重油加工的方法和系统

IPC分类号 : C10G69/00

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CN201711048275.2

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专利类型: 发明专利
法律状态: 有权
申请日: 2017-10-31
公开号: 109722307B
公开日: 2019-05-07
主分类号: C10G69/00
专利权人: 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

专利摘要

本发明涉及重油加工领域，公开了重油加工的方法和系统，该方法包括：将催化裂化原料油引入至催化裂化第一提升管反应区进行催化裂化反应，并且分离反应产物；将催化裂化油浆引入至沸腾床加氢单元中进行加氢反应；以及将至少部分催化裂化重循环油引入至沸腾床加氢单元和/或固定床加氢单元中进行反应；将加氢循环油引入至催化裂化第二提升管下部反应区中进行催化裂化反应；将汽油馏分和加氢循环油引入至催化裂化第二提升管上部反应区进行催化裂化反应；分离催化裂化反应的产物。本发明提供的重油加工的方法能够使得重油高效转化并能够生产低烯烃催化汽油、较高十六烷值催化柴油，以及能够灵活调整柴油汽油比例并具有高的轻油收率。

权利要求

1.一种重油加工的方法，该方法包括：

(1)在催化裂化反应条件下，将催化裂化原料油引入至催化裂化第一提升管反应区进行第一催化裂化反应，并且分离第一催化裂化反应的产物以得到干气、液化气、催化裂化汽油、催化裂化轻循环油、催化裂化重循环油和催化裂化油浆；

(2)将来自步骤(1)的至少部分所述催化裂化油浆引入至沸腾床加氢单元中进行第一加氢反应；任选地以及将来自步骤(1)的至少部分所述催化裂化轻循环油引入至沸腾床加氢单元中进行第一加氢反应和/或引入至固定床加氢单元中进行第二加氢反应；任选地以及将来自步骤(1)的至少部分所述催化裂化重循环油引入至沸腾床加氢单元中进行第一加氢反应和/或引入至固定床加氢单元中进行第二加氢反应；分离所述第一加氢反应和所述第二加氢反应的产物以得到加氢循环油；

(3)将来自步骤(2)的一部分所述加氢循环油引入至催化裂化第二提升管下部反应区中进行第二催化裂化反应；将汽油馏分和来自步骤(2)的另一部分所述加氢循环油引入至催化裂化第二提升管上部反应区并与来自第二提升管下部反应区的催化剂和油气一起进行第三催化裂化反应；分离经所述第二催化裂化反应和所述第三催化裂化反应后的产物以得到干气、液化气、低烯烃催化裂化汽油、催化裂化轻循环油、催化裂化重循环油和催化裂化油浆，所述汽油馏分至少部分为来自步骤(1)的所述催化裂化汽油。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，在步骤(3)中，参与所述第二催化裂化反应的加氢循环油与参与所述第三催化裂化反应的加氢循环油的重量比为1：(0.01～10)。

3.根据权利要求1所述的方法，其中，将步骤(3)中所得的至少部分催化裂化轻循环油引入至沸腾床加氢单元中进行第一加氢反应和/或引入至固定床加氢单元中进行第二加氢反应；任选地以及将步骤(3)中所得的至少部分催化裂化油浆引入至沸腾床加氢单元中进行所述第一加氢反应；任选地以及将步骤(3)中所得的至少部分催化裂化重循环油引入至沸腾床加氢单元中进行第一加氢反应和/或引入至固定床加氢单元中进行第二加氢反应。

4.根据权利要求1所述的方法，其中，将来自步骤(1)的至少部分所述催化裂化油浆或者以及来自步骤(3)中所得的至少部分催化裂化油浆引入至沸腾床加氢单元中进行所述第一加氢反应；任选地以及将来自步骤(1)的至少部分所述催化裂化轻循环油引入至固定床加氢单元中进行第二加氢反应；任选地以及将来自步骤(3)中所得的至少部分催化裂化轻循环油引入至固定床加氢单元中进行第二加氢反应；任选地以及将来自步骤(1)的至少部分所述催化裂化重循环油引入至沸腾床加氢单元中进行第一加氢反应和/或引入至固定床加氢单元中进行第二加氢反应；任选地以及将来自步骤(3)中所得的至少部分催化裂化重循环油引入至沸腾床加氢单元中进行第一加氢反应和/或引入至固定床加氢单元中进行第二加氢反应。

5.根据权利要求1或2所述的方法，其中，将来自步骤(1)的全部催化裂化油浆和来自步骤(3)中所得的全部催化裂化油浆引入至沸腾床加氢单元中进行所述第一加氢反应；以及将来自步骤(1)的全部催化裂化轻循环油和来自步骤(3)中所得的全部催化裂化轻循环油引入至沸腾床加氢单元中进行第一加氢反应和/或引入至固定床加氢单元中进行第二加氢反应；以及将来自步骤(1)的全部催化裂化重循环油和来自步骤(3)中所得的全部催化裂化重循环油引入至沸腾床加氢单元中进行第一加氢反应和/或引入至固定床加氢单元中进行第二加氢反应。

6.根据权利要求3或4所述的方法，其中，将来自步骤(1)的所述催化裂化轻循环油以及来自步骤(3)的所述低烯烃催化裂化汽油分别作为柴油产品和汽油产品出装置。

7.根据权利要求5所述的方法，其中，将来自步骤(3)的所述低烯烃催化裂化汽油作为汽油产品出装置。

8.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，所述第一提升管反应区的反应条件包括：平均反应温度为450～540℃，剂油重量比为(2～15)：1，停留时间为0.4～10秒。

9.根据权利要求8所述的方法，其中，所述第一提升管反应区的反应条件包括：平均反应温度为470～500℃，剂油重量比为(5～8)：1，停留时间为0.8～3秒。

10.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，所述催化裂化第二提升管下部反应区的反应条件包括：平均反应温度为500～600℃，剂油重量比为(2～30)：1，停留时间为0.4～10秒。

11.根据权利要求10所述的方法，其中，所述催化裂化第二提升管下部反应区的反应条件包括：平均反应温度为530～570℃，剂油重量比为(8～20)：1，停留时间为0.8～3秒。

