专利名称：：一种多产柴油和液化气的催化转化方法
技术领域：
：本发明属于在不存在氢的情况下烃油的催化转化方法，具体地说是一种在不存在氢的情况下以石油烃为原料多产柴油和液化气的催化转化方法。液化气是一种重要的石油化工产品，其中的低碳烯烃是重要的化工原料，有极高的商业价值。柴油的热效率高，以柴油作动力的车辆排出的尾气中有害组分少，适合当前世界范围内日益增长的对环境保护的需要。以柴油作动力的车辆迅猛增加，使得市场对柴油的需求量不断增加。柴油的主要来源是一次加工和二次加工所生产出的馏分油，在一次加工即常减压蒸馏中，原油中的柴油馏分数量是一定的，没有潜力可挖。在二次加工中，常采用催化裂化来生产柴油，它具有处理量大、操作条件灵活的特点，是提高液化气和柴油收率的重要手段。CN1031834A公开了一种多产低碳烯烃的催化转化方法，该方法虽然可以制取大量的液化气，但柴油收率较低，一般只有10重％以下，并且需要使用专门的催化剂和设备。CN1085885A中公开了一种多产液化气和汽油的方法，反应条件如下反应温度480～550℃、压力130～350千帕、重时空速1～150小时-1、剂油比为4～15、蒸汽与原料烃的重量比为0．05～0．12∶1，反应产物中液化气收率达30重％～40重％，但柴油收率较低。CN1160746A中公开了一种提高低品质汽油馏分辛烷值的催化转化方法，低品质汽油从提升管下部注入，在反应温度600℃～730℃、重时空速1～180小时-1、剂油比6～180的条件下发生汽油改质反应，主要是获得高辛烷值的汽油。该方法所用原料为直馏汽油、焦化汽油等低品质汽油，反应产物中液化气和柴油的收率分别为24重～39重％和0．5重％～2．3重％。USP3，784，463公开的方法是采用两个或两个以上的提升管反应器，其中一个提升管注入低品质汽油，发生催化转化反应，提高汽油辛烷值和液化气的收率，但该方法不能提高柴油的收率，而且设备改动较大，需要增加一个以上的提升管。USP5，846，403公开了一种催化粗汽油再裂化生产最大收率轻质烯烃的方法，该方法是在一个含有两个反应区的提升管反应器中进行，反应器下部为上游反应区，上部为下游反应区。上游反应区的原料为轻催化石脑油(沸点为140℃以下)，反应条件为油剂接触温度620℃～775℃，油气停留时间低于1．5秒，剂油比75～150，水蒸气占石脑油的2重％～50重％；下游反应区的原料为常规催化裂化原料(沸点为220℃～575℃)，反应条件为温度600℃～750℃，油气停留时间低于20秒。该方法与常规催化裂化相比，液化气收率提高0．97～1．21个百分点，轻循环油(即轻柴油)收率提高0．13～0．31个百分点。另一类提高液化气收率的方法是在催化裂化催化剂中加入助催化剂，如USP4，309，280中所公开的方法是将占催化剂0．01重～1重％的HZSM-5沸石直接加入催化裂化反应装置中。USP3，758，403中公开了以ZSM-5沸石和大孔沸石(如Y型、X型)为活性组分(二者的比例为1∶10～3∶1)的催化剂可以大幅度地提高液化气的收率和汽油辛烷值，其中丙烯和丁烯的收率增加10重％左右。其它的还有CN1004878B、USP4，980，053和CN1043520A中公开了以ZSM-5沸石和Y型沸石的混合物为活性组分的催化剂，大幅度地提高液化气的收率。这类方法主要是通过改变催化剂的方式来增加液化气的收率，柴油的收率增加很少。上述专利方法只能增加液化气的收率，不能同时增加柴油的收率或增加柴油产率的幅度很小，并且其中一些方法还需要专用的催化剂和设备，需要对现有的催化裂化装置进行较大的改动才能得以实施。本发明的目的是在现有技术的基础上提供一种同时提高柴油和液化气收率的催化转化方法。本发明提供的方法是在一个包括四个反应段的提升管或流化床反应器中实施的，该反应器沿垂直方向从下至上依次是汽油裂化段、重质油裂化段、轻质油裂化段、反应终止段。