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TWI899361B - 含烴原料油催化裂解生產低碳烯烴和btx的方法及裝置 - Google Patents

含烴原料油催化裂解生產低碳烯烴和btx的方法及裝置

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TWI899361B
TWI899361B TW110140466A TW110140466A TWI899361B TW I899361 B TWI899361 B TW I899361B TW 110140466 A TW110140466 A TW 110140466A TW 110140466 A TW110140466 A TW 110140466A TW I899361 B TWI899361 B TW I899361B
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龔劍洪
汪燮卿
楊超
魏曉麗
朱根權
馬文明
陳昀
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大陸商中國石油化工科技開發有限公司
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Abstract

本發明涉及一種含烴原料油催化裂解生產低碳烯烴和輕芳烴的方法，該方法包括：將含烴原料油切割為輕餾份油和重餾份油；將輕餾份油與第一股催化劑引入下行式反應器進行催化裂解，得到第一催化裂解後的物料；將第一催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第一反應油氣和第一待生催化劑；或者，將第一催化裂解後的物料送入流化床反應器進行催化裂解後，再進行氣固分離，得到第二反應油氣和第二待生催化劑；將連續催化劑、重餾份油與第二股催化劑引入上行式反應器進行催化裂解後氣固分離，得到第三油氣和第三待生催化劑；從反應油氣中分離出低碳烯烴和輕芳烴，並且分離出輕烯烴餾份，並將輕烯烴餾份返回流化床反應器中或上行式反應器中。該方法可以明顯提高低碳烯烴和輕芳烴的產率和裝置經濟性。

Description

含烴原料油催化裂解生產低碳烯烴和BTX的方法及裝置
本申請涉及石油煉製及石油化工加工過程，具體地，涉及全餾份含烴原料油催化裂解生產低碳烯烴和BTX的方法及裝置。
隨著成品油消費量增速的持續放緩，以低碳烯烴以及芳烴等為代表的基本有機原料需求量的高速增長，化工料型煉廠成為未來的發展趨勢。目前化工型煉廠的構型主要包括以下三種，一是原油通過溶劑脫瀝青或氫化精製等預處理後，直接進入蒸汽裂解單元生產化工料，但這種方式一般僅限於輕質原油；二是通過原油各餾份氫化裂解後，最大化生成重質石腦油，然後通過重組單元最大化生產芳烴；三是原油的輕餾份進入蒸汽裂解單元，重餾份進入催化裂解單元，最大化生產低碳烯烴。以上三種方式均已實現工業化，化學品的產率在35%-55%之間。可以看出，現有化工型煉廠的構型主要依托蒸汽裂解、重組、氫化精製、氫化裂解、催化裂解等多套核心裝置的組合。其中，催化裂解工藝在生產化工料和原料適應性方面具有其獨特的優勢，可同時生產丙烯、乙烯和BTX。
中國專利CN1978411B公開了一種製取小分子烯烴的組合工藝方法，該方法中，將催化裂解催化劑和裂解原料在一個反應器中混合接觸，分 離待生催化劑和反應油氣，其中待生催化劑送入再生器進行燒焦再生，再生後的熱催化劑分為兩部分，其中一部分再生後的熱催化劑返回上述反應器；另一部分再生後的熱催化劑先和重質石油烴類在另外一個反應器中混合接觸，進行預結焦，富含C4-C8的烯烴原料再和結焦的催化劑混合接觸，發生催化裂解反應，分離待生催化劑反應油氣，該待生催化劑與上步中所述待生催化劑送入再生器進行燒焦再生；分離反應油氣得到丙烯等小分子烯烴目的產品。該方法可將富含烯烴的輕質原料高選擇性地轉化為丙烯等小分子烯烴產物，同時維持裝置自身的熱平衡。
中國專利CN102899078A公開了一種生產丙烯的催化裂解方法，該方法基於雙提升管與流化床構成的組合反應器，首先將重質原料油與第一股催化劑引入第一提升管反應器進行反應，油劑分離後進入分離系統。將裂解重油引入第二提升管反應器與引入第二提升管反應器的催化劑接觸反應，將輕質烴引入第二提升管反應器，與裂解重油和第二股裂解催化劑接觸反應形成的混合物接觸，所述輕質烴包括產品分離系統得到的C4烴或汽油餾份。然後將第二提升管反應器反應後的油氣與催化劑引入流化床反應器反應。通過工藝方案的優化，配備合適的催化劑，對不同進料進行選擇性轉化，具有較高的丙烯和丁烯產率。
中國專利CN101045667B公開了一種多產低碳烯烴的組合式催化轉化方法，該方法將重油原料在下行管反應器內與再生催化劑和任選的積碳催化劑接觸，將分離的除低碳烯烴的其餘產物中至少一部分引入提升管反應器與再生催化劑接觸反應，提升管反應後催化劑引入下行管反應器催化劑預提升段，與進入下行管反應器的再生催化劑混合後和重油原料接觸。該方法採用重 油原料在下行式反應器反應，中間產物烯烴在提升管反應器內反應的組合反應器形式，提高低碳烯烴的產率。
中國專利CN109370644A公開了一種原油催化裂解制低碳烯烴和芳烴的方法，該方法將原油分成輕重組份，切割點在150℃-300℃之間，輕餾份和重餾份在同一個反應器不同反應區進行反應，催化劑採用以二氧化矽和三氧化二鋁組成的矽鋁酸鹽為主要組份，包括鹼金屬氧化物，鹼土金屬氧化物，鈦、鐵氧化物，釩和鎳的氧化物。該方法是基於重油催化裂解生成低碳烯烴的密相輸送床反應器的基礎上，針對原油催化裂解生成低碳烯烴提出的解決方案。
以上方法從新型反應器結構開發、新型催化材料研製以及控制反應深度提高丙烯選擇性等方面進行研究，提出了催化裂解製取低碳烯烴和芳烴的方法，但目前仍沒有針對原油最大化生產化工料的製備方法和反應器結構。
本公開的目的在於，針對各類含烴原料油的烴類組成不同、切割溫度不同的特點，提出一種適於加工含烴原料油進行催化裂解，以最大限度的利用含烴原料油生產低碳烯烴和BTX的裝置及方法。
為了實現上述目的，本公開提供了一種含烴原料油催化裂解生產低碳烯烴和輕芳烴的方法，該方法包括如下步驟：S1、將含烴原料油切割為輕餾份油和重餾份油，所述輕餾份油相對於所述重餾份油的重量比(輕餾份油/重餾份油)為X； S2、將所述輕餾份油與第一股催化劑引入第一下行式反應器，進行第一催化裂解，得到第一催化裂解後的物料；任選的S2'、將所述第一催化裂解後的物料引入流化床反應器進行第二催化裂解，得到第二催化裂解後的物料；S3、將所述第一催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第一反應油氣和第一待生催化劑，或者將所述第二催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第二反應油氣和第二待生催化劑；S4、將連續催化劑、所述重餾份油與第二股催化劑引入第二上行式反應器，進行第三催化裂解，然後進行氣固分離，得到第三反應油氣和第三待生催化劑；所述連續催化劑為所述第一待生催化劑的至少一部分或所述第二待生催化劑的至少一部分；所述第二股催化劑與所述連續催化劑的重量比(第二股催化劑/連續催化劑)為R；S5、從所述第一反應油氣、所述第二反應油氣和所述第三反應油氣的任一者或者第一反應油氣和第三反應油氣的混合物或者第二反應油氣和第三反應油氣的混合物中分離出低碳烯烴和輕芳烴，並且分離出輕烯烴餾份，並將所述輕烯烴餾份返回步驟S4的所述第二上行式反應器中或者步驟S2'的所述流化床反應器中，所述R和X滿足以下關係式：(4.84×T0-3340)/(780+5×T0-6×T3)<R/X<(0.968×T0-630)/(668+0.2×T0-1.2×T3)
T0為所述第二股催化劑進入步驟S4時的溫度(單位℃)，T3為所述第二上行式反應器的出口溫度(單位℃)。
可選地，本公開的方法中，所述第二上行式反應器的出口溫度T3為530-650℃，優選為560-640℃，進一步優選為580-630℃，更進一步優選為600-630℃；和/或，所述第二股催化劑進入步驟S4時的溫度T0為690-750℃，優選700-740℃，進一步優選為705-730℃，更進一步優選為710-725℃。
可選地，本公開的方法中，步驟S1中，在切割點100-400℃之間的任意溫度將含烴原料油切割為輕餾份油和重餾份油，使所述輕餾份油相對於所述重餾份油的重量比(輕餾份油/重餾份油)為X。
可選地，本公開的方法中，所述第一下行式反應器中，所述第一催化裂解的條件包括：所述第一下行式反應器的出口溫度為610-720℃，氣固停留時間為0.1-3.0秒，劑油比為15-80；和/或，所述流化床反應器中，所述第二催化裂解的條件包括：所述流化床反應器中的反應溫度為600-690℃，質量空速為2-20h-1；和/或，所述第二上行式反應器中，所述第三催化裂解的條件包括：氣固停留時間為0.5-8秒，劑油比為8-40。
可選地，本公開的方法中，所述第一下行式反應器中，所述第一催化裂解的條件包括：所述第一下行式反應器的出口溫度為650-690℃，氣固停留時間為0.5-1.5秒，劑油比為25-65；和/或，所述流化床反應器中，所述第二催化裂解的條件包括：所述流化床反應器中的反應溫度為640-670℃，質量空速為4-12h-1；和/或，所述第二上行式反應器中，所述第三催化裂解的條件包括：氣固停留時間為1.5-5秒，劑油比為10-30。
