專利名稱：原油生產(chǎn)高辛烷值汽油的催化轉(zhuǎn)化方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種原油催化轉(zhuǎn)化方法，特別是在將重質(zhì)原油轉(zhuǎn)化為高辛烷值汽油的 同時，使干氣和焦炭產(chǎn)率大幅度降低從而實現(xiàn)石油資源的高效利用的方法。
背景技術(shù)：
隨著經(jīng)濟的發(fā)展，全球汽油車保有量逐年增加，因此對高質(zhì)量汽油的需求日益提 高。催化裂化(FCC)汽油具有較好的抗爆性能，是車用汽油主要來源之一。催化裂化汽油的生產(chǎn)一般是以直餾減壓餾分油(VGO)為原料并摻煉部分渣油如 常壓渣油(AR)、減壓渣油(VR)等。渣油等重質(zhì)原料所含殘?zhí)?、硫、氮、鎳、釩等重金屬含量 高。為改善這些催化裂化裝置(FCCU)進(jìn)料的性質(zhì)，除了通過延遲焦化或脫浙青等對其脫 碳、脫金屬，催化裂化越來越多的采用對重油、渣油加氫使FCCU原料油增氫并脫酸脫金屬， 進(jìn)一步充分高效利用原油。FCCU進(jìn)料的加氫改質(zhì)耗氫量大，受氫源限制，而且FCCU進(jìn)料加 氫也不能克服常規(guī)提升管催化裂化過程中焦炭沉積造成催化劑活性及選擇性下降的弊端。 針對提升管反應(yīng)器的固有缺點，US4243514、US4263128披露了原油全餾分或部分餾分改質(zhì) 的方法，采用無裂化活性的惰性熱載體材料吸附原油全餾分或部分餾分，以脫除原料中的 殘?zhí)亢椭亟饘?，改質(zhì)后的原料再作為常規(guī)FCCU的進(jìn)料進(jìn)行裂化。但該方法存在汽油性質(zhì) 差、能耗高等諸多弊端。另外，催化裂化汽油重餾分部分辛烷值偏低，從而影響汽油的辛烷值；催化裂化柴 油質(zhì)量較差，但催化裂化柴油含有較多的單環(huán)芳烴，如果將柴油中的單環(huán)芳烴轉(zhuǎn)化為汽油 組分既有利于汽油產(chǎn)率的增加，同時又可以改善汽油的辛烷值。因此，現(xiàn)有技術(shù)對汽油辛烷 值和柴油中的汽油潛含量未充分利用，汽油產(chǎn)率和質(zhì)量存在改善的余地。為了滿足日益增 長的車用汽油的需求，有必要開發(fā)一種將原油直接轉(zhuǎn)化為高辛烷值汽油的催化轉(zhuǎn)化方法。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明的目的是在現(xiàn)有技術(shù)的基礎(chǔ)上提供原油生產(chǎn)高辛烷值汽油的催化轉(zhuǎn)化方 法。本發(fā)明提供的原油生產(chǎn)高辛烷值汽油的催化轉(zhuǎn)化方法包括在催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器中，以預(yù)處理原油為原料油在反應(yīng)器內(nèi)與含大孔沸石的粗粒徑 分布的催化劑接觸進(jìn)行反應(yīng)，其特征是反應(yīng)溫度、油氣停留時間、催化劑與原料油重量比足 以使反應(yīng)得到包含占原料油15 60重％催化蠟油的反應(yīng)產(chǎn)物，其中所述重時空速為25 IOOtT1，所述反應(yīng)溫度為450 600°C，所述催化劑與原料油重量比為1 30。在優(yōu)選的實施方案中，所述催化蠟油進(jìn)入加氫處理裝置或/和芳烴抽提裝置，經(jīng) 處理后得到加氫催化蠟油或/和抽出油和抽余油；所述加氫催化蠟油或/和抽余油循環(huán)至 催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器或/和其它催化轉(zhuǎn)化裝置進(jìn)一步反應(yīng)得到目的產(chǎn)物高辛烷值汽油。所述反應(yīng)溫度為450 600°C，優(yōu)選地，460 550°C，更優(yōu)選地，480 520°C。所述重時空速為30 SOtr1，優(yōu)選地，40 eoh—1。
所述催化劑與原料油的重量比為1 30，優(yōu)選地，2 25，更優(yōu)選地，3 14。在實施方案中，反應(yīng)壓力為0. IOMPa 1. OMPa0本發(fā)明所述原油選自或包括石油基原油和/或其它礦物油中一種或兩種以上(包 括兩種，下同)的混合物，其它礦物油為煤液化油、油砂油、頁巖油中的一種或兩種以上的 混合物。本發(fā)明所述原油的預(yù)處理過程是指常規(guī)的原油脫鹽、脫水、脫鈣等過程，經(jīng)過上述 過程除去原油中大部分的鹽類物質(zhì)(如氯化鎂、氯化鈉等)、水和鈣等。本發(fā)明所述的經(jīng)預(yù) 處理后的原油中釩、鎳總值優(yōu)選不大于30ppm，其密度(20°C)大于0. 85g · cm_3，優(yōu)選大于 0. 90g · cnT3，進(jìn)一步優(yōu)選大于 0. 92g · cnT3。在優(yōu)選的實施方案中，所述原油選自或包括石油基原油，包括石蠟基原油、石 蠟-中間基原油、中間_石蠟基原油、中間基原油、中間_環(huán)烷基原油、環(huán)烷-中間基原油、 環(huán)烷基原油中的一種或多種。最優(yōu)選的原油是石油基原油，更優(yōu)選的是含至少1重量％浙 青成分的重質(zhì)石油基原油。在實施方案中，所述催化劑包括沸石、無機氧化物和任選的粘土，各組分分別占催 化劑總重量沸石1 50重％、無機氧化物5 99重％、粘土 0 70重％。其中沸石為大 孔沸石和/或任選的中孔沸石，大孔沸石占沸石總重量的80 100重％，優(yōu)選90重％ -100 重％ ；中孔沸石占沸石總重量的0 20重％，優(yōu)選0重％-10重％。大孔沸石選自Y系列 沸石，包括稀土 Y(REY)、稀土氫Y(REHY)、不同方法得到的超穩(wěn)Y、高硅Y。中孔沸石選自ZSM 系列沸石和/或ZRP沸石，也可對上述中孔沸石用磷等非金屬元素和/或鐵、鈷、鎳等過渡 金屬元素進(jìn)行改性，有關(guān)ZRP更為詳盡的描述參見US5，232，675，ZSM系列沸石選自ZSM-5、 ZSM-IU ZSM-12, ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它類似結(jié)構(gòu)的沸石之中的一種或兩 種以上的混合物，有關(guān)ZSM-5更為詳盡的描述參見US3，702，886。