具体地说，该方法包括下列步骤(a)、预提升介质和汽油原料按重量比0～5∶1从汽油裂化段高度的0～80％部位进入反应器，与再生催化剂接触，生成的油气和反应后的催化剂向上进入重质油裂化段；(b)、新鲜原料的20重％～100重％部分单独或掺有油浆和／或重循环油一起从重质油裂化段底部进入反应器，与来自汽油裂化段的油气和催化剂接触，生成的油气和反应后的催化剂向上进入轻质油裂化段；(c)、新鲜原料的0～80重％部分单独或掺有油浆和／或重循环油一起从轻质油裂化段底部进入反应器，与来自重质油裂化段的油气和催化剂接触，生成的油气和反应后的催化剂向上进入反应终止段；(d)、反应终止介质从反应终止段底部进入反应器，生成的油气和催化剂去分离系统；(e)、分离反应产物，待生催化剂经汽提进入再生器，经烧焦后循环使用。其中汽油裂化段中的汽油原料是沸点范围为30℃～210℃的馏分油，选自直馏汽油、催化裂化粗汽油、催化裂化稳定汽油、焦化汽油中的一种或一种以上的混合物，最好是C7+～205℃的催化裂化汽油馏分；也可以是汽油的某一段窄馏分，如沸点范围为90℃～140℃或110℃～210℃。该汽油原料既可以是本装置得到的馏分，也可以来自于其它装置。预提升介质为干气或蒸汽。预提升介质与汽油原料的重量比为0～5∶1。汽油裂化段的反应温度为500℃～700℃，最好为620℃～680℃；反应压力为常压至300千帕，最好为100～230千帕；停留时间为0．1秒～3．0秒，最好为0．2秒～1．5秒；催化剂与汽油原料的重量比为10～150，最好为20～80；汽油原料与新鲜原料的重量比为0．02～0．50∶1；最好为0．1～0．3∶1；再生催化剂温度为600℃～750℃，最好为660℃～710℃。汽油原料既可以从汽油裂化段底部进入，也可以从分布于汽油裂化段四周的喷嘴进入。汽油原料在汽油裂化段内裂化为液化气，同时降低汽油中的硫含量和烯烃含量，提高汽油的辛烷值。高温催化剂与汽油原料接触后，使催化剂降温，同时催化剂上沉积有微量的焦炭，该焦炭会降低催化剂的活性，也会使沉积在催化剂上的金属钝化，这种状态的催化剂与重质油裂化段、轻质油裂化段的新鲜原料接触反应，有利于多产柴油。生成的油气与反应后的催化剂出汽油裂化段后，直接进入重质油裂化段。重质油裂化段、轻质油裂化段中的新鲜原料为常规催化裂化原料，具体地说是选自直馏瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、加氢精制油、加氢裂化尾油、减压渣油、常压渣油中的一种或一种以上的混合物。其中20重％～100重％的新鲜原料进入重质油裂化段反应，重质油裂化段的原料可以是单独的20重％～100重％的新鲜原料，也可以是20重％～100重％的新鲜原料掺有回炼的油浆和／或重循环油的混合物；0～80重％的新鲜原料进入轻质油裂化段反应，轻质油裂化段的原料可以是单独的20重％～100重％的新鲜原料，也可以是20重％～100重％的新鲜原料掺有回炼的油浆和／或重循环油的混合物。重质油裂化段的作用是控制汽油原料的裂化反应，增加重质原料油的裂化苛刻度，保证重油馏分的转化。增加重质油裂化段原料的柴油产率；改善轻质油裂化段原料油的柴油选择性，重质油裂化段内催化剂与该段原料的重量比为5～20，最好为7～15，油气的停留时间为0．1～2秒，最好为0．3～1．0秒，反应压力为常压至300千帕，最好为100～230千帕。重质油裂化段的原料为所加工原料较重、难裂化的部分。轻质油裂化段的作用是在经过汽油裂化段、重质油裂化段所控制的环境中对该段内的新鲜原料进行裂化，有利于改善重质油裂化段和轻质油裂化段原料的柴油选择性。轻质油裂化段内催化剂与该段原料的重量比为3～15，最好为5～10，油气的停留时间为0．1～6秒，最好为0．3～3秒，反应压力为常压至300千帕，最好为100～230千帕。轻质油裂化段的原料为所加工原料较轻、易裂化的部分。油浆和重循环油回炼，其作用是使油浆和重循环油馏分转化为有价值的轻质油产品。反应终止段的作用是减少重质油裂化段、轻质油裂化段的轻质油的二次裂化反应，增加柴油产率，控制整个催化原料的转化深度。