分馏分、或来自原油的重油的加氢改质油。本领域技术人员已知的是，“部分馏分”可以通过对原料油进行本领域的常规处理，包括但不限于常压蒸馏、减压蒸馏等，来获得。本领域技术人员可以根据需要确定该常规处理的方式。在本公开的一个实施方式中，可以将原油作为本公开的含烃原料油，还可以根据需要将原油进行常压蒸馏或减压蒸馏，抽取部分馏分后的剩余馏分(原油的部分馏分)作为本公开的含烃原料油，或者根据需要将来自原油的重油进行加氢改质后的产物(重油的加氢改质油)作为本公开的含烃原料油。本领域中已知的是，加氢改质包括但不限于加氢脱硫、加氢脱氮、加氢脱金属、加氢饱和等处理。
在本公开的一个实施方式中，所述方法在步骤S1之前具有步骤S0，其中，将含烃原料油进行脱盐脱水处理，将得到的经脱水脱盐的含烃原料油引入步骤S1进行切割。
根据本公开，步骤S2中，在所述第一下行式反应器中，所述第一催化裂解的条件包括：所述第一下行式反应器的出口温度为610-720℃，优选650-690℃。所述第一催化裂解的条件还包括：气固停留时间为0.1-3.0秒，优选0.5-1.5秒。所述第一下行式反应器中，催化剂与轻馏分油的剂油比可以为催化裂解中的常用的剂油比(以催化剂/轻馏分油的重量比计)，例如可以为15-80，优选为25-65。
本公开中，对于轻馏分油与第一股催化剂引入第一下行式反应器的方式，没有任何限定，只要是在第一下行式反应器的上端引入轻馏分油与第一股催化剂即可。优选的是，由第一下行式反应器的不同进料口分别引入轻馏分油与第一股催化剂。
本公开中，对于第一股催化剂没有限定，可以为本领域已知的可用于原油催化裂解的催化剂即可。例如，所述第一股催化剂可以包括活性组分和载体，所述活性组分为选自含或不含稀土的超稳Y型沸石、 ZSM-5系列沸石、具有五元环结构的高硅沸石和β沸石中的至少一种。所述载体选自氧化铝、氧化硅、无定形硅铝、氧化锆、氧化钛、氧化硼和碱土金属氧化物中的至少一种。
在本公开的一个实施方式中，所述第一下行式反应器的结构没有特别限定，只要可以从其上部实现进料、下部实现出料即可，例如其可以是等径或变径的下行管反应器。
本公开中，由于在第一下行式反应器中不使用额外的热源，因此第一下行式反应器的出口温度即反映了反应器中的反应温度。本公开中，可以通过调节第一股催化剂的温度、反应器中的气固停留时间、第一下行式反应器的出口温度等条件来调节第一下行式反应器中轻馏分油的催化裂解程度。
在本公开的一个实施方式中，所述第一股催化剂为新鲜催化剂。在本公开的一个实施方式中，所述第一股催化剂包括来自再生器的再生催化剂。优选的是，所述第一股催化剂为来自再生器的再生催化剂。
本公开中，对于进入下行式反应器的第一股催化剂的温度没有特别限定，只要其可以与轻馏分油接触时发生催化裂解、并且满足本公开上述的第一催化裂解条件即可。在使用再生催化剂作为第一股催化剂时，经由第一股催化剂(再生催化剂)输送管，由再生器直接进料第一股催化剂，由于再生器与第一下行式反应器之间的输送管短，因此，所述第一股催化剂的温度可以视为再生器的温度或再生催化剂离开再生器时的温度(再生器出口的温度)。本公开的一个实施方式中，进入下行式反应器的第一股催化剂的温度为再生器的温度或再生催化剂离开再生器时的温度(再生器出口的温度)，通常可以为690-750℃，优选为700-740℃，进一步优选为705-730℃，更进一步优选为710-725℃。另外，此时还可以根据需要，对于来自再生器的催化剂进一步加热或冷却后再使其进料到第一下行式反应器中。在本公开的方法中，在开车时，可以将新鲜催化剂加热到所需温度，再引入第一下行式反应器；此后，可以直接采用来自再生器的再生催化剂。本公开的一个实施方式中，优选由再生器直接进料第一股催化剂，而不对其进行进一步加热或冷却。
本公开中，在将轻馏分油引入第一下行式反应器时，还可以根据需要先对轻馏分油进行预热。预热后的轻馏分油的温度例如为30-100℃。 另外，还可以先对轻馏分油进行水蒸气雾化，然后再以水蒸气作为载体将轻馏分油引入第一下行式反应器。
本公开中，第一催化裂解后的物料包含将轻馏分油进行催化裂解后的得到的第一反应油气和第一股催化剂被焦化(碳化后的)第一待生催化剂。该第一待生催化剂仍具有较高的活性，并且在该催化剂上负载有积炭，将其作为连续催化剂引入后续的第二上行式反应器中时，有助于重馏分油的催化裂解，提高低碳烯烃产率，抑制干气和焦炭的生成。
本公开中，步骤S3中，将第一催化裂解后的物料进行气固分离，得到第一反应油气和第一待生催化剂。作为气固分离的方式，没有特别限定，可以采用本领域中公知的方式，例如采用沉降器、旋风分离器实现催化剂与第一反应油气的分离。
在本公开的一个实施方式中，将第一反应油气进行分离，得到干气、C3馏分、C4馏分、轻汽油、重汽油、柴油和油浆，从中分离得到低碳烯烃和轻芳烃，并分离出轻烯烃馏分。其中，C4馏分和/或轻汽油即为所述轻烯烃馏分。在本公开的一个实施方式中，将第一反应油气引入分馏装置或气分装置进行分馏，以实现上述分离。在本公开的一个实施方式中，将所述轻烯烃馏分引入下述步骤S4中的第二上行式反应器。
在本公开的一个实施方式中，将第一待生催化剂的至少一部分作为连续催化剂引入下述第二上行式反应器。在本公开的一个实施方式中，将未进入下述第二上行式反应器的第一待生催化剂引入再生步骤，在其中进行催化剂的再生。优选的是，将全部第一待生催化剂作为连续催化剂引入下述第二上行式反应器，此时作为连续催化剂的第一待生催化剂的量基本上对应于第一股催化剂的量。
在本公开的一个实施方式中，将第一催化裂解后的物料进行气固分离，对分离的催化剂，进一步进行汽提除去其中吸附的烃类产物，得到第一待生催化剂。
在本公开的一个实施方式中，还可以在步骤S2之后、步骤S3之前，包括步骤S2′，其中，将所述第一催化裂解后的物料引入流化床反应器进行第二催化裂解，得到第二催化裂解后的物料，由此，可以将轻烯烃馏分进一步转化，可以最大化生产低碳烯烃。
在本公开中，“流化床反应器”也称为“流态化反应器”，其催化剂密 度在150-450kg/m 3之间。
根据本公开，步骤S2′中，在所述流化床反应器中，所述第二催化裂解的条件包括：所述流化床反应器中的反应温度为600-690℃，优选640-670℃。第二催化裂解的条件还包括：质量空速为2-20h -1，优选4-12h -1。
根据本公开的一个实施方式，在流化床中不用引入新的催化剂，而直接引入第一催化裂解后的物料进行催化裂解即可。根据本公开的一个实施方式，不对流化床施加额外的热源，而直接利用第一催化裂解后的物料的热量即可。所引入的第一催化裂解后的物料包含将轻馏分油进行催化裂解后的得到的第一反应油气和第一股催化剂被焦化(碳化后的)第一待生催化剂。该第一待生催化剂仍具有较高的活性，可以在流化床反应器中继续加深催化裂解的程度，将轻烯烃馏分进一步转化为低碳烯烃。
