CN102952575A - 一种提高汽油辛烷值的催化转化方法 - Google Patents

Abstract

一种提高汽油辛烷值的催化转化方法，优质的催化裂化原料油与活性较低且活性分布相对均匀的热再生催化剂在反应器的第一反应区接触发生裂化反应，生成的油气和含炭催化剂进入第二反应区，在较低反应温度下发生选择性氢转移反应和异构化反应，生成的油气和含炭的催化剂经气固分离设备分离，分离出的待生催化剂经汽提、再生后循环使用；分离出的反应油气进一步分离为液化气、轻汽油馏分、重汽油馏分、柴油等液体产物；将初馏点大于100℃的重汽油馏分注入第二反应区的底部进一步反应。该方法同时提高汽油产率和汽油辛烷值。

Description

一种提高汽油辛烷值的催化转化方法

技术领域

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，是属于一种提高汽油辛烷值的催化转化方法。

背景技术

催化裂化汽油是我国车用汽油的主要组成部分，因而其辛烷值的高低直接影响着成品汽油的辛烷值水平。目前我国以93号汽油为主，但随着国内汽车制造业水平的不断提高以及国内进口汽车保有量的不断增加，对93号以及更高辛烷值的汽油的需求日益增加。催化裂化汽油由于受催化裂化工艺自身的限制，其辛烷值一般在93号以下，因而已经成为成品汽油进一步提高辛烷值水平的制约因素，为此需要寻求一种提高汽油辛烷值的催化裂化方法。

USP3784463公开了一种提高汽油辛烷值的催化裂化方法，该方法采用两根或两根以上的提升管反应器，其中一根提升管专门用于低品质汽油回炼，使其在较高的温度下发生催化裂化反应。该方法设备改动大、操作复杂，而且汽油损耗量较大。

CN1160746A公开了一种提高汽油辛烷值的催化转化方法，该方法是将低辛烷值汽油由常规催化裂化原料入口的上游注入提升管反应器中，与来自再生器的高温催化剂接触，在反应温度为600～730℃，剂油比为6～180，重时空速为1～180h^-1的条件下进行反应。该方法可使汽油的辛烷值明显提高，但汽油的损耗量较大。

CN1232069A公开了一种制取异丁烷和富含异构烷烃汽油的催化转化方法，该方法是将原料油和热的再生催化剂在反应器下部接触发生裂化反应，生成的油气和带炭催化剂上行在一定的反应环境下进行氢转移和异构化反应。产物液化气中异丁烷含量为20～40重％，产物汽油中异构烷烃含量为30～45重％，烯烃含量到30重％以下，汽油的RON、MON分别为90～93、80～84。

发明内容

本发明的目的是在现有技术的基础上，提供一种生产高辛烷值汽油的催化转化方法。

本发明提供的方法是：优质的催化裂化原料油与活性较低且活性分布相对均匀的热再生催化剂在反应器的第一反应区接触发生裂化反应，生成的油气和含炭催化剂进入第二反应区，在较低反应温度下发生选择性氢转移反应和异构化反应，生成的油气和含炭的催化剂经气固分离设备分离，分离出的待生催化剂经汽提、再生后循环使用；分离出的反应油气进一步分离为干气、液化气、轻汽油馏分、重汽油馏分、柴油、重油及其他产品；将初馏点大于100℃的重汽油馏分注入第二反应区的底部进一步反应。

与现有技术相比，本发明的有益效果主要体现在以下方面：

1、本发明提供的方法可以直接利用普通催化裂化装置，也不需要对现有的催化裂化装置进行大规模的改造，就可以进一步提高催化裂化汽油的辛烷值。

2、本发明仅仅对催化剂的活性和活性分布有一定要求，通过对催化剂进行水热老化很容易达到，对催化剂的类型没有要求，不需更换特殊催化剂，简便易行。

3、本发明提供的方法可以提高汽油的辛烷值，同时还能降低汽油的烯烃，因而能满足日益严格的环保要求。

4、本发明对原料油中杂质含量没有特殊要求，因此不需要对原料油进行预处理。

附图说明

图1是一种变径提升管反应器的结构示意图。

图中的a、b、c、d、e分别代表预提升段、第一反应区、第二反应区、出口区、水平管。

图2是本发明所提供方法的流程示意图。

其中1、6、8、9、12、13、14均为物流管线，1为提升蒸汽；6为待生催化剂；8为烟气9为再生催化剂；12为冷凝水13为重汽油；14为裂化气与轻汽油；2为第一反应区；3为第二反应区；4为反应器；7为再生器10为分馏塔；11为冷凝器。

