阅读说明：本技术 一种低碳烯烃和芳烃的多产装置及方法 (High-yield device and method for low-carbon olefins and aromatic hydrocarbons ) 是由 孙世源 孟凡东 闫鸿飞 张亚西 武立宪 张瑞风 杨鑫 于 2020-07-15 设计创作，主要内容包括：本申请提供了一种低碳烯烃和芳烃的多产装置及方法,涉及石油炼制领域。多产装置包括两个提升管反应器、两个沉降器、两个分馏塔、汽油加氢脱硫装置、汽油切割蒸馏装置及芳烃抽提装置。第一提升管反应器、第一沉降器、第一分馏塔的催化汽油出口、第二提升管反应器的入料口、第二沉降器、第二分馏塔、第二分馏塔的催化汽油出口、汽油加氢脱硫装置、汽油切割蒸馏装置、汽油切割蒸馏装置的汽油重馏分出口与芳烃抽提装置依次连接。该多产装置结构简单,利用催化裂化-芳烃抽提组合工艺对劣质重油进行加工,在生产低碳烯烃和芳烃的同时,不产劣质的催化汽油和催化柴油,实现炼油装置向化工装置的转型,具有显著的经济和社会效益。(The application provides a device and a method for increasing yield of low-carbon olefins and aromatic hydrocarbons, and relates to the field of petroleum refining. The productive device comprises two riser reactors, two settlers, two fractionating towers, a gasoline hydrodesulfurization device, a gasoline cutting and distilling device and an aromatic hydrocarbon extraction device. The device comprises a first riser reactor, a first settler, a catalytic gasoline outlet of a first fractionating tower, a feeding port of a second riser reactor, a second settler, a second fractionating tower, a catalytic gasoline outlet of the second fractionating tower, a gasoline hydrodesulfurization device, a gasoline cutting and distilling device and a gasoline heavy fraction outlet of the gasoline cutting and distilling device, which are sequentially connected with an aromatic hydrocarbon extraction device. The multi-production device has a simple structure, processes the inferior heavy oil by utilizing a catalytic cracking-aromatic extraction combined process, does not produce inferior catalytic gasoline and catalytic diesel oil while producing low-carbon olefin and aromatic hydrocarbon, realizes transformation from an oil refining device to a chemical device, and has remarkable economic and social benefits.)

一种低碳烯烃和芳烃的多产装置及方法

技术领域

本发明涉及石油炼制领域，具体而言，涉及一种低碳烯烃和芳烃的多产装置及方法。

背景技术

目前，催化裂化装置生产了车用汽油的70％，车用柴油的30％。汽柴油消费量增速的放缓，将显著影响催化裂化装置的开工率及经济效益。催化裂化工艺急需进行技术升级，以适应新的市场形势。同时，低碳烯烃和轻芳烃作为基本的化工原料，仍有较大的市场缺口。催化裂化工艺生产低碳烯烃和轻芳烃是一条可行的技术升级路线。

现有的多产低碳烯烃或者多产轻芳烃的催化裂化工艺，仍有较高的催化汽油或者催化柴油产率，而且通常采用了较为苛刻的反应条件，导致所生产的催化汽油或催化柴油的质量更加恶劣，增大了调和车用燃料的难度，影响了工艺整体经济性。

有鉴于此，特提出本发明。

发明内容

本发明的目的包括提供一种低碳烯烃和芳烃的多产装置及方法，以克服上述技术问题。

本申请可以这样实现：

第一方面，本申请提供一种低碳烯烃和芳烃的多产装置，包括第一提升管反应器、第一沉降器、第一分馏塔、第二提升管反应器、第二沉降器、第二分馏塔、汽油加氢脱硫装置、汽油切割蒸馏装置以及芳烃抽提装置。

第一提升管反应器的出料口与第一沉降器的入料口连接，第一沉降器的出料口与第一分馏塔的入料口连接，第一分馏塔的催化汽油出口与第二提升管反应器的入料口连接，第二提升管反应器的出料口与第二沉降器的入料口连接，所述第二沉降器的出料口与第二分馏塔的入料口连接，第二分馏塔的催化汽油出口与汽油加氢脱硫装置的入料口连接，汽油加氢脱硫装置的出料口与汽油切割蒸馏装置的入料口连接，汽油切割蒸馏装置的汽油重馏分出口与芳烃抽提装置的入料口连接。

