管线11返回再生器2内，集气室7中的反应产物油气经过大油气管线20进入后续分离系 统。
[0070] 下面将通过实施例对本发明作进一步说明，但并不因此而限制本发明。
[0071] 在以下实施例和对比例中，转化率根据以下公式计算得到：
[0072] 转化率=干气收率+液化气收率+汽油收率+焦炭收率
[0073] 以下实施例和对比例中所用的原料油的性质如表1所示，所用的催化转化催化剂 的性质如表2所示，该催化剂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，商品牌号为MLC-500。
[0074] 表 1
[0075]
[0076] 表 2
[0077]
[0078] 实施例1
[0079] 本实施例用于说明本发明提供的生产高辛烷值汽油的催化转化方法。
[0080] 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350°c经管线15注入提升管反应器下部的初始反应区，与由水蒸气提升的高温再生 催化剂（650°C )在初始反应区的下部接触、反应。催化剂和原料油的重量比为16,原料油 在初始反应区内的停留时间为0. 8秒，反应温度为550°C。油剂混合物继续上行进入主反应 区继续反应。反应温度为480°C，反应时间1.6秒。油气从提升管反应器的出口排出后在沉 降器稀相经旋风分离器分离后进入后续的分馏系统。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，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用，操作条件和 试验结果见表3。
[0081] 对比例1
[0082] 采用常规催化裂化提升管反应器，原料油预热至215°C注入提升管反应器下部，与 由水蒸气提升的高温再生催化剂^50°C )接触、反应。反应区内催化剂和原料油的重量比 为8,反应时间为2. 5秒，反应温度为500°C。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馏系统。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，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用，操作条件和试验结果见表3。
[0083] 对比例2
[0084] 根据实施例1的方法对原料油进行催化裂化，所不同的是，提升管反应器的初始 反应区的反应时间为1. 2秒，主反应区的反应时间为1. 2秒，操作条件和试验结果见表3。
[0085] 实施例2
[0086] 本实施例用于说明本发明提供的生产高辛烷值汽油的催化转化方法。
[0087] 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350°C经管线15注入提升管反应器下部的初始反应区，与由水蒸气提升的高温再生 催化剂（650°C )在初始反应区的下部接触、反应。催化剂和原料油的重量比为18,原料油 在初始反应区内的停留时间为0. 6秒，反应温度为560°C。油剂混合物继续上行进入主反应 区继续反应。反应温度为500°C，反应时间1.8秒。油气从提升管反应器的出口排出后在沉 降器稀相经旋风分离器分离后进入后部的分馏系统。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，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用，操作条件和 试验结果见表3。
[0088] 实施例3
[0089] 本实施例用于说明本发明提供的生产高辛烷值汽油的催化转化方法。
[0090] 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350°C经管线15注入提升管反应器下部的初始反应区，与由水蒸气提升的高温再生 催化剂（670°C )在初始反应区的下部接触、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1. 4秒，反应温度为580°C。油剂混合物继续上行进入主反应 区继续反应。反应温度为520°C，反应时间2秒。油气从提升管反应器的出口排出后在沉降 器稀相经旋风分离器分离后进入后部的分馏系统。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，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用，操作条件和试 验结果见表3。
[0091] 表 3
[0092]
[0093]
[0094] 注：表中NP表示正构烷烃含量，IP表示异构烷烃含量；0表示烯烃含量；N表示环 烷烃含量;A表示芳经含量。
[0095] 由上述实施例可以看出，根据本发明提供的所述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R0N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。具体地，通过将实施例1与对比例 1进行比较可以看出，实施例1的汽油产率增加了 3. 28%，汽油R0N辛烷值达到98,提高了 8个单位；汽油质量组成中，烯烃含量由56. 49%降到了 21. 11%，异构烷烃含量由11.83% 增加到了 26. 0%，芳烃含量由21. 20%增加到了 40. 68%。通过将实施例2与对比例1进行 比较可以看出，实施例2的汽油产率增加了 2. 22%，汽油R0N辛烷值达到100,提高了 10个 单位；汽油质量组成中，烯烃含量由56. 49%降到了 23. 08%，异构烷烃含量由11. 83%增加 到了 21. 0%，芳烃含量由21. 20%增加到了 44. 44%。
【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继续进行催化转化反应，其中，所述初始反应 区的反应温度高于所述主反应区的反应温度，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，所述初始反应区的反应温度比所述主反应区的 反应温度高5-150°C。3. 根据权利要求2所述的方法，其中，所述初始反应区的反应温度比所述主反应区的 反应温度高l〇-l〇〇°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500-700°C，剂油重量比为5-50 : 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 550-610°〇，剂油重量比为10-30:1，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400-560°C，反应压力为130-450kPa，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 450-530°C，反应压力为200-400kPa，反应时间为1. 5-6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，所述初始反应区与所述 主反应区的提升管直径之比为0. 5-0. 8 :1。10. 根据权利要求1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、烧焦再生和任选的脱 气处理以获得高温再生催化剂，并将至少部分所述高温再生催化剂循环用作所述催化转化 催化剂。11. 根据权利要求1或10所述的方法，其中，所述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。12. 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。13. 根据权利要求12所述的方法，其中，所述原料油预热后的温度为250-360°C。14. 根据权利要求1、12和13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继续进行催化转化反应，其中，所述初始反应区的反应温度高于所述主反应区的反应温度，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。根据本发明提供的所述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】CN105441121
【申请号】CN201410443443
【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30日
【申请日】2014年9月2日