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一种烃油转化方法.pdf

  • 上传人：bo****18
  • 文档编号：5267310
  • 上传时间：2018-12-30
  • 格式：PDF
  • 页数：16
  • 大小：465.18KB
    • 摘要
    申请专利号：

    CN201110310767.0

    		 申请日：

    2011.10.14
    公开号：

    CN103045300A

    		 公开日：

    2013.04.17
    当前法律状态：

    驳回

    		 有效性：

    无权
    法律详情：

    发明专利申请公布后的驳回IPC(主分类):C10G 55/00申请公布日:20130417|||实质审查的生效IPC(主分类):C10G 55/00申请日:20111014|||公开
    IPC分类号：

    C10G55/00

    		 主分类号：

    C10G55/00
    申请人：

    中国石油化工股份有限公司; 中国石油化工股份有限公司石油化工科学研究院
    发明人：

    侯典国; 谢朝钢; 张久顺; 汪燮卿
    地址：

    100728 北京市朝阳区朝阳门北大街22号
    优先权：

    专利代理机构：

    北京润平知识产权代理有限公司 11283

    		 代理人：

    刘国平;顾映芬
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    内容摘要

    本发明提供了一种烃油催化裂化方法，该方法通过使用提升管反应器将劣质重质原料与催化剂在430-540℃下在下部反应区接触，将重质油原料和催化剂在450-700℃下在上部反应区接触，从而提高了轻质油品(如汽油+液化气+柴油)的收率，并降低了干气和焦炭的产率。

    权利要求书

    权利要求书一种烃油转化方法，其特征在于，该方法包括：
    (1)将预提升介质、劣质重质原料、以及第一催化剂送入提升管反应器的下部反应区，在430‑540℃的温度下进行接触反应，将生成的油气和反应后的催化剂向上送入提升管反应器的上部反应区，所述第一催化剂为半再生催化剂、冷却的再生催化剂和待生催化剂中的一种或多种；
    (2)将重质原料和第二催化剂送入提升管反应器的上部反应区，在450‑700℃的温度下，使所述重质原料、第二催化剂以及来自下部反应区的油气和催化剂一起进行接触反应，所述第二催化剂为再生催化剂、再生催化剂与半再生催化剂的混合物、或再生催化剂与冷却的再生催化剂的混合物；
    (3)将在上部反应区反应后的油气和催化剂的混合物进行油剂分离，油剂分离后的油气送去后续分离系统分离反应产品，油气分离后的催化剂经汽提后得到待生催化剂；
    (4)将所述待生催化剂进行烧焦再生，得到再生催化剂，或者在含第一再生器和第二再生器的再生装置中进行烧焦再生，从第一再生器和第二再生器分别得到半再生催化剂和再生催化剂；