可選地，本公開的方法中，在步驟S4中，首先使所述連續催化劑與所述第二股催化劑混合，再進行後續催化裂解反應，和/或，存在步驟S2'時，在步驟S3的氣固分離中，將分離的催化劑進行汽提，得到第二待生催化劑； 和/或，在步驟S4中，將來自S5步驟的所述輕烯烴餾份先於所述重餾份油與所述第二股催化劑和連續催化劑的混合物接觸進行催化裂解；優選將所述輕烯烴先於所述重餾份油0.3-1.0秒與所述第二股催化劑和連續催化劑的混合物接觸進行催化裂解，更優選將所述輕烯烴餾份先於所述重餾份油0.4-0.8秒與所述第二股催化劑和連續催化劑的混合物接觸進行催化裂解；和/或，所述方法在步驟S1之前具有步驟S0，其中，將含烴原料油進行脫鹽脫水處理，將得到的經脫水脫鹽的含烴原料油引入步驟S1進行切割。
可選地，本公開的方法中，該方法還包括：在步驟S4的氣固分離中，將分離的的催化劑進行汽提，得到第三待生催化劑；和/或，將所述第三待生催化劑和任選的未進入第二上行式反應器的第一待生催化劑或第二待生催化劑，在690-750℃、優選700-740℃、進一步優選705-730℃、更進一步優選710-725℃的溫度下進行燒焦再生，得到再生催化劑；和/或，將所述第一反應油氣、所述第二反應油氣和所述第三反應油氣的任一者或者第一反應油氣和第三反應油氣的混合物或者第二反應油氣和第三反應油氣的混合物進行分離，得到乾氣、C3餾份、C4餾份、輕汽油、重汽油、柴油和油漿，從中分離得到低碳烯烴、輕芳烴，並分離出輕烯烴餾份；和/或，不存在步驟S2'時，在步驟S5中，從第一反應油氣、第三反應油氣的任一者或者兩者的混合物中分離出輕烯烴餾份，並將所述輕烯烴餾份返回步驟S4的第二上行式反應器中；存在步驟S2'時，在步驟S5中，從第二反應油氣、第三反應油氣的任一者或者兩者的混合物中分離出輕烯烴餾份，並將所述輕烯烴餾份返回步驟S2'的流化床反應器中。
可選地，本公開的方法中，所述含烴原料油為原油、煤液化油、合成油、油砂油、頁岩油、緻密油和動植物油脂中的一種或其兩種以上的混合物，，或其各自的部分餾份、其各自的重質餾份的氫化改質油。
可選地，本公開的方法中，所述第一股催化劑和所述第二股催化劑各自獨立地包括活性組份和載體，所述活性組份為選自含或不含稀土的超穩Y型沸石、ZSM-5系列沸石、具有五元環結構的高矽沸石和β沸石中的至少一種，所述載體為選自氧化鋁、氧化矽、無定形矽鋁、氧化鋯、氧化鈦、氧化硼和鹼土金屬氧化物中的至少一種。
可選地，本公開的方法中，所述第一股催化劑和所述第二股催化劑各自獨立地包括再生催化劑，優選所述第一股催化劑和所述第二股催化劑為再生催化劑，和/或，將所述第一待生催化劑的全部或所述第二待生催化劑的全部作為連續催化劑。
本公開還提供一種含烴原料油催化裂解生產低碳烯烴和輕芳烴的裝置，該裝置包括以下單元：含烴原料油切割單元，在其中將含烴原料油切割為輕餾份油和重餾份油，使得所述輕餾份油相對於所述重餾份油的重量比(輕餾份油/重餾份油)為X，第一下行式反應單元，從該反應單元的上方引入所述輕餾份油與第一股催化劑，進行第一催化裂解，在該反應單元的下方得到第一催化裂解後的物料；任選的流化床反應單元，其中，引入所述第一催化裂解後的物料，進行第二催化裂解，得到第二催化裂解後的物料； 第一氣固分離單元，其中引入所述第一催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第一反應油氣和第一待生催化劑，或者其中引入所述第二催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第二反應油氣和第二待生催化劑；第二上行式反應單元，從該反應單元的下方引入連續催化劑、第二股催化劑與所述重餾份油，進行第三催化裂解，在該反應單元的上方得到第三催化裂解後的物料，所述連續催化劑為所述第一待生催化劑的至少一部分或所述第二待生催化劑的至少一部分，所述第二股催化劑與所述連續催化劑的重量比(第二股催化劑/連續催化劑)為R，第二氣固分離單元，其中引入所述第三催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第三反應油氣和第三待生催化劑；分離單元，其中引入所述第一反應油氣、所述第二反應油氣和所述第三反應油氣的任一者或者第一反應油氣和第三反應油氣的混合物或者第二反應油氣和第三反應油氣的混合物，分離出低碳烯烴和輕芳烴，並且分離出輕烯烴餾份，並將輕烯烴餾份返回至所述第二上行式反應單元或者所述流化床反應單元；其中，所述R和X滿足以下關係式：(4.84×T0-3340)/(780+5×T0-6×T3)<R/X<(0.968×T0-630)/(668+0.2×T0-1.2×T3)
T0為所述第二股催化劑進入第二上行式反應單元時的溫度(單位℃)，T3為所述第二上行式反應單元的出口溫度(單位℃)。
可選地，本公開的裝置中，還包括再生單元，其中，引入所述第三待生催化劑和任選的未進入第二上行式反應器的第一待生催化劑或第二待 生催化劑，在690-750℃、優選700-740℃、進一步優選705-730℃、更進一步優選710-725℃的溫度下進行燒焦再生，得到再生催化劑。
可選地，本公開的裝置中，所述裝置在包括流化床反應單元時，第一氣固分離單元中還包括汽提單元，其中，將氣固分離得到的催化劑進行汽提，得到第二待生催化劑。
所述第二氣固分離單元中還包括汽提單元，其中，將氣固分離得到的催化劑進行汽提，得到第三待生催化劑。
可選地，本公開的裝置中，所述裝置還包括脫水脫鹽單元，其中，將含烴原料油進行脫鹽脫水處理，將得到的經脫水脫鹽的含烴原料油引入含烴原料油切割單元進行切割。
可選地，本公開的裝置中，第二上行式反應單元中，引入連續催化劑和第二股催化劑的位置在輕烯烴餾份的進料口的上游。
可選地，本公開的裝置中，第二上行式反應單元中，來自分離單元的輕烯烴餾份的進料口在重餾份油進料口的上游。
技術效果
本公開中，通過上述特定的方法，根據含烴原料油不同餾份段的烴類組成特點和裂解反應特性，將含烴原料油切割為輕餾份油和重餾份油兩部分，將輕餾份油在下行式反應器中高溫下、短停留時間進行裂解，可以高選擇性生產低碳烯烴和BTX，同時可以明顯降低甲烷生成。同時，對於重餾份油，通過採用上行式反應器，可以最大化生產低碳烯烴和BTX。
另外，本公開中，通過在第一下行式反應器下部設置流化床反應器，可以將催化裂解後的物料中的輕烯烴進一步轉化，可以最大化生產低碳烯烴。
本公開中，在第一下行式反應器中輕餾份油停留時間短、反應的生焦低、低碳烯烴和BTX產率高；另外，在流化床反應器中，輕烯烴餾份進一步被轉化。由此，出第一下行式反應器的第一待生催化劑或者出流化床反應器的第二待生催化劑仍具有較高的活性，並且在該催化劑上負載有積碳，將該催化劑用於第二上行式反應器中的重餾份油的催化裂解時，可以提高低碳烯烴產率，抑制乾氣和焦炭的生成。
更為重要是，本公開中，通過使切割得到的輕餾份油和重餾份油的重量比(X)與第二股催化劑和連續催化劑的重量比(R)滿足特定的關係，可以根據含烴原料油種類的不同，對於切割比例進行靈活調節，與此相應地，對於第二股催化劑和連續催化劑的重量比進行調節，使得第二上行式反應器中，催化劑活性與重餾份油的組成更加匹配，可以在最大化生產低碳烯烴和BTX的同時，可以明顯降低乾氣和焦炭等副產物的產率。
另外，通過上述技術方案，本公開提供的含烴原料油催化裂解生產低碳烯烴和BTX的方法，可以明顯提高低碳烯烴和輕芳烴的產率和裝置經濟性。
本公開的其他特徵和優點將在隨後的具體實施方式部分予以詳細說明。
1:下行式反應器
11:輕餾份油進料噴嘴
12:第一股催化劑(再生催化劑)輸送管
13:蘑菇頭分佈器
2:流化床反應器
21:輕烯烴餾份進料噴嘴
22:第一反應油氣出口/第二反應油氣出口
3:上行式反應器
31:連續催化劑輸送管
32:第二股催化劑(再生催化劑)輸送管
33:重餾份油進料噴嘴
4:沉降器
41:第三反應器油氣出口
5:汽提器
51:第一汽提器
52:第二汽提器
53:第三待生催化劑輸送管
6:再生器
7:氣固分離器
附圖是用來提供對本公開的進一步理解，並且構成說明書的一部分，與下面的具體實施方式一起用於解釋本公開，但並不構成對本公開的限制。在附圖中：圖1是本公開的裝置的一個實施方式的示意圖。
圖2是本公開的裝置的另一個實施方式的示意圖。
以下對本公開的具體實施方式進行詳細說明。應當理解的是，此處所描述的具體實施方式僅用於說明和解釋本公開，並不用於限制本公開。
在本文中所披露的任何具體數值(包括數值範圍的端點)都不限於該數值的精確值，而應當理解為還涵蓋了接近該精確值的值，例如在該精確值±5%範圍內的所有可能的數值。並且，對於所披露的數值範圍而言，在該範圍的端點值之間、端點值與範圍內的具體點值之間，以及各具體點值之間可以任意組合而得到一個或多個新的數值範圍，這些新的數值範圍也應被視為在本文中具體公開。
除非另有說明，本文所用的術語具有與本領域技術人員通常所理解的相同的含義，如果術語在本文中有定義，且其定義與本領域的通常理解不同，則以本文的定義為準。
本申請中，除了明確說明的內容之外，未提到的任何事宜或事項均直接適用本領域已知的那些而無需進行任何改變。而且，本文描述的任何實施方式均可以與本文描述的一種或多種其他實施方式自由結合，由此形成的技術方案或技術思想均視為本公開原始公開或原始記載的一部分，而不應被視 為是本文未曾披露或預期過的新內容，除非本領域技術人員認為該結合明顯不合理。
本公開提供了一種含烴原料油催化裂解生產低碳烯烴和輕芳烴的方法，該方法包括如下步驟：S1、將含烴原料油切割為輕餾份油和重餾份油，所述輕餾份油相對於所述重餾份油的重量比(輕餾份油/重餾份油)為X；S2、將所述輕餾份油與第一股催化劑引入第一下行式反應器，進行第一催化裂解，得到第一催化裂解後的物料；任選的S2'、將所述第一催化裂解後的物料引入流化床反應器進行第二催化裂解，得到第二催化裂解後的物料；S3、將所述第一催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第一反應油氣和第一待生催化劑，或者將所述第二催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第二反應油氣和第二待生催化劑；S4、將連續催化劑、所述重餾份油與第二股催化劑引入第二上行式反應器，進行第三催化裂解，然後進行氣固分離，得到第三反應油氣和第三待生催化劑；所述連續催化劑為所述第一待生催化劑的至少一部分或所述第二待生催化劑的至少一部分；所述第二股催化劑與所述連續催化劑的重量比(第二股催化劑/連續催化劑)為R；S5、從所述第一反應油氣、所述第二反應油氣和所述第三反應油氣的任一者或者第一反應油氣和第三反應油氣的混合物或者第二反應油氣和第三反應油氣的混合物中分離出低碳烯烴和輕芳烴，並且分離出輕烯烴餾 份，並將所述輕烯烴餾份返回步驟S4的所述第二上行式反應器中或者步驟S2'的所述流化床反應器中，所述R和X滿足以下關係式：(4.84×T0-3340)/(780+5×T0-6×T3)<R/X<(0.968×T0-630)/(668+0.2×T0-1.2×T3)
