CN100378195C - 烃油催化裂解反应产物的分离方法 - Google Patents

Abstract

一种烃油催化裂解反应产物的分离方法，是将催化裂解反应油气(101)引入冷换预分塔(1)的底部，并与由该塔顶部注入催化裂解原料(102)逆流接触，反应油气在上行过程中不断降温，其中的重组分和所夹带的催化剂粉尘进入塔底并随油浆(104)引出，催化裂解原料经侧线(103)引出，轻油馏分及其余的气体物流(105)从塔顶抽出；从冷换预分塔塔顶抽出的物流(105)冷却后送入三相分离器(3)中进行分离，所得到的气相物流(108)经升压后送至后续单元，分离后得到的冷凝液(109)及气相物流(108)经压缩后产生的凝缩液(111)送入精馏塔(2)进行分离，分离后得到的污水(110)送污水处理系统。该方法可以使高温、高气体含量且夹带催化剂粉尘的烃类反应油气得到有效分离。

Description

烃油催化裂解反应产物的分离方法

技术领域

本发明涉及催化裂解反应产物的分离方法，具体地说，是一种富含C2-C4烃类的催化裂解反应产物的分离方法。

背景技术

利用石油烃制乙烯、丙烯的传统方法是蒸汽裂解法，适用原料为乙烷、天然气、石脑油或轻柴油。但随着原料油的变重以及轻质原料油的短缺，利用重质原料通过催化裂化的方法生产低碳烯烃，已经成为一种发展的趋势。

CN1069016A公开了一种利用重质石油烃类制取低碳烯烃的催化转化方法。该方法选用固体酸型催化剂，在反应温度650-900℃、剂油比为5-35的条件下，其乙烯+丙烯+丁烯的产率可以达到30-40m％。CN1083092A公开了一种类似的石油烃类催化裂解制低碳烯烃的方法，其反应温度为680-780℃。采用流化催化裂化制取低碳烯烃的方法其显著的工艺特点是：反应温度高、剂油比大、反应时间短等。由于催化裂解制低碳烯烃的反应温度为600-900℃，其裂化苛刻度大，产物中气体产率在50％以上，大大超过常规催化裂化气体产率(常规催化裂化气体产率为20％左右)，如何对反应产物进行有效的分离是一个很现实的问题。

对于典型的催化裂化FCC工艺分离系统，反应油气进入分馏塔底部，在分馏塔分成不同的中间产品，塔顶为粗汽油，侧线有柴油和回炼油等。塔顶的汽油和富气经过吸收稳定进一步分离，柴油经过汽提、冷却换热后，作为成品出装置。

CN1160748A公布了一种富含丙烯、丁烯的催化转化产物的分离方法，其特点是使裂化产物进入分馏塔，从塔底抽出回炼油和油浆的混合物，并将其直接作为稳定塔再沸器的热源。分馏塔中段循环回流作为脱收塔再沸器的热源。

CN1100851C公开了一种烃类流化催化转化反应产物的急冷塔和急冷方法。所述急冷塔从上到下依次为气相分离区、急冷传热及催化剂粉尘洗涤区、液位控制区。该急冷塔可直接设于沉降器上方与沉降器联为一体，也可独立设立于靠近沉降器的位置。所述急冷方法是将反应油气和急冷油在急冷塔中接触换热，将670-730℃的反应油气降温到300-400℃左右，然后进行后续分离。

《乙烯工学》给出了蒸汽裂解制乙烯的分离流程。馏分油裂解装置中裂解炉出口高温裂解气，经废热锅炉回收能量后，再经急冷器用急冷油喷淋降温到220-230℃左右。冷却后的裂解气进入油洗塔，塔顶用裂解汽油喷淋，塔顶温度控制在100-110℃左右，保证裂解气中的水分从塔顶带出。塔釜抽出的液相烃类一部分冷凝为产品油，一部分作为稀释蒸汽的热源回收热量。经蒸汽稀释系统冷却的急冷油大部分送至急冷喷淋塔冷却裂化气。油洗塔顶部的液化气进入水洗塔，塔顶用急冷水进行喷淋洗涤，塔顶裂解气温度降低至40℃，进入裂解气压缩机。塔釜分馏出水分和裂解汽油。塔釜油水混合物经油水分离器分离出水和汽油。

