本發(fā)明涉及一種劣質(zhì)原料油的加工方法和系統(tǒng)。
背景技術(shù)：
：隨著石油資源短缺和對(duì)高品質(zhì)汽油、柴油以及低碳烯烴的需求日益增加，劣質(zhì)原料油如煤液化油、油砂油以及劣質(zhì)、重質(zhì)石油等油品的加工技術(shù)越來(lái)越受到重視。劣質(zhì)原料油、煤液化油、油砂油等，類(lèi)似天然石油，但又比天然石油含有更多的不飽和烴，并含氮、硫和氧等非烴類(lèi)有機(jī)化合物，不僅影響其二次加工利用，而且還影響產(chǎn)品汽油、柴油的顏色及安定性，硫、氮含量高。目前劣質(zhì)原料油除了少量生產(chǎn)化學(xué)藥品外，大部分未經(jīng)二次加工而直接作為輕質(zhì)燃料油銷(xiāo)售，因此有必要開(kāi)發(fā)更多高效利用劣質(zhì)原料油的技術(shù)。由于劣質(zhì)原料油中氮、硫、氧等雜原子化合物含量較高，尤其是氮質(zhì)量分?jǐn)?shù)一般在1％～3％，不能直接作為催化裂化原料進(jìn)行劣質(zhì)原料油的輕質(zhì)化，主要是因?yàn)榈锾貏e是堿性氮化物在催化裂化反應(yīng)過(guò)程中能和催化劑酸性中心作用而降低催化劑活性和選擇性，表現(xiàn)在產(chǎn)物分布上是生焦率增加，油漿增加，輕質(zhì)油收率下降。arco公司指出，大多數(shù)催化裂化裝置可耐2000μg/g總氮和1000μg/g堿氮。通過(guò)采用高酸中心密度、稀土分子篩的抗氮裂化催化劑如rhz-200、lc-7、ccc-1、rhz-300，或者用酸性添加物作為氮的捕捉劑，催化裂化裝置也只能加工氮含量3000μg/g以下的進(jìn)料。另外，劣質(zhì)原料油膠質(zhì)和烯烴含量較高。在催化裂化過(guò)程中，三分之一的膠質(zhì)會(huì)生成焦炭，而烯烴較活潑，二者容易吸附在催化劑上覆蓋活性中心。雖然膠質(zhì)氣化需要較高的溫度，但是反應(yīng)溫度越高越容易生成焦炭。綜合以上因素，劣質(zhì)原料油一般需要先加氫處理改質(zhì)，以脫除氧、氮、硫等雜質(zhì)，然后在煉廠(chǎng)按常規(guī)的煉油加工工藝加工成各種油品。美國(guó)專(zhuān)利us4342641公開(kāi)了一種劣質(zhì)原料油加工方法，先將全餾分劣質(zhì)原料油進(jìn)行加氫處理，得到的小于249℃的餾分直接作為噴氣燃料，得到的大于249℃的餾分再進(jìn)行加氫裂化，以生產(chǎn)噴氣燃料；其中加氫處理分兩步進(jìn)行，先用ni-mo含量低的催化劑進(jìn)行預(yù)精制，再用ni-mo含量高的催化劑進(jìn)行進(jìn)一步精制。該方法加氫過(guò)程多，氫耗高，操作費(fèi)用高，建設(shè)投資高。中國(guó)專(zhuān)利cn1067089a、cn102453546a與cn102465036a均公開(kāi)了一種劣質(zhì)原料油加氫分餾，加氫重油再催化裂解的加工方法，如中國(guó)專(zhuān)利cn1067089a所述，劣質(zhì)原料油先經(jīng)過(guò)加氫處理得到加氫生成油，加氫生成油分離為加氫重油和輕質(zhì)產(chǎn)品，加氫重油經(jīng)催化裂化后得到干氣、液化氣、汽油、柴油和催化重油，柴油和重循環(huán)油可返回加氫處理步驟；只是中國(guó)專(zhuān)利cn102465036a的劣質(zhì)原料油加氫重油采用兩個(gè)提升管反應(yīng)器進(jìn)行催化裂解反應(yīng)，而cn102453546a所得的加氫生成油與可選的減壓瓦斯油一起進(jìn)入催化裂解裝置?？傊?，劣質(zhì)原料油進(jìn)行加氫精制，精制得到的重油作為現(xiàn)有催化裂化技術(shù)的原料的加工方法，均可將劣質(zhì)原料油轉(zhuǎn)化成輕質(zhì)產(chǎn)品。劣質(zhì)原料油加氫處理具有操作簡(jiǎn)單、目的產(chǎn)品收率高、產(chǎn)品質(zhì)量好且無(wú)三廢排放等優(yōu)點(diǎn)，為21世紀(jì)環(huán)境友好加工工藝。但是，劣質(zhì)原料油中非烴化合物雜質(zhì)在加氫處理中是有害物質(zhì)，是所要除去或轉(zhuǎn)化的對(duì)象，但它本身卻是有用的化工原料，因此應(yīng)考慮提取和利用；另外，如果劣質(zhì)原料油氧含量較高，則影響加氫催化劑的壽命與效率。加氫技術(shù)目前僅有澳大利亞spp公司達(dá)到工業(yè)試驗(yàn)階段，通過(guò)加氫精制生產(chǎn)超低硫輕質(zhì)燃料油。非加氫處理主要是采用酸堿精制，如專(zhuān)利中國(guó)專(zhuān)利cn101967389a，酸堿精制不僅會(huì)產(chǎn)生大量難以處理的酸渣，污染環(huán)境，而且精制油收率低；雖然近年有些研究人員探索用單溶劑或多溶劑萃取精制法，如專(zhuān)利中國(guó)專(zhuān)利 cncn1746265a，但仍存在溶劑耗量較大，能耗高等問(wèn)題。隨著環(huán)境保護(hù)要求的提高，國(guó)內(nèi)外對(duì)輕質(zhì)燃料油燃燒尾氣的排放標(biāo)準(zhǔn)不斷提高，對(duì)車(chē)用輕質(zhì)燃料油的硫、氮和芳烴含量的限制更低，所以采用非加氫處理法很難達(dá)到要求。因此，為了高效利用劣質(zhì)原料油資源，滿(mǎn)足日益增長(zhǎng)的輕質(zhì)燃料油的需求，有必要開(kāi)發(fā)一種將劣質(zhì)原料油高效轉(zhuǎn)化為大量輕質(zhì)且清潔的輕質(zhì)燃料油的方法。技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：本發(fā)明的目的是提供一種劣質(zhì)原料油的加工方法和系統(tǒng)，在該系統(tǒng)上采用該方法進(jìn)行加工劣質(zhì)原料油能夠大幅度提高劣質(zhì)原料油轉(zhuǎn)化率并降低干氣和焦炭產(chǎn)率，從而實(shí)現(xiàn)劣質(zhì)原料油的清潔和高效利用。為了實(shí)現(xiàn)上述目的，本發(fā)明提供一種劣質(zhì)原料油的加工方法，該方法包括：a、將含氫氣體與劣質(zhì)原料油送入流化床提升管反應(yīng)器的流化床臨氫吸附區(qū)中與第一催化裂化催化劑接觸并進(jìn)行臨氫吸附反應(yīng)，得到臨氫吸附產(chǎn)物；b、將步驟a中所得臨氫吸附產(chǎn)物送入所述流化床提升管反應(yīng)器的提升管裂化區(qū)中與第二催化裂化催化劑接觸并進(jìn)行催化裂化反應(yīng)，得到催化裂化油氣。優(yōu)選地，該方法還包括：將步驟b中所得催化裂化油氣送入分餾裝置進(jìn)行分餾處理，得到包括富氣的催化裂化產(chǎn)物；將所得富氣不經(jīng)過(guò)富氣壓縮機(jī)直接送入吸收穩(wěn)定裝置進(jìn)行吸收穩(wěn)定處理。優(yōu)選地，該方法還包括：在步驟b中，將常規(guī)催化裂化原料油與所述臨氫吸附產(chǎn)物一起進(jìn)行所述催化裂化反應(yīng)；其中，所述常規(guī)催化裂化原料油為選自蠟油、常壓渣油和減壓蠟油中的至少一種。優(yōu)選地，所述含氫氣體包括氫氣和/或干氣，所述劣質(zhì)原料油為選自頁(yè) 巖油、煤液化油、油砂油、焦化蠟油、渣油、加氫渣油和脫瀝青油中的至少一種。優(yōu)選地，所述第一催化裂化催化劑和第二催化裂化催化劑的組成相同，均包括1-50重量％的沸石、5-99重量％的無(wú)機(jī)氧化物和0-70重量％的粘土。