技术领域

本发明是关于一种烃油裂化方法。

                          背景技术

烃油的裂化方法通常包括在一个裂化区内，在裂化反应条件下，将烃油 与一种裂化催化剂接触反应，分离裂化产物和催化剂，将催化剂循环至再生 区再生，将至少部分再生后的催化剂循环回裂化区，再生催化剂的目的是保 持催化剂的裂化活性。

有些烃油中含有镍、钒、铁等杂质，烃油中镍、钒、铁等杂质在含分子 筛的催化剂上沉积，会导致催化剂失活或影响裂化产物分布。为解决这一问 题，有些烃油裂化方法在再生区之后，加入了一个还原区。

US4,345,992公开了一种烃油催化裂化方法，该方法包括在一个裂化区 内，在裂化反应条件下，将烃油与一种颗粒状裂化催化剂接触，将部分所述 裂化催化剂连续转移至一个再生区，在再生区，用燃烧的方法脱除催化剂上 的炭沉积物，将再生后的催化剂连续转移至一个还原区，在还原区内，将所 述催化剂与一种还原气体接触，还原的条件使杂质金属不利效应得到降低， 在还原区的上游使用了一种气封，以保证未消耗的还原气体的主要部分进入 裂化区；将还原后的催化剂连续转移至裂化区。所述催化剂包括各种常规的 裂化催化剂，如含沸石的裂化催化剂和无定形硅铝酸盐催化剂。

US4,623,443公开了一种烯烃加氢的方法，该方法包括在一个裂化 区，在裂化反应条件下，用一种再生后的金属涂层催化剂裂化一种烃类， 将所述催化剂转移至一个再生区，与一种含氧气体接触，将催化剂再生， 连续将部分再生后的催化剂转移至所述裂化区，同时，将另一部分再生后 的催化剂转移至一个还原区，在还原区内，将所述催化剂与一种还原气体 接触，接触的条件使催化剂上的金属还原，将裂化后的烃类转移至一个分离 区，在分离区从裂化产物中分离出氢气和烯烃，在一个加氢区，将至少部分 所述氢气和烯烃与还原后的催化剂接触，使烯烃加氢，将所述催化剂转移至 再生区。

US4,623,443还公开了一种烯烃连续加氢方法，该方法在再生条件下， 将一种失活的被金属污染的裂化催化剂与一种含氧的气体接触，得到再生后 的被金属污染的催化剂，在还原条件下，将再生后的被金属污染的催化剂与 一种还原气体接触，得到还原的再生后的被金属污染的催化剂，然后，立刻 在加氢条件下，将所述还原的再生后的被金属污染的裂化催化剂与一种氢气 和烯烃的混合物接触，对所述烯烃加氢。

US4,623,443还公开了一种烃类转化方法，该方法包括(1)在一个反 应区，在裂化反应条件下，将一种含有金属的烃类与一种活性催化剂接触， 得到裂化产物和部分失活的被金属污染的催化剂；(2)将裂化产物和部分失 活的被金属污染的催化剂分离；(3)将所述裂化产物分馏成氢气、烯烃和其 它烃类；(4)在再生条件下，将所述部分失活的被金属污染的裂化催化剂与 一种含氧的气体接触，得到再生后的被金属污染的催化剂；(5)将部分所述 再生后的被金属污染的催化剂循环至所述反应区；(6)在还原条件下，将剩 余的再生后的被金属污染的催化剂与一种还原气体接触，得到一种还原的再 生后的被金属污染的催化剂；(7)在加氢条件下，将所述还原的再生后的被 金属污染的催化剂与氢气和烯烃接触，得到加氢后的烯烃和部分结焦的还原 的再生后的被金属污染的催化剂；(8)将所述加氢后的烯烃和部分结焦的还 原的再生后的被金属污染的催化剂分离；(9)将加氢后的烯烃循环到(3) 所述的分馏系统；(10)将部分结焦的还原的再生后的被金属污染的催化剂 循环至(4)再生。

近年来，出于环保的考虑，在世界范围内，对燃料油标准的要求不断提 高。以中国为例，1999年国家质量监督局制定了“车用汽油有害物质控制标 准”，按照该标准的要求，成品汽油的硫含量应小于800ppm。欧洲燃油III号 排放标准对汽油硫提出了小于30ppm的更为苛刻的要求。实际上，成品汽油 90％以上的硫来自于FCC汽油。另一方面，催化裂化原料的重质化倾向日益 严重，具有较高硫含量的中东原油在中国炼厂所占原油中的比重也越来越 大，因此，需要开发出具有高裂化活性和脱硫性能的裂化催化剂及具有强重 油裂化能力和脱硫能力的裂化方法。

US6,036,847及其同族专利EP0,798,362A2公开了一种烃类流化催化裂化 方法，其中，所述烃类进料在不存在外加氢的条件下，在一个裂化区被裂 化，并且包括催化剂颗粒的所有颗粒不断在烃类裂化区和一个催化剂再生区 循环。其中，所有颗粒中含有另外一种颗粒，该颗粒具有比催化剂颗粒较低 的裂化烃油的活性，所述活性以新鲜颗粒为基准。该颗粒基本上由氧化钛和 一种非氧化钛的无机氧化物组成。所述非氧化钛的无机氧化物含有一种Lewis 酸，该Lewis酸选自下列的元素及其化合物组成的一组：镍、铜、锌、银、 镉、铟、锡、汞、铊、铅、铋、硼、铝(非氧化铝)和锗，所述Lewis酸负载 在氧化铝上。由于使用这种含氧化钛的助剂，裂化产物FCC汽油中硫含量得 到降低。

CN1078094C公开了一种用于流化催化裂化的提升管反应器，该反应器沿 垂直方向从下至上依次为互为同轴的预提升段，第一反应区、直径扩大的第 二反应区、直径缩小的出口区，在出口区末端连有一段水平管。该反应器既 可以满足第一反应区和第二反应区的工艺条件不同，又可以使不同性质的原 料油进行分段裂化。

CN1076751C公开了一种制取异丁烷和富含异构烷烃汽油的催化转化方 法，包括在预热的原料油进入一个包括2个反应区的反应器内，在水蒸汽存 在下与热的裂化催化剂接触，进行一次和二次反应，裂化反应条件包括第一 反应区的温度为530-620℃，反应时间为0.5-2秒，第二反应区的温度为 460-530℃，反应时间为2-30秒，分离反应产物，待生催化剂经汽提后进入 再生器，经烧焦后循环使用。

本发明的目的是提供一种新的具有较强重油裂化能力和脱硫能力的烃油 裂化方法。

本发明提供的方法包括在一个包括多个反应区的反应器内，在裂化反应 条件下，将烃油与一种催化剂接触，将反应产物与催化剂分离，再生分离出 的催化剂，将再生后的催化剂循环使用；其中，所述催化剂是一种含金属组 分的裂化催化剂，或者是含有该含金属组分的裂化催化剂与不含金属组分的 裂化催化剂的催化剂混合物，所述金属组分以最高氧化价态或还原价态存 在，以所述含金属组分的裂化催化剂为基准，以最高氧化态的金属组分的氧 化物计，金属组分的含量为0.1-30重量％，所述金属组分选自元素周期表 IIIA族非铝金属、IVA族金属、VA族金属、IB族金属、IIB族金属、VB族金 属、VIB族金属、VIIB族金属、VIII族非贵金属、稀土金属中的一种或几种； 再生后的催化剂的一部分或者再生后的催化剂的一部分与新鲜催化剂的混合 物与一种含还原气体的气氛接触，所述与含还原气体的气氛接触的温度为 100-900℃，接触的压力为0.1-0.5兆帕，接触的时间至少为1秒，含还原气 体的气氛的用量为每吨含金属组分的裂化催化剂每分钟不小于0.03立方米还 原气体，将与含还原气体的气氛接触后的催化剂在第一反应区与所述烃油接 触反应；再生后的催化剂的另外一部分在至少一个第一反应区以后的反应 区，依次与前一反应区得到的产物接触反应。

本发明提供的方法具有较强重油裂化能力和脱硫能力。

例如，采用本发明提供的方法对烃油进行催化裂化，用MOY沸石含量为30 重量％，氧化铝的含量为34重量％，高岭土的含量为35重量％，以Co2O3计， 钴含量为1重量％的含金属组分的裂化催化剂催化裂化硫含量为2.0重量％， 馏程为329-550℃的减压瓦斯油。裂化产物中，重油含量只有4.94重量％，汽 油含量高达48.37重量％，焦炭含量只有4.66重量％，汽油馏分的硫含量只有 510毫克/升。而采用相同的催化剂，在相同的条件下对同样的烃油进行催化 裂化，只是再生后的催化剂不与含还原气体接触，裂化产物中，重油含量高 达6.48重量％，汽油含量只有45.84重量％，焦炭含量高达5.62重量％，汽油 馏分的硫含量高达1100毫克/升。

又例如，采用本发明提供的方法对烃油进行催化裂化，用MOY沸石含量为 30重量％，氧化铝的含量为34重量％，高岭土的含量为35重量％，以Co2O3计，钴含量为1重量％的含金属组分的裂化催化剂催化裂化硫含量为0.07重量 ％，初馏点为346℃的减压瓦斯油(基本上不含硫的烃油)。裂化产物中，重 油含量只有4.52重量％，液化气和汽油含量高达63.21重量％，焦炭含量只有 3.5重量％。而采用相同的催化剂，在相同的条件下对同样的烃油进行催化裂 化，只是再生后的催化剂不经过与所述混合气接触，裂化产物中，重油含量 高达7.36重量％，液化气和汽油含量只有59.21重量％，焦炭含量高达5.6重 量％。

再例如，采用本发明提供的方法对烃油进行催化裂化，用牌号为MLC-500 的含稀土的工业裂化催化剂催化裂化减压蜡油(硫含量为2.0重量％，馏程为 329-550℃)含量为20重量％和常压渣油(初馏点为282℃，硫含量为0.13重 量％)含量为80重量％的混合油。裂化产物中，重油含量只有6.91重量％， 柴油含量高达27.51重量％，焦炭含量只有7.53重量％，汽油馏分的硫含量只 有110毫克/升。而采用相同的催化剂，在相同的条件下对同样的烃油进行催 化裂化，只是再生后的催化剂不经过与所述混合气接触，裂化产物中，重油 含量高达9.88重量％，柴油含量只有22.57重量％，焦炭含量高达8.53重量 ％，汽油馏分的硫含量高达330毫克/升。

本发明提供的方法还可以根据市场需求，通过增减反应区的个数，适当 地改变各个反应区的操作条件，如调节反应温度、剂油比(催化剂与烃油的 重量比)和反应时间等，制取不同的目的产物。例如，可以通过增加反应区 的个数，提高各反应区的温度，增加液化气和汽油含量。可以通过降低第一 反应区以后的反应区的温度减少液化气产量，最大量生产汽油和/或柴油。

                          附图说明

图1-4是本发明提供的方法的流程示意图。

                        具体实施方式

一、还原过程

按照本发明提供的方法，根据裂化反应器的种类不同，所述催化剂与含 还原气体的气氛的接触可以在原位或将催化剂循环至一个还原反应器中进 行。当所述裂化反应器为固定床、流化床反应器或移动床反应器时，不循环 催化剂，催化剂直接在床层内再生后，再通入所述含还原气体的气氛，与含 还原气体的气氛接触，通过循环使用装有与含还原气体的气氛接触后的催化 剂的反应器来达到催化剂的循环使用。而当裂化反应器为提升管反应器时， 则将催化剂循环至一个再生器再生，将再生后的催化剂循环至一个还原反应 器中，所述催化剂与含还原气体的气氛的接触在还原反应器内进行。

进入还原反应器的催化剂可以是直接来自再生器的再生后的催化剂，也 可以是来自再生器的再生后的催化剂经过降温或升温后的再生后的催化剂。 与含还原气体的气氛接触后的催化剂可以直接进入相应的提升管反应器，也 可以经过降温或升温再进入相应的提升管反应器。对再生后催化剂和与含还 原气体的气氛接触后的催化剂的升温和降温可以采用现有的各种设备，如管 壳式换热器、板式换热器、浮动盘管换热器、和/或热风加热炉来达到，这 些换热装置为本领域技术人员所公知。

催化剂与含还原气体的气氛接触的温度可以是100-900℃，优选为400- 700℃，接触的压力为0.1-0.5兆帕，优选为0.1-0.3兆帕，接触的时间至少 为1秒，优选为10秒至1小时，更优选为1分钟至40分钟。含还原气体的 气氛的用量为每吨含金属组分的裂化催化剂每分种不小于0.03立方米还原气 体，优选每吨含金属组分的裂化催化剂每分钟0.05-15立方米还原气体，更 优选为每吨含金属组分的裂化催化剂每分钟1-8立方米还原气体。所述含还 原气体的气氛指纯的还原气体或含有还原气体和惰性气体的气氛。