在可选的实施方式中，多产装置还包括柴油加氢装置，第一分馏塔的催化柴油出口与柴油加氢装置的入料口连接，柴油加氢装置的出料口与第二提升管反应器的入料口连接。

在可选的实施方式中，第二分馏塔的催化柴油出口与柴油加氢装置的入料口连接。

在可选的实施方式中，汽油切割蒸馏装置的汽油轻馏分出口与第二提升管反应器的入料口连接。

在可选的实施方式中，芳烃抽提装置的抽余油出口与第二提升管反应器的入料口连接。

第二方面，本申请提供一种低碳烯烃和芳烃的多产方法，包括以下步骤：

采用上述多产装置，将重油原料于第一提升管反应器中进行第一催化裂化反应，所得的第一反应流出物于第一沉降器中实现反应产物和待生催化剂的分离，分离后的反应产物于第一分馏塔中进行第一次分馏，分馏所得物包括第一催化汽油、第一催化柴油和第一液化气、第一干气和第一油浆。

第一次分馏得到的第一催化汽油于第二提升管反应器中进行第二催化裂化反应，所得的第二反应流出物于第二沉降器中实现反应产物和待生催化剂的分离，分离后的反应产物于第二分馏塔中进行第二次分馏，分馏所得物包括第二催化汽油、第二催化柴油、第二液化气、第二干气和第二油浆。