優(yōu)選地，所述沸石包括中孔沸石和/或大孔沸石，所述中孔沸石為選自zsm-5沸石、zsm-11沸石、zsm-12沸石、zsm-23沸石、zsm-35沸石、zsm-38沸石、zsm-48沸石和zrp沸石中的至少一種，所述大孔沸石為選自稀土y型沸石、稀土氫y沸石、高硅y型沸石和超穩(wěn)y型沸石中的至少一種；所述無(wú)機(jī)氧化物為氧化硅和/或氧化鋁；所述粘土為選自二氧化硅、高嶺土、多水高嶺土、蒙脫土、硅藻土、埃洛石、皂石、累托土、海泡石、凹凸棒石、水滑石和膨潤(rùn)土中的至少一種。優(yōu)選地，所述第一催化裂化催化劑為補(bǔ)充的新鮮催化裂化催化劑、冷卻的再生催化裂化催化劑、冷卻的半再生催化裂化催化劑和冷卻的待生催化裂化催化劑中的至少一種，所述第二催化裂化催化劑為再生催化裂化催化劑；所述第一催化裂化催化劑的溫度為200-500℃，第二催化裂化催化劑的溫度為580-680℃。優(yōu)選地，所述臨氫吸附反應(yīng)的條件包括：溫度為200-450℃，壓力為0.5-5.0兆帕，吸附時(shí)間為1-90秒，劑油重量比為(0.5-5)：1，氫油體積比為100-1000；所述催化裂化反應(yīng)的條件包括：溫度為460-540℃，壓力為0.5-5.0兆帕，油氣停留時(shí)間為0.5秒-15秒，劑油重量比為(5-30)：1。優(yōu)選地，該方法還包括：將冷卻介質(zhì)送入所述流化床臨氫吸附區(qū)中進(jìn)行控溫；所述冷卻介質(zhì)為選自冷氫、水、汽油、柴油、回?zé)捰秃腿埯}中的至少一種。本發(fā)明還提供一種劣質(zhì)原料油的加工系統(tǒng)，其中，該加工系統(tǒng)包括設(shè)置有流化床段和提升管段的流化床提升管反應(yīng)器，所述流化床段內(nèi)形成有流化 床臨氫吸附區(qū)，所述提升管段內(nèi)形成有提升管裂化區(qū)；所述流化床臨氫吸附區(qū)與提升管裂化區(qū)串聯(lián)并且流體連通，所述流化床段設(shè)置有含氫氣體入口、劣質(zhì)原料油入口和第一催化裂化催化劑入口，所述提升管段設(shè)置有第二催化裂化催化劑入口、催化裂化油氣出口和催化裂化催化劑出口，設(shè)置或不設(shè)置有常規(guī)催化裂化原料油入口。優(yōu)選地，所述加工系統(tǒng)還包括分餾裝置和吸收穩(wěn)定裝置，所述分餾裝置的油氣入口與所述催化裂化油氣出口流體連通，所述分餾裝置的富氣出口與所述吸收穩(wěn)定裝置的富氣入口流體連通。優(yōu)選地，所述加工系統(tǒng)還包括再生器，所述再生器設(shè)置有再生器催化劑出口和再生器催化劑入口，所述再生器催化劑出口與所述第一催化裂化催化劑入口以及第二催化裂化催化劑入口連通，所述再生器催化劑入口與所述催化裂化催化劑出口連通。優(yōu)選地，所述再生器催化劑出口通過(guò)取熱器與所述第一催化裂化催化劑入口連通。優(yōu)選地，所述提升管段為上行式提升管反應(yīng)器，所述流化床段位于提升管段的下方，且所述第一催化裂化催化劑入口位于所述流化床段的下部，所述第二催化裂化催化劑入口位于所述提升管段的下部，所述催化裂化催化劑出口位于所述提升管段的上部；或者，所述提升管段為下行式提升管反應(yīng)器，所述流化床段位于提升管段的上方，且所述第一催化裂化催化劑入口位于所述流化床段的上部，所述第二催化裂化催化劑入口位于所述提升管段的上部，所述催化裂化催化劑出口位于所述提升管段的下部。優(yōu)選地，所述流化床臨氫吸附區(qū)的直徑為提升管裂化區(qū)的直徑的0.5-5倍，所述流化床臨氫吸附區(qū)的長(zhǎng)度為提升管裂化區(qū)的長(zhǎng)度的1-30％。優(yōu)選地，所述流化床段設(shè)置有冷卻介質(zhì)入口，所述冷卻介質(zhì)入口與所述流化床臨氫吸附區(qū)直接流體連通或與設(shè)置在所述流化床臨氫吸附區(qū)中的取 熱器流體連通。本發(fā)明與現(xiàn)有技術(shù)相比具有下列技術(shù)效果：(1)劣質(zhì)原料油可以不經(jīng)精制處理而直接進(jìn)行加工處理，劣質(zhì)原料油的加工流程短，氫耗低，并可實(shí)現(xiàn)長(zhǎng)周期連續(xù)化生產(chǎn)；(2)本發(fā)明采用“一器兩反”進(jìn)行加工劣質(zhì)原料油，即在一個(gè)反應(yīng)器內(nèi)裝入相同或不同的第一催化裂化催化劑與第二催化裂化催化劑，這兩種催化劑在同一反應(yīng)氛圍中協(xié)同完成劣質(zhì)原料油吸附硫化物、堿性氮化物、重金屬和膠質(zhì)等雜質(zhì)與劣質(zhì)原料油催化裂化的功能，繼而可以在同一再生氛圍中同時(shí)恢復(fù)活性；(3)劣質(zhì)原料油先吸附脫除硫化物、堿性氮化物、重金屬和膠質(zhì)等極性物質(zhì)再催化裂化，劣質(zhì)原料油轉(zhuǎn)化率高，干氣與焦炭產(chǎn)率低，減少了裝置生焦，液體產(chǎn)品(液化氣+汽油+柴油)產(chǎn)率高；(4)劣質(zhì)原料油在臨氫氛圍下進(jìn)行吸附，更有利于第一催化裂化催化劑對(duì)劣質(zhì)原料油中含硫、含氮和含氧化合物的吸附脫除，第一催化裂化催化劑與劣質(zhì)原料油重量比降低，吸附時(shí)間短，液體產(chǎn)品硫、氮含量低且品質(zhì)好；(5)加工系統(tǒng)在臨氫帶壓下操作，相應(yīng)提高了進(jìn)入吸收穩(wěn)定裝置的富氣的壓力，省卻了常規(guī)fcc工藝的富氣壓縮機(jī)，裝置能耗降低；(6)流化床提升管反應(yīng)器更適合催化裂化反應(yīng)快的特點(diǎn)，與固定床和移動(dòng)床相比，反應(yīng)器體積利用率高，更適于大規(guī)模生產(chǎn)的連續(xù)操作，并且可以利用現(xiàn)有提升管反應(yīng)器裝置進(jìn)行改造。本發(fā)明的其他特征和優(yōu)點(diǎn)將在隨后的具體實(shí)施方式部分予以詳細(xì)說(shuō)明。附圖說(shuō)明附圖是用來(lái)提供對(duì)本發(fā)明的進(jìn)一步理解，并且構(gòu)成說(shuō)明書(shū)的一部分，與下面的具體實(shí)施方式一起用于解釋本發(fā)明，但并不構(gòu)成對(duì)本發(fā)明的限制。在 附圖中：圖1是包括本發(fā)明加工方法的第一種具體實(shí)施方式的流程示意圖，也是包括本發(fā)明加工系統(tǒng)的第一種具體實(shí)施方式的結(jié)構(gòu)示意圖；圖2是包括本發(fā)明加工方法的第二種具體實(shí)施方式的流程示意圖，也是包括本發(fā)明加工系統(tǒng)的第二種具體實(shí)施方式的結(jié)構(gòu)示意圖；圖3是包括本發(fā)明加工方法的第三種具體實(shí)施方式的流程示意圖，也是包括本發(fā)明加工系統(tǒng)的第三種具體實(shí)施方式的結(jié)構(gòu)示意圖。附圖標(biāo)記說(shuō)明i流化床臨氫吸附區(qū)ii提升管裂化區(qū)1含氫預(yù)提升介質(zhì)2流化床提升管反應(yīng)器3劣質(zhì)原料油4含氫氣體5汽提蒸汽6沉降器7管線(xiàn)8分餾裝置9管線(xiàn)10吸收穩(wěn)定裝置11干氣12管線(xiàn)13再生器14再生氣體15煙氣16管線(xiàn)17取熱器18冷卻介質(zhì)入口19冷卻介質(zhì)出口20管線(xiàn)21管線(xiàn)22提升介質(zhì)23常規(guī)催化裂化原料油24常規(guī)催化裂化原料油霧化介質(zhì)25液化氣26汽油27柴油28油漿具體實(shí)施方式以下結(jié)合附圖對(duì)本發(fā)明的具體實(shí)施方式進(jìn)行詳細(xì)說(shuō)明。