CN101210188B

CN101210188B - 一种烃油转化方法

Info

Publication number: CN101210188B
Application number: CN 200610169780
Authority: CN
Inventors: 侯典国; 毛安国; 张久顺; 谢朝钢; 许友好
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2006-12-28
Filing date: 2006-12-28
Publication date: 2011-11-02
Anticipated expiration: 2026-12-28
Also published as: CN101210188A

Abstract

一种烃油转化方法，该方法包括至少一个轻质油改质过程，所述轻质油改质过程包括在轻质油改质条件下，将轻质油改质催化剂与轻质油原料在流化床反应器内接触反应，其中，所述轻质油改质催化剂为待生裂化催化剂和/或半再生裂化催化剂。采用本发明提供的方法，可以降低液体产品中的硫含量和汽油烯烃含量，增加液体产品的收率，并可降低干气和焦炭的产率。

Description

一种烃油转化方法

技术领域

本发明涉及一种烃油转化方法。

背景技术

烃油的催化裂化是在裂化催化剂作用下将烃油大分子裂化成小分子，制取汽油、液化气、柴油馏分等。

烃油裂化的过程通常在提升管反应器中进行，该过程一般包括在提升管反应器的底部通入预提升介质，在预提升介质的作用下将裂化催化剂和裂化原料油提升至提升管的反应区，在裂化反应条件下，将裂化催化剂与裂化原料油接触，裂化催化剂在裂化反应中因积炭而失活，因积炭而失活的裂化催化剂称为待生裂化催化剂，在提升管的上部将裂化反应产物和待生裂化催化剂分离，待生裂化催化剂经汽提器汽提后通过再生斜管进入再生器烧焦再生，烧焦后的催化剂根据炭含量的不同分为活性基本完全恢复的再生催化剂和活性部分恢复的半再生催化剂，再生催化剂或再生催化剂和半再生催化剂混合物进入反应器循环使用。分离出的裂化反应产物根据需要进一步分离得到汽油、柴油和液化气。

近年来，环保对汽油和柴油质量的要求越来越高，例如，环保法规对汽油中的烯烃含量和硫含量要求越来越低。

CN1493658A公开了一种催化汽油改质降烯烃的方法和装置，依托原有工业催化裂化装置，以常规催化裂化工艺为基础，在再生器上设立一引出高温再生催化剂物流的斜管和增设一个单独的新型流态化催化剂改质反应器来对催化裂化汽油馏分进行催化改质反应，以达到深度降低烯烃含量并增加辛烷值的目的。该方法的工艺流程至少包括：步骤一：催化裂化汽油馏分从底部进入流态化催化改质反应器，与床层中的催化剂进行接触、气化、混合并反应，改质条件为，反应温度350-500℃、汽油原料预热温度40-300℃、催化剂活性50-65、反应压力0.1-0.4兆帕；步骤二：反应后的催化剂经汽提后回到原催化裂化装置再生器，改质油气从沉降系统上部引出后，将其引入原催化裂化装置的大油气管线，然后与主提升管反应器的反应油气混合，再进入主分馏塔下部进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油和油浆的分离；或者进入单独的分馏系统进行分离。该方法的装置为，在原有重油催化裂化装置的再生器上设置并引出一个高温再生催化剂物流的斜管和一个催化剂待生斜管，其与一个流态化催化改质反应器相连，该流态化催化改质反应器的底部通过所述催化剂待生斜管连接原催化裂化装置的再生系统。使用该方法得到的液体产品中的硫含量和烯烃含量较高。

发明内容

本发明的目的是克服现有技术中的轻质油改质过程液体产品中的硫含量和汽油烯烃含量较高的缺点，提供一种轻质油改质过程液体产品中的硫含量和汽油烯烃含量较低的烃油转化方法。

现有轻质油改质过程是将裂化催化剂与轻质油接触，根据通常的思路，裂化催化剂的活性越高，轻质油中烯烃含量降低得越明显。然而本发明的发明人在研究中发现，采用活性较低的裂化催化剂，还能够更进一步明显降低轻质油中的烯烃含量，而且还能明显降低硫含量。

本发明提供的烃油转化方法包括至少一个轻质油改质过程，所述轻质油改质过程包括在轻质油改质条件下，将轻质油改质催化剂与轻质油原料在流化床反应器内接触反应，其中，所述轻质油改质催化剂为待生裂化催化剂和/或半再生裂化催化剂。

