催化转化重质石油烃原料的方法和装置
阅读说明：本技术 催化转化重质石油烃原料的方法和装置 (Process and apparatus for catalytic conversion of heavy petroleum hydrocarbon feedstocks ) 是由 成晓洁 谢朝钢 朱根权 杨超 沙有鑫 于 2019-10-31 设计创作，主要内容包括：本发明涉及烃油加工领域,公开了催化转化重质石油烃原料的方法和装置,该方法包括：(1)原料I与催化剂I在第一反应器中接触；(2)将第一反应器中的物流引入第三反应器中,以与由第二反应器进入的含有催化剂II的物流进行第三催化裂化反应；(3)将反应后所得物流在沉降器中进行分离；(4)将待生催化剂引入至再生器中进行再生,并将再生催化剂分为催化剂I和催化剂II进行循环,且作为催化剂II进行循环的待生催化剂在由再生器中引出后,经过或者不经过换热后再引入至第二反应器中。本发明提供的方法能够实现产品结构的灵活调变,工艺灵活度高。(The invention relates to the field of hydrocarbon oil processing, and discloses a method and a device for catalytic conversion of a heavy petroleum hydrocarbon raw material, wherein the method comprises the following steps: (1) contacting a raw material I with a catalyst I in a first reactor; (2) introducing the stream in the first reactor into a third reactor to perform a third catalytic cracking reaction with the stream containing the catalyst II entering from the second reactor; (3) separating the material flow obtained after the reaction in a settler; (4) introducing the spent catalyst into a regenerator for regeneration, dividing the regenerated catalyst into a catalyst I and a catalyst II for circulation, and introducing the spent catalyst which is used as the catalyst II for circulation into a second reactor after being led out from the regenerator or after not undergoing heat exchange. The method provided by the invention can realize flexible modulation of the product structure and has high process flexibility.)
技术领域
本发明涉及烃油加工领域，具体涉及一种催化转化重质石油烃原料的方法和一种催化转化重质石油烃原料的装置。
背景技术
低碳烯烃是重要的化工原料，目前，世界范围内生产乙烯和丙烯的主导技术是蒸汽裂解，约有95％以上的乙烯和60％以上的丙烯通过该技术得到。
