本發(fā)明涉及石油煉制加工領(lǐng)域，具體而言，涉及一種利用催化裂化柴油生產(chǎn)高辛烷值汽油的方法。

背景技術(shù)：

目前國內(nèi)煉廠催化裂化柴(LCO)十六烷值普遍較低，而車用柴油十六烷值要求在不斷提高，2015年1月1日實施的國Ⅳ車用0#柴油標準要求十六烷值不小于49，到2017年1月1日，實施的國Ⅴ車用0#柴油標準則要求十六烷值不小于51，因此使得某些催化裂化柴油即使經(jīng)加氫精制或改質(zhì)后也難以滿足煉廠調(diào)和生產(chǎn)車用柴油的需求，并且加氫改質(zhì)需要消耗大量的氫氣和極低的反應(yīng)空速，裝置建設(shè)和操作費用很高，已不是經(jīng)濟可行路線。

將LCO先進行加氫精制，再作為FCC裝置進料，生產(chǎn)高辛烷值汽油或調(diào)和組分，是更加符合目前市場形勢的經(jīng)濟可行的路線。

公開號US5944982A，公開日1999年8月31日的專利文件公開了FCC工藝和加氫工藝的組合工藝，其中FCC工藝采用的是雙提升管工藝，重質(zhì)原料經(jīng)過FCC裝置第一提升管反應(yīng)后，分離出相對較輕的組分和較重的組分，較輕組分(重石腦油和LCO)經(jīng)過加氫處理后，加氫產(chǎn)物回?zé)挼降诙嵘苓M行裂化反應(yīng)。該工藝目的為生產(chǎn)低碳烯烴和高辛烷值汽油。該工藝將加氫產(chǎn)物不經(jīng)目的性分離，全部回?zé)挼降诙嵘?，加氫產(chǎn)物中較重的部分未能有效轉(zhuǎn)化利用，不但增加了第二提升管加工的負荷，同時增加了焦炭、干氣產(chǎn)率。

公開號US5152883A，公開日1992年10月6日的專利文件公開了一種LCO、回?zé)捰鸵约俺吻逵徒?jīng)過加氫再回?zé)挼紽CC裝置生產(chǎn)高辛烷值汽油的方法。該方法為重油經(jīng)過FCC裝置后，將FCC產(chǎn)物中LCO、回?zé)捰鸵约俺吻逵瓦M行分離，經(jīng)加氫裝置處理后，再將大于221℃以上的餾分分離出來，然后回?zé)挼紽CC裝置來生產(chǎn)高辛烷值汽油。該方法將回?zé)捰秃统吻逵图託浜笕責(zé)?，F(xiàn)CC裝置積碳等副反應(yīng)增加，而且加氫裝置加氫深度沒有給出具體說明。

公開號CN101760239A，公開日2013年9月4日的專利文件公布了一種催化裂化柴油的利用方法。該方法先將催化裂化柴油分離成小于230℃的組分、沸點在230-310℃之間的組分和大于310℃的組分，然后對沸點在230-310℃之間的組分和大于310℃的組分分別在不同的加氫深度下進行加氫，再把兩種加氫產(chǎn)物進分餾塔分離出富含單環(huán)芳烴的柴油，然后與之前小于230℃的組分混合送至催化裂化，從而生產(chǎn)芳烴或高辛烷值汽油。該工藝將催化裂化柴油各餾分段充分轉(zhuǎn)化為富含單環(huán)芳烴的催化進料，但涉及到兩段加氫，并且組合工藝復(fù)雜，投資和操作費用較高，經(jīng)濟上未達到最優(yōu)。

公開號CN103805247A，公開日2014年5月21日的專利文件公布了一種加工劣質(zhì)柴油的組合工藝方法。該方法將劣質(zhì)柴油首先進行加氫改質(zhì)反應(yīng)；反應(yīng)流出物分離所得液體進行芳烴抽提；芳烴組分送至催化裂化生產(chǎn)高辛烷值汽油，鏈烷烴及飽和烴調(diào)和到柴油餾分中。該方法未能將芳烴組分選擇性分離，多環(huán)芳烴的存在會增加油漿、焦炭及干氣產(chǎn)率。