無機氧化物作為粘接劑，選自二氧化硅(SiO2)和/或三氧化二鋁(Al2O3)。以干基 計，無機氧化物中二氧化硅占50重 90重％，三氧化二鋁占10重 50重％。粘土作為基質(zhì)(即載體)，選自二氧化硅、高嶺土和/或多水高嶺土、蒙脫土、硅藻 土、埃洛石、皂石、累托土、海泡石、凹凸棒石、水滑石、膨潤土中的一種或幾種。每個反應(yīng)器 內(nèi)的催化轉(zhuǎn)化催化劑可以相同，也可以不同。所述粗粒徑分布的催化劑的篩分組成為小于40微米的顆粒占所有顆粒的體積 比例低于10%，最好低于5% ；大于80微米的顆粒占所有顆粒的體積比例低于15%，最好 低于10%，其余均為40 80微米的顆粒。在更優(yōu)選的實施方案中，所述反應(yīng)器選自提升管、等線速的流化床、等直徑的流化 床、上行式輸送線、下行式輸送線中的一種或兩種以上的組合，或同一種反應(yīng)器兩個或兩個 以上的組合，所述組合包括串聯(lián)或/和并聯(lián)，其中提升管是常規(guī)的等直徑的提升管或者各 種形式變徑的提升管。在更優(yōu)選的實施方案中，在一個位置將所述原料油引入反應(yīng)器內(nèi)，或在一個以上 相同或不同高度的位置將所述原料油引入反應(yīng)器內(nèi)。在更優(yōu)選的實施方案中，所述方法還包括將反應(yīng)產(chǎn)物和催化劑進(jìn)行分離，催化劑 經(jīng)汽提、燒焦再生后返回反應(yīng)器，分離后的產(chǎn)物包括高辛烷值汽油和催化蠟油。所述催化蠟油為初餾點不小于260°C的餾分，氫含量不低于10. 5重％ ；在優(yōu)選的實施方案中，所述催化蠟油為初餾點不小于330°C的餾分，氫含量不低于10. 8重％。催化蠟油加氫是在氫氣存在情況下，與加氫處理催化劑接觸，在氫分壓3. 0 20. OMPa、反應(yīng)溫度300 450°C、氫油體積比300 2000v/v、體積空速0. 1 3. OtT1的反 應(yīng)條件下進(jìn)行加氫處理得到加氫催化蠟油。加氫催化蠟油作為催化裂化裝置的原料油。催化蠟油芳烴抽提溶劑選自二甲亞砜、糠醛、二甲基甲酰胺、單乙醇胺、乙二醇、1， 2_丙二醇等物質(zhì)中的一種或兩種以上的混合物。抽提過程溶劑回收循環(huán)使用。抽提溫度為 40 120°C，溶劑與原料之間的體積比為0. 5 5. 0。抽出物為目的產(chǎn)物之一重芳烴，催化 蠟油抽余油即非芳烴作為催化裂化的原料之一。在本發(fā)明另一種實施方案中，提供了原油制取高辛烷值汽油的催化轉(zhuǎn)化方法，其 特征在于該方法包括下列步驟(1)含難裂化原料油的原料先與富含大孔沸石的粗粒徑分布的催化劑接觸，在反 應(yīng)溫度550 650°C、重時空速100 SOOtT1、反應(yīng)壓力0. 10 1. OMPa、催化劑與難裂化原 料油的重量比30 150，水蒸汽與難裂化原料油的重量比為0. 05 1. 0的條件下進(jìn)行裂化
反應(yīng)；(2)含難裂化原料油的反應(yīng)物流再與易裂化原料油一起在反應(yīng)溫度450 600°C、 重時空速5 lOOh—1、反應(yīng)壓力0. 10 1. OMPa、催化劑與易裂化原料油的重量比1. 0 30， 水蒸汽與易裂化原料油的重量比為0. 05 1. 0的條件下進(jìn)行裂化反應(yīng)；(3)待生催化劑和反應(yīng)油氣通過旋風(fēng)分離器分離；任選地，待生催化劑進(jìn)入汽提 器，經(jīng)汽提、燒焦再生后返回反應(yīng)器；反應(yīng)油氣經(jīng)分離得到包含丙烯、高辛烷值汽油、催化蠟 油的反應(yīng)產(chǎn)物；(4)其中催化蠟油經(jīng)加氫處理或/和芳烴抽提處理，得到加氫催化蠟油或/和催化 蠟油抽余油，所述加氫催化蠟油或/和催化蠟油抽余油作為難裂化原料油或/和易裂化原 料油返回到步驟(1)或/和步驟(2)中。在更優(yōu)選的實施方案中，步驟(3)所述反應(yīng)油氣經(jīng)分離還可得到餾程為180 260°C的餾分，該餾分作為難裂化原料油或/和易裂化原料油返回到步驟(1)或/和步驟 (2)中。所述餾程范圍為180 260°C的餾分可以來自本發(fā)明的催化裂化方法，也可以來自 常規(guī)催化裂化、焦化、熱裂化和加氫等工藝，同時包括任何富含單環(huán)芳烴的餾分。所述難裂化原料油選自或包括密度(20°C )大于0. 90g ^nT3優(yōu)選大于0. 92g ^nT3 更優(yōu)選大于0. 93g -cm-3的劣質(zhì)原油、油漿、柴油、汽油中的一種或兩種以上的混合物。所述 汽油選自或包括本方法所得催化裂化汽油、來自本裝置外的催化裂化汽油、直餾汽油、焦化 汽油、熱裂解汽油、熱裂化汽油、加氫汽油中的一種或其中兩種以上的混合物，其中催化裂 化汽油、直餾汽油、焦化汽油、熱裂解汽油、熱裂化汽油、加氫汽油是來自本裝置外的汽油。 所述柴油選自或包括本方法所得催化裂化柴油、催化裂化柴油、直餾柴油、焦化柴油、熱裂 化柴油、加氫柴油中的一種或其中兩種以上的混合物，其中催化裂化柴油、直餾柴油、焦化 柴油、熱裂化柴油、加氫柴油是來自本裝置外的柴油。所述易裂化原料油選自或包括經(jīng)常規(guī)預(yù)處理的石油基原油和/或其它礦物油。其 中石油基原油密度(20°C)大于0. 85g*cm_3，但不高于0. 90g · cm_3，可選自石蠟基原油、石 蠟-中間基原油、中間-石蠟基原油、中間基原油、中間-環(huán)烷基原油、環(huán)烷-中間基原油、 環(huán)烷基原油中的一種或兩種以上的混合物；其它礦物油為煤液化油、油砂油、頁巖油中的一種或兩種以上的混合物。難裂化原料油的反應(yīng)條件為反應(yīng)溫度550 650°C、重時空速100 SOOh^iS 壓力0. 10 1. OMPa、催化劑與難裂化原料油的重量比30 150，水蒸汽與難裂化原料油的 重量比為0. 05 1. 0。易裂化原料油的反應(yīng)條件為反應(yīng)溫度450 550°C、重時空速5 lOOh—1、反應(yīng) 壓力0. 10 1. OMPa、催化劑與易裂化原料油的重量比1. 0 30，水蒸汽與易裂化原料油 的重量比為0. 05 1. 0。優(yōu)選地，易裂化原料油的反應(yīng)溫度為460 540°C，重時空速為 10 QOtT1，催化劑與原料油重量比為3 14 ；更優(yōu)選地，易裂化原料油的反應(yīng)溫度為480 520°C，重時空速30 501Γ1。