催化裂化与加氢生产清洁汽油并增产丙烯的装置及方法

IPC分类号 : C10G69/00

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CN201310423606.1

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专利摘要

本发明公开了一种催化裂化与加氢生产清洁汽油并增产丙烯的装置及方法。该装置包括反应—再生系统，分馏系统，吸收—稳定系统和加氢精制单元。通过在催化裂化分馏塔顶增加汽油分馏塔将粗汽油分割为轻、重馏分：重汽油进入加氢单元精制；轻汽油一部分进入吸收稳定系统得到稳定轻汽油，另一部分直接返回催化裂化提升管反应器下部在较苛刻的反应条件下裂解增产丙烯；最后将稳定轻汽油和改质后的重汽油调和得到清洁汽油产品。该方法，既高效改质了催化裂化汽油，增产了丙烯，还可增加催化裂化装置的剂油比促进重质石油烃的转化，同时还降低了吸收稳定系统的负荷和能耗，简化了流程，强化了催化裂化和加氢精制两套装置间的协同作用，降低了加工成本。

权利要求

1.一种催化裂化与加氢精制联合生产清洁汽油并增产丙烯的装置，其特征在于，包括反应—再生系统，分馏系统，吸收—稳定系统和加氢精制单元，

其中，反应—再生系统包括提升管反应器、油剂分离器和催化剂再生器，所述提升管反应器的上端与油剂分离器连通，提升管反应器自下向上设有预提升气入口、催化剂进料口、粗汽油轻馏分进料口和循环油进料口，油剂分离器的固相出口与催化剂再生器连通，催化剂再生器通过再生斜管与提升管反应器的催化剂进料口连通；

分馏系统包括分馏塔、汽油分馏塔、第一分离罐和第二分离罐，油剂分离器的气相出口与分馏塔的塔底入口连通，分馏塔塔顶的气相出口通过设有冷凝器的管道与汽油分馏塔的气相入口连通，汽油分馏塔塔顶的轻馏分出口通过设有冷凝器的管道与第一分离罐的入口连通，汽油分馏塔塔底的重馏分出口通过管道与加氢精制单元的加氢精制反应器入口连通；第一分离罐油相出口通过管道分别与提升管反应器的粗汽油轻馏分进料口以及吸收—稳定系统的吸收塔的液相入口连通；第一分离罐的气相出口通过设有富气压缩机和冷凝器的管道与第二分离罐的入口连通；第二分离罐的气相出口与吸收—稳定系统的吸收塔的气相入口连通，第二分离罐的油相出口与吸收-稳定系统的解吸塔入口连通；

所述吸收—稳定系统包括吸收塔、解吸塔、再吸收塔和稳定塔，所述吸收塔的液相入口与所述第一分离罐的油相出口连通，吸收塔的气相入口与所述第二分离罐的气相出口连通，吸收塔的气相出口通过管道与再吸收塔的气相入口连通，吸收塔的液相出口通过管道与第二分离罐的入口连通；解吸塔的入口通过管道与所述第二分离罐的油相出口连通，解吸塔的气相出口通过管道与第二分离罐的入口连通，解吸塔的液相出口通过管道与稳定塔入口连通；再吸收塔液相出口通过管道与分馏塔的上进料口连通；稳定塔的气相出口通过设有冷凝器的管道与第三分离罐连通，第三分离罐分离得到不凝气和液化气，稳定塔底得到轻馏分汽油；

所述加氢精制单元包括加氢精制反应器，加氢精制反应器的入口通过设有冷凝器的管道与所述汽油分馏塔塔底的重馏分出口连通，加氢精制反应器的出口输出重馏分汽油。

2.根据权利要求1所述的装置，其特征在于，所述提升管反应器为单段式提升管反应器，所述提升管反应器自下向上设有预提升气入口、催化剂进料口、粗汽油轻馏分进料口、原料油进料口和循环油进料口。

3.根据权利要求1所述的装置，其特征在于，所述提升管反应器为两段式提升管反应器，包括第一提升管反应器和第二提升管反应器，所述第一提升管反应器的上端与油剂分离器连通，所述第二提升管反应器的上端与油剂分离器连通，第一提升管反应器自下向上设有预提升气入口、催化剂进料口和原料油进料口，第二提升管反应器自下向上设有预提升气入口、催化剂进料口、粗汽油轻馏分进料口和循环油进料口，油剂分离器的固相出口与催化剂再生器连通，催化剂再生器通过再生斜管分别与第一提升管反应器的催化剂进料口和第二提升管反应器的催化剂进料口连通。

4.根据权利要求1~3任一项所述的装置，其特征在于，所述加氢精制单元至少包括一加氢精制反应器、一高压分离器和一循环氢压缩机，所述加氢精制反应器的入口与所述汽油分馏塔塔底的重馏分出口连通，加氢精制反应器的出口与高压分离器连通，高压分离器的气相出口通过管道与循环氢压缩机的入口连通，循环氢压缩机的出口通过管道与加氢精制反应器的入口连通，高压分离器的液相出口得到精制重馏分汽油，输出装置。

5.根据权利要求1所述的装置，其特征在于，分馏塔自底部向上依次设有油浆出口、下进料口、塔底回流入口、回炼油出口、重柴油出口、轻柴油出口、上进料口、塔顶回流入口和分馏塔塔顶的气相出口，分馏塔的轻柴油出口与再吸收塔的液相入口连通；汽油分馏塔塔底的重馏分出口还通过管道与分馏塔的塔顶回流入口连通；第一分离罐油相出口还通过管道与汽油分馏塔塔顶的液相入口连通；稳定塔的液相出口还通过管道与吸收塔塔顶的补充吸收剂入口连通。

