专利摘要

本发明涉及一种催化裂化的方法，该方法包括：a、将催化裂化原料油与轻质油在原料罐中进行混合处理，得到混合原料油；其中，所述混合原料油80℃的粘度不高于所述催化裂化原料油80℃的粘度的92％；所述催化裂化原料油在80℃下的粘度不低于50毫米2/秒，所述轻质油在80℃下的粘度为0.5‑40毫米2/秒；b、将所得混合原料油送入催化裂化反应器中与催化裂化催化剂接触并进行催化裂化反应，得到干气、液化气、汽油、轻循环油和油浆。本发明提供的催化裂化的方法能够降低焦炭干气产率，提高氢元素利用率。

权利要求

1.一种催化裂化的方法，该方法包括：

a、将催化裂化原料油与轻质油在原料罐中进行混合处理，得到混合原料油；其中，所述混合原料油80℃的粘度不高于所述催化裂化原料油80℃的粘度的92％；所述催化裂化原料油在80℃下的粘度不低于50毫米2/秒，所述轻质油在80℃下的粘度为0.5-40毫米2/秒；

b、将所得混合原料油送入催化裂化反应器中与催化裂化催化剂接触并进行催化裂化反应，得到干气、液化气、汽油、轻循环油和油浆；

所述方法还包括：将步骤b中所得至少部分轻循环油进行第一加氢处理，使轻循环油中的至少部分芳烃转化为环烷烃，所得加氢产物作为步骤a中所述轻质油与所述催化裂化原料油在原料罐中混合。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述混合原料油80℃的粘度不高于所述催化裂化原料油80℃的粘度的85％。

3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化裂化原料油与轻质油的混合重量比为(0.4-9)：1。

4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述混合处理的条件包括：在搅拌桨的搅拌下进行，搅拌速度为1-100转/分钟，搅拌方式为连续搅拌。

5.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化裂化原料油在80℃下的粘度不低于80毫米2/秒，所述轻质油在80℃下的粘度为1-25毫米2/秒。

6.根据权利要求1所述的方法，其中，所述轻质油包括选自汽油、柴油、轻循环油和加氢轻循环油中的至少一种。

7.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化裂化原料油包括选自常压渣油、减压渣油、焦化瓦斯油、脱沥青油和加氢处理渣油中的至少一种。

8.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一加氢处理的条件包括：温度为250-500℃，氢分压为2-30兆帕，体积空速为0.1-30小时-1。

9.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括：

将步骤b中所得的至少部分轻循环油和至少部分油浆混合后进行自然沉降和/或过滤处理，得到分离后馏分油；

将所得分离后馏分油进行第二加氢处理，所得加氢产物作为步骤a中所述轻质油与所述催化裂化原料油在原料罐中混合。

10.根据权利要求9所述的方法，其中，所述第二加氢处理的条件包括：温度为250-500℃，氢分压为2-30兆帕，体积空速为0.1-30小时-1。

11.根据权利要求1或9所述的方法，其中，所述轻循环油的馏程为190-400℃，油浆的馏程为不小于300℃。

12.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化裂化反应的条件包括：温度400℃-750℃，反应压力0.10-1.0兆帕，催化剂与原料的重量比1-100，水蒸汽与原料的重量比0.02-1.0。

13.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化裂化反应器为流化床反应器和/或提升管反应器。

14.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化裂化催化剂为质子酸催化剂和/或非质子酸催化剂，所述质子酸催化剂含有选自Y型分子筛、β分子筛和ZSM-5分子筛中的至少一种分子筛。

说明书

技术领域

本发明涉及一种催化裂化的方法。

背景技术

随着社会的发展，提供柴油十六烷值的同时，降低车用柴油芳烃含量和硫含量已成为改善环境质量的重要指标。欧Ⅵ车用柴油标准要求硫含量不高于50μg/g，多环芳烃体积分数不高于6％，十六烷值要求达到58。然而，催化裂化所生产的柴油，尤其劣质原料所生产柴油富含芳烃，可高达50％～75％，单环芳烃含量在19～25％，芳烃十六烷值非常低，并且芳环越多十六烷值越低。因此，催化柴油往往需要深度加氢改质才能作为柴油调和组分出厂。实际上，以双环芳烃萘类为例，即使双环完全饱和为十氢萘类化合物后，十六烷值仍然仅能达到30左右。并且深度加氢改质投资和操作费用高，收率相对较低。因此如何经济有效的利用催化柴油一直是各研究单位和企业重点研究课题。

