一种生产高辛烷值汽油的催化转化方法

一种生产高辛烷值汽油的催化转化方法
【专利摘要】一种生产高辛烷值汽油的催化转化方法，该方法将馏程30～80℃的轻汽油馏分，引入叠合反应器与叠合催化剂接触反应，得到的叠合反应产物引入芳构化反应器与芳构化催化剂接触反应，得到的芳构化产物经分离得到高辛烷值汽油。本发明方法可以由轻汽油馏分生产高辛烷值汽油馏分，降低汽油的烯烃含量。
【专利说明】一种生产高辛烷值汽油的催化转化方法

【技术领域】
[0001] 本发明涉及一种在不存在氢的情况下烃油的催化转化方法，更具体的说，涉及一 种生产高辛烷值汽油的催化转化方法。

【背景技术】
[0002] 催化裂化（FCC)是生产汽油的重要方法，中国商品汽油80%以上来自流化催化裂 化（FCC)汽油。然而催化裂化汽油辛烷值一般低于93,烯烃含量较高其体积含量一般在35% 以上，芳烃含量较低一般体积含量在10?25%(GB17930-2011规定烯烃含量不超过30%，芳 烃含量不超过40%)。可见，其烯烃含量高于现行汽油标准，其芳烃含量距离现行汽油标准 (GB17930-2011所限定的40%还有很大空间。
[0003] USP3784463公开了一种利用催化裂化过程提高汽油辛烷值的方法。该方法采用两 根或两根以上的提升管反应器，其中一根提升管专门用于加工低品质汽油，使其在较高的 温度下发生催化裂化反应。该方法在高温下对汽油进行改质，部分烯烃再次裂化，导致汽油 损耗量较大。
[0004] CN1069054A中公开的灵活多效催化裂化方法，采用两根独立的提升管和两个相应 的沉降器，使用同一种催化剂，使轻质石油烃和重质石油烃在不同的反应条件下进行反应。 在第一根提升管反应器中，轻质烃类与再生器来的热催化剂在600?700°C、剂油比10? 40、停留时间2?20秒、催化剂碳含量0. 1?0. 4重％的条件下进行反应，以增产气体烯 烃，提高汽油辛烷值，脱除硫氮等杂质，改善汽油安定性，提供还原气氛，对催化剂上的重金 属污染物进行钝化，为催化剂循环到第二根提升管中进行重质烃类的裂化反应提供有利条 件。重质烃类在常规提升管催化裂化反应条件下进行反应。
[0005] CN160746A公开了一种提高低品质汽油辛烷值的催化转化方法。该方法是将低辛 烷值汽油由常规催化裂化原料入口的上游注入提升管反应器中，与来自再生器的高温催化 剂接触，在反应温度为600?730°C、剂油比为6?180、重时空速为1?ISOtr1的条件下进 行反应。
[0006] 上述采用的在提升管中对汽油进行高温改质的方法虽然有助于提高所产汽油辛 烷值，但提高幅度有限，且汽油的损耗量较大，汽油的收率降低。
[0007] CN1237488A公开了一种提升管反应器，该反应器沿垂直方向从下至上依次为互为 同轴的预提升段、第一反应器、扩径的第二反应区、缩径的出口区，在出口区末端有一水平 管。该反应器既可以选择性地控制第一反应区和第二反应区的工艺条件不同，又可以使不 同性质的原料油进行分段裂化，得到所需目的产品。CN1232069A中公开了以上述新结构提 升管反应器为基础的制取异丁烷和富含异构烷烃汽油的催化转化方法，该方法是将预热后 的原料油引入一个包括两个反应区的变径反应器，与热的裂化催化剂接触，第一反应区温 度530°C?620°C，反应时间0. 5?2. 0秒；第二反应区温度460?530°C，反应时间2?30 秒，分离反应产物后，待生催化剂经汽提进入再生器烧焦后循环使用。采用该方法制取的液 化气中异丁烷含量20?40重％，汽油族组成中的异构烷烃含量30?45重％，烯烃含量降 低到30重％以下，其研究法辛烷值为90?93,马达法辛烷值为80?84,对汽油辛烷值提 商有限。