根据本公开的一个实施方式，从本公开的反应油气中分离出轻烯烃馏分，并将所述轻烯烃馏分返回所述流化床反应器中，以将其进一步转化为低碳烯烃。更具体而言，将反应油气进行分离，得到干气、C3馏分、C4馏分、轻汽油、重汽油、柴油和油浆，从中分离得到低碳烯烃和轻芳烃，并分离出轻烯烃馏分。其中，C4馏分和/或轻汽油即为所述轻烯烃馏分。在本公开的一个实施方式中，将反应油气引入分馏装置或气分装置，以实现上述分离。
本公开中，第二催化裂解后的物料包含第二反应油气和第二待生催化剂。该第二待生催化剂仍具有较高的活性，并且在该催化剂上负载有积炭，将其作为连续催化剂引入后续的第二上行式反应器中时，有助于重馏分油的催化裂解，提高低碳烯烃产率，抑制干气和焦炭的生成。
本公开中，步骤S3中，将第二催化裂解后的物料进行气固分离，得到第二反应油气和第二待生催化剂。作为气固分离的方式，没有特别限定，可以采用本领域中公知的方式，例如采用沉降器、旋风分离器实现催化剂与第二反应油气的分离。
在本公开的一个实施方式中，将第二反应油气进行分离，得到干气、C3馏分、C4馏分、轻汽油、重汽油、柴油和油浆，从中分离得到低碳烯烃和轻芳烃，并分离出轻烯烃馏分。其中，C4馏分和/或轻汽油即为 轻烯烃馏分。在本公开的一个实施方式中，将第二反应油气引入分馏装置或气分装置，以实现上述分离。
本公开的一个实施方式中，将第二催化裂解后的物料进行气固分离，对分离的催化剂，进一步进行汽提除去其中吸附的烃类产物，得到第二待生催化剂。本公开中，第二待生催化剂的至少一部分作为连续催化剂引入下述第二上行式反应器。
在本公开的一个实施方式中，将未进入下述第二上行式反应器的第二待生催化剂引入再生步骤，在其中进行催化剂的再生。优选的是，将全部第二待生催化剂作为连续催化剂引入下述第二上行式反应器，此时作为连续催化剂的第二待生催化剂的量基本上对应于第一股催化剂的量。
本公开中，步骤S4中，将连续催化剂、所述重馏分油与第二股催化剂引入第二上行式反应器，进行第三催化裂解，然后进行气固分离，得到第三反应油气和第三待生催化剂；所述连续催化剂为所述第一待生催化剂的至少一部分或所述第二待生催化剂的至少一部分。
本公开的一个实施方式中，所述第二上行式反应器中，所述第三催化裂解的条件包括：所述第二上行式反应器的出口温度T3为530-650℃，优选560-640℃，进一步优选为580-630℃，更进一步优选600-630℃。第三催化裂解的条件还包括：气固停留时间为0.5-8秒，优选1.5-5秒。所述第二上行式反应器中，催化剂与重馏分油的剂油比可以为催化裂解中的常用的剂油比(以催化剂/重馏分油的重量比计)，例如可以为8-40，优选为10-30。
本公开的一个实施方式中，在步骤S4中，首先使所述连续催化剂与所述第二股催化剂混合，再进行后续催化裂解反应。更具体而言，本公开的一个实施方式中，使所述连续催化剂与所述第二股催化剂各自独立地进料到第二上行式反应器的底部，将其混合，混合后的催化剂(以下，有时也称为催化剂混合物或混合催化剂)用于第二上行式反应器中的催化裂解反应。在本公开的一个实施方式中，使所述连续催化剂与所述第二股催化剂在第二上行式反应器的底部区域混合后，使用预提升介质使混合催化剂在第二上行式反应器中提升，进行下游的催化裂解反应。在本公开的一个实施方式中，所述预提升介质可以为干气、水蒸气或它们的混合物。
本公开的一个实施方式中，在步骤S4中，对于第二股催化剂没有限定，可以为本领域已知的可用于原油催化裂解的催化剂即可。例如，所述第二股催化剂包括活性组分和载体，所述活性组分为选自含或不含稀土的超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石、具有五元环结构的高硅沸石和β沸石中的至少一种。所述载体选自氧化铝、氧化硅、无定形硅铝、氧化锆、氧化钛、氧化硼和碱土金属氧化物中的至少一种。
在本公开的一个实施方式中，所述第二上行式反应器的结构没有特别限定，只要可以从其底部实现进料、从上部实现出料即可，例如其可以为等径或变径的提升管反应器，等径或变径的提升管反应器和流化床复合反应器。
在本公开的一个实施方式中，所述第二股催化剂为新鲜催化剂。在本公开的一个实施方式中，所述第二股催化剂包括来自再生器的再生催化剂。在本公开的一个实施方式中，所述第二股催化剂为来自再生器的再生催化剂。当使用新鲜催化剂作为第二股催化剂时，需要对该催化剂进行预热，使得该新鲜催化剂进入步骤S4时的温度满足本公开的关系式。优选的是，所述第二股催化剂为来自再生器的再生催化剂。
本公开中，所述第二股催化剂与所述连续催化剂的重量比(第二股催化剂/连续催化剂)为R，并且，使所述R和X满足以下关系式：
(4.84×T0-3340)/(780+5×T0-6×T3)＜R/X＜(0.968×T0-630)/(668+0.2×T0-1.2×T3)
T0为所述第二股催化剂进入步骤S4时的温度(单位℃)，T3为所述第二上行式反应器的出口温度(单位℃)。
本公开的发明人惊讶地发现，通过使步骤S1中的含烃原料油的轻馏分油和重馏分油的切割比例(轻馏分油/重馏分油的重量比)与所述第二股催化剂和所述连续催化剂的重量比(第二股催化剂/连续催化剂)满足上述关系式，可以使得含烃原料油组分、切割比例、催化剂活性(特别是第二上行式反应器中的催化剂活性)更好地匹配，可以在最大化生产低碳烯烃和BTX的同时，可以明显降低干气和焦炭的产率。不受任何理论限定地，本公开的发明人推测，作为连续催化剂的催化剂来自第一待生催化剂或第二待生催化剂，由于在第一下行式反应器中和流化床反应器中生焦低，使得第一待生催化剂和第二待生催化剂具有较高的催化活性的同时，并负载一定量的积炭，这种催化剂以一定比例 与第二股催化剂(新鲜催化剂或来自再生器的再生催化剂)进行混合，并使混合比例与含烃原料油切割比例相匹配，满足本公开的上述关系式，所得的催化剂保持优异的催化活性的同时，不会引发由于催化剂活性过高导致的重馏分油的过度焦化，也不会引发由于催化剂活性过低导致的重馏分油的催化裂化不充分。本公开中，使含烃原料油切割为轻馏分油和重馏分油的比例与连续催化剂和第二股催化剂的混合比例满足特定关系，可以根据含烃原料油的组成、切割比例等来调节第二上行式反应器中的混合催化剂的活性，使得来自重馏分油的低碳烯烃和BTX的产率最大化。
本公开的一个实施方式中，(4.84×T0-3340)/(780+5×T0-6×T3)大于0。本公开中，T0大于T3。
本公开中，T0为所述第二股催化剂进入步骤S4时的温度。具体而言，是指第二股催化剂(新鲜催化剂或再生催化剂)进入第二上行式反应器时的温度，即，其进入第二上行式反应器底部时、在与连续催化剂混合前的温度。当使用再生催化剂作为第二股催化剂时，由于再生器和第二上行式反应器之间的输送管短，因此再生器的温度或再生催化剂出再生器时催化剂的温度(再生器出口的温度)可以视为第二股催化剂进入步骤S4时的温度。
本公开的一个实施方式中，所述第二上行式反应器的出口温度T3为530-650℃，优选为560-640℃，进一步优选为580-630℃，更进一步优选为600-630℃；和/或，所述第二股催化剂进入步骤S4时的温度T0为690-750℃，优选700-740℃，进一步优选为705-730℃，更进一步优选为710-725℃。