具体实施方式

本发明提供的方法是这样具体实施的：

(1)、预热的优质原料油进入反应器的第一反应区与活性较低活性分布相对均匀的热再生催化剂接触发生裂化反应，反应温度为490℃～620℃、最好为500℃～600℃，反应时间为0.5秒～2.0秒、最好为0.8秒～1.5秒，催化剂与原料油的重量比(以下简称剂油比)为3～15∶1、最好为3～12∶1，催化剂活性为35～55；

(2)、将初馏点大于100℃的重汽油馏分和任选的冷激介质注入第二反应区的初始部位，与来自第一反应区的反应油气和催化剂的混合物接触，在一定的反应环境下发生选择性氢转移反应和异构化反应，反应温度为420℃～550℃、最好为460℃～500℃，反应时间为2秒～30秒、最好为3秒～15秒，催化剂与原料油的重量比为3～18∶1、最好为3～15∶1；

在整个反应器内，水蒸汽与原料油的重量比(以下简称水油比)为0.03～0.3∶1、最好为0.05～0.3∶1，压力为130kPa～450kPa；

(3)、分离所生成的反应油气和待生催化剂的混合物，反应油气进入后续分离系统，进一步分离为干气、液化气、汽油、柴油、重油及其他产品。重油还可以部分或全部循环至第一反应区，与预热后的原料油混合进料，待生催化剂经汽提后进入再生器，经烧焦再生后循环使用。

本发明提供的方法中，步骤(3)中分离得到的汽油优选经过两级冷却，一级冷却器冷却温度较高，一般在50～120℃、最好为60～90℃，将汽油中的重组分冷却下来；二级冷却器的冷却温度较低，一般在50℃以下、最好为40℃以下，将汽油中的轻组分冷却下来。

将汽油经一级冷却器冷却为液体的＞100℃的重汽油馏分返注到第二反应区，优选所述重汽油馏分馏程中5％点温度不小于110℃。与来自第一反应区的反应油气和催化剂混合，在较低反应温度、较长反应时间下反应。由于其分子相对较大，易于发生裂化反应，并发生选择性氢转移反应和异构化反应，从而提高汽油的辛烷值。

本发明提供的方法中，所述的反应器可以是选自等直径提升管、等线速提升管、流化床或变径提升管中之一，也可以是由等直径提升管和流化床构成的复合反应器。

本发明提供的方法中，可以在等直径提升管、等线速提升管或流化床反应器中进行，其中等直径提升管与炼厂常规的催化裂化反应器相同，等线速提升管中流体的线速基本相同。等直径提升管、等线速提升管反应器从下至上依次为预提升段、第一反应区、第二反应区，流化床反应器从下至上依次为第一反应区、第二反应区，第一反应区、第二反应区的高度之比为10～40∶90～60。当使用等直径提升管、等线速提升管或流化床反应器时，在第二反应区底部设一个或多个冷激介质入口，和/或在第二反应区内设置取热器，取热器的高度占第二反应区高度的50％～90％。分别控制每个反应区的温度和反应时间。冷激介质是选自冷激剂、冷却的再生催化剂和冷却的半再生催化剂中的一种或一种以上的任意比例的混合物。其中冷激剂是选自液化气、粗汽油、稳定汽油、柴油、重柴油或水中的一种或一种以上的任意比例的混合物；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的，再生催化剂碳含量为0.1重％以下，最好为0.05重％以下，半再生催化剂碳含量为0.1重％～0.9重％，最好碳含量为0.15重％～0.7重％。