所述纯的还原气体的例子包括氢气、一氧化碳及含有1-5个碳原子的烃 类中的一种或几种，优选包括氢气、一氧化碳、甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、 戊烷及其各种异构体中的一种或几种。

所述惰性气体指不与所述组合物或金属化合物发生化学作用的气体，如 元素周期表零族气体、氮气、二氧化碳中的一种或几种。

所述含有还原气体和惰性气体的气氛的例子包括氢气、一氧化碳、含有 1-5个碳原子的烃类中的一种或几种与惰性气体中的一种或几种的混合物或炼 油厂中的干气(如催化裂化尾气，催化重整尾气，加氢裂化尾气及延迟焦化 尾气等)。

所述含还原气体的气氛中，还原气体的浓度没有特别限制。优选情况 下，所述含还原气体的气氛中，还原气体含量至少为10体积％，更优选为50 体积％。

二、裂化反应-再生过程

按照本发明提供的方法，所述反应器包括多个反应区，沿烃油流向依次 为第一反应区、第二反应区、第三反应区……，反应区的个数可根据不同的 需要增加或减少，所述反应区的个数优选为2-5个，更优选为2-3个。其中 第一反应区为一次裂化反应区，第二反应区为二次反应区，以后的反应区为 多次反应区。

所述反应器可以是任意形式的反应器或它们的组合。如所述反应器可以 是具有多个反应区的任意形式的反应器之一，或者是具有多个反应区的任意 形式的反应器之间的组合，或者是具有多个反应区的任意形式的反应器与具 有单个反应区的反应器之间的组合，或者是具有单个反应区的反应器之间的 组合。

更进一步地说，所述反应器可以是提升管反应器、固定床反应器、流化 床反应器、移动床反应器本身或它们之间的组合。

更优选的反应器是提升管反应器或它们的组合，如普通的提升管反应 器，具有多个反应区的提升管反应器(CN1078094C公开的用于流化催化裂化 的提升管反应器)或者是上述各提升管反应器之间的组合。其中，普通的提 升管反应器，如等直径提升管反应器或等线速提升管反应器可以作为多区反 应器用于本发明。

各反应区的裂化反应条件可以相同也可以不同，均可以是常规的裂化反 应条件。所述常规的裂化反应条件包括反应温度为350-700℃，优选为400- 650℃，反应压力为0.1-0.8兆帕，优选为0.1-0.5兆帕，剂油比为1-30，优 选为2-15。

例如，当反应器为具有多个反应区的提升管反应器时，可以采用常规的 方法调整每个反应区的裂化反应条件，如在两个相邻的反应区的结合部位注 入冷激剂、在需要的反应区前设置换热器、调节进入相应反应区的催化剂的 温度和/或调节烃油的进料温度以调节每个反应区的反应温度。调节烃油进料 速度来调节反应时间。所述换热器和冷激剂为本领域技术人员所公知。例 如，所述调节进入相应反应区的催化剂的温度可以采用在进入反应区前设置 换热器来达到，所述换热器可以是管壳式换热器、板式换热器、浮动盘管换 热器和/或热风加热炉。

为了抑制某反应区和提升管出口处的过裂化和热裂化反应，可以采取气- 固快速分离或在该反应区与相邻的前一反应区的结合处，或者最后一个反应 区与出口区的结合处加入冷激剂或终止剂的方法，使该反应区或提升管反应 器出口区的温度降低。采用这种方法可以改善产品分布，提高汽油和柴油的 含量。气-固快速分离的方法参见EP163978、EP139392、EP564678、 US5104517、US5308474。加入冷激剂的方法参见US5089235、EP593823。所述 冷激剂、终止剂可以选自粗汽油、汽油、柴油、分馏塔循环油、水中的一种 或几种。

当所述反应器为提升管反应器时，优选情况下，第一反应区的裂化反应 条件包括反应温度为450-650℃，优选为480-620℃，反应压力为0.1-0.5兆 帕，优选为0.1-0.3兆帕，接触时间为0.4-6秒，优选为0.8-4秒，剂油比 为1-30，优选为2-15，进料雾化水蒸汽与预提升水蒸气的总量占烃油重量的 1-30重量％，优选2-15重量％。这里，某一反应区的剂油比为单位时间内该 反应区的催化剂的循环量与单位时间内进入第一反应区的烃油的重量比。

第二反应区的裂化反应条件根据催化剂的种类、烃油的种类、对产品组 成和性质的要求不同进行调整。第二反应区的反应温度为470-650℃，优选为 480-580℃，反应压力为0.1-0.5兆帕，优选为0.1-0.3兆帕，接触时间为1- 15秒，优选为2-10秒，剂油比为第一反应区的大于1至3倍，优选为1.1-2 倍。

第三反应区及其以后的反应区的反应物是经过第一和第二提升管反应器 裂化后得到的反应产物，为避免过度裂化，其裂化反应条件应较为缓和。第 三反应区及其以后的反应区的裂化反应条件包括反应温度为450-550℃，优选 470-520℃，反应压力为0.1-0.5兆帕，优选为0.1-0.3兆帕，接触时间为1- 4秒，优选为1-2秒，剂油比为第一反应区的大于1至3倍，优选为1.1-2 倍。

提升管反应器出口区的条件为常规的条件，这些条件包括温度为460-590 ℃，优选为470-570℃，接触时间为0.1-1秒，优选为0.1-0.8秒。提升管反 应器出口区的条件为本领域技术人员所公知。

当反应器为固定床反应器、流化床反应器或移动床反应器时，所述多区 固定床反应器可以用多个固定床串连、多个流化床反应器串连、多个移动床 反应器串连或固定床反应器、流化床反应器和移动床反应器之间的串连的方 式来满足要求，其中的一个反应器就是一个反应区，可以采用常规的方法调 整每个反应器(相对于每个反应区)的裂化反应条件，如采用加热或冷却的 方式调整每个固定床反应器(相对于每个反应区)的反应温度。

一般来说，对于固定床、流化床和移动床反应器而言，各反应区的裂化 反应条件包括反应温度为350-700℃，优选为400-650℃，反应压力为0.1- 0.8兆帕，优选为0.1-0.5兆帕，重时空速为1-40小时-1，优选为2-30小时-1 ，剂油比为1-30，优选为2-15。第一反应区和第二反应区及其以后的反应区 的裂化反应条件可以根据催化剂的种类、烃油的种类、对产品组成和性质的 要求不同，分别在上述裂化反应条件范围内，对各个反应区的裂化反应条件 进行调整。

当裂化反应器为提升管反应器时，本发明提供的方法可以直接利用现有 的反应-再生系统来完成，只是在现有的反应-再生系统中增加一个还原反 应器。所述的现有反应-再生系统的各种方式为本领域技术人员所公知，如 所述的现有反应-再生系统可以是按照沉降器与再生器的排列不同而分的同 高并列式、高低并列式或同轴式反应-再生系统。其中，提升管反应器可以 从沉降器、汽提段中心深入到沉降器中，也可以是外设提升管反应器。其中 所述的提升管反应器包括任何形式的提升管进料喷嘴、混合温度控制技术、 反应终止设施等。《渣油加工工艺》，282-338页(李春年编著，中国石化 出版社2002年出版)对现有的催化裂化反应-再生系统进行了综述，如ROCC- V工艺装置，全大庆减压渣油催化裂化(VR-RFCC)工艺装置，两段再生的美 国道达尔(Total)公司的渣油流化催化裂化RFCC装置，阿希兰(Ashland) 公司与UOP联合开发的采用两段再生的常压重油转化RCC工艺装置、UOP的烧 焦罐式高效再生的FCC工艺装置、埃克森(Exxon)公司的灵活裂化 (Flexicracking IIIR)工艺涉及的提升管反应器与床层反应器相结合的灵 活型提升管反应器催化裂化装置、凯洛格(Kellogg)公司的重油裂化 (HOC)工艺涉及的一段逆流式再生装置和超正流型FCC工艺装置。所述反应 -再生系统并不局限于上述的举例。

所述的再生器可以是单段再生或两段再生。所述的单段再生可以是湍流 床单段再生或快速床单段再生。所述的两段再生可以是湍流床两段再生、烧 焦罐与常规湍流床联合组成的两段再生、快速床两段再生或管式再生。所述 的湍流床两段再生可以是双器逆流两段再生、双器错流两段再生。所述的烧 焦罐与常规湍流床联合组成的两段再生可以是前置烧焦罐两段再生、后置烧 焦罐两段再生。所述的再生器可以根据需要带有内取热器或外取热器。所述 的内取热器可以是水平布置或垂直布置的床层冷却盘管。所述的外取热器可 以是上流式、下流式、返混式或气控式外取热器。《渣油加工工艺》，282- 338页(李春年编著，中国石化出版社2002年出版)对再生器也进行了总 结。

按照本发明一个优选的实施方案，本发明提供的方法包括在一个包括多 个反应区的提升管反应器内，在裂化反应条件下，将烃油与一种催化剂接 触，将反应产物与催化剂分离，将分离出的催化剂循环至一个再生器再生将 再生后的催化剂循环使用；其中，所述催化剂是一种含金属组分的裂化催化 剂，或者是该含金属组分的裂化催化剂与不含金属组分的裂化催化剂的催化 剂混合物，所述金属组分以最高氧化价态或还原价态存在，以所述含金属组 分的裂化催化剂为基准，以最高氧化态的金属组分的氧化物计，金属组分的 含量为0.1-30重量％，所述金属组分选自元素周期表IIIA族非铝金属、IVA 族金属、VA族金属、IB族金属、IIB族金属、VB族金属、VIB族金属、VIIB 族金属、VIII族非贵金属、稀土金属中的一种或几种；在再生器与提升管反应 器之间还包括一个还原反应器，再生后的催化剂的一部分或者再生后的催化 剂的一部分与新鲜催化剂的混合物进入还原反应器，在还原反应器中与一种 含还原气体的气氛接触，所述与含还原气体的气氛接触的温度为100-900℃， 接触的压力为0.1-0.5兆帕，接触的时间至少为1秒，含还原气体的气氛的 用量为每吨含金属组分的裂化催化剂每分钟不小于0.03立方米还原气体，将 与含还原气体的气氛接触后的催化剂循环至第一反应区与所述烃油接触反 应；再生后的催化剂的另外一部分循环至至少一个第一反应区以后的反应 区，依次与前一反应区得到的产物接触反应。

下面结合附图，来说明本发明一些具体的实施方式。这些实施方式只是 本发明众多实施方式中的一些具有代表性的实施方式。可以根据实际情况， 按照这些实施方式，设计反应器及其它设备的类型、大小、形状、参数及反 应区的个数。

按照本发明第一个具体的实施方案，本发明提供的方法可以按图1所示 流程进行。所述反应器为CN1078094C公开的用于流化催化裂化的提升管反应 器，该反应器沿垂直方向从下至上依次为互为同轴的预提升段，第一反应 区、直径扩大的第二反应区、直径缩小的出口区，在出口区末端连有一段水 平管。优选情况下，该反应器的第一反应区的直径与预提升段直径的比值为 1-1.2，第二反应区的直径与第一反应区直径的比值为1.5-5.0，出口区的直 径与第一反应区直径的比值为0.8-1.5；预提升段的高度占反应器总高度的 5-20％，第一反应区的高度占反应器总高度的10-30％，第二反应区的高度占 反应器总高度的30-60％，出口区的高度占反应器总高度的0-20％，第一反 应区与第二反应区结合部位为圆台状，其纵切面为一等腰梯形，等腰梯形的 顶角α为30-80度，第二反应区与出口区结合部位也为圆台状，其纵切面为 一等腰梯形，等腰梯形的底角β为45-85度。