6.根据权利要求2所述的装置，其特征在于，所述提升管反应器为组合反应器，其从下至上由预提升段、湍动床或快速床反应区和输送床反应区构成，预提升段的高度占提升管反应器高度的5~20%；湍动床或快速床反应区高度占提升管反应器高度的5~30%，其直径与预提升段直径之比为1.2~5.0:1；输送床反应区高度占提升管反应器总高度的50~90%，其直径与快速床反应区直径之比为0.2~0.8:1；其中预提升段设有预提升气入口和催化剂进料口，湍动床或快速床反应区设有粗汽油轻馏分进料口，输送床反应区设有原料油进料口和循环油进料口。

7.根据权利要求3所述的装置，其特征在于，所述第二提升管反应器为组合反应器，其从下至上由预提升段、湍动床或快速床反应区和输送床反应区构成，预提升段的高度占提升管反应器高度的5~20%；湍动床或快速床反应区高度占提升管反应器高度的5~30%，其直径与预提升段直径之比为1.2~5.0:1；输送床反应区高度占提升管反应器总高度的50~90%，其直径与快速床反应区直径之比为0.2~0.8:1；其中预提升段设有预提升气入口和催化剂进料口，湍动床或快速床反应区设有粗汽油轻馏分进料口，输送床反应区设有循环油进料口。

8.根据权利要求2所述装置进行催化裂化与加氢精制联合生产清洁汽油并增产丙烯的方法，其特征在于，包括如下步骤：

1）催化裂化

提升管反应器的粗汽油轻馏分进料口和原料油进料口之间为轻汽油反应区，原料油进料口与循环油进料口之间为原料油反应区，循环油进料口上方为重油反应区；

从第一分离罐的油相出口流出的油相成分预热至40~200℃后，从提升管反应器的粗汽油轻馏分进料口注入，与从催化剂再生器出来、经预提升气提升上来的高温再生催化剂在轻汽油反应区接触，进行催化裂化反应，将粗汽油轻馏分中的烯烃裂化，反应条件：反应温度600~660℃，剂油质量比20~50，反应时间0.1~1.0 s，反应压力0.1~0.4 Mpa；

新鲜原料油预热至150~300℃后，从原料油进料口注入提升管反应器，与从轻汽油反应区来的催化剂在原料油反应区接触，进行催化裂化反应，反应条件为：反应温度500~570℃，剂油质量比5~12，反应时间1.0~3.0 s，反应压力0.1~0.4 Mpa；

循环油换热至200~380℃，从循环油进料口进入提升管反应器，与从原料油反应区来的催化剂在循环油反应区接触反应，反应条件为：反应温度480~550℃，剂油质量比20~40，反应时间1.0~2.0 s；

反应物料从提升管反应器中进入油剂分离器，待生催化剂经油剂分离器的汽提段汽提后进入催化剂再生器烧焦再生，而油气则自油剂分离器的气相出口进入分馏塔；

2）分馏和加氢：

在分馏塔分馏后，气相产物进入汽油分馏塔被分割为粗汽油轻馏分和粗汽油重馏分；粗汽油重馏分进入加氢精制反应单元的加氢精制反应器与加氢催化剂接触进行加氢反应，得到重馏分汽油；粗汽油轻馏分经冷凝后进入第一分离罐，在第一分离罐中分离后，油相成分一部分注入提升管反应器的粗汽油轻馏分进料口，一部分进入吸收塔作为吸收剂，气相成分经富气压缩机压缩和冷凝后进入第二分离罐；

3）吸收、稳定：

第二分离罐分离得到的气相成分进入吸收塔进行吸收，而油相成分进入解吸塔；吸收塔塔底的油相成分经冷凝后再引入第二分离罐进行分离，吸收塔塔顶得到气相成分进入再吸收塔；解吸塔塔顶的气相成分经冷凝后引入第二分离罐进行分离，解吸塔塔底的油相成分进入稳定塔；再吸收塔的塔底液相成分回流入分馏塔的上进料口；

稳定塔塔顶气相成分经冷凝后进入第三分离罐，分离得到不凝气和液化气；稳定塔塔底液相为稳定轻汽油，其与重馏分汽油按照比例混合得到清洁汽油。

9.权利要求3所述装置进行催化裂化与加氢精制联合生产清洁汽油并增产丙烯的方法，其特征在于，包括如下步骤：

1）催化裂化：

第二提升管反应器的粗汽油轻馏分进料口和循环油进料口之间为轻汽油反应区，循环油进料口上方为重油反应区；

将预热至150~300℃的新鲜原料油从第一提升管反应器的原料油进料口注入，与从催化剂再生器来的高温再生催化剂接触进行催化裂化反应，反应条件为：反应温度460~540℃，剂油质量比4~12，反应压力0.1~0.4 Mpa，反应时间0.8~2.0 s；反应后的油气和催化剂进入油剂分离器进行油剂的分离；待生催化剂经汽提段汽提后进入催化剂再生器烧焦再生，而油气则自油剂分离器的气相出口进入分馏塔；

从第一分离罐的油相出口流出的油相成分预热至40~200℃从第二提升管反应器的粗汽油轻馏分进料口注入，与从催化剂再生器出来、经预提升气提升上来的高温再生催化剂在轻汽油反应区接触进行催化裂化反应，反应条件为：反应温度550~660℃，剂油质量比15~30，反应压力0.1~0.4 MPa，反应时间0.1~2.0 s，反应后进入重油反应区；

换热至200~380℃的循环油从循环油进料口注入第二提升管反应器的重油反应区，循环油与从轻汽油反应区来的催化剂接触进行催化裂化反应，反应条件为：反应温度480~550℃，剂油质量比8~20，反应压力0.1~0.4 MPa，反应时间0.5~2.0 s；反应后的油气和催化剂进入油剂分离器进行油剂的分离；待生催化剂经汽提段汽提后进入催化剂再生器烧焦再生，而油气则自油剂分离器的气相出口进入分馏塔；