12.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，所述催化裂化第二提升管上部反应区的反应条件包括：平均反应温度为350～520℃，反应重时空速为0.5～30h-1。

13.根据权利要求12所述的方法，其中，所述催化裂化第二提升管上部反应区的反应条件包括：平均反应温度为350～449.99℃，反应重时空速为0.5～30h-1。

14.根据权利要求12所述的方法，其中，所述催化裂化第二提升管上部反应区的反应条件包括：平均反应温度为350～449.99℃，反应重时空速为2～8h-1。

15.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化裂化第二提升管上部反应区的平均反应温度比所述催化裂化第二提升管下部反应区的平均反应温度低30～150℃。

16.根据权利要求15所述的方法，其中，所述催化裂化第二提升管上部反应区的平均反应温度比所述催化裂化第二提升管下部反应区的平均反应温度低40～120℃。

17.根据权利要求15所述的方法，其中，所述催化裂化第二提升管上部反应区的平均反应温度比所述催化裂化第二提升管下部反应区的平均反应温度低50～100℃。

18.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，在步骤(3)的催化裂化第二提升管上部反应区中，所述汽油馏分和所述加氢循环油的重量比为(0.2～100)：1。

19.根据权利要求18所述的方法，其中，在步骤(3)的催化裂化第二提升管上部反应区中，所述汽油馏分和所述加氢循环油的重量比为(1～6)：1。

20.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤(2)的固定床加氢单元中的第二加氢反应的条件包括：氢分压为3.0～22.0MPa，反应温度为280～450℃，体积空速为0.1～5.0h-1、氢油体积比为200～2000Nm3/m3。

21.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤(2)的沸腾床加氢单元中的第一加氢反应的条件包括：氢分压为3.0～22.0MPa，反应温度为280～450℃，体积空速为0.1～5.0h-1、氢油体积比为200～2000Nm3/m3。

22.根据权利要求1所述的方法，其中，参与所述第一催化裂化反应、所述第二催化裂化反应和所述第三催化裂化反应的催化裂化催化剂各自独立地含有5～50重量％的沸石、5～95重量％的无机氧化物以及0～70重量％的粘土。

23.根据权利要求1所述的方法，其中，参与步骤(2)的所述第一加氢反应和所述第二加氢反应的加氢催化剂中各自独立地含有载体和负载在所述载体上的活性金属组分，任选地以及含有分子筛，所述活性金属组分选自第VIB族金属元素和/或第VIII族非贵金属元素，所述载体选自氧化铝、二氧化硅和无定形硅铝中的至少一种。

24.根据权利要求23所述的方法，其中，所述活性金属组分选自镍-钨、镍-钨-钴、镍-钼、镍-钼-钨和钴-钼中的至少一种组合。

25.一种重油加工的系统，该系统包括：

第一提升管反应区，该第一提升管反应区中含有第一反应单元和第一分离单元，催化裂化原料油引入至所述第一反应单元中进行第一催化裂化反应，并且第一催化裂化反应的产物在所述第一分离单元中分离以得到干气、液化气、催化裂化汽油、催化裂化轻循环油、催化裂化重循环油和催化裂化油浆；

加氢单元，该加氢单元中含有沸腾床加氢反应器或者以及固定床加氢反应器，以及还含有第二分离单元，来自所述第一提升管反应区的所述催化裂化油浆进入所述沸腾床加氢反应器中进行第一加氢反应；任选地来自步骤(1)的至少部分所述催化裂化轻循环油进入所述沸腾床加氢反应器中进行第一加氢反应和/或进入所述固定床加氢反应器中进行第二加氢反应；任选地来自步骤(1)的至少部分所述催化裂化重循环油进入所述沸腾床加氢反应器中进行第一加氢反应和/或进入所述固定床加氢反应器中进行第二加氢反应；所述第一加氢反应的产物和/或所述第二加氢反应的产物管线引入至所述第二分离单元中进行分离以得到加氢循环油；以及

第二提升管反应区，该第二提升管反应区中含有上部反应区、下部反应区和第三分离单元，来自所述加氢单元的一部分所述加氢循环油在所述下部反应区中进行第二催化裂化反应；汽油馏分和来自所述加氢单元的另一部分所述加氢循环油在所述上部反应区中与来自所述下部反应区的催化剂和油气一起进行第三催化裂化反应；经所述第二催化裂化反应和所述第三催化裂化反应后的产物在所述第三分离单元中进行分离以得到干气、液化气、低烯烃催化裂化汽油、催化裂化轻循环油、催化裂化重循环油和催化裂化油浆。

26.根据权利要求25所述的系统，其中，在所述第二提升管反应区中，所述上部反应区的内径大于等于所述下部反应区的内径。

27.根据权利要求26所述的系统，其中，在所述第二提升管反应区中，所述上部反应区的内径与所述下部反应区的内径之比为(1.0～10)：1。

28.根据权利要求25所述的系统，其中，所述第二提升管反应区与所述加氢单元通过管线连接使得来自所述第二提升管反应区的催化裂化油浆能够进入所述沸腾床加氢反应器中进行所述第一加氢反应；任选地以及使得来自所述第二提升管反应区的至少部分催化裂化轻循环油能够进入所述沸腾床加氢反应器中进行所述第一加氢反应和/或能够进入所述固定床加氢反应器中进行所述第二加氢反应；任选地以及使得来自所述第二提升管反应区的至少部分催化裂化重循环油能够进入所述沸腾床加氢反应器中进行所述第一加氢反应和/或能够进入所述固定床加氢反应器中进行所述第二加氢反应。

29.根据权利要求25所述的系统，其中，所述第二提升管反应区的上部反应区和下部反应区的连接区域中设置有进料口。

说明书

技术领域

本发明涉及烃油加工领域，具体涉及一种重油加工的方法和一种重油加工的系统。

背景技术

目前世界正面临着原油变重变劣的趋势，而人们对重质燃料油的需求却逐步减少，对轻质油的需求则大幅增加。因此，炼油企业纷纷追求渣油的最大量转化。

在渣油轻质化的各种方法中，优质的石蜡基重油可直接进行催化裂化生产轻质油品。劣质的高硫高残炭渣油先进行加氢处理、加氢尾油再进行催化裂化加工工艺。渣油经加氢处理脱除金属、硫、氮等杂质后，提高了氢含量，可作为优质的重油催化裂化原料，将渣油进行完全转化。因此，如今将渣油加氢尾油直接作为重油催化裂化原料的工艺得到越来越普遍的应用。