第二次分馏得到的第二催化汽油于的汽油加氢脱硫装置中加氢脱硫，所得的加氢脱硫汽油于汽油切割蒸馏装置中进行切割蒸馏，所得的汽油重馏分于芳烃抽提装置中进行抽提。

在可选的实施方式中，当多产装置还包括柴油加氢装置时，第一次分馏得到的第一催化柴油于柴油加氢装置中进行加氢精制，随后于第二提升管反应器中进行催化裂化反应。

在可选的实施方式中，第二次分馏得到的第二催化柴油于柴油加氢装置中进行加氢精制，随后于第二提升管反应器中进行催化裂化反应。

在可选的实施方式中，经汽油切割蒸馏装置蒸馏所得的汽油轻馏分于第二提升管反应器中进行催化裂化反应。

在可选的实施方式中，经芳烃抽提装置抽提得到的余油于第二提升管反应器中进行催化裂化反应。

在可选的实施方式中，重油原料的氢含量为9.5-15wt％，残炭含量不大于8wt％。

在可选的实施方式中，第一催化裂化反应中催化剂与重油原料的质量比为3-14：1，优选为4-10：1，更优为5-9：1。

在可选的实施方式中，第一催化裂化反应的反应温度为440-650℃，优选为460-550℃，更优为480-530℃。

在可选的实施方式中，第一催化裂化反应的表压为0.1-0.4MPa，优选为0.12-0.38MPa，更优为0.15-0.35MPa。

在可选的实施方式中，第一催化裂化反应的时间为2-5s，优选为2.2-4.5s，更优为2.5-4s。

在可选的实施方式中，第一催化裂化反应过程中雾化水蒸气占进料量的1-4wt％，优选为1.2-3.5wg％，更优为1.5-3wt％。

在可选的实施方式中，第二催化裂化反应中催化剂与催化汽油的质量比为3-14：1，优选为4-13：1，更优为5-12：1。

在可选的实施方式中，第二催化裂化反应的反应温度为440-650℃，优选优为480-600℃，更优为500-580℃。

在可选的实施方式中，第二催化裂化反应的表压为0.1-0.4MPa，优选为0.12-0.38MPa，更优为0.15-0.35MPa。

在可选的实施方式中，第二催化裂化反应的时间为2-5s，优选为2.2-4.5s，更优为2.5-4s。

在可选的实施方式中，第二催化裂化反应过程中雾化水蒸气占进料量的0.5-4wt％，优选为0.8-3.5wg％，更优为1-3wt％。

在可选的实施方式中，加氢精制的反应温度为320-390℃，氢分压为5-10MPa，体积空速为0.5-4.5h^-1，氢与油的体积比为300-800：1。

在可选的实施方式中，催化柴油在加氢精制后于第二提升管反应器中进行催化裂化反应的温度为440-650℃，优选为480-600℃，更优为500-580℃。

在可选的实施方式中，催化柴油在加氢精制后于第二提升管反应器中进行催化裂化反应的催化剂与催化柴油的质量比为3-14：1，优选为4-13：1，更优为5-12：1。

在可选的实施方式中，催化柴油在加氢精制后于第二提升管反应器中进行催化裂化反应的表压为0.1-0.4MPa，优选为0.12-0.38MPa，更优为0.15-0.35MPa。

在可选的实施方式中，催化柴油在加氢精制后于第二提升管反应器中进行催化裂化反应的时间为2-5s，优选为2.2-4.5s，更优为2.5-4s。

在可选的实施方式中，催化柴油在加氢精制后于第二提升管反应器中进行催化裂化反应的雾化水蒸气占进料量的0.5-4wt％，优选为0.8-3.5wt％，更优为1-3wt％。

在可选的实施方式中，汽油加氢脱硫装置中加氢脱硫的反应温度为400-450℃，氢与油的质量比为1-2：1，体积空速为3-5h^-1。

在可选的实施方式中，加氢脱硫过程所用催化剂包括镍钼双金属催化剂。

在可选的实施方式中，镍钼双金属催化剂的组成包括5.5-6.5wt％镍和3.0-4.0wt％钼，余量为载体。优选地，载体包括三氧化二铝。

在可选的实施方式中，汽油切割蒸馏装置中切割蒸馏的温度为80-120℃。

在可选的实施方式中，芳烃抽提装置中所用的抽提溶剂包括N-甲基吡咯烷酮或环丁砜。

在可选的实施方式中，抽提溶剂与汽油重馏分的质量比为0.5-4：1。

在可选的实施方式中，芳烃抽提装置为抽提塔，抽提塔的塔顶温度为40-100℃，塔底温度为30-90℃，压力为0.1-2MPa。

本申请的有益效果包括：

本申请中的低碳烯烃和芳烃的多产装置结构简单，通过将双提升管反应器、双沉降器、双分馏塔、汽油加氢脱硫装置、汽油切割蒸馏装置以及芳烃抽提装置配合，利用催化裂化-芳烃抽提组合工艺对劣质重油进行加工，在生产低碳烯烃和芳烃的同时，不产劣质的催化汽油和催化柴油，实现炼油装置向化工装置的转型，具有显著的经济和社会效益配合。

附图说明

为了更清楚地说明本发明实施例的技术方案，下面将对实施例中所需要使用的附图作简单地介绍，应当理解，以下附图仅示出了本发明的某些实施例，因此不应被看作是对范围的限定，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他相关的附图。

图1为本申请提供的低碳烯烃和芳烃的多产装置的结构示意图。

图标：1-重油原料；2-第一提升管反应器；3-第一沉降器；4-第一反应流出物；5-第一分馏塔；6-第一干气；7-第一催化汽油；8-第一催化柴油；9-第一油浆；10-柴油加氢装置；11-加氢催化柴油；12-第二提升管反应器；13-第二沉降器；14-第二反应流出物；15-第二分馏塔；16-第二干气；17-第二催化汽油；18-第二催化柴油；19-第二油浆；20-汽油加氢脱硫装置；21-加氢脱硫汽油；22-汽油切割蒸馏装置；23-汽油轻馏分；24-汽油重馏分；25-芳烃抽提装置；26-抽余油；27-抽出油。

具体实施方式

为使本发明实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。通常在此处附图中描述和示出的本发明实施例的组件可以以各种不同的配置来布置和设计。

因此，以下对在附图中提供的本发明的实施例的详细描述并非旨在限制要求保护的本发明的范围，而是仅仅表示本发明的选定实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有作出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。