T0為所述第二股催化劑進入步驟S4時的溫度(單位℃)，T3為所述第二上行式反應器的出口溫度(單位℃)。
本公開中，有時將所述第一反應油氣、所述第二反應油氣和所述第三反應油氣的任一者或兩者以上的混合物簡稱為反應油氣。
本公開中，低碳烯烴是指乙烯、丙烯、丁烯及其異構體。輕芳烴是指BTX，即苯、甲苯和二甲苯。本公開中，低碳烯烴可以從乾氣、C3餾份和C4餾份中分離得到；輕芳烴可以從輕汽油和重汽油分離得到。
本公開中，C3餾份是指反應油氣中的具有3個碳的烴類，包括丙烷、丙烯；C4餾份是指反應油氣中的具有4個碳的烴類，包括丁烷、丁烯及其異構體；輕汽油是指反應油氣中的餾程在30-90℃範圍內的全部餾份或部分餾份，其中“部分餾份”是指餾程為30-90℃之間的一部分的溫度範圍的餾份(例如餾程為30-60℃或40-60℃或60-90℃等的餾份)；重汽油是指反應油氣中的餾程在30-200℃範圍內的餾份中除去輕汽油以外的餾份。
本公開中，輕餾份油、重餾份油是指對於含烴原料油在一定切割溫度下進行切割後，切割出的輕質餾份稱為輕餾份油、剩餘部分稱為重餾份油。本領域技術人員可以根據需要按照本領域公知的方法(包括但不限於分餾、蒸餾等方式)對含烴原料油進行切割，只要使得所述輕餾份油相對於所述重餾 份油的重量比(輕餾份油/重餾份油)為X，並使X滿足本公開的下述關係式即可。在本公開的一個實施方式中，X在選自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中任意兩個數值範圍之間。在本公開的一個實施方式中，X為0.1-2.0、優選為0.12-1.0、進一步優選為0.15-0.6。
在本公開的一個實施方式中，步驟S1中，在切割點100-400℃之間的任意溫度將含烴原料油切割為輕餾份油和重餾份油，使得所述輕餾份油相對於所述重餾份油的重量比(輕餾份油/重餾份油)為X。在本公開的一個實施方式中，切割點例如為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℃。
本公開中，所述含烴原料油可以為本領域已知的各類原料油(本發明中，有時將含烴原料油簡稱為原料油)，例如，可以為原油、煤液化油、合成油、油砂油、頁岩油、緻密油和動植物油脂中的一種或其兩種以上的混合物，或其各自的部分餾份、其各自的重質餾份的氫化改質油。在本公開的一個實施方式中，含烴原料油優選為原油、原油的部分餾份、或來自原油的重油的氫化改質油。本領域技術人員已知的是，“部分餾份”可以通過對原料油進行本領域的傳統處理，包括但不限於常壓蒸餾、減壓蒸餾等，來獲得。本領域技術人員可以根據需要確定該傳統處理的方式。在本公開的一個實施方式中，可以將原油作為本公開的含烴原料油，還可以根據需要將原油進行常壓蒸餾或減壓蒸餾，抽取部分餾份後的剩餘餾份(原油的部分餾份)作為本公開的含烴原料油，或者根據需要將來自原油的重油進行氫化改質後的產物(重油的氫化改質油)作 為本公開的含烴原料油。本領域中已知的是，氫化改質包括但不限於氫化脫硫、氫化脫氮、氫化脫金屬、氫化飽和等處理。
在本公開的一個實施方式中，所述方法在步驟S1之前具有步驟S0，其中，將含烴原料油進行脫鹽脫水處理，將得到的經脫水脫鹽的含烴原料油引入步驟S1進行切割。
根據本公開，步驟S2中，在所述第一下行式反應器中，所述第一催化裂解的條件包括：所述第一下行式反應器的出口溫度為610-720℃，優選650-690℃。所述第一催化裂解的條件還包括：氣固停留時間為0.1-3.0秒，優選0.5-1.5秒。所述第一下行式反應器中，催化劑與輕餾份油的劑油比可以為催化裂解中的常用的劑油比(以催化劑/輕餾份油的重量比計)，例如可以為15-80，優選為25-65。
本公開中，對於輕餾份油與第一股催化劑引入第一下行式反應器的方式，沒有任何限定，只要是在第一下行式反應器的上端引入輕餾份油與第一股催化劑即可。優選的是，由第一下行式反應器的不同進料口分別引入輕餾份油與第一股催化劑。
本公開中，對於第一股催化劑沒有限定，可以為本領域已知的可用於原油催化裂解的催化劑即可。例如，所述第一股催化劑可以包括活性組份和載體，所述活性組份為選自含或不含稀土的超穩Y型沸石、ZSM-5系列沸石、具有五元環結構的高矽沸石和β沸石中的至少一種。所述載體選自氧化鋁、氧化矽、無定形矽鋁、氧化鋯、氧化鈦、氧化硼和鹼土金屬氧化物中的至少一種。
在本公開的一個實施方式中，所述第一下行式反應器的結構沒有特別限定，只要可以從其上部實現進料、下部實現出料即可，例如其可以是等徑或變徑的下行管反應器。
本公開中，由於在第一下行式反應器中不使用額外的熱源，因此第一下行式反應器的出口溫度即反映了反應器中的反應溫度。本公開中，可以通過調節第一股催化劑的溫度、反應器中的氣固停留時間、第一下行式反應器的出口溫度等條件來調節第一下行式反應器中輕餾份油的催化裂解程度。
在本公開的一個實施方式中，所述第一股催化劑為新鮮催化劑。在本公開的一個實施方式中，所述第一股催化劑包括來自再生器的再生催化劑。優選的是，所述第一股催化劑為來自再生器的再生催化劑。
本公開中，對於進入下行式反應器的第一股催化劑的溫度沒有特別限定，只要其可以與輕餾份油接觸時發生催化裂解、並且滿足本公開上述的第一催化裂解條件即可。在使用再生催化劑作為第一股催化劑時，經由第一股催化劑(再生催化劑)輸送管，由再生器直接進料第一股催化劑，由於再生器與第一下行式反應器之間的輸送管短，因此，所述第一股催化劑的溫度可以視為再生器的溫度或再生催化劑離開再生器時的溫度(再生器出口的溫度)。本公開的一個實施方式中，進入下行式反應器的第一股催化劑的溫度為再生器的溫度或再生催化劑離開再生器時的溫度(再生器出口的溫度)，通常可以為690-750℃，優選為700-740℃，進一步優選為705-730℃，更進一步優選為710-725℃。另外，此時還可以根據需要，對於來自再生器的催化劑進一步加熱或冷卻後再使其進料到第一下行式反應器中。在本公開的方法中，在開車時，可以將新鮮催化劑加熱到所需溫度，再引入第一下行式反應器；此後，可以直接 採用來自再生器的再生催化劑。本公開的一個實施方式中，優選由再生器直接進料第一股催化劑，而不對其進行進一步加熱或冷卻。
本公開中，在將輕餾份油引入第一下行式反應器時，還可以根據需要先對輕餾份油進行預熱。預熱後的輕餾份油的溫度例如為30-100℃。另外，還可以先對輕餾份油進行水蒸氣霧化，然後再以水蒸氣作為載體將輕餾份油引入第一下行式反應器。
本公開中，第一催化裂解後的物料包含將輕餾份油進行催化裂解後的得到的第一反應油氣和第一股催化劑被焦化(碳化後的)第一待生催化劑。該第一待生催化劑仍具有較高的活性，並且在該催化劑上負載有積碳，將其作為連續催化劑引入後續的第二上行式反應器中時，有助於重餾份油的催化裂解，提高低碳烯烴產率，抑制乾氣和焦炭的生成。
本公開中，步驟S3中，將第一催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第一反應油氣和第一待生催化劑。作為氣固分離的方式，沒有特別限定，可以採用本領域中公知的方式，例如採用沉降器、旋風分離器實現催化劑與第一反應油氣的分離。
在本公開的一個實施方式中，將第一反應油氣進行分離，得到乾氣、C3餾份、C4餾份、輕汽油、重汽油、柴油和油漿，從中分離得到低碳烯烴和輕芳烴，並分離出輕烯烴餾份。其中，C4餾份和/或輕汽油即為所述輕烯烴餾份。在本公開的一個實施方式中，將第一反應油氣引入分餾裝置或氣分裝置進行分餾，以實現上述分離。在本公開的一個實施方式中，將所述輕烯烴餾份引入下述步驟S4中的第二上行式反應器。
在本公開的一個實施方式中，將第一待生催化劑的至少一部分作為連續催化劑引入下述第二上行式反應器。在本公開的一個實施方式中，將未進入下述第二上行式反應器的第一待生催化劑引入再生步驟，在其中進行催化劑的再生。優選的是，將全部第一待生催化劑作為連續催化劑引入下述第二上行式反應器，此時作為連續催化劑的第一待生催化劑的量基本上對應於第一股催化劑的量。
在本公開的一個實施方式中，將第一催化裂解後的物料進行氣固分離，對分離的催化劑，進一步進行汽提除去其中吸附的烴類產物，得到第一待生催化劑。
在本公開的一個實施方式中，還可以在步驟S2之後、步驟S3之前，包括步驟S2'，其中，將所述第一催化裂解後的物料引入流化床反應器進行第二催化裂解，得到第二催化裂解後的物料，由此，可以將輕烯烴餾份進一步轉化，可以最大化生產低碳烯烴。
在本公開中，“流化床反應器”也稱為“流態化反應器”，其催化劑密度在150-450kg/m3之間。
根據本公開，步驟S2'中，在所述流化床反應器中，所述第二催化裂解的條件包括：所述流化床反應器中的反應溫度為600-690℃，優選640-670℃。第二催化裂解的條件還包括：質量空速為2-20h-1，優選4-12h-1。
根據本公開的一個實施方式，在流化床中不用引入新的催化劑，而直接引入第一催化裂解後的物料進行催化裂解即可。根據本公開的一個實施方式，不對流化床施加額外的熱源，而直接利用第一催化裂解後的物料的熱量即可。所引入的第一催化裂解後的物料包含將輕餾份油進行催化裂解後的得到 的第一反應油氣和第一股催化劑被焦化(碳化後的)第一待生催化劑。該第一待生催化劑仍具有較高的活性，可以在流化床反應器中繼續加深催化裂解的程度，將輕烯烴餾份進一步轉化為低碳烯烴。