[0008] USP4268700A公开了一种利用低碳烯烃叠合生产高辛烷值汽油的方法。C3和C4 组分齐聚，其中C3组分中的丙烯齐聚，C4组分中80%的异丁烯和不到40%的正丁烯齐聚生 成汽油馏程内的聚合物。未反应的C4烃烷基化生成的汽油馏分可以和C3、C4组分的聚合 物调合生产高辛烷值汽油。但此种方法产物中仍含有较多烯烃，而且含有较多的二烯烃，汽 油安定性差。
[0009] 综上所述，对汽油进行高温改质提高辛烷值的方法对汽油的损耗量较大，降低了 汽油的收率，双反应区制取富含异构烷烃汽油的方法对汽油辛烷值提高有限，而低碳烯烃 叠合的方法生产的汽油质量难以符合要求，汽油的烯烃含量高。


【发明内容】

[0010] 本发明要解决的技术问题是在现有技术的基础上，提供一种生产高辛烷值汽油的 方法。
[0011] 本发明提供一种生产高辛烷值汽油的方法，包括：
[0012] 将馏程30?80°C的轻汽油馏分引入叠合反应器反应，与叠合催化剂接触反应；反 应后产物引入芳构化反应器，与芳构化催化剂接触进行反应，分离待生催化剂和反应油气， 待生催化剂经再生后返回反应器，分离反应油气后得到目的产物高辛烷值汽油。
[0013] 本发明提供的生产高辛烷值汽油的方法，使用包括轻汽油馏分的原料，所述的轻 汽油馏分的馏程在30?80°C之间，可以是催化裂化轻汽油、催化裂解轻汽油、焦化轻汽油、 热裂解汽油、热裂化汽油、煤液化轻汽油中的一种或几种的混合物。为了提高汽油产物的产 率，还可以将分离乙烯、丙烯后的液化气、焦化气、热裂解气也可和所述轻汽油馏分原料一 同进料进行转化。
[0014] 所述高辛烷值汽油，其馏程在30?221°C之间，可以是全馏分或其中的窄馏分， 辛烷值为92以上，例如为92?120通常为92?110 ;所述高辛烷值汽油，富含芳烃组分， 其中的芳烃含量可以为40重量％以上，例如为50?80重量％，通常可以在60重量％以上， 其中包括大量多甲基支链的芳烃，以所述高辛烷值汽油中的芳烃重量为基准，在汽油族组 分的芳烃中多甲基支链芳烃占50重量％以上，例如为50?95重量％，优选70重量％以上。 所述多甲基支链芳烃是芳环上只带一个或多个甲基侧链的芳烃，例如可以是甲苯、二甲苯、 三甲苯、四甲苯中的一种或多种。
[0015] 所述的叠合反应器的操作条件为：反应温度为50?500°C、优选100?400°C、更 优选100?300°C，反应压力1?lOMPa、优选1?8MPa、更优选2?6MPa，反应空速0? 1? lOtf1、优选0? 5?81T1、更优选1?6h'
[0016] 所述的芳构化反应器的操作条件为：反应温度150?500°C、优选200?450°C、更 优选250?400°C，反应压力0? 1?0? 5MPa，剂油比（重量比）1?100、优选10?80、更优 选20?70,反应时间为1?20秒、优选2?15秒、更优选2?8秒，还可以引入水蒸气，水 蒸汽与原料油(所述的叠合产物)质量比(简称水油比）为〇?1例如为〇. 05?0. 5,可以为 0?0? 1。
[0017] 本发明提供的生产高辛烷值汽油方法，利用组合反应，轻汽油中烯烃叠合再转化 生成多甲基支链的芳烃，所得到的产物中含有具有较多短侧链取代基的芳烃，可以有效降 低汽油烯烃含量和提高汽油辛烷值。本发明提供的方法，可用于由轻汽油馏分生产低烯烃 含量的高辛烷值汽油调和组分，能够把烯烃含量较高的轻汽油馏分中的烯烃转化得到具有 较高辛烷值的多甲基支链的芳烃组分；既可以有效的提高汽油产品质量以满足市场的需 求，同时又提高经济效益。本发明提供的方法尤其适用于由高烯烃含量的轻汽油馏分生产 高辛烷值汽油，并能够降低汽油中的烯烃含量。例如甚至可以使汽油中烯烃含量降低甚至 可达60重量％，辛烷值提高甚至达到10个单位。本发明方法可以实现反应条件灵活控制， 控制简单易行，从而有效促进目的反应进行。

【专利附图】

【附图说明】