反应终止介质是选自污水、软化水、回炼油、重油馏分、焦化瓦斯油、脱沥青油、直馏瓦斯油、加氢裂化尾油中的一种或一种以上的混合物。根据终止剂的介质类型、重质油裂化段和轻质油裂化段的操作参数，特别是轻质油裂化段的操作参数，反应终止介质占新鲜原料的0～30重％。该段的温度由反应终止介质的注入量来控制，温度控制在470℃～550℃，物料的停留时间为0．2秒～3．0秒。本发明适用的催化剂可以是活性组分选自含或不含稀土的Y或HY型沸石、含或不含稀土的超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石或具有五元环结构的高硅沸石、β沸石中的一种、两种或三种的催化剂，也可以是无定型硅铝催化剂。总而言之，本专利的方法适应于所有用于催化裂化的催化剂。提升管或流化床反应器汽油裂化段、重质油裂化段、轻质油裂化段、反应终止段的总高度为10米～50米，汽油裂化段、重质油裂化段、轻质油裂化段、反应终止段的高度分别占总高度的2～20％、2～40％、2～60％、2～40％。更准确地说，以上四段的高度参照以上所述的各段操作参数的要求而确定。本发明提供的方法可以在常规的催化裂化反应器中进行。但对某些现有的催化裂化装置，因汽油裂化段过长，则需要进行必要的设备改造，譬如将汽油裂化段的进料口上移。本发明提供的方法也适合于包含其它结构的汽油裂化段的反应器。下面结合附图对本发明所提供的方法予以进一步的说明。附图示意出在提升管反应器中多产柴油和液化气的催化转化方法流程，设备和管线的形状和尺寸不受附图的限制，而是根据具体情况确定。本发明的方法流程如下分别来自管线1和2的汽油原料和预提升介质按照预定的比例从汽油裂化段Ⅰ高度的0～80％部位进入提升管反应器3，与再生催化剂接触，生成的油气和反应后的催化剂向上进入重质油裂化段Ⅱ；一部分新鲜原料单独经管线13，或者掺有来自管线16的回炼油浆和／或来自管线17的回炼循环一起经管线13从重质油裂化段底部进入反应器，与来自汽油裂化段的反应油气和催化剂接触，生成的油气和反应后的催化剂向上进入轻质油裂化段Ⅲ；另一部分新鲜原料单独经管线14，或者掺有来自管线16、18的回炼油浆和／或来自管线17、19的回炼循环油一起经管线14从轻质油裂化段底部进入反应器，与来自重质油裂化段的反应油气和催化剂接触，生成的油气和反应后的催化剂向上进入反应终止段Ⅳ；反应终止介质经管线15从反应终止段底部进入反应器，反应油气和待生催化剂进入带或不带有密相流化床反应器的沉降器4，油气和水蒸汽经管线11进入分离系统12，分离为干气、液化气、汽油、轻柴油、重循环油、油浆，其中油浆可以依次经管线16、13返回重质油裂化段，也可以依次经管线16、18、14返回轻质油裂化段；重循环油可以依次经管线17、13返回重质油裂化段，也可以依次经管线17、19、14返回轻质油裂化段。待生催化剂进入汽提器5，经水蒸汽汽提后由待生斜管6进入再生器7，待生催化剂在空气中烧焦再生，空气经管线9进入再生器，烟气经管线10排出，热的再生催化剂经再生斜管8返回提升管反应器的汽油裂化段底部循环使用。本发明的优点在于1、利用普通催化裂化装置，不需要采用特殊的催化剂，也不需要对现有的催化裂化装置进行大规模的改造，就可以同时大幅度提高液化气和柴油的收率；2、在汽油裂化段汽油原料与高温催化剂接触，产生的微量焦炭会使沉积在催化剂上的金属钝化，从而减少金属对产品分布的负面影响。微量的焦炭覆盖了基质及沸石上的大部分强酸中心，有利于抑制新鲜原料裂化时的生焦倾向，改善柴油的选择性；3、在重质油裂化段对原料中较重的馏分实施较大剂油比、较高剂油接触温度并及时终止中间馏分的再裂化，可在保持或增加重油转化的同时，增加柴油的产率；4、对原料中较轻、易裂化的馏分部分实施低温、低反应苛刻度、短接触裂化及终止再裂化的方法，可改善柴油的选择性；5、汽油原料的硫主要分布于其重组分中，汽油原料在提升管的汽油裂化段反应，将选择性地裂化其重组分和饱和烃，因此可以大幅度降低汽油中的硫含量；6、在本发明提供的方法中，注入的汽油原料可以全部或部分代替预提升蒸汽，降低装置的能耗，减少装置污水的排放，有利于环保，同时可以减少催化剂的水热失活；7、汽油辛烷值可维持在较高的水平或有所提高，汽油组成中烯烃有所降低。