在實施方案中，所述催化劑包括沸石、無機氧化物和任選的粘土，各組分分別占催 化劑總重量沸石1 50重％、無機氧化物5 99重％、粘土 0 70重％。其中沸石為大 孔沸石和/或任選的中孔沸石，大孔沸石占沸石總重量的80 100重％，優(yōu)選90重％ -100 重％ ；中孔沸石占沸石總重量的0 20重％，優(yōu)選0重％-10重％。大孔沸石選自Y系列 沸石，包括稀土 Y(REY)、稀土氫Y(REHY)、不同方法得到的超穩(wěn)Y、高硅Y。中孔沸石選自ZSM 系列沸石和/或ZRP沸石，也可對上述中孔沸石用磷等非金屬元素和/或鐵、鈷、鎳等過渡 金屬元素進(jìn)行改性，有關(guān)ZRP更為詳盡的描述參見US5，232，675，ZSM系列沸石選自ZSM-5、 ZSM-IU ZSM-12, ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它類似結(jié)構(gòu)的沸石之中的一種或兩 種以上的混合物，有關(guān)ZSM-5更為詳盡的描述參見US3，702，886。無機氧化物作為粘接劑，選自二氧化硅(SiO2)和/或三氧化二鋁(Al2O3)。以干基 計，無機氧化物中二氧化硅占50重 90重％，三氧化二鋁占10重 50重％。粘土作為基質(zhì)(即載體)，選自二氧化硅、高嶺土和/或多水高嶺土、蒙脫土、硅藻 土、埃洛石、皂石、累托土、海泡石、凹凸棒石、水滑石、膨潤土中的一種或幾種。每個反應(yīng)器 內(nèi)的催化轉(zhuǎn)化催化劑可以相同，也可以不同。所述粗粒徑分布的催化劑的篩分組成為小于40微米的顆粒占所有顆粒的體積 比例低于10%，最好低于5% ；大于80微米的顆粒占所有顆粒的體積比例低于15%，最好 低于10%，其余均為40 80微米的顆粒。本發(fā)明的最佳實施方式是在一種變徑提升管反應(yīng)器中進(jìn)行，關(guān)于該反應(yīng)器更為詳 細(xì)的描述參見CN1237477A。為了增加反應(yīng)下游區(qū)的劑油比，提高催化劑的催化活性，可通過補充熱或冷的再 生催化劑、半再生催化劑、待生的催化劑、新鮮催化劑。冷卻的再生催化劑和冷卻的半再生 催化劑是待生催化劑分別經(jīng)兩段再生和一段再生后冷卻得到的，再生催化劑碳含量為0.1 重％以下，最好為0. 05重％以下，半再生催化劑碳含量為0. 1重％ 0. 9重％，最好碳含量 為0. 15重％ 0. 7重％;待生催化劑碳含量為0. 9重％以上，最好碳含量為0. 9重％ 1. 2 重％ ο從反應(yīng)產(chǎn)物中分離丙烯等方法與本領(lǐng)域普通技術(shù)人員熟知的方法相同；分離所述 的180 260°C的餾分，優(yōu)選190 250°C的餾分可以在現(xiàn)有的FCC分餾塔內(nèi)進(jìn)行分離也可 在單獨分餾塔內(nèi)分離；大于250°C或260°C的催化蠟油(或大于330°C的催化蠟油)中的重 芳烴和非芳烴的分離可以采用催化蠟油抽提裝置，或者大于250°C或260°C的餾分(或大于 330°C的餾分)作為催化裂化裝置的原料油，或者大于250°C或260°C的催化蠟油(或大于330°C的催化蠟油)加氫方式采用催化蠟油加氫裝置。催化蠟油抽提溶劑選自二甲亞砜、糠醛、二甲基甲酰胺、單乙醇胺、乙二醇、1，2_丙 二醇等物質(zhì)中的一種或兩種以上的混合物。抽提過程溶劑回收循環(huán)使用。抽提溫度為40 120°C，溶劑與原料之間的體積比為0. 5 5. 0。抽出物為目的產(chǎn)物之一重芳烴，催化蠟油抽 余油即非芳烴作為催化裂化的原料之一。催化蠟油加氫是在氫氣存在情況下，與加氫處理催化劑接觸，在氫分壓3. 0 20. OMPa、反應(yīng)溫度300 450°C、氫油體積比300 2000v/v、體積空速0. 1 3. OtT1的反 應(yīng)條件下進(jìn)行加氫處理得到加氫催化蠟油。加氫催化蠟油作為催化裂化裝置的原料油。該技術(shù)方案將脫鹽原油的催化裂化、催化蠟油芳烴溶劑抽提、催化蠟油加氫和常 規(guī)催化裂化等工藝有機結(jié)合，從脫鹽原油最大限度地生產(chǎn)最大限度地生產(chǎn)高辛烷值汽油， 從而實現(xiàn)石油資源高效利用。本發(fā)明與現(xiàn)有技術(shù)相比具有下列技術(shù)效果1、本發(fā)明所提供的原油加工流程取消了常規(guī)原油蒸餾過程中的加熱爐和常減壓 蒸餾塔等設(shè)備，可減少設(shè)備投資和設(shè)備防腐費用。2、本發(fā)明中原油經(jīng)催化裂化，對原油脫金屬效果好，脫金屬率可以接近或達(dá)到 95%以上。原油中的金屬尤其是重金屬經(jīng)過流化催化裂化沉積在催化劑上；而本發(fā)明用原 油中的輕組分代替部分水蒸汽提升介質(zhì)，可使催化劑分布均勻，而且催化劑上重金屬在高 溫下與輕烴發(fā)生反應(yīng)，重金屬損失部分活性，得到了一定程度的鈍化，從而抑制催化劑上重 金屬的有害作用，明顯地提高了輕質(zhì)油收率，油漿產(chǎn)率明顯地降低，從而石油資源利用效率 得到改善。3、汽油產(chǎn)率明顯地增加，汽油辛烷值明顯地改善。4、在汽油產(chǎn)率增加的情況下，干氣產(chǎn)率和焦炭明顯地降低。5、加氫處理裝置操作周期得到明顯地提高。6、催化劑因顆粒更加均勻，從而在再生過程中局部的溫度分布也更加均勻，催化 劑破碎傾向也相應(yīng)地降低。7、催化劑消耗降低，催化蠟油中的催化劑含量減少。


圖1是本發(fā)明的第一種實施方案的催化轉(zhuǎn)化方法的示意圖。圖2是本發(fā)明的第二種實施方案的催化轉(zhuǎn)化方法的示意圖。圖3是本發(fā)明的第三種實施方案的催化裂化方法的示意圖。圖4是本發(fā)明的第四種實施方案的催化裂化方法的示意圖。