从全世界范围来看，以石脑油为裂解原料的占48％，乙烷占33％，丙烷占8％，丁烷占5％左右，油气占4％，其他约占2％。在蒸汽裂解过程中，由于没有催化剂的存在，烃类的裂解需要较为苛刻的操作条件，使得生产和装置建设成本较高，且原油日渐重质化，轻烃原料缺乏日益严重，发展以重油为原料生产低碳烯烃的技术路线从而成为生产低碳烯烃的不二选择。
因此，以催化裂解为代表的以重油为原料生产低碳烯烃的技术路线发展迅速且广受欢迎。
CN1031834A、US4980053A和CN1102431A等技术对催化裂解工艺进行了详细介绍。该催化裂解工艺采用提升管或下行式输送线反应器与流化床或移动床反应器串联的反应器型式，使用含具有MFI结构的沸石如ZSM-5和ZRP等、含稀土五元环高硅沸石、含稀土和磷的五元环高硅沸石等的固体酸催化剂。其最佳反应条件为：反应温度500～600℃、反应时间1～6s、剂油比6～15:1。丙烯和丁烯产率共计35重％左右，汽油产率约25重％左右。
基于我国的国情，在未来相当长的时期内，汽油仍将是主要的交通燃料，是催化裂化装置的主要产品。随着环境对汽油产品的质量要求日益严格，汽油质量标准不断升级，我国更是在十余年内走完了发达国家五十多年的发展道路，根据国六汽油标准，汽油组分中的烯烃含量在15重％以下，硫含量在10ppm以下。
随着市场行情的不断变化，炼油生产企业在不同时期对产品分布的要求也随之而变，新建装置困难重重且投资巨大，如能根据市场需求的变化，灵活调整重油催化转化装置的加工模式，以适应不同目标产品的生产将具有重大的经济意义。
发明内容
本发明的目的是为了在多产低碳烯烃模式与多产汽油模式间实现灵活切换。
为了实现上述目的，本发明的第一方面提供一种催化转化重质石油烃原料的方法，该方法在含有第一反应器、第二反应器、第三反应器、沉降器和再生器的装置中进行，该方法包括：
(1)将重质石油烃原料I与再生催化裂化催化剂I在所述第一反应器中接触以进行第一催化裂化反应；
(2)将所述第一反应器中的物流引入与所述第一反应器出口保持连通的所述第三反应器中，以与由所述第二反应器进入所述第三反应器中的含有再生催化裂化催化剂II的物流进行第三催化裂化反应；
(3)将所述第三催化裂化反应后所得物流在所述沉降器中进行分离，以得到反应油气和待生催化剂；
(4)将所述待生催化剂引入至所述再生器中进行再生以获得再生催化剂，并将所述再生催化剂中的至少部分作为所述再生催化裂化催化剂I和所述再生催化裂化催化剂II进行循环，
其中，所述第二反应器为输送管或进行催化裂化反应的反应器；且作为所述再生催化裂化催化剂II进行循环的所述待生催化剂在由所述再生器中引出后，经过或者不经过换热后再引入至所述第二反应器中。
本发明的第二方面提供一种催化转化重质石油烃原料的装置，该装置中含有第一反应器、第二反应器、第三反应器、沉降器、气固分离器、汽提器和再生器，
所述第一反应器与所述第三反应器、其中含有所述气固分离器的所述沉降器、所述汽提器同轴并保持连通；
所述沉降器位于所述第三反应器的上方；所述汽提器位于所述第三反应器的下方；所述第一反应器的一端开口位于所述第三反应器中；
所述第二反应器位于所述汽提器的外部，该第二反应器的一端穿过所述沉降器的外壁伸入所述沉降器的内部，且该第二反应器的至少一个开口位于所述第三反应器的上部；
所述汽提器与所述再生器通过管线保持连通，且所述再生器还通过管线分别与所述第一反应器和第二反应器保持连通；连通所述再生器与所述第二反应器的管线上设置或者外接有换热设备。
本发明提供的方法能够实现产品结构的灵活调变，工艺灵活度高。
与现有的烃类催化转化方法相比，本发明提供的烃类催化转化方法，操作灵活性高，可根据市场情况灵活改变操作模式，实现多产低碳烯烃和多产汽油等不同的生产目的，且能达到现有技术水平。
本发明提供的装置，结构简单，改造成本低，工艺灵活度高，催化剂利用效率高，而且能耗降低，相应地环境负荷也较低。
附图说明
图1为本发明的一种优选的
具体实施方式
的催化转化重质石油烃原料的装置结构示意图；
图2是为本发明的另一种优选的具体实施方式的催化转化重质石油烃原料的装置结构示意图。
附图标记说明
1、第一反应器