附图是本发明提供的在提升管反应器中同时多产柴油和液化气的催化转化方法流程示意图。图中各编号说明如下1、2、9、10、11、13、14、15、16、17、18、19均代表管线；3为提升管反应器，其中Ⅰ为汽油裂化段、Ⅱ为重质油裂化段、Ⅱ为轻质油裂化段、Ⅳ为反应终止段；4为沉降器；5为汽提器；6为待生斜管；7为再生器；8为再生斜管；12为分离系统。下面的实例将对本发明提供的方法予以进一步的说明。实施例中所使用的原料和催化剂性质分别列于表1和表2。新鲜原料为减压瓦斯油掺18重％减压渣油，汽油原料为本装置得到的催化汽油。催化剂A、B由中国石油化工集团公司齐鲁催化剂厂生产，催化剂C由中国石油天然气集团公司兰州催化剂厂生产。实施例1本实施例说明采用本发明提供的方法可以同时增产液化气和柴油。本实施例是在中型提升管反应器中进行试验的。该反应器的总高度为10米，其中汽油裂化段、重质油裂化段、轻质油裂化段、反应终止段的高度分别为1米、2米、5米、2米。预提升蒸气与催化汽油(RON、MON分别为92．4、79．1，烯烃含量为47．5重％)按重量比0．05∶1从汽油裂化段高度的40％部位进入反应器，与催化剂A接触，反应油气和反应后的催化剂向上进入重质油裂化段；原料A的65重％和100重％回炼的重循环油从重质油裂化段底部进入反应器，与来自汽油裂化段的反应油气和催化剂接触，生成的油气和反应后的催化剂向上进入轻质油裂化段；原料A的35重％从轻质油裂化段底部进入反应器，与来自重质油裂化段的反应油气和催化剂接触，生成的油气和反应后的催化剂向上进入反应终止段；占新鲜原料5重％的软化水从反应终止段底部进入反应器，反应油气和催化剂去分离系统；分离反应产物，待生催化剂经汽提进入再生器，经烧焦后循环使用。催化汽油和原料A的重量比为0．20∶1。反应条件和产品分布列于表3，从表3可以看出，液化气的收率为16．34重％，柴油收率为27．81重％。汽油产品的性质列于表4，从表4可以看出，汽油产品的RON、MON分别为93．2、80．5，烯烃含量为37．8重％，硫含量为760ppm。对比例1该对比例说明采用不分段的常规催化裂化提升管，只使用一种常规的裂化原料来生产液化气和柴油的情况。本实施例是在中型提升管反应器中进行试验的，该反应器的总高度为10米。该对比例所用的原料和催化剂分别与实施例1的新鲜原料和催化剂相同，反应条件和产品分布列于表3，从表3可以看出，液化气的收率仅为13．23重％，比实施例1的液化气收率低3．11个百分点；柴油收率仅为25．72重％。比实施例1的柴油收率低1．79个百分点。汽油产品的性质列于表4，从表4可以看出，汽油产品的RON、MON分别为92．4、79．1，烯烃含量为47．5重％，硫含量为870ppm。实施例2本实施例说明采用本发明提供的方法可以同时增产液化气和柴油。本实施例是在中型提升管反应器中进行试验的。该反应器与与实施例1相同。预提升蒸气与催化汽油(RON、MON分别为92．6、79．4，烯烃含量为46．1重％)按重量比0．10∶1从汽油裂化段高度的60％部位进入反应器，与催化剂B接触，反应油气和反应后的催化剂向上进入重质油裂化段；原料A的40重％和全部回炼的油浆和重循环油从重质油裂化段底部进入反应器，与来自汽油裂化段的反应油气和催化剂接触，生成的油气和反应后的催化剂向上进入轻质油裂化段；原料A的60重％和全部回炼的重循环油从轻质油裂化段底部进入反应器，与来自重质油裂化段的反应油气和催化剂接触，生成的油气和反应后的催化剂向上进入反应终止段；占新鲜原料10重％的软化水从反应终止段底部进入反应器，反应油气和催化剂去分离系统；分离反应产物，待生催化剂经汽提进入再生器，经烧焦后循环使用。催化汽油原料和原料A的重量比为0．08∶1。