但在以上工艺中，催化裂化重油是循环至催化裂化装置中进一步加工。由于重油含多环芳烃，因而轻油收率低，生焦量大，增加了再生器负荷，降低了重油催化裂化装置的处理量及经济效益。如果重油混入油浆直接外甩，则增加了低价值的油浆产量，降低了高价值产品产率。

与此同时，随着人类环境保护意识的增强，汽车尾气中有害物质对大气环境的污染越来越引起人们的重视，世界各国对车用汽油的组成均提出了日趋严格的限制，尤其是硫含量。

欧盟已于2009年开始实施欧V排放标准，要求汽油硫含量小于10μg/g，并要在2014年左右实行更为严格的欧VI标准。美国加州第二、三阶段汽油标准中分别规定汽油中硫含量不高于30μg/g、15μg/g。中国也已经实施国V汽油标准，要求汽油硫含量不大于10μg/g，烯烃体积分数不大于24％。未来对汽油中烯烃含量限制更为严格，京VI标准汽油要求烯烃体积分数不大于15％。

成品汽油中的烯烃主要来自催化裂化汽油(FCC汽油)，因此，降低FCC汽油的烯烃含量是降低成品汽油烯烃含量的关键所在。加氢能够降低汽油中的烯烃含量，但会伴随着辛烷值的大幅度下降。

目前，催化裂化降低汽油烯烃含量主要是通过在催化裂化装置中采用降烯烃工艺来降低汽油中的烯烃。

CN1388219A通过利用馏程小于400℃的供氢剂组分和汽油一起反应降低汽油烯烃含量，但当需要降汽油烯烃同时将供氢剂进行轻质化时则无法兼顾。若为了能同时裂化作为供氢剂的重组分，需要采用高反应温度，此时会造成汽油的裂化损失；若为避免催化裂化汽油损失而采用低温，则作为供氢剂的重组分无法裂化。因此采用此方法无法将催化裂化轻循环油、催化裂化重油或加氢后的催化裂化轻循环油、催化裂化重油转化为更轻质的油品，无法提高轻油收率；而且该方法中接触催化裂化汽油的催化剂未先经过积炭，会导致对汽油裂化活性很高，原本用于降烯烃的汽油损失较大。

CN102373085A和CN102199447A利用双提升管对重油进行转化，可生产低烯烃汽油。但由于第二提升管上部汽油不是和具有供氢性能的加氢组分混合到一起后再反应，需要汽油本身缩合脱氢来做为氢源提供给自身，不仅因此导致宝贵的汽油组分损失，减少了高价值产品的量；而且，会因汽油本身供氢能力差而使得降汽油烯烃效果不好。同时该方法是一种可多产柴油的方案，由于催化裂化柴油市场价格远低于催化裂化汽油市场价格，对多产高价值的汽油不利。

普通双提升管催化裂化技术作为一种公知技术可以在催化裂化装置其中一个提升管中转化重油、在另一个提升管中降低汽油烯烃。但由于汽油是单独进入其中一个提升管进行降烯烃，存在汽油接触裂化性强的再生催化裂化催化剂导致汽油裂化较多，以及没有外来供氢剂为汽油提供氢源、汽油需从自身取氢导致部分汽油缩合结焦较多的问题，带来汽油收率较大的损失，且由于没有供氢剂和汽油一起进料，降烯烃效果不好。

发明内容

本发明的目的是在现有技术的基础上提供一种将加氢处理和催化裂化组合的工艺方法，使得重油高效转化并能够生产低烯烃催化汽油、较高十六烷值催化柴油，以及能够灵活调整柴油汽油比例并具有高轻油收率的系统和方法。

为了实现上述目的，本发明的第一方面提供一种重油加工的方法，该方法包括：

本发明的第二方面提供一种重油加工的系统，该系统包括：

本发明提供的重油加工的方法能够使得重油高效转化并能够生产低烯烃催化汽油、较高十六烷值催化柴油，以及能够灵活调整柴油汽油比例并具有高的轻油收率。

附图说明

图1是本发明的一种优选实施方式所示的重油加工的方法的工艺流程图。

附图标记说明

1、2、5、6、8、9、10、11、15、16、17、27、25、26、27、35、36、38、41、43、46、47、48、49、50、51、52、53、54、55 均为管线

3、催化裂化第一提升管 4、第一汽提器

7、再生器 12、催化裂化第二提升管

13、第二提升管上部反应区 14、第二汽提器

18、催化裂化第一分馏系统 19、第一干气

20、第一液化气

21、第一提升管催化裂化汽油

22、第一提升管催化裂化轻循环油

23、第一提升管催化裂化重循环油

24、第一提升管催化裂化油浆

28、催化裂化第二分馏系统

29、第二干气 30、第二液化气

31、第二提升管催化裂化汽油

32、第二提升管催化裂化轻循环油

33、第二提升管催化裂化重循环油

34、第二提升管催化裂化油浆

37、沸腾床加氢反应器 39、第一分馏系统

40、第一加氢循环油 42、固定床加氢反应器

44、第二分馏系统 45、第二加氢循环油

具体实施方式

在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。

如前所述，本发明的第一方面提供了一种重油加工的方法，该方法包括：

前述“一部分所述加氢循环油”和“另一部分所述加氢循环油”构成由步骤(2)获得的全部加氢循环油的至少一部分。

本发明所述的催化裂化轻循环油即为本领域内常规的催化裂化柴油。

优选情况下，在本发明中，在步骤(3)中，参与所述第二催化裂化反应的加氢循环油与参与所述第三催化裂化反应的加氢循环油的重量比为1：(0.01～10)。

在没有特别说明的情况下，本发明对前述“至少部分”中的“部分”的含量并没有特别的要求，本领域技术人员能够根据实际需要而进行灵活调整，这也使得本发明提供的方法具有灵活操作的优点。