在本发明提供的烃油转化方法中，采用催化活性降低的待生裂化催化剂和/或半再生裂化催化剂对轻质油进行改质，可以在明显降低轻质油改质过程液体产品中的硫含量和汽油烯烃含量，并且与现有技术相比，可以增加液体产品的产率，并降低干气和焦炭的产率。

附图说明

图1为本发明烃油转化方法一个实施方式的流程示意图；

图2为本发明烃油转化方法第二个实施方式的流程示意图；

具体实施方式

按照本发明提供的烃油转化方法，该方法包括至少一个轻质油改质过程，所述轻质油改质过程包括在轻质油改质的条件下，将轻质油改质催化剂与轻质油原料在流化床反应器内接触反应，其中，所述轻质油改质催化剂为待生裂化催化剂和/或半再生裂化催化剂。

根据本发明提供的方法，其中，在优选情况下，所述轻质油改质催化剂与所述轻质油原料在流化床反应器内的接触反应为逆流接触反应。更为优选情况下，所述轻质油改质催化剂与所述轻质油原料在流化床反应器内的接触反应为将催化剂从流化床反应器的顶部引入，将轻质油原料从反应器的底部引入，实现轻质油原料与轻质油改质催化剂的逆流接触反应。

根据本发明提供的方法，所述轻质油改质条件为本领域技术人员所公知，一般情况下，所述轻质油改质条件包括反应温度为200-700℃、优选为300-600℃，反应压力为130-450千帕、优选为150-400千帕，重时空速为1-120小时^-1、优选2-100小时^-1，催化剂与轻质油原料的重量比为2-15：1、优选3-10：1，预提升介质与重质原料油的重量比为0.01-0.15：1，优选0.03-0.10：1，当预提升介质为水蒸汽时，水蒸汽与轻质油原料的重量比为0-0.1：1、优选0.01-0.05：1。

根据本发明提供的方法，所述轻质油原料为炼油领域所指的常规的轻质油原料，一般来说，所述轻质油原料指馏程为20-350℃内的各种轻质油原料，如汽油、柴油和液化气中的一种或几种。特别是催化裂化装置的催化裂化粗汽油、催化裂化稳定汽油、催化裂化汽油轻馏分、催化裂化汽油重馏分、催化柴油、催化轻柴油，焦化汽油，直馏汽油，来自重油加氢装置、加氢裂化装置、加氢改质装置的加氢汽油馏分、柴油馏分、液化气中的一种或多种混合物。

根据本发明提供的方法，优选情况下，该方法还包括至少一个烃油裂化过程，所述烃油裂化过程包括在裂化反应条件下，将裂化原料油与裂化催化剂在提升管反应器内接触反应，将裂化催化剂和反应产物分离，得到裂化产物和待生裂化催化剂，将至少部分待生裂化催化剂再生，得到再生裂化催化剂或再生裂化催化剂和半再生裂化催化剂，将裂化产物分离得到轻质油馏分；其中，将所述裂化产物分离得到的轻质油馏分作为轻质油改质过程所用的轻质油原料，所述烃油裂化过程得到的待生裂化催化剂和/或半再生裂化催化剂作为轻质油改质过程所用的轻质油改质催化剂。

如图1所示，如果使用待生裂化催化剂作为轻质油改质催化剂，在烃油裂化过程所用提升管反应器1顶端的汽提器3的下部设置待生裂化催化剂斜管19，通过斜管19，将待生裂化催化剂引入轻质油改质过程使用的流化床反应器6上部的轻质油改质催化剂的入口5。

具体流程如下，预热后的裂化反应的烃油原料在雾化蒸汽的作用下经原料油雾化喷嘴12进入提升管1的下部，与来自再生斜管15的再生裂化催化剂混合，在预提升介质11的作用下沿提升管1上行，进入提升管反应器1的提升段，在裂化条件下接触反应，反应后的产物、催化剂、预提升介质、雾化水的反应物流在提升管反应器1的出口进入沉降器2，经一级旋风分离器7、二级旋风分离器8将催化剂和油气分离，反应产物经管线9进入产品后续分离系统。催化剂进入汽提器3，汽提出的油气返回沉降器2，至少部分催化剂经待生裂化催化剂斜管13进入再生器4烧焦再生，分别得到半再生裂化催化剂和再生裂化催化剂。

