1.本发明涉及石油炼制领域，具体涉及一种生产高芳烃油料和多产液化气的催化裂化方法。
技术背景
2.催化裂化是炼油行业最重要的轻质化过程之一和主要利润来源。其主要产品通过分馏塔和吸收稳定系统分为汽油、柴油、液化气、干气和油浆等产品。早年的蜡油催化裂化由于原料轻，油浆产率低，油浆基本上用于回炼，不产生油浆产品。目前的催化裂化装置基本上采用重质原料，其中油浆产率高，全回炼或大部分回炼会导致系统焦炭产率很高，降低了催化剂活性，产品分布变差，再生系统难以承受，只能外甩。外甩的油浆含有大量的催化剂粉末等固体物(2
‑
6g/l)。若脱除催化剂粉末等固体物，这些高芳烃油料可用做生产碳质材料如针状焦、碳纤维和炭黑，精细化工产品如橡胶软化剂和填充剂、石油芳烃增塑剂、导热油和石油磺酸盐表面活性剂等以及燃料油调和组分的原料。对其固体含量要求见表1(陈俊武等主编，《催化裂化工艺与工程》(第三版)，2015年：679，北京：中国石化出版社)。若不脱固只能作为低价值的焦化原料或低档燃料油处理或出售。增建催化油浆脱固净化单元，诸如沉降、过滤、萃取、蒸馏、离心、静电分离等，则投资和运行成本均很高，效果并不理想，且有新的危险废物—带废催化裂化催化剂粉末的油污或油料产生。陈俊武等得出结论：对于催化裂化油浆净化，“沉降分离法可以将油浆的固体杂质脱除，但效率最高80％左右，并且沉降时间较长；静电分离法有较高的分离效率，但油浆性质和操作条件对分离效果影响很大；蒸馏法可以完全地脱除杂质，但是澄清液的收率较低，而且蒸馏温度过高会加速油浆结焦影响装置运转周期，同时残渣利用途径仍待开发；过滤分离法可将油浆中的固体杂质95％以上脱除，且收率达82％以上，但投资较高，操作复杂。”(《催化裂化工艺与工程》(第三版)，2015年：680
‑
681，北京：中国石化出版社)
3.表1 不同石油化工产品对油浆固体含量要求
4.产品固体含量/μg/g炭黑或橡胶填充剂<500针状焦<100碳纤维<20加氢处理(裂化)原料<20燃料油调和组分<200
5.cn100549141c公开了一种生产针状焦的原料预处理方法：原料油先经减压蒸馏脱除非理想组分，理想组分与氢气和加氢催化剂接触，加氢物流经分离得到生产针状焦原料。原料油为催化裂化油浆或澄清油时，必须先对其过滤以除去催化剂粉末从而降低灰分。实施例中催化澄清油在20mmhg、400℃下减压蒸馏，馏出82.5重量％。
6.丁昱文报道了“油浆减压拔头装置在生产针状焦原料上的应用”。减压塔顶2.5
‑
3.5kpa,390
‑
420℃下馏出61.5重量％。仅减压塔中间馏分作为生产针状焦的前驱原料。不
但增加了减压塔，而且塔底油浆仍难以处理。(《中国石化2016年催化裂化技术交流会论文集》第50
‑
54页)
7.林敏报道了“油浆减压拔头工艺在催化裂化装置上的应用”，将320℃油浆直接送入两级蒸汽喷射泵抽空的减压塔中，仅馏出30重量％。(《化工管理》2014(11)：229
‑
230)
8.cn112725031a公开了一种“适用于生产针状焦的油料及其制备方法和系统”，将催化裂化油浆或催化裂化澄清油或其它原料经蒸馏塔分馏得到粗蜡油和塔底油，然后经四次蒸汽汽提和加氢、缩聚等过程得到针状焦原料，设备投资和运行成本非常高。
9.邹立君报道了一种早期蜡油催化裂化“行之有效的技术改造”，将原料直接进分馏塔塔底和油浆混合换热后直接进提升管反应器。(《北京节能》，1990(3)，14