优选情况下，本发明将步骤(3)中所得的至少部分催化裂化轻循环油引入至沸腾床加氢单元中进行第一加氢反应和/或引入至固定床加氢单元中进行第二加氢反应；任选地以及将步骤(3)中所得的至少部分催化裂化油浆引入至沸腾床加氢单元中进行所述第一加氢反应；任选地以及将步骤(3)中所得的至少部分催化裂化重循环油引入至沸腾床加氢单元中进行第一加氢反应和/或引入至固定床加氢单元中进行第二加氢反应。

以下提供本发明的方法的两种优选的具体实施方式。

优选的具体实施方式1：将来自步骤(1)的至少部分所述催化裂化油浆或者以及来自步骤(3)中所得的至少部分催化裂化油浆引入至沸腾床加氢单元中进行所述第一加氢反应；任选地以及将来自步骤(1)的至少部分所述催化裂化轻循环油引入至固定床加氢单元中进行第二加氢反应；任选地以及将来自步骤(3)中所得的至少部分催化裂化轻循环油引入至固定床加氢单元中进行第二加氢反应；任选地以及将来自步骤(1)的至少部分所述催化裂化重循环油引入至沸腾床加氢单元中进行第一加氢反应和/或引入至固定床加氢单元中进行第二加氢反应；任选地以及将来自步骤(3)中所得的至少部分催化裂化重循环油引入至沸腾床加氢单元中进行第一加氢反应和/或引入至固定床加氢单元中进行第二加氢反应。

优选的具体实施方式2：将来自步骤(1)的全部催化裂化油浆和来自步骤(3)中所得的全部催化裂化油浆引入至沸腾床加氢单元中进行所述第一加氢反应；以及将来自步骤(1)的全部催化裂化轻循环油和来自步骤(3)中所得的全部催化裂化轻循环油引入至沸腾床加氢单元中进行第一加氢反应和/或引入至固定床加氢单元中进行第二加氢反应；以及将来自步骤(1)的全部催化裂化重循环油和来自步骤(3)中所得的全部催化裂化重循环油引入至沸腾床加氢单元中进行第一加氢反应和/或引入至固定床加氢单元中进行第二加氢反应。

在前述优选的具体实施方式1中，优选将来自步骤(1)的所述催化裂化轻循环油以及来自步骤(3)的所述低烯烃催化裂化汽油分别作为柴油产品和汽油产品出装置。

在前述优选的具体实施方式2中，优选将来自步骤(3)的所述低烯烃催化裂化汽油作为汽油产品出装置。

优选地，所述第一提升管反应区的反应条件包括：平均反应温度为450～540℃，剂油重量比为(2～15)：1，停留时间为0.4～10秒；更优选地，所述第一提升管反应区的反应条件包括：平均反应温度为470～500℃，剂油重量比为(5～8)：1，停留时间为0.8～3秒。

优选地，所述催化裂化第二提升管下部反应区的反应条件包括：平均反应温度为500～600℃，剂油重量比为(2～30)：1，停留时间为0.4～10秒；更优选地，所述催化裂化第二提升管下部反应区的反应条件包括：平均反应温度为530～570℃，剂油重量比为(8～20)：1，停留时间为0.8～3秒。所述剂油重量比表示进催化裂化第二提升管下部反应区的催化剂与进催化裂化第二提升管下部反应区的原料油的重量比；所述的停留时间表示在催化裂化第二提升管下部反应区停留时间。

在本发明中，优选所述催化裂化第二提升管上部反应区的平均反应温度为350～520℃，更优选为350～449.99℃，进一步优选为400～449.99℃，特别优选为350～400℃。本发明的发明人发现，控制所述催化裂化第二提升管上部反应区的反应温度在本发明的前述范围内时，能够提高高价值产品的收率，并且，在例如400～449.99℃下进行反应时，本发明的方法即具有很好的氢转移活性以降低汽油烯烃；甚至在更低的350～400℃的范围内，本发明的方法也具有氢转移活性以降低汽油烯烃。本发明的方法在相对较低的反应温度下进行前述催化裂化反应时，汽油裂化程度很低，有助于得到高的轻油收率。

根据一种优选的具体实施方式，所述催化裂化第二提升管上部反应区的反应条件包括：平均反应温度为350～520℃，反应重时空速为0.5～30h^-1；更优选地，所述催化裂化第二提升管上部反应区的反应条件包括：平均反应温度为350～449.99℃，反应重时空速为0.5～30h^-1；更进一步优选地，所述催化裂化第二提升管上部反应区的反应条件包括：平均反应温度为350～449.99℃，反应重时空速为2～8h^-1。所述反应温度指催化裂化第二提升管上部反应区的平均反应温度；所述的重时空速指催化裂化第二提升管下部反应区进料与催化裂化第二提升管上部反应区进料的重量流量之和与催化裂化第二提升管上部反应区中催化剂的重量比。

优选地，所述催化裂化第二提升管上部反应区的平均反应温度比所述催化裂化第二提升管下部反应区的平均反应温度低30～150℃，进一步优选低40～120℃；更优选低50～100℃。

优选情况下，在步骤(3)的催化裂化第二提升管上部反应区中，所述汽油馏分和所述加氢循环油的重量比为(0.2～100)：1；进一步优选为(0.5～10)：1；更优选为(1～6)：1。

优选地，步骤(2)的固定床加氢单元中的第二加氢反应的条件包括：氢分压为3.0～22.0MPa，反应温度为280～450℃，体积空速为0.1～5.0h^-1、氢油体积比为200～2000Nm³/m³。

优选地，步骤(2)的沸腾床加氢单元中的第一加氢反应的条件包括：氢分压为3.0～22.0MPa，反应温度为280～450℃，体积空速为0.1～5.0h^-1、氢油体积比为200～2000Nm³/m³。

优选情况下，参与所述第一催化裂化反应、所述第二催化裂化反应和所述第三催化裂化反应的催化裂化催化剂各自独立地含有5～50重量％的沸石、5～95重量％的无机氧化物以及0～70重量％的粘土。粘土的含量为0～70重量％，表示参与所述第一催化裂化反应、所述第二催化裂化反应和所述第三催化裂化反应的催化裂化催化剂中各自独立地含有或者不含有粘土。

