CN103998575B - 在催化裂化单元上游使用预处理将重质原料转化为中间馏分油的改进方法 - Google Patents

在催化裂化单元上游使用预处理将重质原料转化为中间馏分油的改进方法 Download PDF

Info

Publication number
CN103998575B
CN103998575B CN201280063808.3A CN201280063808A CN103998575B CN 103998575 B CN103998575 B CN 103998575B CN 201280063808 A CN201280063808 A CN 201280063808A CN 103998575 B CN103998575 B CN 103998575B
Authority
CN
China
Prior art keywords
range
oil
vgo
fraction
heavy charge
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Active
Application number
CN201280063808.3A
Other languages
English (en)
Other versions
CN103998575A (zh
Inventor
F.弗尼厄
F.于格
N.图谢
H.迪洛
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
IFP Energies Nouvelles IFPEN
Original Assignee
IFP Energies Nouvelles IFPEN
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by IFP Energies Nouvelles IFPEN filed Critical IFP Energies Nouvelles IFPEN
Publication of CN103998575A publication Critical patent/CN103998575A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN103998575B publication Critical patent/CN103998575B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G11/14—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts
    • C10G11/18—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts according to the "fluidised-bed" technique
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G50/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures from lower carbon number hydrocarbons, e.g. by oligomerisation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G67/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only
    • C10G67/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only
    • C10G67/06—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only including a sorption process as the refining step in the absence of hydrogen
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G69/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process