具體實施例方式下面結(jié)合附圖進(jìn)一步說明本發(fā)明所提供的方法，但本發(fā)明并不因此而受到任何限 制。圖1是本發(fā)明的第一種實施方案的催化轉(zhuǎn)化方法的示意圖，在該實施方式中，預(yù) 處理原油進(jìn)入催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器的第一反應(yīng)區(qū)。其工藝流程如下預(yù)提升介質(zhì)經(jīng)管線1由提升管反應(yīng)器2底部進(jìn)入，來自管線16的再生催化劑在預(yù)提升介質(zhì)的提升作用下沿提升管向上加速運動，部分原料油經(jīng)管線3與來自管線4的霧化 蒸汽一起注入提升管反應(yīng)器2的反應(yīng)區(qū)I的底部，與提升管反應(yīng)器已有的物流混合，原料油 在熱的催化劑上發(fā)生裂化反應(yīng)，并向上加速運動。部分原料油經(jīng)管線5與來自管線6的霧 化蒸汽一起注入提升管反應(yīng)器2的反應(yīng)區(qū)I的中上部，與提升管反應(yīng)器已有的物流混合，原 料油在較低的含有一定炭的催化劑上發(fā)生裂化反應(yīng)，并向上加速運動進(jìn)入反應(yīng)區(qū)II繼續(xù) 反應(yīng)，生成的反應(yīng)產(chǎn)物油氣和失活的待生催化劑經(jīng)管線7進(jìn)入沉降器8中的旋風(fēng)分離器，實 現(xiàn)待生催化劑與反應(yīng)產(chǎn)物油氣的分離，反應(yīng)產(chǎn)物油氣進(jìn)入集氣室9，催化劑細(xì)粉由料腿返回 沉降器。沉降器中待生催化劑流向汽提段10，與來自管線11的蒸汽接觸。從待生催化劑中 汽提出的反應(yīng)產(chǎn)物油氣經(jīng)旋風(fēng)分離器后進(jìn)入集氣室9。汽提后的待生催化劑經(jīng)斜管12進(jìn)入 再生器13，主風(fēng)經(jīng)管線14進(jìn)入再生器，燒去待生催化劑上的焦炭，使失活的待生催化劑再 生，煙氣經(jīng)管線15進(jìn)入煙機。再生后的催化劑經(jīng)斜管16進(jìn)入提升管。集氣室9中的反應(yīng)產(chǎn)物油氣經(jīng)過大油氣管線17，進(jìn)入后續(xù)的分離系統(tǒng)18，分離得 到的液化氣經(jīng)管線20引出；分離得到的汽油經(jīng)管線21引出；分離得到的干氣經(jīng)管線19引 出；分離得到的柴油經(jīng)管線22引出；分離得到的催化蠟油經(jīng)管線23引出。其中各餾分餾程 根據(jù)煉廠實際需要進(jìn)行調(diào)節(jié)。圖2是本發(fā)明的第二種實施方案的催化轉(zhuǎn)化方法的示意圖，在該實施方式中，預(yù) 處理原油進(jìn)入催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器的第一反應(yīng)區(qū)，催化蠟油進(jìn)入加氫處理裝置或/和芳烴抽提
直ο其工藝流程如下預(yù)提升介質(zhì)經(jīng)管線1由提升管反應(yīng)器2底部進(jìn)入，來自管線16的再生催化劑在預(yù) 提升介質(zhì)的提升作用下沿提升管向上加速運動，部分原料油經(jīng)管線3與來自管線4的霧化 蒸汽一起注入提升管2反應(yīng)器的反應(yīng)區(qū)I的底部，與提升管反應(yīng)器已有的物流混合，原料油 在熱的催化劑上發(fā)生裂化反應(yīng)，并向上加速運動。部分原料油經(jīng)管線5與來自管線6的霧 化蒸汽一起注入提升管2反應(yīng)器的反應(yīng)區(qū)I的中上部，與提升管反應(yīng)器已有的物流混合，原 料油在較低的含有一定炭的催化劑上發(fā)生裂化反應(yīng)，并向上加速運動進(jìn)入反應(yīng)區(qū)II繼續(xù) 反應(yīng)，生成的反應(yīng)產(chǎn)物油氣和失活的待生催化劑經(jīng)管線7進(jìn)入沉降器8中的旋風(fēng)分離器，實 現(xiàn)待生催化劑與反應(yīng)產(chǎn)物油氣的分離，反應(yīng)產(chǎn)物油氣進(jìn)入集氣室9，催化劑細(xì)粉由料腿返回 沉降器。沉降器中待生催化劑流向汽提段10，與來自管線11的蒸汽接觸。從待生催化劑中 汽提出的反應(yīng)產(chǎn)物油氣經(jīng)旋風(fēng)分離器后進(jìn)入集氣室9。汽提后的待生催化劑經(jīng)斜管12進(jìn)入 再生器13，主風(fēng)經(jīng)管線14進(jìn)入再生器，燒去待生催化劑上的焦炭，使失活的待生催化劑再 生，煙氣經(jīng)管線15進(jìn)入煙機。再生后的催化劑經(jīng)斜管16進(jìn)入提升管。集氣室9中的反應(yīng)產(chǎn)物油氣經(jīng)過大油氣管線17，進(jìn)入后續(xù)的分離系統(tǒng)18，分離得 到的液化氣經(jīng)管線20引出；分離得到的汽油經(jīng)管線21引出；分離得到的干氣經(jīng)管線19引 出；分離得到的柴油經(jīng)管線22引出；分離得到的催化蠟油經(jīng)管線23引出，所述催化蠟油經(jīng) 管線23進(jìn)入加氫處理裝置24或/和芳烴抽提裝置24，經(jīng)處理后得到加氫催化蠟油或/和 抽出油和抽余油；所述加氫催化蠟油或/和抽余油循環(huán)至催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器。其中各餾分餾 程根據(jù)煉廠實際需要進(jìn)行調(diào)節(jié)。圖3是本發(fā)明的第三種實施方案的催化裂化方法示意圖。其工藝流程如下
預(yù)提升介質(zhì)經(jīng)管線1由提升管反應(yīng)器2底部進(jìn)入，來自管線16的再生催化劑在預(yù) 提升介質(zhì)的提升作用下沿提升管向上加速運動，難裂化原料油經(jīng)管線3與來自管線4的霧 化蒸汽一起注入提升管2反應(yīng)區(qū)I的底部，與提升管反應(yīng)器已有的物流混合，難裂化原料油 在熱的催化劑上發(fā)生裂化反應(yīng)，并向上加速運動。易裂化原料油經(jīng)管線5與來自管線6的 霧化蒸汽一起注入提升管2反應(yīng)區(qū)I的中上部，與提升管反應(yīng)器已有的物流混合，易裂化原 料油在較低的含有一定炭的催化劑上發(fā)生裂化反應(yīng)，并向上加速運動進(jìn)入反應(yīng)區(qū)II繼續(xù) 反應(yīng)，生成的反應(yīng)產(chǎn)物油氣和失活的待生催化劑經(jīng)管線7進(jìn)入沉降器8中的旋風(fēng)分離器，實 現(xiàn)待生催化劑與反應(yīng)產(chǎn)物油氣的分離，反應(yīng)產(chǎn)物油氣進(jìn)入集氣室9，催化劑細(xì)粉由料腿返回 沉降器。沉降器中待生催化劑流向汽提段10，與來自管線11的蒸汽接觸。