专利名称：一种最大量生产高十六烷值柴油的催化转化方法
技术领域：
本发明涉及一种最大量生产高十六烷值柴油的催化转化方法，具体地说，是通过催化裂化工艺方法与加氢处理工艺方法结合来最大化生产高十六烷值柴油的方法。
背景技术：
目前我国炼油厂生产的柴油，主要包括直馏柴油和二次加工柴油，生产二次加工柴油的主要途径有催化裂化(FCC)、加氢裂化和延迟焦化等，其中来自催化裂化的轻柴油所占柴油比例为30%左右，并且多是作为低十六烷值的柴油调和组分。催化裂化是主要的二次加工手段，是实现重油轻质化的重要手段之一，为满足我国成品油市场的需求，起着重要作用。众多科研院所在催化裂化多产柴油和提高柴汽比方面做过大量的系统研究，主要技术措施有选择适宜的原料，环烷基和环烷中间基原料具有较高的柴油产率；降低催化裂化装置反应苛刻度，如短反应时间、低反应温度、低剂油比及低平衡剂活性等；以及拓宽柴油馏程、使用多产柴油催化剂或助剂、组分选择性裂化技术、提升管末端注入反应终止剂寸寸。CN1310222A中公开了一种生产柴油兼高辛烷值汽油的石油烃催化裂化方法，是将提升管反应器自下而上划分为重油裂化区、中间馏分裂化区和小分子裂化区三部分，并在各裂化区设置进料喷嘴。烃类原料依据其物化性质分别注入不同的裂化区，与含碱土金属的分子筛催化剂接触，在反应温度480 550°C、反应压力130 350kPa、催化剂与原料重量比4 15、反应时间1 6秒的条件下反应。柴油产率达到35重％以上、汽油产率达到 25 40重％、且RON > 90。但该方法没有提到柴油性质的改进。CN1279270A中公开了一种多产柴油和液化气的催化转化方法，是在一个具有四段的反应器中进行，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/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/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。该方法能同时提高液化气和柴油的收率，不足在于柴油十六烷值没有明显提高。CN1900226A公开了一种多产柴油的催化裂化助催化剂及其制备方法，添加一定量该助催化剂，可以在不改变炼油装置原来所采用的催化剂的情况下，提高FCC催化装置的柴油产率、改善产品分布，但该方法仍没有提到柴油性质的改善。加氢裂化主要生产喷气燃料和柴油，操作灵活性大，产品质量好，但柴油产率增幅有限；延迟焦化能生产部分焦化柴油，但柴油质量较差。可见，通常采用单一的工艺措施往往顾此失彼，难于得到最优的产品性质和石油产品最大化
发明内容
本发明的目的是在现有技术基础上提供一种选择性催化裂化工艺方法与加氢处理工艺方法结合来最大化生产高十六烷值柴油的方法。在本发明的一种实施方案中，选择性催化裂化工艺提供了一种不同催化原料在不同性能的反应器中与来自同一再生器的催化剂接触进行裂化反应的催化转化方法。其中原料油在缓和反应器中与热再生催化剂接触，反应温度420 550°C、反应压力0. IOMPa 1. OMPa (本发明所涉及压力均指绝压)、催化剂与原料油的重量比1 10 (简称剂油比)、反应时间为0. 1 5秒、水蒸汽与原料油的重量比(简称水油比)0. 05 1. 0 的条件下进行反应，待生催化剂和反应油气通过旋风分离器分离，其中待生催化剂经汽提、 烧焦再生后返回所述缓和反应器，反应油气经过分离得到包含汽油馏分、高十六烷值的轻柴油、占原料油15 60重％的催化蜡油的反应产物；催化蜡油进行加氢处理，生产包括石脑油、加氢柴油以及加氢蜡油的反应产物；所述加氢蜡油和汽油馏分分别进入苛刻反应器中，与催化剂接触进行催化裂化反应，产物分离后得到低烯烃的汽油产品。其中所述苛刻反应器为一种变径提升管反应器，关于该反应器更为详细的描述参见CN1237477A。其中所述的催化剂为一种含大孔沸石的裂化催化剂。所述的不同催化原料包括原料油和加氢蜡油。