    其中，所述劣质重质原料的残炭含量、金属镍与钒的含量、沥青质含量和碱性氮含量中的至少一项高于所述重质原料。
    根据权利要求1所述的方法，其中，该方法还包括使部分的再生催化剂通过催化剂冷却器得到冷却的再生催化剂。
    根据权利要求2所述的方法，其中，该方法还包括将得到的半再生催化剂、冷却的再生催化剂和待生催化剂中的一种或多种返回提升管反应器的下部反应区循环使用，和/或将得到的再生催化剂、再生催化剂与半再生催化剂的混合物、或再生催化剂与冷却的再生催化剂的混合物返回提升管反应器的上部反应区循环使用。
    根据权利要求1所述的方法，其中，所述下部反应区和上部反应区的个数各为一个。
    根据权利要求1所述的方法，其中，所述下部反应区与上部反应区的体积比为1∶1‑10。
    根据权利要求1‑5中的任意一项所述的方法，其中，所述劣质重质原料与第一催化剂接触的压力为130‑450千帕，所述劣质重质原料的重时空速为1‑120小时‑1，所述第一催化剂与劣质重质原料的重量比为2‑25∶1，所述预提升介质与劣质重质原料的重量比为0.01‑0.1∶1。
    根据权利要求1所述的方法，其中，所述劣质重质原料与第一催化剂接触反应的温度为450‑500℃。
    根据权利要求6所述的方法，其中，所述劣质重质原料与第一催化剂接触的压力为200‑400千帕，所述劣质重质原料的重时空速为2‑80小时‑1，所述第一催化剂与劣质重质原料的重量比为3‑10∶1，所述预提升介质与劣质重质原料的重量比为0.03‑0.08∶1。
    根据权利要求1‑5中的任意一项所述的方法，其中，所述重质原料和第二催化剂的接触的压力为130‑450千帕，所述重质原料的重时空速为1‑120小时‑1，所述第二催化剂与重质原料的重量比为2‑15∶1，所述预提升介质与重质原料的重量比为0.01‑0.1∶1。
    根据权利要求9所述的方法，其中，所述重质原料与第二催化剂接触反应的温度为500‑650℃，所述重质原料和第二催化剂的接触的压力为150‑250千帕，所述重质原料的重时空速为2‑60小时‑1，所述第二催化剂与重质原料的重量比为3‑10∶1，所述预提升介质与重质原料的重量比为0.03‑0.08∶1。
    根据权利要求1所述的方法，其中，所述劣质重质原料的残炭含量、金属镍与钒的含量、沥青质含量或碱性氮含量中的一项或几项满足以下条件：残炭含量为5重量％以上，金属镍与钒的含量为5重量ppm以上，碱性氮含量为800重量ppm以上，沥青质含量为1重量％以上；所述重质原料的残炭含量、金属镍与钒的含量、沥青质含量或碱性氮含量中的一项或几项满足以下条件：残炭含量小于5重量％，金属镍与钒的含量小于5重量ppm，碱性氮含量小于800ppm，沥青质含量小于1重量％。
    根据权利要求1所述的方法，其中，所述重质原料选自直馏蜡油、减压蜡油、加氢裂化尾油、加氢精制油或溶剂脱沥青油中的一种或几种；所述劣质重质原料选自焦化蜡油、常压渣油、减压渣油中的一种或几种。