在本公开的一个实施方式中，将第三反应油气进行分离，得到干气、C3馏分、C4馏分、轻汽油、重汽油、柴油和油浆，从中分离得到低碳烯烃和轻芳烃，并分离出轻烯烃馏分。其中，C4馏分和/或轻汽油即为轻烯烃馏分。在本公开的一个实施方式中，将第三反应油气引入分馏装置或气分装置，以实现上述分离。
本公开中，不存在步骤S2′时，在步骤S5中，从第一反应油气、第三反应油气的任一者或者两者的混合物中分离得到低碳烯烃和轻芳烃，并将分离出的轻烯烃馏分返回所述第二上行式反应器中。
本公开中，存在步骤S2′时，在步骤S5中，从第二反应油气、第 三反应油气的任一者或者两者的混合物中分离得到低碳烯烃和轻芳烃，并将分离出的轻烯烃馏分返回所述流化床反应器中。
本公开的一个实施方式中，在步骤S4中，来自下述S5步骤的轻烯烃馏分先于所述重馏分油与所述催化剂混合物接触，发生催化裂解反应，而后重馏分油再与催化剂混合物接触，发生催化裂解反应。优选的是，所述轻烯烃馏分先于所述重馏分油0.3-1.0秒与所述催化剂混合物接触。更优选的是，所述轻烯烃馏分先于所述重馏分油0.4-0.8秒与所述催化剂混合物接触。
本公开的一个实施方式中，对第三催化裂解的产物进行气固分离，得到第三反应油气和第三待生催化剂。作为气固分离的方式，没有特别限定，可以采用本领域中公知的方式，例如采用沉降器、旋风分离器实现催化剂与第三反应油气的分离。
在本公开的一个实施方式中，将第三催化裂解后的物料进行气固分离，对分离的催化剂，进一步进行汽提除去其中吸附的烃类产物，得到第三待生催化剂。在本公开的一个实施方式中，使第三待生催化剂进入再生器进行催化剂的再生。
在本公开的一个实施方式中，再生器的温度为本领域常用的温度，其可以为690-750℃，优选为700-740℃，进一步优选为705-730℃，更进一步优选为710-725℃。在本公开的一个实施方式中，再生器的温度或再生催化剂出再生器时催化剂的温度(再生器出口的温度)可以视为第二股催化剂进入步骤S4时的温度。因此，在本公开的一个实施方式中，第二股催化剂进入步骤S4时的温度T0可以为690-750℃，优选为700-740℃，进一步优选为705-730℃，更进一步优选为710-725℃。
在本公开的一个实施方式中，再生后的催化剂用作第一股催化剂和第二股催化剂。
在本公开中，步骤S5中，从所述第一反应油气、所述第二反应油气和所述第三反应油气的任一者或者第一反应油气和第三反应油气的混合物或者第二反应油气和第三反应油气的混合物中分离得到低碳烯烃和轻芳烃，并且分离出轻烯烃馏分，并将所述轻烯烃馏分返回步骤S4的所述第二上行式反应器中或者步骤S2′的所述流化床反应器中。更具体而言，将反应油气进行分离，得到干气、C3馏分、C4馏分、轻汽油、重汽油、柴油和油浆，从中分离得到低碳烯烃和轻芳烃，并分离 出轻烯烃馏分。其中，C4馏分和/或轻汽油即为所述轻烯烃馏分。优选的是，将反应油气引入分馏装置或气分装置，以实现上述分离。步骤S5中，可以将所述第一反应油气、所述第三反应油气各自进行分离，也可以将二者合并后统一进行分离；或者，可以将所述第二反应油气、所述第三反应油气各自进行分离，也可以将二者合并后统一进行分离。
在本公开的一个实施方式中，从反应油气中分离出轻烯烃馏分的方法没有限定，可以采用本领域已知的方式进行分离，包括但不限于以下方法，反应油气进入分馏、吸收稳定单元后，分离出液化气和稳定汽油，液化气进入后续气分装置分离出C3馏分和C4馏分，稳定汽油进入轻重汽油分割塔，分离出轻汽油和重汽油。C4馏分和/或轻汽油即为所述轻烯烃馏分。从中可以分离得到低碳烯烃和轻芳烃。
更详细而言，在本公开的一个实施方式中，提供一种含烃原料油催化裂解生产低碳烯烃和轻芳烃的方法，该方法包括如下步骤：
S1、将含烃原料油切割为轻馏分油和重馏分油，所述轻馏分油相对于所述重馏分油的重量比(轻馏分油/重馏分油)为X；
S2、将所述轻馏分油与第一股催化剂引入第一下行式反应器，进行第一催化裂解，得到第一催化裂解后的物料；
S3、将所述第一催化裂解后的物料进行气固分离，得到第一反应油气和第一待生催化剂；
S4、将连续催化剂、所述重馏分油与第二股催化剂引入第二上行式反应器，进行第三催化裂解，然后进行气固分离，得到第三反应油气和第三待生催化剂；所述连续催化剂为所述第一待生催化剂的至少一部分；所述第二股催化剂与所述连续催化剂的重量比(第二股催化剂/连续催化剂)为R；
S5、从所述第一反应油气和所述第三反应油气的任一者或者两者的混合物中分离出低碳烯烃和轻芳烃，并且分离出轻烯烃馏分，并将所述轻烯烃馏分返回步骤S4的所述第二上行式反应器中，
所述R和X满足以下关系式：
(4.84×T0-3340)/(780+5×T0-6×T3)＜R/X＜(0.968×T0-630)/(668+0.2×T0-1.2×T3)
T0为所述第二股催化剂进入步骤S4时的温度(单位℃)，T3为所述第二上行式反应器的出口温度(单位℃)。
更详细而言，在本公开的一个实施方式中，提供含烃原料油催化裂解生产低碳烯烃和轻芳烃的方法，该方法包括如下步骤：
S1、将含烃原料油切割为轻馏分油和重馏分油，所述轻馏分油相对于所述重馏分油的重量比(轻馏分油/重馏分油)为X；
S2、将所述轻馏分油与第一股催化剂引入第一下行式反应器，进行第一催化裂解，得到第一催化裂解后的物料；
S2′、将所述第一催化裂解后的物料引入流化床反应器进行第二催化裂解，得到第二催化裂解后的物料；
S3、将所述第二催化裂解后的物料进行气固分离，得到第二反应油气和第二待生催化剂；
S4、将连续催化剂、所述重馏分油与第二股催化剂引入第二上行式反应器，进行第三催化裂解，然后进行气固分离，得到第三反应油气和第三待生催化剂；所述连续催化剂为所述第二待生催化剂的至少一部分；所述第二股催化剂与所述连续催化剂的重量比(第二股催化剂/连续催化剂)为R；
S5、从所述第二反应油气和所述第三反应油气的任一者或者两者的混合物中分离出低碳烯烃和轻芳烃，并且分离出轻烯烃馏分，并将所述轻烯烃馏分返回步骤S2′的所述流化床反应器中，
所述R和X满足以下关系式：
(4.84×T0-3340)/(780+5×T0-6×T3)＜R/X＜(0.968×T0-630)/(668+0.2×T0-1.2×T3)
T0为所述第二股催化剂进入步骤S4时的温度(单位℃)，T3为所述第二上行式反应器的出口温度(单位℃)。
在本公开的一个实施方式中，所述轻烯烃馏分为所述反应油气中的C4馏分和/或所述轻汽油。
本公开还提供以下技术方案：
A1、含烃原料油催化裂化生产低碳烯烃和轻芳烃的方法，该方法包括如下步骤：
S1、将脱盐脱水的含烃原料油切割为轻馏分油和重馏分油；所述切割的切割点为100-400℃之间的任意温度；
S2、将所述轻馏分油与第一股催化剂引入第一下行式反应器，进行第一催化裂解，得到第一催化裂解后的物料；
任选的S2′、将所述第一催化裂解后的物料送入流化床反应器进行第二催化裂解，得到第二催化裂解后的物料；