中国专利CN201210234472.4公开了一种催化转化方法，该方法将馏程为160℃-400℃的馏分油原料与氢气、芳烃加氢饱和催化剂接触进行芳烃饱和反应，经分离得到加氢馏分油；加氢馏分油与催化裂化催化剂接触，在温度400-750℃、重时空速0.1-100h-1、反应压力0.10-1.0MPa、催化剂与原料的重量比1-100、水蒸汽与原料的重量比为0.02-1.0条件下进行催化裂化反应，反应油气与待生催化裂化催化剂分离，其中反应油气经分离得到包括富含芳烃的汽油的产品，待生催化裂化催化剂经汽提、再生后循环使用。该方法生产的汽油馏分可作为生产芳烃的原料，也可作为高辛烷值汽油调和组分；少产重油或不产重油，并且焦炭产率较低，可以维持催化裂化热平衡需要。

中国专利CN2007101201017.X公开了一种生产高辛烷值汽油的催化转化方法，该方法将馏程为160℃-260℃的馏分原料与常规催化裂化催化剂接触，在温度400℃-750℃、重时空速0.1h-1-600h-1、反应压力0.10MPa-1.0MPa、催化剂与原料的重量比1-120，水蒸汽与原料的重量比为0.05-1.0条件下，在流化床反应器内进行裂化反应，分离待生催化剂和反应油气，待生催化剂经再生后返回反应器，分离反应油气经分离得到目的产物高辛烷值汽油。该方法提高汽油的辛烷值和产率，同时副产部分小分子烯烃如乙烯、丙烯。

中国专利CN101747928A公开了一种制取低碳烯烃和芳烃的催化转化方法，该方法是将不同裂化性能的原料油进入第一提升管反应器的不同反应区与催化裂解催化剂接触进行裂化反应，分离待生催化剂和反应油气，其中反应油气经分离得到包含低碳烯烃、汽油、馏程为180℃～250℃的馏分和催化蜡油的产物，其中汽油经轻芳烃抽提得到轻芳烃和汽油抽余油；再裂化原料送入第二提升管反应器内，与热再生催化剂接触，进行催化转化，两个提升管反应器的待生催化剂在同一个再生器中烧焦再生后分别返回两个提升管反应器。该方法从重质原料最大限度地生产丙烯、乙烯等低碳烯烃，尤其是丙烯，其产率可以超过40重％，同时联产甲苯与二甲苯等芳烃。

催化裂化原料逐渐劣质化，为了改善进料雾化效果，通常采用的方法是提高原料预热温度和开发新型进料喷嘴的方法。中国专利CN201420019388.5公开了一种催化裂化工艺中促进原料油与催化剂高效混合的提升管反应器进料混合段结构。原料油雾化喷嘴采用沿提升管轴向斜向下进料的安装方式，从而在催化裂化提升管进料混合段内油、剂逆流接触。原料油雾化喷嘴安装套管(1)沿轴向斜向下安装在提升管反应器管壁(2)上，原料油雾化喷嘴安装在原料油雾化喷嘴安装套管(1)内。该专利所采用的进料混合段结构中，由原料油雾化喷嘴喷入的原料油滴与催化剂颗粒逆流接触，使原料射流与催化剂之间的状态呈交叉-逆流混合流动，改善催化裂化提升管进料混合段内油、剂的接触与混合状况；并在二者混合后迅速由“全混流”过渡至“活塞流”，减小混合过程的空间、缩短混合过程的时间，提高反应效率。