本发明提供的方法也可以在由等直径提升管和流化床构成的复合反应器中进行，下部的等直径提升管为第一反应区，上部的流化床为第二反应区，分别控制每个反应区的温度和反应时间。在流化床的底部设一个或多个冷激介质入口，和/或在第二反应区内设置取热器，取热器的高度占第二反应区高度的50％～90％。分别控制每个反应区的温度和反应时间。冷激介质是选自冷激剂、冷却的再生催化剂和冷却的半再生催化剂中的一种或一种以上的任意比例的混合物。其中冷激剂是选自液化气、粗汽油、稳定汽油、柴油、重柴油或水中的一种或一种以上的任意比例的混合物；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的，再生催化剂碳含量为0.1重％以下，最好为0.05重％以下，半再生催化剂碳含量为0.1重％～0.9重％，最好碳含量为0.15重％～0.7重％。

本发明提供的方法优选在一种新型变径提升管反应器中进行的，该反应器的结构特征如图1所示：提升管反应器沿垂直方向从下至上依次为互为同轴的预提升段a、第一反应区b、直径扩大了的第二反应区c、直径缩小了的出口区d，在出口区末端连有一段水平管e。第一、二反应区的结合部位为圆台形，其纵剖面等腰梯形的顶角α为30°～80°；第二反应区与出口区的结合部位为圆台形，其纵剖面等腰梯形的底角β为45°～85°。该反应器的预提升段、第一反应区、第二反应区、出口区的高度之和为反应器的总高度，一般为10米～60米。预提升段的直径与常规的等直径提升管反应器相同，一般为0.02米～5米，其高度占反应器总高度的5％～10％。预提升段的作用是在预提升介质的存在下使再生催化剂向上运动并加速，所用的预提升介质与常规的等直径提升管反应器所用的相同，选自水蒸汽或干气。第一反应区的结构类似于常规的等直径提升管反应器，其直径可与预提升段相同，也可较预提升段稍大，第一反应区的直径与预提升段的直径之比为1.0～2.0∶1，其高度占反应器总高度的10％～30％。原料油和催化剂在该区混合后，在较高的反应温度和剂油比、较短的停留时间(一般为0.5秒～2.5秒)下，主要发生裂化反应。

所述变直径提升管反应器的第二反应区比第一反应区要粗，其直径与第一反应区的直径之比为1.5～5.0∶1，其高度占反应器总高度的30％～60％。其作用是降低油气和催化剂的流速和反应温度。降低该区反应温度的方法，可以从该区与第一反应区的结合部位注入冷激介质，和/或通过在该区设置取热器，取走部分热量以降低该区反应温度，从而达到抑制二次裂化反应、增加异构化反应和氢转移反应的目的。冷激介质是选自冷激剂、冷却的再生催化剂和冷却的半再生催化剂中的一种或一种以上的任意比例的混合物。其中冷激剂是选自液化气、粗汽油、稳定汽油、柴油、重柴油或水中的一种或一种以上的任意比例的混合物；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的，再生催化剂碳含量为0.1重％以下，最好为0.05重％以下，半再生催化剂碳含量为0.1重％～0.9重％，最好碳含量为0.15重％～0.7重％。若设置取热器，则其高度占第二反应区高度的50％～90％。物流在该反应区停留时间可以较长，为2秒～30秒。

所述变直径提升管反应器的出口区的结构类似于常规的等直径提升管反应器顶部出口部分，其直径与第一反应区的直径之比为0.8～1.5∶1，其高度占反应器总高度的0～20％。物流可在该区停留一定时间，以抑制过裂化反应和热裂化反应，提高流体流速。

所述变直径提升管反应器的水平管的一端与出口区相连，另一端与沉降器相连；当出口区的高度为0即提升管反应器没有出口区时，水平管的一端与第二反应区相连，另一端与沉降器相连。水平管的作用是将反应生成的产物与待生催化剂输送至分离系统进行气固分离。其直径由本领域技术人员根据具体情况确定。预提升段的作用是在预提升介质的存在下，将再生后的催化剂进行提升，进入第一反应区。

本发明提供的方法适用的优质原料油是不同沸程的石蜡基石油烃馏份。具体地说，它们是常压塔顶油、汽油、催化汽油、柴油、直馏减压瓦斯油、加氢瓦斯油及其混合物。

本发明提供的方法中，两个反应区可以适用所有同一类型的催化剂，既可以是无定型硅铝催化剂，也可以是沸石催化剂，沸石催化剂的活性组分选自Y型沸石、具有五元环结构的高硅沸石、镁碱沸石中的一种或一种以上的任意比例的混合物，该沸石可以含稀土和/或磷，也可以不含稀土和磷。