S3、将所述第一催化裂解后的物料进行气固分离，得到第一反应油气和第一待生催化剂，或者将所述第二催化裂解后的物料进行气固分离，得到第二反应油气和第二待生催化剂；
S4、将连续催化剂、所述重馏分油与第二股催化剂引入第二上行式反应器，进行第三催化裂解，然后进行气固分离，得到第三反应油气和第三待生催化剂；所述连续催化剂为所述第一待生催化剂或所述第二待生催化剂；所述第二股催化剂与所述连续催化剂的重量比为0.2-5∶1；
S5、从所述第一反应油气和所述第二反应油气中分离出轻烯烃馏分，并将所述轻烯烃馏分返回所述流化床反应器中或所述第二上行式反应器中。
A2、根据A1所述的方法，其中，步骤S1中，所述切割的切割点为200-380℃之间的任意温度。
A3、根据A1所述的方法，其中，步骤S4中，所述第二股催化剂与所述连续催化剂的重量比为0.5-3∶1。
A4、根据权利要求A1所述的方法，其中，
所述第一下行式反应器中，所述第一催化裂化的条件包括：所述第一下行式反应器的出口温度为610-720℃，气固停留时间为0.1-3.0秒；
所述流化床反应器中，所述第二催化裂化的条件包括：所述流化床反应器中的反应温度为600-670℃，质量空速为2-20h -1；
所述第二上行式反应器中，所述第三催化裂化的条件包括：所述第二上行式反应器的出口温度为530-650℃，气固停留时间为0.5-8秒。
A5、根据A4所述的方法，其中，
所述第一下行式反应器中，所述第一催化裂化的条件包括：所述第一下行式反应器的出口温度为650-690℃，气固停留时间为0.5-1.5秒；
所述流化床反应器中，所述第二催化裂化的条件包括：所述流化床反应器中的反应温度为620-640℃，质量空速为4-12h -1；
所述第二上行式反应器中，所述第三催化裂化的条件包括：所述 第二上行式反应器的出口温度为560-640℃，气固停留时间为1.5-5秒。
A6、根据A1所述的方法，其中，
将所述轻烯烃馏分先于所述重馏分油0.3-1.0秒与所述第二股催化剂进行催化裂解；优选将所述轻烯烃馏分先于所述重馏分油0.4-0.8秒与所述第二股催化剂进行催化裂解。
A7、根据A1所述的方法，其中，该方法还包括：
将所述第三待生催化剂进行烧焦再生，得到再生催化剂；
将所述第一油气和所述第二油气进行分离，得到干气、C3馏分、C4馏分、轻汽油、重汽油、柴油和油浆；
所述轻烯烃馏分为所述第一油气和所述第二油气中的C4馏分和/或所述第一油气和所述第二油气中30-90℃范围内的馏分。
A8、根据A1所述的方法，其中，所述含烃原料油为常规矿物油、煤液化油、合成油、油砂油、页岩油、致密油和动植物油脂中的一种或几种的混合物。
A9、根据A1所述的方法，其中，所述第一股催化剂和所述第二股催化剂各自独立地包括活性组分和载体，所述活性组分为选自含或不含稀土的超稳Y型沸石、ZSP系列沸石、具有五元环结构的高硅沸石和β沸石中的至少一种。
A10、根据A1所述的方法，其中，所述第一股催化剂和所述第二股催化剂各自独立地包括所述再生催化剂。
本公开还提供一种含烃原料油催化裂解生产低碳烯烃和轻芳烃的装置，该装置包括以下单元：
含烃原料油切割单元，在其中将含烃原料油切割为轻馏分油和重馏分油，使得所述轻馏分油相对于所述重馏分油的重量比(轻馏分油/重馏分油)为X，
第一下行式反应单元，从该反应单元的上方引入所述轻馏分油与第一股催化剂，进行第一催化裂解，在该反应单元的下方得到第一催化裂解后的物料；
任选的流化床反应单元，其中，引入所述第一催化裂解后的物料，进行第二催化裂解，得到第二催化裂解后的物料；
第一气固分离单元，其中引入所述第一催化裂解后的物料进行气固 分离，得到第一反应油气和第一待生催化剂，或者其中引入所述第二催化裂解后的物料进行气固分离，得到第二反应油气和第二待生催化剂；
第二上行式反应单元，从该反应单元的下方引入连续催化剂、第二股催化剂与所述重馏分油，进行第三催化裂解，在该反应单元的上方得到第三催化裂解后的物料，所述连续催化剂为所述第一待生催化剂的至少一部分或所述第二待生催化剂的至少一部分，所述第二股催化剂与所述连续催化剂的重量比(第二股催化剂/连续催化剂)为R，
第二气固分离单元，其中引入所述第三催化裂解后的物料进行气固分离，得到第三反应油气和第三待生催化剂；
分离单元，其中引入所述第一反应油气、所述第二反应油气和所述第三反应油气的任一者或者第一反应油气和第三反应油气的混合物或者第二反应油气和第三反应油气的混合物，分离出低碳烯烃和轻芳烃，并且分离出轻烯烃馏分，并将轻烯烃馏分返回至所述第二上行式反应单元或者所述流化床反应单元；
其中，所述R和X满足以下关系式：
(4.84×T0-3340)/(780+5×T0-6×T3)＜R/X＜(0.968×T0-630)/(668+0.2×T0-1.2×T3)
T0为所述第二股催化剂进入第二上行式反应单元时的温度(单位℃)，T3为所述第二上行式反应单元的出口温度(单位℃)。
本公开中，T0为所述第二股催化剂进入第二上行式反应单元时的温度(单位℃)。具体而言，是指第二股催化剂进入第二上行式反应单元底部时、在与连续催化剂混合前的温度。
本公开的一个实施方式中，所述装置还包括再生单元，其中，引入所述第三待生催化剂和任选的未进入第二上行式反应器的第一待生催化剂或第二待生催化剂，进行烧焦再生，得到再生催化剂。优选的是，向再生单元中只引入所述第三待生催化剂。本公开的一个实施方式中，再生单元的温度为本领域常用的温度，其可以为690-750℃，优选为700-740℃，进一步优选为705-730℃，更进一步优选为710-725℃。
本公开的一个实施方式中，所述第二上行式反应单元的出口温度T3为530-650℃，优选为560-640℃，进一步优选为580-630℃，更进一步优选为600-630℃。
本公开的一个实施方式中，所述第二股催化剂进入第二上行式反应单元时的温度T0为690-750℃，优选700-740℃，进一步优选为705-730℃，更进一步优选为710-725℃。
本公开的一个实施方式中，所述装置还包括脱水脱盐单元，其中，将含烃原料油进行脱盐脱水处理，将得到的经脱水脱盐的含烃原料油引入含烃原料油切割单元进行切割。
在本公开的一个实施方式中，所述第一下行式反应单元的结构没有特别限定，只要可以从其上部实现进料、下部实现出料即可，例如其可以是等径或变径的下行管反应器。
在本公开的一个实施方式中，不存在流化床反应单元时，在分离单元中，从第一反应油气、第三反应油气的任一者或者两者的混合物中分离得到低碳烯烃和轻芳烃，并将分离出的轻烯烃馏分返回所述第二上行式反应单元中。
本公开中，存在流化床反应单元时，在分离单元中，从第二反应油气、第三反应油气的任一者或者两者的混合物中分离得到低碳烯烃和轻芳烃，并将分离出的轻烯烃馏分返回所述流化床反应器中。
本公开的一个实施方式中，所述第一气固分离单元、所述第二气固分离单元包括本领域公知的可以实现气固分离的设备，例如可以包括沉降器或旋风分离器。
本公开的一个实施方式中，所述装置还包括至少一个汽提单元，其可以设置在气固分离单元中，其中，将气固分离得到的催化剂进行汽提，以除去其中吸附的烃类产物。