應(yīng)當(dāng)理解的是，此處所描述的具體實(shí)施方式僅用于說(shuō)明和解釋本發(fā)明，并不用于限制本發(fā)明。本發(fā)明提供一種劣質(zhì)原料油的加工方法，該方法包括：a、將含氫氣體與劣質(zhì)原料油送入流化床提升管反應(yīng)器的流化床臨氫吸附區(qū)i中與第一催化裂化催化劑接觸并進(jìn)行臨氫吸附反應(yīng)，得到臨氫吸附產(chǎn)物；b、將步驟a中所得臨氫吸附產(chǎn)物送入所述流化床提升管反應(yīng)器的提升管裂化區(qū)ii中與第二催化裂化催化劑接觸并進(jìn)行催化裂化反應(yīng)，得到催化裂化油氣。本發(fā)明的發(fā)明人經(jīng)過(guò)多年的研究意外地發(fā)現(xiàn)，劣質(zhì)原料油中的含氮化合物、含硫化合物和含氧化合物等可以通過(guò)吸附脫除，而催化裂化催化劑本身也可以作為吸附劑；特別是在臨氫氛圍下，吸附時(shí)間短，更有利于第一催化裂化催化劑對(duì)劣質(zhì)原料油中含硫化合物、含氮化合物、含氧化合物及金屬的吸附脫除，使劣質(zhì)原料油的轉(zhuǎn)化率高，液體產(chǎn)品硫、氮含量低，品質(zhì)好。根據(jù)本發(fā)明，該方法還可以包括：將步驟b中所得催化裂化油氣送入分餾裝置8進(jìn)行分餾處理，得到包括富氣的催化裂化產(chǎn)物；將所得富氣不經(jīng)過(guò)富氣壓縮機(jī)直接送入吸收穩(wěn)定裝置10進(jìn)行吸收穩(wěn)定處理?，F(xiàn)有常規(guī)催化裂化裝置反應(yīng)和分餾系統(tǒng)在0.1-0.25mpa壓力下進(jìn)行操作，而吸收穩(wěn)定裝置需在1.1mpa以上的壓力下進(jìn)行操作，因此常規(guī)催化裂化裝置必須設(shè)置富氣壓縮機(jī)對(duì)來(lái)自分餾裝置的富氣進(jìn)行壓縮提壓，本發(fā)明反應(yīng)系統(tǒng)在臨氫帶壓(0.5-5.0mpa)下操作，相應(yīng)提高了富氣進(jìn)入吸收穩(wěn)定裝置的壓力，可省卻常規(guī)fcc工藝中的富氣壓縮機(jī)，從而降低裝置能耗和成本投入。分餾裝置得到富氣、柴油和油漿，分餾裝置(分餾塔)頂部的富氣可以不經(jīng)富氣壓縮機(jī)壓縮直接進(jìn)入吸收穩(wěn)定裝置進(jìn)一步進(jìn)行產(chǎn)品分離，得到干氣、液化氣和汽油等。汽油或柴油等餾程可以按實(shí)際需要進(jìn)行調(diào)整，不僅限于全餾程汽油或柴油。根據(jù)本發(fā)明，為了增加加工方法的處理量，該方法還可以包括：在步驟b中，將常規(guī)催化裂化原料油與所述臨氫吸附產(chǎn)物一起進(jìn)行所述催化裂化反應(yīng)；其中，所述常規(guī)催化裂化原料油可以為選自蠟油、常壓渣油和減壓蠟油 中的至少一種。所述劣質(zhì)原料油在所述流化床臨氫吸附區(qū)進(jìn)料，常規(guī)催化裂化原料油在所述提升管裂化區(qū)進(jìn)料；臨氫吸附除去雜質(zhì)后的劣質(zhì)原料油和部分第一催化裂化催化劑進(jìn)入所述提升管裂化區(qū)，與進(jìn)入提升管裂化區(qū)的常規(guī)催化裂化原料油一起接觸所述第二催化裂化催化劑，進(jìn)行所述催化裂化反應(yīng)。根據(jù)本發(fā)明，含氫氣體是本領(lǐng)域技術(shù)人員所熟知的，既可以作為氫源使用，也可以作為劣質(zhì)原料油輸送氣體使用，其組成本發(fā)明沒(méi)有特別限制，例如，所述含氫氣體可以包括氫氣和/或干氣，也可以包括氮?dú)夂退魵獾确呛瑲浣橘|(zhì)，非含氫介質(zhì)不含有或含有微量的氧氣，氧氣在含氫氣體中的體積分?jǐn)?shù)不大于1％；劣質(zhì)原料油為本領(lǐng)域技術(shù)人員所公知，可以為選自頁(yè)巖油、煤液化油、油砂油、焦化蠟油、渣油、加氫渣油和脫瀝青油中的至少一種，相對(duì)密度可以為0.8-1.1，可以富含烷烴、芳烴和部分烯烴，碳?xì)湓刂亓勘瓤梢詾?-9，并且氮、硫和氧等非烴類(lèi)有機(jī)化合物含量較高，氮含量可以為0.5％-5％，硫含量可以為0.5％-10％，氧含量可以為0.5％-20％。本發(fā)明中，所述劣質(zhì)原料油可以先經(jīng)過(guò)預(yù)熱后送入反應(yīng)器中進(jìn)行反應(yīng)，所述預(yù)熱的溫度可以為150-400℃，優(yōu)選為200-350℃。根據(jù)本發(fā)明，催化裂化催化劑是本領(lǐng)域技術(shù)人員所熟知的，所述第一催化裂化催化劑與所述第二催化裂化催化劑可以為相同或者不同，催化裂化催化劑的活性可以為40-70，優(yōu)選為45-60。催化裂化催化劑的組成可以包括：沸石、無(wú)機(jī)氧化物和任選的粘土；第一催化裂化催化劑與所述第二催化裂化催化劑的具體組成與使用量，既取決于劣質(zhì)原料油氮含量和脫氮要求，又由催化裂化反應(yīng)條件所決定，優(yōu)選地，所述第一催化裂化催化劑與所述第二催化裂化催化劑組成相同，均可以包括1-50重量％的沸石、5-99重量％的無(wú)機(jī)氧化物和0-70重量％的粘土。其中，沸石可以為中孔沸石和/或任選的大孔沸石，中孔沸石可以占沸石總重量的80-100重％，優(yōu)選占90重％-100重％； 大孔沸石可以占沸石總重量的0-20重％，優(yōu)選占0重％-10重％。所述中孔沸石可以為zsm系列沸石和/或zrp沸石，優(yōu)選自zsm-5沸石、zsm-11沸石、zsm-12沸石、zsm-23沸石、zsm-35沸石、zsm-38沸石、zsm-48沸石和zrp沸石中的至少一種，也可以包括其它類(lèi)似結(jié)構(gòu)的沸石。有關(guān)zsm-5沸石更為詳盡的描述可以參見(jiàn)美國(guó)專(zhuān)利us3,702,886，有關(guān)zrp沸石更為詳盡的描述可以參見(jiàn)美國(guó)專(zhuān)利us5,232,675。所述大孔沸石可以為y系列沸石，可以包括稀土y型沸石(rey)、稀土氫y沸石(rehy)、超穩(wěn)y型沸石(可以由不同方法得到)和高硅y型沸石中的至少一種。所述無(wú)機(jī)氧化物一般作為粘接劑，可以為氧化硅(sio2)和/或氧化鋁(al2o3)，以干基重量計(jì)，無(wú)機(jī)氧化物中氧化硅可以占50重-90重％，氧化鋁可以占10重-50重％。所述粘土作為基質(zhì)(即載體)，可以為選自二氧化硅、高嶺土、多水高嶺土、蒙脫土、硅藻土、埃洛石、皂石、累托土、海泡石、凹凸棒石、水滑石和膨潤(rùn)土中的至少一種。優(yōu)選情況下，可以采用鐵、鈷、鎳等過(guò)渡金屬元素組分對(duì)上述大孔、中孔沸石、無(wú)機(jī)氧化物和粘土等進(jìn)行改性。第一催化裂化催化劑和第二催化裂化催化劑以微球狀為主，直徑可以各自為大于0至200微米，進(jìn)一步優(yōu)選為40-150微米，催化劑表觀密度可以各自為0.4-1.9g/cm3，進(jìn)一步優(yōu)選為0.8-1.5g/cm3。根據(jù)本發(fā)明，第一催化裂化催化劑和第二催化裂化催化劑可以為顆粒大小不同的催化劑和/或表觀堆積密度不同的催化劑。顆粒大小不同的催化劑和/或表觀堆積密度不同的催化劑的活性組分也可以分別選用不同類(lèi)型沸石，或者金屬、非金屬改性沸石，大小不同顆粒的催化劑和/或表觀堆積密度不同的催化劑可以分別進(jìn)入不同的提升管裂化區(qū)，例如，含有高硅鋁比稀土超穩(wěn)y型沸石的小顆粒的催化劑可以進(jìn)入流化床臨氫吸附區(qū)i(作為第一催化裂化催化劑)，增加堿性氮化物、重金屬和/或膠質(zhì)、瀝青質(zhì)等極性物質(zhì)的吸附脫除反應(yīng)。