所述原料油选自或包括石油烃和/或其它矿物油，其中石油烃选自减压瓦斯油、 常压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱浙青油、减压渣油、常压渣油中的一种或几种，其它矿物油为煤液化油、油砂油、页岩油中的一种或几种。所述加氢蜡油为初馏点大于350°C的加氢尾油馏分，催化蜡油氢含量不低于11. 5 重％，优选不低于12重％。在更优选的实施方案中，所述的缓和反应器，选自提升管、等线速的流化床、等直径的流化床、上行式输送线、下行式输送线中的一种或几种的组合，或同一种反应器两个或两个以上的组合，所述组合包括串联或/和并联，其中提升管是常规的等直径的提升管或者各种形式变径的提升管。在更优选的实施方案中，所述缓和反应器的反应温度为430 500°C，优选地， 430 480°C。所述反应温度是指提升管出口温度。在更优选的实施方案中，所述缓和反应器的油气停留时间为0. 1 3秒。在优选的实施方案中，所述缓和反应器的催化剂与原料油重量比为1 8，更优选的为2 6。在更优选的实施方案中，所述的催化剂包括沸石、无机氧化物、粘土。以干基计，各组分分别占催化剂总重量沸石5重 40重％，优选10重 30重％ ；无机氧化物0. 5重 50重粘土 0重 70重％。其中沸石作为活性活分，选自大孔沸石。所述的大孔沸石是指由稀土 Y、稀土氢Y、不同方法得到的超稳Y、高硅Y构成的这组沸石中的一种或一种以上的混合物。所述无机氧化物作为基质，选自二氧化硅(SiO2)和/或三氧化二铝(Al2O3)。以干基计，无机氧化物中二氧化硅占50重 90重％，三氧化二铝占10重 50重％。所述粘土作为粘接剂，选自高岭土、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。优选新鲜催化剂在进入缓和反应器之前，先经水蒸汽在500 850°C下老化1 720小时，以提高其选择性。优选粗粒径分布的催化剂，其粒度分布为小于40微米的颗粒占所有颗粒的体积比例低于10%，最好低于5% ；大于80微米的颗粒占所有颗粒的体积比例低于15%，最好低于10%，其余均为40 80微米的颗粒。在更优选的实施方案中，在一个位置将所述原料油引入所述的缓和反应器内，或在一个以上相同或不同高度的位置将所述原料油引入所述的缓和反应器内。所述的加氢蜡油作为原料进入苛刻反应器中第一反应区进行催化裂化反应。所述缓和反应器出来的产物汽油馏分进入所述苛刻反应器，可以进入苛刻反应器的第一反应区或/和第二反应区，优选进入苛刻反应器的第二反应区。在更优选的实施方案中，所述的产物汽油和加氢蜡油如果均进入所述苛刻反应器的第一反应区，可以在一个位置将所述汽油和加氢蜡油引入第一反应区内，或在一个以上相同或不同高度的位置将所述汽油和加氢蜡油引入第一反应区内。所述的苛刻反应器使用与缓和反应器相同的催化裂化催化剂。所述的苛刻反应器与缓和反应器使用同一再生器。在更优选的实施方案中，所述苛刻反应器的第一反应区的主要操作条件如下反应温度为480 600°C，最好为485 580°C ；反应压力为130 450kPa，最好为250 400kPa;催化剂与原料(主要为加氢蜡油)的重量比为0.5 25 1，最好为1 15 1 ； 预提升介质(主要为水蒸汽)与原料的重量比为0.01 2 1，最好为0.05 1 1;原料在第一反应区内与催化剂的接触时间为0. 01 3秒，最好为0. 01 2秒。在更优选的实施方案中，所述苛刻反应器的第二反应区的主要操作条件如下反应温度为450 550°C，最好为460 530°C ；反应压力为130 450kPa，最好为250 400kPa;第二反应区内维持密相操作，催化剂床层密相密度为100 700kg/m3，最好为 120 500kg/m3 ；第二反应区的空速为1 δΟΙΓ1，最好为1 401Γ1。苛刻反应器中产物分离后除得到低烯烃的汽油产品外，还得到干气、液化气、轻循环油、回炼油、油浆等，其中轻循环油可以与加氢蜡油一起进行加氢处理。