将从分离系统分离出来的作为轻质原料油的轻质油馏分预热后，经雾化喷嘴20引入流化床反应器6的下部，与来自提升管反应器1上部汽提器3下部的催化剂斜管19从流化床反应器6上部进入的待生裂化催化剂逆流接触反应，流化床反应器下部设有流化蒸汽23，在流化蒸汽23的向上作用下，反应后的产物通过管线21进入沉降器2的上部或进入单独的产品分离系统，反应后的催化剂通过管线22进入汽提器3，汽提出油气后，进入再生器4进行烧焦再生。

如图2所示，如果使用半再生裂化催化剂作为轻质油改质催化剂，可以在烃油裂化过程所用催化剂一段再生器41上设置一条半再生裂化催化剂斜管10，通过斜管10，将半再生裂化催化剂送入轻质油改质过程使用的流化床反应器6上部的轻质油改质催化剂的入口5。得到半再生裂化催化剂的方法为本领域技术人员所公知，例如，可以采用CN1221022A中公开的两段再生系统进行再生，一段再生器中的催化剂即为半再生裂化催化剂。在设有单个再生器的催化裂化装置中，获得半再生裂化催化剂的方法为在再生器中部设置一条半再生裂化催化剂斜管。

具体流程如下，预热后的裂化反应的烃油原料在雾化蒸汽的作用下经原料油雾化喷嘴12进入提升管1的下部，与来自二段再生器42的再生斜管15的再生裂化催化剂混合，在预提升介质11的作用下沿提升管1上行，进入提升管反应器1的提升段，在裂化条件下接触反应，反应后的产物、催化剂、预提升介质、雾化水的反应物流在提升管反应器1的出口进入沉降器2，经一级旋风分离器7、二级旋风分离器8将催化剂和油气分离，反应产物经管线9进入产品后续分离系统。催化剂进入汽提器3，汽提出的油气返回沉降器2，至少部分催化剂经待生裂化催化剂斜管13进入一段再生器41和第二再生器42烧焦再生，分别得到半再生裂化催化剂和再生裂化催化剂。

将从分离系统分离出来的作为轻质原料油的轻质油馏分预热后，经雾化喷嘴20引入流化床反应器6的下部，与来自一段再生器41经催化剂斜管10从流化床反应器6的催化剂入口5进入的半再生裂化催化剂逆流接触反应，流化床反应器下部设有流化蒸汽23，在流化蒸汽23的向上作用下，反应后的产物通过管线21进入沉降器2的上部或进入单独的产品分离系统，反应后的催化剂通过管线22经提升介质提升进入汽提器3，汽提出油气后，进入再生器41和42进行烧焦再生。

本发明还可使用待生裂化催化剂和半再生裂化催化剂的混合物作为轻质油改质催化剂。在设有两段再生器的催化裂化装置中，获得待生裂化催化剂和半再生裂化催化剂的混合物的方法为：在烃油裂化过程所用提升管反应器的汽提器下部设置待生催化剂斜管并在设有两段再生器的一段再生器上设置半再生裂化催化剂斜管，将上述两个斜管与至少一个混合器连通，使待生裂化催化剂和半再生裂化催化剂在混合器中混合均匀后，再通过混合催化剂斜管，将半再生裂化催化剂与待生裂化催化剂的混合催化剂送入轻质油改质过程使用的流化床反应器的轻质油改质催化剂的入口。在设有单个再生器的催化裂化装置中，获得待生裂化催化剂和半再生裂化催化剂的混合物的方法为：在烃油裂化过程所用提升管反应器的汽提器下部设置待生催化剂斜管并在设有单个再生器的再生器中部设置半再生裂化催化剂斜管，将上述两个斜管与至少一个混合器连通，使待生裂化催化剂和半再生裂化催化剂在混合器中混合均匀后，再通过混合催化剂斜管，将半再生裂化催化剂与待生裂化催化剂的混合催化剂送入轻质油改质过程使用的流化床反应器的轻质油改质催化剂的入口。