有鑒于此，特提出本發(fā)明。

技術(shù)實現(xiàn)要素：

本發(fā)明的目的在于提供一種催化裂化柴油多產(chǎn)高辛烷值汽油的方法，以解決上述問題。

為了實現(xiàn)本發(fā)明的上述目的，特采用以下技術(shù)方案：

一種利用催化裂化柴油生產(chǎn)高辛烷值汽油的方法，包括以下步驟：

將催化裂化柴油加氫精制后分離為小于280℃的餾分和大于280℃的餾分，將大于280℃的餾分進行芳烴抽提，得到富含芳烴的抽出油和富含烷烴的抽余油；

將所述小于280℃的餾分及所述富含烷烴的抽余油進行催化裂化得到富含芳烴的高辛烷值汽油；

所述富含芳烴的抽出油進行芳烴利用；

優(yōu)選的，將催化裂化柴油加氫精制后，進行氣液分離后再分離為小于280℃的餾分和大于280℃的餾分；

優(yōu)選的，將催化裂化的產(chǎn)物進行分離，得到氣體、富含芳烴的高辛烷值汽油、柴油和重質(zhì)油，將分離得到的所述柴油返回與所述催化裂化柴油一起加氫精制。

在低十六烷值的LCO中，大量的芳烴主要以單環(huán)芳烴、雙環(huán)芳烴為主，還有部分三環(huán)的芳烴，另外LCO中還存在一定比例的鏈烷烴、環(huán)烷烴或烯烴。LCO經(jīng)過加氫精制脫硫、脫氮后，不穩(wěn)定的二烯烴得到飽和，部分雙環(huán)和三環(huán)芳烴的芳環(huán)發(fā)生飽和，加氫產(chǎn)物中飽和烴和單環(huán)芳烴含量將大幅提高，尤其是帶側(cè)鏈的單環(huán)芳烴含量可達到50重量％以上。帶側(cè)鏈的單環(huán)芳烴是極佳的催化裂化原料，這些帶側(cè)鏈的單環(huán)芳烴側(cè)鏈易發(fā)生斷裂，裂化后側(cè)鏈可進入汽油組分，而剩下的較短側(cè)鏈的單環(huán)芳烴也正好進入汽油餾分，這部分是高辛烷值汽油組分。當(dāng)然，帶側(cè)鏈的雙環(huán)芳烴側(cè)鏈斷裂后側(cè)鏈也可部分進入汽油組分。

經(jīng)過研究發(fā)現(xiàn)，在某一溫度下將加氫精制后的LCO進行蒸餾切割，切割點以下的餾分中單環(huán)芳烴的含量達到50質(zhì)量％以上，切割點以上的餾分中二環(huán)及三環(huán)芳烴的含量達到70質(zhì)量％以上。

為此，在280℃下將加氫精制后的LCO通過分餾塔，切割為小于280℃的餾分和大于280℃的餾分。小于280℃的餾分富含帶側(cè)鏈的單環(huán)芳烴，將小于280℃的餾分送至催化裂化反應(yīng)器，裂化得到富含芳烴的高辛烷值汽油；大于280℃的餾分不宜進入催化裂化反應(yīng)器，宜進行芳烴利用。通過芳烴抽提，將大于280℃的餾分分離為富含烷烴的抽余油和富含芳烴的抽出油。富含烷烴的抽余油既可作為柴油調(diào)和組分，又可送至催化裂化反應(yīng)器，裂化得到富含芳烴的高辛烷值汽油；富含芳烴的抽出油宜進行芳烴利用。

優(yōu)選的，如上所述的利用催化裂化柴油生產(chǎn)高辛烷值汽油的方法，所述加氫精制的方法包括：

在加氫精制催化劑的存在下，將所述催化裂化柴油與氫氣接觸反應(yīng)；

優(yōu)選的，所述催化裂化柴油與氫氣接觸反應(yīng)的反應(yīng)條件為：反應(yīng)溫度為250℃～450℃，氫分壓為1～12MPa，液時空速為0.3～10h^-1，氫油體積比為100～1500Nm³/m³；

更優(yōu)選的，所述催化裂化柴油與氫氣接觸反應(yīng)的反應(yīng)條件為：反應(yīng)溫度為260℃～400℃，氫分壓為2～10MPa，液時空速為0.5～8.0h^-1，氫油體積比為150～1000Nm³/m³。