优选情况下，在所述催化裂化催化剂中，所述沸石为所述催化裂化催化剂中的至少一种活性组分，优选所述沸石选自大孔沸石或者以及中孔沸石；更优选地，所述大孔沸石占所述催化裂化催化剂中的全部活性组分的25～100重量％、更优选50～100重量％；以及所述中孔沸石占所述催化裂化催化剂中的全部活性组分的0～75重量％、更优选0～50重量％。

优选情况下，所述大孔沸石选自Y型沸石、稀土Y型沸石(REY)、稀土氢Y型沸石(REHY)、超稳Y型沸石(USY)、稀土超稳Y型沸石(REUSY)中的一种或两种以上的混合物。

优选地，所述中孔沸石选自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石；更优选地，所述中孔沸石为采用磷等非金属元素和/或铁、钴、镍等过渡金属元素进行改性后获得的改性中孔沸石。

本发明的所述ZSM系列沸石选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它类似结构的沸石之中的任一种或任几种的混合物。

本发明的前述催化裂化催化剂中的无机氧化物作为粘结剂，优选为二氧化硅(SiO₂)和/或三氧化二铝(Al₂O₃)。

本发明的前述催化裂化催化剂中的粘土作为任选存在的载体，优选选自高岭土和/或多水高岭土。

优选地，参与步骤(2)的所述第一加氢反应和所述第二加氢反应的加氢催化剂中各自独立地含有载体和负载在所述载体上的活性金属组分，任选地以及含有分子筛，所述活性金属组分选自第VIB族金属元素和/或第VIII族非贵金属元素，所述载体选自氧化铝、二氧化硅和无定形硅铝中的至少一种。

优选地，参与步骤(2)的所述第一加氢反应和所述第二加氢反应的加氢催化剂中的所述活性金属组分选自镍-钨、镍-钨-钴、镍-钼、镍-钼-钨和钴-钼中的至少一种组合。

优选地，本发明的方法进一步包括将参与所述第一催化裂化反应、所述第二催化裂化反应和所述第三催化裂化反应中的至少一个反应的催化剂进行再生，并将再生后得到的再生催化剂返回以继续参与相应的反应。

优选地，本发明的所述催化裂化原料油为渣油和/或蜡油；更优选地，所述催化裂化原料油中进一步含有柴油和/或石脑油。

本发明的所述催化裂化轻循环油也即为本领域内常规的催化裂化柴油。

本发明的前述方法中通过分离分馏还能够获得干气和液化气。

本发明的所述沸腾床加氢单元和所述固定床加氢单元各种独立地包括至少一个反应器，所述沸腾床加氢单元和所述固定床加氢单元可各包括一个分馏系统，也可共用一个分馏系统；所述的分馏系统包括分馏塔和/或汽提塔。

如前所述，本发明的第二方面提供了一种重油加工的系统，该系统包括：

根据一种优选的具体实施方式，在所述第二提升管反应区中，所述上部反应区的内径大于等于所述下部反应区的内径。例如，所述第二提升管反应区中的催化裂化第二提升管的下部为常规提升管、上部为内径明显大于下部提升管的床层反应器。在本发明中，对于上部有扩径类型的提升管，则可将扩径部分作为上部反应区；对于上部为床层类型的提升管，则可将床层反应器区作为上部反应区。

优选地，所述上部反应区的内径与所述下部反应区的内径之比为(1.0～10)：1。

优选情况下，所述第二提升管反应区与所述加氢单元通过管线连接使得来自所述第二提升管反应区的催化裂化油浆能够进入所述沸腾床加氢反应器中进行所述第一加氢反应；任选地以及使得来自所述第二提升管反应区的至少部分催化裂化轻循环油能够进入所述沸腾床加氢反应器中进行所述第一加氢反应和/或能够进入所述固定床加氢反应器中进行所述第二加氢反应；任选地以及使得来自所述第二提升管反应区的至少部分催化裂化重循环油能够进入所述沸腾床加氢反应器中进行所述第一加氢反应和/或能够进入所述固定床加氢反应器中进行所述第二加氢反应。

在本发明的所述系统中，优选所述第二提升管反应区的上部反应区和下部反应区的连接区域中设置有进料口。

特别地，在本发明前述的工艺系统中，并不局限于仅含有两个提升管反应器的双提升管催化裂化设施，本发明的所述工艺系统中可以为含有两个以上的提升管反应器的多提升管催化裂化设施。本发明的双提升管催化裂化设施或多提升管催化裂化设施中的至少一个提升管反应器用来裂化重油，以及至少另一个提升管反应器用来裂化加氢循环油并进行汽油降烯烃反应。

优选情况下，该系统中进一步含有再生单元，且所述第一提升管反应区和所述第二提升管反应区共用所述再生单元以对参与所述第一催化裂化反应、所述第二催化裂化反应和所述第三催化裂化反应中的至少一个反应的催化剂进行再生，再生后得到的再生催化剂通过管线返回以继续参与相应的反应。

