原料油的重量比为20。油气从出口区出来后在沉降器稀相经旋 风分离器分离后进入后部的分傭系统。带炭的待生催化剂进入汽提段，汽提后的待生催化 剂去再生器再生，再生后的催化剂一部分经降温换热后返回提升管反应器的初始反应区， 一部分直接经斜管输送到提升管主反应区底部循环使用，操作条件和试验结果见表3。
[0084] 对比例3
[0085] 根据实施例2的方法对原料油进行催化裂化，所不同的是，延长提升管反应区的 初始反应区的提升管长度，使得初始反应区的反应时间为2砂，操作条件和试验结果见表 3。
[008引 实施例3
[0087] 本实施例用于说明本发明提供的生产高辛焼值汽油的催化转化方法。
[0088] 按照图1所示的流程进行试验，在提升管反应器的中型装置上进行试验，原料油 预热至30(TC经管线15注入提升管反应器下部的初始反应区，与由水蒸气提升的降温后的 再生催化剂化1(TC)在初始反应区接触、反应。催化剂和原料油的重量比为20,原料油在 初始反应区内的停留时间为0. 4砂，反应温度为52(TC。油剂混合物继续上行进入主反应 区，在主反应区底部与来自管线9的高温再生催化剂化8(TC)接触继续反应，反应温度为 57(TC，反应时间为2. 5砂，催化剂和原料油的重量比为23。油气从出口区出来后在沉降器 稀相经旋风分离器分离后进入后部的分傭系统。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再生，再生后的催化剂一部分经降温换热后返回提升管反应器的初始 反应区，一部分直接经斜管输送到提升管主反应区底部循环使用，操作条件和试验结果见 表3。
[0089]表 3
[0090]
[0091]
[0092] 注；表中NP表示正构焼姪含量，IP表示异构焼姪含量；0表示帰姪含量；N表示环 焼姪含量;A表示芳姪含量。
[0093] 由上述实施例可W看出，根据本发明提供的所述生产高辛焼值汽油的催化转化方 法不仅能够获得较高的汽油RON辛焼值的汽油产品，而且所获得的汽油产品的质量较好， 具有明显较低的帰姪W及较高的异构焼姪和芳姪含量。具体地，通过将实施例1与对比例 1进行比较可W看出，实施例1的汽油产率增加了 3. 28%，汽油RON辛焼值达到98,提高了 8个单位；汽油质量组成中，帰姪含量由56. 49%降到了 23. 61%，异构焼姪含量由11.83% 增加到了 19. 0%，芳姪含量由21. 20%增加到了 44. 18%。通过将实施例2与对比例1进行 比较可W看出，实施例1的汽油产率增加了 1.73%，汽油RON辛焼值达到101，提高了 11个 单位；汽油质量组成中，帰姪含量由56. 49%降到了 27. 04%，异构焼姪含量由11. 83%增加 到了 13. 03%，芳姪含量由21. 20%增加到了 48. 73%。
【主权项】
1. 一种生产高辛烷值汽油的催化转化方法，该方法包括：将预热后的原料油与第一催 化转化催化剂在提升管反应器的初始反应区中进行催化转化反应，并使由所述初始反应区 产生的油剂混合物进入提升管反应器的主反应区，与补充注入的第二催化转化催化剂继续 进行催化转化反应，其中，所述主反应区的反应温度高于所述初始反应区的反应温度，所述 第二催化转化催化剂的温度高于所述第一催化转化催化剂的温度，且所述初始反应区的反 应时间小于所述主反应区的反应时间。2. 根据权利要求1所述的方法，其中，所述主反应区的反应温度比所述初始反应区的 反应温度高5-KKTC。3. 根据权利要求2所述的方法，其中，所述主反应区的反应温度比所述初始反应区的 反应温度高10-80°C。4. 根据权利要求1所述的方法，其中，所述初始反应区的反应时间比所述主反应区的 反应时间短〇. 5-5秒。5. 根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，所述初始反应区的反应条件包括： 反应温度为400-600°C，剂油重量比为1-50 : 1，反应时间为0. 1-1. 9秒。6. 根据权利要求5所述的方法，其中，所述初始反应区的反应条件包括：反应温度为 450-5501：，剂油重量比为1-30:1，反应时间为0.2-1.5秒。7. 根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，所述主反应区的反应条件包括：反 应温度为450-700°C，反应压力为130-450kPa，剂油重量比为5-50 : 1，反应时间为1-8 秒。8. 根据权利要求7所述的方法，其中，所述主反应区的反应条件包括：反应温度为 500-600°C，反应压力为200-400kPa，剂油重量比为10-40 : 1，反应时间为L5-6秒。9. 根据权利要求1所述的方法，其中，在所述提升管反应器中，所述主反应区与所述初 始反应区的提升管直径之比为1. 2-1. 5 :1。10. 根据权利要求1所述的方法，其中，所述第二催化转化催化剂的温度比所述第一催 化转化催化剂的温度高10-150°C。11. 根据权利要求1或10所述的方法，其中，所述第一催化转化催化剂的温度为 450-650°C，所述第二催化转化催化剂的温度为600-730°C。12. 根据权利要求11所述的方法，其中，所述第一催化转化催化剂的温度为 500-620°C，所述第二催化转化催化剂的温度为620-700°C。13. 根据权利要求1和10-12中任意一项所述的方法，其中，所述方法还包括：将由所 述提升管反应器的出口排出的反应物料进行气固分离，将分离出的固体催化剂进行汽提、 烧焦再生以获得高温再生催化剂，将一部分高温再生催化剂进行冷却，并将冷却的再生催 化剂循环用作所述第一催化转化催化剂，同时将另一部分高温再生催化剂循环用作所述第 二催化转化催化剂。14. 根据权利要求1和11-13中任意一项所述的方法，其中，催化转化催化剂为含有 活性组分和载体的固体酸催化剂，所述活性组分选自含或不含稀土的Y或HY型沸石、具有 MFI结构的沸石、八面沸石和硅酸铝中的至少一种，所述载体选自无机氧化物和天然粘土中 的至少一种。15. 根据权利要求1所述的方法，其中，所述原料油预热后的温度为150-400°C。16. 根据权利要求15所述的方法，其中，所述原料油预热后的温度为250-360°C。17. 根据权利要求1、15和16中任意一项所述的方法，其中，所述原料油为石油烃和/ 或其它矿物油，所述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 和常压渣油中的至少一种。
【专利摘要】本发明涉及一种生产高辛烷值汽油的催化转化方法，该方法包括：将预热后的原料油与第一催化转化催化剂在提升管反应器的初始反应区中进行催化转化反应，并使由所述初始反应区产生的油剂混合物进入提升管反应器的主反应区，与补充注入的第二催化转化催化剂继续进行催化转化反应，其中，主反应区的反应温度高于初始反应区的反应温度，第二催化转化催化剂的温度高于第一催化转化催化剂的温度，且初始反应区的反应时间小于主反应区的反应时间。本发明提供的生产高辛烷值汽油的催化转化方法不仅能够获得较高的汽油RON辛烷值的汽油产品，而且所获得的汽油产品的质量较好，具有明显较低的烯烃以及较高的异构烷烃和芳烃含量。
【IPC分类】C10G55/00
【公开号】CN105368493
【申请号】CN201410443190
【发明人】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
【公开日】2016年3月2日
【申请日】2014年9月2日