2、第二反应器
3、第三反应器
4、沉降器
41、气固分离器
5、汽提器
6、再生器
7、换热设备
12、第一再生斜管
22、第二再生斜管
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。
本发明上下文中，除非有特殊的说明，术语“低碳烯烃”均指C2～C4烯烃、“汽油”均指C5～C12组分。
如前所述，本发明的第一方面提供了一种催化转化重质石油烃原料的方法，该方法在含有第一反应器、第二反应器、第三反应器、沉降器和再生器的装置中进行，该方法包括：
(1)将重质石油烃原料I与再生催化裂化催化剂I在所述第一反应器中接触以进行第一催化裂化反应；
(2)将所述第一反应器中的物流引入与所述第一反应器出口保持连通的所述第三反应器中，以与由所述第二反应器进入所述第三反应器中的含有再生催化裂化催化剂II的物流进行第三催化裂化反应；
(3)将所述第三催化裂化反应后所得物流在所述沉降器中进行分离，以得到反应油气和待生催化剂；
(4)将所述待生催化剂引入至所述再生器中进行再生以获得再生催化剂，并将所述再生催化剂中的至少部分作为所述再生催化裂化催化剂I和所述再生催化裂化催化剂II进行循环，
其中，所述第二反应器为输送管或进行催化裂化反应的反应器；且作为所述再生催化裂化催化剂II进行循环的所述待生催化剂在由所述再生器中引出后，经过或者不经过换热后再引入至所述第二反应器中。
根据一种优选的具体实施方式，该方法为催化所述重质石油烃原料多产低碳烯烃的方法，所述第二反应器为进行催化裂化反应的反应器。
在前述优选的具体实施方式中，优选该方法还包括：轻质石油烃原料I与所述再生催化裂化催化剂II在所述第二反应器中进行第二催化裂化反应。
根据另一种优选的具体实施方式，该方法为催化所述重质石油烃原料多产低碳烯烃的方法，所述第二反应器为输送管。
更优选情况下，该方法为催化所述重质石油烃原料多产低碳烯烃的方法，所述第一反应器的反应温度为480-620℃，所述第三反应器的反应温度为500-650℃。
优选地，该方法为催化所述重质石油烃原料多产低碳烯烃的方法，所述第二反应器(或输送器)的出口温度为550～750℃。更优选地，当所述第二反应器中进行第二催化裂化反应时，所述第二反应器的反应温度随轻质石油烃原料I的裂解性能的不同而在500-680℃范围内调变，剂油比范围为5-30:1。更优选所述第二催化裂化反应的条件包括：反应温度为580-660℃，剂油比为10-25:1。优选情况下，在第二反应器的不同位置注入气体，能够起到使催化剂流化、调节剂油混合物线速及降低烃分压的作用，所述气体包括但不限于水蒸气、催化裂化干气、氢气、C1-C4烃类及上述含氧两种或两种以上组分的混合气体。所述气体的注入量与轻质石油烃原料I的用量之比为0.1-1：1。根据一种优选的具体实施方式，该方法为催化所述重质石油烃原料多产汽油的方法，所述第二反应器为输送管。
优选情况下，该方法为催化所述重质石油烃原料多产汽油的方法，所述第一反应器的反应温度为480-560℃，第二反应器的出口的温度为400-540℃，第三反应器的反应温度为450-550℃。
根据本发明所述的方法，优选情况下，所述第一反应器中的操作条件包括：剂油比(引入第一反应器的再生催化裂化催化剂I与重质石油烃原料I的重量比)为4-20：1；水油比(水蒸气与重质石油烃原料I的重量比)为0.1-0.5:1；反应时间为0.1-5s，更优选为1-5s，反应区的绝压(一般为沉降器顶压力)为0.15～0.50MPa，优选为0.20-0.37MPa。
根据本发明所述的方法，优选情况下，所述第二反应器中的操作条件包括：第二反应器的催化剂与第一反应器中的催化剂的重量比为0.1-1：1。
根据本发明所述的方法，优选情况下，所述第一反应器中的操作条件包括：重时空速为0.2-30h-1，更优选为0.5-20h-1。