    • C10G69/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process plural serial stages only
    • C10G69/04—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process plural serial stages only including at least one step of catalytic cracking in the absence of hydrogen
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G69/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process
    • C10G69/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process plural serial stages only
    • C10G69/12—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process plural serial stages only including at least one polymerisation or alkylation step
    • C10G69/126—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process plural serial stages only including at least one polymerisation or alkylation step polymerisation, e.g. oligomerisation

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Abstract

本发明描述了用于转化重质原料的改进方法，其使得能够提高对中间馏分油的选择性。本发明由以下组成：在催化裂化单元后接低聚单元的装置的上游实施称为预处理过程的所述重质原料的氢化处理或加氢转化过程，其使得能够提高在催化裂化单元末端的C3、C4和轻质汽油馏分的净生产，并且由此非常显著地提高低聚步骤之后的中间馏分油的生产，以及中间馏分油相对于汽油的选择性。

Description

在催化裂化单元上游使用预处理将重质原料转化为中间馏分 油的改进方法
发明领域
本发明涉及转化重质烃原料以提高中间馏分油(middle distillate)收率的方法的改进。更准确而言，本发明方法可用于：
• 提高中间馏分油相对于原料的生产；
• 显著提高中间馏分油相对于汽油的选择性；
• 得到具有低杂质水平的C3、C4和轻质汽油馏分，实现低聚步骤之前所必需的纯化步骤的显著增益或低聚单元中所采用的催化剂的使用寿命的显著增益。
这些改进通过以下成为可能：位于串联的催化裂化单元和低聚单元上游的称为预处理单元的氢化处理或加氢转化单元。
历史上，简称为FCC (流化床催化裂化)的催化裂化单元是针对轻质产品；液化气(或LPG)、轻质烃和汽油的生产进行优化的，以满足市场对由轻质烃聚合得到的聚合物的需求或满足汽车工业对汽油消耗的要求。
在这类功能中，瓦斯油基油(gas oil bases)的生产仍然是有限的。目前，鉴于汽车工业中柴油使用的主要增长，对瓦斯油型产品的需求也有巨大增长。因此，使精炼厂的生产转向中间馏分油生产以及提高中间馏分油相对于汽油的选择性变得甚至更加必要。
FCC单元存在于几乎半数精炼厂中，它在一方面是汽油的主要来源，而且在另一方面是轻质烃的主要来源，因此至关重要的是能将这类单元转变为有利于中间馏分油生产的单元。
在采用经由位于催化裂化单元上游的氢化处理或加氢转化单元进行的预处理的本发明的情形中，可得到更容易转化的原料，该原料能用于提高从FCC单元＋低聚单元组合装置(ensemble)得到的中间馏分油的最终生产并提高中间馏分油相对于汽油的选择性。