[0018] 附图为本发明提供的高辛烷值汽油生产方法的流程示意图。
[0019] 其中：3_压缩机，4-换热器，5-叠合反应器，6-过滤器，7-循环水罐，13-提升管， 15-沉降器，16-旋风分离器，18-待生斜管，19-待生滑阀，20-再生斜管，21-再生滑阀， 22-催化剂冷却器，25-再生器，26-空气分布板。其它为管线，1为原料输送管线，2为水蒸 气管线，8为循环水补充管线，9为循环水排出管线。

【具体实施方式】
[0020] 本发明提供的生产高辛烷值汽油的方法，使用的原料包括轻汽油馏分，所述轻汽 油馏分的馏程为30?80°C之间，其主要为C5?C7烃，其中C5?C7烯烃的含量优选为 20?70重量％，更优选30?60重量％。所述的轻汽油馏分，可以是催化裂化轻汽油、催化 裂解轻汽油、焦化轻汽油、热裂解轻汽油、热裂化轻汽油、煤液化轻汽油中的一种或几种。
[0021] 过高的硫化氢和硫醇含量易使叠合催化剂的活性降低和促进叠合汽油中胶质 的生成，碱性氮化物物质会导致叠合催化剂的活性下降，因此。优选情况下，所述轻汽油 馈分的硫含量为<20lig/g,碱性氮化物含量〈0. 6lig/g。所述的轻汽油中水含量不超过 1800yg/g，优选为600?1800yg/g。当所述的轻汽油馏分硫含量和碱性氮化物物含量 较高，可以对所述的轻汽油馏分进行处理。所述的处理，可采用现有方法。例如，为了降低 硫含量，可以经过乙醇胺脱除硫化氢，然后碱洗以脱除硫醇，最后经过水洗以洗去残留的盐 类，使汽油中的硫含量满足要求。优选碱的含量不超过0.5yg/g，所述的乙醇胺脱硫、碱 洗、水洗的方法为现有方法，可以参见文献《石油气体脱硫和液体产品脱硫醇工艺》（辽宁化 工，1987, 2:33?39)。脱碱性氮化物(碱性氮化合物）的方法可按照现有方法，例如参见文 献《脱除催化裂化轻汽油中含氮化合物的方法》(童凤丫，吴明清。石油炼制与化工，2011，42 (12) ：86-89)
[0022] 本发明提供的生产高辛烷值汽油的方法中，所述的叠合反应器的操作条件为：反 应温度为50?500°C、优选100?400°C、更优选100?300°C，反应压力1?lOMPa、优选 1?8MPa、更优选2?6MPa，反应空速(重时空速)0. 1?10h'优选0. 5?8h'更优选1? 611-1。优选的，反应温度为100?300°C，反应压力为2?6MPa，反应空速为1?61T1以利 于提高反应产物中链烯烃和环烷烃含量，利于后续反应提高汽油辛烷值。
[0023] 本发明提供的生产高辛烷值汽油的方法中，所述的叠合催化剂为磷酸催化剂、酸 性树脂、负载金属或金属氧化物的负载型催化剂、硅铝固体酸催化剂和分子筛固体酸催化 剂中的一种或几种，所述的磷酸催化剂可以为载在硅藻土上的磷酸、载在活性炭上的磷酸、 浸泡过磷酸的石英砂、载在硅胶上的磷酸和焦磷酸铜中的一种或几种；所述的酸性树脂例 如酸性阳离子交换树脂；所述的固体酸催化剂例如Y型沸石、ZSM-5沸石、beta沸石（@沸 石)，可以经过改性，例如经过非金属元素和/或金属元素改性或未改性的ZSM-5和/或3 沸石等。优选的叠合催化剂为磷酸催化剂或沸石催化剂，更优选含ZSM-5型沸石的催化 齐U，由于具有强酸性及优良的择形性能，能够促进烯烃的叠合和环化，所述的ZSM-5优选为 HZSM-5沸石，所述Y型沸石优选HY沸石，所述的0沸石优选HP沸石。所述的沸石催化剂 包括10?100重量％的沸石和0?90重量％的基质；例如10?80重量％的沸石和20? 90重量％的基质，所述的基质例如粘土、氧化硅、氧化铝、氧化硅-氧化铝中的一种或多种。
[0024] 本发明提供的生产高辛烷值汽油的方法，所述轻汽油馏分中的烯烃可以在叠合反 应器中发生反应，得到主要含C10?C14链烯烃及一定量的环烷烃的反应产物，所述的叠合 产物中C10?C14链烯烃和环烷烃占80%重以上，例如为80?95重量％，这有利于得到所 述的高辛烷值汽油。