中国专利CN201210234472.4、2007101201017.X和CN101747928A提供的方法主要是将柴油/轻循环油切割为轻重组分，柴油/轻循环油重组分加氢，或者柴油/轻循环油加氢后送入催化裂化装置进行转化。中国专利CN200610144210.3公开了一种烃油原料的催化转化方法，该方法将烃油原料在催化裂化反应器中与催化裂化催化剂接触，反应油气和待生催化剂分离后，其中待生催化剂经汽提、再生后返回催化裂化反应器循环使用，分馏反应油气得到干气、液化气、汽油、轻循环油、重循环油、重油；将所述轻循环油和任选的柴油馏分切割为轻循环油的轻馏分和轻循环油的重馏分；所述轻循环油的重馏分与重循环油混合，与氢气、加氢处理催化剂接触，分离反应流出物得到气体、石脑油、加氢柴油，氢气经回收后循环使用；将所述轻循环油的轻馏分单独，或与加氢柴油一起返回原催化裂化反应器。该方法将催化裂化循环油转化为烯烃含量低而辛烷值高的汽油，并提高汽油产率和丙烯产率。该方法其中一个方案是轻循环油的轻馏分与加氢柴油一起从烃油原料入口返回催化裂化反应器。轻循环油轻馏分中含有烯烃组分，当与原料直接混合进料时，由于轻循环油轻馏分中烯烃的混入容易造成焦炭产率增加的问题。

发明内容

本发明的目的是提供一种催化裂化的方法，本发明提供的催化裂化的方法能够降低焦炭干气产率，提高氢元素利用率。

为了实现上述目的，结合发明人意外发现，本发明提供一种催化裂化的方法，该方法包括：a、将催化裂化原料油与轻质油在原料罐中进行混合处理，得到混合原料油；其中，所述混合原料油80℃的粘度不高于所述催化裂化原料油80℃的粘度的92％；所述催化裂化原料油在80℃下的粘度不低于50毫米2/秒，所述轻质油在80℃下的粘度为0.5-40毫米2/秒；b、将所得混合原料油送入催化裂化反应器中与催化裂化催化剂接触并进行催化裂化反应，得到干气、液化气、汽油、轻循环油和油浆。

可选的，所述混合原料油80℃的粘度不高于所述催化裂化原料油80℃的粘度的85％。

可选的，所述催化裂化原料油与轻质油的混合重量比为(0.4-9)：1。

可选的，所述混合处理的条件包括：在搅拌桨的搅拌下进行，搅拌速度为1-100转/分钟，搅拌方式为连续搅拌。

可选的，所述催化裂化原料油在80℃下的粘度不低于80毫米2/秒，所述轻质油在80℃下的粘度为1-25毫米2/秒。

可选的，所述轻质油包括选自汽油、柴油、轻循环油和加氢轻循环油中的至少一种。

可选的，所述催化裂化原料油包括选自常压渣油、减压渣油、焦化瓦斯油、脱沥青油和加氢处理渣油中的至少一种。

可选的，所述方法还包括：将步骤b中所得至少部分轻循环油进行第一加氢处理，所得加氢产物作为步骤a中所述轻质油与所述催化裂化原料油在原料罐中混合。

可选的，所述第一加氢处理的条件包括：温度为250-500℃，氢分压为2-30兆帕，体积空速为0.1-30小时-1。

可选的，所述方法还包括：将步骤b中所得的至少部分轻循环油和至少部分油浆混合后进行自然沉降和/或过滤处理，得到分离后馏分油；将所得分离后馏分油进行第二加氢处理，所得加氢产物作为步骤a中所述轻质油与所述催化裂化原料油在原料罐中混合。