本发明的另一个效果是有助于用于低聚单元的原料的纯化，并且由此通过提供具有较低杂质含量(例如氮或硫)的原料来提高催化剂运行周期(catalyst cycle)的持续时间。位于FCC和低聚装置上游的“预处理”单元可为重质原料加氢转化或氢化处理单元，该单元能在高氢气压力下和催化剂存在下实施所有加氢精炼反应，例如加氢脱氮、加氢脱硫和芳族化合物的氢化。
该方法可用于在氢气分压下将具有通常高于340℃的初始沸点的重质烃原料部分转化为汽油和中间馏分油和对所产生的馏分以及未转化的重质烃原料进行氢化处理，这意味着杂质(特别是含氮和含硫化合物)的量可被减少。
FCC方法可用于通过在酸催化剂存在下使重质原料的分子裂解而将具有通常高于340℃的初始沸点的重质烃原料转化为更轻质的烃馏分，特别是汽油馏分。FCC还产生大量具有高烯烃含量的LPGs (液化石油气)。在本发明中，FCC原料由来自加氢精炼单元的未转化原料构成。
低聚过程的目的是使单独或作为混合物的C3到C12烯烃低聚以得到包含主要含有9个或更多个碳原子的单烯烃的烃混合物，所述C3到C12烯烃可由若干不同的馏分形成，例如C3到C4馏分和C5-220℃ (优选160℃)汽油馏分，更优选C5-120℃。
通常，自C4烯烃起始得到如下低聚物：其主要包含30个或更少的碳原子，大部分在8到20范围内。
本发明采用特定的多个单元的串联装置(concatenation)，其可用于：
a) 提高中间馏分油的总体生产；
b) 提高中间馏分油相对于汽油的选择性；以及：
c) 通过提供具有较少量杂质(例如氮、硫或者甚至二烯烃)的原料而有利于低聚单元的纯化和提高催化剂运行周期持续时间。
本发明主要涉及在催化裂化单元上游提供氢化处理或加氢转化单元，其可用于提高中间馏分油的总体生产。
这种单元设置也可用于显著提高中间馏分油相对于汽油的选择性。
本发明的另一项显著效果是其可用于产生由催化裂化得到的具有较低杂质(例如氮和硫以及二烯烃)量的汽油馏分。
由此纯化的汽油馏分可用于限制低聚单元上游的纯化并提高催化剂运行周期时间。
本发明与所有催化裂化反应器技术兼容，无论其是提升管(riser)类型还是下行床(dropper)类型。
在本方法中采用的催化裂化单元可被拆分为具有单个反应器或多个反应器的若干实施方式，且每个反应器均能以提升管模式或下行床模式工作。
在多个低聚单元与催化裂化单元相关联的情形中，这些单元可串联或并联设置。
现有技术的检验
专利申请FR 2 935 377涉及一种将称为重质原料的烃原料转化以同时生产丙烯和极少收率的汽油的方法。在该专利中所述的方法包括至少两个反应步骤：用于催化裂化的第一步骤和用于将得自催化裂化的C3和C4烯烃或者C4烯烃或者C4和C5烯烃低聚的第二步骤。在某些情形中在低聚之前还必须有用于烯烃的选择性加氢的第三反应步骤。
该发明的方法可用于实施两种类型的生产，其对应于两种不同的市场方案：
• “丙烯最大化”方案，对应于最大化丙烯生产同时保持极小的汽油收率，或者与仅由催化裂化单元获得的潜在收率相比甚至稍稍提高；或者
• “汽油最大化”方案，对应于最大化汽油生产同时没有丙烯生产。
专利WO 03/078547描述了一种沸点高于350℃的主要原料和沸点低于320℃的相对较轻的次要原料的催化裂化方法，所述次要原料由通过包含4或5个碳原子的轻质烯烃的低聚产生的包含至少8个碳原子的烯烃构成。
专利WO 03/078364描述了一种从C4烯烃生产低聚物的方法，所述低聚物随后在催化裂化单元中裂化以最大化丙烯的生产。
专利申请FR 11/01444描述了一种催化裂化/低聚单元的串联装置。
该申请描述了一种重质原料的转化方法，其可用于提高对中间馏分油的选择性。该方法使用催化裂化单元，然后是一个或多个用于使包含2到12个碳原子的烯烃低聚的单元，这意味着可优先产生额外的中间馏分油馏分。所产生的低聚产物中不能引入中间馏分油馏分中的轻质部分被部分再循环：
• 到低聚步骤以通过与原料中的轻质烯烃反应而转化为中间馏分油，如专利FR 2871 167中所述；
• 或到FCC以裂化为轻质烯烃，后者被返回低聚单元作为原料中烯烃的补充以优先形成可引入中间馏分油馏分中的重质低聚产物。
本发明由三种单元的特定串联装置组成，其可用于显著提高中间馏分油的生产以及中间馏分油相对于汽油的选择性，该选择性目前在需求从汽油转换到瓦斯油的情况下是非常期望的。
本发明中所述的串联装置还可用于通过由FCC产生具有较低量杂质(例如硫、氮和二烯烃)的纯化汽油馏分来改善在低聚单元上使用的催化剂的性能和使用寿命，所述馏分随后被送往低聚单元以转化为对应于中间馏分油馏分的具有较高分子量的烯烃。