2）分馏和加氢：

在分馏塔分馏后，气相产物进入汽油分馏塔被分割为粗汽油轻馏分和粗汽油重馏分；粗汽油重馏分进入加氢精制反应器与加氢催化剂接触进行加氢反应，得到重馏分汽油；粗汽油轻馏分经冷凝后进入第一分离罐，在第一分离罐中分离后，油相成分一部分注入第二提升管反应器的粗汽油轻馏分进料口，一部分进入吸收塔作为吸收剂，气相成分经富气压缩机压缩和冷凝后进入第二分离罐；

3）吸收、稳定：

第二分离罐分离得到的气相成分进入吸收塔进行吸收，而油相成分进入解吸塔；吸收塔塔底的油相成分经冷凝后引入第二分离罐进行分离，吸收塔塔顶得到气相成分进入再吸收塔；解吸塔塔顶的气相成分经冷凝后引入第二分离罐进行分离，解吸塔塔底的油相成分进入稳定塔；再吸收塔的塔底液相成分回流入分馏塔；

10.根据权利要求8或9所述的方法，其特征在于，分馏塔自底部向上依次得到油浆、回炼油、重柴油和轻柴油，轻柴油注入再吸收塔的液相入口作为吸收剂，油浆和回炼油的其中之一或其混合物作为循环油加入第二提升管反应器；汽油分馏塔得到的粗汽油重馏分，一部分进入加氢精制反应器进行加氢反应，一部分回流进入分馏塔的塔顶，还有一部分回流入汽油分馏塔的塔底；第一分离罐分离得到的油相成分，一部分注入提升管反应器的粗汽油轻馏分进料口，一部分进入吸收塔的液相入口作为吸收剂，还有一部分回流入汽油分馏塔塔顶。

说明书

技术领域

本发明属于石油化工技术领域，具体涉及一种催化裂化与加氢精制联合生产清洁汽油并增产丙烯的装置及其工艺。

背景技术

在我国，催化汽油提供了成品汽油近80%的调和组分，但同时也引入了超过90%的硫和烯烃。原料的劣质化不仅提高了催化汽油的硫含量，同时也使得汽油烯烃含量增加，目前我国催化汽油的烯烃含量普遍在40~60 vol.%，远不能满足汽油标准的要求。因此，现阶段提高我国汽油质量的关键就是要降低催化裂化汽油的烯烃含量和硫含量。

丙烯是重要的基本有机合成原料，市场需求量逐年增长，目前丙烯的主要来源仍是蒸汽裂解工艺，但该工艺丙烯是作为副产品，产出比例较低，且反应条件苛刻、能耗高，最主要的是石脑油资源短缺还要与催化重整争夺原料，而通过催化裂化过程增产丙烯，原料来源广泛，生产成本低，不仅可以满足丙烯市场需求，还可以为炼油企业增加效益。

对原料进行加氢预处理虽可大幅降低催化裂化汽油的硫含量但在汽油环保指标日益严格的今天，催化裂化采用预加氢原料也很难生产出合格的汽油产品，必须对催化汽油进行后期改质。目前主要的催化裂化汽油改质技术有催化裂化“原位”改质技术和后加氢处理改质技术。

石油化工科学研究院开发的MGD工艺（CN1279270A）是通过在提升管底部回炼稳定汽油以降低催化汽油的烯烃含量并增产一定量的丙烯，但回炼量较重油进料比例较低，因此反应苛刻度过高且较难控制，汽油收率损失严重；洛阳石化工程公司开发的灵活多效双提升管催化裂化FDFCC工艺（CN1401741A），中国石油大学（北京）开发的FCC汽油辅助提升管改质降烯烃技术（CN1465662A、CN1465663A、CN1458227A、CN1511927A、CN1498949A、CN1498950A等）以及专利CN1244569A、US3784463等是通过增设单独的反应器对汽油进行改质，汽油改质效果得到提高，但增加了设备投资；石油化工科学研究院开发的MIP工艺（CN1237477A）是通过串联一直径扩大的密相床反应区以增大床层催化剂密度并延长反应时间以促进氢转移反应来降低汽油烯烃含量，但同时也会使得柴油密度增加。研究发现，若只回炼富含烯烃的轻馏分汽油，不仅可以提高汽油的改质效率，提高丙烯选择性，还可大幅降低能耗。专利CN1557916A通过增加一个精馏塔将稳定汽油切割为轻、重馏分，将轻馏分回炼改质后再与重汽油馏分调和，但该方法是针对稳定汽油进行切割，且调和后汽油已很难满足最新汽油质量标准还需进行加氢精制，而到加氢精制单元往往还需要再进行一次切割。上述专利均未涉及到催化裂化汽油轻、重馏分的区别处理问题，也未涉及到回炼汽油后对催化裂化分馏及吸收—稳定系统所应作出的调整措施。

催化裂化“原位”改质技术对于降低汽油烯烃含量是比较有效的，如MIP、FDFCC，SRFCC等技术均已经可以满足烯烃含量小于28 vol.%的要求且汽油辛烷值不降低，但催化裂化“原位”改质技术脱硫效果差，且研究表明汽油中降低的硫大部分并没有被脱除而是转移到了柴油馏分中。因此，催化汽油还需采用其它脱硫方法。