应注意到：相似的标号和字母在下面的附图中表示类似项，因此，一旦某一项在一个附图中被定义，则在随后的附图中不需要对其进行进一步定义和解释。

在本发明的描述中，需要说明的是，若出现术语“上”、“下”、“内”、“外”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，或者是该发明产品使用时惯常摆放的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。

此外，若出现术语“第一”、“第二”等仅用于区分描述，而不能理解为指示或暗示相对重要性。

需要说明的是，在不冲突的情况下，本发明的实施例中的特征可以相互结合。

下面对本申请提供的低碳烯烃和芳烃的多产装置及方法进行具体说明。

如图1所示，本申请提出一种低碳烯烃和芳烃的多产装置，其包括第一提升管反应器2、第一沉降器3、第一分馏塔5、第二提升管反应器12、第二沉降器13、第二分馏塔15、汽油加氢脱硫装置20、汽油切割蒸馏装置22以及芳烃抽提装置25。

第一提升管反应器的出料口与第一沉降器3的入料口连接，第一沉降器3的出料口与第一分馏塔5的入料口连接，第一分馏塔5的催化汽油出口与第二提升管反应器12的入料口连接，第二提升管反应器12的出料口与第二沉降器13的入料口连接，第二沉降器13的出料口与第二分馏塔15的入料口连接，第二分馏塔15的催化汽油出口与汽油加氢脱硫装置20的入料口连接，汽油加氢脱硫装置20的出料口与汽油切割蒸馏装置22的入料口连接，汽油切割蒸馏装置22的汽油重馏分24出口与芳烃抽提装置25的入料口连接。

在可选的实施方式中，多产装置还包括柴油加氢装置10，第一分馏塔5的催化柴油出口与柴油加氢装置10的入料口连接，柴油加氢装置10的出料口与第二提升管反应器12的入料口连接。

在可选的实施方式中，第二分馏塔15的催化柴油出口与柴油加氢装置10的入料口连接。

在可选的实施方式中，汽油切割蒸馏装置22的汽油轻馏分23出口与第二提升管反应器12的入料口连接。

在可选的实施方式中，芳烃抽提装置25的抽余油26出口与第二提升管反应器12的入料口连接。

采用上述多产装置进行低碳烯烃和芳烃的多产方法，包括以下步骤：

将重油原料1于第一提升管反应器2中进行第一催化裂化反应，所得的第一反应流出物4于第一沉降器3中实现反应产物和待生催化剂的分离，分离后的反应产物于第一分馏塔5中进行第一次分馏，分馏所得物包括第一催化汽油7、第一催化柴油8和第一液化气、第一干气6和第一油浆9。第一沉降器3中分离所得的待生催化剂可进入外部再生器(图未示)进行再生。

第一次分馏得到的汽油馏分(第一催化汽油7)于第二提升管反应器12中进行第二催化裂化反应，所得的第二反应流出物14于第二沉降器13中实现反应产物和待生催化剂的分离，分离后的反应产物于第二分馏塔15中进行第二次分馏，分馏所得物包括第二催化汽油17、第二催化柴油18、第二液化气、第二干气16和第二油浆19。同理地，第二沉降器13中分离所得的待生催化剂也可进入外部再生器(图未示)进行再生。

第二次分馏得到的汽油馏分(第二催化汽油17)于的汽油加氢脱硫装置20中加氢脱硫，以脱去汽油中的硫，并饱和一部分炔烃。加氢后所得的加氢脱硫汽油21于汽油切割蒸馏装置22中进行切割蒸馏，分离出轻馏分和重馏分。其中，所得的汽油重馏分24于芳烃抽提装置25中进行芳烃抽提，抽出BTX等轻芳烃作为产品出芳烃抽提装置25。

在可选的实施方式中，当多产装置还包括柴油加氢装置10时，第一次分馏得到的柴油馏分(第一催化柴油8)于柴油加氢装置10中进行加氢精制，随后于第二提升管反应器12中进行催化裂化反应。

