CN109385297B - 一种增产汽油和减少油浆的催化裂化转化方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种增产汽油和减少油浆的催化裂化转化方法，主要解决现有催化裂化工艺中汽油收率低和工艺复杂的问题，所述方法包括从再生器引入两根再生剂输送管分别将再生催化剂输送到提升管反应器反应区中的轻烃反应区Ⅰ和重烃反应区，将预热的轻烃和重烃从一体式喷嘴分别喷入轻烃反应区Ⅰ和重烃反应区，与来自再生器的高温再生催化剂和来自轻烃反应区Ⅰ向上运动的积炭催化剂接触并反应，反应产物与含积炭的催化剂由顶部出口流出反应器，进入旋风分离系统进行分离，分离出的反应产物经过油气管线进入分馏塔进行分馏得到相应产品，本发明提供的催化转化方法具有增产汽油和减少油浆的特点。
Description
技术领域
本发明涉及一种烃类催化裂化转化方法，更具体的说，涉及一种在不存在氢的情况下，增产汽油和减少油浆的重质柴油和劣质重油催化裂化转化方法。
背景技术
经济新常态下，中国主要成品油消费仍呈增长趋势，汽油刚性需求增长较快，而柴油需求增速大幅减少，2020年以前，我国汽油需求增速总体快于柴油。面对国内市场的迅速变化，为了更加高效地利用石油资源，满足市场多产汽油的需求，炼油研发机构近年来积极开展增产汽油和减少油浆的新技术开发，为炼油企业灵活应对市场变化发挥重要作用。
催化裂化装置作为炼厂生产汽油最重要的手段之一，在炼油厂中占有举足轻重的地位。我国商品汽油池中有75％的汽油组分来自催化裂化装置，因此如何提高催化裂化装置的汽油产率并同时减少油浆产率，成为科研人员长期关注的焦点。
CN101144030A公开了一种催化裂化方法，其特征在于将一种或多种离子液体作为助剂添加到原料油中，加入量为占原料油重的10～1000ppm。该方法能够提高重质油转化能力，减少油浆，增加轻质油收率，抑制生焦。实施例中汽油收率最大增加1.83个百分点，柴油收率减少0.8个百分点，重油收率减少0.69个百分点。尽管该专利汽油收率增加较为明显，但柴油和重油收率减少并不显著。
CN101928587A公布了一种烃油的催化转化方法，将预热的轻质烃油与重质烃油的混合物，由底部引入反应器，与从再生器来的催化剂接触，进行催化裂化反应，并一起向上流动，反应产物与带焦炭的待生催化剂由上部出口引出反应器，进入油剂分离系统，分离出的催化剂经汽提、烧焦再生后循环使用；分离出的反应油气经后续分离系统，分离产品。采用该发明提供的方法，可以降低焦炭产率，提高汽油和液化气产率。然而，该发明是将轻质烃油与重质烃油的混合物同时由底部引入反应器，实际上相当于降低了催化原料中重质原料的比例，降低了催化装置的掺渣比。
CN102086413A公开了一种烃油催化转化的方法，将重质烃油原料输入第一提升管反应器，与催化剂接触反应；将柴油原料输入第二提升管反应器，与催化剂接触反应；生成的油气和反应后的催化剂向上进入沉降器，在沉降器中催化剂和油气分离，油气去后续分离系统分离反应产品，催化剂去再生器进行烧焦再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用；其中第一和第二提升管反应器共用一个沉降器和再生器。采用该发明可提高汽油和液化气产率，同时改善汽油品质。由于需要采用两根提升管进行操作，工艺复杂，需要对现有装置进行改造，投资成本高。
CN1382776公开了一种渣油加氢处理与重油催化裂化联合方法，该专利方法提出将催化裂化装置生产的重循环油和油浆中的澄清油混合在一起作为渣油装置进料的一部分，该物流加氢改质后与其它进料一起再回催化裂化装置加工，可提高催化裂化装置汽油和柴油收率。尽管汽油收率增加了2.8～3个单位，与加氢装置的成本、氢耗和相应的能耗相比，汽油收率的增幅并不理想。
