制取丙烯和高辛烷值汽油的催化转化方法，不同裂化性能的原料油进入第一提升管反应器的不同反应区与催化裂解催化剂接触进行裂化反应，分离待生催化剂和反应油气，其中待生催化剂经汽提后进入第一再生器经烧焦再生后返回第一提升管，反应油气经分离得到包含丙烯、汽油、再裂化原料的产物，其中再裂化原料送入第二提升管反应器内，与热再生催化剂接触，进行催化转化，待生催化剂在第二再生器中烧焦再生后返回第二提升管反应器。该方法丙烯和汽油产率明显地增加，汽油辛烷值明显地改善；在丙烯产率大幅度增加的情况下，干气产率明显地降低，可降低达８０重％以上。
【技术实现步骤摘要】
本专利技术属于在不存在氢的情况下烃类的催化转化方法，更具体地说，是一种将重质原料转化为丙烯和高辛烷值汽油的方法。
技术介绍
丙烯是重要的有机化工原料，是聚丙烯、丙烯腈等产品的合成单体。随着聚丙烯等 衍生物需求的迅速增长，对丙烯的需求也在逐年倶增。世界丙烯市场的需求已经从20年前 的1520万吨增加到2000年的5120万吨，年均增长率达6. 3% 。预计到2010年丙烯的需求 量将达到8600万吨，其间年均增长率约为5. 6%。 生产丙烯的方法主要是蒸汽裂解和催化裂化(FCC)，其中蒸汽裂解以石脑油等轻 质油为原料通过热裂解生产乙烯、丙烯，但丙烯的产率仅为15重X左右，而FCC则以减压蜡 油(VGO)等重质油为原料。目前，世界上66%的丙烯来自蒸汽裂解生产乙烯的副产品，32% 来自炼油厂FCC生产汽、柴油的副产品，少量(约2%)由丙烷脱氢和乙烯-丁烯易位反应 得到。 石油化工如果走传统的蒸汽裂解制乙烯、丙烯路线，将面临轻质原料油短缺、生产 能力不足以及成本过高等几大制约因素。 FCC由于其原料适应性广、操作灵活等优势日益受到重视。在美国，几乎丙烯市场 需求量的50%都来源于FCC装置。增产丙烯的催化裂化改进技术发展很快。 US4，980，053公开了一种制取低碳烯烃的烃类转化方法，原料为不同沸程的石油 馏分、渣油或原油，在流化床或移动床反应器内使用固体酸催化剂，在温度500-650°C 、压力 1.5-3Xl()Spa、重时空速0. 2-2. Oh—^剂油比2_12的条件下进行催化转化反应，反应后的催 化剂经烧焦再生后返回反应器内循环使用。该方法丙烯和丁烯的总产率可以达到40%左 右，其中丙烯产率高达26. 34%。 W000/31215A1公开了一种生产烯烃的催化裂化方法，该方法采用ZSM-5和/或 ZSM-ll沸石做活性组分，以大量惰性物质为基质的催化剂，以VGO为原料，丙烯的产率也不 超过20重％。 US4， 422， 925公开了多种具有不同裂化性能的烃类与热再生催化剂接触并转化的 方法，该方法所述的烃类至少含有一种气体烷烃原料和一种液体烃类原料，该方法依据不 同的烃类分子具有不同裂化性能，将反应区分成多个反应区进行裂化反应，以多产低分子 烯烃。 随着我国经济的发展，我国汽油车保有量逐年增加，因此对高质量汽油的需求日 益提高。我国车用汽油主要来自催化裂化装置，催化裂化汽油重馏分部分辛烷值偏低，从而 影响汽油的辛烷值，此外，催化裂化柴油质量较差，但催化裂化柴油含有较多的单环芳烃， 将柴油中的单环芳烃转化为汽油组分既有利于汽油产率的增加，同时又可以改善汽油的辛 烷值。 上述现有技术对烷烃分子裂化反应设计仍存在不足，同时，现有技术的产品分布是按常规的FCC分馏系统来切割的，汽油或柴油中的芳烃潜含量和低碳烯烃潜含量未充分 利用，造成丙烯和芳烃的产率偏低。为了满足日益增长的丙烯、乙烯和芳烃等化工原料的需 求，有必要开发一种将重质原料转化为大量的丙烯、乙烯和芳烃的催化转化方法。
技术实现思路