可选的，所述第二加氢处理的条件包括：温度为250-500℃，氢分压为2-30兆帕，体积空速为0.1-30小时-1。

可选的，所述轻循环油的馏程为190-400℃，油浆的馏程为不小于300℃。

可选的，所述催化裂化反应的条件包括：温度400℃-750℃，反应压力0.10-1.0兆帕，催化剂与原料的重量比1-100，水蒸汽与原料的重量比0.02-1.0。

可选的，所述自然沉降条件包括：温度为10-360℃，时间为0.5-240小时。

可选的，所述过滤处理优选采用过滤器过滤，过滤器为金属烧结多孔材料和/或陶瓷多孔材料，过滤器的1.2微米颗粒过滤精度为99.9％。

可选的，所述催化裂化反应器为流化床反应器和/或提升管反应器。

可选的，所述催化裂化催化剂为质子酸催化剂和/或非质子酸催化剂，所述质子酸催化剂含有选自Y型分子筛、β分子筛和ZSM-5分子筛中的至少一种分子筛。

本发明与现有技术相比具有下列技术效果：

1、混合原料油粘度明显降低(最高降低超过50％)，喷嘴雾滴直径变小；

2、雾滴直径变小，产品选择性变好，汽油产率提高；

3、轻质油与催化裂化原料油的混合，改善了催化裂化原料油性质，提高了汽油产率。

4、焦炭产率降低，干气产率变低，氢元素的利用率提高

5、催化裂化油浆得到利用，增加了总液体收率(简称总液收)，提高了原料油的利用率。

本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：

图1是本发明方法所采用的催化裂化反应器一种具体实施方式的结构示意图。

图2是本发明总结的原料油200℃下的粘度(横坐标，单位：毫米2/秒)与喷嘴雾化雾滴直径(纵坐标，单位：微米)的线性关系图。

附图标记说明

1管线2提升管反应器3管线

4管线5沉降器6管线

7斜管8再生器9斜管

10 加氢装置11 管线12 管线

13 后续分离系统14 管线15 管线

16 原料罐17 管线

具体实施方式

以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

目前，催化裂化和加氢相结合，在催化裂化轻循环油处理方面取得了一些进展，传统认识认为，四氢萘容易发生氢转移反应，脱氢重新变为萘；富含四氢萘类芳烃的加氢轻循环油需要先于催化裂化原料进入提升管，而不应该与原料油混合，避免富含四氢萘类芳烃的加氢轻循环油因氢转移反应而重新变为萘，造成轻循环油产率增加。发明人经过刻苦钻研和大量实验研究意外发现：富含四氢萘类芳烃的加氢循环油与原料有混合并没有影响加氢循环油中四氢萘类芳烃的裂化，以及原料油的转化，而且对混合原料的转化起到了促进转化的作用。其主要原因在于，四氢萘类芳烃的环烷基脱氢反应是吸热反应，高温反应加速裂化反应的同时也加速了脱氢反应，并且高温反应有利于单分子裂化反应进行。上述两类反应均容易造成干气和焦炭产率的增加。另外，加氢循环油首先与热再生催化剂接触后，需要吸热气化、裂化、脱氢反应，这些物理和化学过程会造成热再生催化剂表面积炭和温度降低，再与高沸点原料接触后，会造成原料油气化不足，进而影响高沸点原料的转化。发明人同时发现，高沸点原料与加氢循环油混合后，并未破坏高沸点原料中沥青质分散情况，而且有利于降低混合原料粘度，改善原料雾化效果，原料油中形成的负氢离子可以转移给四氢萘类芳烃，减少了四氢萘类芳烃的环烷基直接通过单分子裂化途径获得正碳离子过程，从而减少了脱氢生焦和生成干气的反应。

基于上述意外发现，本发明提供一种催化裂化的方法，该方法包括：a、将催化裂化原料油与轻质油在原料罐中进行混合处理，得到混合原料油；其中，所述混合原料油80℃的粘度不高于所述催化裂化原料油80℃的粘度的92％；所述催化裂化原料油在80℃下的粘度不低于50毫米2/秒，所述轻质油在80℃下的粘度为0.5-40毫米2/秒；b、将所得混合原料油送入催化裂化反应器中与催化裂化催化剂接触并进行催化裂化反应，得到干气、液化气、汽油、轻循环油和油浆。

本发明的发明人通过刻苦的研究，出人意料地发现，催化裂化原料油粘度与喷嘴雾化雾滴直径具有很好的线性关系。如图2所示，Y(雾滴直径)＝AX(原料油粘度)+B，其中斜率A和常数B由喷嘴型式和压降决定。基于上述发现，本发明将高粘度的新鲜催化裂化原料油与低粘度的轻质油混合后可以明显降低混合原料粘度，改善喷嘴雾化效果，降低焦炭产率，所述混合原料油80℃的粘度优选不高于所述催化裂化原料油80℃的粘度的92％，进一步优选不高于85％，更优选不高于80％，更进一步优选不高于70％，最高可以不高于50％，本发明催化裂化原料油、混合原料油和轻质油80℃下的粘度采用“GB/T 11137-1989深色石油产品运动粘度测定法(逆流法)和动力粘度计算法”方法进行测定。本发明的方法可以改变传统主要靠提高原料油温度降低粘度的方法，克服原料油预热温度过高会造成原料油中胶质和沥青质析出结焦的缺点，从而具有低干气产率、低焦炭产率和高汽油产率的优点。