根據本公開的一個實施方式，從本公開的反應油氣中分離出輕烯烴餾份，並將所述輕烯烴餾份返回所述流化床反應器中，以將其進一步轉化為低碳烯烴。更具體而言，將反應油氣進行分離，得到乾氣、C3餾份、C4餾份、輕汽油、重汽油、柴油和油漿，從中分離得到低碳烯烴和輕芳烴，並分離出輕烯烴餾份。其中，C4餾份和/或輕汽油即為所述輕烯烴餾份。在本公開的一個實施方式中，將反應油氣引入分餾裝置或氣分裝置，以實現上述分離。
本公開中，第二催化裂解後的物料包含第二反應油氣和第二待生催化劑。該第二待生催化劑仍具有較高的活性，並且在該催化劑上負載有積碳，將其作為連續催化劑引入後續的第二上行式反應器中時，有助於重餾份油的催化裂解，提高低碳烯烴產率，抑制乾氣和焦炭的生成。
本公開中，步驟S3中，將第二催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第二反應油氣和第二待生催化劑。作為氣固分離的方式，沒有特別限定，可以採用本領域中公知的方式，例如採用沉降器、旋風分離器實現催化劑與第二反應油氣的分離。
在本公開的一個實施方式中，將第二反應油氣進行分離，得到乾氣、C3餾份、C4餾份、輕汽油、重汽油、柴油和油漿，從中分離得到低碳烯烴和輕芳烴，並分離出輕烯烴餾份。其中，C4餾份和/或輕汽油即為輕烯烴餾份。在本公開的一個實施方式中，將第二反應油氣引入分餾裝置或氣分裝置，以實現上述分離。
本公開的一個實施方式中，將第二催化裂解後的物料進行氣固分離，對分離的催化劑，進一步進行汽提除去其中吸附的烴類產物，得到第二待生催化劑。本公開中，第二待生催化劑的至少一部分作為連續催化劑引入下述第二上行式反應器。
在本公開的一個實施方式中，將未進入下述第二上行式反應器的第二待生催化劑引入再生步驟，在其中進行催化劑的再生。優選的是，將全部第二待生催化劑作為連續催化劑引入下述第二上行式反應器，此時作為連續催化劑的第二待生催化劑的量基本上對應於第一股催化劑的量。
本公開中，步驟S4中，將連續催化劑、所述重餾份油與第二股催化劑引入第二上行式反應器，進行第三催化裂解，然後進行氣固分離，得到第三反應油氣和第三待生催化劑；所述連續催化劑為所述第一待生催化劑的至少一部分或所述第二待生催化劑的至少一部分。
本公開的一個實施方式中，所述第二上行式反應器中，所述第三催化裂解的條件包括：所述第二上行式反應器的出口溫度T3為530-650℃，優選560-640℃，進一步優選為580-630℃，更進一步優選600-630℃。第三催化裂解的條件還包括：氣固停留時間為0.5-8秒，優選1.5-5秒。所述第二上行式反應器中，催化劑與重餾份油的劑油比可以為催化裂解中的常用的劑油比(以催化劑/重餾份油的重量比計)，例如可以為8-40，優選為10-30。
本公開的一個實施方式中，在步驟S4中，首先使所述連續催化劑與所述第二股催化劑混合，再進行後續催化裂解反應。更具體而言，本公開的一個實施方式中，使所述連續催化劑與所述第二股催化劑各自獨立地進料到第二上行式反應器的底部，將其混合，混合後的催化劑(以下，有時也稱為催化 劑混合物或混合催化劑)用於第二上行式反應器中的催化裂解反應。在本公開的一個實施方式中，使所述連續催化劑與所述第二股催化劑在第二上行式反應器的底部區域混合後，使用預提升介質使混合催化劑在第二上行式反應器中提升，進行下游的催化裂解反應。在本公開的一個實施方式中，所述預提升介質可以為乾氣、水蒸氣或它們的混合物。
本公開的一個實施方式中，在步驟S4中，對於第二股催化劑沒有限定，可以為本領域已知的可用於原油催化裂解的催化劑即可。例如，所述第二股催化劑包括活性組份和載體，所述活性組份為選自含或不含稀土的超穩Y型沸石、ZSM-5系列沸石、具有五元環結構的高矽沸石和β沸石中的至少一種。所述載體選自氧化鋁、氧化矽、無定形矽鋁、氧化鋯、氧化鈦、氧化硼和鹼土金屬氧化物中的至少一種。
在本公開的一個實施方式中，所述第二上行式反應器的結構沒有特別限定，只要可以從其底部實現進料、從上部實現出料即可，例如其可以為等徑或變徑的提升管反應器，等徑或變徑的提升管反應器和流化床複合反應器。
在本公開的一個實施方式中，所述第二股催化劑為新鮮催化劑。在本公開的一個實施方式中，所述第二股催化劑包括來自再生器的再生催化劑。在本公開的一個實施方式中，所述第二股催化劑為來自再生器的再生催化劑。當使用新鮮催化劑作為第二股催化劑時，需要對該催化劑進行預熱，使得該新鮮催化劑進入步驟S4時的溫度滿足本公開的關係式。優選的是，所述第二股催化劑為來自再生器的再生催化劑。
本公開中，所述第二股催化劑與所述連續催化劑的重量比(第二股催化劑/連續催化劑)為R，並且，使所述R和X滿足以下關係式：(4.84×T0-3340)/(780+5×T0-6×T3)<R/X<(0.968×T0-630)/(668+0.2×T0-1.2×T3)
T0為所述第二股催化劑進入步驟S4時的溫度(單位℃)，T3為所述第二上行式反應器的出口溫度(單位℃)。
本公開的發明人驚訝地發現，通過使步驟S1中的含烴原料油的輕餾份油和重餾份油的切割比例(輕餾份油/重餾份油的重量比)與所述第二股催化劑和所述連續催化劑的重量比(第二股催化劑/連續催化劑)滿足上述關係式，可以使得含烴原料油組份、切割比例、催化劑活性(特別是第二上行式反應器中的催化劑活性)更好地匹配，可以在最大化生產低碳烯烴和BTX的同時，可以明顯降低乾氣和焦炭的產率。不受任何理論限定地，本公開的發明人推測，作為連續催化劑的催化劑來自第一待生催化劑或第二待生催化劑，由於在第一下行式反應器中和流化床反應器中生焦低，使得第一待生催化劑和第二待生催化劑具有較高的催化活性的同時，並負載一定量的積碳，這種催化劑以一定比例與第二股催化劑(新鮮催化劑或來自再生器的再生催化劑)進行混合，並使混合比例與含烴原料油切割比例相匹配，滿足本公開的上述關係式，所得的催化劑保持優異的催化活性的同時，不會引發由於催化劑活性過高導致的重餾份油的過度焦化，也不會引發由於催化劑活性過低導致的重餾份油的催化裂解不充分。本公開中，使含烴原料油切割為輕餾份油和重餾份油的比例與連續催化劑和第二股催化劑的混合比例滿足特定關係，可以根據含烴原料油的組成、切割 比例等來調節第二上行式反應器中的混合催化劑的活性，使得來自重餾份油的低碳烯烴和BTX的產率最大化。
本公開的一個實施方式中，(4.84×T0-3340)/(780+5×T0-6×T3)大於0。本公開中，T0大於T3。
本公開中，T0為所述第二股催化劑進入步驟S4時的溫度。具體而言，是指第二股催化劑(新鮮催化劑或再生催化劑)進入第二上行式反應器時的溫度，即，其進入第二上行式反應器底部時、在與連續催化劑混合前的溫度。當使用再生催化劑作為第二股催化劑時，由於再生器和第二上行式反應器之間的輸送管短，因此再生器的溫度或再生催化劑出再生器時催化劑的溫度(再生器出口的溫度)可以視為第二股催化劑進入步驟S4時的溫度。
本公開的一個實施方式中，所述第二上行式反應器的出口溫度T3為530-650℃，優選為560-640℃，進一步優選為580-630℃，更進一步優選為600-630℃；和/或，所述第二股催化劑進入步驟S4時的溫度T0為690-750℃，優選700-740℃，進一步優選為705-730℃，更進一步優選為710-725℃。
在本公開的一個實施方式中，將第三反應油氣進行分離，得到乾氣、C3餾份、C4餾份、輕汽油、重汽油、柴油和油漿，從中分離得到低碳烯烴和輕芳烴，並分離出輕烯烴餾份。其中，C4餾份和/或輕汽油即為輕烯烴餾份。在本公開的一個實施方式中，將第三反應油氣引入分餾裝置或氣分裝置，以實現上述分離。
本公開中，不存在步驟S2'時，在步驟S5中，從第一反應油氣、第三反應油氣的任一者或者兩者的混合物中分離得到低碳烯烴和輕芳烴，並將分離出的輕烯烴餾份返回所述第二上行式反應器中。
本公開中，存在步驟S2'時，在步驟S5中，從第二反應油氣、第三反應油氣的任一者或者兩者的混合物中分離得到低碳烯烴和輕芳烴，並將分離出的輕烯烴餾份返回所述流化床反應器中。
本公開的一個實施方式中，在步驟S4中，來自下述S5步驟的輕烯烴餾份先於所述重餾份油與所述催化劑混合物接觸，發生催化裂解反應，而後重餾份油再與催化劑混合物接觸，發生催化裂解反應。優選的是，所述輕烯烴餾份先於所述重餾份油0.3-1.0秒與所述催化劑混合物接觸。更優選的是，所述輕烯烴餾份先於所述重餾份油0.4-0.8秒與所述催化劑混合物接觸。
本公開的一個實施方式中，對第三催化裂解的產物進行氣固分離，得到第三反應油氣和第三待生催化劑。作為氣固分離的方式，沒有特別限定，可以採用本領域中公知的方式，例如採用沉降器、旋風分離器實現催化劑與第三反應油氣的分離。
在本公開的一個實施方式中，將第三催化裂解後的物料進行氣固分離，對分離的催化劑，進一步進行汽提除去其中吸附的烴類產物，得到第三待生催化劑。在本公開的一個實施方式中，使第三待生催化劑進入再生器進行催化劑的再生。
在本公開的一個實施方式中，再生器的溫度為本領域常用的溫度，其可以為690-750℃，優選為700-740℃，進一步優選為705-730℃，更進一步優選為710-725℃。在本公開的一個實施方式中，再生器的溫度或再生催化劑出再生器時催化劑的溫度(再生器出口的溫度)可以視為第二股催化劑進入步驟S4時的溫度。因此，在本公開的一個實施方式中，第二股催化劑進入步驟S4 時的溫度T0可以為690-750℃，優選為700-740℃，進一步優選為705-730℃，更進一步優選為710-725℃。
在本公開的一個實施方式中，再生後的催化劑用作第一股催化劑和第二股催化劑。