所述第一反应器可以是提升管反应器、下行式输送线反应器或由多个上述反应器经过串联和/或并联组成的复合反应器，所述的反应器可以根据需要分成两个或两个以上的反应区。所述第一反应器优选为提升管反应器，所述提升管反应器为等直径提升管反应器、等线速提升管反应器和变直径提升管反应器中的一种或几种。
所述第二反应器可以是提升管反应器、下行式输送线反应器或由多个上述反应器经过串联和/或并联组成的复合反应器，优选为提升管反应器。当采取多产低碳烯烃操作模式时，可以有轻质石油烃原料I进入第二反应器内发生催化反应。当采取多产汽油操作模式时，所述第二反应器仅起到催化剂输送器的作用。
所述第三反应器优选为流化床反应器，可以是一个或者是多个并联或串联的流化床反应器；所述流化床反应器选自固定流化床反应器、散式流化床反应器、鼓泡床反应器、湍动床反应器、快速床反应器、输送床反应器和密相流化床反应器中的一种或几种。
特别优选情况下，所述第一反应器和所述第二反应器为提升管反应器，所述第三反应器为流化床反应器。
根据一种优选的具体实施方式，该方法为催化所述重质石油烃原料多产汽油的方法，且作为所述再生催化裂化催化剂II进行循环的所述待生催化剂在由所述再生器中引出后，经取热器中换热降温后再引入至所述第二反应器中。
优选地，所述取热器为外置换热器。
优选地，所述重质石油烃原料I为油脂和/或重质烃类，所述重质烃类选自柴油、加氢尾油、减压瓦斯油、原油、渣油、煤液化油、油砂油和页岩油中的至少一种。
所述油脂可以选自动植物油脂中的一种或几种。
优选情况下，所述轻质石油烃原料I选自裂化轻汽油和裂化C4烃组分中的至少一种。更优选地，将所述裂化轻汽油和/或所述裂化C4烃组分经加氢反应脱除二烯烃和炔烃后再引入所述第二反应器中。
在本发明的所述方法中，对所述再生催化裂化催化剂的具体种类没有特别的要求，可以为本领域内常规应用进行催化重质石油烃原料多产低碳烯烃或者多产低碳烯烃的催化剂，例如可以为含有择形沸石的裂化催化剂等。
更具体地，本发明的方法中，不同的操作模式下可采用不同相应的催化剂。当采取多产低碳烯烃模式时，以再生催化裂化催化剂的总重量为基准，所述再生催化裂化催化剂的活性组分选自含稀土和磷的五元环高硅沸石、含或不含稀土高硅Y型沸石，载体选自氧化铝、硅酸铝、天然粘土加氧化铝。当采取多产汽油操作模式时，所述再生催化裂化催化剂的活性组分选自含或不含稀土的Y或HY型沸石、含或不含稀土的超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石或具有五元环结构的高硅沸石中的一种、两种或三种的催化剂，以及无定型硅铝催化剂。
以下提供本发明的催化转化重质石油烃原料的方法的一种优选的具体实施方式，该方法包括：
(1)将重质石油烃原料I预热后在第一反应器的下部与热的再生催化裂化催化剂I接触以进行第一催化裂化反应；
(2)将所述第一反应器中的物流引入与所述第一反应器出口保持连通的所述第三反应器中，以与由所述第二反应器进入所述第三反应器中的含有再生催化裂化催化剂II的物流进行第三催化裂化反应；
(3)将所述第三催化裂化反应后所得物流在所述沉降器中进行分离，以得到反应油气(反应油气引入分馏装置分馏)和待生催化剂；
(4)将所述待生催化剂引入至沉降器后进入汽提器，再输送至所述再生器中进行再生以获得再生催化剂，并将所述再生催化剂中的至少部分作为所述再生催化裂化催化剂I和所述再生催化裂化催化剂II进行循环，
其中，作为所述再生催化裂化催化剂I的再生催化剂直接进入第一反应器下部，作为所述再生催化裂化催化剂II的再生催化剂流经催化剂换热设备，使其温度能够被调节。
当采取多产低碳烯烃操作模式时，作为所述再生催化裂化催化剂II的再生催化剂不进行换热，直接进入第二反应器而输送至第三反应器。
当采取多产汽油操作模式时，作为所述再生催化裂化催化剂II的再生催化剂经换热后得到低温再生催化剂，然后再通过第二反应器输送至第三反应器。