更具体而言，本公开的一个实施方式中，所述装置在包括流化床反应单元时，第一气固分离单元中还包括汽提单元，其中，将气固分离得到的催化剂进行汽提，以除去其中吸附的烃类产物，得到第二待生催化剂。本公开的一个实施方式中，所述第二气固分离单元中还包括汽提单元，其中，将气固分离得到的催化剂进行汽提，以除去其中吸附的烃类产物，得到第三待生催化剂。
本公开的一个实施方式中，将连续催化剂和第二股催化剂引入第二上行式反应单元的底部，进行混合后，混合催化剂用于后续的催化裂解反应。
本公开的一个实施方式中，第二上行式反应单元中，引入连续催化 剂和第二股催化剂的位置在轻烯烃馏分进料口的上游。
本公开的一个实施方式中，第二上行式反应单元中，轻烯烃馏分进料口在重馏分油进料口的上游。
在本公开的一个实施方式中，所述第二上行式反应器的结构没有特别限定，只要可以从其底部实现进料、从上部实现出料即可，例如其可以为等径或变径的提升管反应器，等径或变径的提升管反应器和流化床复合反应器。
更详细而言，本公开提供一种含烃原料油催化裂解生产低碳烯烃和轻芳烃的装置，该装置包括以下单元：
含烃原料油切割单元，在其中将含烃原料油切割为轻馏分油和重馏分油，使得所述轻馏分油相对于所述重馏分油的重量比(轻馏分油/重馏分油)为X，
第一下行式反应单元，从该反应单元的上方引入所述轻馏分油与第一股催化剂，进行第一催化裂解，在该反应单元的下方得到第一催化裂解后的物料；
第一气固分离单元，其中引入所述第一催化裂解后的物料进行气固分离，得到第一反应油气和第一待生催化剂；
第二上行式反应单元，从该反应单元的下方引入连续催化剂、第二股催化剂与所述重馏分油，进行第三催化裂解，在该反应单元的上方得到第三催化裂解后的物料，所述连续催化剂为所述第一待生催化剂的至少一部分，所述第二股催化剂与所述连续催化剂的重量比(第二股催化剂/连续催化剂)为R，
第二气固分离单元，其中引入所述第三催化裂解后的物料进行气固分离，得到第三反应油气和第三待生催化剂；
分离单元，其中引入所述第一反应油气和所述第三反应油气的任一者或两者的混合物，分离出低碳烯烃和轻芳烃，并且分离出轻烯烃馏分，并将轻烯烃馏分返回至所述第二上行式反应单元；
其中，所述R和X满足以下关系式：
(4.84×T0-3340)/(780+5×T0-6×T3)＜R/X＜(0.968×T0-630)/(668+0.2×T0-1.2×T3)
T0为所述第二股催化剂进入第二上行式反应单元时的温度(单位℃)，T3为所述第二上行式反应单元的出口温度(单位℃)。
更详细而言，本公开提供一种含烃原料油催化裂解生产低碳烯烃和轻芳烃的装置，该装置包括以下单元：
含烃原料油切割单元，在其中将含烃原料油切割为轻馏分油和重馏分油，使得所述轻馏分油相对于所述重馏分油的重量比(轻馏分油/重馏分油)为X，
第一下行式反应单元，从该反应单元的上方引入所述轻馏分油与第一股催化剂，进行第一催化裂解，在该反应单元的下方得到第一催化裂解后的物料；
流化床反应单元，其中，引入所述第一催化裂解后的物料，进行第二催化裂解，得到第二催化裂解后的物料；
第一气固分离单元，其中引入所述第二催化裂解后的物料进行气固分离，得到第二反应油气和第二待生催化剂；
第二上行式反应单元，从该反应单元的下方引入连续催化剂、第二股催化剂与所述重馏分油，进行第三催化裂解，在该反应单元的上方得到第三催化裂解后的物料，所述连续催化剂为所述第二待生催化剂的至少一部分，所述第二股催化剂与所述连续催化剂的重量比(第二股催化剂/连续催化剂)为R，
第二气固分离单元，其中引入所述第三催化裂解后的物料进行气固分离，得到第三反应油气和第三待生催化剂；
分离单元，其中引入所述第二反应油气和所述第三反应油气的任一者或者两者的混合物，分离出低碳烯烃和轻芳烃，并且分离出轻烯烃馏分，并将轻烯烃馏分返回至所述流化床反应单元；
其中，所述R和X满足以下关系式：
(4.84×T0-3340)/(780+5×T0-6×T3)＜R/X＜(0.968×T0-630)/(668+0.2×T0-1.2×T3)
T0为所述第二股催化剂进入第二上行式反应单元时的温度(单位℃)，T3为所述第二上行式反应单元的出口温度(单位℃)。
本公开的含烃原料油催化裂解生产低碳烯烃和轻芳烃的装置用于实施本公开的含烃原料油催化裂解生产低碳烯烃和轻芳烃的方法。
以下，参照图1和图2，分别详细说明本公开的两种实施方式，但本公开不限于此。
本公开的一种具体的实施方式如图1所示，热的第一股催化剂(再 生催化剂)通过第一股催化剂输送管(再生催化剂输送管)12向第一下行式反应器1输送。轻馏分油通过进料喷嘴11喷入第一下行式反应器1中，与第一股催化剂接触并进行催化裂解反应，反应后的第一催化裂解后的物料在气固分离器7进行催化剂与油气分离，所得第一反应油气通过下行式反应器油气出口22引入分离装置(图中未示出)，第一待生催化剂通过连续催化剂输送管31作为连续催化剂引入第二上行式反应器3底部，第二股催化剂(再生催化剂)通过第二股催化剂输送管(再生催化剂输送管)32引入第二上行式反应器3底部，第一待生催化剂(连续催化剂)和第二股催化剂混合后的催化剂通过预提升介质向上提升。轻烯烃馏分通过轻烯烃馏分进料喷嘴21喷入第二上行式反应器3，与催化剂接触并发生反应。重馏分油通过重馏分油进料喷嘴33喷入第二上行式反应器3与来自底部的油剂混合物接触反应，反应后得到第三催化裂解后的物料，使其进入沉降器4，在沉降器4中进行第三待生催化剂与第三反应油气的分离，第三反应油气通过第三反应器油气出口41进入分离装置(图中未示出)，第三待生催化剂进入汽提器5，汽提出吸附的烃类产物，由输送管53将第三待生催化剂送至再生器6进行再生，再生后的催化剂返回第一下行式反应器和第二上行式反应器重复使用。将反应油气(第一反应油气、第三反应油气)经分离装置(优选为分馏装置、气分装置)分离得到干气、C3馏分、C4馏分、轻汽油、重汽油、柴油、油浆，从中分离得到低碳烯烃和轻芳烃。另外，从反应油气中分离出轻烯烃馏分，并将所述轻烯烃馏分由轻烯烃馏分进料喷嘴21引入所述第二上行式反应器3中。
本公开的另一种具体的实施方式如图2所示，热的第一股催化剂(再生催化剂)通过第一股催化剂输送管(再生催化剂输送管)12向第一下行式反应器1输送。轻馏分油通过进料喷嘴11喷入第一下行式反应器1中，与第一股催化剂接触并进行催化裂解反应，反应后的第一催化裂解后的物料通过第一下行式反应器的出口蘑菇头分布器13引入流化床反应器2中，在流化床反应器内继续发生裂解反应，反应后得到第二催化裂解后物料，将该物料进行旋风分离后得到第二反应油气和第二待生催化剂。所述第二反应油气由第二反应油气出口22引入分离装置(图中未示出)，第二待生催化剂进入第一汽提器51汽提出吸附的烃类产物后，作为连续催化剂通过连续催化剂输送管31引入第二上行 式反应器3底部，第二股催化剂(再生催化剂)通过第二股催化剂输送管(再生催化剂输送管)32引入第二上行式反应器3底部，第二待生催化剂(连续催化剂)和第二股催化剂混合后的催化剂通过预提升介质向上提升。重馏分油通过重馏分油进料喷嘴33喷入第二上行式反应器3与催化剂接触反应，反应后得到第三催化裂解后的物料，使其进入沉降器4，在沉降器4中进行第三待生催化剂与第三反应油气的分离，第三反应油气通过第三反应器油气出口41引入分离装置(图中未示出)，第三待生催化剂进入第二汽提器52，汽提出吸附的烃类产物，由第三待生催化剂输送管53将第三待生催化剂送至再生器6进行再生，再生后的催化剂返回第一下行式反应器和第二上行式反应器重复使用。将反应油气(第二反应油气、第三反应油气)经分离装置(优选为分馏装置、气分装置)分离得到干气、C3馏分、C4馏分、轻汽油、重汽油、柴油、油浆，从中分离得到低碳烯烃和轻芳烃。另外，从反应油气中分离出轻烯烃馏分，并将所述轻烯烃馏分由轻烯烃馏分进料喷嘴21返回流化床反应器2中。