加氢精制是目前改质催化汽油的最主要手段之一，在加氢脱硫过程中烯烃也会被饱和，虽然这有利于降低汽油烯烃含量，但也正是由于高辛烷值的烯烃被饱和为低辛烷值的烷烃特别是正构烷烃才导致了加氢精制过程汽油辛烷值的大幅降低。为了减少烯烃的饱和，法国石油研究院（IFP）开发的Prime G+工艺和ExxonMobil公司开发的SCANfining工艺等选择性加氢脱硫工艺均可在低的烯烃饱和率下实现99%以上的脱硫率，但是由于该过程不饱和烯烃，因此只适用于低烯烃含量的汽油，对我国高烯烃含量的催化汽油无法适用。通过对汽油中烯烃分布和硫分布进行分析发现汽油中大部分的烯烃集中在轻馏分中，而绝大多数的硫富集在重馏分中。为了尽可能的减少汽油在加氢脱硫过程中的辛烷值损失，专利US5770047、US7731836B2、WO1994/022980A1、CN145666A、CN1621495A、CN101294106A、CN102041085A、CN101275085A、CN101508910A、CN101508911A、CN101845321A、CN102199448A、CN101368111A等均提出优先将催化裂化稳定汽油切割为轻、重馏分，主要对催化裂化汽油重馏分进行加氢脱硫、异构化、芳构化等处理，这就避免了富含烯烃的轻馏分汽油在加氢过程中发生烯烃，特别是端烯的直接加氢饱和导致汽油辛烷值大幅降低。但以上专利均未涉及到对富含烯烃的轻汽油进行降烯烃处理，这就使得重馏分汽油在加氢过程中需要达到一定的烯烃饱和率才可以使最终的产品汽油达到最新汽油标准的要求。还有一个问题就是以上专利均是对催化裂化稳定汽油进行切割，那么该催化汽油就可能经过了两次切割，从而增加了能耗和设备投资。专利CN101294108A提出在催化裂化产物分离系统即对催化汽油进行轻、重馏分的分离，再对重馏分进行加氢精制，但未涉及到吸收—稳定系统流程的改进以及对富含烯烃的轻汽油进行降烯改质，也未涉及到对催化裂化和加氢精制两个过程的系统耦合。

发明内容

为了解决上述技术问题，本发明提供了一种催化裂化与加氢精制联合生产清洁汽油并增产丙烯的装置及方法。

本发明提供的催化裂化与加氢精制联合生产清洁汽油并增产丙烯的装置，包括反应—再生系统，分馏系统，吸收—稳定系统和加氢精制单元，

作为优选技术方案，所述提升管反应器为单段式提升管反应器，所述提升管反应器自下向上设有预提升气入口、催化剂进料口、粗汽油轻馏分进料口、原料油进料口和循环油进料口。

作为另一优选技术方案，所述提升管反应器为两段式提升管反应器，包括第一提升管反应器和第二提升管反应器，所述第一提升管反应器的上端与油剂分离器连通，所述第二提升管反应器的上端与油剂分离器连通，第一提升管反应器自下向上设有预提升气入口、催化剂进料口和原料油进料口，第二提升管反应器自下向上设有预提升气入口、催化剂进料口、粗汽油轻馏分进料口和循环油进料口，油剂分离器的固相出口与催化剂再生器连通，催化剂再生器通过再生斜管分别与第一提升管反应器的催化剂进料口和第二提升管反应器的催化剂进料口连通。

作为优选技术方案，所述加氢精制单元至少包括一加氢精制反应器、一高压分离器和一循环氢压缩机，所述加氢精制反应器的入口与所述汽油分馏塔塔底的重馏分出口连通，加氢精制反应器的出口与高压分离器连通，高压分离器的气相出口通过管道与循环氢压缩机的入口连通，循环氢压缩机的出口通过管道与加氢精制反应器的入口连通，高压分离器的液相出口得到精制重馏分汽油，输出装置。

作为优选技术方案，分馏塔自底部向上依次设有油浆出口、下进料口、塔底回流入口、回炼油出口、重柴油出口、轻柴油出口、上进料口、塔顶回流入口和分馏塔塔顶的气相出口，分馏塔的轻柴油出口与再吸收塔的液相入口连通。

作为优选技术方案，汽油分馏塔塔底的重馏分出口还通过管道与分馏塔的塔顶回流入口连通。

作为优选技术方案，第一分离罐油相出口还通过管道与汽油分馏塔塔顶的液相入口连通。

作为优选技术方案，所述提升管反应器为组合反应器，其从下至上由预提升段、湍动床或快速床反应区和输送床反应区构成，预提升段的高度占提升管反应器高度的5~20%；湍动床或快速床反应区高度占提升管反应器高度的5~30%，其直径与预提升段直径之比为1.2~5.0:1；输送床反应区高度占提升管反应器总高度的50~90%，其直径与快速床反应区直径之比为0.2~0.8:1；其中预提升段设有预提升气入口和催化剂进料口，湍动床或快速床反应区设有粗汽油轻馏分进料口，输送床反应区设有原料油进料口和循环油进料口。

作为优选技术方案，所述第二提升管反应器为组合反应器，其从下至上由预提升段、湍动床或快速床反应区和输送床反应区构成，预提升段的高度占提升管反应器高度的5~20%；湍动床或快速床反应区高度占提升管反应器高度的5~30%，其直径与预提升段直径之比为1.2~5.0:1；输送床反应区高度占提升管反应器总高度的50~90%，其直径与快速床反应区直径之比为0.2~0.8:1；其中预提升段设有预提升气入口和催化剂进料口，湍动床或快速床反应区设有粗汽油轻馏分进料口，输送床反应区设有循环油进料口。

作为优选技术方案，稳定塔的液相出口还通过管道与吸收塔塔顶的补充吸收剂入口连通。

作为优选技术方案，分馏塔塔底的油浆出口物料部分回流入分馏塔塔底；汽油分馏塔塔底的重馏分出口物料部分回流入汽油分馏塔塔底；解吸塔塔底的液相出口物料部分回流入解吸塔塔底；稳定塔塔底液相出口物料部分回流如稳定塔塔底。