以下结合图1对本发明的重油加工的方法和系统进行详细说明：

来自管线1的催化裂化原料油与来自管线2的水蒸气以及来自管线8的再生后催化裂化催化剂一起进入催化裂化第一提升管3的下部，在催化裂化第一提升管3中在较低的催化裂化反应温度下进行第一催化裂化反应，反应后的物流进行气固分离并在第一汽提器4内进行催化剂汽提，分离出的催化剂汽提后通过管线5和管线6进入再生器7中进行再生。催化裂化第一提升管3中产生的油气通过管线9进入催化裂化第一分馏系统18，在此分离出第一干气19、第一液化气20、第一提升管催化裂化汽油21、第一提升管催化裂化轻循环油22、第一提升管催化裂化重循环油23和第一提升管催化裂化油浆24。第一提升管催化裂化油浆24通过管线27进沸腾床加氢反应器37。第一提升管催化裂化轻循环油22可全部通过管线25出装置作为柴油产品，也可部分通过管线25出装置作为柴油产品、部分通过管线26及管线49进固定床加氢反应器42。第一提升管催化裂化重循环油23既可通过管线49进固定床加氢反应器42，也可通过管线50和管线27进沸腾床加氢反应器37。进沸腾床加氢反应器37的还有第二提升管催化裂化油浆，进固定床加氢反应器42的还可以有第二提升管催化裂化轻循环油，第二提升管催化裂化重循环油33可任选通过管线51和第二提升管催化裂化油浆34汇合后经管线35进沸腾床加氢反应器37或与第二提升管催化裂化轻循环油32汇合后经过管线36进固定床加氢反应器42。氢气由管线54进沸腾床加氢反应器37，以及氢气由管线55进固定床加氢反应器42。沸腾床加氢产物经管线38进第一分馏系统39，在汽提出酸性气和轻烃后经管线41引出，塔底引出第一加氢循环油40；固定床加氢产物经管线43进第二分馏系统44，在汽提出酸性气和轻烃后，塔底引出第二加氢循环油45，经管线52与第一加氢循环油40在管线53处汇合，然后分两部分，其中一部分通过管线46进催化裂化第二提升管12的下部反应区，和来自管线11的水蒸汽以及来自管线10的再生催化剂接触并在较高反应温度下在催化裂化第二提升管12的下部反应区进行第二催化裂化反应；另一部分的加氢循环油通过管线47和通过管线48而来的第一提升管催化裂化汽油进第二提升管上部反应区13，在此与来自催化裂化第二提升管12的下部上来的油气及催化剂接触，在较低的反应温度及较长停留时间下进行降烯烃反应(即为第三催化裂化反应)，反应后的物流进行气固分离并在第二汽提器14内进行催化剂汽提，分离后催化剂通过管线15和管线16输送至再生器7进行再生，产生的油气通过管线17进入催化裂化第二分馏系统28分离出第二干气29、第二液化气30、第二提升管催化裂化汽油31、第二提升管催化裂化轻循环油32、第二提升管催化裂化重循环油33和第二提升管催化裂化油浆34。第二提升管催化裂化油浆34通过管线35进沸腾床加氢反应器37，第二提升管催化裂化轻循环油32通过管线36进固定床加氢反应器42，第二提升管催化裂化重循环油33可任选经过管线36进固定床加氢反应器42或经过管线51和管线35进沸腾床加氢反应器37。

本发明提供的前述重油加工的方法和系统相对于现有技术还具有如下具体的优点：

(1)本发明在研究中发现，将加氢循环油中的一部分进催化裂化第二提升管下部反应区，另一部分与高烯烃汽油混合后进催化裂化第二提升管上部反应区，能够通过使催化裂化催化剂在接触汽油之前首先进行部分积炭而降低裂化活性，从而使催化裂化催化剂到第二提升管上部反应区时氢转移活性和裂化反应活性比上升，因此能够降低催化裂化汽油本身的裂化损失，也能够在降催化裂化汽油烯烃含量的同时减少催化裂化汽油本身消耗；另一方面，由于高烯烃汽油和加氢循环油一起进行反应，降汽油烯烃所需的氢来自于供氢性能很强的加氢循环油，不需要汽油本身来供氢，因此减少了催化裂化汽油缩合结焦而造成的汽油损失。这两方面结合更有效地实现了在降低汽油烯烃的同时减少汽油本身损失，能够得到更高收率汽油。

(2)在催化裂化第二提升管上部反应区注入催化裂化汽油及加氢循环油，在该反应区采用较常规催化裂化低30℃以上甚至50℃以上的低反应温度，采用远低于常规催化裂化反应温度甚至采用处于加氢反应温度区域的温度，在催化裂化装置上能够以加氢反应温度实现了汽油降烯烃。由于汽油本身的裂化和反应温度有密切关联，采用低的反应温度能够有效减少催化裂化汽油的裂化副反应的发生。

(3)加氢循环油比传统的催化裂化原料如蜡油或加氢渣油裂化难度大。加氢循环油在催化裂化第二提升管下部进料，能给充分利用提升管下部的高温进行更有效的裂化，多产轻质油品，而且能够在催化裂化催化剂上产生一定程度的结焦，结焦后的催化剂裂化性能显著降低，从而提高氢转移/裂化反应活性之比，更有利于中上部进行汽油的氢转移反应并且减少汽油裂化。

(4)催化裂化第二提升管上部反应区平均反应温度大幅度低于催化裂化第二提升管下部反应区平均反应温度，能够保证难裂化的加氢循环油在高苛刻度下进行裂化，而催化裂化汽油在低反应温度下也可以利用供氢剂对汽油供氢来降烯烃从而减少汽油裂化带来的损失，通过两个反应区显著差异的反应温度实现加氢循环油的裂化及汽油降烯烃两个反应均达到优化。

(5)催化裂化循环油为催化裂化副产品，因其所含大量的多环芳烃难以裂化却易于生焦，如果不加氢就在催化裂化装置中回炼，则会增加焦炭收率而其本身带来的轻油收率却不高。催化裂化循环油如果外甩则只能作为低价值的燃料油。催化裂化循环油加氢后，芳烃得以饱和，并可提高氢含量，再进催化裂化加工可提高轻油收率。

(6)高烯烃汽油与加氢循环油均在催化裂化第二提升管上部反应区进入，可利用加氢回炼油具有高氢转移反应的特点利用加氢循环油中的氢降低催化裂化汽油中的烯烃，将高烯烃汽油转化为低烯烃汽油。并且催化裂化汽油接触的催化裂化催化剂已经是带焦的催化剂而不是新催化剂，能够降低催化裂化汽油的裂化发生可能性。

(7)重油在催化裂化第一提升管中以较低反应温度进行催化裂化，可减少催化裂化焦炭和干气产率，提高液体产品收率；而所得另外的副产品催化裂化重循环油可去加氢后再到催化裂化第二提升管中进行裂化，生产更多轻质油品，因此本发明具有比现有技术的催化裂化装置更高轻质产品收率。