US6576805公开了一种富含低碳烯烃的石油烃类分离方法。催化裂化反应后油气首先进入主分馏塔分离成重循环油、柴油馏分，塔顶为汽油馏分和气体(湿气)，湿气经过多级压缩和冷却，将C3和C3⁺分离开来，C3⁺经过汽提塔和稳定塔后分离出C4和汽油馏分。C3馏分经过精制、干燥，进入后续深冷分离系统，经过脱甲烷塔、脱乙烷塔以及脱丙烷塔，最终将乙烯和丙烯分离。

综上所述，由于催化裂解产气量大、反应油气温度高，受塔内气相线速和热负荷的限制，常规FCC主分馏塔的分离流程已经很难适应这种分离要求。由于裂解原料的重质化以及裂解气中含有固体催化剂颗粒，因此传统的蒸汽裂解制乙烯的分离流程也不适用于催化裂解制低碳烯烃工艺过程。

发明内容

本发明的目的是在现有技术的基础上提供一种分离富含C2-C4烃及轻芳烃的催化裂解反应产物的方法，以解决高温、高气体含量且夹带催化剂粉尘的烃类反应油气的分离。

本发明提供的方法包括以下步骤：(1)将来自催化裂解反应器的反应油气101引入冷换预分塔1的底部，并由该塔顶部注入催化裂解原料102，催化裂解原料在向下流动的过程中与向上流动的反应油气逆流接触并被加热；反应油气在向上流动的过程中物流温度不断降低，其中的重组分和所夹带的催化剂粉尘进入塔底部分并随塔底油浆104引出，催化裂解原料经侧线103引出，轻油馏分以及其余的气体物流105从塔顶抽出；(2)从冷换预分塔塔顶抽出的物流105冷却后送入三相分离器3中进行分离，分离后得到的气相物流108经压缩机升压后送至后续气体分离单元，分离后得到的冷凝液109及气相物流108经压缩后产生的凝缩液111汇合为物流131送入精馏塔2进行分离，分离后得到的污水110送污水处理系统。

与现有技术相比，本发明所述方法主要具有以下几方面的有益效果：

1.催化裂解反应产物为C2、C3烯烃和BTX，其余产物作为原料重新送回反应器裂解，可使催化裂解原料除少部分燃烧油外，全部转化为低碳烯烃和轻芳烃，不生产汽油和柴油。

2.重油原料与反应产物在冷换预分塔中直接换热，一方面可以使反应油气在很短的时间内迅速冷却，同时原料在冷换预分塔中被直接加热到加氢反应所需的温度，不必另设原料加热炉，减少了设备，简化了流程，热量利用充分、合理。

3.未反应的柴油馏分和重油馏分在冷换预分塔中冷凝成为液相，随重质原料一起去加氢反应器，起到了预分馏效果。另外油气中夹带的少量催化剂粉尘被向下流动的重油洗涤下来并从塔底引出。

4.反应油气中重馏分油可以作为燃烧油直接喷入再生器使用，以补充催化裂解反应所需的热量，同时也可以根据再生器的热量平衡，通过调节侧线抽出量控制油浆的产量，使多余的油浆进入加氢反应器，经加氢后作为催化裂解反应器的原料，或直接作为催化裂解的原料。

5.精馏塔2在较高的压力下操作，可以保证塔顶用水作冷却介质。一般情况下精馏塔2的操作压力0.5≤p≤1.6MPA(绝)，在合适的条件下，精馏塔2也可以在上述压力范围之外操作。