根据本发明提供的方法，烃油裂化过程与所述轻质油改质过程的组合具有如下优点：

1、可以直接将烃油裂化过程得到的轻质油产品直接作为轻质油改质过程的原料，省去了轻质油改质过程所用轻质油原料的储存设备；

2、可以将烃油裂化过程得到的热的待生裂化催化剂和/或半再生催化剂直接循环至轻质油改质过程的流化床反应器，省去了轻质油改质过程加热催化剂的过程，节省能耗；

3、轻质油改质过程和烃油裂化过程可以共用一个再生器，轻质油改质过程使用过的催化剂直接循环至烃油裂化过程的催化剂再生器再生，再生后的催化剂直接用作烃油裂化过程的催化裂化催化剂，半再生催化剂可直接用作烃油裂化过程的催化裂化催化剂或循环至轻质油改质过程的流化床反应器，用作述轻质油改质催化剂。

根据本发明提供的方法，所述烃油裂化过程中的裂化原料油可以是催化裂化使用的各种原料油，这些原料油为本领域技术人员所公知。例如，所述烃油裂化过程中的裂化原料油可以选自原油、常压蜡油、减压蜡油、常压渣油、减压渣油，焦化蜡油，加氢尾油、加氢重油中的一种或多种混合物。

根据本发明提供的方法，在所述烃油裂化过程中的裂化反应条件为本领域技术人员已知的常规裂化反应条件，一般情况下，所述裂化反应条件为，反应温度200-650℃、优选350-600℃，反应压力130-450千帕、优选150-400千帕，接触时间为2-20秒、优选3-10秒，催化剂与重质原料油的重量比为2-15：1、优选4-10：1，预提升介质与重质原料油的重量比为0.01-0.15：1、优选？0.03-0.10：1，当预提升介质为水蒸汽时，水蒸汽与重质原料油的重量比为0-0.2：1、优选0.01-0.05：1。

所述预提升介质的种类为本领域技术人员所公知，例如，所述预提升介质可以是水蒸气或催化干气。

本文中所述的待生裂化催化剂为裂化催化剂在裂化反应中因积炭而失活的裂化催化剂，特别指催化裂化反应完成后经过汽提段汽提后的失活的裂化催化剂，待生裂化催化剂碳含量约为0.6-1.6重量％；半再生裂化催化剂为一种不完全再生的裂化催化剂，指再生后碳含量约为0.2-0.5重量％的裂化催化剂，如在两段再生器中从一段再生器得到的裂化催化剂；再生裂化催化剂为完全再生的裂化催化剂，该再生裂化催化剂碳含量约为0.01-0.05重量％，如在两段再生器中从二段再生器得到的裂化催化剂。

得到半再生裂化催化剂和再生裂化催化剂的方法为本领域技术人员所公知，例如，可以采用CN1221022A中公开的两段再生系统进行再生。该系统包括重叠布置的两个再生器，再生方法的流程顺序为第一段再生器在上部，第二段再生器在下部，两个再生器之间用低压降分布板连为一体，以保持两个再生器所需的操作压力和操作温度，将积炭的待生催化剂烧焦，满足恢复裂化催化剂活性的要求；第二再生器的烟气通过低压降分布板进入第一再生器，以确保第一再生器密相床流化；第一再生器通过主风管供空气并采用分布环进行分配；两段再生只有一条烟道和一台双动滑阀或蝶阀，即只有一段再生所产生的烟气从烟道排出。

在该专利中，重油流化催化裂化重叠式两段再生的具体工艺工程和操作条件如下：从待生裂化催化剂斜管将来自提升管反应器、加工含康式残炭为4-10重量％的原料的、碳含量为0.8-1.2重％的待生裂化催化剂送入第一段再生器的上部，在第一段再生器的下部通过含氧气体输送管送入含氧气体(一般为空气)作为燃烧气用来烧焦，从第二段再生器排出含过剩氧为5-7体％的烟气通过分布板进入一段再生器的底部，作为燃烧气用来烧焦。一段再生器含过剩氧为0-0.4体％的烟气从一段再生器的烟道排出，送往一氧化碳锅炉。一段再生器中的温度为660-690℃，器顶压力为140-260千帕(表压)，一段再生器为逆流烧焦，密相床温度高于稀相床10-30℃，一段再生器的烧焦量为60-80重量％，氢几乎全部烧去。在一段再生器的下部得到半再生催化剂，该半再生裂化催化剂从半再生剂斜管送入二段再生器的下部。大股含氧气体(一般为空气)从含氧气体管道送入二段再生器的底部，经气体分布器进行流化烧焦。其烟气经分布板送入第一段再生器作一段再生烧焦用的燃烧气。分布板的压降为0.9-3千帕。第二段再生器内温度为660-760℃，器顶压力为170-290千帕(表压)。二段再生器烧去裂化催化剂上的焦炭量为40-20重量％。在一段和二段再生热量不平衡时，从一段再生器的下部排出一部分半再生裂化催化剂，经管线送往外取热器进行取热。调压气体(一般为空气)从供气管送入外取热器的下部，冷却后的半再生裂化催化剂经管线送往二段再生器，调压气体经管线逸入一段再生器。第二段再生器中的再生后已恢复活性的裂化催化剂碳含量为0.01-0.05重％，经再生裂化催化剂斜管送往提升管反应器，供催化裂化反应使用。