实施例
以下通过实施例进一步详细说明本公开。实施例中所用到的原材料均可通过商购途径获得。本公开的实施例和对比例中所使用的催化裂解催化剂由中国石油化工股份有限公司催化剂齐鲁分公司工业生产，商品牌号为DMMC-2。该催化剂含有平均孔径小于0.7纳米的ZSM-5沸石和超稳Y型沸石，催化剂在使用前在800℃的温度下经饱和蒸汽水热老化17小时，催化剂的主要物化性质见表1。实施例和对比例中所用的含烃原料油为来自江苏油田的原油，其性质列于表2。
表1
催化剂 催化剂
物理性质
比表面/m 2·g -1 125
孔体积/cm -3·g -1 0.197
表观密度g·cm -3 0.86
化学组成
Al 2O 3/％ 56.8
SiO 2/％ 42.9
微反活性/％ 68
表2
项目 原油A
密度(20℃)/(g·cm -3) 0.849
凝固点/℃ 35
运动粘度(80℃)/(mm 2/s) 6.8
残炭/％ 3.5
胶质含量/％ 8.4
沥青质含量/％ 0.2
小于250℃馏分质量分数/％ 16.3
小于320℃馏分质量分数/％ 28.6
小于350℃馏分质量分数/％ 34.6
实施例1
本实施例中所加工的原油A轻重馏分油切割点为320℃，切割比例为(轻馏分油/重馏分油的重量比)0.4。
采用改造的连续反应-再生操作的中型装置进行试验，其流程如附图1所示。720℃的高温再生催化剂经再生斜管由再生器引入下行管式反应器1顶部，预热到45℃的轻馏分油经水蒸气雾化后，通过进料喷嘴进入下行管式反应器1与第一股催化剂接触进行催化裂解反应，剂油比为40，反应器的出口温度为665℃，气固停留时间为0.8s，第一催化裂解后的物料经旋风分离出第一反应油气和第一待生催化剂，第一 反应油气进入分离系统，全部第一待生催化剂引入提升管反应器3底部。同时由再生器经由再生催化剂输送管32将温度为720℃的再生催化剂(第二股催化剂)引入提升管反应器3底部。第二股催化剂与第一待生催化剂的重量比(第二股催化剂/第一待生催化剂)为0.25，第一待生催化剂和第二股催化剂在提升管反应器3的底部混合后，混合催化剂在预提升蒸汽作用下向上流动，同时轻烯烃馏分在雾化水蒸气介质下通过轻烯烃馏分进料喷嘴进入提升管反应器3下部，与混合催化剂接触发生反应，重馏分油喷嘴在轻烯烃馏分进料喷嘴的上方800毫米处，重馏分油经水蒸气雾化后，经重馏分油进料喷嘴喷入提升管反应发生催化裂解反应，剂油比为20，反应器的出口温度T3为610℃，反应器中的气固停留时间为1.5s，催化裂解后的物料引入沉降器进行油剂分离，分离为第三反应油气和第三待生催化剂，第三反应油气引入分离系统。第一反应油气、第三反应油气在分离系统中分离成裂化气、轻汽油、重汽油、柴油、油浆。将轻汽油部分馏分(馏程范围30-60℃)作为轻烯烃馏分通过轻烯烃馏分进料喷嘴返回提升管反应器3。第三待生催化剂进入汽提器，汽提出第三待生催化剂上吸附的烃类产物后，通过待生剂斜管进入再生器，与空气接触在720℃下烧焦再生。再生后的催化剂经再生斜管返回反应器中循环使用。中型装置采用电加热维持反应-再生系统温度。待该装置运行稳定(产物组成基本保持不变)后，对从反应油气中得到的裂化气和汽油组成进行分析，得到产物中低碳烯烃(以下简称为三烯)和轻芳烃(以下简称为BTX)产率。
主要操作条件和结果列于表3。
实施例2
采用与实施例1相同的装置和反应步骤，所不同的是所加工原油A的轻重组分切割点为250℃，切割比例为(轻馏分油/重馏分油的重量比)0.195，另外，第二股催化剂与第一待生催化剂的重量比(第二股催化剂/第一待生催化剂)为0.03，再生器的温度为700℃(即、第二股催化剂进入步骤S4时的温度T0为700℃)，提升管反应器的出口温度T3为570℃。
其余主要操作条件和结果列于表3。
实施例3
采用与实施例1相同的装置和反应步骤，所不同的是所加工原油A的轻重组分切割点为350℃，切割比例为(轻馏分油/重馏分油的重量比)0.529，另外，第二股催化剂与第一待生催化剂的重量比(第二股催化剂/第一待生催化剂)为0.6，再生器的温度为740℃(即、第二股催化剂进入步骤S4时的温度T0为740℃)，提升管反应器的出口温度T3为630℃。
其余主要操作条件和结果列于表3。
实施例4
采用与实施例1相同的装置和反应步骤。
本实施例中所加工的原油A轻重馏分油切割点为250℃，切割比例为(轻馏分油/重馏分油的重量比)0.195。
除表3所列的条件之外，采用与实施例1相同的条件。
结果列于表3。
实施例5
采用与实施例1相同的装置和反应步骤。
本实施例中所加工的原油A轻重馏分油切割点为350℃，切割比例为(轻馏分油/重馏分油的重量比)0.529，
除表3所列的条件之外，采用与实施例1相同的条件。
结果列于表3。
实施例6
所加工的原油A轻重馏分油切割点为320℃，切割比例(轻馏分油/重馏分油的重量比)为0.4。
采用改造的连续反应-再生操作的中型装置进行试验，其流程如附图2所示。720℃的高温再生催化剂经再生斜管由再生器引入下行管式反应器1顶部，预热到45℃的轻馏分油经水蒸气雾化后，通过进料喷嘴进入下行管式反应器1，与第一股催化剂接触进行催化裂解反应，剂油比为40，反应器的出口温度为670℃，气固停留时间为0.6s，第一催化裂解后的物料通过出口分布器进入流化床反应器2，进一步进行催化 裂解反应，反应温度为655℃，质量空速为4h -1；另外，轻烯烃馏分经水蒸气雾化后通过进料喷嘴21进入流化床反应器2底部，与热的催化剂接触发生反应，第二催化裂解后的物料进行旋风分离得到第二反应油气和第二待生催化剂，第二反应油气引入后续分离系统，分离的第二待生催化剂经汽提后全部引入提升管反应器3底部。同时由再生器经由再生催化剂输送管32将温度为720℃的再生催化剂(第二股催化剂)引入第二上行管反应器3底部。第二股催化剂与第二待生催化剂的重量比(第二股催化剂/第二待生催化剂)为0.25，第二待生催化剂和第二股催化剂在反应器3的底部混合后，混合催化剂在预提升蒸汽作用下向上流动，重馏分油经水蒸气雾化后，经重馏分油喷嘴喷入提升管反应器3，与催化剂接触发生催化裂解反应，剂油比为20，反应器的出口温度T3为610℃，反应器中的气固停留时间为1.5s，催化裂解后的物料引入沉降器进行油剂分离，分离为第三反应油气和第三待生催化剂，反应油气引入分离系统。第二反应油气、第三反应油气在分离系统中分离成裂化气、轻汽油、重汽油、柴油、油浆。将轻汽油部分馏分(馏程范围30-60℃)作为轻烯烃馏分返回流化床反应器2。第三待生催化剂进入汽提器，汽提出第三待生催化剂吸附的烃类产物后，通过待生剂斜管进入再生器，与空气接触在720℃下烧焦再生。再生后的催化剂经再生斜管返回反应器中循环使用。中型装置采用电加热维持反应、再生系统温度。待该装置运行稳定(产物组成基本保持不变)后，对从反应油气中得到的裂化气和汽油组成进行分析，得到产物中三烯和BTX产率。