在本公開中，步驟S5中，從所述第一反應油氣、所述第二反應油氣和所述第三反應油氣的任一者或者第一反應油氣和第三反應油氣的混合物或者第二反應油氣和第三反應油氣的混合物中分離得到低碳烯烴和輕芳烴，並且分離出輕烯烴餾份，並將所述輕烯烴餾份返回步驟S4的所述第二上行式反應器中或者步驟S2'的所述流化床反應器中。更具體而言，將反應油氣進行分離，得到乾氣、C3餾份、C4餾份、輕汽油、重汽油、柴油和油漿，從中分離得到低碳烯烴和輕芳烴，並分離出輕烯烴餾份。其中，C4餾份和/或輕汽油即為所述輕烯烴餾份。優選的是，將反應油氣引入分餾裝置或氣分裝置，以實現上述分離。步驟S5中，可以將所述第一反應油氣、所述第三反應油氣各自進行分離，也可以將二者合併後統一進行分離；或者，可以將所述第二反應油氣、所述第三反應油氣各自進行分離，也可以將二者合併後統一進行分離。
在本公開的一個實施方式中，從反應油氣中分離出輕烯烴餾份的方法沒有限定，可以採用本領域已知的方式進行分離，包括但不限於以下方法，反應油氣進入分餾、吸收穩定單元後，分離出液化氣和穩定汽油，液化氣進入後續氣分裝置分離出C3餾份和C4餾份，穩定汽油進入輕重汽油分割塔，分離出輕汽油和重汽油。C4餾份和/或輕汽油即為所述輕烯烴餾份。從中可以分離得到低碳烯烴和輕芳烴。
更詳細而言，在本公開的一個實施方式中，提供一種含烴原料油催化裂解生產低碳烯烴和輕芳烴的方法，該方法包括如下步驟：S1、將含烴原料油切割為輕餾份油和重餾份油，所述輕餾份油相對於所述重餾份油的重量比(輕餾份油/重餾份油)為X；S2、將所述輕餾份油與第一股催化劑引入第一下行式反應器，進行第一催化裂解，得到第一催化裂解後的物料；S3、將所述第一催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第一反應油氣和第一待生催化劑；S4、將連續催化劑、所述重餾份油與第二股催化劑引入第二上行式反應器，進行第三催化裂解，然後進行氣固分離，得到第三反應油氣和第三待生催化劑；所述連續催化劑為所述第一待生催化劑的至少一部分；所述第二股催化劑與所述連續催化劑的重量比(第二股催化劑/連續催化劑)為R；S5、從所述第一反應油氣和所述第三反應油氣的任一者或者兩者的混合物中分離出低碳烯烴和輕芳烴，並且分離出輕烯烴餾份，並將所述輕烯烴餾份返回步驟S4的所述第二上行式反應器中，所述R和X滿足以下關係式：(4.84×T0-3340)/(780+5×T0-6×T3)<R/X<(0.968×T0-630)/(668+0.2×T0-1.2×T3)
T0為所述第二股催化劑進入步驟S4時的溫度(單位℃)，T3為所述第二上行式反應器的出口溫度(單位℃)。
更詳細而言，在本公開的一個實施方式中，提供含烴原料油催化裂解生產低碳烯烴和輕芳烴的方法，該方法包括如下步驟： S1、將含烴原料油切割為輕餾份油和重餾份油，所述輕餾份油相對於所述重餾份油的重量比(輕餾份油/重餾份油)為X；S2、將所述輕餾份油與第一股催化劑引入第一下行式反應器，進行第一催化裂解，得到第一催化裂解後的物料；S2'、將所述第一催化裂解後的物料引入流化床反應器進行第二催化裂解，得到第二催化裂解後的物料；S3、將所述第二催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第二反應油氣和第二待生催化劑；S4、將連續催化劑、所述重餾份油與第二股催化劑引入第二上行式反應器，進行第三催化裂解，然後進行氣固分離，得到第三反應油氣和第三待生催化劑；所述連續催化劑為所述第二待生催化劑的至少一部分；所述第二股催化劑與所述連續催化劑的重量比(第二股催化劑/連續催化劑)為R；S5、從所述第二反應油氣和所述第三反應油氣的任一者或者兩者的混合物中分離出低碳烯烴和輕芳烴，並且分離出輕烯烴餾份，並將所述輕烯烴餾份返回步驟S2'的所述流化床反應器中，所述R和X滿足以下關係式：(4.84×T0-3340)/(780+5×T0-6×T3)<R/X<(0.968×T0-630)/(668+0.2×T0-1.2×T3)
T0為所述第二股催化劑進入步驟S4時的溫度(單位℃)，T3為所述第二上行式反應器的出口溫度(單位℃)。
在本公開的一個實施方式中，所述輕烯烴餾份為所述反應油氣中的C4餾份和/或所述輕汽油。
本公開還提供以下技術方案：
A1、含烴原料油催化裂解生產低碳烯烴和輕芳烴的方法，該方法包括如下步驟：S1、將脫鹽脫水的含烴原料油切割為輕餾份油和重餾份油；所述切割的切割點為100-400℃之間的任意溫度；S2、將所述輕餾份油與第一股催化劑引入第一下行式反應器，進行第一催化裂解，得到第一催化裂解後的物料；任選的S2'、將所述第一催化裂解後的物料送入流化床反應器進行第二催化裂解，得到第二催化裂解後的物料；S3、將所述第一催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第一反應油氣和第一待生催化劑，或者將所述第二催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第二反應油氣和第二待生催化劑；S4、將連續催化劑、所述重餾份油與第二股催化劑引入第二上行式反應器，進行第三催化裂解，然後進行氣固分離，得到第三反應油氣和第三待生催化劑；所述連續催化劑為所述第一待生催化劑或所述第二待生催化劑；所述第二股催化劑與所述連續催化劑的重量比為0.2-5：1；S5、從所述第一反應油氣和所述第二反應油氣中分離出輕烯烴餾份，並將所述輕烯烴餾份返回所述流化床反應器中或所述第二上行式反應器中。
A2、根據A1所述的方法，其中，步驟S1中，所述切割的切割點為200-380℃之間的任意溫度。
A3、根據A1所述的方法，其中，步驟S4中，所述第二股催化劑與所述連續催化劑的重量比為0.5-3：1。
A4、如請求項A1所述的方法，其中，所述第一下行式反應器中，所述第一催化裂解的條件包括：所述第一下行式反應器的出口溫度為610-720℃，氣固停留時間為0.1-3.0秒；所述流化床反應器中，所述第二催化裂解的條件包括：所述流化床反應器中的反應溫度為600-670℃，質量空速為2-20h-1；所述第二上行式反應器中，所述第三催化裂解的條件包括：所述第二上行式反應器的出口溫度為530-650℃，氣固停留時間為0.5-8秒。
A5、根據A4所述的方法，其中，所述第一下行式反應器中，所述第一催化裂解的條件包括：所述第一下行式反應器的出口溫度為650-690℃，氣固停留時間為0.5-1.5秒；所述流化床反應器中，所述第二催化裂解的條件包括：所述流化床反應器中的反應溫度為620-640℃，質量空速為4-12h-1；所述第二上行式反應器中，所述第三催化裂解的條件包括：所述第二上行式反應器的出口溫度為560-640℃，氣固停留時間為1.5-5秒。
A6、根據A1所述的方法，其中，將所述輕烯烴餾份先於所述重餾份油0.3-1.0秒與所述第二股催化劑進行催化裂解；優選將所述輕烯烴餾份先於所述重餾份油0.4-0.8秒與所述第二股催化劑進行催化裂解。
A7、根據A1所述的方法，其中，該方法還包括：將所述第三待生催化劑進行燒焦再生，得到再生催化劑； 將所述第一油氣和所述第二油氣進行分離，得到乾氣、C3餾份、C4餾份、輕汽油、重汽油、柴油和油漿；所述輕烯烴餾份為所述第一油氣和所述第二油氣中的C4餾份和/或所述第一油氣和所述第二油氣中30-90℃範圍內的餾份。
A8、根據A1所述的方法，其中，所述含烴原料油為傳統礦物油、煤液化油、合成油、油砂油、頁岩油、緻密油和動植物油脂中的一種或幾種的混合物。
A9、根據A1所述的方法，其中，所述第一股催化劑和所述第二股催化劑各自獨立地包括活性組份和載體，所述活性組份為選自含或不含稀土的超穩Y型沸石、ZSP系列沸石、具有五元環結構的高矽沸石和β沸石中的至少一種。
A10、根據A1所述的方法，其中，所述第一股催化劑和所述第二股催化劑各自獨立地包括所述再生催化劑。
本公開還提供一種含烴原料油催化裂解生產低碳烯烴和輕芳烴的裝置，該裝置包括以下單元：含烴原料油切割單元，在其中將含烴原料油切割為輕餾份油和重餾份油，使得所述輕餾份油相對於所述重餾份油的重量比(輕餾份油/重餾份油)為X，第一下行式反應單元，從該反應單元的上方引入所述輕餾份油與第一股催化劑，進行第一催化裂解，在該反應單元的下方得到第一催化裂解後的物料； 任選的流化床反應單元，其中，引入所述第一催化裂解後的物料，進行第二催化裂解，得到第二催化裂解後的物料；第一氣固分離單元，其中引入所述第一催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第一反應油氣和第一待生催化劑，或者其中引入所述第二催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第二反應油氣和第二待生催化劑；第二上行式反應單元，從該反應單元的下方引入連續催化劑、第二股催化劑與所述重餾份油，進行第三催化裂解，在該反應單元的上方得到第三催化裂解後的物料，所述連續催化劑為所述第一待生催化劑的至少一部分或所述第二待生催化劑的至少一部分，所述第二股催化劑與所述連續催化劑的重量比(第二股催化劑/連續催化劑)為R，第二氣固分離單元，其中引入所述第三催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第三反應油氣和第三待生催化劑；分離單元，其中引入所述第一反應油氣、所述第二反應油氣和所述第三反應油氣的任一者或者第一反應油氣和第三反應油氣的混合物或者第二反應油氣和第三反應油氣的混合物，分離出低碳烯烴和輕芳烴，並且分離出輕烯烴餾份，並將輕烯烴餾份返回至所述第二上行式反應單元或者所述流化床反應單元；其中，所述R和X滿足以下關係式：(4.84×T0-3340)/(780+5×T0-6×T3)<R/X<(0.968×T0-630)/(668+0.2×T0-1.2×T3)
T0為所述第二股催化劑進入第二上行式反應單元時的溫度(單位℃)，T3為所述第二上行式反應單元的出口溫度(單位℃)。
本公開中，T0為所述第二股催化劑進入第二上行式反應單元時的溫度(單位℃)。具體而言，是指第二股催化劑進入第二上行式反應單元底部時、在與連續催化劑混合前的溫度。