    说明书

    说明书一种烃油转化方法
    技术领域
    本发明涉及一种烃油转化的方法。
    背景技术
    催化裂化是石油二次加工的重要手段之一，用于从重质原料油生产汽油、柴油、液化气等。催化裂化工艺采用分子筛催化剂，原料油用水蒸汽雾化并喷入提升管反应器内，与来自再生器的高温催化剂(550‑700℃)在提升管中接触反应，一起沿提升管向上，随后离开提升管反应器。反应产物经在沉降器中分离出催化剂，之后去分馏塔进行产品分离。随着催化裂化原料油的重质化，存在的问题是油品的劣质化，轻质油品(如汽油+液化气+柴油)的收率较低，且干气和焦炭的产率较高。
    发明内容
    本发明的目的在于克服现有的烃油转化方法存在的轻质油品(如汽油+液化气+柴油)的收率较低且干气和焦炭的产率较高的缺点，提供一种轻质油品(如汽油+液化气+柴油)的收率高且干气和焦炭的产率低的烃油转化方法。
    本发明提供了一种烃油转化方法，其中，该方法包括：
    (1)将预提升介质、劣质重质原料、以及第一催化剂送入提升管反应器的下部反应区，在430‑540℃的温度下进行接触反应，将生成的油气和反应后的催化剂向上送入提升管反应器的上部反应区，所述第一催化剂为半再生催化剂、冷却的再生催化剂和待生催化剂中的一种或多种；
    (2)将重质原料和第二催化剂送入提升管反应器的上部反应区，在450‑700℃的温度下，使所述重质原料、第二催化剂以及来自下部反应区的油气和催化剂一起进行接触反应，所述第二催化剂为再生催化剂、再生催化剂与半再生催化剂的混合物、或再生催化剂与冷却的再生催化剂的混合物；
    (3)将在上部反应区反应后的油气和催化剂的混合物进行油剂分离，油剂分离后的油气送去后续分离系统分离反应产品，油气分离后的催化剂经汽提后得到待生催化剂；
    (4)将所述待生催化剂进行烧焦再生，得到再生催化剂，或者在含第一再生器和第二再生器的再生装置中进行烧焦再生，从第一再生器和第二再生器分别得到半再生催化剂和再生催化剂；
    其中，所述劣质重质原料的残炭含量、金属镍与钒的含量、沥青质含量和碱性氮含量中的至少一项高于所述重质原料。
    本发明提供的烃油转化方法通过在具有上部反应区和下部反应区的提升管反应器内，将劣质重质原料与催化剂在430‑540℃下接触，将重质油原料和催化剂在450‑700℃下接触，从而提高了轻质油品(如汽油+液化气+柴油)的收率，并降低了干气和焦炭的产率。
    附图说明
    图1为本发明一种实施方式中使用的提升管反应器及其他相关装置的结构示意图；
    图2为本发明另一种实施方式中使用的提升管反应器及其他相关装置的结构示意图；
    图3为本发明另一种实施方式中使用的提升管反应器及其他相关装置的结构示意图。
    具体实施方式
    本发明提供了一种烃油转化方法，其中，该方法包括：
    (1)将预提升介质、劣质重质原料、以及第一催化剂送入提升管反应器的下部反应区，在430‑540℃的温度下进行接触反应，将生成的油气和反应后的催化剂向上送入提升管反应器的上部反应区，所述第一催化剂为半再生催化剂、冷却的再生催化剂和待生催化剂中的一种或多种；
    (2)将重质原料和第二催化剂送入提升管反应器的上部反应区，在450‑700℃的温度下，使所述重质原料、第二催化剂以及来自下部反应区的油气和催化剂一起进行接触反应，所述第二催化剂为再生催化剂、再生催化剂与半再生催化剂的混合物、或再生催化剂与冷却的再生催化剂的混合物；
    (3)将在上部反应区反应后的油气和催化剂的混合物进行油剂分离，油剂分离后的油气送去后续分离系统分离反应产品，油气分离后的催化剂经汽提后得到待生催化剂；
    (4)将所述待生催化剂进行烧焦再生，得到再生催化剂，或者在含第一再生器和第二再生器的再生装置中进行烧焦再生，从第一再生器和第二再生器分别得到半再生催化剂和再生催化剂；