CN102051198B公布了一种单提升管石油烃类原料催化转化方法及装置，该发明使比再生催化剂温度低的催化剂进入提升管反应器预提升段，经预提升气体输送进入油剂接触反应段与原料接触进行催化转化反应；使降温再生催化剂或者回流待生催化剂自原料喷嘴上方进入提升管反应器参与催化转化反应。该专利可以降低反应干气、改善产品分布，同时可以实现对提升管油剂接触反应段、后反应段温度或剂油比的调节与控制，使催化转化具有足够的灵活性。该发明采用三根输送管输送催化剂与油剂接触反应的方式增加了操作难度，且发明未提供实施数据。
CN102051210B公布了一种双提升管石油烃类原料催化转化方法及装置，反应在重质原料和轻质原料提升管反应器中进行，该发明使比再生催化剂温度低的催化剂进入重质原料提升管反应器预提升段，经预提升气体输送进入油剂接触反应段与原料接触进行催化转化反应；使降温再生催化剂、自身回流待生催化剂或者来自轻质原料提升管反应器后反应段的接力催化剂自进料喷嘴上方进入重质原料提升管反应器参与催化转化反应。该专利可以降低反应干气、改善产品分布，同时可以实现对提升管油剂接触反应段、后反应段剂油比或反应温度的独立调节与控制，使催化转化具有足够的灵活性。该发明采用三根输送管输送催化剂与油剂接触反应、双提升管反应器内分别存在重质原料和轻质原料反应的方式增加了操作难度，且发明未提供实施数据。
CN104946305A公开了一种催化裂化反应方法，该方法中再生催化剂分成两路进入反应器不同位置，部分再生催化剂先经过净化冷却器处理，脱除携带的氮气、氧气、二氧化碳和杂质气体后在反应原料气化后进入反应器，待生催化剂在反应器回流，形成催化剂在反应器的三级循环和对原料油气气化区、裂化反应区、反应出口的及参与反应的催化剂的三级控制反应方法。该发明采用三根输送管输送催化剂与油剂接触反应，实施后汽油收率仅增加1.5个百分点，装置的复杂程度高，实施难度大，汽油收率增幅较为有限。
CN105441115A公开了一种催化裂化装置及方法，主要包括提升管、沉降器、再生器和催化剂冷却器，再生器包括折流管式再生器和湍动床再生器，将一部分再生催化剂从湍动床再生器的密相段引入外取热器进行冷却，冷却后的低温再生催化剂全部返回湍动床再生器的密相段或者全部进入提升管底部；或者将冷却后的低温再生催化剂分为两部分，一部分返回湍动床再生器的密相段，另一部分进入提升管。该发明可以加工多种重油进料，可以实现较短的油剂接触时间，从而使催化裂化产品分布和催化柴油的性质得到改善。该发明的再生器型式和结构较为复杂，实施难度大。
CN102746880A公布了一种轻烃和重油耦合催化裂化汽油、柴油和乙烯、丙烯的方法，该发明通过采用并列式或同轴式复合提升管循环反应-再生装置；预热的轻烃进入内嵌提升管反应器，与催化剂Ⅰ接触，生成含低碳烯烃的产品，并形成积炭催化剂Ⅱ；预热的重油进入外置提升管反应器，与催化剂Ⅰ接触，生成含汽油、柴油的产品，并形成积炭催化剂Ⅲ，积炭催化剂Ⅱ和Ⅲ进入再生器，再生后的催化剂Ⅰ返回反应器。该专利采用两个提升管反应器，内嵌式提升管采用混合C4、FCC轻汽油、轻石脑油、轻柴油作为原料，外嵌式提升管采用大庆混合油或大庆减压渣油为原料，汽油收率较低，而且工艺较为复杂，实施难度大。
因此，如何利用催化裂化装置将重质柴油和劣质重油更多地转化为汽油并减少油浆产量，成为科研人员需要解决的关键技术问题。
发明内容
本发明的目的是在现有技术的基础上提供一种以重质柴油和劣质重油为原料，同时增产汽油和减少油浆的催化裂化转化方法。