‑
15)。
10.cn106924984b公开了一种控制分馏塔塔底液位和反应苛刻度的方法。将催化裂化原料油介质引入分馏塔塔底人字板垂直高度附近的分馏塔侧壁，解决催化裂化反应苛刻度变化后分馏塔底液位波动，以控制分馏塔底结焦。但是依然有大量的带大量催化剂粉末的催化油浆产生。其实，早在1993年出版的《催化裂化装置技术问答》(马伯文主编，第161
‑
162页)中就指出，“当(分馏塔底)液面下降过低来不及调节时，
……
可以暂时将原料油(或反应器进料)直接补充到塔底以维持液面”。因为反应苛刻度提高导致分馏塔塔底液位降低，控制其分馏塔塔底液位和反应苛刻度是一回事。因此，cn106924984b公开的技术实际上早已是公知技术。
11.cn112574777a公开了一种催化裂化、裂解装置停出油浆产品的工艺技术、方法。其中，通过改变催化裂化、裂解的反应条件，提高裂化反应的深度，实现反应单程深度转化，使调整后的反应产物中不再有油浆的组分，并将原料油、原料油中的渣油或重油组分通过分馏事故旁通线或油浆下返塔线串入分馏塔底代替油浆组分，保持油浆的正常循环，再将串入塔底的原料及洗涤下来的催化剂粉尘返回反应再生系统与原料油混合回炼。但cn112574777a并没有提及如何提高反应深度的方法，更没有提及具体的实施细节和实施方法。即使方案可行，也仅适用于不产生油浆大分子组分的深度单程裂化，更何况目前尚没有见到能达到如此目的的提高反应深度的方法公开报道。
12.就目前的重质原料催化裂化装置和过程而言，毫无例外的产生带大量催化剂粉末的油浆组分。因此，目前需要一种新颖的简单有效的方法将催化油浆高收率的变成高附加价值的高芳烃油料。此外，由于炼油能力的过剩，迫切需要向化工型转变，因此在现行催化裂化装置上制备更多的液化气或低碳烯烃等化工原料亦是现实的需求和效益的增长点。


技术实现要素：

13.本发明的目的在于解决现有技术中存在的上述和其它的不足，具体来说，本发明提供一种高芳烃油料及其投资少、操作成本低的制备方法和应用，同时提供更多的液化气作为化工原料。
14.为了实现上述目的，本发明提供一种生产高芳烃油料和多产液化气的催化裂化方法，其特征在于，所述方法包括：
15.(1)以100重量％的催化裂化原料油计，将≤99重量％的催化裂化原料油送入包含催化剂的催化裂化反应器，以进行催化裂化反应，产生油气；
16.(2)将所述油气引入催化裂化分馏塔的洗涤脱过热段的下方，与≥1重量％的剩余
催化裂化原料油在所述洗涤脱过热段逆流接触，以洗脱所述油气中的催化剂粉末；
17.(3)离开所述洗涤脱过热段的洗脱催化剂粉末后的油气沿所述催化裂化分馏塔上升，进入分馏塔的精馏塔板段，与来自其上部的回流液逆流接触；
18.(4)在紧邻所述洗涤脱过热段的精馏塔板段侧线抽出液体油料，制得所述高芳烃油料，所述高芳烃油料包含灰分<20μg/g；
19.(5)从分馏塔底抽出的包含有催化剂粉末的洗涤原料油和步骤(1)中的催化裂化原料油一起送入催化裂化反应器进行催化裂化反应,产生油气；和
20.(6)重复步骤(2)
‑
(5)，形成循环；
21.其中，催化裂化反应温度高于现行催化裂化装置反应温度1
‑
80℃，且≥97重量％的所述油气进入所述高芳烃油料的抽出板。
22.在本发明一个实施方式中，催化裂化反应温度高于现行催化裂化装置反应温度5
‑
70℃，且≥99重量％的所述油气进入所述高芳烃油料的抽出板。