6.精馏塔2的第一侧线(中上部)抽出流中主要为C4馏分，是生产C2/C3烯烃的理想原料，经气体分离单元分出其中的C3后可直接或经加氢后作为催化裂解反应器的原料使用。

7.精馏塔2的第二侧线(中下部)抽出流中主要为轻石脑油，其中含有大量的轻芳烃(苯、甲苯、二甲苯)，可直接作为抽提单元的进料以回收其中的三苯，抽余液可与第一侧线的C4馏分一起作为催化裂解反应器的原料。

附图说明

图1-4是本发明所述分离方法的流程示意图。

具体实施方式

本发明所述分离方法主要包括：冷换预分塔1、精馏塔2、三相分离器3、催化裂化反应器4、再生器5、加氢反应器6以及相应的换热设备、机泵，其工艺流程见图1至4。

在本发明所提供的方法中，所述冷换预分塔主要由塔体和塔内构件组成。该塔自下而上依次为塔釜、冷却洗涤区和换热分馏区。其中，所述塔釜的高度占该冷换预分塔总高度的5-20％，优选8-15％；所述冷却洗涤区的高度占该冷换预分塔总高度的10-40％，优选12-35％；所述换热分馏区的高度占该冷换预分塔总高度的40-80％，优选55-70％。在冷换预分塔的塔釜设有反应油气入口管、油浆排出管以及循环油抽出和返回管线。塔釜的液位高于反应油气入口管。油浆排出管设置于该塔釜的底部。有关冷换预分塔的更详细的说明请参见中国专利申请200410086224.5。

本发明所提供的分离方法可详细描述如下：由催化裂解反应器出来的含催化剂粉尘的高温油气101直接被引入到冷换预分塔1的下部。从罐区来的催化裂解原料(或称重油原料)102由冷换预分塔的顶部引入并向下流动，重油原料在向下流动过程中与上升的油气直接接触并被加热。重油原料被加热到约300-400℃时由该塔的侧线抽出口抽出，如图所示侧线抽出物流103。被加热后的重油原料可以直接作为催化裂解装置的原料，也可以先进入加氢反应器6进行加氢预处理，然后再作为催化裂解装置的原料。从冷换预分塔塔底进入的油气在上升过程中不断降低物流温度并被冷凝和分离。其中的重组分和油气中夹带的少量催化剂粉尘被向下流的重油原料洗涤下来并随塔底油浆104引出；与重油原料馏程相当的馏分，例如重柴油馏分等，与重油原料一道从侧线103引出。轻油馏分，例如，汽油馏分和/或部分轻柴油馏分，和其它的气相物流在上升过程中被冷却至120-280℃左右作为塔顶馏出物105从顶部抽出。所述冷换预分塔设置一个或一个以上的中段循环回流，即，从冷换预分塔的中下部侧线抽出一股或一股以上的液体106，冷却后的物流107从抽出口以下或抽出口以上或抽出口返回塔内，以取出塔内多余的热量、保证热量平衡，优选使冷却后的物流107从抽出口以下返回塔内。

从塔顶抽出的气相物流105，含有全部C4以下馏分、几乎全部汽油馏分和水，首先被冷却至常温(40℃以下)，然后进入到三相分离器3中将气体物流108、冷凝液109和水110分离出来。气体物流108经压缩机升压后的气相物流118送至气体分离单元，水110送污水处理系统，冷凝液109及108压缩后产生的凝缩液111汇合成物流131用泵送到精馏塔2进行分离。