本发明方法的串联装置由以下构成：位于催化裂化单元(FCC)上游的加氢精炼单元，例如轻度(mild)或深度(intense)加氢裂化单元(AXENS给予它的商品名为HyC或HyK-HP)，或者固定床或沸腾床氢化处理(AXENS给予它的商品名为Hyvahl/HoilDC/HoilRC)，FCC之后是处理来自FCC的C3、C4和全汽油(total gasoline)或轻质汽油馏分的全部或仅仅一部分的一个或多个低聚单元。
与现有技术中所述的由催化裂化单元和低聚单元构成的简单串联装置相比，本发明的串联装置的协同效果可用于提高所生产的中间馏分油的总量。
本发明的串联装置可用于非常显著地提高中间馏分油相对于汽油的选择性以及得到被送往低聚单元的纯化汽油馏分；这在催化剂性能和使用寿命方面具有勿庸置疑的优点。
附图说明
图1显示了本发明方法的流程图，其中各单元如下所示：
(PRET)为预处理；
(FCC)为催化裂化；
(PUR)为低聚上游的纯化单元；
(OLG)为所述低聚单元；和
(HDT)为对由低聚得到的中间馏分油馏分进行氢化处理的单元。
发明内容
本发明涉及一种称为重质原料的烃原料的转化方法，其中所述重质原料即由沸点高于约340℃的烃构成的原料，该方法的目的在于提高构成用于商业瓦斯油的基油的中间馏分油的生产。
本发明的方法可用于实现三个目的：
1) 通过以下提高中间馏分油的生产：
• 产生可在FCC中更大程度地转化的原料，其优点在于导致提高的C3、C4烯烃和轻质汽油的生产，所述C3、C4烯烃和轻质汽油一旦在低聚单元中转化可用于生产更多中间馏分油；
• 经由预处理单元内在地产生中间馏分油；
2) 非常显著地提高中间馏分油相对于汽油的选择性；
3) 通过得到具有氮和硫以及二烯烃含量降低的杂质含量的从催化裂化得到的汽油馏分来限制低聚单元上游的纯化并提高催化剂运行周期时间。
本发明的方法可定义为使用按序进行的四个步骤从减压瓦斯油或常压渣油型重质原料(1)生产中间馏分油的方法：
- a) 预处理步骤(PRET)，其在加氢裂化或氢化处理单元中进行以减少原料中含硫和含氮杂质的量以及原料的二烯烃含量，并且其放出C5-160℃汽油馏分(3)、馏程为160℃到360℃的第一中间馏分油馏分(4)和与输入的重质原料具有基本相同馏程的称为未转化部分(5)的部分；
- b) 从预处理步骤(PRET)得到的所述未转化部分(5)的催化裂化(FCC)步骤，其产生用作燃料的称为干气馏分(7)的馏分、C3馏分(8)、C4馏分(9)、C5-160℃汽油馏分(10)和第二中间馏分油馏分(11)，汽油馏分(10)被送往纯化单元(PUR)；
- c) 被供以从催化裂化单元得到的C3馏分(8)、C4馏分(9)和从纯化单元(PUR)得到的汽油馏分(10’)的低聚步骤(OLG)，其产生C3/C4馏分(14)、进入汽油池的C5-160℃汽油馏分(15)和被送往氢化处理单元(HDT)的第三中间馏分油馏分(16)；
- d) 使从低聚步骤得到的中间馏分油馏分(16)完全氢化(HDT)的步骤，以满足关于瓦斯油的市场规格。
在本发明方法的一个优选变体中，预处理单元(PRET)为轻度加氢裂化型，并在以下条件下工作：
• 温度在350℃到420℃范围内；
• 压力在8到12 MPa范围内；
• HSV在0.3到1 h-1范围内；
• H2/HC在300到800 L/L范围内；
• 催化剂基于NiMo、NiCoMo、NiW。
在本发明方法的另一个优选变体中，预处理单元(PRET)为氢化处理型，并在以下条件下工作：
• 温度在350℃到420℃范围内；
• 压力在4到8 MPa范围内；
• HSV在0.5到2 h-1范围内；
• H2/HC在150到200 L/L范围内；
• 催化剂基于NiMo、CoMo、NiCoMo。
在本发明方法的一个优选变体中，催化裂化单元(FCC)在以下条件下工作：
• 当催化裂化在单个提升管反应器中进行时，反应器出口温度(ROT)在450℃到650℃范围内，优选在470℃到620℃范围内，且C/O比在2到20范围内，优选在4到15范围内；
• 当反应器为下行床反应器时，反应器出口温度(ROT)在480℃到650℃范围内，且C/O比在10到50范围内，优选10到30范围内。