23.在本发明一个实施方式中，高芳烃油料抽出板温度比回炼油抽出板温度高1
‑
150℃；和/或使进入高芳烃油料抽出板的油气包含额外的低分子气体。
24.在本发明一个实施方式中，所述低分子气体选自水蒸气、沸点低于高芳烃油料的烃类化合物或混合物或含氧有机物的一种或多种组合；或所述低分子气体从催化裂化反应单元和分馏塔高芳烃油料抽出板以下任意位置加入。
25.在本发明一个实施方式中，所述≥1重量％的剩余催化裂化原料油选自直馏常压渣油、直馏减压渣油、加氢常压渣油、加氢减压渣油、脱沥青油、重质原油中的一种或多种的组合，且在所述洗涤脱过热段的上方、下方或两者引入所述催化裂化分馏塔；或
26.所述步骤(2)中包含洗脱下的催化剂粉末的洗涤原料油一部分经热交换降温后循环回到所述洗涤脱过热段的上方或上方和下方；所述洗涤原料油另一部分和步骤(1)中催化裂化原料油一起送入包含催化剂的催化裂化反应器，以进行催化裂化反应；或
27.所述催化裂化分馏塔中，洗涤脱过热段包括6
‑
20层的人字形挡板或规整格栅填料；所述精馏塔板段包括26
‑
50层塔板，并且在精馏塔板段具有1
‑
4个循环回流；在所述催化裂化分馏塔中，从下到上依次抽出高芳烃油料、柴油，经后续吸收稳定单元分离获得汽油、液化气和干气。
28.在本发明一个实施方式中，所述柴油分为轻柴油和重柴油，在所述催化裂化分馏塔中，从下到上依次抽出重柴油和轻柴油，其中，所述重柴油循环回到包含催化剂的催化裂化反应器，以进行催化裂化反应，或作为产品输出。
29.在本发明一个实施方式中，所述催化裂化原料油选自直馏蜡油、直馏常压渣油、直馏减压渣油，加氢蜡油、加氢常压渣油、加氢减压渣油，焦化蜡油，焦化加氢蜡油、脱沥青油、页岩油、沥青砂油、重质原油、劣质柴油、动物油、植物油、合成油中的一种或多种的组合；所述催化裂化反应器包括同轴式或高低并列式；或
30.所述催化裂化反应的反应压力为0.1mpa～0.5mpa，所述催化剂的再生温度为650～760℃，所述催化剂与催化裂化原料油的质量比为4
‑
15。
31.在本发明一个实施方式中，所述催化剂选自粘结型y、zsm
‑
5、β分子筛及其复合型催化剂，原位晶化y型催化剂，丙烯助剂，辛烷值助剂，降硫催化剂，降氮催化剂，抗重金属催化剂中的一种或多种的组合。
32.在本发明一个实施方式中，所述催化剂包含有原位晶化y型催化剂和丙烯助剂。
33.在本发明一个实施方式中，所述高芳烃油料包含至少45重量％的总芳烃，沥青质<1重量％，硫含量<0.5重量％，密度(20℃)≥1.03g/cm3,且灰分<20μg/g。
34.与现有技术相比，本发明具有明显的优点：
35.1.本发明中，将催化裂化反应油气与从分馏塔塔底抽出的循环洗涤原料油和/或部分催化裂化原料油在塔底洗涤脱过热段逆流接触，洗脱下反应油气中的催化剂粉末，抽出的极低灰分的高芳烃油料可以直接用于生产高附加价值的碳材料和精细化工产品以及调和燃料油，省去了催化油浆用于生产高附加价值的碳材料和精细化工产品以及调和燃料油必须的过滤、减压蒸馏或溶剂抽提等脱催化剂粉末的步骤，大大节省了设备投资和操作成本。
36.2.本发明省去了现有技术中针对低氢/碳比的回炼油和油浆的回炼，大大减少了生焦，提高了催化裂化装置的处理能力，显著改善了产品分布，既提高了催化裂化装置的高效益产品如汽油、柴油和液化气的收率，而且又提供了大量紧缺的具有高附加价值的高芳烃油料。