本发明提供上述装置进行催化裂化与加氢精制联合生产清洁汽油并增产丙烯的方法，包括如下步骤：

1）催化裂化

2）分馏和加氢：

3）吸收、稳定：

本发明提供上述装置进行催化裂化与加氢精制联合生产清洁汽油并增产丙烯的方法，包括如下步骤：

1）催化裂化：

第二提升管反应器的粗汽油轻馏分进料口和循环油进料口之间为轻汽油反应区，循环油进料口上方为重油反应区；

2）分馏和加氢：

3）吸收、稳定：

作为优选技术方案，分馏塔自底部向上依次得到油浆、回炼油、重柴油和轻柴油，轻柴油注入再吸收塔的液相入口作为吸收剂，油浆和回炼油的其中之一或其混合物作为循环油加入第二提升管反应器。

作为优选技术方案，汽油分馏塔得到的粗汽油重馏分，一部分进入加氢精制反应器进行加氢反应，一部分回流进入分馏塔的塔顶，还有一部分回流入汽油分馏塔的塔底。

作为优选技术方案，第一分离罐分离得到的油相成分，一部分注入提升管反应器的粗汽油轻馏分进料口，一部分进入吸收塔的液相入口作为吸收剂，还有一部分回流入汽油分馏塔塔顶。

作为优选技术方案，步骤1）催化裂化的催化剂至少包括无定型硅铝催化剂或分子筛催化剂的一种或两种以上的混合物，进一步优选地，步骤1）催化裂化的催化剂为择形分子筛占活性组分的比例大于50%的催化剂。

作为优选技术方案，步骤2）所述的加氢催化剂可以是选择性加氢脱硫催化剂或选择性加氢脱硫催化剂和异构/芳构化等多功能催化剂任意比例的混合催化剂，也可以将上述两种催化剂分别装填在一个反应器的不同床层位置或串联的不同反应器中。

优选地，汽油分馏塔中轻重馏分切割温度为60~120℃。

通过以上技术方案，本发明至少具有如下优点：

①由于只有部分轻馏分汽油进入吸收—稳定系统，且稳定轻汽油具有较好的吸收效果，可降低吸收—稳定系统的负荷，降低能耗；②富含烯烃的轻馏分汽油通过催化裂化过程改质，一方面增加了催化裂化装置的剂油比，促进了重质原料油的转化，另一方面轻汽油可以在催化裂化催化剂上发生裂解反应和芳构化反应将汽油烯烃转化为高附加值的丙烯和辛烷值较高的芳烃从而可以在降低汽油的烯烃含量的同时保证汽油辛烷值不降低并增产丙烯，该过程相比加氢过程操作成本低，辛烷值损失小；③针对我国汽油高烯烃含量的特点，轻馏分汽油烯烃含量大幅降低后，也就大幅降低了重馏分汽油在加氢改质过程中对烯烃饱和率的要求，因此重馏分汽油采用选择性加氢脱硫即可达到国Ⅳ汽油标准的要求，克服了选择性加氢脱硫技术在降低汽油烯烃含量方面的不足。此外，减少了烯烃的加氢饱和也就减小了汽油加氢过程中的辛烷值损失；④耦合了催化裂化和加氢精制两个过程将两次汽油切割过程整合为一次，进一步降低了能耗。

综上所述，采用本发明不仅可以提高催化裂化装置的原料转化率，增加目的产品产率，增产高附加值的丙烯，还可降低汽油加氢精制过程的辛烷值损失、降低氢耗和系统能耗。该方法装置改动小，简化了现有流程，投资小，易于工业化实施。

附图说明

图1是本发明催化裂化与加氢精制联合生产清洁汽油并增产丙烯的装置实施例一示意图。

图2是本发明催化裂化与加氢精制联合生产清洁汽油并增产丙烯的装置实施例二示意图。

图3是组合反应器结构示意图。

图4是本发明催化裂化与加氢精制联合生产清洁汽油并增产丙烯的装置实施例三示意图。

图5是本发明催化裂化与加氢精制联合生产清洁汽油并增产丙烯的装置实施例四示意图。

具体实施方式

下面结合附图和具体实施例对本发明作进一步说明，以使本领域的技术人员可以更好的理解本发明并能予以实施，但所举实施例不作为对本发明的限定。

实施例1 ：两段式提升管反应器

如图1所示，本实施例提供的催化裂化与加氢精制联合生产清洁汽油并增产丙烯的装置，包括反应—再生系统，分馏系统、加氢精制单元和吸收—稳定系统，

其中，反应—再生系统包括提升管反应器、油剂分离器和催化剂再生器，

提升管反应器为两段式提升管反应器，包括第一提升管反应器10和第二提升管反应器11，第一提升管反应器10的上端与油剂分离器12连通，第二提升管反应器11的上端与油剂分离器12连通，第一提升管反应器10自下向上设有预提升气入口103、催化剂进料口102和原料油进料口101，第二提升管反应器11自下向上设有预提升气入口114、催化剂进料口113、粗汽油轻馏分进料口112和循环油进料口111，油剂分离器12的固相出口与催化剂再生器13连通，催化剂再生器13通过管道分别与第一提升管反应器10的催化剂进料口102和第二提升管反应器11的催化剂进料口113连通。当加工劣质原料焦炭产率较高时，为了取走烧焦时产生的过多热量，可在催化剂再生器13设置外取热器130。油剂分离器12包括气固沉降分离器122（底部设汽提段125）、高效气固分离器123和沉降器顶旋124，第一提升管反应器10和第二提升管反应器11的上端出口与高效气固分离器123连通，气固沉降分离器122以及高效气固分离器123分别与沉降器顶旋124连通，沉降器顶旋124设有油剂分离器的气相出口121和固相出口，沉降器顶旋124进一步分离油气和催化剂，汽提段内通常装有多层人字形挡板并从底部通入过热水蒸气将吸附在催化剂上的油气汽提出来。