本发明所述“作为所述再生催化裂化催化剂II进行循环的所述待生催化剂在由所述再生器中引出后，经换热后再引入至所述第二反应器中”的换热可以通过换热器、外取热器或采用注入冷却介质的方法实现，所述换热器可以选自夹套式换热器、沉浸式换热器、管壳式换热器、混合式换热器等中的至少一种，也可以是两种或以上换热器的组合。取热介质可以选自但不限于水、氮气、干气等中的一种。所述外取热器可以采用装置现有外取热器或新建外取热器，取热后的催化剂不再全部返回再生器，而是有一部分流入与外取热器底部相连的再生斜管。当采用注入冷却介质的方式取热时，所述冷却介质可以选自但不限于水、催化裂化干气、氢气等。
根据装置的操作模式设定换热区的取热量。当以多产低碳烯烃模式操作时，换热区可选择不取或者少取热，使再生催化剂保持高温进入第二反应器，此时该部分再生催化剂的温度为630-750℃。当以多产汽油模式操作时，换热区可增加取热量，使该部分再生催化剂的温度大幅度降低后再经第二反应器输送至下游，此种条件下，该部分再生催化剂的温度为400-550℃。
如前所述，本发明的第二方面提供了一种催化转化重质石油烃原料的装置，该装置中含有第一反应器、第二反应器、第三反应器、沉降器、气固分离器、汽提器和再生器，
所述第一反应器与所述第三反应器、其中含有所述气固分离器的所述沉降器、所述汽提器同轴并保持连通；
所述沉降器位于所述第三反应器的上方；所述汽提器位于所述第三反应器的下方；所述第一反应器的一端开口位于所述第三反应器中；
所述第二反应器位于所述汽提器的外部，该第二反应器的一端穿过所述沉降器的外壁伸入所述沉降器的内部，且该第二反应器的至少一个开口位于所述第三反应器的上部；
所述汽提器与所述再生器通过管线保持连通，且所述再生器还通过管线分别与所述第一反应器和第二反应器保持连通；连通所述再生器与所述第二反应器的管线上设置或者外接有换热设备。
优选情况下，在本发明的第二方面中，所述第一反应器和所述第二反应器为提升管反应器，所述第三反应器为流化床反应器。
以下提供本发明的催化转化重质石油烃原料的装置的一种优选的具体实施方式，该装置中含有第一反应器、第二反应器、第三反应器、沉降器、气固分离器、汽提器和再生器，
所述第一反应器和所述第二反应器均为提升管反应器，所述第三反应器为流化床反应器，
所述第一反应器与所述第三反应器、其中含有所述气固分离器的所述沉降器、所述汽提器同轴并保持连通；
所述沉降器位于所述第三反应器的上方；所述汽提器位于所述第三反应器的下方；所述第一反应器的一端开口位于所述第三反应器中；
所述第二反应器位于所述汽提器的外部，该第二反应器的一端穿过所述沉降器的外壁伸入所述沉降器的内部，且该第二反应器的至少一个开口位于所述第三反应器的上部；
所述汽提器与所述再生器通过管线保持连通，且所述再生器还分别通过第一再生斜管和第二再生斜管与所述第一反应器和第二反应器保持连通；所述第二再生斜管上设置或者外接有换热设备。
以下结合附图对本发明的装置和方法的优选具体实施方式进行说明。
在图1中，该装置中含有第一反应器1、第二反应器2、第三反应器3、沉降器4、气固分离器41、汽提器5和再生器6，
所述第一反应器1和所述第二反应器2均为提升管反应器，所述第三反应器3为流化床反应器，
所述第一反应器1与所述第三反应器3、其中含有所述气固分离器41的所述沉降器4、所述汽提器5同轴并保持连通；
所述沉降器4位于所述第三反应器3的上方；所述汽提器5位于所述第三反应器3的下方；所述第一反应器1的一端开口位于所述第三反应器3中；
所述第二反应器2位于所述汽提器5的外部，该第二反应器2的一端穿过所述沉降器4的外壁伸入所述沉降器4的内部，且该第二反应器2的至少一个开口位于所述第三反应器3的上部；
所述汽提器5与所述再生器6通过管线保持连通，且所述再生器6还分别通过第一再生斜管12和第二再生斜管22与所述第一反应器1和第二反应器2保持连通；所述第二再生斜管22上设置有换热设备7。