    其中，所述劣质重质原料的残炭含量、金属镍与钒的含量、沥青质含量和碱性氮含量中的至少一项高于所述重质原料。
    在本发明优选的实施方式中，所述下部反应区与上部反应区的个数各为一个。
    在本发明提供的方法中，下部反应区与上部反应区的体积比可以是任意的，只要包括这样的两个反应区并将前述的原料和催化剂引入相应的反应区，即可达到本发明的目的。优选情况下，所述下部反应区与上部反应区的体积比为1∶2‑10，提升管反应器各反应区的直径可以相同，也可以不同，当提升管反应器各反应区的直径相同时，则下部反应区与上部反应区的高度比即为体积比，因此，当提升管反应器各反应区的直径相同时，下部反应区与上部反应区的高度比优选为1∶2‑10。
    在本发明优选的实施方式中，所述烃油转化方法还包括使部分的再生催化剂通过催化剂冷却器得到冷却的再生催化剂。最优选的情况下，该方法还包括将得到的半再生催化剂、冷却的再生催化剂和待生催化剂中的一种或多种返回提升管反应器的下部反应区循环使用，和/或将得到的再生催化剂、再生催化剂与半再生催化剂的混合物、或再生催化剂与冷却的再生催化剂的混合物返回提升管反应器的上部反应区循环使用。
    本发明的发明人意外地发现，当使劣质重质原料与第一催化剂在提升管反应器的下部反应区的接触温度为430‑540℃时，能够显著降低干气和焦炭的产率，从而提高了轻质油品(如汽油+液化气+柴油)的收率。更优选的情况下，所述劣质重质原料与第一催化剂接触反应的温度可以为450‑500℃。
    所述劣质重质原料与第一催化剂接触的其他条件可以在很大范围内改变，例如，压力可以为130‑450千帕，所述劣质重质原料的重时空速可以为1‑120小时‑1，所述第一催化剂与劣质重质原料的重量比可以为2‑25∶1，所述预提升介质与劣质重质原料的重量比可以为0.01‑0.1∶1。优选的情况下，所述劣质重质原料与第一催化剂接触的压力可以为200‑400千帕，所述劣质重质原料的重时空速可以为2‑80小时‑1，所述第一催化剂与劣质重质原料的重量比可以为3‑10∶1，所述预提升介质与劣质重质原料的重量比可以为0.03‑0.08∶1。
    所述重质原料油与第二催化剂在提升管反应器的上部反应器内的接触条件可以在很大范围内改变，优选地，所述接触的温度可以为450‑700℃，所述重质原料和第二催化剂的接触的压力可以为130‑450千帕，所述重质原料的重时空速可以为1‑120小时‑1，所述第二催化剂与重质原料的重量比可以为2‑15∶1，所述预提升介质与重质原料的重量比可以为0.01‑0.1∶1。更优选地，所述重质原料与第二催化剂接触反应的温度可以为500‑650℃，所述重质原料和第二催化剂的接触的压力可以为150‑250千帕，所述重质原料的重时空速可以为2‑60小时‑1，所述第二催化剂与重质原料的重量比可以为3‑10∶1，所述预提升介质与重质原料的重量比可以为0.03‑0.08∶1。
    提升管反应器出口区的条件为常规的条件，这些条件包括温度为450‑550℃，优选470‑520℃，接触时间为0.1‑1秒，优选为0.1‑0.8秒。提升管反应器出口区的条件为本领域技术人员所公知。
    所述劣质重质原料的残炭含量、金属镍与钒的含量、沥青质含量或碱性氮含量中的至少一项高于所述重质原料。优选情况下，所述劣质重质原料的残炭含量、金属镍与钒的含量、沥青质含量和碱性氮含量中的一项或几项满足以下条件：残炭含量为大于5重量％、优选6‑15重量％，金属镍与钒的含量大于5重量ppm、优选为7‑20重量ppm，沥青质含量大于1重量％、优选3‑10重量％，碱性氮含量大于800ppm、优选1000‑2000ppm。