本发明中，根据需要控制最后混合原料油的粘度的大小，可以将催化裂化原料油以不同比例与轻质油混合，例如，所述催化裂化原料油与轻质油的混合重量比可以为(0.4-9)：1，优选为(0.7-3.5)：1，更优选为(1-3.3)：1。本领域技术人员根据实际生产情况，也可以采用其它混合比例进行混合。

本发明方法预先将催化裂化原料油与轻质油进行充分混合均匀，以降低混合原料油的粘度，而本发明发明人发现，若采用管线或在反应器的雾化喷嘴中将催化裂化原料油与轻质油混合，则时间过短且混合不够均匀，降低粘度的效果不好，无法达到显著提升催化裂化的反应效果，因此，本申请将催化裂化原料油与轻质油在原料罐中混合。原料罐是本领域技术人员所熟知的设备，例如也可以称为原料混合罐或者混合罐，其一般设置有搅拌设备，例如搅拌桨和搅拌电机等，以充分混合催化裂化原料油和轻质油。一般来说，将催化裂化原料油与轻质油在原料罐中混合后即可通过喷嘴送入反应器中进行催化裂化反应，进一步地，为了提高效果，所述混合处理的条件可以包括：在搅拌桨的搅拌下进行，搅拌速度可以为1-100转/分钟，优选为5-95转/分钟，更优选为10-90转/分钟，搅拌方式为连续搅拌。

根据本发明，催化裂化原料油的粘度越大，则采用本发明的方法效果越好。所述催化裂化原料油优选为重质原料，更优选为高粘度重质原料，可以为一次加工油，也可以为二次加工油，例如可以包括选自常压渣油、减压渣油、焦化瓦斯油、脱沥青油和加氢处理渣油中的至少一种，其余常用催化裂化原料油本发明方法也可以使用，本发明不再赘述。进一步地，所述催化裂化原料油在80℃下的粘度优选不低于50毫米2/秒，更优选不低于80毫米2/秒，更进一步优选不低于120毫米2/秒。

根据本发明，轻质油的作用一方面在于合理处理轻质油，另一方面在于降低催化裂化原料油的粘度，基于上述作用，轻质油的粘度应低于催化裂化原料油，例如所述轻质油在80℃下的粘度可以为0.5-40毫米2/秒，优选为1-25毫米2/秒，进一步优选为1.5-15毫米2/秒。所述轻质油可以包括选自汽油、柴油、轻循环油和加氢轻循环油中的至少一种，也可以为其它满足上述粘度要求的轻质油。

根据本发明，所述方法还可以包括：将步骤b中所得至少部分轻循环油进行第一加氢处理(可以使轻循环油中的至少部分芳烃转化为环烷烃)，所得加氢产物作为步骤a中所述轻质油与所述催化裂化原料油在原料罐中混合。轻循环油价值低，含有大量芳烃，例如单环芳烃、双环芳烃以及双环以上芳烃，加氢后能够使部分芳烃饱和，使加氢后的轻循环油富含环烷烃和/或富含单环芳烃，从而与催化裂化原料油充分混合后，催化裂化原料油裂化所生成的负氢离子可以有效传递给加氢后的轻循环油，避免加氢后的轻质油单独反应时生成非经典正碳离子造成的干气和焦炭产率增加，从而在降低干气和焦炭产率方面可以实现比二者单独反应更好的效果。在该步骤中，可以将来自催化裂化反应器外部的轻循环油与步骤b所得的轻循环油混合后一起进行第一加氢处理，以提高原料的来源。

根据本发明，第一加氢处理用于使轻循环油中的部分芳烃饱和，其所用反应器和反应条件是本领域技术人员所熟知的，例如，所述第一加氢处理的条件可以包括：温度为250-500℃，优选为300℃-450℃,氢分压为2-30兆帕，优选为6.0-20兆帕，体积空速为0.1-30小时-1，优选为0.2-5小时-1，所用反应器可以为固定床反应器。