從待生催化劑中 汽提出的反應(yīng)產(chǎn)物油氣經(jīng)旋風(fēng)分離器后進(jìn)入集氣室9。汽提后的待生催化劑經(jīng)斜管12進(jìn)入 再生器13，主風(fēng)經(jīng)管線14進(jìn)入再生器，燒去待生催化劑上的焦炭，使失活的待生催化劑再 生，煙氣經(jīng)管線15進(jìn)入煙機。再生后的催化劑經(jīng)斜管16進(jìn)入提升管。集氣室9中的反應(yīng)產(chǎn)物油氣經(jīng)過大油氣管線17，進(jìn)入后續(xù)的分離系統(tǒng)18，分離得 到的丙烯經(jīng)管線219引出；分離得到的碳四烯烴經(jīng)管線220引出；分離得到的丙烷經(jīng)管線 228引出；催化裂化干氣經(jīng)管線221引出；餾程為180 260°C的餾分經(jīng)管線222引出返回 提升管反應(yīng)器2 ；餾程為260 330°C的柴油餾分可經(jīng)管線229引出，也可與催化蠟油一起 引出進(jìn)入催化蠟油抽提單元，抽提后再分餾得到高十六烷值柴油；催化蠟油經(jīng)管線223引 出到催化蠟油抽提單元224，分離出的重芳烴經(jīng)管線226引出，催化蠟油抽余油經(jīng)管線225 返回提升管2 ；催化裂化C5 180°C的高辛烷值汽油經(jīng)管線227引出。其中各餾分餾程根 據(jù)煉廠實際需要進(jìn)行調(diào)節(jié)。圖4是本發(fā)明的第四種實施方案的催化裂化方法示意圖。其工藝流程如下預(yù)提升介質(zhì)經(jīng)管線1由提升管反應(yīng)器2底部進(jìn)入，來自管線16的再生催化劑在預(yù) 提升介質(zhì)的提升作用下沿提升管向上加速運動，難裂化原料油經(jīng)管線3與來自管線4的霧 化蒸汽一起注入提升管2反應(yīng)區(qū)I的底部，與提升管反應(yīng)器已有的物流混合，難裂化原料油 在熱的催化劑上發(fā)生裂化反應(yīng)，并向上加速運動。易裂化原料油經(jīng)管線5與來自管線6的 霧化蒸汽一起注入提升管2反應(yīng)區(qū)I的中上部，與提升管反應(yīng)器已有的物流混合，易裂化原 料油在較低的含有一定炭的催化劑上發(fā)生裂化反應(yīng)，并向上加速運動進(jìn)入反應(yīng)區(qū)II繼續(xù) 反應(yīng)，生成的油氣和失活的待生催化劑經(jīng)管線7進(jìn)入沉降器8中的旋風(fēng)分離器，實現(xiàn)待生催 化劑與油氣的分離，油氣進(jìn)入集氣室9，催化劑細(xì)粉由料腿返回沉降器。沉降器中待生催化 劑流向汽提段10，與來自管線11的蒸汽接觸。從待生催化劑中汽提出的油氣經(jīng)旋風(fēng)分離器 后進(jìn)入集氣室9。汽提后的待生催化劑經(jīng)斜管12進(jìn)入再生器13，主風(fēng)經(jīng)管線14進(jìn)入再生 器，燒去待生催化劑上的焦炭，使失活的待生催化劑再生，煙氣經(jīng)管線15進(jìn)入煙機。再生后 的催化劑經(jīng)斜管16進(jìn)入提升管。集氣室9中的反應(yīng)產(chǎn)物油氣經(jīng)過大油氣管線17，進(jìn)入后續(xù)的分離系統(tǒng)18，分離得 到的丙烯經(jīng)管線319引出，分離得到的丙烷經(jīng)管線328引出，碳四烴經(jīng)管線320引出，催化 裂化干氣經(jīng)管線321引出，催化裂化汽油經(jīng)管線327引出，餾程為180 260°C的餾分經(jīng)管 線322返回提升管2，餾程為260 330°C的柴油餾分可經(jīng)管線329引出，也可與催化蠟油 一起引出經(jīng)管線323進(jìn)入加氫處理單元324，分離出輕組分經(jīng)管線325引出，柴油餾分根據(jù)生產(chǎn)需要可以作為輕組分分離出來得到高十六烷值柴油，也可以作為重組分與加氫重油一 起經(jīng)管線326返回提升管2反應(yīng)區(qū)I的底部。下面的實施例將對本發(fā)明予以進(jìn)一步說明，但并不因此而限制本發(fā)明。實施例中 所使用的原料油為脫鹽、脫水預(yù)處理后的原油，其性質(zhì)分別列于表1。實施例中所用的抽提 溶劑為糠醛。實施例中所用的催化裂化催化劑制備方法簡述如下1)、將0. 20kgNH4Cl溶于IOkg水中，向此溶液中加入1. Okg(干基)晶化產(chǎn)品ZRP-1 沸石(齊魯石化公司催化劑廠生產(chǎn)，SiO2Al2O3 = 30，稀土含量RE2O3 = 2. 0重％ )，在90°C 交換0. 5h后，過濾得濾餅；加入40gH3P04 (濃度85 % )與45gFe (NO3) 3溶于0. 90kg水中，與 濾餅混合浸漬烘干；接著在550°C溫度下焙燒處理2小時得到含磷和鐵的MFI結(jié)構(gòu)中孔沸 石，其元素分析化學(xué)組成為0. INa2O · 5. IAl2O3 · 2. 4Ρ205 · 1. 5Fe203 · 3. 8RE2O3 · 88. ISiO2。2)、配置200立升二氧化硅濃度為155kg/m3的水玻璃溶液和100立升游離酸為 148kg/m3、Al2O3含量為20kg/m3的酸化硫酸鋁溶液，上述兩種溶液同時進(jìn)入快速混合器反 應(yīng)，得到硅溶膠。用25kg脫陽離子水將45kg多水高嶺土(蘇州瓷土公司工業(yè)產(chǎn)品，固含量71. 6 重％ )打漿得到的高嶺土漿液；將上述已制備好的硅溶膠與高嶺土漿液混合，打漿1小時。 再加入5. 5kg擬薄水鋁石(山東鋁廠工業(yè)產(chǎn)品，Al2O3含量為33重％ )，和45kg去離子水混 合打漿30分鐘，然后加入2. 5立升濃度為31重％的鹽酸(酸/Al2O3摩爾比為0. 2)，將其 PH調(diào)至2-4，攪拌均勻，在60-70°C下靜置老化1小時得到氧化硅-高嶺土 _氧化鋁混合溶 膠。3)、將步驟1)制備的含磷和鐵的MFI結(jié)構(gòu)中孔沸石(干基為2. Okg)以及DASY沸 石(齊魯石化公司催化劑廠工業(yè)產(chǎn)品，晶胞常數(shù)為2. 445-2. 448nm，干基為22. 5kg)加入到 步驟2)得到的氧化硅-高嶺土 -氧化鋁混合溶膠中，攪拌均勻，噴霧干燥成型，用磷酸二氫 銨溶液(磷含量為)洗滌，洗去游離Na+，干燥即得直徑為20 120微米的催化裂化 催化劑樣品，該催化劑的組成為2重％含磷和鐵的MFI結(jié)構(gòu)中孔沸石、22重％ DASY沸石、氧 化硅含量為32重％、擬薄水鋁石2重％、5重％鋁溶膠和余量高嶺土。