来自管线8的与含还原气体的气氛接触后的催化剂进入反应器的预提升 段，在来自管线10的预提升水蒸汽带动下上行进入第一反应区9。同时，来 自管线11的预热后的烃油与来自管线12的雾化水蒸汽混合，进入第一反应 区9，在第一反应区9内，所述烃油与催化剂接触，进行一次裂化反应。反应 物流继续上行至第二反应区14，在反应区14与来自管线28的再生后的催化 剂接触，进行二次反应，其中，如果需要降温，可以自管线13在第一反应区 9和第二反应区14的结合处注入冷激剂，将冷激剂与反应物料混合。二次反 应后的物流继续上行，通过出口区15，经水平管16，进入分离系统的沉降器 17，沉降器17中的旋风分离器将催化剂和裂化产物分离。为了抑制提升管出 口处的过裂化和热裂化反应，可以采取气-固快速分离或在出口区15与第二 反应区14结合处，经管线29加入终止剂，降低反应物流的温度。分离出的 催化剂进入分离系统的汽提器18，与来自管线19的水蒸汽逆流接触，汽提出 催化剂上剩余的裂化产物，得到待生催化剂，分离出的裂化产物和汽提产物 混合后自管线20排出，继续在分离系统分离出各种馏份。待生催化剂经待生 斜管21进入再生器22，在再生器22中，在再生温度下，将待生催化剂与来 自管线23的含氧的气氛接触，脱除其中的焦炭，反应后的烟气自管线24排 出。再生后的催化剂的一部分自管线25进入还原反应器3，在还原反应器3 中，在还原条件下，再生后的催化剂或再生后的催化剂和经管线2来自储罐1 的新鲜催化剂的混合物与来自管线4的含还原气体的气氛接触，废气经管线5 排出。与含还原气体的气氛接触后的催化剂经管线6进入或不进入换热器7 换热，换热或不换热后的催化剂进入反应器的预提升段。再生后的催化剂的 另外一部分经管线26进入或不进入换热器27换热，换热或不换热后的再生 后的催化剂经管线28进入第二反应区。当还原反应器3中的温度达到第一反 应区的反应温度要求时，与还原气体接触后的催化剂可以不经过换热器7，直 接进入反应器的预提升段。当从管线26来的再生后的催化剂的温度达到第二 反应区的反应温度要求时，再生后的催化剂可以不经过换热器27，直接进入 第二反应区。

按照本发明第二个具体的实施方案，本发明提供的方法可以按图2所示 流程进行。所述反应器为第一个具体实施方式所述的反应器。

来自管线8的与含还原气体的气氛接触后的催化剂进入反应器的预提升 段，在来自管线10的预提升水蒸汽带动下上行进入第一反应区9。同时，来 自管线11的预热后的烃油与来自管线12的雾化水蒸汽混合，进入第一反应 区9，在第一反应区9内，所述烃油与催化剂接触，进行一次裂化反应。反应 物流继续上行至第二反应区14，在反应区14与来自管线28的再生后的催化 剂接触，进行二次反应，其中，如果需要降温，可以自管线13在第一反应区 9和第二反应区14的结合处注入冷激剂，将冷激剂与反应物料混合。二次反 应后的物流继续上行，通过出口区15，经水平管16，进入分离系统的沉降器 17，沉降器17中的旋风分离器将催化剂和裂化产物分离。为了抑制提升管出 口处的过裂化和热裂化反应，可以采取气-固快速分离或经管线29在出口区 15与第二反应区14结合处加入终止剂，降低反应物流的温度。分离出的催化 剂进入分离系统的汽提器18，与来自管线19的水蒸汽逆流接触，汽提出催化 剂上剩余的裂化产物，得到待生催化剂，分离出的裂化产物和汽提产物混合 后自管线20排出，继续在分离系统分离出各种馏份。待生催化剂经待生斜管 21进入再生器22，在再生器22中，在再生温度下，将待生催化剂与来自管 线23的含氧的气氛接触，脱除其中的焦炭，反应后的烟气自管线24排出。 再生后的催化剂的一部分经管线25进入气体置换罐30，在气体置换罐30 中，再生后的催化剂的一部分或再生后的催化剂的一部分和经管线2来自储 罐1的新鲜催化剂的混合物用来自管线31的惰性气体将再生后的催化剂携带 的含氧气体置换出来，置换后的气体经管线32排出，经气体置换的催化剂自 管线33进入还原反应器3，在还原反应器3中，在还原条件下，所述催化剂 与来自管线4的含还原气体的气氛接触，废气经管线5排出。与还原气体接 触后的催化剂经管线6进入或不进入换热器7换热，换热或不换热后的催化 剂进入反应器的预提升段。再生后的催化剂的另外一部分经管线26进入或不 进入换热器27换热，换热或不换热后的再生后的催化剂经管线28进入第二 反应区。气体置换罐30的引入可以使再生后催化剂中所携带的含氧气氛被置 换出，使在还原罐3中的还原反应进行得更充分，并可以减少还原气体的消 耗。当还原反应器3中的温度达到第一反应区的反应温度要求时，与还原气 体接触后的催化剂可以不经过换热器7，直接进入反应器的预提升段。当从管 线26来的再生后的催化剂的温度达到第二反应区的反应温度要求时，再生后 的催化剂可以不经过换热器27，直接进入第二反应区。

按照本发明第三个具体的实施方案，本发明提供的方法可以按图3所示 流程进行。该方案的流程与第一个实施方案相同，只是用普通的提升管反应 器代替第一个具体的实施方案所述反应器。

按照本发明第四个具体的实施方案，本发明提供的方法可以按图4所示 流程进行。该方案的流程与第二个实施方案相同，只是用普通的提升管反应 器代替第二个具体的实施方案所述反应器。

其中，所述普通的提升管反应器可以是任何常规的普通提升管反应器， 如常规的等直径提升管反应器或等线速提升管反应器。第一反应区为提升管 反应区的下半部分，第二反应区为提升管反应区的上半部分，预提升段占提 升管反应区总长度的5-20％，第一反应区的长度占提升管反应区总长度的 10-30％，第二反应区的长度占提升管反应区总长度的30-60％，出口区占提 升管反应区总长度的0-20％。

雾化水蒸汽的作用是使烃油雾化效果更好，使烃油和催化剂混合更加均 匀。所述雾化水蒸汽的用量为本领域技术人员所公知，一般来说，雾化水蒸 汽占烃油的1-30重％，优选2-15重％。

雾化水蒸汽的作用是使烃油雾化效果更好，使烃油和催化剂混合更加均 匀。用做预提升介质的水蒸汽的作用是使催化剂加速，在预提升段形成密度 均匀的催化剂活塞流。所述雾化水蒸汽和预提升水蒸汽的用量为本领域技术 人员所公知，一般来说，雾化水蒸汽与预提升水蒸汽的总量占烃油的1-30重 ％，优选2-15重％。

汽提水蒸汽的作用是将催化剂颗粒之间和颗粒孔隙内充满的油气置换出 来，提高油品产率。用于汽提的水蒸汽的用量为本领域技术人员所公知。一 般来说，用于汽提的水蒸汽的用量占催化剂循环量的0.1-0.8重量％，优选 为0.2-0.4重量％。

其中，预提升水蒸汽可以用其它预提升介质，如炼油厂干气、轻质烷 烃、轻质烯烃中的一种或几种，或它们中的一种或几种与水蒸汽的混合气代 替。

所述含氧的气氛可以是氧气或任何含有氧气的混合气体，常用的含氧气 氛为空气。所述再生温度为本领域技术人员所公知，一般来说，所述再生温 度为600-770℃，优选650-730℃。

所述惰性气体包括任何不与催化剂作用的气体或气体混合物，如氮气、 元素周期表中的零族气体、二氧化碳中的一种或几种。所述惰性气体的通过 量足以使催化剂所携带的含氧气体被置换出来。一般来说，所述惰性气体的 通过量为每吨催化剂每分钟0.01-30立方米，优选为1-15立方米。

由于催化剂在经过一段时间循环后，会有少量催化剂损失，因此，储罐1 的作用是用来定期或不定期补充反应所消耗的催化剂，储罐1中的催化剂所 含的金属组分可以是还原态，也可以是氧化态。

三、催化剂

1、催化剂和催化剂混合物

按照本发明提供的方法，所述催化剂是一种含金属组分的裂化催化剂， 或者是含有不含金属组分的裂化催化剂和含金属组分的裂化催化剂的催化剂 混合物。所述金属组分以最高氧化态或还原价态存在，以所述含金属组分的 裂化催化剂为基准，以最高氧化态的金属组分的氧化物计，金属组分的含量 为0.1-30重量％，所述金属组分选自元素周期表IIIA族非铝金属、IVA族金 属、VA族金属、IB族金属、IIB族金属、VB族金属、VIB族金属、VIIB族 金属、VIII族非贵金属、稀土金属中的一种或几种。以所述催化剂混合物为基 准，含金属组分的裂化催化剂的含量至少为0.1重量％，优选为至少1重量 ％，更优选为至少3重量％，最好是至少10重量％。

2、含金属组分的裂化催化剂

(1)以最高氧化态存在的含金属组分的裂化催化剂

所述含金属组分的裂化催化剂包括现有的含金属组分的裂化催化剂中的一 种或几种。如含有所述金属组分、分子筛、耐热无机氧化物基质，含或不含 粘土、含或不含磷的，所述金属以最高氧化态存在的裂化催化剂。以所述含 金属组分的裂化催化剂为基准，以最高氧化态金属的氧化物计，所述金属组 分的含量为0.1-30重量％，优选为0.5-20重量％。所述含金属组分的裂化催 化剂中其它组分的含量为该类催化剂常规的含量，为本领域技术人员所公 知。如以所述含金属组分的裂化催化剂为基准，所述分子筛的含量为1-90重 量％，耐热无机氧化物的含量为2-80重量％，粘土的含量为0-80重量％，以 五氧化二磷计，磷的含量为0-15重量％。优选情况下，所述分子筛的含量为 10-60重量％，耐热无机氧化物的含量为10-50重量％，粘土的含量为20-70重 量％，磷的含量为0-8重量％

所述金属组分选自元素周期表IIIA族非铝金属、IVA族金属、VA族金属、 IB族金属、IIB族金属、VB族金属、VIB族金属、VIIB族金属、VIII族非贵金 属、稀土金属中的一种或几种。

所述IIIA族非铝金属包括镓、铟、铊。所述IVA族金属包括锗、锡、铅。 所述VA族金属包括锑、铋。所述IB族金属包括铜、银。所述IIB族金属包 括锌、镉。所述VB族金属包括钒、铌、钽。所述VIB族金属包括铬、钼、 钨。所述VIIB族金属包括锰、锝、铼。所述VIII族非贵金属包括铁、钴、镍。所 述稀土金属选自镧系和锕系稀土金属中的一种或几种，优选为镧、铈、镨、 钕、钷、钐、铕、钆、铽、镝、钬、铒、铥、镱、镥中的一种或几种，更优 选为镧、铈、富镧混合稀土金属或富铈混合稀土金属。所述金属组分优选为 镓、锗、锡、锑、铋、铅、铜、银、锌、镉、钒、钼、钨、锰、铁、钴、 镍、镧、铈、富镧混合稀土金属、富铈混合稀土金属中的一种或几种，更优 选为镓、锡、铜、银、锌、钒、钼、锰、铁、钴、镧、铈、富镧混合稀土金 属或富铈混合稀土金属中的一种或几种。

所述金属组分可以同时存在于分子筛、耐热无机氧化物和粘土中，也可以 存在于分子筛、耐热无机氧化物和粘土的任意两种中，还可以存在于分子 筛、耐热无机氧化物和粘土的任意一种中。

所述分子筛选自用作裂化催化剂活性组分的沸石和非沸石分子筛中的一 种或几种。这些沸石和分子筛为本领域技术人员所公知。

所述沸石优选为大孔沸石和中孔沸石中的一种或几种。所述大孔沸石为 具有至少0.7纳米环开口的孔状结构的沸石，如八面沸石、L沸石、Beta沸 石、Ω沸石、丝光沸石、ZSM-18沸石中的一种或几种，特别是Y型沸石、含 磷和/或稀土的Y型沸石、超稳Y沸石、含磷和/或稀土的超稳Y沸石，Beta 沸石中的一种或几种。

所述中孔沸石为具有大于0.56纳米小于0.7纳米环开口的孔状结构的沸 石，如具有MFI结构的沸石(如ZSM-5沸石)，含磷和/或稀土的具有MFI结构 的沸石(如含磷和/或稀土ZSM-5沸石，CN1194181A公开的含磷的具有MFI结 构的沸石)、ZSM-22沸石、ZSM-23沸石、ZSM-35沸石、ZSM-50沸石、ZSM-57 沸石、MCM-22沸石、MCM-49沸石、MCM-56沸石中的一种或几种。

所述非沸石分子筛指沸石中的铝和/或硅部分或全部被其它元素如磷、 钛、镓、锗中的一种或几种取代的分子筛。这些分子筛的实例包括具有不同 硅铝比的硅酸盐(如金属硅酸盐metallosilicate、钛硅酸盐 titanosilicate)、金属铝酸盐metalloaluminates(如锗铝酸盐 Germaniumaluminates)、金属磷酸盐metallophosphates、铝磷酸盐 aluminophosphates、金属铝磷酸盐metalloaluminophosphates、金属结合的 硅铝磷酸盐metal integrated silicoaluminophosphates(MeAPSO和 ELAPSO)、硅铝酸盐silicoaluminophosphates(SAPO)、镓锗酸盐 (gallogermanates)中的一种或几种。特别是SAPO-17分子筛、SAPO-34分子 筛和SAPO-37分子筛中的一种或几种。

优选情况下，所述分子筛选自Y型沸石、含磷和/或稀土的Y型沸石、超 稳Y沸石、含磷和/或稀土的超稳Y沸石、Beta沸石、具有MFI结构的沸石、 含磷和/或稀土的具有MFI结构的沸石中的一种或几种。