该方法中的两个反应区也可以适用不同类型催化剂，不同类型催化剂可以是颗粒大小不同的催化剂和/或表观堆积密度不同的催化剂。颗粒大小不同的催化剂和/或表观堆积密度不同的催化剂上活性组分分别选用不同类型沸石，沸石选自Y型沸石、具有五元环结构的高硅沸石、镁碱沸石中的一种或一种以上的任意比例的混合物，该沸石可以含稀土和/或磷，也可以不含稀土和磷。其中Y型沸石可以为HY沸石或者超稳Y型沸石等。大小不同颗粒的催化剂和/或高低表观堆积密度的催化剂可以分别进入不同的反应区，例如，含有超稳Y型沸石的大颗粒的催化剂进入第一反应区，增加裂化反应，含有稀土Y型沸石的小颗粒的催化剂进入第二反应区，增加氢转移反应，颗粒大小不同的催化剂在同一汽提器汽提和同一再生器再生，然后分离出大颗粒和小颗粒催化剂，小颗粒催化剂经冷却进入第二反应区。颗粒大小不同的催化剂是以30～40微米之间分界，表观堆积密度不同的催化剂是以0.6～0.7g/cm³之间分界。

本发明提供的方法中，所述的活性较低的催化剂是指催化剂活性在35～55、优选40～50。其可通过现有技术中的测量方法测量：企业标准RIPP92-90--催化裂化的微反活性试验法《石油化工分析方法(RIPP试验方法)》，杨翠定等人，1990，下文简称为RIPP 92-90。所述催化剂活性是由轻油微反活性(MA)表示，其计算公式为MA＝(产物中低于204℃的汽油产量+气体产量+焦炭产量)/进料总量*100％＝产物中低于204℃的汽油产率+气体产率+焦炭产率。轻油微反装置(参照RIPP 92-90)的评价条件是：将催化剂破碎成颗粒直径为420-841微米的颗粒，装量为5克，反应原料是馏程为235-337℃的直馏轻柴油，反应温度460℃，重量空速为16小时^-1，剂油比3.2。

本发明提供的方法中，所述的活性分布相对均匀的催化剂是指加入到催化裂化装置内催化剂初始活性不超过80，优选不超过75，更优选不超过70；该催化剂的自平衡时间为0.1小时～50小时，优选0.2～30小时，更优选0.5～10小时；平衡活性为35～60，优选为40～50。

所述的催化剂自平衡时间是指催化剂在800℃和100％水蒸气条件(参照RIPP 92-90)下老化达到平衡活性所需的时间。

所述活性分布相对均匀的催化剂例如可经下述3种处理方法而得到：

催化剂处理方法1：

(1)、将新鲜催化剂装入流化床，优选密相流化床，与水蒸汽接触，在一定的水热环境下进行老化后得到活性相对均匀的催化剂；

(2)、将所述活性相对均匀的催化剂加入到相应的反应装置内。

处理方法1例如是这样具体实施的：

将新鲜催化剂装入流化床优选密相流化床内，在流化床的底部注入水蒸汽，催化剂在水蒸汽的作用下实现流化，同时水蒸汽对催化剂进行老化，老化温度为400℃～850℃，优选500℃～750℃，最好为600℃～700℃，流化床的表观线速为0.1米/秒～0.6米/秒，最好为0.15秒～0.5米/秒，老化1小时～720小时优选5小时～360小时后，得到所述的活性相对均匀的催化剂，活性相对均匀的催化剂按工业装置的要求，加入到工业装置，优选加入到工业装置的再生器。