4)所制備的催化劑經(jīng)800°C和100%水蒸汽進(jìn)行老化，老化的催化劑性質(zhì)列于表 2，其代號為MGC0-1，再將部分老化劑進(jìn)行揚析，除去細(xì)顆粒和大于100微米的顆粒，得到粗 粒徑分布的催化劑，其代號為MGC0-2，其性質(zhì)列于表2。實施例中所用的加氫處理催化劑制備方法簡述如下稱取偏鎢酸銨 ((NH4) 2ff4013 · 18H20,化學(xué)純)和硝酸鎳(Ni (NO3) 2 · 18H20,化學(xué)純)，用水配成200mL溶液。 將溶液加入到氧化鋁載體50克中，在室溫下浸漬3小時，在浸漬過程中使用超聲波處理浸 漬液30分鐘，冷卻，過濾，放到微波爐中干燥約15分鐘。該催化劑的組成為30.0重％恥3、 3. 1重％ NiO和余量氧化鋁。實施例1該實施例按照附圖3的流程進(jìn)行試驗，以MGC0-2作為催化劑，原料油A直接作為 催化裂化的易裂化原料油，在由提升管反應(yīng)器的中型裝置上進(jìn)行試驗，易裂化原料油進(jìn)入 反應(yīng)區(qū)I中上部，難裂化原料油進(jìn)入反應(yīng)區(qū)I底部。在反應(yīng)區(qū)I底部，難裂化原料油在反應(yīng)溫度600°C、重時空速2401Γ1，催化裂化催化劑與難裂化原料油的重量比30，水蒸汽與難 裂化原料油的重量比為0. 20條件下進(jìn)行裂化反應(yīng)；在反應(yīng)區(qū)I中上部，易裂化原料油在反 應(yīng)溫度520°C、重時空速Q(mào)OtT1，催化裂化催化劑與易裂化原料油的重量比10，水蒸汽與易裂 化原料油的重量比為0. 15條件下進(jìn)行裂化反應(yīng)。在反應(yīng)區(qū)II，反應(yīng)物流油氣在反應(yīng)溫度 490°C、重時空速301^，水蒸汽與易裂化原料油的重量比為0. 15條件下進(jìn)行裂化反應(yīng)。反應(yīng) 產(chǎn)物油氣和待生的催化劑在沉降器分離，產(chǎn)品在分離系統(tǒng)按餾程進(jìn)行切割，從而得到丙烯、 汽油、190 260°C的餾分、柴油和餾程大于320°C的催化蠟油(其產(chǎn)率為24. 6重％，氫含量 為12. 86重％ )。190 260°C的餾分作為易裂化原料油進(jìn)行再裂化；催化蠟油經(jīng)糠醛抽提， 抽提溫度為80°C，溶劑與催化蠟油之間的體積比為1. 5，分出非芳烴和重芳烴；催化蠟油抽 余油即非芳烴作為難裂化原料油進(jìn)入提升管反應(yīng)器進(jìn)行再裂化。操作條件和產(chǎn)品分布列于 表3o從表3可以看出，原料油A催化轉(zhuǎn)化，丙烯產(chǎn)率4. 58重％ ；汽油產(chǎn)率為48. 46重％， 其研究法辛烷值(RON)高達(dá)92. 58，馬達(dá)法辛烷值(MON)為84. 0 ；柴油產(chǎn)率為22. 09重％ ； 干氣產(chǎn)率僅為2. 02重％ ；焦炭產(chǎn)率僅為3. 01重％。對比例1該對比例是以原料油A直接作為催化裂化的原料，試驗的原料油和試驗步驟及方 法與實施例1完全相同，只是采用的催化劑由實施例的MGC0-2改為催化劑MGC0-1。操作條 件和產(chǎn)品分布列于表3。從表3可以看出，相對于實施例1，對比例1的干氣產(chǎn)率2. 54重％和焦炭產(chǎn)率產(chǎn)率 3. 86重％，有明顯地增加。實施例2該實施例按照附圖4的流程進(jìn)行試驗，以MGC0-2作為催化劑，原料油B直接作為 催化裂化的難裂化原料油，在由提升管反應(yīng)器的中型裝置上進(jìn)行試驗，難裂化原料油進(jìn)入 反應(yīng)區(qū)I底部反應(yīng)，易裂化原料油進(jìn)入反應(yīng)區(qū)I中上部反應(yīng)。在反應(yīng)區(qū)I底部，難裂化原料 油在反應(yīng)溫度580°C、重時空速2001^，催化裂化催化劑與難裂化原料油的重量比60，水蒸 汽與難裂化原料油的重量比為0. 20條件下進(jìn)行裂化反應(yīng)；在反應(yīng)區(qū)I中上部，易裂化原料 油在反應(yīng)溫度550°C、重時空速UOh、催化裂化催化劑與易裂化原料油的重量比30，水蒸 汽與易裂化原料油的重量比為0. 15條件下進(jìn)行裂化反應(yīng)；另外，從汽提段補充部分已汽提 的待生催化劑進(jìn)入反應(yīng)區(qū)II底部，以降低反應(yīng)區(qū)II的溫度和反應(yīng)重時空速。在反應(yīng)區(qū)II， 油氣在反應(yīng)溫度500°C、重時空速201^，催化裂化催化劑與難裂化原料油的重量比40，水蒸 汽與易裂化原料油的重量比為0. 15條件下進(jìn)行裂化反應(yīng)，油氣和待炭的催化劑在沉降器 分離，產(chǎn)品在分離系統(tǒng)按餾程進(jìn)行切割，從而得到丙烯和汽油，部分碳四烴、餾程為180 260°C的餾分和餾程> 260°C的催化蠟油(其產(chǎn)率為32. 56重％，氫含量為10.97重％ )。 餾程為180 260°C的餾分作為易裂化原料油進(jìn)行再裂化；催化蠟油經(jīng)加氫處理，在氫分 壓18. OMPa、反應(yīng)溫度450°C、氫油體積比1500v/v、體積空速0. 51Γ1的反應(yīng)條件下進(jìn)行加氫 處理，加氫后的加氫催化蠟油按餾程進(jìn)行切割，從而得到260 330°C的柴油和大于330°C 的加氫催化蠟油餾分，大于330°C的加氫催化蠟油餾分循環(huán)回上述中型催化裂化裝置，作為 難裂化原料油循環(huán)回上述中型催化裂化裝置，采用催化劑MLC-500，在反應(yīng)區(qū)I，反應(yīng)溫度 560°C、重時空速IOOtT1,催化劑與原料的重量比10，在反應(yīng)區(qū)II，反應(yīng)溫度500°C、重時空速SOh—1，催化劑與原料的重量比6，分離出干氣、液化氣、汽油，柴油和重油，重油返到芳烴抽提 裝置。操作條件和產(chǎn)品分布列于表4。操作條件和產(chǎn)品分布列于表4。