加氢处理工艺基于现有技术，可改质催化柴油、裂化催化蜡油，满足最大化生产高品质柴油的加氢处理方法。加氢处理装置至少包括一个反应器和一个分馏塔。加氢催化剂可以是一种芳烃饱和能力强的加氢催化剂，其活性金属组分为镍-钨或镍-钼，载体为氧化铝、二氧化硅或无定形硅铝。典型的加氢处理工艺条件为氢分压5. 0 22. OMPa、反应温度330 450°C、体积空速0. 1 3. 0小时―1、氢气与原料油的体积比350 2000。所述的加氢原料为催化蜡油和任选的轻循环油(即单独的催化蜡油，或者催化蜡油和轻循环油的混合物)。所述的催化蜡油的馏程范围为大于350°C的馏分。加氢处理产物中的气体可混入炼厂气中，加氢石脑油可作为催化裂化工艺苛刻反应器的催化原料，也可作为重整原料或蒸汽裂解原料。加氢柴油为低硫、高十六烷值的柴油调和组分，是加氢工艺的目的产品，也是本发明的目的产品之一，另一部分目的产品是缓和反应器所产高十六烷值的轻柴油。加氢蜡油作为催化裂化工艺苛刻反应器的催化原料。本发明与现有技术相比，具有如下技术效果
1、采用缓和反应器通过工艺参数的优化控制，最大程度地将原料中的烷烃、烷基芳烃侧链等选择性地裂化进入产物轻柴油馏分中，以确保轻柴油馏分的组成中主要是烷烃，从而实现生产高十六烷值轻柴油目的。2、采用苛刻反应器独特的双反应区结构，催化转化加氢蜡油，改质产物汽油，实现生产低烯烃催化汽油组分。3、通过选择性催化裂化工艺，可生产高十六烷值的轻柴油。4、催化蜡油经过加氢处理可以大量生产高品质的加氢柴油，同时得到优质的加氢蜡油。5、选择性催化裂化与加氢处理工艺方法结合可最大化生产高十六烷值车用柴油调和组分。6、可以明显降低产品分布中的干气和焦炭产率。
附图为本发明提供的最大量生产高十六烷值柴油的催化转化方法流程示意图。
具体实施例方式下面结合附图对本发明所提供的方法进行进一步的说明，但并不因此限制本发明。附图为本发明提供的最大量生产高十六烷值柴油的催化转化方法流程示意图。本发明实施方式中的缓和反应器是常规提升管反应器；苛刻反应器是一种变径的提升管反应器，关于该反应器更为详细的描述参见CN1237477A。其工艺流程如下预提升介质经管线1由缓和反应器2底部进入预提升段，再生催化剂经再生斜管 12、受滑阀11控制进入缓和反应器2的预提升段，在预提升介质的作用下再生催化剂沿缓和反应器2向上加速移动，原料油经管线3进入缓和反应器2，与催化剂接触、反应、上行，反应后的油剂混合物从提升管出口进入沉降器4，通过旋风分离器5进行气固分离，分离后的油气进入集气室6，催化剂颗粒由料腿返回沉降器。沉降器中的带炭催化剂下行进入汽提段 7，在汽提段7采用过热蒸汽进行汽提，汽提后的待生催化剂经待生斜管8、受滑阀9控制进入再生器10再生，再生后的催化剂经再生斜管12、受滑阀11控制返回到缓和反应器2的预提升段循环使用。集气室6中的反应产物油气和水蒸汽经过大油气管线13，进入后续的分离系统 14，分离得到的干气经管线15引出；分离得到的液化气经管线16引出；分离得到的汽油经管线17引出；分离得到目的产品高十六烷值的轻柴油经管线18引出；分离得到的催化蜡油经管线19引出。从管线19引出的催化蜡油进入加氢处理装置35，并经后续分离系统36，分离得到干气经管线37引出，最终并入炼厂气中；分离得到石脑油经管线38引出；分离得到目的产品高品质加氢柴油经管线39引出；分离得到优质的加氢蜡油经管线40引出。从管线40引出的加氢蜡油进入CN1237477A所述的变径提升管反应器20的第一反应区I ；从管线17、38引出的汽油馏分、石脑油馏分进入CN1237477A所述的变径提升管反应器20的第二反应区II。第二反应区还可以引入待生催化剂、降温的再生催化剂等等。