本发明提供一种增产汽油和减少油浆的催化裂化转化方法，包括：所述提升管反应器反应区为沿提升管反应器垂直方向从下至上的轻烃反应区Ⅰ、重烃反应区、轻烃反应区Ⅱ；从再生器引入两根再生剂输送管分别将再生催化剂输送到提升管反应器反应区中的轻烃反应区Ⅰ和重烃反应区，将预热的轻烃和重烃从一体式喷嘴同时分别喷入轻烃反应区Ⅰ和重烃反应区与催化剂接触进行催化裂化反应；所述一体式喷嘴包括轻烃喷嘴、轻烃套管、重烃喷嘴和重烃套管，轻烃喷嘴上设有轻烃喷头，重烃喷嘴上设有重烃外喷头，轻烃喷头和重烃外喷头能够同时分别喷出轻烃和重烃；所述轻烃是馏程为160～380℃的石油烃馏分，所述重烃为初馏点≥245℃的石油烃类馏分和/或含有碳氢化合物的动植物油脂和/或煤炭液化产物，轻烃与重烃的质量比为0.001:1～0.55:1；所述催化剂为催化裂化催化剂。所述方法包括以下步骤：
(1)、预提升介质从提升管底部向上喷出，轻烃从一体式喷嘴中的轻烃喷头喷出，在轻烃反应区Ⅰ与来自再生器的高温再生催化剂接触并反应，生成的反应产物和反应后的积炭催化剂向上运动进入重烃反应区；
(2)、重烃从一体式喷嘴中的重烃外喷头喷出，从重烃反应区底部进入反应器，与来自再生器的高温再生催化剂和来自轻烃反应区Ⅰ向上运动的积炭催化剂接触并反应，生成的反应产物和反应后的催化剂向上运动进入轻烃反应区Ⅱ；
(3)、生成的反应产物和催化剂在离开轻烃反应区Ⅱ后，进入旋风分离系统；
(4)、反应产物分离后，待生催化剂进入汽提器进行汽提，汽提后的催化剂进入再生器，经过再生器烧焦后再进入提升管轻烃反应区Ⅰ和重烃反应区循环使用；反应产物经过油气管线进入分馏塔进行分馏得到相应产品。
本发明所述的增产汽油和减少油浆的催化裂化转化方法，所述一体式喷嘴中的轻烃套管与重烃外套管同轴，重烃外套管的外管壁与轻烃套管的内管壁构成轻烃环形雾化室；重烃外喷头上均匀地开有1～5个重烃外喷孔，轻烃喷头上均匀地开有4～10个轻烃喷孔，轻烃套管的外径与重烃外套管的外径之比为2.20:1～2.28:1，轻烃喷头上单个轻烃喷孔的孔径与重烃外喷头上单个重烃外喷孔的孔径之比为0.1:1～2.0:1。
本发明所述的增产汽油和减少油浆的催化裂化转化方法，轻烃反应区Ⅰ、重烃反应区、轻烃反应区Ⅱ的高度分别占提升管反应器总高度的1～15％、1～40％、1～60％。
本发明所述的增产汽油和减少油浆的催化裂化转化方法，预提升介质选自氮气、氦气、催化裂化干气、水蒸汽中的一种或两种以上的混合物。
本发明所述的增产汽油和减少油浆的催化裂化转化方法，轻烃反应区Ⅰ中的轻烃是沸点范围为160～380℃、密度为830～860kg/m3、凝点为-15～20℃、冷滤点为-17～20℃的馏分油，选自常减压装置直馏柴油、减压柴油、加氢柴油、渣油加氢柴油、焦化柴油、催化柴油、催化裂化装置轻/重循环油中的一种或两种以上的混合物。
本发明所述的增产汽油和减少油浆的催化裂化转化方法，所述重烃选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、减压渣油、常压渣油、劣质柴油、煤焦油、渣油加氢尾油、溶剂脱沥青油、抽余油、焦化蜡油、页岩油、油砂沥青、重质原油中的一种或两种以上的混合物。
本发明所述的增产汽油和减少油浆的催化裂化转化方法，轻烃反应区Ⅰ的轻烃油剂接触温度为550～710℃，优选590～650℃；反应压力为常压至320千帕，优选100～270千帕；停留时间为0.05～3s，优选0.1～0.5s；催化剂与轻烃的剂油比为5:1～160:1，优选15:1～130:1；轻烃与重烃的质量比为0.001:1～0.55:1，优选0.05:1～0.15:1；再生催化剂的温度为570～755℃，优选630～720℃。
本发明所述的增产汽油和减少油浆的催化裂化转化方法，重烃反应区内的重烃油剂接触温度为450～640℃，优选500～600℃；催化剂与该段原料的剂油比为5:1～25:1，优选6:1～18:1；油气分子的停留时间为0.05～2.5s，优选0.5～1.5s；反应压力为常压至320千帕，优选100～270千帕。