本公開的一個實施方式中，所述裝置還包括再生單元，其中，引入所述第三待生催化劑和任選的未進入第二上行式反應器的第一待生催化劑或第二待生催化劑，進行燒焦再生，得到再生催化劑。優選的是，向再生單元中只引入所述第三待生催化劑。本公開的一個實施方式中，再生單元的溫度為本領域常用的溫度，其可以為690-750℃，優選為700-740℃，進一步優選為705-730℃，更進一步優選為710-725℃。
本公開的一個實施方式中，所述第二上行式反應單元的出口溫度T3為530-650℃，優選為560-640℃，進一步優選為580-630℃，更進一步優選為600-630℃。
本公開的一個實施方式中，所述第二股催化劑進入第二上行式反應單元時的溫度T0為690-750℃，優選700-740℃，進一步優選為705-730℃，更進一步優選為710-725℃。
本公開的一個實施方式中，所述裝置還包括脫水脫鹽單元，其中，將含烴原料油進行脫鹽脫水處理，將得到的經脫水脫鹽的含烴原料油引入含烴原料油切割單元進行切割。
在本公開的一個實施方式中，所述第一下行式反應單元的結構沒有特別限定，只要可以從其上部實現進料、下部實現出料即可，例如其可以是等徑或變徑的下行管反應器。
在本公開的一個實施方式中，不存在流化床反應單元時，在分離單元中，從第一反應油氣、第三反應油氣的任一者或者兩者的混合物中分離得到低碳烯烴和輕芳烴，並將分離出的輕烯烴餾份返回所述第二上行式反應單元中。
本公開中，存在流化床反應單元時，在分離單元中，從第二反應油氣、第三反應油氣的任一者或者兩者的混合物中分離得到低碳烯烴和輕芳烴，並將分離出的輕烯烴餾份返回所述流化床反應器中。
本公開的一個實施方式中，所述第一氣固分離單元、所述第二氣固分離單元包括本領域公知的可以實現氣固分離的設備，例如可以包括沉降器或旋風分離器。
本公開的一個實施方式中，所述裝置還包括至少一個汽提單元，其可以設置在氣固分離單元中，其中，將氣固分離得到的催化劑進行汽提，以除去其中吸附的烴類產物。
更具體而言，本公開的一個實施方式中，所述裝置在包括流化床反應單元時，第一氣固分離單元中還包括汽提單元，其中，將氣固分離得到的催化劑進行汽提，以除去其中吸附的烴類產物，得到第二待生催化劑。本公開的一個實施方式中，所述第二氣固分離單元中還包括汽提單元，其中，將氣固分離得到的催化劑進行汽提，以除去其中吸附的烴類產物，得到第三待生催化劑。
本公開的一個實施方式中，將連續催化劑和第二股催化劑引入第二上行式反應單元的底部，進行混合後，混合催化劑用於後續的催化裂解反應。
本公開的一個實施方式中，第二上行式反應單元中，引入連續催化劑和第二股催化劑的位置在輕烯烴餾份進料口的上游。
本公開的一個實施方式中，第二上行式反應單元中，輕烯烴餾份進料口在重餾份油進料口的上游。
在本公開的一個實施方式中，所述第二上行式反應器的結構沒有特別限定，只要可以從其底部實現進料、從上部實現出料即可，例如其可以為等徑或變徑的提升管反應器，等徑或變徑的提升管反應器和流化床複合反應器。
更詳細而言，本公開提供一種含烴原料油催化裂解生產低碳烯烴和輕芳烴的裝置，該裝置包括以下單元：含烴原料油切割單元，在其中將含烴原料油切割為輕餾份油和重餾份油，使得所述輕餾份油相對於所述重餾份油的重量比(輕餾份油/重餾份油)為X，第一下行式反應單元，從該反應單元的上方引入所述輕餾份油與第一股催化劑，進行第一催化裂解，在該反應單元的下方得到第一催化裂解後的物料；第一氣固分離單元，其中引入所述第一催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第一反應油氣和第一待生催化劑；第二上行式反應單元，從該反應單元的下方引入連續催化劑、第二股催化劑與所述重餾份油，進行第三催化裂解，在該反應單元的上方得到第三催化裂解後的物料，所述連續催化劑為所述第一待生催化劑的至少一部 分，所述第二股催化劑與所述連續催化劑的重量比(第二股催化劑/連續催化劑)為R，第二氣固分離單元，其中引入所述第三催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第三反應油氣和第三待生催化劑；分離單元，其中引入所述第一反應油氣和所述第三反應油氣的任一者或兩者的混合物，分離出低碳烯烴和輕芳烴，並且分離出輕烯烴餾份，並將輕烯烴餾份返回至所述第二上行式反應單元；其中，所述R和X滿足以下關係式：(4.84×T0-3340)/(780+5×T0-6×T3)<R/X<(0.968×T0-630)/(668+0.2×T0-1.2×T3)
T0為所述第二股催化劑進入第二上行式反應單元時的溫度(單位℃)，T3為所述第二上行式反應單元的出口溫度(單位℃)。
更詳細而言，本公開提供一種含烴原料油催化裂解生產低碳烯烴和輕芳烴的裝置，該裝置包括以下單元：含烴原料油切割單元，在其中將含烴原料油切割為輕餾份油和重餾份油，使得所述輕餾份油相對於所述重餾份油的重量比(輕餾份油/重餾份油)為X，第一下行式反應單元，從該反應單元的上方引入所述輕餾份油與第一股催化劑，進行第一催化裂解，在該反應單元的下方得到第一催化裂解後的物料；流化床反應單元，其中，引入所述第一催化裂解後的物料，進行第二催化裂解，得到第二催化裂解後的物料； 第一氣固分離單元，其中引入所述第二催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第二反應油氣和第二待生催化劑；第二上行式反應單元，從該反應單元的下方引入連續催化劑、第二股催化劑與所述重餾份油，進行第三催化裂解，在該反應單元的上方得到第三催化裂解後的物料，所述連續催化劑為所述第二待生催化劑的至少一部分，所述第二股催化劑與所述連續催化劑的重量比(第二股催化劑/連續催化劑)為R，第二氣固分離單元，其中引入所述第三催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第三反應油氣和第三待生催化劑；分離單元，其中引入所述第二反應油氣和所述第三反應油氣的任一者或者兩者的混合物，分離出低碳烯烴和輕芳烴，並且分離出輕烯烴餾份，並將輕烯烴餾份返回至所述流化床反應單元；其中，所述R和X滿足以下關係式：(4.84×T0-3340)/(780+5×T0-6×T3)<R/X<(0.968×T0-630)/(668+0.2×T0-1.2×T3)
T0為所述第二股催化劑進入第二上行式反應單元時的溫度(單位℃)，T3為所述第二上行式反應單元的出口溫度(單位℃)。
本公開的含烴原料油催化裂解生產低碳烯烴和輕芳烴的裝置用於實施本公開的含烴原料油催化裂解生產低碳烯烴和輕芳烴的方法。
以下，參照圖1和圖2，分別詳細說明本公開的兩種實施方式，但本公開不限於此。
本公開的一種具體的實施方式如圖1所示，熱的第一股催化劑(再生催化劑)通過第一股催化劑輸送管(再生催化劑輸送管)12向第一下行式反應器1輸送。輕餾份油通過進料噴嘴11噴入第一下行式反應器1中，與第一股催化劑接觸並進行催化裂解反應，反應後的第一催化裂解後的物料在氣固分離器7進行催化劑與油氣分離，所得第一反應油氣通過下行式反應器油氣出口22引入分離裝置(圖中未示出)，第一待生催化劑通過連續催化劑輸送管31作為連續催化劑引入第二上行式反應器3底部，第二股催化劑(再生催化劑)通過第二股催化劑輸送管(再生催化劑輸送管)32引入第二上行式反應器3底部，第一待生催化劑(連續催化劑)和第二股催化劑混合後的催化劑通過預提升介質向上提升。輕烯烴餾份通過輕烯烴餾份進料噴嘴21噴入第二上行式反應器3，與催化劑接觸並發生反應。重餾份油通過重餾份油進料噴嘴33噴入第二上行式反應器3與來自底部的油劑混合物接觸反應，反應後得到第三催化裂解後的物料，使其進入沉降器4，在沉降器4中進行第三待生催化劑與第三反應油氣的分離，第三反應油氣通過第三反應器油氣出口41進入分離裝置(圖中未示出)，第三待生催化劑進入汽提器5，汽提出吸附的烴類產物，由輸送管53將第三待生催化劑送至再生器6進行再生，再生後的催化劑返回第一下行式反應器和第二上行式反應器重複使用。將反應油氣(第一反應油氣、第三反應油氣)經分離裝置(優選為分餾裝置、氣分裝置)分離得到乾氣、C3餾份、C4餾份、輕汽油、重汽油、柴油、油漿，從中分離得到低碳烯烴和輕芳烴。另外，從反應油氣中分離出輕烯烴餾份，並將所述輕烯烴餾份由輕烯烴餾份進料噴嘴21引入所述第二上行式反應器3中。
本公開的另一種具體的實施方式如圖2所示，熱的第一股催化劑(再生催化劑)通過第一股催化劑輸送管(再生催化劑輸送管)12向第一下行式反應器1輸送。輕餾份油通過進料噴嘴11噴入第一下行式反應器1中，與第一股催化劑接觸並進行催化裂解反應，反應後的第一催化裂解後的物料通過第一下行式反應器的出口蘑菇頭分佈器13引入流化床反應器2中，在流化床反應器內繼續發生裂解反應，反應後得到第二催化裂解後物料，將該物料進行旋風分離後得到第二反應油氣和第二待生催化劑。所述第二反應油氣由第二反應油氣出口22引入分離裝置(圖中未示出)，第二待生催化劑進入第一汽提器51汽提出吸附的烴類產物後，作為連續催化劑通過連續催化劑輸送管31引入第二上行式反應器3底部，第二股催化劑(再生催化劑)通過第二股催化劑輸送管(再生催化劑輸送管)32引入第二上行式反應器3底部，第二待生催化劑(連續催化劑)和第二股催化劑混合後的催化劑通過預提升介質向上提升。重餾份油通過重餾份油進料噴嘴33噴入第二上行式反應器3與催化劑接觸反應，反應後得到第三催化裂解後的物料，使其進入沉降器4，在沉降器4中進行第三待生催化劑與第三反應油氣的分離，第三反應油氣通過第三反應器油氣出口41引入分離裝置(圖中未示出)，第三待生催化劑進入第二汽提器52，汽提出吸附的烴類產物，由第三待生催化劑輸送管53將第三待生催化劑送至再生器6進行再生，再生後的催化劑返回第一下行式反應器和第二上行式反應器重複使用。將反應油氣(第二反應油氣、第三反應油氣)經分離裝置(優選為分餾裝置、氣分裝置)分離得到乾氣、C3餾份、C4餾份、輕汽油、重汽油、柴油、油漿，從中分離得到低碳烯烴和輕芳烴。另外，從反應油氣中分離出輕烯烴餾份，並將所述輕烯烴餾份由輕烯烴餾份進料噴嘴21返回流化床反應器2中。