根据本发明提供的方法，所述的裂化催化剂可以是本领域技术人员已知的各种裂化催化剂，如无定型硅铝裂化催化剂或含沸石的裂化催化剂，裂化催化剂的组成为本领域技术人员所公知。

本发明提供的方法中，所述裂化催化剂优选为含沸石的裂化催化剂，所述含沸石的裂化催化剂通常含有一种或多种含或不含稀土元素的分子筛、耐热无机氧化物，以及选择性含有的粘土，分子筛、耐热无机氧化物和粘土的含量为本领域技术人员所公知。

所述含或不含稀土元素的分子筛可以是用作裂化催化剂活性组分的各种沸石和/或非沸石分子筛，如含或不含稀土元素的Y型沸石、含或不含稀土元素的超稳Y型沸石、具有五元环结构的高硅沸石、β沸石、丝光沸石、Ω沸石中的一种或几种，具有五元环结构的高硅沸石可以是ZSM-5沸石和/或ZRP沸石。

所述耐热无机氧化物为本领域技术人员所公知，如可以选自氧化铝、氧化硅、无定型硅铝、氧化锆、氧化钛、氧化硼、碱土金属氧化物中的一种或几种。

所述粘土为本领域技术人员所公知，如可以选自高岭土、多水高岭土、蒙脱土、硅藻土、埃洛石、皂石、累脱土、海泡石、凹凸棒石、水滑石、硼润土中的一种或几种。

本发明采用的提升管反应器和流化床反应器的结构为本领域技术人员所公知。在此不再赘述。

下面的实施例将对本发明的实施方式予以进一步详细说明，但并不因此而限制本发明的保护范围。各实例所使用的催化剂的性质均列于表1。表1中的催化剂均由中国石油化工集团公司齐鲁催化剂厂生产。

表1

催化剂编号	催化剂A	催化剂B
			商品牌号	CHP-1	GOR-2
沸石类型	ZRP-1	REHY+MOY
			化学组成，重％
氧化铝	26.5	52.4
			氧化钠	0.19	0.10
氧化铁	0.09	0.17
			堆积密度，千克/米³	450	710
孔体积，毫升/克	0.41	0.36
			比表面积，米²/克	132	265
磨损指数，重％时^-1	4.2	2.0
			筛分组成，重％
0-40微米	7.3	14.7
			40-80微米	43.7	55.1
>80微米	49.0	29.7

实施例1

本实例说明本发明提供的烃油转化方法。

轻质油原料从流化床反应器6的轻质油原料入口20进入流化床反应器6内，水蒸气通过管道23进入流化床反应器6底部，与轻质油原料混合，轻质油原料在水蒸汽带动下向上移动，同时，轻质油改质催化剂从流化床反应器6的催化剂入口5进入流化床反应器6内，在重力作用下向下移动，在反应温度为300℃，反应压力为400千帕，重时空速为3小时^-1，裂化催化剂与原料油的重量比(以下简称为剂油比)为3：1，水蒸汽与原料油的重量比(以下简称为水油比)为0.01：1的条件下逆流接触。将反应后的轻质油改质催化剂从管道22排出。将流化床反应器6上部的反应产物与水蒸气分离，采用气相色谱分析其组成。