物流131在精馏塔2中被分离为以C3以下馏分为主的塔顶气体物流113、以C3、C4馏分为主的第一侧线抽出物流114、以汽油馏分为主的第二侧线抽出物流115、以重汽油和柴油馏分为主的塔底物流117。其中，物流113与物流108压缩后的气相物流118汇合成116去气体分离单元；第一侧线抽出物流114送至后续C3/C4分馏塔；以汽油馏分为主的第二侧线抽出物流115富含BTX，送至芳烃抽提单元，回收其中的轻芳烃。抽余液119送回催化裂解反应器进行反应。重组分117多为重汽油和柴油馏分，与冷换预分塔侧线抽出103合并成120送原料预加氢反应器进行加氢处理，如图1和3所示，也可以直接送至催化裂解反应器作为反应原料，如图2和4所示。

在本发明所述方法中，冷换预分塔的操作压力为0.1-0.35MPa(绝)，优选0.15-0.25MPA(绝)；操作温度为塔顶100-280℃，优选120-250℃，塔底操作温度为350-500℃，优选380-480℃，侧线抽出物流103的温度为300-400℃，优选320-380℃；中段循环回流抽出物流106的温度为300-450℃，优选350-420℃，返回物流107的温度为120-280℃，优选150-250℃。反应油气入塔温度为500-800℃，优选550-700℃；重油原料入塔温度为30-130℃，优选50-100℃。

为了保证精馏塔2顶部能够用水作为冷却介质，应使该塔塔顶维持在较高的温度，一般不小于30℃。精馏塔2最好在较高的压力下操作，一般情况下建议精馏塔2的操作压力为0.5-1.6MPA(绝)，但不限于这个范围，在合适的条件下，精馏塔2也可以在上述压力范围之外操作。塔顶操作温度为10-60℃，优选20-50℃；第一侧线物流114抽出温度为30-120℃，优选50-90℃；第二侧线115抽出温度为80-300℃，优选100-200℃；塔底操作温度为200-450℃，优选250-400℃。

下面的实施例将对本发明所提供的方法予以进一步的说明，但本发明并不因此而受到任何限制。

实施例

该实施例说明：采用本发明所述分离方法对催化裂解反应物流进行分离后所得到的结果。

实施例中所涉及到的催化裂解反应油气，即物流101的性质和主要操作参数以及重油原料102的性质和主要操作参数见表1，冷换预分塔和精馏塔的主要操作条件如表2，经本发明所述分离流程分馏后得到的产品物流的组成和性质见表3和表4。

本实施例所采用的分离流程如图2所示。主要操作步骤如下：来自催化裂解反应器的高温油气101被引入到冷换预分塔1的下部，而催化裂解重油原料102由该塔的顶部引入。重油原料被加热到350-380℃时由侧线抽出口抽出，作为催化裂解装置的原料。反应油气在沿该塔上升的过程中不断降温并被冷凝和分离。其中的重组分和油气中夹带的少量催化剂粉尘被洗涤下来并随塔底油浆104引出；重柴油馏分等与重油原料馏程相当的馏分从侧线103引出。汽油馏分和部分轻柴油馏分与其它气相物流一道在上升过程中被冷却至200-250℃左右从顶部抽出。在冷换预分塔的中下部从侧线抽出一股液体106并冷却后从抽出口以下返回塔内107，以取出塔内多余的热量、保证热量平衡。从塔顶抽出的气相物流105，含有全部C4以下馏分、几乎全部汽油馏分和水，首先被冷却至40℃以下，然后进入三相分离器3中将气体物流108、冷凝液109和水110分离出来。气体物流108经压缩机升压后的气相物流118送至气体分离单元，水110送污水处理系统，冷凝液109及108压缩后产生的凝缩液111汇合成物流131送到精馏塔2进行分离。物流131在精馏塔2中被分离为以C 3以下馏分为主的塔顶气体物流113、以C3、C4馏分为主的第一侧线抽出物流114、以汽油馏分为主的第二侧线抽出物流115、以重汽油和柴油馏分为主的塔底物流117。其中，物流113与物流108压缩后的气相物流汇合成116去气体分离单元，第一侧线抽出物流114送至后续C3/C4分馏塔，以汽油馏分为主的第二侧线抽出物流115送至芳烃抽提单元，抽余液119和重组分117送回催化裂解反应器进行反应。