37.3.本发明提高催化裂化反应温度和选择既能裂化重油又能多产液化气的催化剂，多产液化气，能够大大增加经济效益，满足市场对化工原料低碳烯烃的需求。
38.4.按本发明实施例的数据计算，实施本发明，一套现有100万吨/年催化裂化装置，每年至少可以增加2亿元以上的经济效益。
附图说明
39.通过结合附图对于本发明的示例性实施例进行描述，可以更好地理解本发明。在附图中，
40.图1是本发明一个实施方式中生产高芳烃油料和多产液化气的催化裂化方法的工艺示意图。
41.编号说明如下：
42.1.催化裂化沉降器；2.催化裂化分馏塔；3.吸收稳定单元；4a.原料蜡油；4b.原料重油；5.混合原料进料线；6.反应雾化喷嘴；7.提升管反应器；8.提升气；9.催化剂汽提段；10.汽提蒸气；11.反应油气出口线；12(12a和12b).重质原料进分馏塔线；13.洗涤脱过热段；14.塔底洗涤原料油抽出线；15.分馏塔底换热器；16(16a和16b).洗涤原料油循环线；17.洗涤原料油进反应器线；18.分馏塔精馏塔板段；19.高芳烃油料抽出线；20.重柴油抽出线；21.重柴油回炼线；22.轻柴油抽出线；23.汽油；24.液化气；25.干气；26.待生催化剂；27.再生催化剂。
具体实施方式
43.本发明将参考其示例性实施方式在下文中更全面地进行描述。对这些示例性实施方式进行描述以使本发明完备和完整，并能够向本领域技术人员完全地展示本发明的范围。实际上，本发明可以以许多不同的形式实施，不应看作仅限于本文所述实施方式；并且，提供这些实施方式使得本发明可以满足适用的法律要求。
44.此外，在不冲突的情况下，本技术具体实施方式中给出的技术特征可以相互组合，
形成完整的技术方案，并处于本发明所公开的范围内。
45.在本发明中，除非另有明确的规定或限定，各系统/装置之间的连接方式应做广义理解。例如，可以是直接管道连接，也可以是通过连接有泵送设备、计量设备、阀门管件等常规输送、计量、控制设备的管道连接，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接。对于本领域的技术人员，可以根据具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。
46.在本发明中，术语“催化裂化原料油(fcc原料油)”是指炼油厂常规催化裂化原料油，包括原料蜡油，例如：直馏蜡油、加氢蜡油、焦化蜡油、焦化加氢蜡油、加氢裂化尾油；原料重油，例如：直馏常压渣油(常渣)、直馏减压渣油(减渣)、加氢常压渣油(加氢常渣)、加氢减压渣油(加氢减渣)，脱沥青油(dao)、重质原油；还包括非常规的原料油，例如：页岩油、沥青砂油、劣质柴油、动物油、植物油和合成油、废润滑油及炼油和石油化工过程中低价值油料等。
47.在本发明中，术语“高芳烃油料”是指在≥97重量％的催化裂化反应油气进入催化裂化分馏塔紧邻洗涤脱过热段的侧线抽出板时由该抽出板抽出的液体油料，灰分<20μg/g。
48.在本发明中，术语“现行催化裂化反应温度”是指在现行催化裂化装置的反应温度，一般为500
‑
520℃，本发明中取为510℃。若反应温度高出10℃，基准则相应增加10℃，余此类推。
49.在本发明中，术语“剂油比”是指在催化裂化反应中所用催化剂与催化裂化原料油的质量比。