反应条件和产品分布列于表5，从表5可以看出，液化气的收率为16．68重％，柴油收率为27．56重％。汽油产品的性质列于表6，从表6可以看出，汽油产品的RON、MON分别为92．8、80．2，烯烃含量为43．4重％，硫含量为601ppm。对比例2该对比例说明采用不分段的常规催化裂化提升管，只使用一种常规的裂化原料来生产液化气和柴油的情况。本实施例是在中型提升管反应器中进行试验的，该反应器的总高度为10米。该对比例所用的原料和催化剂分别与实施例2的新鲜原料和催化剂相同，反应条件和产品分布列于表5，从表5可以看出，当没有汽油原料时，液化气的收率仅为15．32重％，比实施例2的液化气收率低1．36个百分点；柴油收率仅为25．79重％，比实施例2的柴油收率低1．77个百分点。汽油产品的性质列于表6，从表6可以看出，汽油产品的RON、MON分别为92．6、79．4，烯烃含量为46．1重％，硫含量为850ppm。实施例3本实施例说明采用本发明提供的方法可以同时增产液化气和柴油。本实施例是在中型提升管反应器中进行试验的。该反应器与与实施例1相同。预提升蒸气与催化汽油(RON、MON分别为92．6、79．4，烯烃含量为46．1重％)按重量比0．06∶1从汽油裂化段高度的40％部位进入反应器，与催化剂B接触，生成的油气和反应后的催化剂向上进入重质油裂化段；原料A的75重％和全部回炼的油浆从重质油裂化段底部进入反应器，与来自汽油裂化段的油气和催化剂接触，生成的反应油气和反应后的催化剂向上进入轻质油裂化段；原料A的25重％和全部回炼的重循环油从轻质油裂化段底部进入反应器，与来自重质油裂化段的油气和催化剂接触，生成的油气和反应后的催化剂向上进入反应终止段；占新鲜原料5重％的软化水从反应终止段底部进入反应器，反应油气和催化剂去分离系统；分离反应产物，待生催化剂经汽提进入再生器，经烧焦后循环使用。催化汽油原料和原料A的重量比为0．15∶1。反应条件和产品分布列于表5，从表5可以看出，液化气的收率为18．44重％，柴油收率为28．00重％。汽油产品的性质列于表6，从表6可以看出，汽油产品的RON、MON分别为93．6、80．7，烯烃含量为39．9重％，硫含量仅为780ppm。实施例4本实施例说明采用本发明提供的方法可以同时增产液化气和柴油。本实施例是在中型提升管反应器中进行试验的。该反应器与实施例1相同。预提升蒸气与催化汽油(RON、MON分别为90．1、79．8，烯烃含量为51．2重％)按重量比0．09∶1从汽油裂化段高度的20％部位进入反应器，与催化剂C接触，生成的油气和反应后的催化剂向上进入重质油裂化段；60重％的原料B和油浆的80重％部分从重质油裂化段底部进入反应器，与来自汽油裂化段的反应油气和催化剂接触，生成的油气和反应后的催化剂向上进入轻质油裂化段；40重％的原料B和全部回炼的重循环油从轻质油裂化段底部进入反应器，与来自重质油裂化段的反应油气和催化剂接触，生成的油气和反应后的催化剂向上进入反应终止段；占新鲜原料5重％的催化汽油从反应终止段底部进入反应器，反应油气和催化剂去分离系统；分离反应产物，待生催化剂经汽提进入再生器，经烧焦后循环使用。催化汽油原料和原料B的重量比为0．10∶1。反应条件和产品分布列于表7，从表7可以看出，液化气的收率为20．49重％，柴油收率为28．45重％。汽油产品的性质列于表8，从表8可以看出，汽油产品的RON、MON分别为90．5、80．2，烯烃含量为45．9重％，硫含量仅为314ppm。对比例3该对比例说明采用不分段的常规催化裂化提升管，只使用一种常规的裂化原料来生产液化气和柴油的情况。本实施例是在中型提升管反应器中进行试验的，该反应器的总高度为10米。该对比例所用的原料和催化剂分别与实施例4的新鲜原料和催化剂相同，反应条件和产品分布列于表7，从表7可以看出，当没有汽油原料时，液化气的收率仅为18．48重％，比实施例4的液化气收率低2．01个百分点；柴油收率仅为26．61重％，比实施例4的柴油收率低1．84个百分点。