由表3-4可以看出，采用本发明提供的方法可以使富含低碳烯烃的催化裂解反应油气得到有效分离。

表1

物流名称	101	102
			温度，℃	600	50
压力，bar(a)	2	2
			摩尔流率，kmol/hr	1890.77	221.68
质量流率，kg/hr	80,000	80,000
			质量分数
H2	0.0060	0
			H2S	0.0100	0
CH4	0.0150	0
			CO2	0.0010	0
C2H4	0.0931	0
			C2H6	0.0080	0
C3H6	0.2903	0
			C3H8	0.0170	0
i-C4H8	0.0701	0
			C4H10	0.0701	0
1-C4H8	0.0501	0
			H2O	0.0601	0
32℃	0.0230	0
			58℃	0.0050	0
73℃	0.0050	0
			86℃	0.0060	0
100℃	0.0060	0
			114℃	0.0070	0
128℃	0.0080	0
			142℃	0.0080	0
156℃	0.0080	0
			170℃	0.0090	0
184℃	0.0120	0
			198℃	0.0170	0
212℃	0.0190	0
			224℃	0.0110	0
239℃	0.0070	0
			253℃	0.0080	0

267℃	0.0080	0
			281℃	0.0080	0
295℃	0.0080	0
			309℃	0.0090	0
322℃	0.0090	0
			336℃	0.0070	0
349℃	0.0030	0.0130
			366℃	0.0050	0.0700
378℃	0.0060	0.0900
			392℃	0.0050	0.0820
406℃	0.0050	0.0840
			420℃	0.0050	0.0840
442℃	0.0140	0.1710
			469℃	0.0180	0.1570
496℃	0.0190	0.1670
			523℃	0.0140	0.0800
＞547℃	0.0070	0.0020
			SUM	1.0000	1.0000

表2

冷换预分塔
				温度	压力
单位	℃	bar
			塔顶	224	1.7
塔底	452	1.9
			精馏塔
	温度	压力
			单位	℃	bar
塔顶	28	13
			塔底	375	13.5

表3

物流名称	103	104	105
				温度，℃	349	461	197
压力，bar(a)	1.806	1.9	1.7
				摩尔流率，kmol/hr	233.22	11.10	1868.12
质量流率，kg/hr	83,000	4,981	72,019
				质量分数，％
H2	0.0000	0.0000	0.0070
				H2S	0.0000	0.0000	0.0110
CH4	0.0000	0.0000	0.0170
				CO2	0.0000	0.0000	0.0010
C2H4	0.0000	0.0000	0.1029
				C2H6	0.0000	0.0000	0.0090
C3H6	0.0001	0.0000	0.3216
				C3H8	0.0000	0.0000	0.0190
i-C4H8	0.0001	0.0000	0.0779
				C4H10	0.0001	0.0000	0.0779
1-C4H8	0.0000	0.0000	0.0549
				H20	0.0001	0.0000	0.0669
32℃	0.0001	0.0000	0.0260
				58℃	0.0000	0.0000	0.0060
73℃	0.0000	0.0000	0.0060
				86℃	0.0001	0.0000	0.0060
100℃	0.0001	0.0000	0.0060
				114℃	0.0001	0.0000	0.0080
128℃	0.0001	0.0000	0.0080
				142℃	0.0001	0.0000	0.0090
156℃	0.0001	0.0000	0.0090
				170℃	0.0001	0.0000	0.0100
184℃	0.0002	0.0000	0.0130
				198℃	0.0003	0.0000	0.0190
212℃	0.0004	0.0000	0.0210
				224℃	0.0003	0.0000	0.0120
239℃	0.0002	0.0000	0.0080
				253℃	0.0003	0.0000	0.0080