50.在本发明中，术语“洗涤原料油”是指来自催化裂化反应器的油气与≥1重量％的催化裂化原料油和/或在≥1重量％的催化裂化原料油串入分馏塔洗涤脱过热段上方和/或下方的前提下部分从分馏塔底抽出的包含催化剂粉末的油料在所述洗涤脱过热段逆流接触之后在分馏塔塔底抽出的包含催化剂粉末的油料。
51.在本发明中，术语“回炼油”是指在常规催化裂化装置分馏塔底现行外甩油浆的前提下分馏塔侧线抽出并返回到催化裂化反应单元进行回炼的重循环油。术语“回炼油抽出板温度”是指在现行催化裂化分馏塔回炼油抽出板温度，一般为310
‑
330℃,本发明实施例取为320℃。若分馏塔回炼油抽出板温度高出10℃，基准则相应增加10℃，余此类推。
52.催化裂化反应温度高于现行反应温度1
‑
100℃，且≥97重量％的所述油气进入所述高芳烃油料的抽出板；优选催化裂化反应温度高于现行反应温度5
‑
80℃，且≥99重量％的所述油气进入所述高芳烃油料抽出板。高芳烃油料包含灰分<20μg/g。优选高芳烃油料包含至少45重量％的总芳烃，沥青质<1重量％，硫含量<0.5重量％，密度(20℃)≥1.03g/cm3,且灰分<20μg/g。
53.在本发明中，本领域普通技术人员根据常规手段和知识可以明白如何控制高芳烃油料抽出板温度。例如，通过调节原料油引入分馏塔的质量和温度、调节换热器15的取热量、调节中段回流(未显示)的取热量等，可以控制高芳烃油料抽出板温度。
54.在本发明中，可以使用现行催化裂化分馏塔的回炼油抽出口作为本发明高芳烃油料的抽出口。在优选的实施方式中，所述高芳烃油料可以在不同层的塔板上设置2
‑
5个抽出口，并且可以根据抽出的油组分性质调节抽出位置。在本发明中，所述高芳烃油料的抽出板温度通常比现行催化裂化分馏塔的回炼油抽出板温度(下文也称为基准)高1
‑
150℃，优选5
‑
120℃，该温度的上限选择以保证系统中不结焦，能长周期运行；下限的选择为保证≥97
重量％的所述油气进入所述高芳烃油料的抽出板，优选≥99重量％的所述油气进入所述高芳烃油料抽出板。
55.下面将结合附图来详细说明本发明。应该理解的是，本发明的所述附图并不构成对于本发明保护范围的限制。
56.如图1所示，包含原料蜡油和原料重油的混合原料(fcc原料油)通过管线4a、4b和5从反应雾化喷嘴6进入提升管反应器7中，与提升气8提升的再生催化裂化催化剂27接触并进行催化裂化反应，形成反应油气。若采用mip反应器形式，则提升管有相应的扩径部分(未显示)。该反应油气在沉降器1与催化剂分离，反应油气从沉降器1的顶部经由反应油气出口线11抽出，并引入后续的分馏塔2的洗涤脱过热段13的下方。在重力的作用下，所述催化裂化催化剂在汽提段9被汽提蒸气10汽提出吸藏的油气，作为待生催化剂26，进入再生器进行再生。
57.来自重质原料进分馏塔线12、12a、12b的原料重油分别进入洗涤脱过热段13的上方和下方。从分馏塔底抽出的洗涤原料油经管线14和换热器15换热后循环到洗涤脱过热段13的上方和下方。进入洗涤脱过热段13上方的原料重油和循环洗涤原料油与上述反应油气在洗涤脱过热段进行充分的逆流接触，以洗脱反应油气中包含的催化剂粉末。进入洗涤脱过热段13下方的原料重油和循环洗涤原料油调节分馏塔底的温度。从重质原料进分馏塔线12a、12b分别引入的原料重油总量以及比例和经16a、16b引入的循环洗涤原料油的总量以及比例可以按照来自催化裂化反应器的反应油气中所需洗脱的催化剂粉末含量进行确定。如果需要洗脱的催化剂粉末量较大，则从重质原料进分馏塔线12b引入的原料重油和洗涤原料油循环线16b引入的循环洗涤原料油的比例较高。这可以在实际操作中根据需要进行实时调整。