主要操作条件和结果列于表3。
实施例7
采用与实施例6相同的装置和反应步骤，所不同的是所加工原油A的轻重组分切割点为250℃，切割比例为(轻馏分油/重馏分油的重量比)0.195，另外，第二股催化剂与第二待生催化剂的重量比(第二股催化剂/第二待生催化剂)为0.03，再生器的温度为700℃(即、第二股催化剂进入步骤S4时的温度T0为700℃)，提升管反应器的出口温度T3为570℃。
其余主要操作条件和结果列于表3。
实施例8
采用与实施例6相同的装置和反应步骤，所不同的是所加工原油A的轻重组分切割点为350℃，切割比例为(轻馏分油/重馏分油的重量比)0.529，另外，第二股催化剂与第二待生催化剂的重量比(第二股催化剂/第二待生催化剂)为0.6，再生器的温度为740℃(即、第二股催化剂进入步骤S4时的温度T0为740℃)，提升管反应器的出口温度T3为630℃。
其余主要操作条件和结果列于表3。
对比例1
采用与实施例1相同的装置和反应步骤、反应条件，所不同的是由反应油气中分离得到的轻烯烃馏分不回流到提升管反应器3。
其余主要操作条件和结果列于表3。
对比例2
采用与实施例1相同的装置和反应步骤，所不同的是第二股催化剂与第一待生催化剂的重量比(第二股催化剂/第一待生催化剂)为0.1，再生器的温度为740℃(即、第二股催化剂进入步骤S4时的温度T0为740℃)，提升管反应器的出口温度T3为610℃。
其余主要操作条件和结果列于表3。
对比例3
采用与实施例1相同的装置和反应步骤，所不同的是第二股催化剂与第一待生催化剂的重量比(第二股催化剂/第一待生催化剂)为0.5，再生器的温度为700℃(即、第二股催化剂进入步骤S4时的温度T0为700℃)，提升管反应器的出口温度T3为610℃。
其余主要操作条件和结果列于表3。
对比例4
采用与实施例1相同的装置和反应步骤、反应条件，所不同的是在提升管反应器3下部不引入第二股催化剂，而只使用第一待生催化 剂。
其余主要操作条件和结果列于表3。
对比例5
采用与实施例1相同的装置和反应步骤、反应条件，所不同的是在提升管反应器3下部不引入第一待生催化剂，只使用第二股催化剂。
其余主要操作条件和结果列于表3。
对比例6
采用与实施例1相同的装置和反应步骤、反应条件，所不同的是轻馏分油进入提升管反应器，即第一下行管反应器1变为提升管反应器(表3中的下行管式反应器的各参数在该对比例6中表示上行管式反应器的各参数)。
其余主要操作条件和结果列于表3。
由表3的数据可以看出，使用本公开提供的含烃原料油催化裂解生产低碳烯烃和BTX的方法，可以明显提高低碳烯烃和轻芳烃的产率，同时，干气和焦炭等副产物的产率得到抑制。
以上详细描述了本公开的优选实施方式，但是，本公开并不限于上述实施方式中的具体细节，在本公开的技术构思范围内，可以对本公开的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本公开的保护范围。
另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重复，本公开对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本公开的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本公开的思想，其同样应当视为本公开所公开的内容。

Claims (17)

  1. 含烃原料油催化裂解生产低碳烯烃和轻芳烃的方法，该方法包括如下步骤：
    S1、将含烃原料油切割为轻馏分油和重馏分油，所述轻馏分油相对于所述重馏分油的重量比(轻馏分油/重馏分油)为X；
    S2、将所述轻馏分油与第一股催化剂引入第一下行式反应器，进行第一催化裂解，得到第一催化裂解后的物料；
    任选的S2′、将所述第一催化裂解后的物料引入流化床反应器进行第二催化裂解，得到第二催化裂解后的物料；
    S3、将所述第一催化裂解后的物料进行气固分离，得到第一反应油气和第一待生催化剂，或者将所述第二催化裂解后的物料进行气固分离，得到第二反应油气和第二待生催化剂；
    S4、将连续催化剂、所述重馏分油与第二股催化剂引入第二上行式反应器，进行第三催化裂解，然后进行气固分离，得到第三反应油气和第三待生催化剂；所述连续催化剂为所述第一待生催化剂的至少一部分或所述第二待生催化剂的至少一部分；所述第二股催化剂与所述连续催化剂的重量比(第二股催化剂/连续催化剂)为R；
    S5、从所述第一反应油气、所述第二反应油气和所述第三反应油气的任一者或者第一反应油气和第三反应油气的混合物或者第二反应油气和第三反应油气的混合物中分离出低碳烯烃和轻芳烃，并且分离出轻烯烃馏分，并将所述轻烯烃馏分返回步骤S4的所述第二上行式反应器中或者步骤S2′的所述流化床反应器中，
    所述R和X满足以下关系式：
    (4.84×T0-3340)/(780+5×T0-6×T3)＜R/X＜(0.968×T0-630)/(668+0.2×T0-1.2×T3)
    T0为所述第二股催化剂进入步骤S4时的温度(单位℃)，T3为所述第二上行式反应器的出口温度(单位℃)。
  2. 根据权利要求1所述的方法，其中，所述第二上行式反应器的出口温度T3为530-650℃，优选为560-640℃，进一步优选为580-630℃，更进一步优选为600-630℃；和/或
    所述第二股催化剂进入步骤S4时的温度T0为690-750℃，优选 700-740℃，进一步优选为705-730℃，更进一步优选为710-725℃。
  3. 根据权利要求1或2所述的方法，其中，步骤S1中，在切割点100-400℃之间的任意温度将含烃原料油切割为轻馏分油和重馏分油，使所述轻馏分油相对于所述重馏分油的重量比(轻馏分油/重馏分油)为X。
  4. 根据权利要求1-3中任一项所述的方法，其中，
    所述第一下行式反应器中，所述第一催化裂解的条件包括：所述第一下行式反应器的出口温度为610-720℃，气固停留时间为0.1-3.0秒，剂油比为15-80；和/或
    所述流化床反应器中，所述第二催化裂解的条件包括：所述流化床反应器中的反应温度为600-690℃，质量空速为2-20h -1；和/或
    所述第二上行式反应器中，所述第三催化裂解的条件包括：气固停留时间为0.5-8秒，剂油比为8-40。