分馏系统包括分馏塔20、汽油分馏塔21、第一分离罐22和第二分离罐23，油剂分离器的气相出口121与分馏塔20的塔底入口201连通，分馏塔塔顶的气相出口202通过设有冷凝器的管道与汽油分馏塔21的进料口211连通，汽油分馏塔塔顶的轻馏分出口212通过设有冷凝器的管道与第一分离罐22的入口221连通，汽油分馏塔21塔底的重馏分出口213通过管道与加氢精制反应器30和分馏塔塔顶回流入口204连通；第一分离罐22油相出口222通过管道分别与第二提升管反应器11的粗汽油轻馏分进料口112以及吸收塔40的液相入口401连通；第一分离罐22的气相出口223通过设有富气压缩机24和冷凝器25的管道与第二分离罐23的入口连通；第二分离罐的气相出口231与吸收塔40的气相入口402连通，第二分离罐的油相出口232与吸收-稳定系统的解吸塔41的入口411连通；分馏塔20自底部向上依次设有油浆出口205、回炼油出口206、重柴油出口207、轻柴油出口208和分馏塔塔顶的气相出口202，分馏塔的轻柴油出口208通过管道200与再吸收塔42的液相入口423连通；汽油分馏塔21塔底的重馏分出口213还通过管道分别与分馏塔20的塔顶回流入口204以及汽油分馏塔21的塔底回流入口连通；第一分离罐22油相出口222还通过管道与汽油分馏塔21的塔顶回流入口214连通。

加氢精制单元包括加氢精制反应器30、高压分离器33和循环氢压缩机34，加氢精制反应器30的入口301通过设有冷凝器31的管道与汽油分馏塔塔底的重馏分出口213连通，加氢精制反应器30的出口302通过设有冷凝器32的管道与高压分离器33连通，高压分离器33的气相出口与循环氢压缩机34连通，循环氢压缩机34出口通过管道与加氢精制反应器30的入口301连通；高压分离器33的液相出口得到精制重馏分汽油。

吸收—稳定系统包括吸收塔40、解吸塔41、再吸收塔42和稳定塔43，吸收塔40的液相入口401与第一分离罐22的油相出口222连通，吸收塔40的气相入口402与第二分离罐23的气相出口231连通，吸收塔40的气相出口403通过管道与再吸收塔42的气相入口421连通，吸收塔40的液相出口404通过管道与第二分离罐23的入口连通；解吸塔41的入口411通过管道与第二分离罐23的油相出口232连通，解吸塔41的气相出口412通过管道与第二分离罐23的入口连通，解吸塔41的液相出口413通过管道与稳定塔43入口431连通；再吸收塔42液相出口通过管道420与分馏塔20的液相入口203连通；稳定塔43的气相出口432通过设有冷凝器44的管道与第三分离罐45连通，第三分离罐45分离得到不凝气451和液化气452，稳定塔43的液相出口433得到稳定轻汽油；解吸塔41的液相出口413还通过管道与解吸塔41底部回流入口连通；稳定塔43的液相出口433还通过管道分别与吸收塔40的塔顶补充吸收剂入口405以及稳定塔43底部回流入口连通；吸收塔40的液相出口404以及解吸塔41的气相出口412分别通过管道与连接在第二分离罐23入口的、富气压缩机24与冷凝器25之间的管道连通；液化气452部分回流入稳定塔43的塔顶。

使用上述装置的催化裂化与加氢精制联合生产清洁汽油并增产丙烯的方法概述如下：

结合图1，本实施例的工艺流程简述如下：预热至150~300℃的新鲜重质原料油经高温水蒸气雾化后进入第一提升管反应器10的原料油进料口101，来自催化剂再生器13的再生催化剂由再生斜管输送至催化剂进料口102，预提升蒸汽或提升干气自预提升气入口103将高温再生催化剂（催化剂为常规的催化裂化催化剂，至少包括无定型硅铝催化剂或分子筛催化剂或其它类型催化剂的一种或两种以上的混合物，优选择形分子筛占活性组分的比例大于50%的催化剂，活性40~70）提升上来，在第一提升管反应器10中催化剂和原料油进行接触反应，在该反应温度460~540℃，剂油质量比（即催化剂与原料油的质量比）4~12，压力0.1~0.4 Mpa条件下反应0.8~2.0 s。反应后，混合产物进入气固沉降分离器122和沉降器顶旋123进行油剂的分离，油气自油剂分离器的气相出口121进入分馏塔20，结焦催化剂经过气固沉降分离器122进入汽提段125，经汽提后进入催化剂再生器13烧焦再生。

分馏系统的第一分离罐22流出的油相成分（主要为粗汽油轻馏分）预热到40~200℃，进入第二提升管反应器11自粗汽油轻馏分进料口112进入的第二提升管反应器11的轻汽油反应区115，与来自催化剂再生器13由再生斜管输送至催化剂进料口113，预提升蒸汽或提升干气自预提升气入口114将高温再生催化剂（催化剂为常规的催化裂化催化剂，至少包括无定型硅铝催化剂或择形分子筛催化剂或其它类型催化剂的一种或两种以上的混合物）提升上来（活性40~70），第二提升管反应器11中的催化剂和粗汽油轻馏分进行接触反应，于反应温度550~660℃，剂油比（催化剂和轻汽油进料的质量比）15~30，压力0.1~0.4 MPa条件下反应0.1~2.0 s后（在此反应苛刻度下轻汽油裂解为丙烯、丁烯等低碳烯烃，增加丙烯等低碳烯烃的产量），混合物进入重油反应区116，在重油反应区116的底部，催化剂与换热至200~380℃、自循环油进料口111来的的循环油（一般为回炼油和回炼油浆）接触反应。此时催化剂活性降低到40~60，在反应温度480~550℃，剂油比（催化剂和循环油的质量比）8~20，压力0.1~0.4 MPa条件下反应0.5~2.0 s后，进入高效气固分离器123和沉降器顶旋124进行油剂的分离，分离后得到的油气与主反应油气在混合后进入分馏塔20。待生催化剂经气固沉降分离器122进入汽提段125，经汽提后进入催化剂再生器13烧焦再生。当焦炭产率较高时可增加再生催化剂的取热器130对进入反应系统的再生催化剂进行取热降温。