實施例
以下通過實施例進一步詳細說明本公開。實施例中所用到的原材料均可通過商購途徑獲得。本公開的實施例和對照例中所使用的催化裂解催化劑由中國石油化工股份有限公司催化劑齊魯分公司工業生產，商品代號為DMMC-2。該催化劑含有平均孔徑小於0.7奈米的ZSM-5沸石和超穩Y型沸石，催化劑在使用前在800℃的溫度下經飽和蒸汽水熱老化17小時，催化劑的主要物化性質見表1。實施例和對照例中所用的含烴原料油為來自江蘇油田的原油，其性質列於表2。
實施例1
本實施例中所加工的原油A輕重餾份油切割點為320℃，切割比例為(輕餾份油/重餾份油的重量比)0.4。
採用改造的連續反應-再生操作的中型裝置進行試驗，其流程如附圖1所示。720℃的高溫再生催化劑經再生斜管由再生器引入下行式反應器1頂部，預熱到45℃的輕餾份油經水蒸氣霧化後，通過進料噴嘴進入下行式反應器1與第一股催化劑接觸進行催化裂解反應，劑油比為40，反應器的出口溫度為665℃，氣固停留時間為0.8s，第一催化裂解後的物料經旋風分離出第一反應油氣和第一待生催化劑，第一反應油氣進入分離系統，全部第一待生催化劑引入提升管反應器(上行式反應器3)底部。同時由再生器經由再生催化劑輸送管32將溫度為720℃的再生催化劑(第二股催化劑)引入上行式反應器3底部。第二股催化劑與第一待生催化劑的重量比(第二股催化劑/第一待生催化劑)為0.25， 第一待生催化劑和第二股催化劑在上行式反應器3的底部混合後，混合催化劑在預提升蒸汽作用下向上流動，同時輕烯烴餾份在霧化水蒸氣介質下通過輕烯烴餾份進料噴嘴進入上行式反應器3下部，與混合催化劑接觸發生反應，重餾份油噴嘴在輕烯烴餾份進料噴嘴的上方800毫米處，重餾份油經水蒸氣霧化後，經重餾份油進料噴嘴噴入提升管反應發生催化裂解反應，劑油比為20，反應器的出口溫度T3為610℃，反應器中的氣固停留時間為1.5s，催化裂解後的物料引入沉降器進行油劑分離，分離為第三反應油氣和第三待生催化劑，第三反應油氣引入分離系統。第一反應油氣、第三反應油氣在分離系統中分離成裂解氣、輕汽油、重汽油、柴油、油漿。將輕汽油部分餾份(餾程範圍30-60℃)作為輕烯烴餾份通過輕烯烴餾份進料噴嘴返回上行式反應器3。第三待生催化劑進入汽提器，汽提出第三待生催化劑上吸附的烴類產物後，通過待生劑斜管進入再生器，與空氣接觸在720℃下燒焦再生。再生後的催化劑經再生斜管返回反應器中循環使用。中型裝置採用電加熱維持反應-再生系統溫度。待該裝置運行穩定(產物組成基本保持不變)後，對從反應油氣中得到的裂解氣和汽油組成進行分析，得到產物中低碳烯烴(以下簡稱為三烯)和輕芳烴(以下簡稱為BTX)產率。
主要操作條件和結果列於表3。
實施例2
採用與實施例1相同的裝置和反應步驟，所不同的是所加工原油A的輕重組份切割點為250℃，切割比例為(輕餾份油/重餾份油的重量比)0.195，另外，第二股催化劑與第一待生催化劑的重量比(第二股催化劑/第一待生催化 劑)為0.03，再生器的溫度為700℃(即、第二股催化劑進入步驟S4時的溫度T0為700℃)，提升管反應器的出口溫度T3為570℃。
其餘主要操作條件和結果列於表3。
實施例3
採用與實施例1相同的裝置和反應步驟，所不同的是所加工原油A的輕重組份切割點為350℃，切割比例為(輕餾份油/重餾份油的重量比)0.529，另外，第二股催化劑與第一待生催化劑的重量比(第二股催化劑/第一待生催化劑)為0.6，再生器的溫度為740℃(即、第二股催化劑進入步驟S4時的溫度T0為740℃)，提升管反應器的出口溫度T3為630℃。
其餘主要操作條件和結果列於表3。
實施例4
採用與實施例1相同的裝置和反應步驟。
本實施例中所加工的原油A輕重餾份油切割點為250℃，切割比例為(輕餾份油/重餾份油的重量比)0.195。
除表3所列的條件之外，採用與實施例1相同的條件。
結果列於表3。
實施例5
採用與實施例1相同的裝置和反應步驟。
本實施例中所加工的原油A輕重餾份油切割點為350℃，切割比例為(輕餾份油/重餾份油的重量比)0.529，除表3所列的條件之外，採用與實施例1相同的條件。
結果列於表3。
實施例6
所加工的原油A輕重餾份油切割點為320℃，切割比例(輕餾份油/重餾份油的重量比)為0.4。
採用改造的連續反應-再生操作的中型裝置進行試驗，其流程如附圖2所示。720℃的高溫再生催化劑經再生斜管由再生器引入下行式反應器1頂部，預熱到45℃的輕餾份油經水蒸氣霧化後，通過進料噴嘴進入下行式反應器1，與第一股催化劑接觸進行催化裂解反應，劑油比為40，反應器的出口溫度為670℃，氣固停留時間為0.6s，第一催化裂解後的物料通過出口分佈器進入流化床反應器2，進一步進行催化裂解反應，反應溫度為655℃，質量空速為4h-1；另外，輕烯烴餾份經水蒸氣霧化後通過進料噴嘴21進入流化床反應器2底部，與熱的催化劑接觸發生反應，第二催化裂解後的物料進行旋風分離得到第二反應油氣和第二待生催化劑，第二反應油氣引入後續分離系統，分離的第二待生催化劑經汽提後全部引入提升管反應器(上行式反應器3)底部。同時由再生器經由再生催化劑輸送管32將溫度為720℃的再生催化劑(第二股催化劑)引入第二上行式反應器3底部。第二股催化劑與第二待生催化劑的重量比(第二股催化劑/第二待生催化劑)為0.25，第二待生催化劑和第二股催化劑在反應器3的底部混合後，混合催化劑在預提升蒸汽作用下向上流動，重餾份油經水蒸氣霧化後， 經重餾份油噴嘴噴入上行式反應器3，與催化劑接觸發生催化裂解反應，劑油比為20，反應器的出口溫度T3為610℃，反應器中的氣固停留時間為1.5s，催化裂解後的物料引入沉降器進行油劑分離，分離為第三反應油氣和第三待生催化劑，反應油氣引入分離系統。第二反應油氣、第三反應油氣在分離系統中分離成裂解氣、輕汽油、重汽油、柴油、油漿。將輕汽油部分餾份(餾程範圍30-60℃)作為輕烯烴餾份返回流化床反應器2。第三待生催化劑進入汽提器，汽提出第三待生催化劑吸附的烴類產物後，通過待生劑斜管進入再生器，與空氣接觸在720℃下燒焦再生。再生後的催化劑經再生斜管返回反應器中循環使用。中型裝置採用電加熱維持反應、再生系統溫度。待該裝置運行穩定(產物組成基本保持不變)後，對從反應油氣中得到的裂解氣和汽油組成進行分析，得到產物中三烯和BTX產率。
主要操作條件和結果列於表3。
實施例7
採用與實施例6相同的裝置和反應步驟，所不同的是所加工原油A的輕重組份切割點為250℃，切割比例為(輕餾份油/重餾份油的重量比)0.195，另外，第二股催化劑與第二待生催化劑的重量比(第二股催化劑/第二待生催化劑)為0.03，再生器的溫度為700℃(即、第二股催化劑進入步驟S4時的溫度T0為700℃)，提升管反應器的出口溫度T3為570℃。
其餘主要操作條件和結果列於表3。
實施例8
採用與實施例6相同的裝置和反應步驟，所不同的是所加工原油A的輕重組份切割點為350℃，切割比例為(輕餾份油/重餾份油的重量比)0.529，另外，第二股催化劑與第二待生催化劑的重量比(第二股催化劑/第二待生催化劑)為0.6，再生器的溫度為740℃(即、第二股催化劑進入步驟S4時的溫度T0為740℃)，提升管反應器的出口溫度T3為630℃。
其餘主要操作條件和結果列於表3。
對照例1
採用與實施例1相同的裝置和反應步驟、反應條件，所不同的是由反應油氣中分離得到的輕烯烴餾份不迴流到提升管反應器3。
其餘主要操作條件和結果列於表3。
對照例2
採用與實施例1相同的裝置和反應步驟，所不同的是第二股催化劑與第一待生催化劑的重量比(第二股催化劑/第一待生催化劑)為0.1，再生器的溫度為740℃(即、第二股催化劑進入步驟S4時的溫度T0為740℃)，提升管反應器的出口溫度T3為610℃。
其餘主要操作條件和結果列於表3。
對照例3
採用與實施例1相同的裝置和反應步驟，所不同的是第二股催化劑與第一待生催化劑的重量比(第二股催化劑/第一待生催化劑)為0.5，再生器 的溫度為700℃(即、第二股催化劑進入步驟S4時的溫度T0為700℃)，提升管反應器的出口溫度T3為610℃。
其餘主要操作條件和結果列於表3。
對照例4
採用與實施例1相同的裝置和反應步驟、反應條件，所不同的是在提升管反應器3下部不引入第二股催化劑，而只使用第一待生催化劑。
其餘主要操作條件和結果列於表3。
對照例5
採用與實施例1相同的裝置和反應步驟、反應條件，所不同的是在上行式反應器3下部不引入第一待生催化劑，只使用第二股催化劑。
其餘主要操作條件和結果列於表3。
對照例6
採用與實施例1相同的裝置和反應步驟、反應條件，所不同的是輕餾份油進入上行式反應器，即第一下行式反應器1變為上行式反應器(表3中的下行式反應器的各參數在該對照例6中表示上行式反應器的各參數)。
其餘主要操作條件和結果列於表3。
由表3的資料可以看出，使用本公開提供的含烴原料油催化裂解生產低碳烯烴和BTX的方法，可以明顯提高低碳烯烴和輕芳烴的產率，同時，乾氣和焦炭等副產物的產率得到抑制。
以上詳細描述了本公開的優選實施方式，但是，本公開並不限於上述實施方式中的具體細節，在本公開的技術構思範圍內，可以對本公開的技術方案進行多種簡單變型，這些簡單變型均屬於本公開的保護範圍。
另外需要說明的是，在上述具體實施方式中所描述的各個具體技術特徵，在不矛盾的情況下，可以通過任何合適的方式進行組合。為了避免不必要的重複，本公開對各種可能的組合方式不再另行說明。
此外，本公開的各種不同的實施方式之間也可以進行任意組合，只要其不違背本公開的思想，其同樣應當視為本公開所公開的內容。
1:下行式反應器
11:輕餾份油進料噴嘴
12:第一股催化劑(再生催化劑)輸送管
21:輕烯烴餾份進料噴嘴
22:第一反應油氣出口/第二反應油氣出口
3:上行式反應器
31:連續催化劑輸送管