58.洗脱脱过热处理之后，反应油气上升进入分馏塔精馏塔板段18。而包含催化剂粉末的洗涤原料油从塔底经由塔底洗涤原料油抽出线14抽出。该洗涤原料油的一部分作为循环洗涤原料油，另一部分经由洗涤原料油进反应器线17与来自混合原料进料线5的混合原料油一起送入提升管反应器7中，进行催化裂化反应。
59.在图1中，洗脱处理之后的反应油气上升进入分馏塔精馏塔板段18，并在经过例如1
‑
8个精馏塔板分馏之后，从分馏塔2的高芳烃油料抽出线19抽出高芳烃油料。在经过例如4
‑
25个精馏塔板分馏之后，从分馏塔2的重柴油抽出线20抽出重柴油。在经过例如4
‑
20个塔板分馏之后，从分馏塔2的轻柴油抽出线22抽出轻柴油。在分馏塔2的顶部抽出的油气经过吸收稳定单元3分离获得汽油23、液化气24和干气25。在具体实施方式中，从重柴油抽出线20抽出的重柴油可以经由重柴油回炼线21，与来自洗涤原料油进反应器线17的洗涤原料油以及来自混合原料进料线5的混合原料油一起送入提升管反应器7中，再次进行催化裂化反应。重柴油亦可不回炼，抽出作为产品。
60.在本发明一个实施方式中，所述步骤(1)和步骤(5)中，催化裂化反应之后，所述催化剂进入再生器进行再生后返回所述催化裂化反应器。
61.在本发明一个实施方式中,所述高芳烃油料抽出板温度比回炼油抽出板温度高1
‑
150℃,优选所述高芳烃油料抽出板温度比回炼油抽出板温度高5
‑
120℃。
62.在本发明一个实施方式中,所述进入高芳烃油料抽出板的油气含有额外的低分子气体；所述低分子气体选自水蒸气、沸点低于高芳烃油料的烃类化合物或混合物或含氧有
机物的一种或多种组合。
63.在本发明一个实施方式中,所述高芳烃油料抽出板温度比回炼油抽出板温度高1
‑
120℃,优选所述高芳烃油料抽出板温度比回炼油抽出板温度高1
‑
100℃；同时所述进入高芳烃油料抽出板的油气含有额外的低分子气体；所述低分子气体选自水蒸气、沸点低于高芳烃油料的烃类化合物或混合物或含氧有机物的一种或多种组合。
64.所述低分子气体从催化裂化反应单元和分馏塔2高芳烃油料抽出板以下任意位置加入，优选从提升管反应器7的提升气入口和/或催化剂汽提段9的汽提蒸气10的入口和/或分馏塔2的底部搅拌蒸气的入口(未显示)和/或沉降器1的防焦蒸气入口(未显示)和/或提升管反应器7的原料油入口即反应雾化喷嘴6加入额外低分子气体，与反应单元中产生的反应油气一起进入后续的分馏塔高芳烃油料抽出板。
65.在本发明中，所述额外加入的低分子气体的量可以占原本进入分馏塔2的反应油气量的0
‑
70重量％，优选0
‑
50重量％，以保证≥97重量％的所述反应油气进入所述高芳烃油料的抽出板，优选保证≥99重量％的所述油气进入所述高芳烃油料抽出板。
66.在本发明一个实施方式中，所述≥1重量％的剩余的催化裂化原料油优选自直馏常压渣油、直馏减压渣油、加氢常压渣油、加氢减压渣油、脱沥青油、重质原油中的一种或多种的组合，更优选减渣、加氢减渣和dao的一种或多种的组合。
67.在本发明一个实施方式中，所述≥1重量％的剩余的催化裂化原料油在所述洗涤脱过热段的上方、下方或两者引入所述催化裂化分馏塔2。