轻质油原料为轻汽油馏分，组成列于表2中。

反应产物的组成列于表3中。

表2

密度(20℃)，千克/米³	653.1
		辛烷值RON	93.2
MON	81.5
		硫，ppm	376.7
氮，ppm	14.3
		碳，重％	85.26
氢，重％	14.52
		馏程，℃
初馏点	44
		10体积％	48
30体积％	53
		50体积％	60
70体积％	65
		90体积％	75
终馏点	90
		烃族组成，重％
烷烃	24.21
		正构烷烃	4.98
异构烷烃	14.06
		环烷烃	5.17
烯烃	69.64
		芳烃	6.15

表3

产品分布，重％
		干气	4.86
丙烷	0.75
		丙烯	8.6
异丁烷	15.36
		正丁烷	7.74
正丁烯	6.43
		异丁烯	13.25
反式-丁烯-2	6.89
		顺式-丁烯-2	8.73
汽油	23.8
		焦炭	3.59
汽油硫含量，ppm	121
		汽油烃族组成，重％
烷烃	46.89
		正构烷烃	5.73
异构烷烃	35.32
		环烷烃	5.84
烯烃	24.35
		芳烃	28.76

从表3可以看出，经过在流化床反应器中在实验条件下对轻汽油馏分的改质，汽油产品中的烯烃含量降低了45.29重量％，且硫含量降低了255.7ppm。

实施例2

本实例说明本发明提供的烃油转化方法。

按照实施例1的方式进行轻质油原料的改质，不同的是轻质油原料为轻催化柴油馏分，反应条件为：反应温度550℃、反应压力300千帕、进料重时空速为10小时^-1、剂油比为10：1、水油比为0.05：1，且催化剂的碳含量为0.6重量％。采用固相色谱分离—质谱分析其组成。

轻质油原料为轻催化柴油馏分，组成列于表4中。

反应产物的组成列于表5中。

表4

密度(20℃)，千克/米³	897.1
		硫，重量％	0.26
馏程，℃
		初馏点	198
10体积％	209
		30体积％	228
50体积％	237
		70体积％	254
90体积％	271
		终馏点	286
烃族组成，重％
		饱和烃
链烷烃	21.8
		环烷烃	14.2
芳烃
		单环芳烃	30.3
双环芳烃	31.6

表5

产品分布，重％
		干气	1.78
丙烷	0.17
		丙烯	4.61
异丁烷	1.32
		正丁烷	0.74
正丁烯	1.57
		异丁烯	3.92
反式-丁烯-2	0.98
		顺式-丁烯-2	1.34
汽油	38.74
		柴油	37.53
重油	2.76
		焦炭	4.54
柴油硫含量，重量％	0.18

从表5可以看出，经过在流化床反应器中在实验条件下对轻催化柴油馏分的改质，柴油中的硫含量降低了0.08重量％。

实施例3

如图1所示，具体流程如下，预热到190℃的重质油原料在雾化蒸汽的作用下经原料油雾化喷嘴12进入提升管1的下部，与来自再生斜管15的650℃的再生裂化催化剂混合，在预提升介质11的作用下沿提升管1上行，进入提升管反应器1的提升段，在提升管出口温度为505℃，提升管出口压力为170千帕，接触时间为4.8秒，剂油比为6:1，水油比为0.06:1的条件下接触反应，反应后的产物、催化剂、预提升介质、雾化水的反应物流在提升管反应器1的出口进入沉降器2，经一级旋风分离器7、二级旋风分离器8将催化剂和油气分离，反应产物经管线9进入产品后续分离系统，。催化剂进入汽提器3，汽提出的油气返回沉降器2，至少部分催化剂经待生裂化催化剂斜管13进入再生器4烧焦再生，分别得到半再生裂化催化剂，和再生裂化催化剂。

将作为轻质原料油的由分离系统分离出来的催化粗汽油预热至120℃后，经雾化喷嘴20引入流化床反应器6的下部，与来自提升管反应器1上部汽提器3下部的催化剂斜管19从流化床反应器6上部进入的待生裂化催化剂逆流接触反应，操作条件为：进料量为催化粗汽油产量的40重量％，待生催化剂的碳含量为1.2重量％，流化床反应器的中部温度为450℃，反应压力为190千帕，重时空速为6小时^-1，剂油比为5.2：1，水油比为0.03：1，流化床反应器下部设有流化蒸汽23，在流化蒸汽23的向上作用下，将反应后的轻质油改质催化剂从管道22排出，反应后的产物通过管线21进入沉降器2的上部或进入单独的产品分离系统，采用气相色谱分析产物的组成。