含有超穩(wěn)y型沸石的大顆粒的催化劑可以進(jìn)入提升管裂化區(qū)ii(作 為第二催化裂化催化劑)，增加催化裂化反應(yīng)，顆粒大小不同的催化劑在同一汽提器汽提和同一再生器再生，然后分離出大顆粒和小顆粒催化劑，小顆粒催化劑經(jīng)冷卻進(jìn)入流化床臨氫吸附區(qū)i。顆粒大小不同的催化劑可以在30-40微米之間分界，表觀堆積密度不同的催化劑可以在0.6-0.7g/cm3之間分界。根據(jù)本發(fā)明，為了控制臨氫吸附反應(yīng)和催化裂化反應(yīng)的溫度，所述第一催化裂化催化劑可以為補(bǔ)充的新鮮催化裂化催化劑、冷卻的再生催化裂化催化劑、冷卻的半再生催化裂化催化劑和冷卻的待生催化裂化催化劑中的至少一種，所述第二催化裂化催化劑可以為再生催化裂化催化劑；所述第一催化裂化催化劑的溫度可以為200-500℃，更優(yōu)選為230-480℃，第二催化裂化催化劑的溫度可以為580-680℃。優(yōu)選情況下，所述第一催化裂化催化劑可以為再生催化裂化催化劑與新鮮催化裂化催化劑換熱后的混合劑，使用換熱后的新鮮催化裂化催化劑對(duì)氮尤其是堿性氮吸附效果好，脫氮率高；而且經(jīng)吸附脫氮后的新鮮催化裂化催化劑，活性降低，在催化裂化過(guò)程中生焦低。根據(jù)本發(fā)明，臨氫吸附反應(yīng)和催化裂化反應(yīng)是本領(lǐng)域技術(shù)人員所熟知的，例如，所述臨氫吸附反應(yīng)的條件可以包括：溫度為200-450℃，優(yōu)選為250-400℃，壓力為0.5-5.0兆帕，優(yōu)選為1.0-4.0兆帕，吸附時(shí)間為1-90秒，優(yōu)選為2-60秒，劑油重量比為(0.5-5.0)：1，優(yōu)選為(1-4)：1，氫油體積比為100-1000，優(yōu)選為300-800；所述催化裂化反應(yīng)的條件可以包括：溫度為460-540℃，優(yōu)選為480-530℃，壓力為0.5-5.0兆帕，優(yōu)選為1.0-4.0兆帕，油氣停留時(shí)間為0.5-15秒，優(yōu)選為1.0-10秒，劑油重量比為(5-30)：1，優(yōu)選為(6-30):1。所述流化床臨氫吸附區(qū)i中油氣的表觀平均線(xiàn)速可以為0.5-8.0米/秒，所述提升管裂化區(qū)ii中油氣的表觀平均線(xiàn)速可以為10-60米/秒；優(yōu)選情況下，所述流化床臨氫吸附區(qū)i中油氣的表觀平均線(xiàn)速比所述提升管裂化區(qū)ii中油氣的表觀平均線(xiàn)速低8-52米/秒，所述第一催化裂化催化劑處于 流化狀態(tài)，優(yōu)選處于湍動(dòng)流化狀態(tài)。根據(jù)本發(fā)明，流化床臨氫吸附區(qū)與提升管裂化區(qū)的劃分可以是反應(yīng)器的不同，也可以在反應(yīng)器底部或頂部注入冷卻介質(zhì)，通過(guò)引入冷卻介質(zhì)，將臨氫吸附和催化裂化工藝有機(jī)結(jié)合，從而實(shí)現(xiàn)劣質(zhì)原料油臨氫催化裂化，并且提高劣質(zhì)原料油轉(zhuǎn)化能力。因此該方法還可以包括：將冷卻介質(zhì)送入所述流化床臨氫吸附區(qū)i中進(jìn)行控溫；所述冷卻介質(zhì)可以為選自冷氫、水、汽油、柴油、回?zé)捰秃腿埯}中至少一種；冷卻介質(zhì)可以直接注入反應(yīng)器，或通過(guò)在反應(yīng)器內(nèi)布置取熱盤(pán)管等使得催化劑與冷卻介質(zhì)換熱，從而控制流化床臨氫吸附區(qū)溫度。本發(fā)明還提供一種劣質(zhì)原料油的加工系統(tǒng)，其中，該加工系統(tǒng)包括設(shè)置有流化床段和提升管段的流化床提升管反應(yīng)器，所述流化床段內(nèi)形成有流化床臨氫吸附區(qū)i，所述提升管段內(nèi)形成有提升管裂化區(qū)ii；所述流化床臨氫吸附區(qū)i與提升管裂化區(qū)ii串聯(lián)并且流體連通，所述流化床段設(shè)置有含氫氣體入口、劣質(zhì)原料油入口和第一催化裂化催化劑入口，所述提升管段設(shè)置有第二催化裂化催化劑入口、催化裂化油氣出口和催化裂化催化劑出口，設(shè)置或不設(shè)置有常規(guī)催化裂化原料油入口。其中，所述催化裂化油氣出口和催化裂化催化劑出口可以相同，也可以不同。根據(jù)本發(fā)明的一種具體實(shí)施方式，所述加工系統(tǒng)還可以包括分餾裝置8和吸收穩(wěn)定裝置10，所述分餾裝置8的油氣入口可以與所述催化裂化油氣出口流體連通，所述分餾裝置8的富氣出口可以與所述吸收穩(wěn)定裝置10的富氣入口流體連通?，F(xiàn)有常規(guī)催化裂化裝置反應(yīng)和分餾裝置一般在0.1-0.25mpa壓力下進(jìn)行操作，而吸收穩(wěn)定裝置需在1.1mpa以上的壓力下進(jìn)行，因此常規(guī)催化裂化裝置必須設(shè)置富氣壓縮機(jī)對(duì)來(lái)自分餾裝置的富氣進(jìn)行壓縮提壓，本發(fā)明加工系統(tǒng)在臨氫帶壓(0.5-5.0mpa)下操作，相應(yīng)提高了富氣進(jìn)入吸收穩(wěn)定裝置的壓力，可省卻常規(guī)fcc工藝中富氣壓縮機(jī)，從而 降低裝置能耗。根據(jù)本發(fā)明，為了方便催化劑的再生，所述加工系統(tǒng)還可以包括再生器13，所述再生器13可以設(shè)置有再生器催化劑出口和再生器催化劑入口，所述再生器催化劑出口(該出口可以為一個(gè)，也可以為兩個(gè)或兩個(gè)以上)可以與所述第一催化裂化催化劑入口以及第二催化裂化催化劑入口連通，所述再生器催化劑入口可以與所述催化裂化催化劑出口連通。再生器再生的溫度一般為550～700℃，優(yōu)選為600-650℃，再生后的再生催化裂化催化劑循環(huán)使用，在再生過(guò)程中，再生氣體可以為選自空氣、氧氣和含氧氣體中的至少一種。再生后催化劑的換熱可以采用本領(lǐng)域普通技術(shù)人員所熟知的方法進(jìn)行，從而控制焦炭生成量和油劑接觸溫度。根據(jù)本發(fā)明的具體實(shí)施方式，所述提升管段可以為上行式提升管反應(yīng)器，所述流化床段可以位于提升管段的下方，且所述第一催化裂化催化劑入口可以位于所述流化床段的下部，所述第二催化裂化催化劑入口可以位于所述提升管段的下部，所述催化裂化催化劑出口可以位于所述提升管段的上部；或者，所述提升管段可以為下行式提升管反應(yīng)器，所述流化床段可以位于提升管段的上方，且所述第一催化裂化催化劑入口可以位于所述流化床段的上部，所述第二催化裂化催化劑入口可以位于所述提升管段的上部，所述催化裂化催化劑出口可以位于所述提升管段的下部。本發(fā)明中，劣質(zhì)原料油進(jìn)入反應(yīng)器的流化床臨氫吸附區(qū)，根據(jù)流化床臨氫吸附區(qū)的設(shè)置，劣質(zhì)原料油可以采用下進(jìn)料也可以采用上進(jìn)料；如果采用下進(jìn)料，劣質(zhì)原料油從上行式流化床提升管反應(yīng)器底部進(jìn)入流化床臨氫吸附區(qū)，隨著含氫氣體由下向上流動(dòng)；如果劣質(zhì)原料油采用上進(jìn)料，劣質(zhì)原料油從下行式流化床提升管反應(yīng)器頂部進(jìn)入流化床臨氫吸附區(qū)，劣質(zhì)原料油隨著含氫氣體由上向下流動(dòng)；劣質(zhì)原料油進(jìn)入流化床臨氫吸附區(qū)，在臨氫氛圍下，先在具有氮化物吸附功能的第一催化裂化催化劑上吸附脫除其中堿性氮化 物等雜質(zhì)。