来自再生器10的再生催化剂经再生斜管22进入变径提升管反应器20的预提升段，预提升介质经管线21进入预提升段底部，在预提升介质的作用下，再生催化剂上行进入变径提升管反应器20的第一反应区，与加氢蜡油及回炼油分层接触、反应、上行，中间产物和带炭催化剂至变径提升管的第二反应区，带炭催化剂与来自管线17、38的汽油馏分、 石脑油馏分再接触，反应、油剂加速上行，生成的油气和带炭催化剂从提升管出口进入沉降器23中的旋风分离器，实现带炭催化剂与油气的分离，油气进入集气室M。带炭待生催化剂由料腿进入汽提段25，在汽提段25采用过热蒸汽进行汽提，汽提后的带炭催化剂经待生斜管沈进入再生器10，带炭催化剂烧焦再生，再生后的催化剂经再生斜管22再返回到变径提升管反应器20的预提升段循环使用。集气室M中的油气和水蒸汽经过大油气管线27进入后续的分离系统28，分离得到的干气经管线四引出；分离得到的液化气经管线30引出；分离得到的低烯烃汽油经管线31引出；分离得到的轻循环油经管线32引出，与催化蜡油混合进入加氢处理单元；回炼油经管线33返回到变径提升管的第一反应区；分离出的油浆由管线34引出。下面的实施例将对本发明予以进一步说明，但并不因此而限制本发明。实施例和对比例中所使用的原料油性质列于表1。对比例中的催化裂化催化剂B 商品牌号为MLC-500，由中国石油化工股份有限公司催化剂分公司齐鲁催化剂厂生产，性质列于表2。实施例中所使用的加氢处理催化剂商品牌号为RN-32，由中国石油化工股份有限公司催化剂分公司长岭催化剂厂生产。实施例中所使用的催化裂化催化剂A制备方法简述如下(1)、配置2升二氧化硅浓度为155g/l的水玻璃溶液和1升游离酸为148g/l、Al203 含量为20g/l的酸化硫酸铝溶液，上述两种溶液同时进入快速混合器反应，得到硅溶胶。O)、在上述制备的硅溶胶中加入465g高岭土(苏州高岭土公司，固含量80重量％ )，打浆1小时得到高岭土-硅溶胶。(3)、含Al203124g的拟薄水铝石(山东铝厂，Al2O3含量为33重量％ )和450g去离子水混合打浆30分钟，然后加入25毫升浓度为31重量％的盐酸(酸/Al2O3摩尔比为 0. 2)胶溶，继续打浆2小时，然后加入656g分子筛含量为32重量％研磨好的DASY0. 0分子筛浆液(齐鲁催化剂厂生产，晶胞常数为2. 445nm)，打浆30分钟，得到拟薄水铝石和分子筛的混合浆液。0)、将上述制备的高岭土-硅溶胶浆液与上述制备的拟薄水铝石和分子筛的混合浆液混合打浆10分钟，得到催化剂浆液，将得到的浆液喷雾干燥成直径为20 120微米、氧化硅含量为29. 9重量％、高岭土含量为35. 9重量％、氧化铝含量为13. 9重量％、分子筛含量为20. 3重量％的颗粒，干燥温度为180°C。用去离子水洗涤至无钠离子为检测出， 150°C烘干，得到本发明所用的催化剂。所制备的催化剂经800°C和100%水蒸汽进行老化，老化后的催化剂代号为A-L· 催化剂性质列于表2。实施例本实施例说明按照本发明提供的方法进行选择性催化裂化工艺和加氢处理工艺来大量生产高十六烷值柴油的情况。
中型催化裂化装置流程图如附图所示，原料油A经管线3注入提升管反应器2，与由水蒸汽提升的催化剂A-I在提升管反应器的下部接触、反应，在提升管反应器内催化剂 A-I和原料油A的重量比为4 1，原料油A在提升管反应器内的停留时间为1.5秒，反应温度为460°C，水蒸汽与原料油的重量比为0. 05，集气室压力为0. 25兆帕。油气从提升管出口进入旋风分离器，分离的油气进入后部的分离系统14。而带炭的待生催化剂进入汽提段，汽提后的待生催化剂去再生器烧焦再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用。 分离系统14流出的催化蜡油经和分离系统观流出的催化柴油进入附图所示的加氢处理单元35，氢分压为8. OMPa、反应温度为380°C、体积空速为1. 0小时―1，采用一次通过流程，液体产品按柴油生产方案切割分离，柴油馏程控制范围在165°C 370°C。分离出的产物汽油馏分和分离系统36流出的加氢蜡油进入变径提升管反应器20的第一反应区I，反应温度为 5000C，停留时间为1. 