68.在本发明一个实施方式中，所述步骤(2)中包含洗脱下的催化剂粉末的洗涤原料油一部分经热交换降温后循环回到所述洗涤脱过热段的上方或上方和下方，其中，循环回到所述洗涤脱过热段的上方的洗涤原料油与所述油气逆流接触，以洗脱所述油气中的催化剂粉末；循环回到所述洗涤脱过热段的下方的洗涤原料油冷却位于塔底的洗涤原料油；所述洗涤原料油另一部分和步骤(1)中催化裂化原料油一起送入包含催化剂的催化裂化反应器7，以进行催化裂化反应；
69.在本发明一个实施方式中，所述催化裂化分馏塔2中，洗涤脱过热段包括6
‑
20层的人字形挡板或规整格栅填料；所述精馏塔板段包括26
‑
50层塔板，并且在精馏塔板段具有1
‑
4个循环回流。
70.在本发明一个实施方式中，在所述催化裂化分馏塔2中，从下到上依次抽出高芳烃油料、柴油，经后续吸收稳定单元分离获得汽油、液化气和干气。
71.在本发明一个实施方式中，所述柴油分为轻柴油和重柴油，在所述催化裂化分馏塔2中，从下到上依次抽出重柴油和轻柴油，其中，所述重柴油循环回到包含催化剂的催化裂化反应器7，以进行催化裂化反应，或作为产品输出。
72.在本发明一个实施方式中，所述催化裂化原料油选自直馏蜡油、直馏常压渣油、直馏减压渣油，加氢蜡油、加氢常压渣油、加氢减压渣油，焦化蜡油，焦化加氢蜡油、脱沥青油、页岩油、沥青砂油、重质原油、劣质柴油、动物油、植物油、合成油中的一种或多种的组合。
73.在本发明一个实施方式中，所述催化裂化反应器为现行所有催化裂化反应器型式，包括同轴式或高低并列式提升管反应器，mip，mip
‑
cgp，mip
‑
ltg，mip
‑
dcr,fdfcc,dcc,cpp,hcc,mgg,mgd,tsrfcc,hscc,ihcc等。
74.在本发明一个实施方式中，所述催化剂选自粘结型y、zsm
‑
5、β分子筛及其复合型
催化剂，原位晶化y型催化剂，丙烯助剂，辛烷值助剂，降硫催化剂，降氮催化剂，抗重金属催化剂中的一种或多种的组合。优选所述催化剂包含有原位晶化y型催化剂和丙烯助剂。
75.在本发明一个实施方式中，所述催化裂化反应的反应压力为0.1mpa～0.5mpa，所述催化剂的再生温度为650～760℃，所述催化剂与催化裂化原料油的质量比为4
‑
15。
76.在本发明一个实施方式中，所述高芳烃油料包含至少45重量％的总芳烃，沥青质<1重量％，硫含量<0.5重量％，密度(20℃)≥1.03g/cm3,且灰分<20μg/g。
77.本发明中，由上述方法制得的高芳烃油料应用于制备针状焦、碳纤维、炭黑、橡胶软化剂和填充剂、石油芳烃增塑剂、导热油、石油磺酸盐表面活性剂、调和燃料油、加氢处理(裂化)的原料。
78.实施例
79.以下本发明将结合具体实施例做进一步的详细说明，使本发明的优点更为明显。应该理解，其中的内容只是用作说明，而绝非对本发明的保护范围构成限制。下列实施例中未注明具体条件的实验方法，通常按照常规条件，或按照制造厂商所建议的条件进行。
80.在实施例中，所述fcc原料油:
81.石蜡基:蜡油(vgo)、减压渣油(减渣)、常压渣油(常渣)，取自延长石化公司榆林炼油厂；
82.中间基：vgo、减渣、常渣，取自齐鲁石化公司胜利炼油厂；
83.中东进口：vgo、减渣、常渣、加氢常压渣油(加氢常渣)、加氢减压渣油(加氢减渣)，取自上海石化公司炼油部。
84.脱沥青油(dao)：取自济南石化公司。
85.实施例中使用的催化裂化催化剂：
86.半合成催化剂：cdos、cdc、cgp
‑
c(购自长岭催化剂厂)，cokc(购自周村催化剂厂)；