催化裂化柴油在加氫精制催化劑的作用下進行加氫脫硫、加氫脫氮、加氫脫金屬、烯烴飽和和部分芳烴飽和反應(yīng)。

所述加氫精制催化劑可以為常規(guī)的各種加氫精制催化劑；所述加氫精制催化劑含有加氫活性成分和載體；

所述的加氫活性成分為第VI族和/或第VIII族金屬，所述的載體為耐熱無機氧化物載體。

優(yōu)選的，所述加氫精制活性成分包括氧化鎳、氧化鉬、氧化鎢、氟和氧化磷中的一種或多種；

所述載體包括氧化鋁、氧化硅、氧化鈦、氧化鋯以及分子篩中的一種或多種；優(yōu)選的，所述載體為氧化硅和氧化鋁的混合物。

優(yōu)選的，如上所述的利用催化裂化柴油生產(chǎn)高辛烷值汽油的方法，所述加氫精制催化劑還含有有機助劑；

所述有機助劑為含氧有機化合物和/或含氮有機化合物。

更優(yōu)選的：

所述含氧有機化合物選自有機醇、有機酸中的一種或多種；

所述含氮有機化合物選自有機胺、有機胺鹽中的一種或幾種。

優(yōu)選的，如上所述的利用催化裂化柴油生產(chǎn)高辛烷值汽油的方法，所述芳烴抽提所用的抽提溶劑為糠醛、環(huán)丁砜或二甲基亞砜。

一種利用催化裂化柴油生產(chǎn)高辛烷值汽油的系統(tǒng)，所述系統(tǒng)包括加氫精制反應(yīng)器1、氣液分離器3、第一分餾塔6、芳烴抽提裝置9、催化裂化反應(yīng)器12和主分餾塔15；

所述加氫精制反應(yīng)器1的出口與所述氣液分離器3的入口相連，所述氣液分離器的上部和下部分別設(shè)氣相出口和液相出口，所述氣液分離器的液相出口與第一分餾塔6的入口相連，所述第一分餾塔6的上部和下部分別設(shè)低沸點組分出口和高沸點組分出口，所述高沸點組分出口與芳烴抽提裝置9的入口相連，所述芳烴抽提裝置9的頂部和底部分別設(shè)抽余油出口和抽出油出口，所述抽余油出口和催化裂化反應(yīng)器12的入口相連，所述催化裂化反應(yīng)器12的出口與所述主分餾塔15的入口相連，所述主分餾塔15從上而下依次設(shè)有氣體出口16、汽油出口17、柴油出口18和重質(zhì)油出口19；

優(yōu)選的，所述主分餾塔15的柴油出口18與加氫精制反應(yīng)器1的入口相連。

優(yōu)選的，如上所述的系統(tǒng)，所述催化裂化反應(yīng)器12包括副提升管12.1、第一沉降器12.2、第二分餾塔12.3、主提升管12.8、第二沉降器12.9；

所述抽余油出口與所述副提升管12.1的入口相連，所述副提升管的頂部與第一沉降器12.2的入口相連，所述第一沉降器12.2上部的出口與所述第二分餾塔12.3的入口相連，所述第二分餾塔12.3自上而下依次設(shè)氣體出口12.4、汽油出口12.5、柴油出口12.6和重質(zhì)油出口12.7；

所述主提升管12.8的頂部與所述第二沉降器12.9相連，所述第二沉降器12.9的上部出口與所述主分餾塔15的入口相連；

優(yōu)選的，所述第二分餾塔12.3的重質(zhì)油出口12.7與所述主分餾塔15的入口相連。

優(yōu)選的，如上所述的系統(tǒng)，所述催化裂化反應(yīng)器12外設(shè)置有外取熱器20。

附圖說明

為了更清楚地說明本發(fā)明具體實施方式或現(xiàn)有技術(shù)中的技術(shù)方案，下面將對具體實施方式或現(xiàn)有技術(shù)描述中所需要使用的附圖作簡單地介紹，顯而易見地，下面描述中的附圖是本發(fā)明的一些實施方式，對于本領(lǐng)域普通技術(shù)人員來講，在不付出創(chuàng)造性勞動的前提下，還可以根據(jù)這些附圖獲得其他的附圖。

圖1為本發(fā)明實施例1的工藝流程所用裝置示意圖；

圖2為本發(fā)明實施例2的工藝流程所用裝置示意圖。

具體實施方式

下面將結(jié)合實施例對本發(fā)明的實施方案進行詳細描述，但是本領(lǐng)域技術(shù)人員將會理解，下列實施例僅用于說明本發(fā)明，而不應(yīng)視為限制本發(fā)明的范圍。實施例中未注明具體條件者，按照常規(guī)條件或制造商建議的條件進行。所用試劑或儀器未注明生產(chǎn)廠商者，均為可以通過市售購買獲得的常規(guī)產(chǎn)品。

本發(fā)明提供了一種催化裂化柴油多產(chǎn)高辛烷值汽油的方法，包括以下步驟：

1、將LCO首先進行加氫精制；

2、將加氫精制后的柴油進行切割，分離為小于280℃的餾分和大于280℃的餾分；

3、將大于280℃的餾分進行芳烴抽提，得到富含芳烴的抽出油和富含烷烴的抽余油；

4、將小于280℃的餾分及富含烷烴的抽余油送至催化裂化反應(yīng)器；

5、富含芳烴的抽出油進行芳烴利用。

加氫精制之后，可以對加氫精制產(chǎn)物進行冷卻，然后進行氣液分離，對液相物流進行切割。氣液分離可以利用常規(guī)的方法，例如依次用高壓分離器和低壓分離器。