根据本发明，所述方法还可以包括：将步骤b中所得的至少部分轻循环油和至少部分油浆混合后进行自然沉降和/或过滤处理，得到分离后馏分油；将所得分离后馏分油进行第二加氢处理(可以使分离后馏分油中的至少部分芳烃转化为环烷烃)，所得加氢产物作为步骤a中所述轻质油与所述催化裂化原料油在原料罐中混合。将轻循环油和油浆混合可以溶解油浆中催化剂颗粒表面的重质胶质，降低油浆粘度，使油浆容易过滤，提高过滤效率，延长过滤设备使用周期的长度，并提高油浆的利用率。将分离后馏分油进一步进行第二加氢处理可以使部分芳烃饱和，使与催化裂化原料油混合后进行催化裂化反应所产生的效果与前述轻循环油进行第一加氢处理后与催化裂化原料油混合后进行催化裂化反应产生的效果类似。该步骤中，也可以将来自催化裂化反应器外部的轻循环油和/或油浆一起进行第二加氢处理。

根据本发明，第二加氢处理与第一加氢处理的条件和反应器可以类似，例如，所述第二加氢处理的条件可以包括：温度为250-500℃，优选为300℃-450℃,氢分压为2-30兆帕，优选为6.0-20兆帕，体积空速为0.1-30小时-1，优选为0.2-5小时-1，反应器可以为固定床反应器。由于第二加氢处理的原料中有比轻循环油更加重质的油浆，所以其加氢深度可以比第一加氢处理的加氢深度更深。

根据本发明，轻循环油和油浆根据馏程进行切割，例如，所述轻循环油的馏程可以为190-400℃，优选为200-370℃，油浆的馏程可以为不小于300℃，优选为不小于350℃，一般不高于1000℃，本领域技术人员也可以根据具体反应器和产品分离系统进行切割点的调整，本发明不再赘述。

根据本发明，催化裂化反应是本领域技术人员所熟知的，本发明不再赘述，所述催化裂化反应的条件可以包括：温度400℃-750℃，重时空速0.1-100小时-1，反应压力0.10兆帕-1.0兆帕，催化剂与原料的重量比1-100，水蒸汽与原料的重量比0.02-1.0，优选地，温度500℃-700℃，重时空速0.5-50小时-1，反应压力0.2兆帕-0.8兆帕，催化剂与原料的重量比4-15，水蒸汽与原料的重量比0.03-0.4。

根据本发明，催化裂化反应器是本领域技术人员所熟知的，可以选自固定床反应器、移动床反应器、下行式输送线反应器、流化床反应器和提升管反应器中的至少一种，优选自流化床反应器、提升管反应器、移动床反应器、由提升管与流化床构成的复合反应器、由提升管与下行式输送线构成的复合反应器、由两个以上的提升管构成的复合反应器、由两个以上的流化床构成的复合反应器、由两个以上的下行式输送线构成的复合反应器、由两个以上的移动床构成的复合反应器，更优选为提升管反应器和/流化床反应器。其中所述的提升管反应器可以为选自等直径提升管、等线速提升管、各种变直径提升管中的一种或几种。

根据本发明，催化裂化催化剂是本领域技术人员所熟知的，例如所述催化裂化催化剂可以为质子酸催化剂和/或非质子酸催化剂，所述质子酸催化剂可以含有选自Y型分子筛、β分子筛和ZSM-5分子筛中的至少一种分子筛，催化裂化催化剂中还可以含有无机氧化物和粘土等组分以及磷和稀土等本领域技术人员所熟知的组分，本发明不再赘述。

下面结合附图对本发明所提供的方法进行进一步的说明，但并不因此限制本发明。

本发明方法的工艺流程如下：

轻循环油或分离后馏分油经管线11进入加氢装置10，得到加氢产物作为轻质油经管线12送入原料罐16，与来自管线17的新鲜催化裂化原料油混合，得到低粘度混合原料作为催化裂化装置原料。

预提升介质经管线1由提升管反应器2底部进入，来自管线9的再生催化剂在预提升介质的提升作用下沿提升管反应器2向上加速运动，低粘度的混合原料油经管线3与来自管线4的雾化蒸汽一起注入提升管反应器2，与提升管反应器已有的物流混合，原料在热的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动。生成的油气和失活的待生催化剂进入沉降器5中的旋风分离器，实现待生催化剂与油气的分离，油气经管线6进入后续分离系统13得到汽油、轻循环油和油浆等产物，轻循环油自管线14引出，油浆自管线15引出，催化剂细粉由料腿返回沉降器5汽提段进行蒸汽汽提，从待生催化剂中汽提出的油气经旋风分离器后进入后续分离系统13，汽提后的待生催化剂经斜管7进入再生器8烧去待生催化剂上的焦炭，使失活的待生催化剂再生，再生后的催化剂经斜管9进入提升管反应器循环使用。