催化剂处理方法2：

(1)、将新鲜催化剂装入流化床优选密相流化床，与含水蒸汽的老化介质接触，在一定的水热环境下进行老化后得到活性相对均匀的催化剂；

(2)、将所述活性相对均匀的催化剂加入到相应的反应装置内。

催化剂处理方法2的技术方案例如是这样具体实施的：

将催化剂装入流化床优选密相流化床内，在流化床的底部注入含水蒸汽的老化介质，催化剂在含水蒸汽的老化介质作用下实现流化，同时，含水蒸汽的老化介质对催化剂进行老化，老化温度为400℃～850℃，优选500℃～750℃，最好为600℃～700℃，流化床的表观线速为0.1米/秒～0.6米/秒，最好为0.15秒～0.5米/秒，水蒸汽与老化介质的重量比为0.20～0.9，最好为0.40～0.60，老化1小时～720小时优选5小时～360小时后，得到所述的活性相对均匀的催化剂，活性相对均匀的催化剂按工业装置的要求，加入到工业装置，优选加入到工业装置的再生器。所述老化介质包括空气、干气、再生烟气、空气与干气燃烧后的气体或空气与燃烧油燃烧后的气体、或其它气体如氮气。所述水蒸气与老化介质的重量比为0.2～0.9，最好为0.40～0.60。

催化剂处理方法3：

(1)、将新鲜催化剂输入到流化床优选密相流化床，同时将再生器的热再生催化剂输送到所述流化床，在所述流化床内进行换热；

(2)、换热后的新鲜催化剂与水蒸汽或含水蒸气的老化介质接触，在一定的水热环境下进行老化后得到活性相对均匀的催化剂；

(3)、将所述活性相对均匀的催化剂加入到相应的反应装置内。

本发明的技术方案例如是这样具体实施的：

将新鲜催化剂输送到流化床优选密相流化床内，同时将再生器的热再生催化剂也输送到所述流化床，在所述流化床内进行换热。在流化床的底部注入水蒸汽或含水蒸汽的老化介质，新鲜催化剂在水蒸汽或含水蒸汽的老化介质作用下实现流化，同时，水蒸汽或含水蒸汽的老化介质对新鲜催化剂进行老化，老化温度为400℃～850℃，优选500℃～750℃，最好为600℃～700℃，流化床的表观线速为0.1米/秒～0.6米/秒，最好为0.15秒～0.5米/秒，老化1小时～720小时，优选5小时～360小时，在含水蒸汽的老化介质的情况下，所述水蒸气与老化介质的重量比为大于0～4，最好为0.5～1.5，得到在所述的活性相对均匀的催化剂，活性相对均匀的催化剂按工业装置的要求，加入到工业装置，优选加入到工业装置的再生器。此外，老化步骤后的水蒸汽进入反应系统(作为汽提蒸汽、防焦蒸汽、雾化蒸汽、提升蒸汽中的一种或几种分别进入催化裂化装置中的汽提器、沉降器、原料喷嘴、预提升段)或再生系统，而老化步骤后的含水蒸汽的老化介质进入再生系统，换热后的再生催化剂返回到该再生器内。所述老化介质包括空气、干气、再生烟气、空气与干气燃烧后的气体或空气与燃烧油燃烧后的气体、或其它气体如氮气。

通过上述处理方法，工业反应装置内的催化剂的活性和选择性分布更加均匀，催化剂的选择性得到明显改善，从而干气产率和焦炭产率明显的降低。

本发明具有不同的实施方式。

实施方式之一：

在常规等直径提升管反应器的底部，预热的原料油与平均活性较低且活性分布相对均匀的热再生催化剂接触发生裂化反应，生成的油气和用过的催化剂上行与注入冷却的再生催化剂接触，随之发生异构化反应和氢转移反应，反应后流出物进入沉降器；分离反应产物，待生催化剂经汽提、再生后分为两部分，其中一部分进入该反应器底部，另一部分经降温后进入该反应器中下部。将反应产物中的汽油馏分切割为轻汽油馏分和重汽油馏分，重汽油轻馏分返回本反应器第二反应区进一步反应。

实施方式之二：

在常规等直径提升管反应器的底部，预热的原料油与平均活性较低且活性分布相对均匀的热再生催化剂接触发生裂化反应，生成的油气和用过的催化剂上行与注入冷激剂和冷却的半再生催化剂接触，随之发生异构化反应和氢转移反应，反应后流出物进入沉降器；分离反应产物，待生催化剂经汽提后，进入两段再生器中烧焦，从第一段再生器中出来的半再生催化剂经降温后进入该反应器中下部，从第二段再生器中出来的再生催化剂不经降温直接返回该反应器底部。将反应产物中的汽油馏分切割为轻汽油馏分和重汽油馏分，将重汽油馏分返回本反应器第二反应区进一步反应。