267℃	0.0004	0.0000	0.0080
				281℃	0.0005	0.0000	0.0090
295℃	0.0006	0.0000	0.0080
				309℃	0.0010	0.0000	0.0090
322℃	0.0010	0.0000	0.0080
				336℃	0.0030	0.0000	0.0050
349℃	0.0120	0.0000	0.0040
				366℃	0.0690	0.0000	0.0040
378℃	0.0910	0.0000	0.0030
				392℃	0.0830	0.0000	0.0010
406℃	0.0860	0.0000	0.0000
				420℃	0.0860	0.0000	0.0000
442℃	0.1790	0.0020	0.0000
				469℃	0.1680	0.0070	0.0000
496℃	0.1680	0.1845	0.0000
				523℃	0.0490	0.6989	0.0000
＞547℃	0.0000	0.1073	0.0000
				SUM	1.0000	1.0000	1.0000

表4

物流名称	114	115	116	117	110
						反应温度，℃	73.1	112.4	19.3	374.6	30
反应压力，bar(A)	13.139	13.361	5	13.5	1.7
						摩尔流量，kmol/hr	82.001	58.976	1394.75	67.599	236.656
质量流率，kg/hr	4500	4400	45005.3	13963.5	4263.43
						质量百分数，％
H2	0	0	0.011	0	0
						H2S	0	0	0.018	0	0
CH4	0	0	0.027	0	0
						CO2	0	0	0.002	0	0
C2H4	0	0	0.165	0	0
						C2H6	0	0	0.014	0	0
C3H6	0.093	0	0.506	0	0
						C3H8	0.01	0	0.029	0	0
i-C4H8	0.351	0.086	0.081	0	0
						C4H10	0.322	0.18	0.075	0	0
1-C4H8	0.223	0.142	0.053	0	0
						H2O	0	0	0.012	0	1
PC40℃	0	0.125	0.005	0	0
						PC58℃	0	0.06	0.001	0	0
PC72℃	0	0.048	0.001	0.001	0
						PC86℃	0	0.051	0	0.001	0
PC100℃	0	0.051	0	0.003	0
						PC114℃	0	0.052	0	0.007	0
PC128℃	0	0.044	0	0.013	0
						PC142℃	0	0.031	0	0.021	0
PC156℃	0	0.017	0	0.025	0

PC170℃	0	0.01	0	0.03	0
						PC184℃	0	0.008	0	0.042	0
PC198℃	0	0.01	0	0.069	0
						PC211℃	0	0.005	0	0.038	0
PC225℃	0	0.004	0	0.033	0
						PC239℃	0	0.004	0	0.035	0
PC253℃	0	0.004	0	0.036	0
						PC267℃	0	0.004	0	0.042	0
PC281℃	0	0.004	0	0.039	0
						PC295℃	0	0.004	0	0.039	0
PC308℃	0	0.003	0	0.032	0
						PC319℃	0	0.001	0	0.011	0
PC338℃	0	0.015	0	0.143	0
						PC351℃	0	0.018	0	0.175	0
PC364℃	0	0.008	0	0.078	0
						PC378℃	0	0.004	0	0.037	0
PC392℃	0	0.002	0	0.021	0
						PC406℃	0	0.001	0	0.014	0
PC420℃	0	0.001	0	0.007	0
						PC440℃	0	0.001	0	0.007	0
PC467℃	0	0	0	0.001	0
						PC497℃	0	0	0	0	0
PC522℃	0	0	0	0	0
						PC554℃	0	0	0	0	0
PC574℃	0	0	0	0	0
						合计	1.000	1.000	1.000	1.000	1.000

Claims (14)