汽油产品的性质列于表8，从表8可以看出，汽油产品的RON、MON分别为79．8、90．1，烯烃含量为51．2重％，硫含量为394ppm。实施例5本实施例说明采用本发明提供的方法可以同时增产液化气和柴油。本实施例是在中型提升管反应器中进行试验的。该反应器与与实施例1相同。催化汽油(RON、MON分别为90．1、79．8，烯烃含量为51．2重％)从汽油裂化段底部进入反应器，与催化剂C接触，反应油气和反应后的催化剂向上进入重质油裂化段；原料B的100重％和全部回炼的油浆从重质油裂化段底部进入反应器，与来自汽油裂化段的反应油气和催化剂接触，生成的油气和反应后的催化剂向上进入轻质油裂化段；全部回炼的重循环油从轻质油裂化段底部进入反应器，与来自重质油裂化段的油气和催化剂接触，生成的反应油气和反应后的催化剂向上进入反应终止段；占新鲜原料10重％的催化汽油从反应终止段底部进入反应器，生成的油气和催化剂去分离系统；分离反应产物，待生催化剂经汽提进入再生器，经烧焦后循环使用。催化汽油原料和原料B的重量比为0．049∶1。反应条件和产品分布列于表7，从表7可以看出，液化气的收率为18．98重％，柴油收率为27．04重％。汽油产品的性质列于表8，从表8可以看出，汽油产品的RON、MON分别为90．3、79．8，烯烃含量为48．8重％，硫含量仅为365ppm。<tablesid="table1"num="001"><table>新鲜原料编号AB新鲜原料的组成，重％减压瓦斯油8283减压渣油1817密度(20℃)，克／厘米30．90530．8691粘度，毫米2／秒80℃23．887．999100℃13．605．266残炭，重％2．31．65凝点，℃4533族组成，重％饱和烃61．377．9芳烃27．814．2胶质10．37．5沥青质0．60．4元素组成，重％碳86．2786．21氢12．6013．36硫1．120．27氮0．230．27金属含量，ppm铁10．4-镍3．5-铜＜0．1-钒3．9-钠＜0．1-馏程，℃初馏点2682135％37030110％40032830％45337550％48041870％521466干点-</table></tables>表2<tablesid="table2"num="002"><table>催化剂编号ABC商品牌号RHZ-300MLC-500LV-23化学组成，重％Al2O342．044．751．7Fe2O30．420．380．40物理性质比表面积，米2／克182203220孔体积，毫升／克1．932．142．39表观密度，克／厘米30．83820．79210．7654筛分组成，％0～40微米7．48．522．40～80微米66．466．3-0～110微米90．087．281．90～150微米98．995．9-</table></tables>表3<tablesid="table3"num="003"><table>实施例1对比例1预提升介质与汽油原料重量比0．05-汽油原料与新鲜原料的重量比0．200催化剂AA反应条件温度，℃500汽油裂化段640-重质油裂化段580-轻质油裂化段507-停留时间，秒1．9汽油裂化段1-重质油裂化段0．4-轻质油裂化段1-剂油比5汽油裂化段25-重质油裂化段6．7-轻质油裂化段5-压力(表压)，千帕9090再生催化剂温度，680660产品分布，重％干气3．563．08液化气16．3413．23汽油37．9643．61轻柴油26．5124．72油浆9．259．23焦炭6．386．13总计100．00100．00</table></tables>表4<tablesid="table4"num="004"><table>实施例1对比例1密度(20℃)，千克／米30．76140．7503辛烷值RON93．292．4MON80．579．1烯烃含量，重％37．847．5诱导期，分钟632545实际胶质，毫克／100毫升23硫，ppm760870氮，ppm2127碳，重％87．2086．