下面的实施例将对本发明的方法予以进一步的说明，但并不因此限制本发明。

为了表述氢元素的利用率，采用单位氢元素获取目标产品的系数进行表征。

以目标产品汽油为例，以汽油产率/(新鲜原料氢元素质量分数+通过后续加氢补充进来的氢元素质量分数)作为目标产品汽油/氢系数。

本发明实施例和对比例中所用的催化裂化原料油(A、B、C)和混合原料油(D1、D2)性质如表1所示，轻质油及其加工中间产物的具体性质见表3-4。

实施例和对比例中加氢处理所采用的加氢保护剂、加氢脱金属剂、加氢精制剂和加氢改质剂的商品牌号分别为RG-10B、RDM-2、RN-32V和RIC-1，均由中国石化催化剂分公司长岭催化剂厂生产。

本发明实施例和对比例中所用的催化裂化催化剂商品牌号为CGP-1和ASC-4，由中国石化催化剂分公司所生产，具体性质和组成见表2。

本发明实施例和对比例中汽油与轻循环油的切割点为201℃(ASTMD86)，轻循环油与油浆的切割点为365℃(ASTM D1160)。

实施例1

本实施例说明采用本发明提供的方法，在中型催化裂化装置和中型的加氢装置进行，具体流程参考图1。

首先将轻循环油E送入中型的加氢装置10与加氢处理催化剂接触进行芳烃加氢饱和的加氢处理，得到加氢轻循环油F，加氢轻循环油F送入原料罐(高度为60厘米，体积75升)16，与作为催化裂化原料油的原料油A混合，原料油A与加氢轻循环油F按照重量比为3.84:1混合，混合条件为：搅拌速度为60转/分钟，连续搅拌。混合原料油C送入中型催化裂化装置进行反应，所用催化剂为CGP-1，具体操作条件和产物分布见表5。

实施例2

本实施例说明采用发明提供的方法进行催化裂化，在中型催化裂化装置和中型的加氢装置中进行，具体流程参考图1。

具体操作方式与实施例1基本相同，不同之处在于采用原料油B作为催化裂化原料油，采用自产轻循环油J进行加氢处理，得到加氢轻循环油L作为轻质油，所得混合原料油D1送入中型催化裂化装置进行反应，催化剂为ASC-4，具体操作条件和产物分布见表5。

实施例3

本实施例说明采用本发明提供的方法进行催化裂化，在中型催化裂化装置和中型的加氢装置进行，具体流程参考图1。

首先将轻循环油J和油浆K按照重量比1：1.29混合，送入过滤装置过滤获得分离后馏分油M，分离后馏分油M送入中型的加氢装置10与加氢处理催化剂接触进行芳烃加氢饱和的加氢处理，得到加氢分离后馏分油N，加氢分离后馏分油N作为轻质油送入原料罐16，与作为催化裂化原料油的新鲜原料油B混合，新鲜原料B与加氢馏分油N混合重量比为2.28:1，混合条件为：搅拌速度为60转/分钟，连续搅拌。混合原料油D2送入中型催化裂化装置进行反应，催化剂为ASC-4，具体操作条件和产物分布见表5。

对比例1

与实施例1采用相同的催化裂化原料油和相同催化剂，催化裂化轻循环油E经250℃切割为轻循环油轻馏分G和轻循环油中重馏分H，轻循环油中重馏分H进入加氢装置10进行加氢处理，得到的加氢中重馏分I。轻循环油轻馏分G、加氢中重馏分I、催化裂化原料油A依次从下到上注入提升管反应器中，轻循环油轻馏分G、加氢中重馏分I进入提升管的位置间距内的反应油气停留时间为0.2秒，加氢中重馏分I、催化裂化原料油A进入提升管的位置间距内的反应油气停留时间为0.2秒，催化裂化原料油与(轻循环油轻馏分G+加氢中重馏分I)重量比为3.84:1。具体操作条件和产物分布见表5。