所述耐热无机氧化物选自用作裂化催化剂基质和粘结剂组分的耐热无机 氧化物中的一种或几种，如氧化铝、氧化硅、无定型硅铝、氧化锆、氧化 钛、氧化硼、碱土金属氧化物中的一种或几种。优选氧化铝、氧化硅、无定 型硅铝、氧化锆、氧化钛、氧化镁、氧化钙中的一种或几种。这些耐热无机 氧化物为本领域技术人员所公知。

所述粘土选自用作裂化催化剂活性组分的粘土中的一种或几种，如高岭 土、多水高岭土、蒙脱土、硅藻土、埃洛石、皂石、累托土、海泡石、凹凸 棒石、水滑石、膨润土中的一种或几种。更优选的粘土为高岭土。这些粘土 为本领域技术人员所公知。

下面以非穷举的方式列出了一些现有的含金属组分的裂化催化剂的例 子：

A、工业牌号为HGY-2000R的含稀土Y型沸石和超稳Y型沸石、高岭土、 氧化铝的催化剂；

B、工业牌号为MLC-500的含稀土Y型沸石和超稳Y型沸石、高岭土、氧 化铝的催化剂；

C、US5,376,608公开的具有脱硫作用的裂化催化剂组合物；

D、CN1281887A公开的脱硫催化剂；

E、CN1261618A公开的产物脱硫催化剂。

(2)所述金属组分以还原态存在的含金属组分的裂化催化剂

所述含金属组分的裂化催化剂还包括其中的金属组分为还原态的裂化催化 剂，该催化剂在本申请人申请号为03137906.0的中国专利申请中做了详细描 述。该催化剂含有分子筛、耐热无机氧化物、粘土和一种金属组分，其中， 以所述含金属组分的裂化催化剂的总量为基准，分子筛的含量为1-90重量 ％，耐热无机氧化物的含量为2-80重量％，粘土的含量为2-80重量％，以所 述最高氧化态的金属氧化物计，金属组分的含量为0.1-30重量％，所述金属 组分基本上以还原价态存在，它选自元素周期表IIIA族非铝金属、IVA族金 属、VA族金属、IB族金属、IIB族金属、VB族金属、VIB族金属、VIIB族金 属、VIII族非贵金属中的一种或几种。

所述还原价态指所述金属的平均价态为零价或高于零价并低于其最高氧化 态。优选情况下，所述金属的平均价态与其最高氧化态的比值为0-0.95，更 优选情况下，该比值为0.1-0.7。

这里所述金属的最高氧化态是指经充分氧化后，能稳定存在的金属氧化 物中所述金属的最高氧化态。例如，元素周期表IIIA族非铝金属的最高氧化态 一般为+3价(如镓)；IVA族金属的最高氧化态一般为+4价；VA族金属的最高 氧化态一般为+5价；IB族金属的最高氧化态一般为+2价(如铜)或+1价(如 银)；IIB族金属的最高氧化态一般为+2价；VB族金属的最高氧化态一般为+5 价；VIB族金属的最高氧化态一般为+6价；VIIB族金属的最高氧化态一般为+4 价(如锰)或+7价(如铼)；VIII族非贵金属的最高氧化态一般为+3价(如铁或 钴)或+2价(如镍)。

测定所述金属平均价态的方法如下：

精确称取约0.4克催化剂，放入TPD/R/O分析测试仪的样品池中，通入氢 气含量为5体积％的氢气与氮气的混合气，氢气的流量为20毫升/分钟，将样 品池以10℃/分钟的速度，从室温升温至1000℃，对样品池中的催化剂进行程 序升温还原，分别测定还原前和还原后催化剂上金属组分的TPR特征峰，根据 以下公式计算金属的平均价态：

βM＝βM′-2f(A1-A)/N

其中：βM为催化剂中金属组分M的平均价态，βM′为催化剂中金属组分M的最高 氧化态；A为金属组分M以还原价态存在的催化剂中金属M的TPR特征峰面积； A1为金属组分M以最高氧化态存在的催化剂中金属M的TPR特征峰面积；N为催化 剂中金属组分M的含量(单位为摩尔)；f为校正因子，其测定方法如下：精确 称取约6.5毫克CuO放入上述TPD/R/O分析测试仪的样品池中，在上述条件下， 测定CuO完全被还原的TPR特征峰面积K2，按还原反应的化学计量数计算耗氢量 (摩尔)K1，f即为耗氢量与TPR特征峰面积之比，即f＝K1/K2，f的单位为摩 尔/TPR特征峰面积。

由于每个金属的TPR特征峰的位置不同，因此，即使催化剂中含有2种 以上金属组分，也可以测定出每个金属的TPR特征峰。

所述金属组分选自元素周期表IIIA族非铝金属、IVA族金属、VA族金属、 IB族金属、IIB族金属、VB族金属、VIB族金属、VIIB族金属、VIII族非贵金属 中的一种或几种。所述IIIA族非铝金属包括镓、铟、铊。所述IVA族金属包括 锗、锡、铅。所述VA族金属包括锑、铋。所述IB族金属包括铜、银。所述 IIB族金属包括锌、镉。所述VB族金属包括钒、铌、钽。所述VIB族金属包括 铬、钼、钨。所述VIIB族金属包括锰、锝、铼。所述VIII族非贵金属包括铁、 钴、镍。所述金属组分优选为镓、锗、锡、锑、铋、铅、铜、银、锌、镉、 钒、钼、钨、锰、铁、钴、镍中的一种或几种，更优选为镓、锡、铜、银、 锌、钒、钼、锰、铁、钴中的一种或几种。

所述金属组分可以同时存在于分子筛、耐热无机氧化物和粘土中，也可以 存在于分子筛、耐热无机氧化物和粘土的任意两种中，还可以存在于分子 筛、耐热无机氧化物和粘土的任意一种中。

该催化剂还可以含有稀土金属，所述稀土金属以金属和/或化合物的形式 存在。所述稀土金属可以同时存在于分子筛、耐热无机氧化物和粘土中，也 可以存在于分子筛、耐热无机氧化物和粘土的任意两种中，还可以存在于分 子筛、耐热无机氧化物和粘土的任意一种中。所述稀土金属选自镧系和锕系 稀土金属中的一种或几种，优选为镧、铈、镨、钕、钷、钐、铕、钆、铽、 镝、钬、铒、铥、镱、镥中的一种或几种，更优选为镧、铈、富镧混合稀土 金属或富铈混合稀土金属。以所述含金属组分的裂化催化剂的总量为基准， 以氧化物计，所述稀土金属组分的含量为0-50重量％，优选为0-15重量 ％。

该催化剂还可以含有磷组分，所述磷组分以磷的化合物，如磷的氧化物 和/或磷酸盐的形式存在。所述磷组分可以同时存在于分子筛、耐热无机氧化 物和粘土中，也可以存在于分子筛、耐热无机氧化物和粘土的任意两种中， 还可以存在于分子筛、耐热无机氧化物和粘土的任意一种中。以所述含金属 组分的裂化催化剂的总量为基准，以五氧化二磷计，所述磷组分的含量为0- 15重量％，优选0-8重量％。

其中所述分子筛的种类、耐热无机氧化物的种类和粘土的种类可选择的范 围与所述“金属组分以氧化态存在的催化剂”部分中所述范围相同。

该催化剂的制备方法包括将含有金属组分化合物、分子筛、耐热无机氧化 物和粘土的组合物与含还原气体的气氛接触，所述接触的温度和接触的时间 足以使所述金属组分的平均价态低于其最高氧化态，所述金属组分选自元素 周期表IIIA族非铝金属、IVA族金属、VA族金属、IB族金属、IIB族金属、VB 族金属、VIB族金属、VIIB族金属、VIII族非贵金属中的一种或几种，组合物中 各组分的含量使最终催化剂中含有，以所述含金属组分的裂化催化剂的总量 为基准，1-90重量％的分子筛，2-80重量％的耐热无机氧化物，2-80重量％ 的粘土和以最高氧化态金属的氧化物计，0.1-30重量％的金属组分。

其中，所述含还原气体的气氛指纯的还原气体或含有还原气体和惰性气 体的气氛。

所述纯的还原气体的例子包括氢气、一氧化碳及含有1-5个碳原子的烃 类中的一种或几种，优选包括氢气、一氧化碳、甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、 戊烷及其各种异构体中的一种或几种。

所述惰性气体指不与所述组合物或金属化合物发生化学作用的气体，如 元素周期表零族气体、氮气、二氧化碳中的一种或几种。

所述含有还原气体和惰性气体的气氛的例子包括氢气、一氧化碳、含有 1-5个碳原子的烃类中的一种或几种与惰性气体中的一种或几种的混合物或炼 油厂中的干气(如催化裂化尾气，催化重整尾气，加氢裂化尾气或延迟焦化 尾气等)。

所述含还原气体的气氛中，还原气体的浓度没有特别限制。优选情况 下，所述含还原气体的气氛中，还原气体含量至少为10体积％，更优选为50 体积％。

所述接触的温度和接触的时间足以使所述金属组分的平均价态与其最高 价态的比值降低至0-0.95，优选为0.1-0.7。一般来说，所述接触的温度可 以是100-900℃，优选为400-700℃，接触的时间为0.1秒至10小时，优选 为1秒-5小时。所述接触可以是静态接触，即在一个密闭的容器中，将含有 还原气体的气氛与所述组合物接触。所述接触也可以是动态接触，即将所述 含有还原气体的气氛通过所述组合物的床层。所述接触的压力没有限制，既 可以在常压下进行，也可以在高于或低于常压下进行。含有还原气体的气氛 的用量为每克催化剂每小时不小于5毫升还原气体，优选每克催化剂每小时 不小于10毫升还原气体，更优选为每克催化剂每小时100-2000毫升还原气 体。

组合物中各组分的含量优选使最终催化剂中含有，以催化剂总量计，10- 60重量％的分子筛，10-50重量％的耐热无机氧化物，20-60重量％的粘土和 以最高氧化态金属的氧化物计，0.5-20重量％的金属组分。

所述含有金属组分化合物、分子筛、耐热无机氧化物和粘土的组合物可 以是现有的含有金属组分的裂化催化剂，也可以是在不含金属组分的裂化催 化剂中引入金属组分化合物后得到的组合物。

现有的含有金属组分的裂化催化剂的制备方法为本领域技术人员所公 知，在这里不再赘述。

在不含金属组分的裂化催化剂中引入金属组分化合物的方法也为常规的 方法。例如，可以采用下列方法在不含金属组分的裂化催化剂中引入金属组 分，制备所述含有金属组分化合物、分子筛、耐热无机氧化物和粘土的组合 物。

方法之一

(1)a.用含所述金属组分化合物的溶液浸渍分子筛、耐热无机氧化物、 耐热无机氧化物的前身物和/或粘土，然后干燥或不干燥；b.或者将含所述 金属组分化合物的溶液与分子筛、耐热无机氧化物、耐热无机氧化物的前身 物和/或粘土混合，然后干燥或不干燥；c.或者将所述金属组分化合物与分 子筛、耐热无机氧化物、耐热无机氧化物的前身物和/或粘土进行物理混合； d.或者将含所述金属组分化合物的溶液与分子筛、耐热无机氧化物、耐热无 机氧化物的前身物和/或粘土混合，加入所述金属组分化合物的沉淀剂，将所 述金属组分沉积到分子筛、耐热无机氧化物、耐热无机氧化物的前身物和/或 粘土中，然后干燥或不干燥；e.或者将含所述金属组分化合物的溶液与分子 筛、耐热无机氧化物、耐热无机氧化物的前身物和/或粘土混合，将得到的浆 液制备成胶体，然后干燥或不干燥；f.或者将不溶于水的所述金属组分化合 物与分子筛、耐热无机氧化物、耐热无机氧化物的前身物和/或粘土及去离子 水混合，将得到的浆液制备成胶体，然后干燥或不干燥。

(2)将引入所述金属组分化合物的分子筛、耐热无机氧化物、耐热无机氧 化物的前身物和/或粘土，或所述混合物，或胶体与去离子水及不含金属组分 化合物的分子筛、耐热无机氧化物、耐热无机氧化物的前身物和/或粘土打 浆，制备成固含量为10-60重量％，优选为20-50重量％的浆液，干燥得到 的浆液，焙烧或不焙烧。

方法之二

将分子筛、耐热无机氧化物和/或耐热无机氧化物的前身物、粘土及去离 子水打浆，制备成固含量为10-60重量％，优选为20-50重量％的浆液，干 燥得到的浆液，焙烧或不焙烧，然后，用含所述金属组分化合物的溶液浸渍 干燥后的固体，或者将所述金属组分化合物的溶液与干燥后的固体混合，然 后干燥，焙烧或不焙烧。