[0025] 本发明提供的生产高辛烷值汽油的方法，使用所述的轻汽油馏分为原料生产高辛 烷值汽油；还可以将分离或未分离乙烯、丙烯后的液化气、焦化气或热裂解气中的一种或几 种与所述轻汽油原料一同进料作为反应原料引入叠合反应器与叠合催化剂接触进行反应。 优选情况下，所述原料中所述轻汽油的含量为70?100重量％，例如为70-90重量％，除所 述的轻汽油以外的其它原料的含量为为0-30重量％，例如为10%?30重量％。
[0026] 本发明提供的生产高辛烷值汽油的方法，流出叠合反应器的油气，可以直接引入 芳构化反应器，也可以先经过除去其中的催化剂例如过滤除去其中携带的催化剂粉末，然 后引入所述的芳构化反应器反应，优选除去其中携带的催化剂后不经分离直接引入所述的 芳构化反应器进行反应。
[0027] 本发明提供的生产高辛烷值汽油的方法中，所述的芳构化反应器的操作条件为： 反应温度100?500°C、优选150?450°C、更优选200?400°C，反应压力0? 1?0? 5MPa， 剂油比1?100、优选10?80、更优选20?70,反应时间为1?20秒、优选2?15秒、更 优选2?8秒，水蒸汽与原料油质量比(简称水油比）0?1，例如0?0. 1。
[0028] 本发明提供的生产高辛烷值汽油的方法中，所述的芳构化催化剂为固体酸催化 齐IJ，例如含沸石的催化剂。所述含沸石的催化剂包括沸石、无机氧化物和任选的粘土，各组 分分别占催化剂总重量比例：沸石1?50重量％、无机氧化物5?99重量％，粘土 0?70 重量％ ;其中沸石作为活性组分，优选包括中孔沸石和任选的大孔沸石，所述中孔沸石占沸 石总重量的50?100重量％，优选70?100重量％，大孔沸石占沸石总重量的0?50重 量％，优选0?30重量％。所述的中孔沸石可选自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，所述ZSM 系列沸石选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48 和其它类似结构的 沸石中的一种或几种。所述的中孔沸石可以用非金属元素和/或金属元素进行改性，所述 的非金属元素例如磷，所述的金属元素例如Ga、Zn、Cd、Ni中的一种或几种。所述的中孔沸 石优选为经过金属改性的ZSM系列沸石催化剂。所述大孔沸石例如Y型沸石，可选自稀土 Y(REY)沸石、稀土氢Y(REHY)沸石、超稳Y沸石构成的这组沸石中的一种或几种。所述 的无机氧化物作为粘接剂，选自二氧化硅（Si02)和/或三氧化二铝（A1203)。粘土作为基质 (即载体)，可选自商岭土和/或多水商岭土。
[0029] 本发明提供的生产高辛烷值汽油的方法中，所述的芳构化反应器可以是提升管反 应器、流化床反应器、固定床反应器、下流式反应器、等线速反应器以及在上述反应器基础 上改进的反应器；其中，优选提升管反应器或流化床反应器。所述的叠合反应器可以是固定 床反应器、浆态床反应器或移动床反应器，优选固定床反应器例如管式固定床反应器。
[0030] 本发明提供的生产高辛烷值汽油的方法中，从芳构化反应器出来的反应油气进入 后续分离系统，经过分离，可以得到目标汽油产品，其中含有较多的多甲基支链的芳烃，多 甲基支链的芳烃在汽油芳烃中含量可以为50重量％以上，所述汽油具有较高的辛烷值，通 常不低于92,例如可以为92?120。所述高辛烷值汽油的辛烷值（R0N)优选不低于95,更 优选不低于97。汽油也可以进一步分离出30?80°C的轻汽油馏分，分离得到的30?80°C 的轻汽油馏分可以与所述的轻汽油原料一起进入叠合反应器进一步转化，也可以直接出反 应装置，优选所述分离系统分离得到的轻汽油馏分与轻汽油馏分原料一起进入叠合反应器 进行转化。