32:第二股催化劑(再生催化劑)輸送管
33:重餾份油進料噴嘴
4:沉降器
41:第三反應器油氣出口
5:汽提器
53:第三待生催化劑輸送管
6:再生器
7:氣固分離器

Claims (19)

  1. 一種含烴原料油催化裂解生產低碳烯烴和輕芳烴的方法，該方法包括如下步驟：S1、將含烴原料油切割為輕餾份油和重餾份油，所述輕餾份油相對於所述重餾份油的重量比(輕餾份油/重餾份油)為X；S2、將所述輕餾份油與第一股催化劑引入第一下行式反應器，進行第一催化裂解，得到第一催化裂解後的物料；任選的S2'、將所述第一催化裂解後的物料引入流化床反應器進行第二催化裂解，得到第二催化裂解後的物料；S3、將所述第一催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第一反應油氣和第一待生催化劑，或者將所述第二催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第二反應油氣和第二待生催化劑；S4、將連續催化劑、所述重餾份油與第二股催化劑引入第二上行式反應器，進行第三催化裂解，然後進行氣固分離，得到第三反應油氣和第三待生催化劑；所述連續催化劑為所述第一待生催化劑的至少一部分或所述第二待生催化劑的至少一部分；所述第二股催化劑與所述連續催化劑的重量比(第二股催化劑/連續催化劑)為R；S5、從所述第一反應油氣、所述第二反應油氣和所述第三反應油氣的任一者或者第一反應油氣和第三反應油氣的混合物或者第二反應油氣和第三反應油氣的混合物中分離出低碳烯烴和輕芳烴，並且分離出輕烯烴餾份，並將所述輕烯烴餾份返回步驟S4的所述第二上行式反應器中或者步驟S2'的所述流化床反應器中，所述R和X滿足以下關係式：(4.84×T0-3340)/(780+5×T0-6×T3)＜R/X＜(0.968×T0-630)/(668+0.2×T0-1.2×T3)T0為所述第二股催化劑進入步驟S4時的溫度(單位℃)，T3為所述第二上行式反應器的出口溫度(單位℃)。
  2. 如請求項1所述的方法，其中，所述第二上行式反應器的出口溫度T3為530-650℃；和/或所述第二股催化劑進入步驟S4時的溫度T0為690-750℃。
  3. 如請求項1或2所述的方法，其中，步驟S1中，在切割點100-400℃之間的任意溫度將含烴原料油切割為輕餾份油和重餾份油，使所述輕餾份油相對於所述重餾份油的重量比(輕餾份油/重餾份油)為X。
  4. 如請求項1所述的方法，其中，所述第一下行式反應器中，所述第一催化裂解的條件包括：所述第一下行式反應器的出口溫度為610-720℃，氣固停留時間為0.1-3.0秒，劑油比為15-80；和/或所述流化床反應器中，所述第二催化裂解的條件包括：所述流化床反應器中的反應溫度為600-690℃，質量空速為2-20h-1；和/或所述第二上行式反應器中，所述第三催化裂解的條件包括：氣固停留時間為0.5-8秒，劑油比為8-40。
  5. 如請求項1所述的方法，其中，所述第一下行式反應器中，所述第一催化裂解的條件包括：所述第一下行式反應器的出口溫度為650-690℃，氣固停留時間為0.5-1.5秒，劑油比為25-65；和/或所述流化床反應器中，所述第二催化裂解的條件包括：所述流化床反應器中的反應溫度為640-670℃，質量空速為4-12h-1；和/或所述第二上行式反應器中，所述第三催化裂解的條件包括：氣固停留時間為1.5-5秒，劑油比為10-30。
  6. 如請求項1所述的方法，其中，存在步驟S2'時，在步驟S3的氣固分離中，將分離的催化劑進行汽提，得到第二待生催化劑；和/或在步驟S4中，首先使所述連續催化劑與所述第二股催化劑混合，再進行後續催化裂解反應；和/或在步驟S4中，將來自S5步驟的所述輕烯烴餾份先於所述重餾份油與所述第二股催化劑和連續催化劑的混合物接觸；和/或所述方法在步驟S1之前具有步驟S0，其中，將含烴原料油進行脫鹽脫水處理，將得到的經脫水脫鹽的含烴原料油引入步驟S1進行切割。
  7. 如請求項1所述的方法，其中，該方法還包括：在步驟S4的氣固分離中，將分離的催化劑進行汽提，得到第三待生催化劑；和/或將所述第三待生催化劑和任選的未進入第二上行式反應器的第一待生催化劑或第二待生催化劑，在690 - 750℃的溫度下進行燒焦再生，得到再生催化劑；和/或將所述第一反應油氣、所述第二反應油氣和所述第三反應油氣的任一者或者第一反應油氣和第三反應油氣的混合物或者第二反應油氣和第三反應油氣的混合物進行分離，得到乾氣、C3餾份、C4餾份、輕汽油、重汽油、柴油和油漿，從中分離得到低碳烯烴、輕芳烴，並分離出輕烯烴餾份；和/或不存在步驟S2'時，在步驟S5中，從第一反應油氣、第三反應油氣的任一者或者兩者的混合物中分離出輕烯烴餾份，並將所述輕烯烴餾份返回步驟S4的第二上行式反應器中；存在步驟S2'時，在步驟S5中，從第二反應油氣、第三反應油氣的任一者或者兩者的混合物中分離出輕烯烴餾份，並將所述輕烯烴餾份返回步驟S2'的流化床反應器中。
  8. 如請求項1所述的方法，其中，所述含烴原料油為原油、煤液化油、合成油、油砂油、頁岩油、緻密油和動植物油脂中的一種或其兩種以上的混合物，或其各自的部分餾份、其各自的重質餾份的氫化改質油。
  9. 如請求項1所述的方法，其中，所述第一股催化劑和所述第二股催化劑各自獨立地包括活性組份和載體，所述活性組份為選自含或不含稀土的超穩Y型沸石、ZSM-5系列沸石、具有五元環結構的高矽沸石和β沸石中的至少一種，所述載體為選自氧化鋁、氧化矽、無定形矽鋁、氧化鋯、氧化鈦、氧化硼和鹼土金屬氧化物中的至少一種。
  10. 如請求項1所述的方法，其中，所述第一股催化劑和所述第二股催化劑各自獨立地包括再生催化劑，和/或將所述第一待生催化劑的全部或所述第二待生催化劑的全部作為連續催化劑。
  11. 如請求項1所述的方法，其中，所述第二上行式反應器的出口溫度T3為600-630℃；和/或所述第二股催化劑進入步驟S4時的溫度T0為710-725℃；和/或在步驟S4中，將來自S5步驟的所述輕烯烴餾份先於所述重餾份油0.4-0.8秒與所述第二股催化劑和連續催化劑的混合物接觸；和/或將所述第三待生催化劑和任選的未進入第二上行式反應器的第一待生催化劑或第二待生催化劑，在710-725℃的溫度下進行燒焦再生，得到再生催化劑；和/或所述第一股催化劑和所述第二股催化劑為再生催化劑。
  12. 一種含烴原料油催化裂解生產低碳烯烴和輕芳烴的裝置，該裝置包括以下單元：含烴原料油切割單元，在其中將含烴原料油切割為輕餾份油和重餾份油，使得所述輕餾份油相對於所述重餾份油的重量比(輕餾份油/重餾份油)為X，第一下行式反應單元，從該第一下行式反應單元的上方引入所述輕餾份油與第一股催化劑，進行第一催化裂解，在該第一下行式反應單元的下方得到第一催化裂解後的物料；任選的流化床反應單元，其中，引入所述第一催化裂解後的物料，進行第二催化裂解，得到第二催化裂解後的物料；第一氣固分離單元，其中引入所述第一催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第一反應油氣和第一待生催化劑，或者其中引入所述第二催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第二反應油氣和第二待生催化劑；第二上行式反應單元，從該第二上行式反應單元的下方引入連續催化劑、第二股催化劑與所述重餾份油，進行第三催化裂解，在該第二上行式反應單元的上方得到第三催化裂解後的物料，所述連續催化劑為所述第一待生催化劑的至少一部分或所述第二待生催化劑的至少一部分，所述第二股催化劑與所述連續催化劑的重量比(第二股催化劑/連續催化劑)為R，第二氣固分離單元，其中引入所述第三催化裂解後的物料進行氣固分離，得到第三反應油氣和第三待生催化劑；分離單元，其中引入所述第一反應油氣、所述第二反應油氣和所述第三反應油氣的任一者或者第一反應油氣和第三反應油氣的混合物或者第二反應油氣和第三反應油氣的混合物，分離出低碳烯烴和輕芳烴，並且分離出輕烯烴餾份，並將輕烯烴餾份返回至所述第二上行式反應單元或者所述流化床反應單元；其中，所述R和X滿足以下關係式：(4.84×T0-3340)/(780+5×T0-6×T3)＜R/X＜(0.968×T0-630)/(668+0.2×T0-1.2×T3)T0為所述第二股催化劑進入第二上行式反應單元時的溫度(單位℃)，T3為所述第二上行式反應單元的出口溫度(單位℃)。
  13. 如請求項12所述的裝置，其中，還包括再生單元，其中，引入所述第三待生催化劑和任選的未進入第二上行式反應器的第一待生催化劑或第二待生催化劑，在690-750℃的溫度下進行燒焦再生，得到再生催化劑。
  14. 如請求項12或13所述的裝置，其中，所述裝置在包括流化床反應單元時，第一氣固分離單元中還包括汽提單元，其中，將氣固分離得到的催化劑進行汽提，得到第二待生催化劑。
  15. 如請求項12所述的裝置，其中，所述第二氣固分離單元中還包括汽提單元，其中，將氣固分離得到的催化劑進行汽提，得到第三待生催化劑。
  16. 如請求項12所述的裝置，其中，所述裝置還包括脫水脫鹽單元，其中，將含烴原料油進行脫鹽脫水處理，將得到的經脫水脫鹽的含烴原料油引入含烴原料油切割單元進行切割。
  17. 如請求項12所述的裝置，其中，第二上行式反應單元中，引入連續催化劑和第二股催化劑的位置在輕烯烴餾份的進料口的上游。
  18. 如請求項12所述的裝置，其中，第二上行式反應單元中，來自分離單元的輕烯烴餾份的進料口在重餾份油進料口的上游。
  19. 如請求項12所述的裝置，其中，還包括再生單元，其中，引入所述第三待生催化劑和任選的未進入第二上行式反應器的第一待生催化劑或第二待生催化劑，在710-725℃的溫度下進行燒焦再生，得到再生催化劑。
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