本专利技术所要解决的技术问题是提供一种催化转化方法将重质原料转化为丙烯和高辛烷值汽油。 本专利技术的技术方案为一种，该方法包括 下列步骤 (1)难裂化的原料油进入第一提升管反应器底部，与热再生的催化裂解催化剂接 触，在反应温度600°C -75(TC、重时空速100h—^800h—\反应压力0. lOMPa-l. OMPa(绝压)、 催化裂解催化剂与原料的重量比30-150，水蒸汽与原料的重量比为0. 05-1. 0的条件下进 行裂化反应； (2)反应流出物不经油剂分离，与易裂化的原料油混合，易裂化的原料油在反应温 度500。C -670"、重时空速0. lh—^100h—\反应压力0. lOMPa-l. OMPa (绝压)、催化裂解催化 剂与原料的重量比2-30，水蒸汽与原料的重量比为0. 05-1. 0的条件下进行反应； (3)反应流出物不经油剂分离，与任选的难裂化的原料油、易裂化原料油、冷激 介质中的一种或几种混合，在反应温度45(TC _650"、重时空速10h—^300h—\反应压力 0. lOMPa-l. OMPa(绝压)、催化裂解催化剂与原料的重量比10-100，水蒸汽与原料的重量比 为0. 05-1. 0的条件下进行裂化反应； (4)分离待生催化剂和反应油气，其中待生催化剂经汽提后进入第一再生器，经烧 焦再生后返回第一提升管，反应油气去分离系统； (5)步骤(4)所述反应油气进入分离系统分离得到包含丙烯、碳四烯烃、汽油、馏 程为1S(TC 25(TC的馏分和催化蜡油的产物； (6)步骤(5)所述催化蜡油经加氢处理或/和芳烃抽提处理，得到加氢催化蜡油或 /和催化蜡油抽余油； (7)步骤(5)所述碳四烯烃、步骤(5)所述馏程为1S(TC 25(TC的馏分、步骤(6) 所述加氢催化蜡油、步骤(6)所述催化蜡油抽余油中的一种或其中一种以上的混合物作为 再裂化原料送入第二提升管反应器内，与热再生催化剂接触，反应温度300°C -62(TC、重时 空速100h—^800h入反应压力0. lOMPa-l. OMPa(绝压)、催化裂解催化剂与原料的重量比 2-100，水蒸汽与原料的重量比为0. 05-1. 0的条件下进行催化转化，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后在第二再生器中烧焦再生后返回第二提 升管反应器，反应油气的分离与步骤(5)相同。 所述的易裂化原料为石油烃和/或其它矿物油，其中石油烃选自减压蜡油(VGO)、 常压蜡油(AGO)、焦化蜡油(CGO)、脱沥青油(DAO)、减压渣油(VR)、常压渣油(AR)、催化蜡油 抽余油。其它矿物油为煤液化油、油砂油、页岩油。优选的原料选自减压蜡油、常压蜡油、焦 化蜡油、脱沥青油、减压渣油、常压渣油、催化蜡油抽余油的一种或其中一种以上的混合物。 其中VG0、AG0、CG0、DA0、VR、AR为未加氢的全馏分或部分馏分，或为加氢后的全馏分或部分 馏分。 所述的难裂化原料选自碳原子数为2 8的烃类、油浆、柴油、汽油的一种或其中一种以上的混合物。所述难裂化原料既可以来自本装置，也可以来自外装置。 所述汽油选自本方法所得催化裂解汽油、催化裂化汽油、直馏汽油、焦化汽油、热裂解汽油、热裂化汽油、加氢汽油中的一种或其中一种以上的混合物，其中催化裂化汽油、直馏汽油、焦化汽油、热裂解汽油、热裂化汽油、加氢汽油是来自本装置外的汽油。 所述柴油是选自本方法所得催化裂解柴油、催化裂化柴油、直馏柴油、焦化柴油、热裂化柴油、加氢柴油中的一种或其中一种以上的混合物，其中催化裂化柴油、直馏柴油、焦化柴油、热裂化柴油、加氢柴油是来自本装置外的柴油。 碳原子数为2 8的烃可以是来自本专利技术的催化裂解方法，也可以来自常规催化 裂化、焦化、热裂化、加氢等工艺。 所述冷激介质是选自冷却的再生催化剂、冷却的半再生催化剂、待生催化剂和新 鲜催化剂中的一种或一种以上的任意比例的混合物，其中冷却的再生催化剂和冷却的半再 生催化剂是待生催化剂分别经两段再生和一段再生后冷却得到。 所述的再裂化原料为碳四烯烃、馏程为18(TC 25(TC的馏分、加氢催化蜡油、催 化蜡油抽余油中的一种或其中一种本文档来自技高网...