在可选的实施方式中，第二次分馏得到的柴油馏分(第二催化柴油18)于柴油加氢装置10中进行加氢精制，随后于第二提升管反应器12中进行催化裂化反应。

较佳地，第二次分馏得到的柴油馏分(第二催化柴油18)与第一次分馏得到的柴油馏分(第一催化柴油8)混合后，再于柴油加氢装置10中进行加氢精制，随后再于第二提升管反应器12中进行催化裂化反应。

在可选的实施方式中，经汽油切割蒸馏装置22蒸馏所得的汽油轻馏分23于第二提升管反应器12中进行催化裂化反应。

较佳地，经汽油切割蒸馏装置22蒸馏所得的汽油轻馏分23与第一分馏塔5分离出的汽油馏分(第一催化汽油7)混合后，一起进入第二提升管反应器12进行催化裂化反应。

在可选的实施方式中，经芳烃抽提装置25抽提得到的余油于第二提升管反应器12中进行催化裂化反应。

较佳地，经芳烃抽提装置25抽提得到的余油与第一分馏塔5分离得到的汽油馏分(第一催化汽油7)混合后，一起进入第二提升管反应器12进行催化裂化反应。

在可选的实施方式中，重油原料1的氢含量可以为9.5-15wt％，如9.5wt％、10wt％、12wt％或15wt％等，残炭含量不大于8wt％，如8wt％、5wt％或3wt％等。

在可选的实施方式中，第一催化裂化反应中催化剂与重油原料1的质量比可以为3-14：1，优选为4-10：1，更优为5-9：1，如5：1、6：1、7：1、8：1或9：1等。超出上述条件容易导致产品分布恶化，非理想产品收率增大，而且会增大装置操作难度。

在可选的实施方式中，第一催化裂化反应的反应温度为440-650℃，优选为460-550℃，更优为480-530℃，如480℃、490℃、500℃、510℃、520℃或530℃等。

在可选的实施方式中，第一催化裂化反应的表压为0.1-0.4MPa，优选为0.12-0.38MPa，更优为0.15-0.35MPa，如0.15MPa、0.2MPa、0.25MPa、0.3MPa或0.35MPa等。

在可选的实施方式中，第一催化裂化反应的时间为2-5s，优选为2.2-4.5s，更优为2.5-4s，如2.5s、3s、3.5s或4s等。

在可选的实施方式中，第一催化裂化反应过程中雾化水蒸气占进料量的1-4wt％，优选为1.2-3.5wg％，更优为1.5-3wt％，如1.5wt％、2wt％、2.5wt％或3wt％等。

第一催化裂化过程中所用的催化剂可为常规催化裂化催化剂。

在可选的实施方式中，第二催化裂化反应中催化剂与催化汽油的质量比为3-14：1，优选为4-13：1，更优为5-12：1，如5：1、6：1、7：1、8：1、9：1、10：1、11：1或12：1等。

在可选的实施方式中，第二催化裂化反应的反应温度为440-650℃，优选优为480-600℃，更优为500-580℃，如500℃、520℃、550℃、560℃或580℃等。

在可选的实施方式中，第二催化裂化反应的表压为0.1-0.4MPa，优选为0.12-0.38MPa，更优为0.15-0.35MPa，如0.15MPa、0.2MPa、0.25MPa、0.3MPa或0.35MPa等。

在可选的实施方式中，第二催化裂化反应的时间为2-5s，优选为2.2-4.5s，更优为2.5-4s，如2.5s、3s、3.5s或4s等。

在可选的实施方式中，第二催化裂化反应过程中雾化水蒸气占进料量的0.5-4wt％，优选为0.8-3.5wg％，更优为1-3wt％，如1wt％、1.5wt％、2wt％、2.5wt％或3wt％等。

第二催化裂化过程中所用的催化剂也可为常规催化裂化催化剂。

本申请中催化柴油在催化裂化反应前进行加氢精制，可使柴油中的双环以上芳烃转化为饱和烃或者单环芳烃。加氢精制过程中所用的催化剂可选用常规加氢精制催化剂。

在可选的实施方式中，加氢精制的反应温度为320-390℃，氢分压为5-10MPa，体积空速为0.5-4.5h^-1，氢与油的体积比为300-800：1，如300：1、400：1、500：1、600：1、700：1或800：1等。