本发明提供的方法可以将常规的催化裂化装置适当改造后进行。
本发明提供的方法的理论依据是：由于催化剂中B酸主要是由分子筛提供的，而分子筛的孔道直径小，常规催化裂化反应中，重烃大分子在提升管底部与分子筛接触时很难进入分子筛中与酸性中心接触发生反应，再生催化剂从再生器中循环出来温度很高，约680℃左右，此时重烃大分子容易瞬间在分子筛孔道外结焦，从而堵塞了分子筛孔道，影响裂化效果。本发明中从再生器循环至提升管反应器的高温再生催化剂首先与轻烃(如渣油加氢柴油)在轻烃反应区Ⅰ接触反应，轻烃(如渣油加氢柴油)在高温下快速裂解生成大量小分子烯烃，再生催化剂上的B酸中心与小分子烯烃发生催化反应生成大量的正碳离子，正碳离子向上运动至重烃反应区后引发重烃大分子的链反应，促进重油大分子的迅速裂解，产生更多的正碳离子，从而加速重烃裂解；由于从再生器引入一根再生剂输送管将再生催化剂输送到重烃反应区，提高了重烃反应区催化剂的平均活性，强化了重烃的高效转化，达到增产汽油和减少油浆的多重效果。
本发明的有益效果是：由于采用了一体式喷嘴，经过加热的轻烃(如渣油加氢柴油)从轻烃喷头上均匀分布的多个轻烃喷孔中喷出，形成均匀分散的轻烃(如渣油加氢柴油)油滴，保证催化剂与轻烃(如渣油加氢柴油)油滴均匀接触，防止轻烃(如渣油加氢柴油)油滴与催化剂形成沟流；均分分散的轻烃(如渣油加氢柴油)与催化剂接触反应，轻烃(如渣油加氢柴油)在高温下快速裂解生成大量小分子烯烃，再生催化剂上的B酸中心与小分子烯烃发生催化反应生成大量的正碳离子，正碳离子向上运动至重烃反应区；重烃从重烃外喷头上均匀分布的多个重烃外喷孔中喷出，形成均匀分散的重烃油滴，保证催化剂与重烃油滴均匀接触；从轻烃反应区来的正碳离子引发重烃大分子的链反应，促进重油大分子的迅速裂解，产生更多的正碳离子，从而加速重烃裂解；由于从再生器引入一根再生剂输送管将再生催化剂输送到重烃反应区，提高了重烃反应区催化剂的平均活性，强化了重烃的高效转化，达到增产汽油和减少油浆的多重效果。
附图说明
图1为本发明一种增产汽油和减少油浆的催化裂化转化方法所采用的装置流程图；
图2是一体式喷嘴的放大结构示意图；
图3为采用常规喷嘴进行试验时的装置流程图。
其中：1-预提升介质，2-轻烃，3-重烃，4-提升管反应器，5-汽提器，6-待生剂输送管，7-再生器，8-第一再生剂输送管，9-第二再生剂输送管，10-油气管线，11-分馏塔，12-一体式喷嘴；
13-轻烃入口，14-重烃入口，15-轻烃喷嘴，16-轻烃喷头，17-重烃喷嘴，18-重烃外喷头，19-重烃外套管，20-轻烃套管，21-环形雾化室，32-轻烃喷孔，33-重烃外喷孔；
22-预提升介质，23-混合原料，24-提升管反应器，25-汽提器，26-待生剂输送管，27-再生器，28-再生剂输送管，29-油气管线，30-分馏塔，31-常规喷嘴。
具体实施方式
下面结合附图和实施例对本发明所提供的方法予以进一步的说明，但这些实施例不应认为是对本发明的限制。
主要分析方法：
各实施例中，Na2O、Al2O3等化学组成用X射线荧光法测定(参见《石油化工分析方法(RIPP实验方法)》，杨翠定等编，科学出版社，1990年出版)。物相采用X射线衍射法测定。比表面、孔体积由低温氮吸附-脱附法测定；粒径分布采用激光粒度分析(分析方法GB/T19077.1-2008)；磨损指数采用磨损指数的测定(直管法)(分析方法GB/T 15458-1995)；微反活性(MA)评价：采用ASTM-D3907方法。催化剂预先在800℃、100％水蒸汽条件下处理17h，以大港轻柴油作为反应原料油。反应温度460℃，进油时间70s，催化剂装量2.5～5g，反应后汽油的产率采用GC7890分析。
主要原料及来源：
LDO-70新鲜催化剂，兰州石化公司催化剂厂生产，评价前经过800℃、100％水蒸气水热减活处理10h，LDO-70老化后的理化性质见表1。