根據(jù)本發(fā)明，流化床段和提升管段是本領(lǐng)域技術(shù)人員所熟知的，流化床臨氫吸附區(qū)，反應(yīng)溫度較低，維持一定催化劑藏量，油氣表觀平均線(xiàn)速一般為0.5-8.0米/秒，提升管裂化區(qū)的油氣表觀線(xiàn)速一般為10-60米/秒。所述流化床臨氫吸附區(qū)i的直徑可以為提升管裂化區(qū)ii的直徑的0.5-5倍，優(yōu)選為1-4倍，更優(yōu)選為1.0-2.0倍，所述流化床臨氫吸附區(qū)i的長(zhǎng)度可以為提升管裂化區(qū)ii的長(zhǎng)度的1-30％，優(yōu)選為10-25％，更優(yōu)選為10-20％。所述流化床臨氫吸附區(qū)和提升管裂化區(qū)是指反應(yīng)器內(nèi)能夠進(jìn)行臨氫吸附反應(yīng)和催化裂化反應(yīng)的空間，并不包括反應(yīng)器本身。如果所述反應(yīng)器在提升管裂化區(qū)末端擴(kuò)徑，能夠強(qiáng)化劣質(zhì)原料油裂化產(chǎn)物汽油中硫化物和烯烴的轉(zhuǎn)化。催化裂化反應(yīng)結(jié)束，可以根據(jù)終止反應(yīng)的需要，在提升管上部或出口處注入冷卻介質(zhì)作為終止劑，冷卻介質(zhì)可以為水、汽油或柴油等。根據(jù)本發(fā)明，由于臨氫吸附反應(yīng)和催化裂化反應(yīng)的溫度不同，因此所述再生器催化劑出口可以通過(guò)取熱器17與所述第一催化裂化催化劑入口連通，使再生后的催化劑經(jīng)過(guò)降溫后再進(jìn)入所述流化床臨氫吸附區(qū)中。一種具體實(shí)施方式，如圖1-3所示，所述流化床段設(shè)置有冷卻介質(zhì)入口，所述冷卻介質(zhì)入口與所述流化床臨氫吸附區(qū)i直接流體連通或與設(shè)置在所述流化床臨氫吸附區(qū)i中的取熱器17流體連通。下面將通過(guò)具體實(shí)施方式來(lái)進(jìn)一步說(shuō)明本發(fā)明，但是本發(fā)明并不因此而受到任何限制。如圖1所示，圖1為本發(fā)明第一種具體實(shí)施方式的工藝流程示意圖，在該具體實(shí)施方式中，使用由流化床段和提升管段構(gòu)成的復(fù)合反應(yīng)器，所述提升管段為上行式提升管反應(yīng)器，擴(kuò)徑的流化床臨氫吸附區(qū)i在提升管段下部，劣質(zhì)原料油在流化床提升管反應(yīng)器中采用下進(jìn)料進(jìn)入流化床臨氫吸附區(qū)i，吸附脫氮后，上行進(jìn)入提升管裂化區(qū)ii進(jìn)行催化裂化反應(yīng)。其工藝流程如下：劣質(zhì)原料油采用由流化床段和提升管段構(gòu)成的流化床提升管反應(yīng)器先吸附脫氮再催化裂化，反應(yīng)器下部擴(kuò)徑為流化床臨氫吸附區(qū)i，通過(guò)管線(xiàn)20引入經(jīng)再生后經(jīng)外取熱器17冷卻后的第一催化裂化催化劑；劣質(zhì)原料油3從反應(yīng)器2擴(kuò)徑的底部進(jìn)入流化床臨氫吸附區(qū)i，隨著含氫的預(yù)提升介質(zhì)1與含氫氣體4一起上行，在第一催化裂化催化劑上進(jìn)行反應(yīng)吸附脫除其中堿性氮化物、硫化物、膠質(zhì)和/或重金屬等雜質(zhì)；臨氫吸附產(chǎn)物隨之上行進(jìn)入反應(yīng)器2的提升管裂化區(qū)ii，與經(jīng)管線(xiàn)21來(lái)自再生器13的高溫高活性的第二催化裂化催化劑進(jìn)行接觸發(fā)生催化裂化反應(yīng)；生成的油氣與催化劑(部分第一催化裂化催化劑和第二催化裂化催化劑)進(jìn)入沉降器6進(jìn)行沉降分離，分離后的油氣進(jìn)入分餾裝置8得到柴油27、油漿28，分餾裝置塔頂富氣不經(jīng)富氣壓縮機(jī)壓縮直接進(jìn)入吸收穩(wěn)定裝置10進(jìn)一步進(jìn)行產(chǎn)品分離，得到干氣11、液化氣25和汽油26等產(chǎn)物，干氣11根據(jù)需要選擇部分循環(huán)回流化床臨氫吸附區(qū)作為含氫氣體或者預(yù)提升介質(zhì)，油漿28根據(jù)需要選擇回?zé)捇虿换責(zé)?；分離后的催化劑經(jīng)汽提蒸汽5汽提脫除吸附的油氣后，送入再生器13在再生氣體(空氣)14中進(jìn)行再生，再生溫度600-680℃，再生后的再生劑循環(huán)使用。如圖2所示，圖2為本發(fā)明第二種具體實(shí)施方式的工藝流程示意圖，在該具體實(shí)施方式中，常規(guī)催化裂化原料油摻煉劣質(zhì)原料油，其工藝流程與具體實(shí)施方式一的工藝流程示意圖基本相同，只是該具體實(shí)施方式新增一股常規(guī)原料油及其霧化介質(zhì)分別經(jīng)管線(xiàn)23、24注入提升管裂化區(qū)ii，具體位置為第二催化裂化催化劑進(jìn)入流化床提升管反應(yīng)器的再生管線(xiàn)21的上方，與劣質(zhì)原料油一起摻煉。在該具體實(shí)施方式中，所述流化床臨氫吸附區(qū)i中油氣的表觀平均線(xiàn)速比所述提升管裂化區(qū)ii中油氣的表觀平均線(xiàn)速低8-25米/秒，維持流化床臨氫吸附區(qū)為湍動(dòng)流化狀態(tài)。如圖3所示，圖3為本發(fā)明第三種實(shí)施方式的工藝流程示意圖，在該具 體實(shí)施方式中，所述反應(yīng)器為下行式流化床提升管反應(yīng)器，擴(kuò)徑的流化床臨氫吸附區(qū)i在所述提升管吸附區(qū)ii的上部，劣質(zhì)原料油在所述反應(yīng)器中采用上進(jìn)料進(jìn)入流化床臨氫吸附區(qū)i，在臨氫氛圍下吸附脫氮后再催化裂化，下行進(jìn)入提升管裂化區(qū)ii進(jìn)行催化裂化反應(yīng)。另外，不同于第一種實(shí)施方式的設(shè)置在反應(yīng)器外的取熱器，在本具體實(shí)施方式中取熱器設(shè)置在流化床段中。其工藝流程如下：劣質(zhì)原料油采用所述下行式流化床提升管反應(yīng)器2先吸附脫氮再催化裂化，所述反應(yīng)器2上部擴(kuò)徑為流化床臨氫吸附區(qū)i；劣質(zhì)原料油3與含氫氣體4采用上進(jìn)料，劣質(zhì)原料油3從反應(yīng)器2擴(kuò)徑的頂部進(jìn)入流化床臨氫吸附區(qū)i，隨著含氫氣體向下流動(dòng)，在來(lái)自管線(xiàn)20的第一催化裂化催化劑上進(jìn)行反應(yīng)吸附脫除其中堿性氮化物、硫化物、膠質(zhì)和/或重金屬等雜質(zhì)，并采用取熱器17進(jìn)行取熱控制溫度；臨氫吸附產(chǎn)物隨之下行進(jìn)入所述反應(yīng)器2的提升管裂化區(qū)ⅱ，與來(lái)自再生器13的管線(xiàn)21的高溫高活性的第二催化裂化催化劑進(jìn)行接觸發(fā)生催化裂化反應(yīng)；生成的油氣與催化劑進(jìn)入沉降器6進(jìn)行沉降分離，分離后的油氣進(jìn)入分餾裝置8得到柴油27、油漿28，分餾塔頂富氣不經(jīng)富氣壓縮機(jī)壓縮直接進(jìn)入吸收穩(wěn)定裝置10進(jìn)一步進(jìn)行產(chǎn)品分離，得到干氣11、液化氣25和汽油26等產(chǎn)物，干氣11根據(jù)需要選擇部分循環(huán)回流化床臨氫吸附區(qū)i作為含氫氣體或者預(yù)提升介質(zhì)，油漿28根據(jù)需要選擇回?zé)捇虿换責(zé)?