    优选情况下，所述重质原料的残炭含量、金属镍与钒的含量、沥青质含量或碱性氮含量中的一项或几项满足以下条件：残炭含量为小于5重量％、优选小于3重量％，金属镍与钒的含量小于5重量ppm、优选小于3重量％，沥青质含量小于1重量％、优选小于0.8重量％，碱性氮含量小于800ppm，优选小于500ppm。
    所述劣质重质原料可以是焦化蜡油(馏程为350‑500℃)、常压渣油(馏程为＞350℃)、减压渣油(馏程为＞500℃)中的一种或几种。焦化蜡油的碱性氮含量较高，一般大于1000ppm(重量)，常压渣油、减压渣油的金属镍、钒、沥青质、残炭的含量较高，氢含量较低，如大庆减压渣油的残炭含量为8重量％，沥青质含量0.6重量％，金属镍含量8.8ppm(重量)。优选的所述重质原料为相对于劣质重质原料质量较好的烃油，其残炭含量、金属镍含量、金属钒含量、沥青质含量和碱性氮含量中的一项或几项低于所述劣质重质原料，可以是直馏蜡油(馏程为250‑350℃)、减压瓦斯油(馏程为350‑500℃)、加氢裂化尾油(馏程为250‑450℃)、溶剂脱沥青油(馏程为＞350℃)或加氢精制油(馏程为＞350℃)中的一种或几种。
    按照本发明提供的方法，所述反应器包括多个反应区，反应区的个数可根据不同的需要增加或减少，所述反应区的个数优选为2‑5个，更优选为2个，即一个下部反应区和一个上部反应区。
    在本发明的上述方法中，所述预提升介质可以是本领域技术人员熟知的各种预提升介质，如水蒸汽、炼油厂干气、轻质烷烃、轻质烯烃中的一种或几种。预提升介质的作用是使催化剂加速上升，在提升管反应器底部形成密度均匀的催化剂活塞流。预提升介质的用量是本领域的技术人员所公知的。
    本发明所述的裂化催化剂可以是各种裂化催化剂，如无定型硅铝裂化催化剂或含沸石的裂化催化剂，裂化的催化剂的组成为本领域技术任意所公知。例如，所述含沸石的裂化催化剂通常含有一种或多种含或不含稀土元素的分子筛、耐热无机氧化物，以及选择性含有的粘土，分子筛、耐热无机氧化物和粘土的含量为本领域技术人员所公知。
    所述含或不含稀土元素的分子筛可以是用作裂化催化剂活性组分的各种沸石和/或非沸石分子筛，如含或不含稀土元素的Y型沸石、含或不含稀土元素的超稳Y型沸石、具有五元环结构的高硅沸石、β沸石、丝光沸石、Ω沸石中的一种或几种，具有五元环结构的高硅沸石可以是ZSM‑5沸石和/或ZRP沸石。
    所述耐热无机氧化物为本领域技术人员所公知，如可以选自氧化铝、氧化硅、无定型硅铝、氧化锆、氧化钛、氧化硼、碱土金属氧化物中的一种或几种。
    所述粘土为本领域技术人员所公知，如可以选自高岭土、多水高岭土、蒙脱土、硅藻土、埃洛石、皂石、累脱土、海泡石、凹凸棒石、水滑石、硼润土中的一种或几种。
    本文中所述的待生催化剂为催化裂化反应完成后经过汽提段汽提后的催化剂，待生催化剂碳含量约为0.5‑1.2重量％。半再生催化剂为一种不完全再生的催化剂，指再生后碳含量约为0.16‑0.48重量％的催化剂，如在两段再生器中从一段再生器得到的催化剂。再生催化剂为完全再生的催化剂，该催化剂碳含量约为0.01‑0.05重量％，如在两段再生器中从二段再生器得到的催化剂。
    得到半再生催化剂和再生催化剂的方法为本领域技术人员所公知，例如，可以采用CN1221022A中公开的两段再生系统进行再生。该系统包括重叠布置的两个再生器，再生方法的流程顺序为第一段再生器在上部，第二段再生器在下部，两个再生器之间用低压降分布板连为一体，以保持两个再生器所需的操作压力和操作温度，将积炭的待生催化剂烧焦，满足恢复催化剂活性的要求；第二再生器的烟气通过低压降分布板进入第一再生器，以确保第一再生器密相床流化；第一再生器通过主风管供空气并采用分布环进行分配；两段再生只有一条烟道和一台双动滑阀或蝶阀，即只有一段再生所产生的烟气从烟道排出。