表1 催化剂理化性质
轻烃取自广西石化公司渣油加氢装置的渣油加氢柴油(性质见表2)；重烃取自兰州石化公司300万吨/年催化裂化装置的新鲜催化原料(性质见表3)，新鲜催化原料中减压蜡油与减压渣油混合质量比例为(6:4)，减压蜡油是来自兰州石化公司550万吨常减压装置的减压蜡油，减压渣油是来自兰州石化公司550万吨常减压装置的减压渣油。
评价装置采用洛阳石化工程公司生产的灵活反应模式型催化裂化提升管试验装置。
表2 轻烃的性质
表3 重烃的性质
| 项目 | 测试数据 | 项目 | 测试数据 |
| 分子量/(g·mol<sup>-1</sup>) | 432 | w(饱和烃)/％ | 51.3 |
| 20℃密度/(kg·m<sup>-3</sup>) | 877.9 | w(芳烃)/％ | 42.2 |
| 100℃运动黏度/(mm<sup>2</sup>·s<sup>-1</sup>) | 17.08 | w(胶质+沥青质)/％ | 6.5 |
| w(残炭)/％ | 4.62 | w(重金属)/(μg·g<sup>-1</sup>) | |
| 闪点/℃ | 224 | Fe | 6.44 |
| w(元素)/％ | Ni | 9.68 | |
| S | 0.61 | V | 14.39 |
实施例1
采用图1所示的装置和图2所示的一体式喷嘴进行试验。
轻烃反应区Ⅰ、重质油反应区、轻烃反应区Ⅱ的高度分别占提升管反应器总高度的5％、35％、55％。一体式喷嘴12的轻烃套管20的外径与重烃外套管19的外径之比为2.20:1，轻烃喷头16上单个轻烃喷孔的孔径与重烃外喷头18上单个重烃外喷孔的孔径之比为1.429:1。预提升介质为氮气。
质量流率为150g/h的渣油加氢柴油从一体式喷嘴12的轻烃喷头16上4个轻烃喷孔32喷出，在提升管反应器4内的轻烃反应区Ⅰ与经第一再生剂输送管8输送来的再生催化剂接触并反应，在轻烃油剂接触温度620℃、剂油比64.4、停留时间0.1s、渣油加氢柴油与300万催料的质量比0.1:1、反应压力为130千帕、再生催化剂温度670℃的条件下，反应后的催化剂继续向上运动；质量流率为1500g/h的300万催料从一体式喷嘴12的重烃外喷头18上4个重烃外喷孔33喷出，在重烃反应区与第二再生剂输送管9输送来的再生催化剂和来自轻烃反应区Ⅰ向上运动的积炭催化剂共同接触并反应，在重烃油剂接触温度530℃、反应器出口温度505℃、剂油比7.5、反应时间2.0s、反应压力140千帕的条件下，反应后的产物与催化剂继续向上运动，经过轻烃反应区Ⅱ后进入汽提器5进行汽提，汽提后的待生催化剂经过待生剂输送管6进入再生器7进行烧焦，烧焦后的催化剂经过第一再生剂输管8和第二再生剂输送管9进入提升管反应器4。提升管反应器4和汽提器5反应产生的油气经过油气管线10进入分馏塔11，分离成干气、液化气、汽油、柴油和油浆。具体反应条件和反应结果见表4。
对比例1
对比例1采用的常规喷嘴为专利CN201120267386.4所述的一种催化裂化雾化进料喷嘴，采用图3所示的装置进行试验。
质量流率为1650g/h的300万催料与渣油加氢柴油的混合原料(渣油加氢柴油与300万催料的质量比为0.1:1)从常规喷嘴31喷出，与催化剂接触反应，在重烃油剂接触温度530℃、反应器出口温度505℃、剂油比7.5、反应时间2.1s、反应压力140千帕的条件下，反应后的产物与催化剂继续向上运动，进入汽提器25进行汽提，汽提后的催化剂经过待生剂输送管26进入再生器27进行烧焦，烧焦后的催化剂经过再生剂输送管28进入提升管反应器24。提升管反应器24和汽提器25反应产生的油气经过油气管线29进入分馏塔30，分离成干气、液化气、汽油、柴油和油浆。具体反应条件和反应结果见表4。