65氢，重％12．7513．26馏程，℃初馏点454110％767130％1069950％12712370％14814890％169171终馏点192195</table></tables>表5<tablesid="table5"num="005"><table>实施例2对比例2实施例3预提升介质与汽油原料重量比0．10-0．06汽油原料与新鲜原料的重量比0．0800．15催化剂BBB反应条件温度，℃500汽油裂化段660-645重质油裂化段610-590轻质油裂化段500-500停留时间，秒1．83汽油裂化段0．3-1．1重质油裂化段0．4-0．3轻质油裂化段1．89-1．93剂油比6．2汽油裂化段77-41．3重质油裂化段10．3-8．3轻质油裂化段6．2150150再生催化剂温度，℃675670678产品分布，重％干气3．132．903．83液化气16．6815．3218．44汽油42．7346．6140．03轻柴油27．5625．7928．26焦炭9．058．578．78损失0．850．810．66总计100．00100．00100．00</table></tables>表6<tablesid="table6"num="006"><table>实施例2对比例2实施例3密度(20℃)，千克／米30．76010．75480．7694辛烷值RON92．892．693．6MON80．279．480．7烯烃含量，重％43．446．139．9诱导期，分钟601556657实际胶质，毫克／100毫升232硫，ppm790850780氮，ppm222620碳，重％86．9186．6387．18氢，重％13．0113．2412．73馏程，℃初馏点43404510％75707730％1029910550％12412412770％14614814790％170172169终馏点192194192</table></tables>表7<tablesid="table7"num="007"><table>实施例4对比例3实施例5预提升介质与汽油原料重量比0．09-0汽油原料与新鲜原料的重量比0．1000．049催化剂CCC反应条件温度，℃500汽油裂化段668-690重质油裂化段596-520轻质油裂化段502-500停留时间，秒2．60汽油裂化段1．59-2．16重质油裂化段1．50-1．40轻质油裂化段2．40-1．60剂油比5汽油裂化段50-100重质油裂化段8．33-5轻质油裂化段5-5压力(表压)，千帕200200200再生催化剂温度，℃690671700产品分布，重％干气2．782．253．01液化气20．4918．4818．98汽油40．6445．9744．17轻柴油28．4526．6127．04油浆1．2000焦炭6．016．226．35损失0．430．560．45总计100．00100．00100．00</table></tables>表8<tablesid="table8"num="008"><table>实施例4对比例3实施例5密度(20℃)，千克／米30．75590．74540．7458辛烷值RON90．590．190．3MON80．279．879．8烯烃含量，重％45．951．248．8诱导期，分钟574515545实际胶质，毫克／100毫升343硫，ppm314394365氮，ppm131715碳，重％86．9486．1486．81氢，重％13．0113．2113．17馏程，℃初馏点40404310％63626230％84838250％11010710870％13613413590％190190191终馏点197196195</table></tables>权利要求1.