一种烃油的催化转化方法
【技术领域】
[0001] 本发明属于在不存在氢的情况下石油烃类的催化转化方法，更具体地说，是一种 由重质石油烃生产高辛烷值汽油的催化转化方法。
【背景技术】
[0002] 随着原油重质化发展和市场对轻质油品需求的快速增长，在我国，作为重油轻质 化的催化裂化技术得到快速发展。然而，必须面对的一个事实是催化裂化柴油（或称"轻 循环油"）的质量却一直相对较差，密度大，芳烃含量高，十六烷值低，即使通过柴油加氢改 质技术也难以达到日益严格的柴油规格。如何解决催化裂化轻循环油是一个日益严峻的 问题。同时存在的另外一个问题是国内成品汽油长期短缺，而催化裂化汽油占成品汽油的 80%。因此，如何通过催化裂化工艺来实现重质原料最大化生产高辛烷值汽油而不生产轻循 环油可能是解决上述问题的新途径。
[0003] US4585545披露了一种将催化裂化轻循环油全馏分先进行加氢处理，得到的加氢 柴油再去催化裂化生产富含单环芳烃汽油的催化转化方法。
[0004] CN1422327A公开了一种催化裂化轻循环油改质的方法，是将以重质油为原料的 第一催化裂化装置生产的轻循环油进行深度加氢，得到的加氢循环油再进第二催化裂化装 置。在该方法的基础上，CN1423689A强调第二催化裂化装置中的催化剂要求含50-95%的 择形沸石和约5-50%的孔径大于或等于约0. 7nm的大孔沸石，以选择性地提高轻烯烃产率。
[0005] CN1466619A公开了一种催化裂化轻循环油的转化方法，是将催化裂化提升管反应 器划分为上、下游两个反应区，其中重质油注入下游区，其催化裂化产物轻循环油经加氢处 理后得到的加氢循环油注入上游区。在该方法的基础上，CN1425054A方法中下游区的进料 除了加氢循环油外，还增加了石脑油。该方法中不仅氢耗高，而且加氢循环油在上游区反应 会严重影响下游的重质油的转化。
[0006] 从上面公开的文献可以发现，对于催化裂化轻循环油进行加工的重要途径之一是 将其先进行加氢处理，然后再催化裂化。必须指出的是，轻循环油无论是否加氢，和重质油 大分子相比，其分子小、键能大，因此如何控制催化裂化的操作参数是轻循环油加工的关键 之一。同时轻循环油如果进行加氢，加氢过程的操作控制也是轻循环油加工的关键之一。此 夕卜，重质石油烃催化裂化过程中最大化生产高辛烷值汽油而不生产轻循环油，则必须兼顾 考虑如何实现重质石油烃和轻循环油的选择性催化裂化。
【发明内容】
[0007] 本发明的目的是在现有技术的基础上提供一种由重质石油烃最大化生产高辛烷 值汽油的催化转化方法。
[0008] 本发明提供的催化转化方法包括：
[0009] (1)催化裂化轻循环油经切割得到轻馏分和重馏分；
[0010] (2)步骤（1)所述重馏分在氢气和加氢处理催化剂存在下进行加氢处理反应，分离 反应产物得到加氢重馏分；
[0011] (3 )步骤（1)所述轻馏分、步骤（2 )所述加氢重馏分与重质石油烃原料从下至上分 层进入催化裂化装置提升管反应器，在催化裂化催化剂存在下进行催化裂化反应，分离待 生催化裂化催化剂与反应油气，其中反应油气经分离得到包括汽油、轻循环油的产品；
[0012] (4)待生催化裂化催化剂经汽提、再生后所得再生催化裂化催化剂返回提升管反 应器循环使用。
[0013] 步骤（1)所述催化裂化轻循环油选自外来催化裂化装置所产轻循环油或/和本方 法催化裂化装置步骤（3)所产轻循环油，优选外来催化裂化装置所产轻循环油和本方法催 化裂化装置步骤（3)所产轻循环油。上述方法中，步骤（3)与重质石油烃原料的质量比称为 轻循环油循环比。
[0014] 步骤（3 )所述重质石油烃原料选自直馏蜡油、焦化蜡油、脱浙青油、加氢精制油、力口 氢裂化尾油、减压渣油、常压渣油中的一种或几种。
[0015] 步骤（4)所述再生催化裂化催化剂优选与步骤（3)所述轻馏分、重质石油烃原料 接触。
[0016] 本发明提供的方法具体如下：
[0017] 催化裂化轻循环油进入单独的分馏塔进行切割，切割温度控制在250?260°C，优 选切割温度为260°C，从分馏塔的顶部和底部分别得到不高于该切割温度的轻馏分和高于 该切割温度的重馏分。
[0018] 所述重馏分去加氢处理装置，在氢气和加氢催化剂存在下进行加氢处理反应，力口 氢处理条件为：氢分压5. 0?22. OMPa，优选8. 0?15. OMPa ;反应温度330?450°C，优选 340?380°C ;体积空速0. 1?10. 0小时 '氢油体积比100?2000Nm3/m3。分离反应产物 得到初馏点> 250°C优选> 260°C的馏分，或称加氢柴油、加氢重馏分。所述加氢重馏分中 双环芳烃含量要< 20重％，优选< 10重％。