实施方式之三：

对于具有常规提升管-流化床反应器的催化裂化装置，预热后的常规裂化原料从提升管的下部进入与平均活性较低且活性分布相对均匀的热再生催化剂接触，反应后生成的油气上行至提升管的顶部，与降温后的催化剂接触继续进行反应，反应后流出物进入沉降器；分离反应产物，待生催化剂经汽提、再生后分为两部分，其中一部分进入提升管的下部，另一部分经降温后进入提升管的顶部。将反应产物中的汽油馏分切割为轻汽油馏分和重汽油馏分，将重汽油馏分返回本反应器第二反应区进一步反应。

实施方式之四：

该实施方式为本发明的最佳实施方式。

对于具有新型变径提升管反应器的催化裂化装置，预热后的常规裂化原料从反应器的第一反应区下部进入与平均活性较低且活性分布相对均匀的热再生催化剂接触，发生裂化反应，反应后生成的油气上行至反应器的第二反应区下部与降温后的催化剂接触进行氢转移反应和异构化反应，反应后流出物进入沉降器；分离反应产物，待生催化剂经汽提、再生然后进入第二反应区下部。将反应产物中的汽油馏分切割为轻汽油馏分和重汽油馏分，将重汽油馏分返回本反应器第二反应区进一步反应。

本发明提供的方法并不局限于此。

下面结合附图对本发明所提供的方法进行说明，但不因此而限制本发明。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。

图2是采用变径提升管反应器，提高汽油辛烷值的催化转化方法的工艺流程示意图，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。

预热后的优质催化裂化原料在经管线1引入的提升蒸汽的提升下，进入第一反应区2与再生催化剂输送管线9过来的高温活性较低且活性分布相对均匀的催化剂接触、反应，生成的反应油气和催化剂的油剂混合物上行与回炼的重汽油(经管线13引入)混合，进入第二反应区3，反应后的油剂混合物进入沉降器4进行沉降，待生催化剂进入汽提段，经过汽提蒸汽汽提后经待生剂输送管线6输送至再生器7，再生烟气通过烟气管线8进入烟机进行能量回收，经空气再生后的高温催化剂通过再生催化剂输送管线9输送至提升管底部继续循环，沉降器4分离的反应油气通过油气管线5进入分馏塔10进行分馏，油浆由塔底管线17抽出，其它液体产品从分馏塔顶进入一级冷凝器11，冷凝水由管线12经冷凝器底部抽出，重汽油经管线13返回至第二反应区3底部进行回炼，轻汽油与裂化气由顶部进入二级冷凝器14，富气从二级冷凝器14塔顶经管线15抽出，轻汽油经管线16从塔底抽出。

下面的实施例将对本发明予以进一步说明，但并不因此而限制本发明。实施例、对比例中所使用的原料油列于表1，所使用催化剂的性质列于表2。表2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2中的ZCM-7催化剂经800℃，100％水蒸汽分别老化12小时和30小时，得到两种不同活性水平的ZCM-7，即活性为67和45；同样，表2中的CGP-1催化剂经800℃，100％水蒸汽分别老化12小时和30小时，得到两种不同活性水平的CGP-1，即活性为62和50；

实施例1

本实施例说明本发明提供的方法，采用低活性并且活性均匀的催化剂催化裂化蜡油的实施效果。

实施例1采用中型变径提升管反应器，反应器的预提升段、第一反应区、第二反应区、出口区总高度为15米，预提升段直径为0.025米，其高度为1.5米；第一反应区直径为0.025米，其高度为4米；第二反应区直径为0.1米，其高度为6.5米；出口区的直径为0.025米，其高度为3米；第一、二反应区结合部位的纵剖面等腰梯形的顶角为45°；第二反应区与出口区结合部位的的纵剖面等腰梯形的底角为60°。