方法之三

将分子筛、耐热无机氧化物和/或耐热无机氧化物的前身物、粘土、去离 子水和所述金属组分化合物打浆，制备成固含量为10-50重量％，优选为20- 50重量％的浆液，干燥得到的浆液，焙烧或不焙烧。

如果催化剂中还含有稀土金属组分和/或磷组分，可以采用上面的方法单 独或与引入上述金属组分的同时引入稀土金属组分和/或磷组分，只是用稀土 金属化合物和/或磷化合物代替上述金属组分的化合物即可。所述稀土金属组 分和/或磷组分还可以是市售分子筛本身所带有的(如含稀土和/或磷的Y型 沸石或超稳Y沸石)。

其中，所述引入金属组分化合物后的干燥和浆液的干燥方法和条件为本 领域技术人员所公知，例如，干燥的方法可以是晾干、烘干、鼓风干燥、喷 雾干燥。浆液的干燥方法优选喷雾干燥的方法。干燥的温度可以是室温至400 ℃，优选为100-350℃。所述浆液干燥后的焙烧和浸渍金属化合物后的焙烧条 件也为本领域技术人员所公知，一般来说，所述浆液干燥后的焙烧和浸渍金 属化合物后的焙烧温度均为400-700℃，优选为400-650℃，焙烧时间至少为 0.5小时，优选为0.5-100小时，更优选为0.5-10小时。

所述耐热无机氧化物的前身物指在所述裂化催化剂制备过程中，能形成 所述耐热无机氧化物的物质中的一种或几种。如氧化铝的前身物可选自水合 氧化铝(如拟薄水铝石)和/或铝溶胶。氧化硅的前身物可选自硅溶胶，硅凝 胶和水玻璃中的一种或几种。无定形硅铝的前身物可选自硅铝溶胶，硅溶胶 和铝溶胶的混合物，硅铝凝胶中的一种或几种。其它耐热无机氧化物的前身 物可选自其氢氧化物，如锆、钛、碱土金属的氢氧化物、硼酸。

所述金属组分化合物可以是所述金属的可溶于水的化合物，也可以是难 溶于水和/或不溶于水的化合物，如元素周期表IIIA族非铝金属、IVA族金 属、VA族金属、IB族金属、IIB族金属、VB族金属、VIB族金属、VIIB族 金属、VIII族非贵金属的硝酸盐、氯化物、氢氧化物、氧化物中的一种或几 种，特别是镓、锡、铜、银、锌、钒、钼、锰、铁、钴的硝酸盐、氯化物、 氢氧化物、氧化物中的一种或几种。

所述稀土金属化合物可以是稀土金属的可溶于水的化合物，也可以是难 溶于水和/或不溶于水的化合物，如稀土金属的氯化物、硝酸盐、氢氧化物、 氧化物中的一种或几种。

所述磷化合物可以是所述磷的可溶于水的化合物，也可以是难溶于水和/ 或不溶于水的化合物，如磷酸、亚磷酸，铵的磷酸盐、碱金属的磷酸盐、磷 的氧化物、磷酸铝中的一种或几种。

3、不含金属组分的裂化催化剂

所述不含金属组分的裂化催化剂可以是任何不含金属的烃类裂化催化 剂，该裂化催化剂为本领域技术人员所公知。如含有分子筛、耐热无机氧化 物、含或不含粘土、含或不含磷的烃类裂化催化剂。其中，各组分的含量范 围也为本领域技术人员所公知。如工业牌号为ZCM-7的含超稳Y型沸石、高 岭土、氧化铝的催化剂。

4、催化剂与助剂的混合物

本发明提供的方法所述催化剂混合物还可以含有各种裂化助剂中的一种 或几种。所述裂化助剂可以是助燃剂、硫转移催化剂、辛烷值助剂中的一种 或几种。这些助剂在以前发表的各种专利和非专利文献中均有记载。如CN 1034222C、CN1072109A、CN1089362C所公开的助燃剂，CN1286134A、 CN1295877A、CN1334316A所公开的硫转移催化剂，CN1020280C、CN 1031409C所公开的辛烷值助剂等。

四、本发明的适用范围

本发明提供的方法适用于对任何烃油进行催化裂化，以提高重油的转化 能力，所述烃油中可以含有镍、钒、铁等金属杂质。本发明提供的方法特别 适合用于对金属杂质含量小于50ppm的含硫或不含硫的烃油进行催化裂化。 本发明提供的方法尤其适合用于对金属杂质含量小于50ppm的含硫烃油进行 催化裂化，在提高重油转化能力的同时提高汽油馏份硫的脱除能力。

所述烃油可以是原油及其各种馏份，特别是原油及沸程大于330℃的石油 馏份。如含硫或不含硫的常压渣油、减压渣油、减压瓦斯油，常压瓦斯油， 直馏瓦斯油，丙烷轻/重脱沥青油和焦化瓦斯油以及经过加氢处理的常压渣 油、减压渣油、减压瓦斯油、常压瓦斯油中的一种或几种。

下面以所述反应器为提升管反应器，反应区的个数为2个为例，对本发 明做详细说明。使用其它反应器也具有类似的效果，根据对裂化产品的要 求，反应区的个数可以更多。因此，不能理解为本发明所述方法中的反应器 只是提升管反应器，反应区的个数仅为2个。

实例中除非特别说明，所用再生器均为前置烧焦罐两段再生器；所述换 热器均为管壳式换热器；用于汽提的水蒸汽的用量占催化剂循环量的0.4重 量％；所用高岭土为苏州高岭土公司出品，其固含量为76重量％；所用拟薄 水铝石为山东淄博501厂出品，其固含量为62重量％；所用铝溶胶为齐鲁催 化剂厂出品，其Al2O3含量为21重量％；所用硅溶胶为齐鲁催化剂厂出品，其 SiO2含量为27重量％；金属组分的化合物均为化学纯。

                          实施例1

本实施例说明本发明所述含金属组分的裂化催化剂及其制备方法。

将高岭土、拟薄水铝石、浓度30重量％的硝酸钴水溶液混合，加入去离 子水，混合均匀，在快速搅拌下缓慢加入浓度为36.5体积％的盐酸，调节浆 液的pH值至2.0，加入含磷和稀土的HY沸石(工业牌号为MOY，晶胞常数 为24.59埃，Na2O含量为1.5重量％，以五氧化二磷计，磷含量为1.2重量 ％，稀土氧化物含量为8.5重量％，其中，氧化镧含量为4.5重量％，氧化 铈含量为1.1重量％，其它稀土氧化物含量为2.9重量％，齐鲁催化剂厂出 品)，混合均匀。去离子水的用量使得到的浆液的固含量为25重量％。高岭 土、拟薄水铝石、MOY沸石和硝酸钴水溶液的用量使高岭土干基重量、Al2O3、 MOY沸石干基重量和Co2O3的重量的比值为35.0∶34.0∶30.0∶1.0。

将得到的浆液在150℃的温度下喷雾干燥，在550℃下焙烧1小时。将得 到的催化剂装入固定床还原反应器中，在400℃温度下，通入氢气，氢气的通 入量为每克催化剂每分钟5毫升，使氢气与所述固体接触0.5小时，将反应 器的温度降至室温，卸下还原后的固体，得到本发明所述含金属组分的裂化 催化剂C1。催化剂C1的组成及金属组分的种类、分布、平均价态和平均价态 与其最高价态的比值列于表1中。表1中催化剂组成由计算得到，金属组分 的含量以所述金属组分最高氧化态的氧化物计。

                          实施例2

本实施例说明本发明所述含金属组分的裂化催化剂及其制备方法。

按实例1的方法制备催化剂，不同的是，所述固体与氢气接触的温度为 500℃，接触时间为3小时，得到本发明所述含金属组分的裂化催化剂C2。催 化剂C2的组成及金属组分的种类、分布、平均价态和平均价态与其最高价态 的比值列于表1中。

                          实施例3

本实施例说明本发明所述含金属组分的裂化催化剂及其制备方法。

用浓度为10重量％的六水硝酸钴水溶液浸渍高岭土，六水硝酸钴水溶液 与高岭土(干基)的重量比为1∶0.8224，120℃烘干，600℃焙烧1小时，得 到含Co2O32.78重量％的高岭土。

按实例1的方法制备催化剂，不同的是用含Co2O32.78重量％的高岭土 代替实例1所述高岭土，不加硝酸钴水溶液，得到本发明所述含金属组分的 裂化催化剂C3。催化剂C3的组成及金属组分的种类、分布、平均价态和平均 价态与其最高价态的比值列于表1中。

                          实例4

本实施例说明本发明所述含金属组分的裂化催化剂及其制备方法。

按实例1的方法制备催化剂，不同的是，没有在固定床反应器中将固体 与氢气接触的过程，得到催化剂C4。C4的组成列于表1中。

                          实例5

本实施例说明本发明所述含金属组分的裂化催化剂及其制备方法。

按实例3的方法制备催化剂，不同的是，没有在固定床反应器中将固体 与氢气接触的过程，得到催化剂C5。C5的组成列于表1中。

表1 实例编号   1     2   3   4   5 催化剂编号   C1     C2   C3   C4   C5 分子筛种类   MOY     MOY   MOY   MOY   MOY 分子筛含量，重量％   30.0     30.0   30.0   30.0   30.0 耐热无机氧化物种类   Al2O3     Al2O3   Al2O3   Al2O3   Al2O3 耐热无机氧化物含 量，重量％   34.0     34.0   34.0   34.0   34.0 粘土种类   高岭土     高岭土   高岭土   高岭土   高岭土 粘土含量，重量％   35.0     35.0   35.0   35.0   35.0 金属组分种类   Co     Co   Co   Co   Co 金属组分含量，重量 ％   1.0     1.0   1.0   1.0   1.0 金属组分平均价态   +1.5     0   +1.5   +3   +3 金属组分平均价态与 其最高价态的比值   0.5     0   0.5   1   1 金属组分分布   均匀分布在催   化剂中     均匀分布在催     化剂中   均匀分布在粘   土中   均匀分布在催   化剂中   均匀分布在粘   土中

                          实施例6

本实施例说明本发明所述含金属组分的裂化催化剂及其制备方法。

(1)用浓度为7.0重量％的硝酸锌水溶液浸渍高岭土，硝酸锌水溶液和 高岭土(干基)的重量比为1∶0.940，120℃烘干，600℃焙烧1小时，得到含 ZnO 3.1重量％的高岭土。

(2)将NaY沸石(Na2O含量11重％，硅铝比为5.6，长岭催化剂厂生 产)与浓度为0.15摩尔/升的氯化铵水溶液混合，混合的比例为每升氯化铵 水溶液20克NaY沸石，在60℃下交换1小时，过滤后的滤饼在550℃焙烧2 小时。将其再按上述步骤交换和焙烧两次，得到氧化钠含量为0.3重量％的 HY沸石。

(3)按实例1的方法制备催化剂，不同的是用(1)制备的含ZnO的高 岭土代替实例1所述高岭土，不加硝酸钴，用(2)制备的HY沸石代替MOY； 所述含ZnO的高岭土、拟薄水铝石、HY沸石的用量使高岭土干基重量、 Al2O3、HY沸石干基重量和ZnO的重量的比值为25.0∶19.2∶55.0∶0.8；还原的 气氛为氢气含量50体积％和一氧化碳含量50体积％的氢气和一氧化碳的混 合气，混合气的用量为每克催化剂每分钟10毫升，所述固体与混合气接触的 温度为800℃，接触时间为3小时，得到本发明所述含金属组分的裂化催化剂 C6。催化剂C6的组成及金属组分的种类、分布、平均价态和平均价态与其最 高价态的比值列于表2中。

                          实施例7

本实施例说明本发明所述含金属组分的裂化催化剂及其制备方法。

用浓度为10重量％的硝酸铁水溶液浸渍高岭土，硝酸铁水溶液和高岭土 (干基)的重量比为1∶1.034，120℃烘干，600℃焙烧2小时，得到含Fe2O33.1重量％的高岭土。

按实例1的方法制备催化剂，不同的是用上述含Fe2O3的高岭土代替实例 1所述高岭土，不加硝酸钴，用实例4中(2)制备的HY沸石代替MOY；所述 含Fe2O3的高岭土、拟薄水铝石、HY沸石的用量使高岭土干基重量、Al2O3、HY 沸石干基重量和Fe2O3的重量的比值为25.0∶19.2∶55.0∶0.8；还原的气氛为氢 气含量50体积％和一氧化碳含量50体积％的氢气和一氧化碳的混合气，混 合气的用量为每克催化剂每分钟6毫升，所述固体与混合气接触的温度为600 ℃，接触时间为0.5小时，得到本发明所述含金属组分的裂化催化剂C7。催 化剂C7的组成及金属组分的种类、分布、平均价态和平均价态与其最高价态 的比值列于表2中。