芳烴抽提可以采用常規(guī)的芳烴抽提方法，例如，所述分離可以在芳烴抽提裝置中進行，抽提塔內(nèi)操作壓力為0.5～1MPa，溫度為100～150℃，溶劑比為10～20，回流比為1.0～1.5。

抽出油中小于280℃和大于280℃的餾分的分離可以采用常規(guī)的分離方法，例如，所述分離可以在分餾塔中進行，分餾塔的操作條件可以包括：進料溫度為240～320℃、塔底溫度為280～350℃，塔頂溫度為120～280℃，塔頂壓力為0.05～1.05MPa(表壓)。從分餾塔頂部分出富含單環(huán)芳烴的柴油(沸點小于280℃的組分)，從塔底分出含多環(huán)芳烴的柴油(沸點大于280℃的組分)。

本發(fā)明中，催化裂化的條件可以包括；反應(yīng)溫度為450～600℃，劑油比為1～20，反應(yīng)時間為0.2～8秒，霧化水蒸汽占進料量的1～20重量％，反應(yīng)壓力為常壓-400千帕(表壓)。催化裂化的條件優(yōu)選包括：反應(yīng)溫度為490～560℃，劑油比為3～12，反應(yīng)時間為2～4秒，霧化水蒸汽占進料量的4-8重量％，反應(yīng)壓力為100-300千帕(表壓)。

下面具體結(jié)合實際操作時所用的設(shè)備對本發(fā)明的實施方式進行詳細的說明。

實施例1

如圖1所示，本發(fā)明加工劣質(zhì)柴油組合工藝流程如下：

LCO經(jīng)柴油出口18進入加氫精制反應(yīng)器1，與加氫催化劑接觸反應(yīng)；反應(yīng)流出物2進入氣液分離器3分離為氣相產(chǎn)物4和液相產(chǎn)物5；液相產(chǎn)物5進入第一分餾塔6，塔頂?shù)玫叫∮?80℃的餾分7，塔底得到大于280℃的餾分8；大于280℃的餾分8進入芳烴抽提裝置9，塔底得到富含芳烴的抽出油10，塔頂?shù)玫礁缓闊N的抽余油11；小于280℃的餾分7、富含烷烴的抽余油11與常規(guī)催化原料13進入催化裂化反應(yīng)器12；反應(yīng)產(chǎn)物14進入分餾塔15分離為氣體、汽油、柴油和重質(zhì)油，依次經(jīng)氣體出口16、汽油出口17、柴油出口18和重質(zhì)油出口19排出；所述主分餾塔15的柴油出口18與加氫精制反應(yīng)器1的入口相連。

LCO與氫氣接觸反應(yīng)的反應(yīng)條件為：反應(yīng)溫度為250℃～450℃，氫分壓為8MPa，液時空速為10h^-1，氫油體積比為1500Nm³/m³；

芳烴抽提所用的抽提溶劑為二甲基亞砜。

所用加氫精制催化劑載體由氫氧化鋁粉和硅溶膠以AL(OH)₃/SiO₂干基比為6:1混合均勻，擠條成型，外徑1.4毫米，濕條于120℃干燥4小時，600℃條件下焙燒3小時，制得氧化硅含量為18重量％的載體；稱取載體200克，用含仲鉬酸銨17.3克、磷酸28.1克、硝酸鎳22克、偏鎢酸銨42.3克、磷酸10.5克的水溶液176毫升浸漬該載體3小時，120℃干燥4小時，480℃焙燒4小時，得到催化劑。

在實施例1的基礎(chǔ)上，本發(fā)明還提供了改進的較優(yōu)的實施例2，下面結(jié)合附圖2對本發(fā)明的組合工藝方法進行詳細說明。其中圖2中僅列出工藝流程的主要說明，示意圖中還省略了一些必要的設(shè)備及容器。