(8)催化裂化轻循环油馏程范围在柴油馏分段，一般作为柴油产品，在本发明中催化裂化轻循环油可部分或全部进行加氢后再回催化裂化第二提升管进行裂化，可少产催化柴油多产汽油，并且催化柴油和汽油的比例可灵活调节。在不需要催化裂化柴油时甚至通过轻重循环油全部加氢后再全部回催化裂化装置裂化而最大化生产汽油不产催化裂化柴油。

(9)催化裂化油浆含有酸性催化裂化催化剂颗粒物。如果采用固定床加氢方法进行加氢反应，则这些固体颗粒物会堵塞催化剂床层，并且酸性催化剂将诱发油浆中所含的沥青质易于在加氢催化剂结焦，缩短加氢催化剂运行周期。而采用沸腾床加氢反应器可在线置换催化剂，使得催化剂活性保持稳定。固定床加氢反应器因物流是活塞流不返混而具有更好的精制效果，催化裂化轻循环油和重循环油采用固定床加氢具有更好加氢效果。

综上，采用本发明所述的方法能够达到多重效果，显著提高装置经济效益。

以下将通过实施例对本发明进行详细描述。

实施例和对比例中固定床反应器加氢试验所用的加氢保护剂和加氢精制催化剂的商品牌号分别为RG-30A、RN-32V，均由中国石化催化剂长岭分公司生产，二者依次装填且装填体积比为10：90。沸腾床反应器加氢试验所用的催化剂的商品牌号为RN-32V，由中国石化催化剂长岭分公司生产。实施例和对比例中催化裂化试验在双提升管中型反应器中试装置上进行，所使用的催化裂化催化剂商品牌号为MLC-500，由中国石化催化剂齐鲁分公司生产。

实施例1

以渣油加氢尾油A为原料，性质见表1。采用图1所示的工艺流程进行。

渣油加氢尾油A进双提升管中型催化裂化试验装置的第一提升管，和水蒸气及再生器来的催化剂接触进行第一催化裂化反应，第一催化裂化反应的条件为：反应温度为480℃，剂油重量比为6，在第一提升管中的停留时间为1.5秒。反应后的油气进行分离，分离出干气、液化气、第一提升管催化裂化汽油、第一提升管催化裂化轻循环油、第一提升管催化裂化重循环油和第一提升管催化裂化油浆。第一提升管催化裂化轻循环油全部作为柴油产品。全部第一提升管催化裂化重循环油以及来自催化裂化装置第二提升管的全部第二提升管催化裂化轻循环油和全部第二提升管催化裂化重循环油进固定床加氢反应器，反应条件为：反应温度380℃，氢分压10.0Mpa，体积空速1.0h^-1，加氢生成油经汽提出酸性气体后得到加氢循环油A；全部第一提升管催化裂化油浆和全部第二提升管催化裂化油浆进沸腾床加氢反应器，反应条件为：反应温度380℃，氢分压15.0Mpa，体积空速0.5h^-1；加氢生成油经汽提出酸性气体后得到加氢循环油B；加氢循环油A和加氢循环油B混合得加氢循环油。所得的加氢循环油分为两部分，其中的70重量％的加氢循环油从催化裂化第二提升管的下部进入催化裂化第二提升管下部反应区，与水蒸气和从再生器来的催化剂接触进行第二催化裂化反应，第二催化裂化反应的条件为：反应温度为540℃，剂油重量比为20，在催化裂化第二提升管下部反应区的停留时间为1.5秒；加氢循环油的剩余30重量％与全部第一提升管催化裂化汽油混合后进入催化裂化第二提升管的上部反应区，与从第二提升管的下部上行而来的油气及催化剂接触进行降烯烃反应(即为第三催化裂化反应，下同)，第三催化裂化反应的条件为：反应温度为449℃，以进入催化裂化第二提升管的全部进料计在第二提升管上部反应区重时空速为4h^-1。反应后的油气进行分离，分离出干气、液化气、第二提升管催化裂化汽油、第二提升管催化裂化轻循环油、第二提升管催化裂化重循环油和第二提升管催化裂化油浆。全部第二提升管催化裂化轻循环油和全部第二提升管催化裂化重循环油与全部第一提升管催化裂化重循环油进固定床加氢反应器，全部第二提升管催化裂化油浆与全部第一提升管催化裂化油浆混合进沸腾床加氢反应器。

整体产物分布见表2，第二提升管催化裂化汽油中烯烃含量见表2，第一提升管催化裂化轻循环油密度和十六烷值见表2。

对比例1

原料与装置同实施例1。第一提升管以及加氢反应系统的进料和反应条件也同实施例1。

第二提升管同实施例1，但进料方式不同，具体为：

全部加氢循环油和全部第一提升管催化裂化汽油、第一提升管催化裂化油浆以及水蒸汽从第二提升管的下部进入催化裂化第二提升管并在反应温度为495℃下进行反应，在第二提升管下部反应区的停留时间为1.5秒，以进入第二提升管的全部进料计在第二提升管上部反应区重时空速为4h^-1。第二提升管反应后的油气进行分离，分离出干气、液化气、第二提升管催化裂化汽油、第二提升管催化裂化轻循环油、第二提升管催化裂化重循环油和第二提升管催化裂化油浆。全部第二提升管催化裂化轻循环油和全部第二提升管催化裂化重循环油与全部第一提升管催化裂化重循环油进固定床加氢反应器，全部第二提升管催化裂化油浆与全部第一提升管催化裂化油浆进沸腾床加氢反应器。

整体产物分布见表2，第二提升管催化裂化汽油中烯烃含量见表2，第一提升管催化裂化轻循环油密度和十六烷值见表2。

对比例2

原料与装置同实施例1。第一提升管以及加氢反应系统的进料和反应条件也同实施例1。

第二提升管同实施例1，但进料方式不同，具体为：

全部所得的加氢循环油和全部第一提升管催化裂化油浆从第二提升管的下部进入催化裂化第二提升管的下部反应区，与水蒸气和从再生器来的催化剂接触进行第二催化裂化反应，第二提升管下部反应器区的反应温度为540℃，剂油重量比为20，在第二提升管下部反应区的停留时间为1.5秒；全部第一提升管催化裂化汽油进入催化裂化第二提升管的上部反应区，与从第二提升管的下部上行而来的油气及催化剂接触进行降烯烃反应，上部反应区的反应温度为449℃，以进入第二提升管的全部进料计在第二提升管上部反应区重时空速为4h^-1。反应后的油气进行分离，分离出干气、液化气、第二提升管催化裂化汽油、第二提升管催化裂化轻循环油、第二提升管催化裂化重循环油和第二提升管催化裂化油浆。全部第二提升管催化裂化轻循环油和全部第二提升管催化裂化重循环油与全部第一提升管催化裂化重循环油进固定床加氢反应器，全部第二提升管催化裂化油浆与全部第一提升管催化裂化油浆进沸腾床加氢反应器。