從表4可以看出，原料油B催化轉(zhuǎn)化，丙烯產(chǎn)率4. 05重％ ；汽油產(chǎn)率為51. 71重％， 其研究法辛烷值(RON)高達(dá)93. 78，馬達(dá)法辛烷值(MON)為84 ；柴油產(chǎn)率為24. 85重％ ；干 氣產(chǎn)率僅為2. 64重％ ；焦炭產(chǎn)率僅為4. 06重％。對比例2該對比例是以原料油B直接作為催化裂化的難裂化原料，試驗的原料油和試驗步 驟及方法與實施例2完全相同，只是采用的催化劑由實施例的MGC0-2改為催化劑MGC0-1。 操作條件和產(chǎn)品分布列于表4。從表4可以看出，相對于實施例2，對比例2的干氣產(chǎn)率3. 02重％和焦炭產(chǎn)率4. 75 重％，有明顯地增加。表 1
實施例1、對比例 1實施例2、對比 例2原料油編號AB原料油性質(zhì)密度(20°C )，g · cm 30. 90100. 9330硫含量，μ g · g—180004300氮含量，μ g ·41002100芳烴，重％12. 531. 2。，重％86. 2686. 2312. 2012. 69殘?zhí)浚兀?. 46. 7金屬含量，μ g · g—1鎳26. 018. 7釩1. 01. 2鈉420560鈣78. 580. 權(quán)利要求
1.原油生產(chǎn)高辛烷值汽油的催化轉(zhuǎn)化方法，其特征在于原油在催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器內(nèi)與含 大孔沸石的粗粒徑分布的催化劑接觸進(jìn)行反應(yīng)，其特征是反應(yīng)溫度、油氣停留時間、催化劑 與原料油重量比足以使反應(yīng)得到包含占原料油15 60重％催化蠟油的反應(yīng)產(chǎn)物，其中所 述重時空速為25 lOOh—1，所述反應(yīng)溫度為450 600°C，所述催化劑與原料油重量比為 1 30。
2.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述催化蠟油進(jìn)入加氫處理裝置或/和芳烴抽 提裝置，經(jīng)處理后得到加氫催化蠟油或/和抽出油和抽余油；所述加氫催化蠟油或/和抽余 油循環(huán)至催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器或/和其它催化轉(zhuǎn)化裝置進(jìn)一步反應(yīng)。
3.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述原油選自或包括石油基原油和/或其它礦 物油中一種或兩種以上的混合物，其中所述石油基原油選自或包括石油基原油，包括石蠟 基原油、石蠟-中間基原油、中間_石蠟基原油、中間基原油、中間-環(huán)烷基原油、環(huán)烷_中 間基原油、環(huán)烷基原油中的一種或多種；其它礦物油為煤液化油、油砂油、頁巖油中的一種 或兩種以上的混合物。
4.按照權(quán)利要求3的方法，其特征在于所述石油基原油經(jīng)脫鹽、脫水預(yù)處理，處理后的 原油中釩、鎳總值不大于30ppm，其密度大于0. 85g · cm_3。
5.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述反應(yīng)溫度為460 550°C，重時空速為30 SOh—1，催化劑與原料油的重量比為2 25。
6.按照權(quán)利要求4的方法，其特征在于所述反應(yīng)溫度為480 520°C，重時空速為40 eotr1，催化劑與原料油的重量比為3 14。
7.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述催化劑包括沸石、無機氧化物和任選的粘 土，各組分分別占催化劑總重量沸石1 50重％、無機氧化物5 99重％、粘土 0 70 重％，其中沸石為大孔沸石和/或任選的中孔沸石，大孔沸石占沸石總重量的80 100 重％ ο
8.按照權(quán)利要求7的方法，其特征在于所述大孔沸石選自Y系列沸石，包括稀土Y、稀 土氫Y、超穩(wěn)Y、高硅Y中的一種或多種。
9.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述粗粒徑分布的催化劑的篩分組成為小于40 微米的顆粒占所有顆粒的體積比例低于10%。
10.按照權(quán)利要求9的方法，其特征在于所述粗粒徑分布的催化劑的篩分組成為小于 40微米的顆粒占所有顆粒的體積比例低于5%。
11.按照權(quán)利要求9或10的方法，其特征在于所述粗粒徑分布的催化劑的篩分組成為 大于80微米的顆粒占所有顆粒的體積比例低于15%。
12.按照權(quán)利要求11的方法，其特征在于所述粗粒徑分布的催化劑的篩分組成為大于 80微米的顆粒占所有顆粒的體積比例低于10%。
13.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述反應(yīng)器選自提升管、等線速的流化床、等 直徑的流化床、上行式輸送線、下行式輸送線中的一種或兩種以上的組合，或同一種反應(yīng)器 兩個或兩個以上的組合，所述組合包括串聯(lián)或/和并聯(lián)，其中提升管是常規(guī)的等直徑的提 升管或者各種形式變徑的提升管。
14.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述反應(yīng)器內(nèi)，或在一個以上相同或不同高度 的位置將所述原料油弓丨入反應(yīng)器內(nèi)。
15.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述方法還包括將反應(yīng)產(chǎn)物和催化劑進(jìn)行分 離，催化劑經(jīng)汽提、燒焦再生后返回反應(yīng)器，分離后的產(chǎn)物包括高辛烷值汽油和催化蠟油。
16.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述催化蠟油為初餾點不小于260°C的餾分， 催化蠟油氫含量不低于10. 5重％。
17.按照權(quán)利要求16的方法，其特征在于所述催化蠟油為初餾點不小于330°C的餾分， 催化蠟油氫含量不低于10. 8重％。
18.按照權(quán)利要求2的方法，其特征在于催化蠟油芳烴抽提溶劑選自二甲亞砜、糠醛、 二甲基甲酰胺、單乙醇胺、乙二醇、1，2_丙二醇中的一種或兩種以上的混合物；抽提溫度為 40 120°C，溶劑與原料之間的體積比為0. 5 5. 0。