【技术保护点】
制取丙烯和高辛烷值汽油的催化转化方法，其特征在于该方法包括下列步骤： （１）难裂化的原料油进入第一提升管反应器底部，与热再生的催化裂解催化剂接触，在反应温度６００℃－７５０℃、重时空速１００ｈ↑［－１］－８００ｈ↑［－１］、反应压力０．１０ＭＰａ－１．０ＭＰａ、催化裂解催化剂与原料的重量比３０－１５０，水蒸汽与原料的重量比为０．０５－１．０的条件下进行裂化反应； （２）反应流出物不经油剂分离，与易裂化的原料油混合，易裂化的原料油在反应温度５００℃－６７０℃、重时空速０．１ｈ↑［－１］－１００ｈ↑［－１］、反应压力０．１０ＭＰａ－１．０ＭＰａ、催化裂解催化剂与原料的重量比２－３０，水蒸汽与原料的重量比为０．０５－１．０的条件下进行反应； （３）反应流出物不经油剂分离，与任选的难裂化的原料油、易裂化原料油、冷激介质中的一种或几种混合，在反应温度４５０℃－６５０℃、重时空速１０ｈ↑［－１］－３００ｈ↑［－１］、反应压力０．１０ＭＰａ－１．０ＭＰａ、催化裂解催化剂与原料的重量比１０－１００，水蒸汽与原料的重量比为０．０５－１．０的条件下进行裂化反应； （４）分离待生催化剂和反应油气，其中待生催化剂经汽提后进入第一再生器，经烧焦再生后返回第一提升管，反应油气去分离系统； （５）步骤（４）所述反应油气进入分离系统分离得到包含丙烯、碳四烯烃、汽油、馏程为１８０℃～２５０℃的馏分和催化蜡油的产物； （６）步骤（５）所述催化蜡油经加氢处理或／和芳烃抽提处理，得到加氢催化蜡油或／和催化蜡油抽余油； （７）步骤（５）所述碳四烯烃、步骤（５）所述馏程为１８０℃～２５０℃的馏分、步骤（６）所述加氢催化蜡油、步骤（６）所述催化蜡油抽余油中的一种或其中一种以上的混合物作为再裂化原料送入第二提升管反应器内，与热再生催化剂接触，反应温度３００℃－６２０℃、重时空速１００ｈ↑［－１］－８００ｈ↑［－１］、反应压力０．１０ＭＰａ－１．０ＭＰａ、催化裂解催化剂与原料的重量比２－１００，水蒸汽与原料的重量比为０．０５－１．０的条件下进行催化转化，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后在第二再生器中烧焦再生后返回第二提升管反应器，反应油气的分离与步骤（５）相同。...
【技术特征摘要】
【专利技术属性】
技术研发人员：杨轶男，崔守业，许友好，龚剑洪，刘守军，程从礼，
申请(专利权)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，
类型：发明
国别省市：11[中国|北京]
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