需要改质的催化裂化汽油轻馏分是在分馏塔20塔顶增加汽油分馏塔21来实现。自油剂分离器的气相出口121出来的油气进入分馏塔20，分馏后，分馏塔由下往上依次分离出油浆（油浆出口205）、回炼油（回炼油出口206）、重柴油（重柴油出口207）、轻柴油（轻柴油出口208）。由分馏塔20顶部的气相出口202出来的油气经过冷凝器冷凝冷却后进入汽油分馏塔21进行轻、重馏分的切割。汽油分馏塔21塔顶的气相出口212流出的油气经过冷凝器进一步冷却到40℃后进入第一分离罐22进行油水气的分离。冷凝水自冷凝水出口224排出装置，冷凝下来的粗汽油轻馏分自油相出口222流出，一部分作为汽油分馏塔21的顶部回流，一部分返回第二提升管反应器的粗汽油轻馏分进料口112进行催化裂解反应，另一部分自吸收塔的液相入口401进入吸收塔40（具体分配比例可根据实际需要进行选择）。从第一分离罐22中出来的未冷凝油气自气相出口223流出经富气压缩机24压缩、冷凝器25冷凝后，进入第二分离罐23。

部分粗汽油轻馏分自液相入口401进入吸收塔40作为吸收剂，吸收塔40底油（自液相出口404流出）与解吸塔41塔顶来的解吸气（自气相出口412流出）以及富气压缩机24压缩后的气体一起经冷凝器25冷却后进入第二分离罐23（高压分离罐）进行油水气的分离。污水自污水出口233排出，凝缩油（自油相出口232排出）进入解吸塔41，不凝气（自气相出口231排出）进入吸收塔40的气相入口402。吸收塔40顶气（自气相出口403排出）进入再吸收塔42，再吸收塔的吸收剂为来自分馏塔轻柴油出口208的轻柴油。从再吸收塔42塔顶得到干气（主要成分包括：氢气、甲烷、乙烷、乙烯），塔底富吸收油自液相出口422排出进入分馏塔20的液相入口203。解吸塔底油自液相出口413排出进入稳定塔43。稳定塔底得到稳定轻汽油自液相出口433排出，经冷凝器冷凝冷却后一部分作为吸收塔40的补充吸收剂流入吸收塔的塔顶补充吸收剂入口405，一部分作为汽油调和组分434输出装置作为汽油调和组分。稳定塔顶油气自气相出口432排出经冷凝器44冷凝冷却后进入第三分离罐45，分离出不凝气451（主要为C2、C3）和液化气244（主要为C3、C4）。

汽油分馏塔21塔底粗汽油重馏分自重馏分出口213排出，一部分作为分馏塔20的顶部回流，另一部分经过冷却器31进一步冷却后进入加氢精制反应器30。加氢改质后的重汽油馏分经冷却器32冷凝冷却后进入高压分离器33，不凝气（自气相出口333排出）进入循环氢压缩机34，压缩循环氢与粗汽油重馏分混合后进入加氢精制反应器。高压分离器33液相出口得到精制重馏分汽油304输出装置作为汽油调和组分。汽油调和组分434与精制重馏分汽油304调和后即得清洁汽油产品。

实施例2：

本发明的装置见图2，其结构与实施例1基本相同，不同之处在于，第二提升管反应器采用湍动床或快速床和输送床的组合反应器。如图2和3所示，第二提升管反应器从下至上由预提升段1101、湍动床或快速床反应区1102和输送床反应区1103构成，具体设计要求如下：反应器总高度为10~40m；底部预提升段1101直径为0.2~5m，其高度占反应器总高度的5~20%；湍动床或快速床反应区1102高度占反应器总高度的5~50%，其直径与预提升段1101直径之比为1.2~5.0:1；输送床反应区1103高度占反应器总高度的20~90%，其直径与快速床反应区1102直径之比为0.2~0.8:1；预提升段1101与湍动床或快速床反应区1102的结合部位为圆台形，其底部锥角α为20~120°；湍动床或快速床反应区1102与输送床反应区1103的结合部位为圆台形，其顶部锥角β为20~120°。其中预提升段1101设有预提升气入口114和催化剂进料口113，湍动床或快速床反应区1102设有粗汽油轻馏分进料口112，输送床反应区1103设有循环油进料口111。

湍动床或快速床位于输送床下方，用于轻汽油的裂解反应，湍动床或快速床可以提高床层催化剂密度，促进轻汽油中烯烃的转化，进一步降低轻汽油的烯烃含量，提高丙烯产率。

实施例3：单段式提升管反应器

如图4所示，本实施例提供的催化裂化与加氢精制联合生产清洁汽油并增产丙烯的装置，与实施例1相似，区别在于本实施例的反应再生系统的提升管反应器为单段式提升管反应器。

结图4，两装置的区别描述如下：

提升管反应器11’的上端与油剂分离器12’连通，提升管反应器11’自下向上设有预提升气入口114’、催化剂进料口113’、粗汽油轻馏分进料口112’、原料油进料口101’和循环油进料口111’，油剂分离器12’的固相出口与催化剂再生器13连通，催化剂再生器13通过管道与提升管反应器11’的催化剂进料口113’连通；

油剂分离器12’包括气固沉降分离器122’（底部设汽提段125’）、高效气固分离器123’和沉降器顶旋124’，高效气固分离器123’与提升管反应器11’的上端出口连通，高效气固分离器123’与沉降器顶旋124’连通，沉降器顶旋124’设有油剂分离器的气相出口121’和固相出口。