19.按照權(quán)利要求2的方法，其特征在于催化蠟油加氫處理是在氫氣存在情況下，催化 蠟油與加氫處理催化劑接觸，在氫分壓3. 0 20. OMPa、反應(yīng)溫度300 450°C、氫油體積比 300 2000v/v、體積空速0. 1 3. Oh—1的反應(yīng)條件下進(jìn)行反應(yīng)。
20.原油生產(chǎn)高辛烷值汽油的催化轉(zhuǎn)化方法，其特征在于該方法包括下列步驟(1)含難裂化原料油的原料先與富含大孔沸石的粗粒徑分布的催化劑接觸，在反應(yīng)溫 度550 650°C、重時空速100 SOOtT1、反應(yīng)壓力0. 10 1. OMPa、催化劑與難裂化原料油 的重量比30 150，水蒸汽與難裂化原料油的重量比為0. 05 1. 0的條件下進(jìn)行裂化反 應(yīng)；(2)含難裂化原料油的反應(yīng)物流再與易裂化原料油一起在反應(yīng)溫度450 600°C、重時 空速5 lOOh—1、反應(yīng)壓力0. 10 1. OMPa、催化劑與易裂化原料油的重量比1. 0 30，水 蒸汽與易裂化原料油的重量比為0. 05 1. 0的條件下進(jìn)行裂化反應(yīng)；(3)待生催化劑和反應(yīng)油氣通過旋風(fēng)分離器分離；任選地，待生催化劑進(jìn)入汽提器，經(jīng) 汽提、燒焦再生后返回反應(yīng)器；反應(yīng)油氣經(jīng)分離得到包含丙烯、高辛烷值汽油、催化蠟油的 反應(yīng)產(chǎn)物；(4)其中催化蠟油經(jīng)加氫處理或/和芳烴抽提處理，得到加氫催化蠟油或/和催化蠟油 抽余油，所述加氫催化蠟油或/和催化蠟油抽余油作為難裂化原料油或/和易裂化原料油 返回到步驟⑴或/和步驟⑵中。
21.按照權(quán)利要求20的方法，其特征在于所述難裂化原料油選自或包括密度大于 0. 90g· cm_3劣質(zhì)原油、油漿、柴油、汽油中的一種或兩種以上的混合物。
22.按照權(quán)利要求20的方法，其特征在于所述易裂化原料油選自或包括石油基原油和 /或其它礦物油中一種或兩種以上的混合物，其中所述石油基原油選自或包括石油基原油， 包括石蠟基原油、石蠟-中間基原油、中間_石蠟基原油、中間基原油、中間_環(huán)烷基原油、 環(huán)烷-中間基原油、環(huán)烷基原油中的一種或多種；其它礦物油為煤液化油、油砂油、頁巖油 中的一種或兩種以上的混合物。
23.按照權(quán)利要求22的方法，其特征在于所述石油基原油經(jīng)脫鹽、脫水預(yù)處理，其密度 不大于 0. 90g · cnT3。
24.按照權(quán)利要求20的方法，其特征在于易裂化原料油的反應(yīng)條件為反應(yīng)溫度 460 540°C、重時空速10 ΘΟΙΓ1、催化劑與易裂化原料油的重量比3 14。
25.按照權(quán)利要求20的方法，其特征在于易裂化原料油的反應(yīng)溫度為480 520°C，重 時空速為30 501Γ1。
26.按照權(quán)利要求20的方法，其特征在于所述催化蠟油為初餾點不小于260°C的餾分， 催化蠟油氫含量不低于10. 5重％。
27.按照權(quán)利要求20的方法，其特征在于所述催化蠟油為初餾點不小于330°C的餾分， 催化蠟油氫含量不低于10. 8重％。
28.按照權(quán)利要求20的方法，其特征在于催化蠟油芳烴抽提溶劑選自二甲亞砜、糠醛、 二甲基甲酰胺、單乙醇胺、乙二醇、1，2_丙二醇中的一種或兩種以上的混合物；抽提溫度為 40 120°C，溶劑與原料之間的體積比為0. 5 5. 0。
29.按照權(quán)利要求20的方法，其特征在于催化蠟油加氫處理是在氫氣存在情況下，催 化蠟油與加氫處理催化劑接觸，在氫分壓3. 0 20. OMPa、反應(yīng)溫度300 450°C、氫油體積 比300 2000v/v、體積空速0. 1 3. Oh—1的反應(yīng)條件下進(jìn)行反應(yīng)。
30.按照權(quán)利要求20的方法，其特征在于所述催化劑包括沸石、無機氧化物和任選的 粘土，各組分分別占催化劑總重量沸石1 50重％、無機氧化物5 99重％、粘土 0 70重％，其中沸石為大孔沸石和/或任選的中孔沸石，大孔沸石占沸石總重量的80 100 重％ ο
31.按照權(quán)利要求30的方法，其特征在于所述大孔沸石選自Y系列沸石，包括稀土Y、 稀土氫Y、超穩(wěn)Y、高硅Y中的一種或多種。
32.按照權(quán)利要求20的方法，其特征在于所述粗粒徑分布的催化劑的篩分組成為小于 40微米的顆粒占所有顆粒的體積比例低于10%。
33.按照權(quán)利要求32的方法，其特征在于所述粗粒徑分布的催化劑的篩分組成為小于 40微米的顆粒占所有顆粒的體積比例低于5%。
34.按照權(quán)利要求32或33的方法，其特征在于所述粗粒徑分布的催化劑的篩分組成為 大于80微米的顆粒占所有顆粒的體積比例低于15%。
35.按照權(quán)利要求11的方法，其特征在于所述粗粒徑分布的催化劑的篩分組成為大于 80微米的顆粒占所有顆粒的體積比例低于10%。
全文摘要
原油生產(chǎn)高辛烷值汽油的催化轉(zhuǎn)化方法，以預(yù)處理原油為原料油在催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)器內(nèi)與含大孔沸石的粗粒徑分布的催化劑接觸進(jìn)行反應(yīng)，反應(yīng)溫度、油氣停留時間、催化劑與原料油重量比足以使反應(yīng)得到包含占原料油15～60重％催化蠟油的反應(yīng)產(chǎn)物，其中所述重時空速為25～100h-1，所述反應(yīng)溫度為450～600℃，所述催化劑與原料油重量比為1～30。該方法將劣質(zhì)原油轉(zhuǎn)化為高辛烷值汽油的同時，使干氣和焦炭產(chǎn)率大幅度降低從而實現(xiàn)石油資源的高效利用，催化劑因顆粒更加均勻，從而在再生過程中局部的溫度分布也更加均勻，催化劑破碎傾向也相應(yīng)地降低。
文檔編號C10G11/20GK102108308SQ20091026007
公開日2011年6月29日 申請日期2009年12月24日 優(yōu)先權(quán)日2009年12月24日
發(fā)明者唐津蓮, 崔守業(yè), 汪燮卿, 許友好 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司石油化工科學(xué)研究院