4秒；分离系统14出来的粗汽油经管线17进入变径提升管反应器20 的第二反应区II，反应温度为490°C，重时空速为2^!、变径提升管催化剂A-I与催化蜡油的重量比为6，水蒸汽与催化蜡油的重量比为0.05。反应油气和带炭催化剂在沉降器23内进行分离，油气进入集气室M，经油气管线进入后续分离系统分离。操作条件列于表3和产品分布列于表4，汽油性质列于表5，柴油性质列于表6。对比例采用同上述实施例相同的提升管反应器进行试验，原料油A经管线3注入提升管反应器2，与由水蒸汽提升的催化剂B在提升管反应器的下部接触、反应，在提升管反应器内催化剂B和原料油A的重量比为6 1，原料油A在提升管反应器内的停留时间为2.0 秒，反应温度为510°C，水蒸汽与原料油的重量比为0. 08，集气室压力为0. 15兆帕。油气从提升管出口进入旋风分离器，分离的油气进入后部的分离系统14。而带炭的待生催化剂进入汽提段，汽提后的待生催化剂去再生器烧焦再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用。所用原料油A与上述实施例相同。操作条件和产品分布列于表3和表4，汽油性质列于表5，柴油性质列于表6。从表3、表4、表5和表6中实施例与对比例的数据可以看出，实施例得到的柴油总收率为44. 96重％，其中轻柴油产率为29. 76重％，加氢柴油产率为15. 20重％，柴油十六烷值高于50 ；实施例的干气与焦炭产率明显降低，汽油烯烃含量明显降低。表 权利要求
1.一种最大量生产高十六烷值柴油的催化转化方法，其特征在于原料油在缓和反应器中与热再生催化剂接触，反应温度420 550°C、反应压力0. IOMPa 1. OMPa、催化剂与原料油的重量比1 10、反应时间为0. 1 5秒、水蒸汽与原料油的重量比0. 05 1. 0的条件下进行反应，待生催化剂和反应油气通过旋风分离器分离，其中待生催化剂经汽提、烧焦再生后返回所述缓和反应器，反应油气经过分离得到包含汽油馏分、高十六烷值的轻柴油、 占原料油15 60重％的催化蜡油的反应产物；催化蜡油进行加氢处理，生产包括石脑油、 加氢柴油以及加氢蜡油的反应产物；所述加氢蜡油和汽油馏分分别进入苛刻反应器中，与催化剂接触进行催化裂化反应，产物分离后得到低烯烃的汽油产品。
2.按照权利要求1的方法，其特征在于所述原料油选自或包括石油烃和/或其它矿物油，其中石油烃选自减压瓦斯油、常压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱浙青油、减压渣油、常压渣油中的一种或几种，其它矿物油为煤液化油、油砂油、页岩油中的一种或几种。
3.按照权利要求1的方法，其特征在于所述催化蜡油为初馏点不小于350°C的馏分。
4.按照权利要求1的方法，其特征在于所述催化蜡油氢含量不低于11.5重％。
5.按照权利要求4的方法，其特征在于所述催化蜡油氢含量不低于12重％。
6.按照权利要求1的方法，其特征在于所述缓和反应器选自提升管、等线速的流化床、 等直径的流化床、上行式输送线、下行式输送线中的一种或两种以上的组合，或同一种反应器两个或两个以上的组合，所述组合包括串联或/和并联，其中提升管是常规的等直径的提升管或者各种形式变径的提升管。
7.按照权利要求1的方法，其特征在于所述缓和反应器的反应温度为430 500°C，催化剂与原料油重量比为1 8，油气停留时间为0. 1 3秒。
8.按照权利要求1的方法，其特征在于所述缓和反应器的反应温度为430 480°C，催化剂与原料油重量比为2 6。
9.按照权利要求1的方法，其特征在于所述催化剂包括沸石、无机氧化物、粘土，以干基计，各组分分别占催化剂总重量沸石5重％ 40重％，优选10重％ 30重％ ；无机氧化物0. 5重％ 50重％ ；粘土 0重％ 70重％，其中沸石选自大孔沸石，所述的大孔沸石是指由稀土 Y、稀土氢Y、不同方法得到的超稳Y、高硅Y构成的这组沸石中的一种或两种以上的混合物。