预热的表1所列的加氢蜡油到300℃后进入该反应器内，在水蒸汽存在下，与热的表2所列的催化剂ZCM-7接触反应，ZCM-7催化剂活性为45，且活性分布均匀，反应产物进入分馏系统，与待生催化剂分离后的反应油气进入分馏塔分馏，裂化气、汽油以及水蒸汽由分馏塔顶部抽出并送入一级冷凝器，冷凝出初馏点大于110℃的重汽油和冷凝水，冷凝水由该冷凝器底部抽出，重汽油返回第二反应区回炼，裂化气以及初馏点小于110℃的烃油馏分由该冷凝器顶部抽出进入二级冷凝器。待生催化剂经汽提进入再生器，再生催化剂经烧焦后循环使用。

试验的操作条件、产品分布和汽油的性质列于表3。

对比例1

对比例1说明现有技术中采用常规活性的催化剂，并且汽油回炼的催化裂化方法的实施效果。

对比例1采用与实施例1相同的中型变径提升管反应器，催化裂化原料油、和操作步骤及操作条件、同实施例1。和实施例1不同的是，采用经800℃，100％水蒸汽分别老化12小时后平均活性为67的ZCM-7催化剂。试验的操作条件、产品分布和汽油的性质列于表3。

实施例2

实施例2说明本发明提供的方法，采用低活性并且活性均匀的催化剂催化裂化蜡油的实施效果。

实施例2采用与实施例1相同的中型变径提升管反应器，催化裂化原料油、和操作步骤及操作条件、同实施例1。和实施例1不同的是，采用经800℃，100％水蒸汽分别老化30小时后平均活性为50的CGP-1催化剂。试验的操作条件、产品分布和汽油的性质列于表3。

对比例2

对比例2说明现有技术中采用常规活性的催化剂的催化裂化方法的实施效果。

实施例2采用与实施例1相同的中型变径提升管反应器，催化裂化原料油、操作条件、同实施例1。和实施例1不同的是，采用经800℃，100％水蒸汽分别老化12小时后平均活性为62的CGP-1催化剂。反应产物经分馏系统后，重汽油抽出不进行回炼。试验的操作条件、产品分布和汽油的性质列于表3。

结果分析

从表3中的数据可以看出，与现有技术相比，本发明提供的方法采用低活性且活性均匀的催化剂，产品中汽油的研究法辛烷值提高0.4-0.5个单位，马达法辛烷值提高0.3-0.4个单位，显示出较好的提高汽油辛烷值的效果。另外，由实施例1和对比例1的数据可见，本发明提供的方法与现有技术相比，可以提高轻油收率1.1个百分点，降低焦炭产率0.4个百分点，降低干气产率0.2个百分点，显著改善了产品分布。同时，实施例1和实施例2还说明本发明提供的方法适用于不同的催化剂，例如催化剂ZCM-7和CGP-1，都具有明显的提高汽油辛烷值的效果。

表1

原料油名称	加氢蜡油
		密度(20℃)，千克/米3	899.3
运动粘度，毫米2/秒
		80℃	16.22
100℃	9.29
		残炭，重％	0.30
凝点，℃	44
		碱性氮，ppm	293
总氮，重％	0.08
		硫，重％	0.12
碳，重％	87.01
		氢，重％	12.85
馏程，℃
		初馏点	284
10％	394
		30％	433
50％	463
		70％	495
90％	/
		终馏点	/

表2

催化剂商品牌号	ZCM-7	CGP-1
			沸石类型	USY	REY-USY-ZRP
化学组成，重％
			氧化铝	46.4	52.0
氧化钠	0.22	0.14
			氧化铁	0.32	0.30
表观密度，千克/米3	600	740
			孔体积，毫升/克	0.32	0.37
比表面积，米2/克	217	263
			磨损指数，重％时-1	-
筛分组成，重％
			0～40微米	16.1	20.3
40～80微米	54.1	/
			＞80微米	29.8	/