一种多产柴油和液化气的催化转化方法，是在沿垂直方向自下而上的由汽油裂化段、重质油裂化段、轻质油裂化段、反应终止段四部分构成的提升管或流化床反应器内进行，包括下列步骤(a)、预提升介质和汽油原料按重量比0～5∶1从汽油裂化段高度的0～80％部位进入反应器，与再生催化剂接触，生成的油气和反应后的催化剂向上进入重质油裂化段；(b)、新鲜原料的20重％～100重％部分单独或掺有油浆和／或重循环油一起从重质油裂化段底部进入反应器，与来自汽油裂化段的油气和催化剂接触，生成的油气和反应后的催化剂向上进入轻质油裂化段；(c)、新鲜原料的0～80重％部分单独或掺有油浆和／或重循环油一起从轻质油裂化段底部进入反应器，与来自重质油裂化段的油气和催化剂接触，生成的油气和反应后的催化剂向上进入反应终止段；(d)、反应终止介质从反应终止段底部进入反应器，生成的油气和催化剂去分离系统；(e)、分离反应产物，待生催化剂经汽提进入再生器，经烧焦后循环使用。2.按照权利要求1的方法，其特征在于所述的汽油裂化段中的汽油原料是沸点范围为30℃～210℃的馏分油，选自直馏汽油、催化裂化粗汽油、催化裂化稳定汽油、焦化汽油中的一种或一种以上的混合物。3.按照权利要求2的方法，其特征在于所述的汽油裂化段中的汽油原料是C7+～205℃的催化裂化汽油馏分。4.按照权利要求1的方法，其特征在于汽油裂化段反应温度为500℃～700℃，反应压力为常压至300千帕，停留时间为0．1秒～3．0秒，催化剂与汽油原料的重量比为10～150，再生催化剂温度为600℃～750℃。5.按照权利要求4的方法，其特征在于汽油裂化段反应温度为620℃～680℃，反应压力为100～230千帕，停留时间为0．2～1．5秒，催化剂与汽油原料的重量比为20～80，再生催化剂温度为660℃～710℃。6.按照权利要求1的方法，其特征在于重质油裂化段内催化剂与该段原料的重量比为5～20，停留时间为0．1～2秒。7.按照权利要求6的方法，其特征在于重质油裂化段内的催化剂与该段原料的重量比为7～15，停留时间为0．3～1秒。8.按照权利要求1的方法，其特征在于轻质油裂化段内催化剂与该段原料的重量比为3～15，停留时间为0．1～6秒。9.按照权利要求8的方法，其特征在于轻质油裂化段内的催化剂与该段原料的重量比为5～10，停留时间为0．2～3秒。10.按照权利要求1的方法，其特征在于所述的新鲜原料为常规催化裂化原料，是选自直馏瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、加氢精制油、加氢裂化尾油、减压渣油、常压渣油中的一种或一种以上的混合物。11.按照权利要求1的方法，其特征在于汽油原料与新鲜原料的重量比为0．02～0．50∶1。12.按照权利要求1的方法，其特征在于所述的反应终止介质是选自污水、软化水、催化汽油、焦化汽油、直馏汽油、回炼油、重油馏分、焦化瓦斯油、脱脱沥青油、直馏瓦斯油、加氢裂化尾油中的一种或一种以上的混合物。13.按照权利要求1的方法，其特征在于所述的反应终止介质占新鲜原料的0～30重％。14.按照权利要求1的方法，其特征在于所述的反应器总高度为10米～50米，汽油裂化段、重质油裂化段、轻质油裂化段、反应终止段的高度分别占总高度的0～20％、2～40％、2～60％、2～40％。全文摘要一种多产柴油和液化气的催化转化方法,在一个具有四段的提升管或流化床反应器中进行,汽油原料注入汽油裂化段与高温再生催化剂接触,常规裂化原料的20重%～100重%部分单独或掺有油浆和/或重循环油一起注入重质油裂化段,常规裂化原料的0～80重%部分单独或掺有油浆和/或重循环油一起注入轻质油裂化段,反应终止介质注入反应终止段使反应停止,分离反应产物,待生催化剂经汽提进入再生器,经烧焦后循环使用。该方法能同时提高液化气和柴油的收率,降低催化汽油中的硫含量、烯烃含量,汽油辛烷值有所提高,对现有催化裂化装置不必进行大的改造即可实施。文档编号C10G35/00GK1279270SQ0010937公开日2001年1月10日申请日期2000年5月31日优先权日1999年6月23日发明者张久顺,王巍,陈祖庇,王亚民,钟孝湘,张执刚,崔淑新,王泽育,崔华,张瑞弛申请人:中国石油化工集团公司,中国石油化工集团公司石油化工科学研究院