在可选的实施方式中，催化柴油在加氢精制后于第二提升管反应器12中进行催化裂化反应的温度为440-650℃，优选为480-600℃，更优为500-580℃，如500℃、520℃、550℃、560℃或580℃等。

在可选的实施方式中，催化柴油在加氢精制后于第二提升管反应器12中进行催化裂化反应的催化剂与催化柴油的质量比为3-14：1，优选为4-13：1，更优为5-12：1，如5：1、6：1、7：1、8：1、9：1、10：1、11：1或12：1等。

在可选的实施方式中，催化柴油在加氢精制后于第二提升管反应器12中进行催化裂化反应的表压为0.1-0.4MPa，优选为0.12-0.38MPa，更优为0.15-0.35MPa，如0.15MPa、0.2MPa、0.25MPa、0.3MPa或0.35MPa等。

在可选的实施方式中，催化柴油在加氢精制后于第二提升管反应器12中进行催化裂化反应的时间为2-5s，优选为2.2-4.5s，更优为2.5-4s，如2.5s、3s、3.5s或4s等。

在可选的实施方式中，催化柴油在加氢精制后于第二提升管反应器12中进行催化裂化反应的雾化水蒸气占进料量的0.5-4wt％，优选为0.8-3.5wt％，更优为1-3wt％，如1wt％、1.5wt％、2wt％、2.5wt％或3wt％等。

在可选的实施方式中，汽油加氢脱硫装置20中加氢脱硫的反应温度可以为400-450℃，如400℃、420℃或450℃等，氢与油的质量比可以为1-2：1，如1:1、1.5:1或2:1等，体积空速可以为3-5h^-1，如3h^-1、4h^-1或5h^-1等。

在可选的实施方式中，加氢脱硫过程所用催化剂包括镍钼双金属催化剂。钼作为活性中心，就有较强的脱硫活性，镍作为助剂，可提升催化剂稳定性。相对于单金属催化剂，双金属催化剂具有更高的活性和稳定性。在可选的实施方式中，镍钼双金属催化剂的组成可包括5.5-6.5wt％(优选6wt％)镍和3.0-4.0wt％(优选3.5wt％)钼，余量为载体。其中，载体可包括三氧化二铝，此外，也可包括二氧化硅、活性炭、硅酸铅、活性白土或分子筛等。

在可选的实施方式中，汽油切割蒸馏装置22中切割蒸馏的温度为80-120℃，如80℃、100℃或120℃等。

在可选的实施方式中，芳烃抽提装置25中所用的抽提溶剂包括N-甲基吡咯烷酮或环丁砜。

在可选的实施方式中，抽提溶剂与汽油重馏分24的质量比为0.5-4：1，如0.5：1、1：1、2：1、3：1或4：1等。

在可选的实施方式中，芳烃抽提装置25为抽提塔，抽提塔的塔顶温度可以为40-100℃，如40℃、50℃、60℃、80℃或100℃等。塔底温度可以为30-90℃，如30℃、50℃、70℃或90℃等。压力可以为0.1-2.0MPa，如0.1MPa、0.5MPa、1MPa、1.5MPa或2MPa等。

承上，本申请利用催化裂化-芳烃抽提组合工艺对劣质重油进行加工，在生产低碳烯烃和芳烃的同时，不产劣质的催化汽油和催化柴油，实现炼油装置向化工装置的转型，具有显著的经济和社会效益。

实施例1

参照图1，本实施例提供一种低碳烯烃和芳烃的多产装置，其包括第一提升管反应器2、第一沉降器3、第一分馏塔5、第二提升管反应器12、第二沉降器13、第二分馏塔15、汽油加氢脱硫装置20、汽油切割蒸馏装置22以及芳烃抽提装置25。