；分離后的催化劑經(jīng)汽提蒸汽5汽提脫除吸附的油氣后，送入再生器13在再生氣體(空氣)14中進(jìn)行再生，再生溫度600-680℃，再生后的再生劑循環(huán)使用。下面將通過(guò)實(shí)施例來(lái)進(jìn)一步說(shuō)明本發(fā)明，但是本發(fā)明并不因此而受到任何限制。實(shí)施例和對(duì)比例的產(chǎn)品檢測(cè)方法為：反應(yīng)產(chǎn)物被n2帶入-10℃的液收瓶中進(jìn)行氣液分離，氣體產(chǎn)物收集完成由agilent6890gc(tcd檢測(cè)器)在 線(xiàn)分析組成；液體產(chǎn)物收集后離線(xiàn)稱(chēng)重，分別進(jìn)行模擬蒸餾和汽油單體烴分析(采用ripp81-90試驗(yàn)方法進(jìn)行測(cè)試)，汽油和柴油的餾分切割點(diǎn)分別為221℃和343℃；生焦催化劑卸出后在multiea2000碳硫分析儀上進(jìn)行焦炭分析(采用ripp106-90試驗(yàn)方法進(jìn)行測(cè)試)，所有產(chǎn)物質(zhì)量加和計(jì)算物料平衡，臨氫吸附產(chǎn)物和汽油中硫氮含量采用ripp62-90試驗(yàn)方法和ripp63-90試驗(yàn)方法進(jìn)行測(cè)定，金屬含量采用ripp124-90試驗(yàn)方法進(jìn)行測(cè)定。實(shí)施例和對(duì)比例中所用的劣質(zhì)原料油為頁(yè)巖油(a)、渣油(b)和減壓蠟油c，其性質(zhì)如表1所示。實(shí)施例中所用的第一催化裂化催化劑與第二催化裂化催化劑相同，其制備方法簡(jiǎn)述如下：1)、將20gnh4cl溶于1000g水中，向此溶液中加入100g(干基)晶化產(chǎn)品dasy沸石(齊魯石化公司催化劑廠(chǎng)生產(chǎn)，晶胞大小為2.445-2.448nm，稀土含量(以re2o3計(jì))＝2.0重％)，在90℃交換0.5h后，過(guò)濾得濾餅；將4.0gh3po4(濃度85％)與5.4gco(no3)2·6h2o溶于90g水中，與濾餅混合浸漬后烘干，接著在550℃溫度下焙燒處理2小時(shí)得到含磷和鈷的大孔沸石，化學(xué)元素組成為：0.1na2o·5.1al2o3·2.4p2o5·1.5co2o3·3.8re2o3·88.1sio2。2)、用250kg脫陽(yáng)離子水將75.4kg多水高嶺土(蘇州瓷土公司工業(yè)產(chǎn)品，固含量71.6m％)打漿，再加入54.8kg擬薄水鋁石(山東鋁廠(chǎng)工業(yè)產(chǎn)品，固含量63m％)，用鹽酸將其ph調(diào)至2-4，攪拌均勻，在60-70℃下靜置老化1小時(shí)，保持ph為2-4，將溫度降至60℃以下，加入41.5kg鋁溶膠(齊魯石化公司催化劑廠(chǎng)產(chǎn)品，al2o3含量為21.7m％)，攪拌40分鐘，得到混合漿液。將步驟1)制備的含磷和鈷的大孔沸石(干基為33.8kg)以及mfi結(jié)構(gòu)中孔zrp-1沸石(齊魯石化公司催化劑廠(chǎng)工業(yè)產(chǎn)品，sio2/al2o3＝30，干基為3.0kg)加入到步驟2)得到的混合漿液中，攪拌均勻，并加入適量特種粘合 劑、結(jié)構(gòu)助劑及造孔劑，混合后放于粘合機(jī)中，加入適量水，充分?jǐn)嚢杈鶆?，在空氣中放?小時(shí)，噴霧干燥成型，于干燥箱中120℃烘干3小時(shí)后，用磷酸二氫銨溶液(磷含量為1m％)洗滌，洗去游離na+，洗滌除去游離na+，再次干燥即得催化劑記為cat-3。該催化劑的組成為4.1重％mfi結(jié)構(gòu)中孔沸石、20.6重％含磷和鈷的dasy沸石、29.4重％擬薄水鋁石、5.5重％鋁溶膠和余量高嶺土。其性質(zhì)列于表2。實(shí)施例1該實(shí)施例按照?qǐng)D1的流程進(jìn)行試驗(yàn)，頁(yè)巖油a作為催化裂化的原料，在小型連續(xù)再生流化床提升管反應(yīng)器上進(jìn)行試驗(yàn)，頁(yè)巖油a下進(jìn)料，反應(yīng)器底部擴(kuò)徑為所述提升管裂化區(qū)ii內(nèi)徑的5倍而成為流化床臨氫吸附區(qū)i，臨氫吸附區(qū)i的長(zhǎng)度為提升管裂化區(qū)ii的長(zhǎng)度的14％。吸附區(qū)i引入外取熱的冷再生催化裂化劑作為第一催化裂化催化劑，以氫氣體積分?jǐn)?shù)85％的干氣(其余為甲烷、乙烷與乙烯等)作為含氫氣體由下向上流動(dòng)，提升管裂化區(qū)輸送入高溫?zé)嵩偕呋鸦瘎┳鳛榈诙呋鸦呋瘎?；采用cat-3催化劑同時(shí)作為第一催化裂化催化劑和第二催化裂化催化劑，cat-3平衡劑的微反應(yīng)活性(mat)為65。頁(yè)巖油經(jīng)260℃預(yù)熱后進(jìn)入流化床提升管反應(yīng)器擴(kuò)徑的吸附區(qū)i底部，在反應(yīng)壓力4.2mpa下，h2/頁(yè)巖油的體積比為500，隨著含氫氣體由下向上流動(dòng)，在吸附溫度300℃、第一催化裂化催化劑與頁(yè)巖油a的重量比4.8、吸附時(shí)間為12秒條件下進(jìn)行臨氫吸附反應(yīng)，脫除堿性氮化物、硫化物和重金屬等雜質(zhì)；臨氫吸附產(chǎn)物隨之上行進(jìn)入提升管裂化區(qū)，在500℃、第二催化裂化催化劑與臨氫吸附產(chǎn)物的重量比6.4、反應(yīng)時(shí)間3.5秒條件下一起發(fā)生催化裂化反應(yīng)；生成的油氣進(jìn)入分餾裝置得到柴油、油漿，分餾裝置塔頂富氣不經(jīng)富氣壓縮機(jī)壓縮直接進(jìn)入吸收穩(wěn)定裝置進(jìn)一步進(jìn)行產(chǎn)品分離，得到干氣、液化氣和汽油等產(chǎn)物，油漿回?zé)挶葹?.1。反應(yīng)一定 時(shí)間后，待生催化裂化催化劑經(jīng)n2汽提脫除其內(nèi)部吸附的油氣后，送入再生器采用空氣作為再生氣體，在再生溫度600～680℃下與待生催化裂化催化劑接觸進(jìn)行再生；再生后的再生劑循環(huán)使用。操作條件和產(chǎn)品分布列于表3。從表3可以看出，頁(yè)巖油a先臨氫吸附再催化裂化，其吸附脫硫率82重％，脫氮率87重％，脫金屬率62.0重％；頁(yè)巖油a臨氫吸附后再催化裂化，轉(zhuǎn)化率(100％-柴油收率-油漿收率)為68.1重％，油漿產(chǎn)率5.5重％，干氣產(chǎn)率2.3重％，焦炭產(chǎn)率7.8重％，液體產(chǎn)品收率(液化氣收率+汽油收率+柴油收率)高達(dá)84.4重％，其中汽油產(chǎn)率高達(dá)41.8重％，丙烯產(chǎn)率高達(dá)4.9重％；產(chǎn)品汽油硫含量52.5ppm，氮含量85.2ppm。對(duì)比例1該對(duì)比例以頁(yè)巖油a作為原料，以cat-3為第一催化裂化催化劑和第二催化裂化催化劑，平衡劑mat為65，在實(shí)施例1的小型流化床提升管催化裂化裝置上進(jìn)行試驗(yàn)，不同于實(shí)施例1的是：將含氫氣體替換為不含氫的水蒸氣，反應(yīng)器壓力為0.22mpa，且不注入冷卻介質(zhì)，而頁(yè)巖油a與水蒸汽直接注入流化床反應(yīng)器的反應(yīng)區(qū)，即頁(yè)巖油a不經(jīng)吸附直接在第二催化裂化催化劑上進(jìn)行催化裂化反應(yīng)；反應(yīng)后，分餾裝置塔頂富氣經(jīng)富氣壓縮機(jī)壓縮提壓至1.2-1.6mpa后進(jìn)入吸收穩(wěn)定裝置進(jìn)一步進(jìn)行產(chǎn)品分離；重油回?zé)挶?.3。