    在该专利中，重油流化催化裂化重叠式两段再生的具体工艺工程和操作条件如下：从待生催化剂斜管将来自提升管反应器、加工含康式残炭为4‑10重量％的原料的、碳含量为0.8‑1.2重％的待生催化剂送入第一段再生器的上部，在第一段再生器的下部通过含氧气体输送管送入含氧气体(一般为空气)作为燃烧气用来烧焦，从第二段再生器排出含过剩氧为5‑7体％的烟气通过分布板进入一段再生器的底部，作为燃烧气用来烧焦。一段再生器含过剩氧为0‑0.4体％的烟气从一段再生器的烟道排出，送往一氧化碳锅炉。一段再生器中的温度为660‑690℃，器顶压力为140‑260千帕(表压)，一段再生器为逆流烧焦，密相床温度高于稀相床10‑30℃，一段再生器的烧焦量为60‑80重量％，氢几乎全部烧去。在一段再生器的下部得到半再生催化剂，该半再生催化剂从半再生剂斜管送入二段再生器的下部。大股含氧气体(一般为空气)从含氧气体管道送入二段再生器的底部，经气体分布器进行流化烧焦。其烟气经分布板送入第一段再生器作一段再生烧焦用的燃烧气。分布板的压降为0.9‑3千帕。第二段再生器内温度为660‑760℃，器顶压力为170‑290千帕(表压)。二段再生器烧去催化剂上的焦炭量为40‑20重量％。在一段和二段再生热量不平衡时，从一段再生器的下部排出一部分半再生催化剂，经管线送往外取热器进行取热。调压气体(一般为空气)从供气管送入外取热器的下部，冷却后的半再生催化剂经管线送往二段再生器，调压气体经管线逸入一段再生器。第二段再生器中的再生后已恢复活性的催化剂碳含量为0.01‑0.05重％，经再生催化剂斜管送往提升管反应器，供催化裂化反应使用。
    按照本发明优选的实施方式：预热后的劣质重质原料通过雾化喷嘴进入下部反应区，与来自再生器的半再生催化剂、冷却的再生催化剂和待生催化剂中的一种或多种接触，劣质重质原料进行吸附、反应，在预提升介质的作用下沿提升管反应器上升，与进入上部反应区的再生器来的高温再生催化剂和预热后的重质原料混合，并接触、反应，来自下部反应区、上部反应区的反应物流继续沿提升管反应器上升，至提升管反应器出口后进入沉降器，分离催化剂和反应产物，催化剂经汽提器汽提后得到待生催化剂，按照上述专利CN1221022A的方法得到半再生催化剂和再生催化剂，将部分待生催化剂、部分半再生催化剂以及再生催化剂循环使用，反应产物进入后续产品分离设备。
    以下参照图1描述本发明优选的催化裂化反应过程。催化剂的两段再生方法在许多文献中已经公开，在此可以参照上述中国专利CN1221022A。预热后的劣质重质原料通过提升管反应器的雾化喷嘴16进入下部反应区1，同时来自两段再生器的半再生催化剂和/或来自再生器冷却器的冷却的再生催化剂经提升管反应器的催化剂入口10进入下部反应区1，劣质重质原料与半再生催化剂和/或冷却的再生催化剂及来自下部反应区1的经入口15的提升物流在下部反应区1中混合接触反应；之后，下部反应区1的反应物流进入上部反应区2。
    预热后的重质原料通过提升管反应器的雾化喷嘴17进入上部反应区2，同时来自两段再生器的再生催化剂经提升管反应器的催化剂入口11进入上部反应区2，重质原料与再生催化剂、再生催化剂与半再生催化剂的混合物、或再生催化剂与冷却的再生催化剂的混合物与来自下部反应区1的反应物流在上部反应区2中混合接触反应，之后，上部反应区2的反应物流继续沿提升管反应器上升，至提升管反应器出口后进入沉降器，分离催化剂和反应产物，催化剂经汽提器汽提得到待生催化剂，按照上述专利CN1221022A的方法得到半再生催化剂和再生催化剂，将半再生催化剂以、再生催化剂及冷却的再生剂循环使用，反应产物进入后续产品分离设备。
    在本发明的上述方法中，在汽提器中采用水蒸汽进行汽提，其作用是将催化剂颗粒之间和颗粒孔隙内充满的油气置换出来，提高油品产率。用于汽提的水蒸汽的量是本领域的技术人员所公知的。一般来说，用于汽提的水蒸汽的用量占催化剂循环量的0.1‑0.8重量％，优选0.2‑0.4重量％。