表3

	实施例1	对比例1	实施例2	对比例2
					催化剂商品牌号	ZCM-7	ZCM-7	CGP-1	CGP-1
催化剂活性	45	67	50	62
					催化剂活性分布	40～53	52-80	44-56	49-75
反应温度，℃
					第一反应区	550	550	550	550
第二反应区	500	500	505	505
					停留时间，秒	5.5	5.5	6.5	6.5
第一反应区	2.0	2.0	1.3	1.3
					第二反应区	3.5	3.5	4.7	4.7
剂油比	5.0	5.0	6.0	6.0
					水油比	0.1	0.1	0.1	0.1
汽油回炼	重汽油馏分	重汽油馏分	重汽油馏分	不回炼
					产品分布，重％
干气	1.6	1.8	2.0	1.9
					液化气	17.5	17.6	29	28.7
汽油	53.8	53.2	41.2	42.4
					轻柴油	18	17.4	18.6	18.2
重油	6.3	6.6	6.6	6.3
					焦炭	2.8	3.2	2.6	2.5
液体收率，重％	89.3	88.2	88.8	89.3
					辛烷值
RON	91.8	91.3	93.7	93.3
					MON	81.2	80.8	81.6	81.3
族组成，重％
					烷烃	42	41	38.1	36.3
环烷烃	7.5	7.5	7.7	7.7
					烯烃	26	27.2	23.3	27.2
芳烃	24.5	24.3	30.9	28.8

Claims (15)

1.一种提高汽油辛烷值的催化裂化方法，其特征在于，优质的催化裂化原料油与活性较低且活性分布相对均匀的热再生催化剂在反应器的第一反应区接触发生裂化反应，生成的油气和含炭催化剂进入第二反应区，在较低反应温度下发生选择性氢转移反应和异构化反应，生成的油气和含炭的催化剂经气固分离设备分离，分离出的待生催化剂经汽提、再生后循环使用；分离出的反应油气进一步分离为干气、液化气、轻汽油馏分、重汽油馏分、柴油、重油及其他产品；将初馏点大于100℃的重汽油馏分注入第二反应区的底部进一步反应。

2.按照权利要求1的方法，其特征在于所述优质原料油选自常压塔顶油、汽油、催化汽油、柴油、直馏蜡油、加氢蜡油中的一种或多种的混合物。

3.按照权利要求1的方法，其特征在于所述再生催化剂的平均活性为35～55。

4.按照权利要求3的方法，其特征在于所述再生催化剂的平均活性为40～50。

5.按照权利要求1的方法，其特征在于所述活性分布相对均匀的热再生催化剂是指加入到催化裂化装置内催化剂初始活性不超过80，该催化剂的自平衡时间为0.1小时～50小时，平衡活性为35～60。

6.按照权利要求5的方法，其特征在于所述活性分布相对均匀的热再生催化剂是指加入到催化裂化装置内催化剂初始活性不超过75，该催化剂的自平衡时间为0.2～30小时，平衡活性为40～50。

7.按照权利要求6的方法，其特征在于所述活性分布相对均匀的热再生催化剂是指加入到催化裂化装置内催化剂初始活性不超过70，该催化剂的自平衡时间为0.5～10小时。

8.按照权利要求1的方法，其特征在于所述的反应器的第一反应区的反应条件为：反应温度490℃～620℃，反应时间0.5秒～2.0秒，催化剂与原料油的重量比2～20∶1。

9.按照权利要求8的方法，其特征在于所述反应条件为：反应温度500℃～600℃，反应时间0.8秒～1.5秒，催化剂与原料油的重量比3～15∶1。

10.按照权利要求1的方法，其特征在于所述的反应器的第二反应区的反应条件为：反应温度450℃～550℃，反应时间为2秒～20秒。

11.按照权利要求10的方法，其特征在于所述的反应条件为：反应温度460℃～500℃，反应时间为3秒～15秒。

12.按照权利要求1的方法，其特征在于所述的反应器的压力均为130kPa～450kPa，水蒸汽与原料油的重量比为(0.03～0.3)∶1。

13.按照权利要求1的方法，其特征在于所述反应器选自等直径提升管、等线速提升管、流化床或变径提升管中之一，或者是由等直径提升管和流化床构成的复合反应器。

14.按照权利要求13的方法，其特征在于所述变径提升管沿垂直方向从下至上依次为互为同轴的预提升段、第一反应区、直径扩大了的第二反应区、直径缩小了的出口区，在出口区末端连有一段水平管，其中第二反应区的直径与第一反应区的直径之比为1.5～5.0∶1。

15.按照权利要求1的方法，其特征在于所述重汽油馏分馏程中5％点温度不小于110℃。

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