                          实施例8

本实施例说明本发明所述含金属组分的裂化催化剂及其制备方法。

用浓度为20.0重量％的硝酸铜水溶液浸渍高岭土和二氧化钛的混合物， 硝酸铜水溶液、高岭土(干基)和二氧化钛的重量比为1∶0.871∶0.0223，120 ℃烘干，600℃焙烧2小时，得到含CuO 8.68重量％的高岭土和二氧化钛的 混合物。

按实例1的方法制备催化剂，不同的是用上述含CuO的高岭土代替实例1 所述高岭土，不加硝酸钴，用超稳Y沸石(工业牌号为DASY，晶胞常数为 24.45埃，Na2O含量为1.0重量％，齐鲁催化剂厂出品)代替MOY；含CuO的 高岭土、拟薄水铝石、DASY沸石的用量使高岭土干基重量、TiO2、Al2O3、 DASY沸石干基重量和CuO的重量的比值为39.0∶1.0∶26.2∶30∶3.8；还原的气 氛为氢气含量50体积％和一氧化碳含量50体积％的氢气和一氧化碳的混合 气，混合气的用量为每克催化剂每分钟5毫升，所述固体与混合气接触的温 度为400℃，接触时间为0.5小时，得到本发明所述含金属组分的裂化催化 剂C8。催化剂C8的组成及金属组分的种类、分布、平均价态和平均价态与其 最高价态的比值列于表2中。

                          实施例9

本实施例说明本发明所述含金属组分的裂化催化剂及其制备方法。

用浓度为5.0重量％的硝酸锰水溶液浸渍高岭土，硝酸锰水溶液和高岭 土(干基)的重量比为1∶0.898，120℃烘干，550℃焙烧2小时，得到含MnO22.63重量％的高岭土。

按实例1的方法制备催化剂，不同的是用上述含MnO2的高岭土代替实例 1所述高岭土，不加硝酸钴；用DASY沸石和含磷和稀土的具有MFI结构的沸 石(工业牌号为ZRP-1，以五氧化二磷计，磷含量为2.0重量％，稀土氧化 物含量为1.0重量％，其中，氧化镧含量为0.53重量％，氧化铈含量为 0.13重量％，其它稀土氧化物含量为0.34重量％，Na2O含量小于0.1重量 ％，SiO2与Al2O3的摩尔比为60，齐鲁催化剂厂出品)代替MOY；含MnO2的高 岭土、拟薄水铝石、DASY沸石和ZRP-1沸石的用量使高岭土干基重量、 Al2O3、DASY沸石干基重量、ZRP-1沸石干基重量和MnO2的重量的比值为 37.0∶27.0∶30.0∶5.0∶1.0。还原的气氛为氢气含量80体积％和丙烷含量20 体积％的氢气和丙烷的混合气，混合气的用量为每克催化剂每分钟7.5毫 升，所述固体与混合气接触的温度为500℃，接触时间为1小时，得到本发明 所述含金属组分的裂化催化剂C9。催化剂C9的组成及金属组分的种类、分 布、平均价态和平均价态与其最高价态的比值列于表2中。

 表2   实例编号     6     7     8     9   催化剂编号     C6     C7     C8     C9   分子筛种类     HY     HY     DASY     DASY/ZRP   分子筛含量，重量％     55.0     55.0     30.0     35.0   耐热无机氧化物种类     Al2O3     Al2O3     Al2O3/TiO2     Al2O3   耐热无机氧化物含量，重量％     19.2     19.2     27.2     27.0   粘土种类     高岭土     高岭土     高岭土     高岭土   粘土含量，重量％     25.0     25.0     39.0     37.0   金属组分种类     Zn     Fe     Cu     Mn   金属组分含量，重量％     0.8     0.8     3.8     1.0   金属组分平均价态     +1.4     +2.0     +0.6     +1.5   金属组分平均价态与其最高价态的比值     0.70     0.67     0.3     0.38   金属组分分布     均匀分     布在粘     土中     均匀分布     在粘土中     分布在粘土和耐     热无机氧化物中     均匀分布在     粘土中

                          实施例10

本实施例说明本发明所述含金属组分的裂化催化剂及其制备方法。

用浓度为5.0重量％的钼酸铵((NH4)6Mo7O24·4H2O)水溶液浸渍高岭土 和硅藻土(固含量为85.0重量％，浙江省嵊州市华力硅藻土厂出品)的混合 物，120℃烘干，然后再用浓度为2.0重量％的硝酸银水溶液浸渍，120℃烘 干，钼酸铵水溶液、高岭土(干基)、硅藻土(干基)和硝酸银水溶液的重 量比为1∶0.932∶0.155∶0.747，600℃焙烧2小时，得到含MoO3 3.58重量％ 和Ag2O 0.90重量％的高岭土和硅藻土的混合物。

按实例1的方法制备催化剂，不同的是用上述含MoO3和Ag2O的高岭土和 硅藻土代替实例1所述高岭土，不加硝酸钴，含MoO3和Ag2O的高岭土和硅 藻土、拟薄水铝石、MOY沸石的用量使高岭土和硅藻土干基重量、Al2O3、MOY 沸石干基重量、MoO3和Ag2O的重量的比值为32.0∶21.5∶45.0∶1.2∶0.3。还原 的气氛为氢气含量50体积％的氮气与氢气的混合，混合气的用量为每克催化 剂每分钟12.5毫升，所述固体与混合气接触的温度为650℃，接触时间为1 小时，得到本发明所述含金属组分的裂化催化剂C10。催化剂C10的组成及金 属组分的种类、分布、平均价态和平均价态与其最高价态的比值列于表3 中。

                          实施例11

本实施例说明本发明所述含金属组分的裂化催化剂及其制备方法。

在搅拌下，用浓度为2.0重量％的偏钒酸铵(NH4VO3)水溶液浸渍高岭土 和氧化镁的混合物，偏钒酸铵(NH4VO3)水溶液、高岭土(干基)和氧化镁的 重量比为1∶1.011∶0.027，120℃烘干得到的浆液，550℃焙烧2小时，得到含 MgO 2.46重量％，V2O5 1.48重量％的高岭土。

按实例1的方法制备催化剂，不同的是用上述含MgO和V2O5的高岭土代 替实例1所述高岭土，不加硝酸钴，用DASY沸石(规格同实例6)代替MOY 沸石；含MgO和V2O5的高岭土、拟薄水铝石、DASY沸石的用量使高岭土的干 基重量、氧化镁、Al2O3、DASY沸石干基重量和V2O5的重量的比值为 39.0∶1.0∶24.4∶35.0∶0.6；所述固体与氢气接触的温度为550℃，接触时间为 1小时，得到本发明所述含金属组分的裂化催化剂C11。催化剂C11的组成及 金属组分的种类、分布、平均价态和平均价态与其最高价态的比值列于表3 中。

                          实施例12

本实施例说明本发明所述含金属组分的裂化催化剂及其制备方法。

用浓度为40重量％的氯化镓水溶液浸渍高岭土和拟薄水铝石的混合物， 氯化镓水溶液、高岭土(干基)和拟薄水铝石(干基)的重量比为 1∶1.095∶0.314，120℃烘干，600℃焙烧2小时，得到含Ga2O3 13.1重量％的 高岭土和氧化铝的混合物。

将含Ga2O3的高岭土和氧化铝的混合物、硅溶胶与去离子水混合均匀，再 加入DASY沸石和ZRP-1沸石，混合均匀，去离子水的用量使得到的浆液的固 含量为25重量％，含Ga2Ox的高岭土和氧化铝的混合物、硅溶胶、超稳Y沸石 和具有MFI结构的沸石的用量使高岭土干基重量、氧化铝、氧化硅、DASY沸 石干基重量ZRP-1沸石干基重量和Ga2O3的重量的比值为 35.0∶10∶13.2∶30∶5∶6.8。

将得到的浆液在150℃的温度下喷雾干燥，在550℃下焙烧2小时。将得 到的固体装入固定床还原反应器中，在600℃温度下通入氢气，氢气的用量为 每克催化剂每分钟15毫升，使氢气与所述固体接触2小时，使反应器的温度 降至室温，卸下还原后的固体，得到本发明所述含金属组分的裂化催化剂 C12。催化剂C12的组成及金属组分的种类、分布、平均价态和平均价态与其 最高价态的比值列于表3中。

                          实施例13

本实施例说明本发明所述含金属组分的裂化催化剂及其制备方法。

将浓度为6.0重量％的氯化亚锡SnCl2水溶液、硅溶胶和高岭土混合均 匀，氯化亚锡水溶液、硅溶胶(干基)和高岭土(干基)的重量比为 1∶0.191∶0.954，120℃烘干，550℃焙烧3小时，得到含SnO2 4.0重量％的高 岭土和氧化硅的混合物。

将含SnO2的高岭土和氧化硅的混合物、铝溶胶与去离子水混合均匀，再 加入DASY沸石和ZRP-1沸石，混合均匀，去离子水的用量使得到的浆液的固 含量为25重量％，含SnO2的高岭土和氧化硅的混合物、铝溶胶、DASY沸石和 ZRP-1沸石的用量使高岭土干基重量、氧化铝、氧化硅、DASY沸石干基重 量、ZRP-1沸石干基重量和SnO2的重量的比值为40.0∶20.0∶8.0∶ 25∶5∶2.0。将得到的浆液在150℃的温度下喷雾干燥，在550℃下焙烧2小 时。

将得到的固体装入固定床还原反应器中，在650℃温度下通入氢气，氢气 的用量为每克催化剂每分钟5毫升，使氢气与所述固体接触1小时，使反应 器的温度降至室温，卸下还原后的固体，得到本发明所述含金属组分的裂化 催化剂C13。催化剂C13的组成及金属组分的种类、分布、平均价态和平均价 态与其最高价态的比值列于表3中。

表3 实例编号 10  11  12  13 催化剂编号 C10  C11  C12  C13 分子筛种类 MOY  DASY  DASY/ZRP-1  DASY/ZRP-1 分子筛含量，重量％ 45.0  35.0  35.0  30.0 耐热无机氧化物种类 Al2O3  Al2O3/MgO  Al2O3/SiO2  Al2O3/SiO2 耐热无机氧化物含量， 重量％ 21.5  25.4  23.2  28.0 粘土种类 高岭土/硅藻土  高岭土  高岭土  高岭土 粘土含量，重量％ 32.0  39.0  35.0  40.0 金属组分种类 Mo/Ag  V  Ga  Sn 金属组分含量，重量％ 1.2/0.3  0.6  6.8  2.0 金属组分平均价态 +3.0/0  +2.3  +1.5  +2.2 金属组分平均价态与其 最高价态的比值 0.5/0  0.46  0.5  0.55 金属组分分布 均匀分布在粘 土中  均匀分布在粘土和  耐热无机氧化物中  分布在粘土和耐  热无机氧化物中  分布在粘土和耐  热无机氧化物中

                          实例14-18

下面的实例说明本发明提供的方法。本组实例以多产汽油为主要目的。

按照图1所示的流程对表4所示1#原料油进行催化裂化。所用催化剂分 别为实例1-5制备的催化剂C1-C5。所述反应器为CN1078094C公开的变径提 升管反应器，反应器的高度为4000毫米，预提升段的高度为500毫米，内直 径为12毫米，第一反应区9高度为1200毫米，第二反应区14高度为1550 毫米，第一反应区9的内直径为14毫米，第二反应区14的内直径为22毫 米，出口区15的内直径为14毫米，高度为750毫米，第一反应区9与第二 反应区14的结合部位为圆台状，其纵切面为一等腰梯形，等腰梯形的顶角α 为60度，第二反应区14与出口区15的结合部位也为圆台状，其纵切面为一 等腰梯形，等腰梯形的底角β为60度。

来自管线8的与含还原气体的气氛接触后的催化剂进入反应器的预提升 段，在来自管线10的预提升水蒸汽带动下上行进入第一反应区9。同时，来 自管线11的预热后的烃油与来自管线12的雾化水蒸汽混合，进入第一反应 区9，在第一反应区9内，所述烃油与催化剂接触，进行一次裂化反应。反应 物流继续上行至第二反应区14，在反应区14与来自管线28的再生后的催化 剂接触，进行二次反应。二次反应后的物流继续上行，通过出口区15，经水 平管16，进入分离系统的沉降器17，沉降器17中的旋风分离器将催化剂和 裂化产物分离。分离出的催化剂进入汽提器18中，与来自管线19的水蒸汽 逆流接触，汽提出催化剂上剩余的裂化产物，得到待生催化剂，分离出的裂 化产物和汽提产物混合后自管线20排出，继续在分离系统分离出各种馏份。 待生催化剂经待生斜管21进入再生器22，在再生器22中，在再生温度下， 将待生催化剂与来自管线23的过量空气氛接触，脱除其中的焦炭，反应后的 烟气自管线24排出。再生后的催化剂的一部分自管线25进入还原反应器3， 在还原反应器3中，在还原条件下，再生后的催化剂与来自管线4的含还原 气体的气氛接触，废气经管线5排出。与还原气体接触后的催化剂经管线6 进入或不进入换热器7换热，换热或不换热后的催化剂进入反应器的预提升 段。再生后的催化剂的另外一部分经管线26进入或不进入换热器27换热， 换热或不换热后的再生后的催化剂经管线28进入第二反应区。操作条件列于 表5中，产物组成列于表6中。