    由于催化剂在经过一段时间循环后，会有损失，因此，需要定期或不定期地补充新鲜催化剂，将新鲜催化剂与半再生生催化剂/再生催化剂混合在一起使用，补充新鲜催化剂的比例和方法为本领域技术人员所公知。
    附图1为本发明的实施方式之一，示意为劣质重质原料与半再生催化剂在下部反应区接触反应、重质原料与再生剂在上部反应器接触反应。再生器形式为重叠式两段再生器。图1各部分说明：1：下部反应区；2：上部反应区；3：汽提器；4：沉降器；5：油气管线；6：第二再生器；7：第一再生器；8：烟气出口；9：第一再生器滑阀；10：第一催化剂(半再生催化剂)入口；11：第二催化剂(再生催化剂)入口；12：第二再生器滑阀；13：第二再生器主风入口；14：第一再生器主风入口；15：预提升介质入口；16：劣质重质原料入口；17：重质原料入口；18：待生催化剂管线；19：待生催化剂滑阀；20：沉降器粗级旋风分离器；21：沉降器二级旋风分离器。
    附图2为本发明的实施方式之二，示意为劣质重质原料与待生催化剂在下部反应区接触反应、重质原料与再生剂在上部反应器接触反应。再生器形式为重叠式两段再生器。图2各部分说明：1：下部反应区；2：上部反应区；3：汽提器；4：沉降器；5：油气管线；6：第二再生器；7：第一再生器；8：烟气出口；28：待生催化剂滑阀；10：第一催化剂(半再生催化剂)入口；11：第二催化剂(再生催化剂)入口；12：第二再生器滑阀；13：第二再生器主风入口；14：第一再生器主风入口；15：预提升介质入口；16：劣质重质原料入口；17：重质原料入口；18：待生催化剂管线；19：待生催化剂滑阀；20：沉降器粗级旋风分离器；21：沉降器二级旋风分离器。
    附图3为本发明的实施方式之三，示意为劣质重质原料与冷却的再生催化剂在下部反应区接触反应、重质原料与再生剂在上部反应器接触反应。再生器形式为重叠式两段再生器。图1各部分说明：1：下部反应区；2：上部反应区；3：汽提器；4：沉降器；5：油气管线；6：第二再生器；7：第一再生器；8：烟气出口；29：冷却的再生催化剂滑阀；10：第一催化剂(冷却的再生催化剂)入口；11：第二催化剂(再生催化剂)入口；12：第二再生器滑阀；13：第二再生器主风入口；14：第一再生器主风入口；15：预提升介质入口；16：劣质重质原料入口；17：重质原料入口；18：待生催化剂管线；19：待生催化剂滑阀；20：沉降器粗级旋风分离器；21：沉降器二级旋风分离器；22：外取热器；23：高温水蒸汽出口；24：低温水蒸汽入口；25：再生催化剂入取热器管线；26：冷却再生催化剂入第二再生器管线；27：冷却再生催化剂入提升管管线。
    按照本发明，再生器形式、反应器形式并不限于图1、图2、图3所示，如两段再生器还可采用并列式两段再生器，见《炼油设计》2000年第30卷第3期P14‑18，反应器还可采用外提升管形式等。劣质重质原料、重质原料与催化剂的其它几种接触形式并不限于图1、图2、图3所列的几种形式，其它形式不再一一列举。
    下面结合附图1以实施例的方式对本发明作进一步详细描述，但不应认为是对本发明所保护的范围的限制。用于汽提的水蒸汽的用量占催化剂循环量的约0.4重量％。预提升介质采用水蒸汽。
    实施例1‑3
    实施例1‑3采用中型提升管反应器，该提升管反应器为总高度为10米，直径为25厘米的圆柱体结构，其中下部、上部反应区的高度比为1.5∶8.5，该提升管最下部为预提升段。
    装置加工的原料油为，从下部反应区引入的劣质重质原料为减压渣油；从上部反应区引入的重质原料为蜡油(减压瓦斯油)。减压渣油的进料量为蜡油的20重量％。各种原料油的性质列于表1，催化剂的牌号为LV‑23，由中国石油化工集团齐鲁催化剂厂生产，催化剂LV‑23为含有Y型沸石、超稳Y型沸石的裂化催化剂，催化剂性质列于表2。