實施例2

如圖2所示，本發(fā)明加工劣質(zhì)柴油組合工藝流程如下：

LCO柴油出口18進入加氫精制反應(yīng)器1，與加氫催化劑接觸反應(yīng)；反應(yīng)流出物2進入氣液分離器3分離為氣相產(chǎn)物4和液相產(chǎn)物5；液相產(chǎn)物5進入第一分餾塔6，塔頂?shù)玫叫∮?80℃的餾分7，塔底得到大于280℃的餾分8；大于280℃的餾分8進入芳烴抽提裝置9，塔底得到富含芳烴的抽出油10，塔頂?shù)玫礁缓闊N的抽余油11；小于280℃的餾分7、富含烷烴的抽余油11進入副提升管12.1，與催化劑接觸反應(yīng)；經(jīng)過第一沉降器12.2分離催化劑與反應(yīng)產(chǎn)物；反應(yīng)產(chǎn)物14進入副分餾塔12.3分離為氣體、汽油、柴油和重質(zhì)油，分別經(jīng)氣體出口12.4、汽油出口12.5、柴油出口12.6和重質(zhì)油出口12.7排出；常規(guī)催化原料13進入主提升管12.8，與催化劑接觸反應(yīng)；經(jīng)過第二沉降器12.9分離催化劑與反應(yīng)產(chǎn)物；反應(yīng)產(chǎn)物21進入主分餾塔15分離為氣體、汽油、柴油和重質(zhì)油，依次經(jīng)氣體出口16、汽油出口17、柴油出口18和重質(zhì)油出口19排出；所述主分餾塔15的柴油出口18與加氫精制反應(yīng)器1的入口相連；所述第二分餾塔12.3生產(chǎn)出的重質(zhì)油經(jīng)重質(zhì)油出口12.7與所述主分餾塔15的入口相連；通過外取熱器20取走催化裂化再生燒焦過程中過剩的熱量。

LCO與氫氣接觸反應(yīng)的反應(yīng)條件為：反應(yīng)溫度為260℃～400℃，氫分壓為6MPa，液時空速為5.0h^-1，氫油體積比為650Nm³/m³。

所用加氫精制催化劑載體由氫氧化鋁粉和硅溶膠以Al(OH)₃/SiO₂干基比為6:1混合均勻，擠條成型，外徑1.4毫米，濕條于120℃干燥4小時，600℃條件下焙燒3小時，制得氧化硅含量為18重量％的載體；稱取載體200克，用含仲鉬酸銨11.5克、磷酸20.6克、硝酸鎳19克、偏鎢酸銨36.8克、磷酸12.5克的水溶液183毫升浸漬該載體3小時，120℃干燥4小時，480℃焙燒4小時，得到催化劑。

芳烴抽提所用的抽提溶劑為糠醛。

采用圖2的組合工藝流程，將LCO進行加氫精制，產(chǎn)品通過芳烴抽提后進分餾塔切割為小于280℃的餾分和大于280℃的餾分，小于280℃的餾分進催化裂化裝置第二提升管加工，裂化產(chǎn)物經(jīng)副分餾塔分離；主提升管進常規(guī)催化裂化原料油，裂化產(chǎn)物經(jīng)主分餾塔分離，主分餾塔分離出的LCO返回加氫反應(yīng)器。實施例中使用的催化劑均為商用催化劑，牌號分別為DFC-1催化裂化催化劑和RS-1000加氫精制催化劑，其性質(zhì)見表1、表2；所用常規(guī)催化裂化原料性質(zhì)見表3。

表1催化裂化催化劑性質(zhì)

表2加氫精制催化劑性質(zhì)

表3常規(guī)催化原料性質(zhì)

對比例1：

主提升管進常規(guī)催化裂化原料油，裂化產(chǎn)物經(jīng)主分餾塔分離，主分餾塔分離出的粗汽油進第二提升管反應(yīng)?？刂苾筛嵘茉趦?yōu)化的條件下反應(yīng)，對比例中使用的催化劑牌號為DFC-1催化裂化催化劑。

實施例與對比例的操作條件見表4，實施例2與對比例的產(chǎn)品分布見表5。

表4操作條件對比

表5產(chǎn)品分布對比

從表5中可以看出，當(dāng)?shù)诙嵘苓M料從粗汽油變?yōu)榧託渚撇裼鸵院?，汽油收率提高?4％，柴油收率大幅度縮減，干氣和焦炭產(chǎn)率略有下降。

最后應(yīng)說明的是：以上各實施例僅用以說明本發(fā)明的技術(shù)方案，而非對其限制；盡管參照前述各實施例對本發(fā)明進行了詳細的說明，但本領(lǐng)域的普通技術(shù)人員應(yīng)當(dāng)理解：其依然可以對前述各實施例所記載的技術(shù)方案進行修改，或者對其中部分或者全部技術(shù)特征進行等同替換；而這些修改或者替換，并不使相應(yīng)技術(shù)方案的本質(zhì)脫離本發(fā)明各實施例技術(shù)方案的范圍。