来自再生器6的热的再生催化剂分为两股：一股(定义为再生催化裂化催化剂I)由第一再生斜管12引入第一反应器1，原料预热后在第一反应器1的下部与热的再生催化裂化催化剂I接触进行第一催化裂化反应；另一股(定义为再生催化裂化催化剂II)离开再生器6后流经换热设备7进行取热，随后引入第二反应器2。来自第一反应器1的物流与来自第二反应器的物流一同进入第三反应器3进行第三催化裂化反应；将所述第三催化裂化反应后所得物流在所述沉降器4中通过所述中气固分离器41进行分离，气体产物离开反应器进行后续处理，待生催化剂进入位于下方的汽提器5，并随后进入再生器6中进行再生。
附图2为本发明的另一种优选的具体实施方式的催化转化重质石油烃原料的装置结构示意图，即外接有换热设备7对再生催化剂进行取热，并直接将再生催化裂化催化剂II由换热设备7底部引出，输送至第二反应器2中。
本发明还具有如下具体的优点：
通过较小的改造提高了装置的操作灵活性，能够实现多产低碳烯烃模式与多产汽油模式之间的切换；通过对再生催化裂化催化剂II的温度及流量的控制，能够实现对第三反应器反应条件的精确调控，从而灵活调变产物组成。
以下将通过实例对本发明进行详细描述。以下实例中，在没有特别说明的情况下，使用的原料均为市售品。
实例中所使用的重质石油烃原料I的性质列于表1，轻质石油烃原料I的性质列于表2
催化裂化催化剂分别为中石化股份有限公司齐鲁催化剂分公司生产的MMC-2型催化剂和MLC-500型催化剂。
实施例1
预热后的重质石油烃原料经水蒸汽雾化后引入第一(提升管)反应器下部，与来自再生器的热的再生催化裂化催化剂I接触进行第一催化裂解反应；
再生催化裂化催化剂II(表格中表示为第二催化剂)离开再生器后流经一个管式换热器，与水进行换热，随后再引入作为催化剂输送管的第二提升管；
来自第一(提升管)反应器的油气产物及催化剂与来自第二提升管的取热后再生催化裂化催化剂II一同进入第三(流化床)反应器进行第三催化裂化反应。离开第三反应器后的待生催化剂和油气产物进入气固分离器，气体产物离开第三反应器进行后续处理，待生催化剂进入位于下方的汽提器，并随后进入再生器。
本实施例的催化剂为MLC-500。
操作条件、产物分布列于表3，汽油产品的性质列于表4。
实施例2
本实施例与实施例1的流程和催化剂相同，不同之处在于再生催化裂化催化剂II离开再生器后流经的换热区为一组冷却介质喷嘴，冷却介质为水，冷却介质注入量与第二催化剂的重量比为1:10。
操作条件、产物分布列于表3，汽油产品的性质列于表4。
实施例3
本实施例与实施例2的流程和催化剂相同，不同之处在于注入的冷却介质为装置自产的干气，冷却介质注入量与第二催化剂的质量比为1：1。操作条件、产物分布列于表3，汽油产品的性质列于表4。
对比例1
本对比例采用常规催化裂化模式，将预热后的重质石油烃原料经水蒸汽雾化后引入第一(提升管)反应器下部，与来自再生器的热的再生催化裂化催化剂I接触进行第一催化裂解反应，所得的油气产物直接进入气固分离器，气体产物离开反应器进行后续处理，待生催化剂进入位于下方的汽提器，并随后进入再生器。
本对比例的催化剂为MLC-500。
操作条件、产物分布列于表3，汽油产品的性质列于表4。
对比例2
本对比例采用MIP工艺模式，将预热后的重质石油烃原料经水蒸汽雾化后引入串联变径提升管反应器下部，与来自再生器的热的再生催化裂化催化剂I接触进行第一催化裂解反应，所得的油气产物直接进入气固分离器，气体产物离开反应器进行后续处理，待生催化剂进入位于下方的汽提器，并随后进入再生器。
本对比例的催化剂为MLC-500。
操作条件、产物分布列于表3，汽油产品的性质列于表4。
实施例4
预热后的重质石油烃原料经水蒸汽雾化后引入第一(提升管)反应器下部，与来自再生器的热的再生催化裂化催化剂I接触进行第一催化裂解反应；
再生催化裂化催化剂II离开再生器后直接引入第二(提升管)反应器(该反应器中不引入新鲜原料进行催化裂化反应)；
来自第一(提升管)反应器的油气产物及催化剂与来自第二(提升管)反应器的取热后再生催化裂化催化剂II一同进入第三(流化床)反应器进行第三催化裂化反应。离开第三反应器后的待生催化剂和油气产物进入气固分离器，气体产物离开第三反应器进行后续处理，待生催化剂进入位于下方的汽提器，并随后进入再生器。