87.原位晶化催化剂：fca
‑
100d、fca
‑
100s(降硫催化剂)，均取自上海纳科助剂有限公司。
88.丙烯助剂：cp
‑
01b,取自上海纳科助剂有限公司。
89.实施例1
90.如图1所示，fcc原料油和催化裂化催化剂在提升管反应器7中进行催化裂化反应，形成反应油气。所述催化裂化反应的操作条件如下表2所示。
91.如图1所示，将来自反应单元的该反应油气进料到催化裂化分馏塔2的洗涤脱过热段下方，该反应油气与fcc原料油在洗涤脱过热段13中充分接触，以洗脱反应油气中包含的催化剂粉末。所述分馏塔的操作条件如下表2所示。
92.在所述分馏塔中，从下到上依次抽出高芳烃油料、重柴油(按需要)和轻柴油，经后续吸收稳定单元分离获得汽油、液化气和干气。实施例1的产品分布可见下表2。并且，实施例1所制得的高芳烃油料的性质如下表2所示。其液化气组成如表2a所示。
93.实施例2
‑394.按照表2所述的条件，以类似于实施例1所述步骤进行高芳烃油料的制备。实施例2
‑
3的产品分布可见下表2。并且，实施例2
‑
3所制得的高芳烃油料的性质如下表2所示。其液化气组成如表2a所示。
95.表2
96.[0097][0098]
表2a
[0099][0100]
实施例4
‑6[0101]
按照表3所述的条件，以类似于实施例1所述步骤进行高芳烃油料的制备。实施例4
‑
6的产品分布可见下表3。并且，实施例4
‑
6所制得的高芳烃油料的性质如下表3所示。其液化气组成如表3a所示。
[0102]
表3
[0103]
[0104]
[0105][0106]
表3a
[0107][0108]
对比例1
‑2[0109]
按照下表4所述的条件，以类似于实施例1的方式进行催化裂化反应以及后续的分馏操作。不同之处在于：对比例1
‑
2进行回炼油回炼，并且催化裂化反应温度低于本发明催化裂化反应温度，不抽出重柴油回炼。
[0110]
对比例1
‑
2的产品分布可见下表4。并且，对比例1
‑
2所制得的油浆性质如下表4所示。对比例1
‑
2的液化气组成如表4a所示。
[0111]
对比例3
[0112]
按照cn112574777a的技术方案和下表4所述的条件，以类似于实施例1的方式进行催化裂化反应以及后续的分馏操作。不同之处在于：对比例3进行回炼油和油浆回炼，并且催化裂化反应温度低于本发明的催化裂化反应温度。
[0113]
对比例3的产品分布可见下表4，其液化气组成如表4a所示。
[0114]
表4
[0115]
[0116][0117]
表4a
[0118][0119]
对比例4
[0120]
按照cn100549141c实施例的方法，取石蜡基催化油浆在连续蒸馏装置上20mmhg、400℃下减压蒸馏，馏出物为75重量％。
[0121]
应用例1
[0122]
对比以上表2、表3以及下表5可知，本发明高芳烃油料满足用于制备针状焦的原料的要求。
[0123]
表5 针状焦对原料性质的要求
[0124]
性质指标密度(20℃)/g/cm3≥1.03硫含量/重量％≤0.5沥青质/重量％<1.0芳香分(芳烃含量)/重量％≥45
灰分/μg/g<100
[0125]
以上所述仅为本发明的实施例，并非因此限制本发明的专利范围，凡是利用本发明说明书及附图内容所作的等效结构或等效流程变换，或直接或间接运用在其他相关的技术领域，均同理包括在本发明的专利保护范围内。