表4 实施例1与对比例1的反应条件和反应结果
实施例2
采用图1所示的装置和图2所示的一体式喷嘴进行试验。
轻烃反应区Ⅰ、重质油反应区、轻烃反应区Ⅱ的高度分别占提升管反应器总高度的5％、35％、55％。一体式喷嘴12的轻烃套管20的外径与重烃外套管19的外径之比为2.20:1，轻烃喷头16上单个轻烃喷孔的孔径与重烃外喷头18上单个重烃外喷孔的孔径之比为1.429:1。预提升介质为氮气。
质量流率为150g/h的渣油加氢柴油从一体式喷嘴12的轻烃喷头16上4个轻烃喷孔32喷出，在提升管反应器4内的轻烃反应区Ⅰ与经第一再生剂输送管8输送来的再生催化剂接触反应，在轻烃油剂接触温度590℃、剂油比64.4、停留时间0.1s、渣油加氢柴油与300万催料的质量比0.1:1、反应压力为125千帕、再生催化剂温度630℃的条件下，反应后的催化剂继续向上运动，质量流率为1500g/h的300万催料从一体式喷嘴12的重烃外喷头18上4个重烃外喷孔33喷出，在重烃反应区与第二再生剂输送管9输送来的再生催化剂和来自轻烃反应区Ⅰ向上运动的积炭催化剂共同接触并反应，在重烃油剂接触温度515℃、反应器出口温度500℃、剂油比7.5、反应时间2.0s、反应压力140千帕的条件下，反应后的产物与催化剂继续向上运动，经过轻烃反应区Ⅱ后进入汽提器5进行汽提，汽提后的待生催化剂经过待生剂输送管6进入再生器7进行烧焦，烧焦后的催化剂经过第一再生剂输送管8和第二再生剂输送管9进入提升管反应器4。提升管反应器4和汽提器5反应产生的油气经过油气管线10进入分馏塔11，分离成干气、液化气、汽油、柴油和油浆。具体反应条件和反应结果见表5。
对比例2
对比例2采用的常规喷嘴为专利CN201120267386.4所述的一种催化裂化雾化进料喷嘴，采用图3所示的装置进行试验。
质量流率为1650g/h的300万催料与渣油加氢柴油的混合原料(渣油加氢柴油与300万催料的质量比为0.1:1)从常规喷嘴31喷出，与催化剂接触反应，在重烃油剂接触温度515℃、反应器出口温度500℃、剂油比7.5、反应时间2.1s、反应压力140千帕的条件下，反应后的产物与催化剂继续向上运动，进入汽提器25进行汽提，汽提后的催化剂经过待生剂输送管26进入再生器27进行烧焦，烧焦后的催化剂经过再生剂输送管28进入提升管反应器24。提升管反应器24和汽提器25反应产生的油气经过油气管线29进入分馏塔30，分离成干气、液化气、汽油、柴油和油浆。具体反应条件和反应结果见表5。
表5 实施例2与对比例2的反应条件和反应结果
实施例3
采用图1所示的装置和图2所示的一体式喷嘴进行试验。
轻烃反应区Ⅰ、重质油反应区、轻烃反应区Ⅱ的高度分别占提升管反应器总高度的5％、35％、55％。一体式喷嘴12的轻烃套管20的外径与重烃外套管19的外径之比为2.20:1，轻烃喷头16上单个轻烃喷孔的孔径与重烃外喷头18上单个重烃外喷孔的孔径之比为1.429:1。预提升介质为氮气。
质量流率为150g/h的渣油加氢柴油从一体式喷嘴12的轻烃喷头16上4个轻烃喷孔32喷出，在提升管反应器4内的轻烃反应区Ⅰ与经第一再生剂输送管8输送来的再生催化剂接触反应，在轻烃油剂接触温度650℃、剂油比64.4、停留时间0.1s、渣油加氢柴油与300万催料的质量比0.1:1、反应压力为135千帕、再生催化剂温度710℃的条件下，反应后的催化剂继续向上运动，质量流率为1500g/h的300万催料从一体式喷嘴12的重烃外喷头18上4个重烃外喷孔33喷出，在重烃反应区与第二再生剂输送管9输送来的再生催化剂和来自轻烃反应区Ⅰ向上运动的积炭催化剂共同接触并反应，在重烃油剂接触温度540℃、反应器出口温度510℃、剂油比7.5、反应时间2.0s、反应压力145千帕的条件下，反应后的产物与催化剂继续向上运动，经过轻烃反应区Ⅱ后进入汽提器5进行汽提，汽提后的待生催化剂经过待生剂输送管6进入再生器7进行烧焦，烧焦后的催化剂经过第一再生剂输送管8和第二再生剂输送管9进入提升管反应器4。提升管反应器4和汽提器5反应产生的油气经过油气管线10进入分馏塔11，分离成干气、液化气、汽油、柴油和油浆。具体反应条件和反应结果见表6。