从表5可以看出，与对比例1相比，实施例1汽油产率增加4.07百分点，增加幅度6.82％；干气产率降低0.64百分点，降低幅度15.17％；焦炭产率降低2.09百分点，降低幅度17.68％；总液收增加4.44百分点，增加幅度5.66％；汽油/氢系数增加0.23单位，增加幅度4.80％；总液收/氢系数增加0.23单位，增加幅度3.66％。

对比例2

具体操作方式与实施例1基本相同，不同之处在于催化裂化原料油B和加氢轻循环油F在原料罐中简单混合(无搅拌)，所得混合原料的粘度为722毫米2/秒。具体操作条件和产物分布见表5。

从表5可以看出，与对比例2相比，实施例1汽油产率增加2.75百分点，增加幅度4.51％；干气产率降低0.36百分点，降低幅度9.14％；焦炭产率降低1.16百分点，降低幅度10.65；总液收增加1.91百分点，增加幅度2.36％；汽油/氢系数增加0.21单位，增加幅度4.51％；总液收/氢系数增加0.15单位，增加幅度2.36％。

表1

原料油编号ABCD1D2-3)]]>929.8952.8924.1944.7941.4残炭值/重量％5.4513.24.311.19.3-1)]]>434253034321241784凝固点/℃-2042///2·s^-1)]]>82.1678465.6658.5546.3-1)]]>Fe5.0304.025.221.2Ni8.0446.336.932.1V11.20.68.90.50.4Na1.62.21.31.81.5Ca1.84.51.43.83.2元素质量组成/重量％H12.2211.8612.1811.9311.90S0.550.510.40.40.4N0.140.620.10.50.4烃族质量组成/重量％饱和烃54.124.3///芳烃34.935.2///胶质9.040.1///沥青质2.00.4///馏程/℃IBP275>440///5重量％358////10重量％396////30重量％482////FBP540////

表2

项目CGP-1ASC-4化学组成/重量％2O₃]]>52.753.02O]]>0.330.212]]>38.937.12O₅]]>0.4620.3523]]>0.1270.1732O]]>0.2690.3672]]>0.1740.164物理性质2·克^-1)]]>115922·克^-1)]]>48442·克^-1)]]>67482·克^-1)]]>0.1580.1482·克^-1)]]>0.0220.029筛分重量组成/％0～20微米000～40微米11.5510.20～80微米64.269.70～105微米84.286.30～149微米97.5598.5

表3

表4

表5

项目实施例1实施例2实施例3对比例1对比例2新鲜原料油编号ABBAA催化裂化单元反应温度，℃510510510510510反应压力，兆帕0.260.260.260.260.26剂油重量比6.05.55.56.06.0水蒸汽/原料重量比0.050.10.10.050.05催化剂牌号CGP-1ASC-4ASC-4CGP-1CGP-1加氢处理单元反应温度，℃340340340340340氢分压，兆帕10.010.010.010.010.0-1]]>1.11.11.11.11.1氢耗/重量％2.341.091.42.012.34产品分布/重量％干气3.584.043.864.223.94液化气16.7115.0519.7317.5317.03汽油63.7343.1362.9059.6660.98轻循环油3.042.204.931.253.57油浆3.8224.780.515.894.20焦炭9.7311.018.6811.8210.89合计*100.61100.21100.61100.37100.61总液收82.8860.1786.9578.4480.97汽油/氢系数4.973.575.044.744.75总液收/氢系数6.464.996.976.23 一种催化裂化的方法专利购买费用说明

Q：办理专利转让的流程及所需资料

A：专利权人变更需要办理著录项目变更手续，有代理机构的，变更手续应当由代理机构办理。

1：专利变更应当使用专利局统一制作的“著录项目变更申报书”提出。

2：按规定缴纳著录项目变更手续费。

3：同时提交相关证明文件原件。

4：专利权转移的，变更后的专利权人委托新专利代理机构的，应当提交变更后的全体专利申请人签字或者盖章的委托书。

Q:专利著录项目变更费用如何缴交

A：（1）直接到国家知识产权局受理大厅收费窗口缴纳,（2）通过代办处缴纳，（3）通过邮局或者银行汇款,更多缴纳方式

Q：专利转让变更，多久能出结果

A：著录项目变更请求书递交后，一般1-2个月左右就会收到通知，国家知识产权局会下达《转让手续合格通知书》。