重质油原料的组成列于表6，裂化催化剂采用表1所列的催化剂B。

催化粗汽油的组成与性质见表7。

反应产物的组成列于表8。

表6

表7

密度(20℃)，克/厘米³	0.732
		馏程，℃
初馏	44
		10体积％	55
30体积％	79
		50体积％	104
70体积％	133
		90体积％	171
终馏	198
		硫，重量％	0.068
饱和蒸汽压，千帕	59.1
		辛烷值RON	93.1
MON	81.1
		族组成，(荧光法)体积％
烷烃	43.3
		芳烃	18.4
烯烃	38.3

表8

产品分布，重量％
		干气	4.66
液化气	25.36
		汽油	29.86
柴油	27.21
		油浆	5.66
焦炭	7.25
		液体产品(液化气+汽油+柴油)	82.43
汽油性质
		族组成，(荧光法)体积％
烷烃	51.4
		芳烃	20.0
烯烃	28.6
		硫含量，％	0.048
馏程，℃
		初馏	41
10体积％	75
		30体积％	92
50体积％	124
		70体积％	147
90体积％	179
		终馏	202

对比例1

本对比例说明现有的轻质油改质方法

按照实施例4的方法进行重质油原料的催化转化，不同的只是流化床反应器中所使用的裂化催化剂为再生催化剂。反应产物的组成列于表9。

表9

从表8和表9数据可以看出，采用本发明方法与现有技术的方法相比，汽油的硫含量和烯烃含量分别下降了0.008重量％和1.8体积％，液体产品的广：率增加丁0.64重量％，干气和焦炭的产率分别下降了0.12重量％和0.4重量％。

Claims

1.一种烃油转化方法，该方法包括至少一个轻质油改质过程，所述轻质油改质过程包括在轻质油改质条件下，将轻质油改质催化剂与轻质油原料在流化床反应器内接触反应，其特征在于，所述方法还包括至少一个烃油裂化过程，所述烃油裂化过程包括在裂化反应条件下，将重质原料油与裂化催化剂在提升管反应器内接触反应，将裂化催化剂和反应产物分离，得到裂化产物和待生裂化催化剂，将至少部分待生裂化催化剂再生，得到再生裂化催化剂或再生裂化催化剂和半再生裂化催化剂，将裂化产物分离得到轻质油馏分；其中，将所述裂化产物分离得到的轻质油馏分作为所述轻质油改质过程所用的轻质油原料，所述烃油裂化过程得到的待生裂化催化剂作为轻质油改质过程所用的轻质油改质催化剂，所述待生裂化催化剂的碳含量为1.2-1.6重量％。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述轻质油改质催化剂与所述轻质油原料在流化床反应器内的接触反应为逆流接触反应。

3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述轻质油改质条件包括反应温度为200-700℃，反应压力为130-450千帕，重时空速为1-120小时^-1，催化剂与轻质油原料的重量比为2-15∶1，水蒸汽与轻质油原料的重量比为0-0.1∶1。

4.根据权利要求3所述的方法，其中，所述反应温度为300-600℃，反应压力为150-400千帕，重时空速为2-100小时^-1，催化剂与轻质油原料的重量比3-10∶1，水蒸汽与轻质油原料的重量比0.01-0.05；1。

5.根据权利要求1或2所述的方法，其中，所述轻质油原料为汽油、柴油和液化气中的一种或几种。

6.根据权利要求1所述的方法，其中，所述裂化催化剂为含有沸石的裂化催化剂。

7.根据权利要求1所述的方法，其中，所述裂化反应条件包括提升管出口温度为200-650℃，反应压力为130-450千帕，重质原料油与裂化催化剂在提升管反应器内的接触时间为2-20秒，催化剂与重质原料油的重量比为2-15∶1，预提升介质与重质原料油的重量比为0.01-0.15∶1。

8.根据权利要求7所述的方法，其中，所述裂化反应条件为，提升管出口温度为350-600℃，反应压力为150-400千帕，重质原料油与裂化催化剂在提升管反应器内的接触时间为3-10秒，催化剂与重质原料油的重量比为4-10∶1，预提升介质与重质原料油的重量比为0.03-0.10∶1。

9.根据权利要求1所述的方法，其中，所述重质原料油选自减压蜡油、常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、加氢尾油、加氢重油中的一种或几种。