对比例3
对比例3采用的常规喷嘴为专利CN201120267386.4所述的一种催化裂化雾化进料喷嘴，采用图3所示的装置进行试验。
质量流率为1650g/h的300万催料与渣油加氢柴油的混合原料(渣油加氢柴油与300万催料的质量比为0.1:1)从常规喷嘴31喷出，与催化剂接触反应，在重烃油剂接触温度540℃、反应器出口温度510℃、剂油比7.5、反应时间2.1s、反应压力145千帕的条件下，反应后的产物与催化剂继续向上运动，进入汽提器25进行汽提，汽提后的催化剂经过待生剂输送管26进入再生器27进行烧焦，烧焦后的催化剂经过再生剂输送管28进入提升管反应器24。提升管反应器24和汽提器25反应产生的油气经过油气管线29进入分馏塔30，分离成干气、液化气、汽油、柴油和油浆。具体反应条件和反应结果见表6。
表6 实施例3与对比例3的反应条件和反应结果
实施例1与对比例1相比，在进料质量完全相同、进料喷嘴和油剂接触方法不同的反应条件下，反应后汽油收率提高了5.63个百分点，总液收提高了2.76个百分点，转化率提高了9.56个百分点，柴油收率降低了5.67个百分点，重油收率降低了3.89个百分点。
实施例2与对比例2相比，在进料质量完全相同、进料喷嘴和油剂接触方法不同的反应条件下，反应后汽油收率提高了5.37个百分点，总液收提高了2.89个百分点，转化率提高了9.14个百分点，柴油收率降低了5.33个百分点，重油收率降低了3.81个百分点。
实施例3与对比例3相比，在进料质量完全相同、进料喷嘴和油剂接触方法不同的反应条件下，反应后汽油收率提高了5.01个百分点，总液收提高了2.61个百分点，转化率提高了9.32个百分点，柴油收率降低了5.29个百分点，重油收率降低了4.03个百分点。
实施例与对比例的数据表明，本发明具有增产汽油和减少油浆的特点。
当然，本发明还可有其它多种实施例，在不背离本发明精神及其实质的情况下，熟悉本领域的技术人员可根据本发明作出各种相应的改变和变形，但这些相应的改变和变形都应属于本发明的保护范围。
Claims (11)
1.一种增产汽油和减少油浆的催化裂化转化方法，其特征在于，所述方法包括：提升管反应器反应区为沿提升管反应器垂直方向从下至上的轻烃反应区Ⅰ、重烃反应区、轻烃反应区Ⅱ；从再生器引入两根再生剂输送管分别将再生催化剂输送到轻烃反应区Ⅰ和重烃反应区，将预热的轻烃和重烃从一体式喷嘴同时分别喷入轻烃反应区Ⅰ和重烃反应区与催化剂接触进行催化裂化反应；所述一体式喷嘴包括轻烃喷嘴、轻烃套管、重烃喷嘴和重烃套管，轻烃喷嘴上设有轻烃喷头，重烃喷嘴上设有重烃外喷头，轻烃喷头和重烃外喷头能够同时分别喷出轻烃和重烃；所述轻烃是馏程为160～380℃的石油烃馏分，所述重烃为初馏点≥245℃的石油烃类馏分和/或含有碳氢化合物的动植物油脂和/或煤炭液化产物，轻烃与重烃的质量比为0.001:1～0.55:1；所述催化剂为催化裂化催化剂，所述方法包括以下步骤：
(1)、预提升介质从提升管底部向上喷出，轻烃从一体式喷嘴中的轻烃喷头喷出，在轻烃反应区Ⅰ与来自再生器的高温再生催化剂接触并反应，生成的反应产物和反应后的积炭催化剂向上运动进入重烃反应区；
(2)、重烃从一体式喷嘴中的重烃外喷头喷出，从重烃反应区底部进入反应器，与来自再生器的高温再生催化剂和来自轻烃反应区Ⅰ向上运动的积炭催化剂接触并反应，生成的反应产物和反应后的催化剂向上运动进入轻烃反应区Ⅱ；