1.一种烃油催化裂解反应产物的分离方法，其特征在于该方法包括以下步骤：(a)将来自催化裂解反应器的反应油气(101)引入冷换预分塔(1)的底部，并由该塔顶部注入催化裂解原料(102)，催化裂解原料在向下流动的过程中与向上流动的反应油气逆流接触并被加热；反应油气在向上流动的过程中物流温度不断降低，其中的重组分和所夹带的催化剂粉尘进入塔底部分并随塔底油浆(104)引出，催化裂解原料经侧线(103)引出，轻油馏分以及其余的气体物流(105)从塔顶抽出；(b)从冷换预分塔塔顶抽出的物流(105)冷却后送入三相分离器(3)中进行分离；分离后得到的气相物流(108)经压缩机升压后送至后续气体分离单元，分离后得到的冷凝液(109)及气相物流(108)经压缩后产生的凝缩液(111)汇合为物流(131)送入精馏塔(2)进行分离，分离后得到的污水(110)送污水处理系统。

2.按照权利要求1的方法，其特征在于所述物流(131)在精馏塔中被分离为以C3以下馏分为主的气相物流(113)、以C3、C4馏分为主的物流(114)、以汽油馏分为主的物流(115)和以重汽油和柴油馏分为主的塔底物流(117)；其中，(113)送至后续气体分离单元，以C3、C4馏分为主的物流(114)送入后续C3、C4分离系统，以汽油馏分为主的物流(115)送入芳烃抽提单元，塔底物流(117)返回催化裂解反应器。

3.按照权利要求1的方法，其特征在于所述冷换预分塔自下而上依次为塔釜、冷却洗涤区和换热分馏区，塔釜的高度占该冷换预分塔总高度的5-20％，冷却洗涤区的高度占该冷换预分塔总高度的10-40％，换热分馏区的高度占该冷换预分塔总高度的40-80％。

4.按照权利要求1的方法，其特征在于所述经侧线(103)引出的催化裂解原料直接送入催化裂解装置进行反应或经催化加氢后再送入催化裂解装置进行反应。

5.按照权利要求1的方法，其特征在于所述冷换预分塔设置一个或一个以上的中段循环回流，即从冷换预分塔的中下部从侧线抽出一股中段循环回流抽出物流(106)经冷却后的返回物流(107)从抽出口以上或抽出口以下或由抽出口返回塔内，所述中段循环回流抽出物流(106)的温度为300-450℃，返回物流(107)的温度为120-280℃。

6.按照权利要求1的方法，其特征在于所述冷换预分塔的操作压力为0.1-0.35Mpa，操作温度为塔顶100-280℃，塔底350-500℃。

7.按照权利要求6的方法，其特征在于所述冷换预分塔的操作压力为0.15-0.25MPa，操作温度为塔顶120-250℃，塔底380-480℃。

8.按照权利要求1的方法，其特征在于所述冷换预分塔侧线抽出物流(103)的温度为300-400℃。

9.按照权利要求5的方法，其特征在于所述冷换预分塔侧线抽出物流(103)的温度为320-380℃，中段循环回流抽出物流(106)的温度为350-420℃，返回物流(107)的温度为150-250℃。

10.按照权利要求1的方法，其特征在于所述冷换预分塔中反应油气入塔温度为500-800℃，催化裂解原料(102)入塔温度为30-130℃。

11.按照权利要求10的方法，其特征在于所述冷换预分塔中反应油气入塔温度为550-700℃，重油原料入塔温度为50-100℃。

12.按照权利要求2的方法，其特征在于所述精馏塔的操作压力为0.5-1.6MPA，其塔顶操作温度为10-60℃，以C3、C4馏分为主的物流(114)抽出温度为30-120℃，以汽油馏分为主的物流(115)抽出温度为80-300℃，塔底操作温度为200-450℃。

13.按照权利要求12的方法，其特征在于所述精馏塔的塔顶操作温度为20-50℃，以C3、C4馏分为主的物流(114)抽出温度为50-90℃，以汽油馏分为主的物流(115)抽出温度为100-200℃，塔底操作温度为250-400℃。

14.按照权利要求5的方法，其特征在于所述冷却后的中段循环回流从抽出口以下返回塔内。

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