本实施例的催化剂为MMC-2。
操作条件、产物分布列于表5。
实施例5
本实施例采用与实施例4相似的工艺进行，所不同的是，本实施例中在第二反应器中引入表2所示性质的轻质石油烃原料I。
本实施例的催化剂为MMC-2。
具体的操作条件、产物分布列于表5。
对比例3
预热后的重质石油烃原料经水蒸汽雾化后引入第一(提升管)反应器下部，与来自再生器的热的再生催化裂化催化剂I接触进行第一催化裂解反应；来自第一(提升管)反应器的油气产物及催化剂进入第三(流化床)反应器进行第三催化裂化反应。
离开第三反应器后的待生催化剂和油气产物进入气固分离器，气体产物离开第三反应器进行后续处理，待生催化剂进入位于下方的汽提器，并随后进入再生器。
本对比例的催化剂为MMC-2。
操作条件、产物分布列于表5。
表1
表2
轻质石油烃原料I
20℃密度，kg/m<sup>3</sup>
699.7
常压馏程(汽油)
初馏点
34
5％
40
10％
41
30％
42
50％
46
70％
51
90％
68
95％
75
终馏点
89
烃类组成，重量％
正构烷烃
1.71
异构烷烃
4.94
烯烃
6.19
环烷烃
1.55
芳烃
85.61
表3
实施例1
实施例2
实施例3
对比例1
对比例2
反应温度，℃
第一提升管
550
550
550
530
550
第二提升管出口
450
460
480
/
/
流化床
510
514
522
/
/
第二催化剂占总催化剂质量分数
40％
40％
40％
/
/
剂油比(一反)
6.5
6.5
6.5
6
6.4
水油比(一反)
0.1
0.1
0.1
0.1
0.1
反应时间(一反)/s
2.5
2.5
2.5
2.8
2.6
反应区的绝压(沉降器顶压力)MPa
0.30
0.35
0.32
0.33
0.32
重时空速(三反)h<sup>-1</sup>
10
10
10
/
/
产物分布，重量％
干气
3.88
3.75
3.39
3.23
3.64
液化气
14.36
13.56
13.72
13.48
13.19
汽油
44.93
45.62
45.58
45.68
43.51
柴油
23.89
24.33
25.06
25.79
27.00
重油
4.55
4.89
5.06
3.04
4.03
焦炭
8.39
7.85
7.19
8.78
8.63
总计
100
100
100
100
100
表4
表5
实施例4
实施例5
对比例3
反应温度，℃
第一提升管出口
560
560
590
第二提升管出口
720
640
流化床
580
580
580
第二催化剂占总催化剂质量分数
15％
30％
/
剂油比(一反)
14
14
14
剂油比(二反)
20
水油比(一反)
0.3
0.3
0.3
反应时间(一反)/s
2
2
2
反应区的绝压(沉降器顶压力)MPa
0.21
0.22
0.20
重时空速(三反)h<sup>-1</sup>
6.6
6.2
8
产物分布，重量％
干气
11.48
10.76
12.33
液化气
39.16
42.16
35.33
汽油
26.17
22.33
26.81
柴油
11.39
12.85
11.53
重油
3.07
4.67
4.28
焦炭
8.73
7.23
9.72
丙烯产率，重量％
100
100
100
由上述结果可以看出，本发明作为一种由重质油生产汽油的方法时，可得到与现有多产高辛烷值技术相当甚至略高的汽油产率及汽油质量；作为一种由重质油生产低碳烯烃的方法时，可得到高丙烯产率，并且具有灵活转换的优势。
以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。
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