(3)、生成的反应产物和催化剂在离开轻烃反应区Ⅱ后，进入旋风分离系统；
(4)、反应产物分离后，待生催化剂进入汽提器进行汽提，汽提后的催化剂进入再生器，经过再生器烧焦后再进入提升管轻烃反应区Ⅰ和重烃反应区循环使用；反应产物经过油气管线进入分馏塔进行分馏得到相应产品。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述一体式喷嘴中的轻烃套管与重烃外套管同轴，重烃外套管的外管壁与轻烃套管的内管壁构成轻烃环形雾化室；重烃外喷头上均匀地开有1～5个重烃外喷孔，轻烃喷头上均匀地开有4～10个轻烃喷孔，轻烃套管的外径与重烃外套管的外径之比为2.20:1～2.28:1，轻烃喷头上单个轻烃喷孔的孔径与重烃外喷头上单个重烃外喷孔的孔径之比为0.1:1～2.0:1。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述轻烃反应区Ⅰ、重烃反应区、轻烃反应区Ⅱ的高度分别占提升管反应器总高度的1～15％、1～40％、1～60％。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述预提升介质选自氮气、氦气、催化裂化干气、水蒸汽中的一种或两种以上的混合物。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述轻烃反应区Ⅰ中的轻烃是沸点范围为160～380℃、密度为830～860kg/m3、凝点为-15～20℃、冷滤点为-17～20℃的馏分油。
6.根据权利要求1或5所述的方法，其特征在于，所述轻烃选自常减压装置直馏柴油、减压柴油、加氢柴油、渣油加氢柴油、焦化柴油、催化柴油、催化裂化装置轻/重循环油中的一种或两种以上的混合物。
7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述重烃选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、减压渣油、常压渣油、劣质柴油、煤焦油、渣油加氢尾油、溶剂脱沥青油、抽余油、焦化蜡油、页岩油、油砂沥青和重质原油中至少一种。
8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述轻烃反应区Ⅰ的轻烃油剂接触温度为550～710℃；反应压力为常压至320千帕；停留时间为0.05～3s；催化剂与轻烃的剂油比为5:1～160:1；轻烃与重烃的质量比为0.001:1～0.55:1；再生催化剂的温度为570～755℃。
9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于，所述轻烃反应区Ⅰ的轻烃油剂接触温度为590～650℃；反应压力为100～270千帕；停留时间为0.1～0.5s；催化剂与轻烃的剂油比为15:1～130:1；轻烃与重烃的质量比为0.05:1～0.15:1；再生催化剂的温度为630～720℃。
10.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述重烃反应区内的重烃油剂接触温度为450～640℃；催化剂与所述重烃反应区原料的剂油比为5:1～25:1；油气分子的停留时间为0.05～2.5s；反应压力为常压至320千帕。
11.根据权利要求10所述的方法，其特征在于，所述重烃反应区内的重烃油剂接触温度为500～600℃；催化剂与所述重烃反应区原料的剂油比为6:1～18:1；油气分子的停留时间为0.5～1.5s；反应压力为100～270千帕。
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