第一提升管反应器的出料口与第一沉降器3的入料口连接，第一沉降器3的出料口与第一分馏塔5的入料口连接，第一分馏塔5的催化汽油出口与第二提升管反应器12的入料口连接，第二提升管反应器12的出料口与第二沉降器13的入料口连接，第二沉降器13的出料口与第二分馏塔15的入料口连接，第二分馏塔15的催化汽油出口与汽油加氢脱硫装置20的入料口连接，汽油加氢脱硫装置20的出料口与汽油切割蒸馏装置22的入料口连接，汽油切割蒸馏装置22的汽油重馏分24出口与芳烃抽提装置25的入料口连接。

该多产装置还包括柴油加氢装置10，第一分馏塔5的催化柴油出口与柴油加氢装置10的入料口连接，柴油加氢装置10的出料口与第二提升管反应器12的入料口连接。第二分馏塔15的催化柴油出口与柴油加氢装置10的入料口连接。

汽油切割蒸馏装置22的汽油轻馏分23出口与第二提升管反应器12的入料口连接。芳烃抽提装置25的抽余油26出口与第二提升管反应器12的入料口连接。

实施例2

本实例的工艺流程详细描述如下：常规催化裂化原料(重油原料1)进入第一提升管反应器2底部进行催化裂化反应，第一反应流出物4进入第一沉降器3中实现反应产物和待生催化剂的分离，分离后的反应产物进入第一分馏塔5进行分馏。第一分馏塔5分离出第一干气6、第一油浆9去下游系统，分离出第一催化汽油7去第二提升管反应器12底部在较高的反应温度下进行催化裂化反应，第二反应流出物14进入第二分馏塔15进行分馏。

第二分馏塔15分离出第二干气16、第二油浆19去下游系统，分离出第二催化汽油17去汽油加氢脱硫装置20加氢脱硫后，反应流出物进入第二沉降器13中实现反应产物和待生催化剂的分离，分离后的反应产物进入汽油切割蒸馏装置22，分离出汽油轻馏分23与第一催化汽油7混合后去第二提升管反应器12底部进行催化裂化反应，分离出汽油重馏分24去芳烃抽提装置25，抽余油26与第一催化汽油7混合后去第二提升管反应器12底部进行催化裂化反应，抽出油27去下游芳烃分离系统。

第二分馏塔15分离出第二催化柴油18与第一分馏塔5分离出的第一催化柴油8混合后，去柴油加氢装置10加氢饱和，加氢催化柴油11可与第一催化汽油7混合后进入第二提升管反应器12底部进行催化裂化反应，也可在第二提升管反应器12的催化汽油入口下方合适位置进入第二提升管反应器12底部，在更高的反应温度下进行催化裂化反应。

重油原料1性质见表1，主要操作条件见表2，全工艺产品分布见表3。

对比例1

采用常规高低并列式的重油催化裂化工艺。主要装置包括单提升管反应器、单沉降器、单分馏塔。重油原料1性质见表1，主要操作条件见表2，全工艺产品分布见表3。

表1原料性质

表2主要操作条件对比

表3产品分布

通过对比实施例1和比较例1可以看出，采用本发明的催化裂化-芳烃抽提组合工艺，与常规工艺相比，液化气产率提高32个百分点左右，不产汽柴油等燃料油，C9以下轻芳烃达到31％左右。本申请所提供的方案能在低成本下生产低碳烯烃和芳烃等化工产品，不产汽柴油等燃料油。

综上，本申请中的低碳烯烃和芳烃的多产装置结构简单，通过将双提升管反应器、双沉降器、双分馏塔、汽油加氢脱硫装置20、汽油切割蒸馏装置22以及芳烃抽提装置25配合，利用催化裂化-芳烃抽提组合工艺对劣质重油进行加工，在生产低碳烯烃和芳烃的同时，不产劣质的催化汽油和催化柴油，实现炼油装置向化工装置的转型，具有显著的经济和社会效益配合。

以上，仅为本发明的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，任何熟悉本技术领域的技术人员在本发明揭露的技术范围内，可轻易想到的变化或替换，都应涵盖在本发明的保护范围之内。因此，本发明的保护范围应以权利要求的保护范围为准。