在本发明方法的一个优选变体中，来自FCC的汽油原料的纯化单元(PUR)包括通过蒸馏进行的分馏步骤以产生含氮化合物贫化的轻馏分和/或包括用于在以下条件下在分子筛上进行吸附的步骤：
• 温度在20℃到50℃范围内；
• 压力在5到30 巴范围内；
• HSV在0.5到4 h-1范围内；
• 分子筛(例如NaX或NaY型)。
在本发明方法的一个优选变体中，用于来自FCC的汽油的低聚(OLG)的单元在如下条件下工作：
• 操作温度在100℃到350℃范围内，优选在150℃到270℃范围内；
• 操作压力在1到10 MPa (1 MPa＝106帕斯卡)范围内，优选在2到6 MPa范围内，更优选在4到5 MPa范围内；
• 催化剂基于二氧化硅-氧化铝或无定形二氧化硅-氧化铝或结晶沸石。
在本发明方法的另一个优选变体中，用于来自FCC的汽油的低聚(OLG)的单元在如下条件下工作：
• 操作温度在180℃到350℃范围内，优选在200℃到270℃范围内；
• 操作压力在1到10 MPa (1 MPa＝106帕斯卡)范围内，优选在2到6 MPa范围内，更优选在4到5 MPa范围内；
• 在将馏分油提质为柴油的情形中，催化剂基于结晶沸石。
在本发明方法的一个优选变体中，用于来自FCC的汽油的低聚(OLG)的单元在如下条件下工作：
• 操作温度在60℃到200℃范围内，优选在80℃到180℃范围内；
• 操作压力在1到10 MPa (1 MPa＝106帕斯卡) 范围内，优选在2到6 MPa范围内，更优选在2到4 MPa范围内；
• 有机酸树脂型催化剂。
在本发明方法的一个优选变体中，通过低聚(OLG)产生的汽油馏分(15)被至少部分再循环到FCC单元以最大化中间馏分油的生产。
具体实施方式
根据本发明，待预处理的整体原料包含多于50 wt%的沸点高于340℃的烃类，并且通常包含至少80 vol%的沸点高于340℃的化合物。优选地，这些典型原料具有高于340℃的沸点，更优选高于370℃，即原料中存在的化合物的95%具有高于340℃的沸点，更优选高于370℃。
被处理的烃原料中的氮含量通常为以重量计为多于500 ppm。通常，硫的量在0.01wt%到5 wt%范围内。
用于催化裂化单元的原料对应于用于预处理单元的原料的未转化部分。其通常包含多于50 wt%的沸点高于340℃的烃类。该原料所含的杂质(例如含氮或含硫化合物)少于待氢化处理的原料，并且该原料具有较高的氢含量，通常在11%到15%范围内。
汽油馏分对应于馏程在50℃到220℃范围内的烃馏分，优选在50℃到160℃范围内。
中间馏分油馏分对应于馏程在130℃到380℃范围内的烃馏分，优选在150℃到370℃范围内。
“浆料(slurry)”馏分对应于初始沸点高于380℃的烃馏分，优选高于360℃。
本发明方法各步骤的具体条件在下文中更详细地描述。
1) 预处理步骤(PRET)
根据本发明，预处理步骤可由以下构成：用于在固定床或沸腾床中对重质原料进行氢化处理的单元，或者用于在氢化处理或加氢裂化催化剂的帮助下进行轻度或深度加氢裂化操作的单元，通常催化剂为由在氧化铝或二氧化硅-氧化铝型载体上的第VI族和第VIII族金属的硫化物形成的类型。还可预见到在载体中还包括沸石的催化剂。当预处理反应在下行(dropper)并流模式的固定床中进行时，通常所选的操作条件为温度在300℃到450℃范围内，优选在350℃到430℃范围内，总压力为30到300 巴，优选在50到180 巴范围内，小时空速(hourly space velocities)为0.1到10 h-1，优选在0.3到5 h-1范围内，且氢与烃之比在200 Nm3/m3到4000 Nm3/m3范围内，优选在300到2000 Nm3/m3范围内。
这些单元可用于原料的加氢脱硫、加氢脱氮或加氢脱芳烃(hydrodearomatization)，并且提供了一部分重质原料到可被提质的产物的转化。该转化在加氢加氢转化单元中高于在氢化处理单元中。
预处理借助使用氢化处理或加氢裂化催化剂的高氢气压力的固定床或沸腾床催化方法实施。
预处理段包括至少一个反应区，该反应区包含至少一种加氢精炼(hydrorefining)催化剂，其优选对加氢脱硫、加氢脱氮和芳族化合物加氢具有高活性。
预处理催化剂也称为加氢精炼催化剂，其可选自在该领域中惯常使用的催化剂。加氢精炼催化剂可优选包含基质和至少一种选自元素周期表第VIB族和第VIII族元素的加氢脱氢(hydrodehydrogenating)元素。