整体产物分布见表2，第二提升管催化裂化汽油中烯烃含量见表2，第一提升管催化裂化轻循环油密度和十六烷值见表2。

实施例2

以石蜡基渣油B为原料，性质见表1。采用图1所示的工艺流程进行。

石蜡基渣油B进双提升管中型催化裂化试验装置的第一提升管，和水蒸气及再生器来的催化剂接触进行第一催化裂化反应，第一催化裂化反应的条件为：反应温度为470℃，剂油重量比为7，在第一提升管中的停留时间为1.8秒。反应后的油气进行分离，分离出干气、液化气、第一提升管催化裂化汽油、第一提升管催化裂化轻循环油、第一提升管催化裂化重循环油和第一提升管催化裂化油浆。全部第一提升管催化裂化轻循环油和来自第二提升管的全部第二提升管催化裂化轻循环油进固定床加氢反应器，反应条件为：反应温度370℃，氢分压6.4Mpa，体积空速0.7h^-1，加氢生成油经汽提出酸性气体后得到加氢循环油A；全部第一提升管催化裂化重循环油、全部第一提升管催化裂化油浆以及全部第二提升管催化裂化重循环油、全部第二提升管催化裂化油浆进沸腾床加氢反应器，反应条件为：反应温度370℃，氢分压13.0Mpa，体积空速0.4h^-1。加氢生成油经汽提出酸性气体后得到加氢循环油B；加氢循环油A和加氢循环油B混合得加氢循环油。所得的加氢循环油分为两部分，其中的80重量％的加氢循环油与全部第一提升管催化裂化油浆从第二提升管的下部进入催化裂化第二提升管下部反应区，与水蒸气和从再生器来的催化剂接触进行第二催化裂化反应，第二提升管下部反应区的反应温度为540℃，剂油重量比为20，在第二提升管下部反应区的停留时间为1.3秒；加氢循环油中的剩余20重量％与全部第一提升管催化裂化汽油混合后进入催化裂化第二提升管的上部反应区，与从第二提升管下部上行而来的油气及催化剂接触进行降烯烃反应，上部反应区反应温度为430℃，以进入第二提升管的全部进料计在第二提升管上部反应区重时空速为3h^-1。反应后的油气进行分离，分离出干气、液化气、第二提升管催化裂化汽油、第二提升管催化裂化轻循环油、第二提升管催化裂化重循环油和第二提升管催化裂化油浆。全部第二提升管催化裂化轻循环油和全部第一提升管催化裂化轻循环油进固定床加氢反应器，全部第二提升管催化裂化重循环油、全部第二提升管催化裂化油浆与全部第一提升管催化裂化重循环油、全部第一提升管催化裂化油浆进沸腾床加氢反应器。

整体产物分布见表2，第二提升管催化裂化汽油中烯烃含量见表2。

实施例3

以石蜡基渣油B为原料，性质见表1。采用图1所示的工艺流程进行。

石蜡基渣油B进双提升管中型催化裂化试验装置的第一提升管，和水蒸气及再生器来的催化剂接触进行第一催化裂化反应，第一催化裂化反应的条件为：反应温度为490℃，剂油重量比为6，在第一提升管中的停留时间为1.5秒。反应后的油气进行分离，分离出干气、液化气、第一提升管催化裂化汽油、第一提升管催化裂化轻循环油、第一提升管催化裂化重循环油和第一提升管催化裂化油浆。50重量％的第一提升管催化裂化轻循环油、全部第二提升管催化裂化轻循环油进固定床加氢反应器，反应条件为：反应温度370℃，氢分压8.0Mpa，体积空速0.8h^-1，加氢生成油经汽提出酸性气体后得到加氢循环油A；全部第一提升管催化裂化重循环油、全部第一提升管催化裂化油浆以及全部第二提升管催化裂化重循环油、全部第二提升管催化裂化油浆进沸腾床加氢反应器，反应条件为：反应温度370℃，氢分压13.0Mpa，体积空速0.4h^-1。加氢生成油经汽提出酸性气体后得到加氢循环油B；加氢循环油A和加氢循环油B混合得加氢循环油。所得的加氢循环油分为两部分，其中的75重量％的加氢循环油与全部第一提升管催化裂化油浆从第二提升管的下部进入催化裂化第二提升管下部反应区，与水蒸气和从再生器来的催化剂接触进行第二催化裂化反应，第二提升管下部反应区的反应温度为540℃，剂油重量比为20，在提升管下部反应区的停留时间为1.0秒；加氢循环油中的剩余25重量％与全部第一提升管催化裂化汽油混合后进入催化裂化第二提升管的上部反应区，与从第二提升管的下部上行而来的油气及催化剂接触进行降烯烃反应，上部反应区反应温度为465℃，以进入第二提升管的全部进料计在第二提升管上部反应区重时空速为5h^-1。反应后的油气进行分离，分离出干气、液化气、第二提升管催化裂化汽油、第二提升管催化裂化轻循环油、第二提升管催化裂化重循环油和第二提升管催化裂化油浆。全部第二提升管催化裂化轻循环油和50重量％的第一提升管催化裂化轻循环油进固定床加氢反应器，全部第二提升管催化裂化重循环油、全部第二提升管催化裂化油浆与全部第一提升管催化裂化重循环油、全部第一提升管催化裂化油浆进沸腾床加氢反应器。

整体产物分布见表2，第二提升管催化裂化汽油中烯烃含量见表2，第一提升管催化裂化轻循环油密度和十六烷值见表2。

表1