[0031] 本发明提供的生产高辛烷值汽油的方法，一种实施方式，将馏程30?80°C的轻汽 油馏分经过乙醇胺脱硫、碱洗和水洗，以及脱碱性氮化物后，优选与水例如蒸馏水混合使原 料中的水含量为600?1800yg/g，加压至所需压力，换热升温到反应温度，引入叠合反应 器反应，反应器的反应温度可由循环的软化水控制。叠合反应的产物引出叠合反应器，直 接引入过滤器过滤，经过过滤器除去带出来的催化剂粉末后直接由芳构化反应器底部引入 芳构化反应器，与再生斜管来的在提升蒸汽的作用下向上流动的再生芳构化催化剂接触反 应。芳构化反应器的反应油气由芳构化反应器出口进入沉降器，在旋风分离器的作用下进 行油气与催化剂的分离，分离出的油气进入后续分离系统，分离出的带炭的待生芳构化催 化剂直接进入旋风分离器下端的汽提段，经汽提后进入催化剂再生器中烧焦再生，恢复活 性的再生芳构化催化剂经冷却后返回芳构化反应器中循环使用。
[0032] 下面结合附图进一步说明本发明所提供的方法，但本发明并不因此而受到任何限 制。
[0033] 图1为本发明提供的高辛烷值汽油生产方法的流程示意图。如图1所示，从管线1 来原料(包括所述的轻汽油）与管线2来的蒸馏水混合后进入压缩机3加压到所需压力，并 在换热器4换热升温至适宜的温度(例如升温至反应温度)后进入反应器5进行反应。反应 器的温度可以通过来自循环水罐7的软化水进入反应器后的压力来控制(循环水由管线10 返回循环水罐7)。反应产物从反应器底流出，经过过滤器6除去带出来的催化剂粉末，之后 经管线11进入提升管13底部。再生芳构化催化剂从再生斜管20进入提升管13 (其中21 为滑阀，可以用于控制催化剂的流量)，在经管线12引入的预提升介质的提升作用下与经管 线11引入提升管13的油气接触反应并向上流动。反应油气从提升管13出口进入沉降器 15,并在旋风分离器16的作用下分离反应油气和催化剂。分离后的反应产物经管线17进 入后续分离系统，分离出的催化剂进入沉降器15的汽提段，经管线14来的汽提水蒸汽汽提 后由待生斜管18进入再生器25再生(其中19为滑阀，可以用于控制催化剂的流量)。空气 经管线27进入再生器25,经空气分布板26分布后与催化剂接触进行烧焦再生。再生后的 催化剂在催化剂冷却器22降温后由再生斜管20进入提升管13循环使用。其中催化剂冷 却器22中经过管线23引入冷却介质例如水，经过管线24引出加过加热后的冷却介质。
[0034] 下面的实施例将对本方法予以进一步说明，但并不因此限制本方法。
[0035] 实施例中所使用的原料油和催化剂的性质列于表1和表2。表2中的催化剂A由 温州瑞博催化剂厂生产，催化剂B由中国石油化工股份有限公司催化剂齐鲁分公司生产。
[0036] 实施例1
[0037] 所用原料为催化裂化轻汽油，馏程30?80°C，其中C5?C7烯烃占45. 4重量％， 其它性质见表1，使用表2所列叠合催化剂A，芳构化催化剂B，在连续反应再生操作的中型 装置上进行实验。轻汽油馏分进入叠合反应器，反应器内反应温度150°C，重时空速2h'反 应压力3MPa;反应产物(油气）经过滤后引入提升管反应器反应，反应器出口温度300°C，反 应器出口压力0. 2Mpa，剂油重量比25,反应时间4秒，水油比(重量比)0. 05。分离待生催化 剂和油气，待生催化剂经汽提再生后返回反应器，油气进入分离系统经分离得到目的产物 高辛烷值汽油，操作条件、原料和产品分布列于表1。由表1可以看出，反应后汽油产率为 87. 52%，研究法辛烷值（R0N)高达98,提高了 7个单位，汽油族组成芳烃中多甲基支链的芳 烃含量为55. 3重量％。叠合反应器的叠合产物辛烷值为85。