    具体步骤为，如图1所示，预热后的减压渣油通过雾化喷嘴16进入下部反应区1，来自一段再生器的半再生催化剂经催化剂入口10进入下部反应区1，减压渣油与半再生催化剂接触、反应；来自下部反应区的反应物流沿提升管反应器继续上升；从再生器来的高温再生催化剂经提升管反应器的催化剂入口11进入上部反应区与通过雾化喷嘴17进入上部反应区2的预热后的蜡油接触、混合。来自下部和上部反应区的物流继续沿提升管反应器上升，至提升管反应器出口后进入沉降器，分离催化剂和反应产物，催化剂经汽提器汽提得到待生催化剂，按照上述专利CN1221022A的方法得到半再生催化剂和再生催化剂，将半再生催化剂(含碳量为0.16‑0.48重量％)以及再生催化剂(含碳量为0.01‑0.05重量％)循环使用，反应产物进入后续产品分离设备。具体的操作条件列于表3，产品分布列于表4。
    对比例1
    本对比例采用与上述实施例相同的连续反应再生操作的中型提升管反应器，具体操作条件与实施例2相同，不同在于下部反应区催化剂与劣质重质原料的接触温度为550℃。主要操作条件见表3，产品分布列于表4。
    表1
      蜡油  减压渣油  密度(20℃)/克·厘米‑1  0.8916  0.9813  粘度(100℃)/毫米2·秒‑1  6.312  /  凝固点/℃  47  /  酸值/毫克KOH·克‑1  0.81  /  碱性氮/微克·克‑1  404  762  金属(镍+钒)/重量ppm  0.6+0.8  10.5+3.5  残炭/重量％  0.36  10.2  硫含量/重量％  0.45  0.87  烯烃/重量％  /  /  烷烃/重量％  63.6  34.1  芳烃/重量％  29.2  38.2  胶质/重量％  7.2  21.3  沥青质/重量％  0.0  6.4  馏程  初馏点/℃  288  398  10体积％馏出点/℃  365  446  30体积％馏出点/℃  416  /  50体积％馏出点/℃  442  /  70体积％馏出点/℃  466  /  90体积％馏出点/℃  518  /
    表2
      催化剂商品牌号  LV‑23  化学组成，wt％  氧化铝  51.4  氧化钠  0.22  RE2O3  2.7  表观密度，kg/m3  710  孔体积，ml/g  0.39  比表面积，m2/g  229  平均粒径，μm  64  磨损指数，wt％  1.7  筛分组成，wt％  0‑40μm  19.2  40‑80μm  49.3  ＞80μm  31.5
    表3


    表4
      产品分布，重量％  实施例1  实施例2  实施例3  对比例1  干气  3.75  4.01  3.94  4.56  液化气  9.77  10.42  10.09  11.16  汽油  47.22  47.61  47.2  48.23  柴油  25.21  23.54  24.51  20.67  重油  7.54  7.86  7.45  7.75  焦炭  6.51  6.56  6.81  7.63  液化气+汽油+柴油  82.2  81.57  81.8  80.06
    从表4数据可以看出，采用本发明的烃油催化裂化方法，通过将劣质重质原料与催化剂在430‑540℃下接触，将重质油原料和催化剂在450‑700℃下接触，从而提高了轻质油品(如汽油+液化气+柴油)的收率，并降低了干气和焦炭的产率。

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