                          对比例1(DB1)

本对比例说明参比烃油裂化方法。

按实例18的方法对同样的原料油和催化剂进行催化裂化，不同的是，进 入还原反应器3的催化剂不与还原气体接触，即不从管线4通入含还原气体 的气氛。操作条件列于表5中，产物组成列于表6中。

表4     原料油编号     1#     2#     3#     原料油名称     减压瓦斯油     常压渣油     减压瓦斯油     密度(20℃)，克/厘米3     0.9154     0.8906     0.873     粘度，毫米2/秒     50℃     34.14     -     -     100℃     6.96     24.84     8.04     沥青质，重量％     0.0     0.8     0.0     康氏残炭，重量％     0.18     4.3     0.15     S，重量％     2.0     0.13     0.07     馏程，℃     IBP     329     282     346     10％     378     370     411     50％     436     553     462     90％     501     -     523     95％     518     -     -     FBP     550     -     546

表5             实例编号     14     15     16     17     18     DB1             催化剂编号     C1     C2     C3     C4     C5     C5 温度，℃ 第一反应区9     520     520     610     525     525     525 第二反应区14     500     500     570     505     500     500 出口区15     480     480     550     485     480     480 压力， 兆帕 第一反应区9     0.15     0.18     0.15     0.18     0.18     0.18 第二反应区14     0.13     0.15     0.13     0.15     0.15     0.15 接触时 间，秒 第一反应区9     2.0     1.2     0.8     1.2     1.0     1.0 第二反应区14     6.5     6.7     6     6.7     6.5     6.5 出口区15     0.3     0.3     0.3     0.5     0.5     0.5 剂油比 第一反应区9     4.5     5.0     4.0     6.0     6.0     6.0 第二反应区14的剂油比是第 一反应区9的倍数     1.33     1.4     1.2     1.1     1.2     1.2 再生器22中的温度，℃     690     690     690     690     700     700 还原反应 器3 温度，℃     600     600     600     680     650     - 时间，分钟     30     20     10     20     20     - 压力，兆帕     0.13     0.13     0.13     0.13     0.13     - 含还原气体的气氛     氢气     氢气     氢气     氢气     氢气     - 含还原气体的气氛用量，立方 米/吨/分钟     7     7     7     7     7     - 雾化水蒸汽与预提升水蒸汽的总量占烃油 的百分数，重量％     8     8     10     10     5     5 是否进入换热器7换热     是     是     否     是     是     是 是否进入换热器27换热     是     是     是     是     是     是

表6    实例编号     14     15     16     17     18     DB1    催化剂编号     C1     C2     C3     C4     C5     C5    产物组成，重量％    干气     3.93     3.86     4.56     4.02     3.91     4.36    液化气     13.49     13.62     13.97     13.41     13.24     13.14    汽油     49.38     49.47     49.82     48.98     48.37     45.84    柴油     24.57     24.42     23.06     24.56     24.83     24.49    重油     4.21     4.48     3.55     4.47     4.94     6.48    焦炭     4.36     4.05     4.99     4.48     4.66     5.62    损失     0.06     0.1     0.05     0.08     0.05     0.07    汽油含硫量，毫克/升     330     310     320     500     510     1100

从表6的结果可以看出，与采用参比方法相比，采用本发明提供的方法 对含硫的烃油进行催化裂化，裂化产物中汽油含量明显提高，重油和焦炭含 量明显下降，汽油的硫含量大幅度降低。这说明本发明提供的方法具有更强 的重油裂化能力和脱硫能力，适合多产汽油。

                          实例19-23

下面的实例说明本发明提供的方法。本组实例以多产液化气和汽油为主 要目的。

按照图2所示的方式对表4所示3#原料油进行催化裂化。所用催化剂分 别为实例1-5制备的催化剂C1-C5。所述反应器为实例14-18所述反应器。

来自管线8的与含还原气体的气氛接触后的催化剂进入反应器的预提升 段，在来自管线10的预提升水蒸汽带动下上行进入第一反应区9。同时，来 自管线11的预热后的烃油与来自管线12的雾化水蒸汽混合，进入第一反应 区9，在第一反应区9内，所述烃油与催化剂接触，进行一次裂化反应。反应 物流继续上行至第二反应区14，在反应区14与来自管线28的再生后的催化 剂接触，进行二次反应。二次反应后的物流继续上行，通过出口区15，经水 平管16，进入分离系统的沉降器17，沉降器17中的旋风分离器将催化剂和 裂化产物分离。分离出的催化剂进入汽提器18中，与来自管线19的水蒸汽 逆流接触，汽提出催化剂上剩余的裂化产物，得到待生催化剂，分离出的裂 化产物和汽提产物混合后自管线20排出，继续在分离系统分离出各种馏份。 待生催化剂经待生斜管21进入再生器22，在再生器22中，在再生温度下， 将待生催化剂与来自管线23的过量空气接触，脱除其中的焦炭，反应后的烟 气自管线24排出。再生后的催化剂的一部分经管线25进入气体置换罐30， 在气体置换罐30中，再生后的催化剂的一部分用来自管线31的氮气将再生 后的催化剂携带的含氧气体置换出来，置换后的气体经管线32排出，经气体 置换的催化剂自管线33进入还原反应器3，在还原反应器3中，在还原条件 下，所述催化剂与来自管线4的含还原气体的气氛接触，废气经管线5排 出。与还原气体接触后的催化剂经管线6进入或不进入换热器7换热，换热 或不换热后的催化剂进入反应器的预提升段。再生后的催化剂的另外一部分 经管线26进入或不进入换热器27换热，换热或不换热后的再生后的催化剂 经管线28进入第二反应区。操作条件列于表7中，产物组成列于表8中。

                          对比例2(DB2)

本对比例说明参比烃油裂化方法。

按实例21的方法对同样的原料油和催化剂进行催化裂化，不同的是，进 入还原反应器3的催化剂不与含还原气体的气氛接触，即不从管线4通入含 还原气体的气氛。操作条件列于表7中，产物组成列于表8中。

表7             实例编号  19  20  21  DB2  22  23             催化剂编号  C1  C2  C3  C3  C4  C5 温度，℃ 第一反应区9  570  515  515  515  525  525 第二反应区14  555  490  500  500  495  495 出口区15  530  480  480  480  485  485 压力， 兆帕 第一反应区9  0.18  0.18  0.20  0.20  0.25  0.25 第二反应区14  0.15  0.17  0.17  0.17  0.23  0.23 接触时 间，秒 第一反应区9  1.5  1.5  1.5  1.5  1.0  1.0 第二反应区14  5.3  6.6  6.6  6.6  6.2  6.2 出口区15  0.5  0.5  0.3  0.3  0.3  0.3 剂油比 第一反应区9  5.0  4.5  5.0  5.0  5.5  5.5 第二反应区14的剂油比是第 一反应区9的倍数  1.3  1.3  1.2  1.2  1.17  1.18 再生器22中的温度，℃  680  680  680  680  700  700 还原反应 器3 温度，℃  680  620  650  -  600  600 时间，分钟  10  20  20  -  30  30 压力，兆帕  0.13  0.17  0.16  -  0.23  0.25 含还原气体的气氛  50％H2+  50％CO  50％H2+  50％CO  50％H2+  50％CO  -  50％H2+  50％CO  50％H2+  50％CO 含还原气体的气氛用量，立 方米/吨/分钟  5.5  4.0  5  -  5.5  5.5 氮气用量，立方米/吨/分钟  4  12  8  -  6  6 雾化水蒸汽与预提升水蒸汽的总量占烃油 的百分数，重量％  5  5  8  8  10  10 是否进入换热器7换热  是  是  是  是  是  是 是否进入换热器27换热  是  是  是  是  是  是

表8     实例编号     19     20     21     DB2     22     23     催化剂编号     C1     C2     C3     C3     C4     C5     产物组成，重量％     干气     4.92     4.57     4.23     3.72     4.16     3.94     液化气     13.93     13.82     13.69     12.94     13.79     12.47     汽油     49.96     49.75     49.52     46.27     49.71     49.37     柴油     23.01     24.12     24.46     24.02     24.59     24.78     重油     3.75     4.15     4.52     7.36     4.05     5.31     焦炭     4.35     3.49     3.5     5.6     3.64     4.06     损失     0.08     0.1     0.08     0.09     0.06     0.07

从表8的结果可以看出，与采用参比方法相比，采用本发明提供的方法对 不含硫的烃油进行催化裂化，裂化产物中液化气和汽油含量明显提高，重油 和焦炭含量明显下降。这说明本发明提供的方法同样适合用于不含硫烃油的 催化裂化，并且，本发明提供的方法具有更强的重油裂化能力，适合多产液 化气和汽油。

                          实例24-27

下面的实例说明本发明提供的方法。本组实例以多产柴油为主要目的。

按照图3所示的流程对表4所列的2#原料油含量为50重量％与1#原料 油含量为50重量％的混合油进行催化裂化。所用催化剂分别为实例6-9制备 的催化剂C6-C9。所述换热器7为热风加热炉。所述反应器为常规的等直径提 升管反应器，反应器的高度为4000毫米，预提升段的高度为500毫米，内直 径为14毫米，第一反应区11高度为1200毫米，第二反应区12高度为1550 毫米，第一反应区和第二反应区的内直径均为20毫米，出口区的内直径为14 毫米，高度为750毫米，管线28与反应器接口之下为第一反应区9，管线28 与反应器接口之上为第二反应区14，管线29与反应器接口之上为出口区 15。

来自管线8的与含还原气体的气氛接触后的催化剂进入反应器的预提升 段，在来自管线10的预提升水蒸汽带动下上行进入第一反应区9。同时，来 自管线11的预热后的烃油与来自管线12的雾化水蒸汽混合，进入第一反应 区9，在第一反应区9内，所述烃油与催化剂接触，进行一次裂化反应。自管 线13在第一反应区9和第二反应区14的结合处(距提升管反应器底部高度 为1800毫米处)注入冷激剂，冷激剂为馏程为121-250℃的常温粗汽油，冷 激剂的用量使反应物流在第二反应区14的反应温度降低至表9所列的温度。 反应物流继续上行与冷激剂混合进入第二反应区14，在反应区14与来自管线 28的再生后的催化剂接触，进行二次反应。二次反应后的物流继续上行，通 过出口区15，经水平管16，进入分离系统的沉降器17，沉降器17中的旋风 分离器将催化剂和裂化产物分离。分离出的催化剂进入汽提器18中，与来自 管线19的水蒸汽逆流接触，汽提出催化剂上剩余的裂化产物，得到待生催化 剂，分离出的裂化产物和汽提产物混合后自管线20排出，继续在分离系统分 离出各种馏份。待生催化剂经待生斜管21进入再生器22，在再生器22中， 在再生温度下，将待生催化剂与来自管线23的过量空气氛接触，脱除其中的 焦炭，反应后的烟气自管线24排出。再生后的催化剂的一部分自管线25进 入还原反应器3，在还原反应器3中，在还原条件下，再生后的催化剂的一部 分与来自管线4的含还原气体的气氛接触，废气经管线5排出。与还原气体 接触后的催化剂经管线6进入或不进入换热器7换热，换热或不换热后的催 化剂进入反应器的预提升段。再生后的催化剂的另外一部分经管线26进入或 不进入换热器27换热，换热或不换热后的再生后的催化剂经管线28进入第 二反应区。操作条件列于表9中，产物组成列于表10中。

表9             实例编号     24     25     26     27             催化剂编号     C6     C7     C8     C9 温度，℃ 第一反应区9     520     525     525     525 第二反应区14     490     495     495     495 出口区15     475     470     470     470 压力， 兆帕 第一反应区9     0.25     0.25     0.25     0.25 第二反应区14     0.20     0.20     0.20     0.20 接触时 间，秒 第一反应区9     3.0     1.0     0.8     1.2 第二反应区14     6.6     6.0     6.0     6.3 出口区15     0.5     0.3     0.3     0.3 剂油比 第一反应区9     5.5     5.5     5.0     6.0 第二反应区14的剂油比是第 一反应区9的倍数     1.2     1.18     1.18     1.17 再生器22中的温度，℃     650     700     680     680 还原条件 温度，℃     500     480     450     500 时间，分钟     20     3     1     30 压力，兆帕     0.23     0.23     0.23     0.23 含还原气体的气氛     50％H2+     50％干气     50％H2+     50％干气     50％H2+     50％干气     50％H2+     50％干气 含还原气体的气氛用量，立方 米/吨/分钟     7     8     8     7 雾化水蒸汽与预提升水蒸汽的总量占烃油 的百分数，重量％     8     5     5     8 是否进入换热器7换热     是     是     是     是 是否进入换热器27换热     是     是     是     是