[0038] 实施例2
[0039]以表1所列催化裂化轻汽油为原料(馏程30?80°C，其中C5?C7烯烃占45. 4重 量％)，使用表2所列叠合催化剂A和芳构化催化剂B，在连续反应再生操作的中型装置上进 行实验。催化裂化轻汽油馏分进入叠合反应器，在温度300°C，重时空速2h'反应压力5Mpa 条件下与叠合催化剂A接触发生反应；反应产物经过滤后进入提升管反应器，在反应温度 350°C，反应压力0. 2Mpa，剂油比（重量比）60,反应时间6秒，水油比（重量比）0. 05条件下 与芳构化催化剂B接触进行反应，分离待生催化剂和反应油气，待生催化剂经汽提再生后 返回反应器，反应油气进入分离系统经分离得到目的产物高辛烷值汽油。操作条件、原料和 和产品分布列于表1。由表1可以看出，反应后汽油产率为83. 41%，研究法辛烷值（R0N)高 达102,提高了 11个单位。汽油的芳烃中多甲基支链芳烃含量占65. 12重量％。叠合反应 器的叠合产物辛烷值为83。
[0040] 实施例3
[0041] 以表1所列催化裂化轻汽油为原料，使用表2所列叠合催化剂A和芳构化催化剂 B，在连续反应再生操作的中型装置上进行实验。馏程30?80°C的所述轻汽油馏分进入叠 合反应器，其中C5?C7烯烃占45. 4重量％，在温度190°C，重时空速21T1，反应压力3Mpa条 件下与催化剂A接触发生反应。反应产物经过滤后进入提升管反应器，在反应温度300°C， 反应压力〇? 2Mpa(绝对压力），剂油比(重量比)50,反应时间6秒，水油比(重量比)0? 05条件 下与催化剂B接触进行反应。分离待生催化剂和反应油气，待生催化剂经汽提再生后返回 反应器，反应油气进入分离系统经分离得到目的产物高辛烷值汽油，操作条件、原料和产品 分布列于表1。由表1可以看出，反应后汽油产率为87. 14%，研究法辛烷值（R0N)高达108， 提高了 17个单位。汽油族组成的芳烃中多甲基支链芳烃占75. 3重量％。叠合反应器的叠 合产物辛烷值为80。
[0042] 实施例4
[0043]以表1所列催化裂化轻汽油为原料，使用表2所列叠合催化剂A催化裂化催化剂 B，在连续反应再生操作的中型装置上进行实验。馏程30?80°C的轻汽油馏分进入叠合反 应器，其中C5?C7烯烃占45. 4重量％，在温度300°C，重时空速2h'反应压力3Mpa条件下 与催化剂A接触发生反应。反应产物经过滤后进入提升管反应器，在反应温度300°C，反应 压力0.2Mpa，剂油比（重量比）50,反应时间6秒，水油比（重量比）0.05条件下与催化剂B接触进行反应，分离待生催化剂和反应油气，待生催化剂经汽提再生后返回反应器，反应油 气进入分离系统经分离得到目的产物高辛烷值汽油。操作条件、原料和产品分布列于表1。 由表1可以看出，反应后汽油产率为85. 82%，研究法辛烷值（RON)高达104,提高了 13个单 位。汽油族组成芳烃中多甲基支链的芳烃含量为67. 2重量％，叠合反应器的叠合产物辛烷 值为82。
[0044] 实施例5
[0045] 以表1所列催化裂化轻汽油为原料，使用表2所列叠合催化剂A催化裂化催化剂 B，在连续反应再生操作的中型装置上进行实验。馏程30?80°C的所述催化裂化轻汽油馏 分(其中C5?C7烯烃占45. 4重量％)进入叠合反应器，在温度190°C，重时空速2h'反应 压力3Mpa条件下与催化剂接触发生反应。反应产物经过滤后进入提升管反应器，在反应温 度350°C，反应压力0. 2Mpa，剂油比（重量比）50,反应时间6秒，水油比（重量比）0. 05条件 下与催化剂B接触进行反应。分离待生催化剂和反应油气，待生催化剂经汽提再生后返回 反应器，反应油气进入分离系统经分离得到目的产物高辛烷值汽油，操作条件、原料和产品 分布列于表1。由表1可以看出，反应后汽油产率为86. 57%，研究法辛烷值（R0N)高达106， 提高了 15个单位。汽油族组成芳烃中多甲基支链的芳烃占70. 6重量％，叠合反应器的叠合 产物辛烷值为80。