  5. 根据权利要求1-4中任一项所述的方法，其中，
    所述第一下行式反应器中，所述第一催化裂解的条件包括：所述第一下行式反应器的出口温度为650-690℃，气固停留时间为0.5-1.5秒，剂油比为25-65；和/或
    所述流化床反应器中，所述第二催化裂解的条件包括：所述流化床反应器中的反应温度为640-670℃，质量空速为4-12h -1；和/或
    所述第二上行式反应器中，所述第三催化裂解的条件包括：气固停留时间为1.5-5秒，剂油比为10-30。
  6. 根据权利要求1-5中任一项所述的方法，其中，
    存在步骤S2′时，在步骤S3的气固分离中，将分离的催化剂进行汽提，得到第二待生催化剂；和/或
    在步骤S4中，首先使所述连续催化剂与所述第二股催化剂混合，再进行后续催化裂解反应；和/或
    在步骤S4中，将来自S5步骤的所述轻烯烃馏分先于所述重馏分油与所述第二股催化剂和连续催化剂的混合物接触；优选将所述轻烯烃馏分先于所述重馏分油0.3-1.0秒与所述第二股催化剂和连续催化剂的混合物接触，更优选将所述轻烯烃馏分先于所述重馏分油0.4-0.8秒与所述第二股催化剂和连续催化剂的混合物接触；和/或
    所述方法在步骤S1之前具有步骤S0，其中，将含烃原料油进行脱 盐脱水处理，将得到的经脱水脱盐的含烃原料油引入步骤S1进行切割。
  7. 根据权利要求1-6中任一项所述的方法，其中，该方法还包括：
    在步骤S4的气固分离中，将分离的催化剂进行汽提，得到第三待生催化剂；和/或
    将所述第三待生催化剂和任选的未进入第二上行式反应器的第一待生催化剂或第二待生催化剂，在690-750℃、优选700-740℃、进一步优选705-730℃、更进一步优选710-725℃的温度下进行烧焦再生，得到再生催化剂；和/或
    将所述第一反应油气、所述第二反应油气和所述第三反应油气的任一者或者第一反应油气和第三反应油气的混合物或者第二反应油气和第三反应油气的混合物进行分离，得到干气、C3馏分、C4馏分、轻汽油、重汽油、柴油和油浆，从中分离得到低碳烯烃、轻芳烃，并分离出轻烯烃馏分；和/或
    不存在步骤S2′时，在步骤S5中，从第一反应油气、第三反应油气的任一者或者两者的混合物中分离出轻烯烃馏分，并将所述轻烯烃馏分返回步骤S4的第二上行式反应器中；存在步骤S2′时，在步骤S5中，从第二反应油气、第三反应油气的任一者或者两者的混合物中分离出轻烯烃馏分，并将所述轻烯烃馏分返回步骤S2′的流化床反应器中。
  8. 根据权利要求1-7中任一项所述的方法，其中，所述含烃原料油为原油、煤液化油、合成油、油砂油、页岩油、致密油和动植物油脂中的一种或其两种以上的混合物，，或其各自的部分馏分、其各自的重质馏分的加氢改质油。
  9. 根据权利要求1-8中任一项所述的方法，其中，所述第一股催化剂和所述第二股催化剂各自独立地包括活性组分和载体，所述活性组分为选自含或不含稀土的超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石、具有五元环结构的高硅沸石和β沸石中的至少一种，所述载体为选自氧化铝、氧化硅、无定形硅铝、氧化锆、氧化钛、氧化硼和碱土金属氧化物中的至少一种。
  10. 根据权利要求1-9中任一项所述的方法，其中，所述第一股催 化剂和所述第二股催化剂各自独立地包括再生催化剂，优选所述第一股催化剂和所述第二股催化剂为再生催化剂，和/或
    将所述第一待生催化剂的全部或所述第二待生催化剂的全部作为连续催化剂。
  11. 一种含烃原料油催化裂解生产低碳烯烃和轻芳烃的装置，该装置包括以下单元：
    含烃原料油切割单元，在其中将含烃原料油切割为轻馏分油和重馏分油，使得所述轻馏分油相对于所述重馏分油的重量比(轻馏分油/重馏分油)为X，
    第一下行式反应单元，从该反应单元的上方引入所述轻馏分油与第一股催化剂，进行第一催化裂解，在该反应单元的下方得到第一催化裂解后的物料；
    任选的流化床反应单元，其中，引入所述第一催化裂解后的物料，进行第二催化裂解，得到第二催化裂解后的物料；
    第一气固分离单元，其中引入所述第一催化裂解后的物料进行气固分离，得到第一反应油气和第一待生催化剂，或者其中引入所述第二催化裂解后的物料进行气固分离，得到第二反应油气和第二待生催化剂；
    第二上行式反应单元，从该反应单元的下方引入连续催化剂、第二股催化剂与所述重馏分油，进行第三催化裂解，在该反应单元的上方得到第三催化裂解后的物料，所述连续催化剂为所述第一待生催化剂的至少一部分或所述第二待生催化剂的至少一部分，所述第二股催化剂与所述连续催化剂的重量比(第二股催化剂/连续催化剂)为R，
    第二气固分离单元，其中引入所述第三催化裂解后的物料进行气固分离，得到第三反应油气和第三待生催化剂；
    分离单元，其中引入所述第一反应油气、所述第二反应油气和所述第三反应油气的任一者或者第一反应油气和第三反应油气的混合物或者第二反应油气和第三反应油气的混合物，分离出低碳烯烃和轻芳烃，并且分离出轻烯烃馏分，并将轻烯烃馏分返回至所述第二上行式反应单元或者所述流化床反应单元；
    其中，所述R和X满足以下关系式：
    (4.84×T0-3340)/(780+5×T0-6×T3)＜R/X＜(0.968×T0-630)/(668+0.2×T 0-1.2×T3)
    T0为所述第二股催化剂进入第二上行式反应单元时的温度(单位℃)，T3为所述第二上行式反应单元的出口温度(单位℃)。
  12. 根据权利要求11所述的装置，其中，还包括再生单元，其中，引入所述第三待生催化剂和任选的未进入第二上行式反应器的第一待生催化剂或第二待生催化剂，在690-750℃、优选700-740℃、进一步优选705-730℃，更进一步优选710-725℃的温度下进行烧焦再生，得到再生催化剂。
  13. 根据权利要求11或12所述的装置，其中，所述装置在包括流化床反应单元时，第一气固分离单元中还包括汽提单元，其中，将气固分离得到的催化剂进行汽提，得到第二待生催化剂。
  14. 根据权利要求11-13中任一项所述的装置，其中，所述第二气固分离单元中还包括汽提单元，其中，将气固分离得到的催化剂进行汽提，得到第三待生催化剂。
  15. 根据权利要求11-14中任一项所述的装置，其中，所述装置还包括脱水脱盐单元，其中，将含烃原料油进行脱盐脱水处理，将得到的经脱水脱盐的含烃原料油引入含烃原料油切割单元进行切割。
  16. 根据权利要求11-15中任一项所述的装置，其中，第二上行式反应单元中，引入连续催化剂和第二股催化剂的位置在轻烯烃馏分的进料口的上游。
  17. 根据权利要求11-15中任一项所述的装置，其中，第二上行式反应单元中，来自分离单元的轻烯烃馏分的进料口在重馏分油进料口的上游。
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