表10    实例编号     24     25     26     27    催化剂编号     C6     C7     C8     C9    产物组成，重量％    干气     3.57     3.36     3.96     3.43    液化气     13.38     13.57     13.35     13.21    汽油     42.72     42.46     42.63     42.98    柴油     26.82     26.14     26.27     26.42    重油     6.19     6.58     6.19     6.82    焦炭     7.27     7.8     7.49     7.04    损失     0.05     0.09     0.11     0.1    汽油含硫量，毫克/升     260     220     180     330

                          实例28-31

下面的实例说明本发明提供的方法。

按照图4所示的方式对表4所列的2#原料油进行催化裂化。所用催化剂 分别为实例10-13制备的催化剂C10-C13。所述反应器与实例24-27所述反应 器相同。

来自管线8的与含还原气体的气氛接触后的催化剂进入反应器的预提升 段，在来自管线10的预提升水蒸汽带动下上行进入第一反应区9。同时，来 自管线11的预热后的烃油与来自管线12的雾化水蒸汽混合，进入第一反应 区9，在第一反应区9内，所述烃油与催化剂接触，进行一次裂化反应。自管 线13在第一反应区9和第二反应区14的结合处(距提升管反应器底部高度 为1800毫米处)注入冷激剂，冷激剂为馏程为121-250℃的常温粗汽油，冷 激剂的用量使反应物流在第二反应区14的反应温度降低至表11所列的温 度。反应物流继续上行，与冷激剂混合，进入第二反应区14，在反应区14与 来自管线28的再生后的催化剂接触，进行二次反应，在第二反应区与出口区 的结合处(距提升管反应器底部高度为3400毫米处)经管线29加入终止 剂。终止剂为馏程为121-250℃的常温粗汽油，加入的量使出口区的温度降低 至表11所示出口区的温度。二次反应后的物流继续上行，与终止剂混合，通 过出口区15，经水平管16，进入分离系统的沉降器17。沉降器17中的旋风 分离器将催化剂和裂化产物分离，分离出的催化剂进入汽提器18中，与来自 管线19的水蒸汽逆流接触，汽提出催化剂上剩余的裂化产物，得到待生催化 剂，分离出的裂化产物和汽提产物混合后自管线20排出，继续在分离系统分 离出各种馏份。待生催化剂经待生斜管21进入再生器22，在再生器22中， 在再生温度下，将待生催化剂与来自管线23的过量空气接触，脱除其中的焦 炭，反应后的烟气自管线24排出。再生后的催化剂的一部分经管线25进入 气体置换罐30，在气体置换罐30中，用来自管线31的氦气将再生后的催化 剂的一部分和相当于再生催化剂5重量％的经管线2来自储罐1的新鲜催化 剂的混合物携带的含氧气体置换出来，置换后的气体经管线32排出，经气体 置换的催化剂自管线33进入还原反应器3，在还原反应器3中，在还原条件 下，所述催化剂与来自管线4的含还原气体的气氛接触，废气经管线5排 出。与还原气体接触后的催化剂经管线6进入或不进入换热器7换热，换热 或不换热后的催化剂进入反应器的预提升段。再生后的催化剂的另外一部分 经管线26进入或不进入换热器27换热，换热或不换热后的再生后的催化剂 经管线28进入第二反应区。操作条件列于表11中，产物组成列于表12中。

表11             实例编号     28     29     30     31             催化剂编号     C10     C11     C12     C13 温度，℃ 第一反应区9     525     525     525     525 第二反应区14     490     490     490     490 出口区15     470     470     470     470 压力， 兆帕 第一反应区11     0.15     0.15     0.15     0.15 第二反应区14     0.13     0.13     0.13     0.13 接触时 间，秒 第一反应区11     0.7     0.7     0.7     0.7 第二反应区14     6.1     6.1     6.1     6.1 出口区15     0.3     0.3     0.3     0.3 剂油比 第一反应区11     9.5     6     5.5     6 第二反应区14的剂油比是第 一反应区9的倍数     1.18     1.17     1.18     1.17 再生器22中的温度，℃     680     700     700     700 还原反应 器3 温度，℃     520     650     650     650 时间，分钟     20     20     20     20 压力，兆帕     0.12     0.12     0.12     0.12 含还原气体的气氛     50％H2+     50％干气     50％H2+     50％干气     50％H2+     50％干气     50％H2+     50％干气 含还原气体的气氛用量，立方 米/吨/分钟     5     6     6     6 氦气用量，立方米/吨/分钟     8     3     3     3 雾化水蒸汽与预提升水蒸汽的总量占烃油 的百分数，重量％     8     10     10     10 是否进入换热器7换热     否     是     是     是 是否进入换热器27换热     是     是     是     是

表12     实例编号     28     29     30     31     催化剂编号     C10     C11     C12     C13     产物组成，重量％     干气     3.12     3.15     3.34     3.32     液化气     12.04     11.49     11.39     11.73     汽油     42.15     42.17     42.08     42.63     柴油     25.58     25.47     26.27     25.94     重油     8.09     8.42     8.23     8.23     焦炭     8.95     9.19     8.62     8.05     损失     0.07     0.11     0.07     0.1     汽油含硫量，毫克/升     70     100     80     60

                          实例32-35

下面的实例说明本发明提供的方法。本组实例以多产柴油为目的。

按照图2所示的流程对表4所列的1#原料油含量为20重量％，2#原料 油含量为80重量％的混合油进行催化裂化。所述反应器为CN1078094C公开 的变径提升管反应器。该反应器总的高度为15米，预提升段的高度为1.5 米，直径为0.25米，第一反应区9的高度为4米，第一反应区9的直径为 0.25米，第二反应区14的高度为6.5米，第二反应区14的直径为0.5米， 出口区的直径为0.25米，出口区高度为3米，第一反应区和第二反应区结合 部位的纵切面等腰梯形的顶角α为45度，第二反应区和出口区结合部位的纵 切面等腰梯形的底角β为45度。

所用催化剂分别为(1)C14，C14为牌号为MLC-500的工业催化剂，该催 化剂含有稀土氧化物、超稳Y分子筛，氧化铝、高岭土，稀土氧化物的含量 为3.2重量％；(2)C15，C15为牌号为CR022的工业催化剂，该催化剂含有 含磷和稀土的氢Y分子筛、超稳Y分子筛、具有MFI结构的沸石、氧化铝、 高岭土，稀土氧化物的含量为3.0重量％，五氧化二磷的含量为1.0重量 ％；(3)C16，C16为含量为95重量％的牌号为HGY-2000R的工业催化剂与 含量为5重量％的实例1制备的催化剂C1的催化剂混合物，所述牌号为HGY- 2000R的工业催化剂含有含稀土的Y型分子筛、超稳Y分子筛，氧化铝、高岭 土，稀土氧化物的含量为2.1重量％；(4)C17，C17为含量为85重量％的 牌号为GOR-II的工业催化剂和含量为15重量％的实例5制备的催化剂C5的 混合物，牌号为GOR-II的工业催化剂含有含稀土的Y型分子筛、超稳Y分子 筛、具有MFI结构的沸石，氧化铝、高岭土，稀土氧化物的含量为2.5重量 ％。

来自管线8的与含还原气体的气氛接触后的催化剂进入反应器的预提升 段，在来自管线10的预提升水蒸汽带动下上行进入第一反应区9。同时，来 自管线11的预热后的烃油与来自管线12的雾化水蒸汽混合，进入第一反应 区9，在第一反应区9内，所述烃油与催化剂接触，进行一次裂化反应。自管 线13在第一反应区9和第二反应区14的结合处(距提升管反应器底部高度 为6.2米处)注入冷激剂，冷激剂为馏程为121-250℃的常温粗汽油，冷激剂 的用量使反应物流在第二反应区14的反应温度降低至表13所列的温度。反 应物流继续上行至第二反应区14，在反应区14与来自管线28的再生后的催 化剂接触，进行二次反应，自管线29在第二反应区14和出口区15的结合处 (距提升管反应器底部高度为12.3米处)注入终止剂，终止剂为馏程为121- 250℃的常温粗汽油，终止剂的用量使反应物流在出口区15的反应温度降低 至表13所列的温度。二次反应后的物流继续上行与终止剂混合，通过出口区 15，经水平管16，进入分离系统的沉降器17，沉降器17中的旋风分离器将 催化剂和裂化产物分离。分离出的催化剂进入汽提器18中，与来自管线19 的水蒸汽逆流接触，汽提出催化剂上剩余的裂化产物，得到待生催化剂，分 离出的裂化产物和汽提产物混合后自管线20排出，继续在分离系统分离出各 种馏份。待生催化剂经待生斜管21进入再生器22，在再生器22中，在再生 温度下，将待生催化剂与来自管线23的过量空气接触，脱除其中的焦炭，反 应后的烟气自管线24排出。再生后的催化剂的一部分经管线25进入气体置 换罐30，在气体置换罐30中，再生后的催化剂的一部分用来自管线31的氮 气将再生后的催化剂携带的含氧气体置换出来，置换后的气体经管线32排 出，经气体置换的催化剂自管线33进入还原反应器3，在还原反应器3中， 在还原条件下，所述催化剂与来自管线4的含还原气体的气氛接触，废气经 管线5排出。与还原气体接触后的催化剂经管线6进入或不进入换热器7换 热，换热或不换热后的催化剂进入反应器的预提升段。再生后的催化剂的另 外一部分经管线26进入或不进入换热器27换热，换热或不换热后的再生后 的催化剂经管线28进入第二反应区。操作条件列于表13中，产物组成列于 表14中。

                          对比例4(DB4)

下面的对比例说明参比烃油裂化方法。

按实例35的方法对同样的原料油进行催化裂化，不同的是，进入还原反 应器3的催化剂不与含还原气体的气氛接触，即不从管线4通入含还原气体 的气氛。操作条件列于表13中，产物组成列于表14中。

表13           实例编号    32     DB3    33    34    35     DB4           催化剂编号    C14     C14    C15    C16    C17     C17 温度， ℃ 第一反应区9    520     520    520    520    520     520 第二反应区14    495     495    495    495    495     495 出口区15    475     475    475    475    475     475 压力， 兆帕 第一反应区9    0.15     0.15    0.15    0.15    0.15     0.15 第二反应区14    0.13     0.13    0.13    0.13    0.13     0.13 接触时 间，秒 第一反应区9    1.0     1.0    0.8    0.8    1.0     1.0 第二反应区14    6.5     6.5    6.2    6.2    6.5     6.5 出口区15    0.5     0.5    0.5    0.5    0.5     0.5 剂油比 第一反应区9    4.0     4.0    5.0    5.0    6.0     6.0 第二反应区14的剂油比是第一 反应区9的倍数    1.18     1.18    1.2    1.2    1.17     1.17 再生器22中的温度，℃    650     650    680    680    690     690 还原反 应器3 温度，℃    520     -    520    520    700     - 时间，分钟    30     -    20    20    5     - 压力，兆帕    0.12     -    0.12    0.12    0.12     - 含还原气体的气氛    50％H2+    50％CO     -    50％H2+    50％CO    70％H2+    30％CO    70％H2+    30％CO     - 含还原气体的气氛用量，立方 米/吨/分钟    5     -    6    6    6     - 氮气用量，立方米/吨/分钟    8     -    3    3    3     - 雾化水蒸汽与预提升水蒸汽的总量占烃油 的百分数，重量％    8     8    8    8    10     10 是否进入换热器7换热    否     是    否    否    是     是 是否进入换热器27换热    是     是    是    是    是     是

表14   实例编号     32     DB3     33     34     35     DB4   催化剂编号     C14     C14     C15     C16     C17     C17   产物组成，重量   ％   干气     3.38     3.86     3.32     3.34     3.93     3.46   液化气     12.84     12.72     12.54     12.58     12.27     11.85   汽油     41.78     42.38     42.17     41.42     41.32     41.47   柴油     27.51     22.57     27.31     27.93     27.89     22.86   重油     6.91     9.88     6.92     7.03     6.76     11.29   焦炭     7.53     8.53     7.65     7.6     7.77     9.02   损失     0.05     0.06     0.09     0.1     0.06     0.05   汽油含硫量，毫   克/升     110     330     100     90     120     360

从表14的结果可以看出，与不经过还原过程的参比方法相比，采用本发 明提供的方法对含硫的烃油进行催化裂化，裂化产物中柴油含量明显提高， 重油和焦炭含量明显下降，汽油的硫含量大幅度降低。这进一步说明本发明 提供的方法具有更强的重油裂化能力和脱硫能力，适合多产柴油。