操作條件和產(chǎn)品分布列于表3。從表3可以看出，頁(yè)巖油a不經(jīng)吸附直接進(jìn)行非臨氫催化裂化反應(yīng)，轉(zhuǎn)化率66.6重％，油漿產(chǎn)率6.5重％，干氣產(chǎn)率3.0重％，焦炭產(chǎn)率9.8重％，液體產(chǎn)品收率80.7重％，其中汽油產(chǎn)率39.3重％，丙烯產(chǎn)率達(dá)4.4重％；產(chǎn)品汽油硫含量291.5ppm，氮含量458.6ppm。從表3的數(shù)據(jù)可以看出，采用本發(fā)明的方法進(jìn)行處理頁(yè)巖油a，頁(yè)巖油轉(zhuǎn)化能力高，回?zé)挶鹊?，轉(zhuǎn)化率提高1.5個(gè)百分點(diǎn)，且油漿產(chǎn)率低了1.0個(gè) 百分點(diǎn)，而干氣與焦炭產(chǎn)率低，干氣+焦炭產(chǎn)率低了2.7個(gè)百分點(diǎn)，液體產(chǎn)品收率提高了3.7個(gè)百分點(diǎn)；產(chǎn)品汽油硫含量降低249.0ppm，氮含量降低373.4ppm。實(shí)施例2實(shí)施例2按照?qǐng)D2的設(shè)備及流程進(jìn)行試驗(yàn)，使用表1中渣油b與減壓蠟油c作為催化裂化的原料，渣油b與減壓蠟油c分區(qū)進(jìn)料，即渣油b在流化床臨氫吸附區(qū)i進(jìn)料而減壓蠟油c在提升管裂化區(qū)ii進(jìn)料；反應(yīng)器底部流化床擴(kuò)徑為湍動(dòng)流化床臨氫吸附區(qū)(流化床臨氫吸附區(qū)的內(nèi)徑為所述提升管裂化區(qū)內(nèi)徑的3倍，流化床臨氫吸附區(qū)的長(zhǎng)度為所述提升管裂化區(qū)長(zhǎng)度的10％)，并引入外取熱的冷卻的第一催化裂化催化劑，以體積分?jǐn)?shù)為80％的干氣(其余為甲烷、乙烷與乙烯等)作為含氫氣體；提升管裂化區(qū)ii下部輸送入高溫第二催化裂化催化劑，在提升管段中上部形成提升管裂化區(qū)ii。占總進(jìn)料30重％的渣油b經(jīng)300℃預(yù)熱后進(jìn)入提升管反應(yīng)器底部流化床擴(kuò)徑的湍動(dòng)流化床臨氫吸附區(qū)i的下部，隨著含氫氣體由下向上流動(dòng)，在吸附溫度350℃、第一催化劑與渣油的重量比3.0、壓力為3.5mpa，吸附時(shí)間為5.0秒條件下進(jìn)行臨氫吸附反應(yīng)，脫除堿性氮化物、硫化物和重金屬等雜質(zhì)，所述流化床臨氫吸附區(qū)i中油氣的表觀平均線(xiàn)速為0.5米/秒；渣油與部分第一催化裂化催化劑隨之上行進(jìn)入提升管裂化區(qū)ii，與來(lái)自再生器的高溫第二催化裂化催化劑混合后，與該處進(jìn)料、經(jīng)210℃預(yù)熱的減壓蠟油c在510℃、油氣分壓為0.22mpa，第二催化裂化催化劑的總重與臨氫吸附產(chǎn)物和減壓蠟油c總重量之比為6.0、反應(yīng)時(shí)間2.5秒條件下一起發(fā)生催化裂化反應(yīng)，所述提升管裂化區(qū)ii中油氣表觀平均線(xiàn)速為22米/秒(快速床流化狀態(tài))；生成的油氣進(jìn)入分餾裝置分餾得到柴油、油漿，分餾裝置塔頂富氣不經(jīng)富氣壓縮機(jī)壓縮直接進(jìn)入吸收穩(wěn)定裝置進(jìn)一步進(jìn)行產(chǎn)品分離，得到干氣、液化氣和汽油 等產(chǎn)物，重油回?zé)挶?.1。反應(yīng)一定時(shí)間后，待生催化裂化催化劑汽提脫除其內(nèi)部吸附的油氣后，送入再生器采用空氣作為再生氣體，在再生溫度600～680℃下與待生催化裂化催化劑接觸進(jìn)行再生；再生后的再生劑循環(huán)使用。操作條件和產(chǎn)品分布列于表4。從表4可以看出，實(shí)施例2中，渣油b與減壓蠟油c分區(qū)進(jìn)料催化裂化，渣油吸附脫硫率為72重％，脫氮率為70重％，脫金屬率45.0重％；其油漿產(chǎn)率為5.0重％，干氣產(chǎn)率為2.3重％，焦炭產(chǎn)率為8.5％，液體產(chǎn)品收率(液化氣收率+汽油收率+柴油收率)高達(dá)84.2重％，其中汽油產(chǎn)率高達(dá)39.5重％，丙烯產(chǎn)率高達(dá)5.3重％；產(chǎn)品汽油硫含量98.6ppm，氮含量10.1ppm。對(duì)比例2通過(guò)與實(shí)施例2相同的方法進(jìn)行催化裂化，不同在于對(duì)比例2中：將含氫氣體替換為不含氫的水蒸氣，反應(yīng)器壓力為0.22mpa，且不注入冷卻介質(zhì)，而渣油b與蠟油c混合與水蒸氣直接注入流化床提升管反應(yīng)器的提升管裂化區(qū)，即渣油b不經(jīng)吸附直接在第二催化裂化催化劑上進(jìn)行催化裂化反應(yīng)；反應(yīng)后，分餾裝置塔頂富氣經(jīng)富氣壓縮機(jī)壓縮提壓至1.2～1.6mpa后進(jìn)入吸收穩(wěn)定裝置進(jìn)一步進(jìn)行產(chǎn)品分離；重油回?zé)挶?.2。操作條件和產(chǎn)品分布列于表4。從表4可以看出，對(duì)比例2中，渣油b不經(jīng)吸附直接與減壓蠟油c混合進(jìn)料進(jìn)行催化裂化反應(yīng)，其油漿產(chǎn)率為6.5重％，干氣產(chǎn)率為3.4重％，焦炭產(chǎn)率為9.3％，液體產(chǎn)品收率(液化氣收率+汽油收率+柴油收率)為80.8，其中汽油產(chǎn)率為36.1重％，丙烯產(chǎn)率為5.0重％；產(chǎn)品汽油硫含量352.0ppm，氮含量33.6ppm。從表4的數(shù)據(jù)可以看出，采用本發(fā)明的方法進(jìn)行處理頁(yè)渣油b與蠟油c，轉(zhuǎn)化能力高，重油回?zé)挶鹊?，且油漿產(chǎn)率低了1.5個(gè)百分點(diǎn)，而干氣與焦炭 產(chǎn)率低，干氣+焦炭產(chǎn)率低了1.9個(gè)百分點(diǎn)，液體產(chǎn)品收率提高了3.4個(gè)百分點(diǎn)；產(chǎn)品汽油硫含量降低253.4ppm，氮含量降低23.5ppm。實(shí)施例3該實(shí)施例按照?qǐng)D3的流程進(jìn)行試驗(yàn)，渣油b作為催化裂化的原料，在小型連續(xù)再生下行流化床提升管反應(yīng)器上進(jìn)行試驗(yàn)，渣油b上進(jìn)料，反應(yīng)器頂部擴(kuò)徑為流化床臨氫吸附區(qū)，流化床臨氫吸附區(qū)i的直徑為提升管裂化區(qū)ii的直徑的4.2倍，所述流化床臨氫吸附區(qū)i的長(zhǎng)度為提升管裂化區(qū)ii的長(zhǎng)度的30％并內(nèi)置內(nèi)取熱盤(pán)管冷卻第一催化裂化催化劑，提升管段輸送入高溫第二催化裂化催化劑；采用cat-3催化劑，平衡劑mat＝63。渣油經(jīng)350℃預(yù)熱后進(jìn)入反應(yīng)器擴(kuò)徑的流化床吸附反應(yīng)區(qū)i頂部，隨著含氫氣體由上向下流動(dòng)，在反應(yīng)壓力1.8mpa下，隨著氫氣體積分?jǐn)?shù)70％的加氫尾氣與部分干氣的混合氣體作為含氫氣體由上向下流動(dòng)，h2/原料油的體積比為300，在吸附溫度420℃、第一催化裂化催化劑與渣油的重量比4.9、吸附時(shí)間為8秒條件下進(jìn)行吸附反應(yīng)，脫除堿性氮化物、硫化物和重金屬等雜質(zhì)；渣油隨之下行進(jìn)入下行式提升管裂化區(qū)ii，在505℃、催化劑與吸附脫氮產(chǎn)物的重量比15、反應(yīng)時(shí)間1.5秒條件下一起發(fā)生催化裂化反應(yīng)；生成的油氣進(jìn)入分餾裝置得到柴油、油漿，分餾裝置塔頂富氣不經(jīng)富氣壓縮機(jī)壓縮直接進(jìn)入吸收穩(wěn)定裝置進(jìn)一步進(jìn)行產(chǎn)品分離，得到干氣、液化氣、汽油等，干氣根據(jù)需要部分循環(huán)回流化床臨氫吸附區(qū)i作為含氫氣體。