油剂分离器的气相出口121’与分馏塔20的气相入口连通201连通，第一分离罐22的油相出口222通过管道与提升管反应器11’的粗汽油轻馏分进料口112’连通。

本实施例装置的其余部分结构同实施例1。

使用上述装置的催化裂化与加氢精制联合生产清洁汽油并增产丙烯的工艺概述如下：

将部分粗汽油轻馏分（来自第一分离罐22的油相出口222）预热至温度40~200℃，注入提升管反应器下部的粗汽油轻馏分进料口112’，来自催化剂再生器13的再生催化剂由再生斜管输送至催化剂进料口113’，预提升蒸汽或提升干气自预提升气入口114’将高温再生催化剂（催化剂为常规的催化裂化催化剂，至少包括无定型硅铝催化剂或分子筛催化剂或其它类型催化剂的一种或两种以上的混合物，优选择形分子筛占活性组分的比例大于50%的催化剂，活性40~70）提升上来，粗汽油轻馏分与高温再生催化剂在轻汽油反应区115’接触反应，在较苛刻的反应条件下将轻汽油中的烯烃裂化为丙烯等，反应温度600~660℃，剂油质量比20~50，反应时间0.1~1.0 s，反应压力0.1~0.4 Mpa。

在原料油进料口101’注入预热至温度150~300℃的新鲜原料油，与从轻汽油反应区115’来的催化剂在原料油反应区116’接触反应，反应条件为：反应温度500~570℃，剂油质量比（催化剂与原料油的质量比）5~12，反应时间1.0~3.0 s，反应压力0.1~0.4 Mpa；

将换热至温度200~380℃的循环油（回炼油和回炼油浆）从循环油进料口111’注入提升管反应器，与结焦催化剂在重油反应区117’继续发生反应，反应条件为：反应温度480~550℃，剂油质量比（催化剂与循环油的质量比）20~40；反应时间1.0~2.0 s；反应后的油气和催化剂进入油剂分离器12’进行油剂的分离；待生催化剂经高温水蒸气汽提后进入再生器烧焦再生；反应油气进入分馏塔20。

该工艺的其余部分操作同实施例1。

实施例4：

本发明的装置见图5，其结构与实施例3基本相同，不同之处在于，提升管反应器采用湍动床或快速床和输送床的组合反应器。如图5和3所示，提升管反应器自下而上由预提升段1101、湍动床或快速床反应区1102和输送床反应区1103构成，具体设计要求如下：反应器总高度为30~60m；底部预提升段1101直径为0.2~5m，其高度占反应器总高度的5~20%；湍动床或快速床反应区1102高度占反应器总高度的5~30%，其直径与预提升段1101直径之比为1.2~5.0:1；输送床反应区1103高度占反应器总高度的50~90%，其直径与快速床反应区1102直径之比为0.2~0.8:1；预提升段1101与湍动床或快速床反应区1102的结合部位为圆台形，其底部锥角α为20~120°；湍动床或快速床反应区1102与输送床反应区1103的结合部位为圆台形，其顶部锥角β为20~120°。其中预提升段1101设有预提升气入口114’和催化剂进料口113’，湍动床或快速床反应区1102设有粗汽油轻馏分进料口112’，输送床反应区1103设有循环油进料口111’和原料油进料口101’。

实施例5：

为验证本发明的部分效果，在催化裂化提升管中试装置上进行了轻汽油回炼改质试验（如实施例1所示工艺流程），催化裂化反应器的催化剂为某炼油厂催化裂化装置多产丙烯平衡剂，活性组分为ZSM-5择形分子筛，第一提升管反应器10的原料油为CGO，性质列于表1。第二提升管反应器11的循环油进料口111的进料为分馏塔20中经实沸点蒸馏切割出汽柴油馏分后得到的重油馏分（回炼油和油浆）。自第一分离罐22回流入第二提升管反应器11的粗汽油轻馏分进料口112的粗汽油轻馏分（切割温度为70℃，其中轻馏分占40 wt.%）的回炼比例占二段循环油进料量的34%；在加氢精制中试装置上进行了重汽油的加氢精制试验，加氢精制催化剂为汽油选择性加氢脱硫催化剂，活性组分为Co-Mo，操作条件和实验结果列于表2。

对比例1：

为了更好的说明本发明的效果，在催化裂化提升管中试装置上进行了未进行轻汽油回炼操作的常规两段提升管催化裂化试验，即分馏系统未设汽油分馏塔，全部粗汽油都进入吸收稳定系统，从稳定塔底得到稳定汽油，提升管反应器上无轻汽油进料口。实验采用催化剂为某炼油厂催化裂化装置多产丙烯平衡剂（同实施例5），第一提升管原料为CGO，第二提升管原料为一段反应后液体产物经实沸点蒸馏切割出汽柴油馏分后得到的重油馏分；在加氢精制中试装置上进行了全馏分汽油的加氢精制试验，加氢精制催化剂为汽油选择性加氢脱硫催化剂，活性组分为Co-Mo，操作条件和实验结果列于表2。

从表2可以看出，采用本发明后，重油转化率提高5.6个百分点，汽柴油收率提高2.6个百分点，液收率（液化气+汽油+柴油）提高5.5个百分点，丙烯收率提高1.5个百分点。实施例5中由于轻汽油中的烯烃在催化裂化催化剂上发生裂解、异构化和芳构化等反应，降低了汽油的烯烃含量并将其转化为高附加值的丙烯和具有较高辛烷值的异构烷烃和芳烃组分。而对比例1中汽油烯烃含量要高出近10个百分点，由于对全馏分汽油进行加氢精制，难以避免部分加氢活性高的小分子端烯饱和为辛烷值很低的正构烷烃，因此降低了汽油的总体辛烷值。

表1 原料油性质

表2 操作条件及实验结果对比

以上所述实施例仅是为充分说明本发明而所举的较佳的实施例，本发明的保护范围不限于此。本技术领域的技术人员在本发明基础上所作的等同替代或变换，均在本发明的保护范围之内。本发明的保护范围以权利要求书为准。

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