10.按照权利要求1的方法，其特征在于所述催化剂粒度分布为小于40微米的颗粒占所有颗粒的体积比例低于10%，大于80微米的颗粒占所有颗粒的体积比例低于15%，其余均为40 80微米的颗粒。
11.按照权利要求1的方法，其特征在于所述催化剂粒度分布为小于40微米的颗粒占所有颗粒的体积比例低于5% ；大于80微米的颗粒占所有颗粒的体积比例低于10%，其余均为40 80微米的颗粒。
12.按照权利要求1的方法，其特征在于在一个位置将所述原料油引入所述的缓和反应器内，或在一个以上相同或不同高度的位置将所述原料油引入所述的缓和反应器内。
13.按照权利要求1的方法，其特征在于所述苛刻反应器为一种变径提升管反应器。
14.按照权利要求1的方法，其特征在于所述加氢蜡油作为原料进入苛刻反应器中第一反应区进行催化裂化反应，所述汽油馏分进入所述苛刻反应器的第一反应区或/和第二反应区。
15.按照权利要求1的方法，其特征在于所述缓和反应器出来的催化蜡油和汽油馏分如果均进入所述苛刻反应器的第一反应区，可以在一个位置将所述汽油和催化蜡油引入第一反应区内，或在一个以上相同或不同高度的位置将所述汽油和催化蜡油引入第一反应区内。
16.按照权利要求1的方法，其特征在于所述苛刻反应器的第一反应区的主要操作条件如下反应温度为480 600°C，反应压力为130 450kPa，催化剂与原料的重量比为 0.5 25 1，预提升介质与原料的重量比为0.01 2 1，原料在第一反应区内与催化剂的接触时间为0.01 3秒。
17.按照权利要求16的方法，其特征在于所述苛刻反应器的第一反应区的主要操作条件如下反应温度为485 580°C，反应压力为250 400kPa，催化剂与原料的重量比为1 15 1，预提升介质与原料的重量比为0.05 1 1，原料在第一反应区内与催化剂的接触时间为0. 01 2秒。
18.按照权利要求1的方法，其特征在于所述苛刻反应器的第二反应区的主要操作条件如下反应温度为450 550°C，反应压力为130 450kPa，催化剂床层密相密度为100 700kg/m3，第二反应区的空速为1 501Γ1。
19.按照权利要求18的方法，其特征在于所述苛刻反应器的第二反应区的主要操作条件如下反应温度为460 530 V，反应压力为250 400kPa，催化剂床层密相密度为120 500kg/m3，第二反应区的空速为1 401Γ1。
20.按照权利要求1的方法，其特征在于所述苛刻反应器与缓和反应器使用相同的催化裂化催化剂，所述苛刻反应器与缓和反应器使用同一再生器。
21.按照权利要求1的方法，其特征在于新鲜催化剂在进入缓和反应器之前，先经水蒸汽在500 850°C下老化1 720小时。
22.按照权利要求1的方法，其特征在于加氢处理条件为氢分压5.0 22. OMPa、反应温度330 450°C、体积空速0. 1 3. 0小时人氢气与原料油的体积比350 2000。
全文摘要
一种最大量生产高十六烷值柴油的催化转化方法，原料油在缓和反应器中与热再生催化剂接触、反应，分离待生催化剂和反应油气，其中待生催化剂经汽提、烧焦再生后返回缓和反应器，反应油气经分离得到包含汽油馏分、高十六烷值的轻柴油、催化蜡油的反应产物；催化蜡油进行加氢处理，生产包括加氢柴油以及加氢蜡油的反应产物；所述加氢蜡油和汽油馏分分别进入苛刻反应器中，与催化剂接触进行催化裂化反应，产物分离后得到低烯烃的汽油产品。该方法最大程度地将原料中的烷烃、烷基芳烃侧链等选择性地裂化进入轻柴油馏分中，从而实现生产高十六烷值轻柴油，还可显著提高催化柴油收率，明显降低催化裂化干气和焦炭产率。
文档编号C10G69/00GK102373085SQ201010263279
公开日2012年3月14日 申请日期2010年8月26日 优先权日2010年8月26日
发明者张执刚, 董建伟, 许友好, 谢朝钢, 陈昀, 马建国 申请人:中国石油化工股份有限公司, 中国石油化工股份有限公司石油化工科学研究院