反應(yīng)一定時(shí)間后，待生催化裂化催化劑汽提脫除其內(nèi)部吸附的油氣后，采用空氣作為再生氣體，在再生溫度600～700℃下與待生催化裂化催化劑接觸進(jìn)行再生；再生后的再生催化裂化劑循環(huán)使用。操作條件和產(chǎn)品分布列于表5。從表5可以看出，渣油b先進(jìn)行臨氫吸附再進(jìn)行催化裂化，其吸附脫硫率76重％，脫氮率85重％，脫金屬率58.0重％；渣油b吸附后再催化裂 化，轉(zhuǎn)化率67.4重％，油漿產(chǎn)率6.0重％，干氣產(chǎn)率3.3重％，焦炭產(chǎn)率10.2重％，液體產(chǎn)品收率高達(dá)80.5重％，其中汽油產(chǎn)率高達(dá)39.4重％，丙烯產(chǎn)率高達(dá)4.4重％；產(chǎn)品汽油硫含量96.4ppm，氮含量13.3ppm。對(duì)比例3該對(duì)比例以渣油b作為原料，以cat-3為催化劑，平衡劑mat為63，在實(shí)施例3的小型下行流化床提升管催化裂化裝置上進(jìn)行試驗(yàn)，不同于實(shí)施例3的是：將含氫氣體替換為不含氫的水蒸氣，反應(yīng)器壓力為0.14mpa，且不注入冷卻介質(zhì)，而渣油b與水蒸汽直接注入流化床反應(yīng)器的提升管裂化區(qū)，即渣油b與催化劑順流而下，渣油不經(jīng)吸附在非臨氫氛圍下直接進(jìn)行催化裂化反應(yīng)；反應(yīng)后，分餾裝置塔頂富氣經(jīng)富氣壓縮機(jī)壓縮提壓至1.2-1.6mpa后進(jìn)入吸收穩(wěn)定裝置進(jìn)一步進(jìn)行產(chǎn)品分離；重油回?zé)挶?.2。操作條件和產(chǎn)品分布列于表5。從表5可以看出，渣油b不經(jīng)吸附在非臨氫氛圍下直接進(jìn)行催化裂化反應(yīng)，其轉(zhuǎn)化率66.9重％，油漿產(chǎn)率7.5重％，干氣產(chǎn)率4.0重％，焦炭產(chǎn)率11.0重％，液體產(chǎn)品收率77.5重％，其中汽油產(chǎn)率38.1重％，丙烯產(chǎn)率達(dá)4.1重％；產(chǎn)品汽油硫含量401.5ppm，氮含量88.8ppm。從表5的數(shù)據(jù)可以看出，采用本發(fā)明的方法進(jìn)行處理渣油b，渣油轉(zhuǎn)化能力高，回?zé)挶鹊?，轉(zhuǎn)化率提高0.5個(gè)百分點(diǎn)，且油漿產(chǎn)率低了1.5個(gè)百分點(diǎn)，而干氣與焦炭產(chǎn)率低，干氣+焦炭產(chǎn)率低了1.5個(gè)百分點(diǎn)，液體產(chǎn)品收率提高了3.0個(gè)百分點(diǎn)；產(chǎn)品汽油硫含量降低305.1ppm，氮含量降低75.5ppm。表1本發(fā)明實(shí)施例和對(duì)比例所使用的劣質(zhì)原料油的性質(zhì)劣質(zhì)原料油名稱(chēng)頁(yè)巖油渣油減壓蠟油編號(hào)abc密度(20℃)，千克/米3928942.7919100℃運(yùn)動(dòng)粘度，毫米2/秒9.0362.88.6殘?zhí)?，重?.16.50.12凝點(diǎn)，℃2433/瀝青質(zhì)，重％1.32.4/膠質(zhì)，重％35.713.0/元素組成碳，重％83.2886.8286.33氫，重％11.6512.0712.66硫，重％0.530.530.64氮，重％2.340.370.12氧，重％2.20.21/金屬含量，ppm鐵11.011.21.8鎳6.67.63.8鈣0.18.53.3釩<0.18.20.4鈉1.31.22.0餾程，℃初餾點(diǎn)30534034730％41042142050％510558437表2本發(fā)明實(shí)施例和對(duì)比例所使用的催化劑cat-3催化劑編號(hào)cat-3沸石類(lèi)型中孔和大孔沸石化學(xué)組成，重％氧化硅52.7氧化鋁42.0氧化鈉0.30氧化鈷1.6稀土3.4表觀密度，kg/m3750孔體積，毫升/克0.40比表面積，米2/克196磨損指數(shù)，重％時(shí)-11.5篩分組成，重％0～40微米20.540～80微米55.2>80微米24.3表3為本發(fā)明實(shí)施例1和對(duì)比例1的操作條件和產(chǎn)品分布實(shí)施例1對(duì)比例1原料油頁(yè)巖油a頁(yè)巖油a進(jìn)料方式流化床臨氫吸附區(qū)進(jìn)料提升管裂化區(qū)進(jìn)料催化劑名稱(chēng)cat-3cat-3平衡劑活性(mat)6565回?zé)挶?.10.3反應(yīng)器頂壓力，mpa4.20.22流化床臨氫吸附區(qū)操作條件原料預(yù)熱溫度，℃260260h2/原料油的體積比500/吸附溫度，℃300/吸附時(shí)間，s12.0/催化劑/頁(yè)巖油的重量比4.8/脫硫率，重％82.0脫氮率，重％87.0/脫金屬率，重％62.0提升管裂化區(qū)操作條件反應(yīng)區(qū)下部溫度，℃530530反應(yīng)區(qū)中部溫度，℃510510反應(yīng)區(qū)上部溫度，℃500500催化劑/頁(yè)巖油的重量比6.46.4油氣停留時(shí)間，s3.53.5水蒸氣/總原料的重量比0.50.5產(chǎn)品分布，重％干氣2.33.0液化氣16.214.5丙烯4.94.4汽油41.839.3柴油26.426.9油漿5.56.5焦炭7.89.8合計(jì)100.0100.0轉(zhuǎn)化率，重％68.166.6液體產(chǎn)品收率，重％84.480.7汽油品質(zhì)硫含量，ppm52.5291.5氮含量，ppm85.2458.6表4為本發(fā)明實(shí)施例2和對(duì)比例2的操作條件和產(chǎn)品分布實(shí)施例2對(duì)比例2原料油30％b+70％c30％b+70％c進(jìn)料方式分區(qū)進(jìn)料混合進(jìn)料催化劑名稱(chēng)cat-3cat-3平衡劑活性(mat)6565回?zé)挶?.10.2反應(yīng)器頂壓力，mpa3.50.22流化床臨氫吸附區(qū)操作條件原料預(yù)熱溫度，℃300210h2/渣油b的體積比500/吸附溫度，℃350/吸附時(shí)間，s5.0/催化劑/渣油b的重量比3.0/渣油脫硫率，重％72.0/渣油脫氮率，重％70.0/渣油脫金屬率，重％45.0/提升管裂化區(qū)操作條件反應(yīng)區(qū)下部溫度，℃540540反應(yīng)區(qū)中部溫度，℃515515反應(yīng)區(qū)上部溫度，℃510510催化劑/原料油(b+c)的重量比6.06.0油氣停留時(shí)間，s2.52.5水蒸氣/總原料的重量比0.50.5產(chǎn)品分布，重％干氣2.33.4液化氣17.216.5丙烯5.35.0汽油39.536.1柴油27.528.2油漿5.06.5焦炭8.59.3合計(jì)100.0100.0轉(zhuǎn)化率，重％67.565.3液體產(chǎn)品收率，重％84.280.8汽油品質(zhì)硫含量，ppm98.6352.0氮含量，ppm10.133.6表5為本發(fā)明實(shí)施例3和對(duì)比例3的操作條件和產(chǎn)品分布當(dāng)前第1頁(yè)12