[0046] 表 1
[0047]

【权利要求】
1. 一种生产高辛烷值汽油的方法，包括：将馏程30?80°C的轻汽油馏分引入叠合反应 器与叠合催化剂接触反应，得到的叠合反应产物引入芳构化反应器与芳构化催化剂接触反 应，得到的芳构化产物经分离得到高辛烷值汽油。
2. 按照权利要求1所述的生产高辛烷值汽油的方法，其特征在于，所述的轻汽油馏分 硫含量不超过20 ii g/g，碱性氮化物含量不超过0. 6 ii g/g，水含量600?1800 ii g/g。
3. 按照权利要求1所述的生产高辛烷值汽油的方法，其特征在于，所述的轻汽油馏分 烯烃含量为20?70重量％，芳烃含量不超过20重量％。
4. 按照权利要求1所述的生产高辛烷值汽油的方法，其特征在于，所述的轻汽油馏分 为催化裂化轻汽油、催化裂解轻汽油、焦化轻汽油、热裂解轻汽油、热裂化轻汽油、煤液化轻 汽油中的一种或多种。
5. 按照权利要求1所述的生产高辛烷值汽油的方法，其特征在于，所述高辛烷值汽油 的芳烃中多甲基支链芳烃占50重量％以上。
6. 按照权利要求1所述的生产高辛烷值汽油的方法，其特征在于，所述叠合反应器的 反应条件包括：反应温度为50?500°C、反应压力为1?lOMPa、反应重时空速为0. 1? 10h'
7. 按照权利要求6所述的生产高辛烷值汽油的方法，其特征在于，叠合反应器的反应 温度为100?300°C、反应压力为2?6MPa、反应重时空速为1?6h'
8. 按照权利要求1、6或7所述的生产高辛烷值汽油的方法，其特征在于，所述的芳构化 反应器的操作条件包括：反应温度为150?500°C、反应压力为0. 1?0. 5MPa，剂油重量比 为1?100、反应时间为1?20秒，水蒸汽与原料油质量比为0?0. 1。
9. 按照权利要求8所述的生产高辛烷值汽油的方法，其特征在于，所述的芳构化反应 器的操作条件包括：反应温度为200?450°C，剂油重量比为10?80,反应时间为2?15 秒。
10. 按照权利要求8所述的生产高辛烷值汽油的方法，其特征在于，所述的芳构化反应 器的操作条件包括：反应温度250?400°C，剂油比20?70,反应时间2?8秒。
11. 按照权利要求1所述的生产高辛烷值汽油的方法，其特征在于，所述的叠合反应的 催化剂为磷酸催化剂、酸性树脂、硅铝固体酸催化剂和分子筛固体酸催化剂中的一种或几 种。
12. 按照权利要求11所述的生产高辛烷值汽油的方法，其特征在于，所述磷酸催化剂 为磷酸负载在硅藻土上形成的催化剂、磷酸载在活性炭上形成的催化剂、磷酸浸泡过的石 英砂形成的催化剂、磷酸负载在硅胶上形成的催化剂和焦磷酸铜负载在硅胶上形成的催化 剂中的一种或多种；所述的沸石催化剂包括10?100重量％的沸石和〇?90重量％的基 质；所述的沸石为Y型沸石、ZSM-5沸石、beta沸石中的一种或多种。
13. 按照权利要求12所述的生产高辛烷值汽油的方法，其特征在于，所述的ZSM-5为 HZSM-5沸石，所述Y型沸石为HY沸石，所述的0沸石为H0沸石。
14. 按照权利要求1所述的生产高辛烷值汽油的方法，其特征在于，所述的叠合反应的 产物中C10?C14链烯烃和环烷烃占80重量％以上。
【文档编号】C10G57/00GK104342203SQ201310325175
【公开日】2015年2月11日 申请日期:2013年7月30日 优先权日:2013年7月30日
【发明者】陈学峰, 魏晓丽, 谢朝钢, 张久顺 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