[0019] 所述的加氢催化剂活性金属组分选自第VIB族金属和/或第VIII族非贵金属，载 体选自氧化铝、二氧化硅、无定形硅铝中任一种或几种。所述第VIB族金属为钥或/和钨， 第VIII族非贵金属为镍或/和钴。活性金属组分优选镍-钨、镍-钨-钴、镍-钥或钴-钥 的组合。
[0020] 来自再生器的一部分高温再生催化剂进入提升管反应器底部的预提升段，经预提 升介质提升、上行，与轻馏分接触反应、上行；随后与加氢重馏分接触反应，油气、催化剂混 合物上行，然后与重质石油烃原料、来自再生器的另一部分高温再生催化剂接触反应；反应 油气从提升管出来后最终进入主分馏塔及随后的吸收稳定系统进而分离。其中主分馏塔出 来的轻循环油可以进入新增的轻循环油分馏塔进行切割，切割得到的轻循环油轻馏分直接 循环回提升管，而切割得到的轻循环油重馏分去加氢处理装置进行加氢饱和，而加氢后的 轻循环油重馏分循环回提升管。
[0021] 轻馏分进入提升管的位置与加氢重馏分进入提升管位置的距离以控制反应油气 在两位置距离内的停留时间为0. 01?3秒为宜，优选0. 05?1秒。
[0022] 加氢重馏分进入提升管的位置与重质石油烃原料进入提升管位置的距离以控制 反应油气在两位置距离内的停留时间为〇. 05?2秒为宜，优选0. 1?1秒。
[0023] 轻循环油轻馏分、加氢重馏分和重质石油烃原料分层进入的优点是可以优化满足 不同馏分催化裂化的反应条件，从而实现最大程度地转化。尤其是反应油气和催化剂的混 合物在和重质石油烃原料接触前进一步补充再生催化剂，有利于增强重油的转化。
[0024] 步骤（3 )所述提升管反应器为等径提升管反应器或变径提升管反应器。提升管反 应器的反应条件为：反应温度为520?650°C，优选550?590°C，压力（绝对压力）0· 15? 0.4MPa〇
[0025] 对重质石油烃原料而言：剂油质量比（指催化剂与该原料油的质量比，下同）1? 50，优选3?30 ;油气停留时间1?10秒，优选2?8秒(油气停留时间是指该原料油在整个 提升管反应器的停留时间，下文没有特别说明均同此义);水蒸汽与原料的重量比为0. 01? 〇· 5 优选 0· 02 ?0· 2。
[0026] 对轻循环油的轻馏分而言：剂油质量比5?100,优选8?50 ;油气停留时间1? 20秒，优选2?15秒；水蒸汽与原料的重量比为0. 01?0. 3优选0. 02?0. 1。
[0027] 对轻循环油的加氢重馏分而言：剂油质量比5?100,优选8?50 ;油气停留时间 1?15秒，优选2?10秒；水蒸汽与原料的重量比为0. 01?0. 3优选0. 02?0. 1。
[0028] 催化裂化装置的平衡催化剂剂活性（MAT)彡60,优选彡62。
[0029] 催化裂化催化剂包括沸石、无机氧化物和任选的粘土。各组分的含量分别为：沸石 10?50重％、无机氧化物5?90重％、粘土 0?70重％。其中活性组分是选自含或不含稀 土的Y、HY、USY或Beta沸石中的一种、两种或多种。
[0030] 本发明的优点在于：
[0031] 1、可以彻底实现重质石油烃原料催化裂化不生产轻循环油。
[0032] 2、将催化裂化装置轻循环油先切割，而将其中重馏分去加氢，可以最大限度地减 少氢耗；
[0033] 3、采用提升管三层不同分区并在不同位置补充再生催化剂来分别加工重质油和 轻循环油的不同馏分，有助于分别优化三种原料的操作条件，实现三者的最大化转化，从而 最大程度地生产高辛烷值的催化汽油。
【附图说明】
[0034]图1为本发明提供的生产高辛烷值催化汽油的催化转化方法流程示意图。
【具体实施方式】
[0035] 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。
[0036] 附图为本发明提供的催化转化方法流程示意图。
[0037] 图1是本发明的最佳实施方式的流程示意图，但不限制本发明。设备和管线的形 状、尺寸不受附图的限制，而是根据具体情况确定。附图中各编号说明如下：
[0038] 1、3-5、7、13、15、18、20、22-26均代表管线；2为轻循环油分馏塔；6为加氢处理装 置；8为轻循环油的轻馏分喷嘴；9为轻循环油的加氢重馏分喷嘴；10为重质石油烃原料喷 嘴；11为催化裂化提升管反应器；12为催化裂化再生器；14、16为再生催化剂滑阀；17为沉 降器；19为主分馏塔；21为吸收稳定系统。催化裂化提升管反应器11中的I为轻循环油轻 馏分反应区；II为轻循环油加氢重馏分反应区；III为重油反应区。
[0039] 下面结合附图对本发明所提供的最佳实施方式予以进一步的说明。
[0040] 催化裂化轻循环油经管