所述基质可由单独或作为混合物使用的化合物构成，例如氧化铝、卤化氧化铝、二氧化硅、二氧化硅-氧化铝、粘土(选自例如天然粘土，例如高岭土或膨润土)、氧化镁、氧化钛、氧化硼、氧化锆、磷酸铝、磷酸钛、磷酸锆、炭和铝酸盐。优选使用包含本领域技术人员已知的任何形式的氧化铝的基质，更优选氧化铝，例如γ-氧化铝。
所述加氢脱氢元素可选自元素周期表第VIB族的元素和元素周期表第VIII族的非贵金属元素。
优选地，所述加氢脱氢元素选自钼、钨、镍和钴。
更优选地，所述加氢脱氢元素包括至少一种第VIB族元素和至少一种第VIII族的非贵金属元素。该加氢脱氢元素可，例如，包括至少一种第VIII族元素(Ni、Co)与至少一种第VIB族元素(Mo、W)的组合。
优选地，加氢精炼催化剂还包括至少一种掺杂元素，其沉积在所述催化剂上并且选自磷、硼和硅。特别地，加氢精炼催化剂可包括硼和/或硅，还可具有磷，作为掺杂元素。
硼、硅和磷的量按重量计通常在0.1%到20%范围内，优选在0.1%到15%范围内，更优选在0.1%到10%范围内。
加氢精炼催化剂可有利地包含磷。
除其它外，该化合物提供了具有两个主要优点的加氢精炼催化剂：第一个优点是更容易制备所述催化剂，特别是在例如由基于镍和钼的溶液浸渍加氢脱氢元素的过程中。
该化合物提供的第二个优点是催化剂加氢活性的提高。
在优选的加氢精炼催化剂中，第VIB族和第VIII族金属的氧化物的总浓度以重量计在2% (优选5%)到40%范围内，优选在3% (优选7%)到30%范围内，且以金属氧化物表示的第VIB族金属(或多种金属)与第VIII族金属(或多种金属)之间的重量比在20到1.25范围内，优选在10到2范围内。
磷氧化物P2O5的浓度可低于15 wt%，优选低于10 wt%。优选的载体是单独的或作为与沸石的混合物的氧化铝或包含5-95%的SiO2的二氧化硅-氧化铝。
在另一种包括硼和/或硅(优选硼和硅)的加氢精炼催化剂中，以相对于所述催化剂总量的wt%计，所述催化剂通常包括：
• 1%到99%，优选10%到98%，更优选15%到95%的至少一种基质；
• 3%到60%，优选3%到45%，更优选3%到30%的至少一种第VIB族金属；
• 任选地，0到30%，优选0到25%，更优选0到20%的至少一种第VIII族金属；
• 0.1%到20%，优选0.1%到15%，更优选0.1%到10%的硼，和/或0.1%到20%，优选0.1%到15%，更优选0.1%到10%的硅；
• 任选地，0到20%，优选0.1%到15%，更优选0.1%到10%的磷；和
• 任选地，0到20%，优选0.1%到15%，更优选0.1%到10%的至少一种选自第VIIA族的元素，例如氟。
在另一种加氢精炼催化剂中，所述催化剂包括：
• 在1-95 wt% (%氧化物)范围内的至少一种基质，优选氧化铝；
• 在5 wt%到40 wt% (%氧化物)范围内的至少一种第VIB族和第VIII族中非贵金属的元素；
• 在0-20%范围内，优选在0.1 wt%到20 wt% (%氧化物)范围内的至少一种选自磷、硼和硅的助催化剂元素；
• 在0-20 wt% (%氧化物)范围内的至少一种第VIIB族元素(例如锰)；
• 在0-20 wt% (%氧化物)范围内的至少一种第VIIA族元素(例如氟、氯)；和
• 在0-60 wt% (%氧化物)范围内的至少一种第VB族元素(例如铌)。
通常，优选具有以下原子比的加氢精炼催化剂：
• 第VIII族金属/第VIB族金属原子比在0到1范围内；
• 当存在B时，B/第VIB族金属原子比在0.01到3范围内；
• 当存在Si时，Si/第VIB族金属原子比在0.01到1.5范围内；
• 当存在P时，P/第VIB族金属原子比在0.01到1范围内；和
• 当存在至少一种第VIIA族元素时，第VIIA族金属/第VIB族金属的原子比在0.01到2范围内。
特别优选的加氢精炼催化剂是在氧化铝或二氧化硅-氧化铝上的NiMo 和/或NiW催化剂，还有掺杂有由磷、硼、硅和氟形成的原子组中所包括的至少一种元素的在氧化铝或二氧化硅-氧化铝上的NiMo 和/或NiW催化剂。
申请人还已开发了这样的催化剂。可引用的例子是专利FR 2 904 243、FR 2 903979和EP 1 892 038中所述的那些。
在其中在预处理步骤中期望较高转化的情形中，使用加氢裂化催化剂。这样的加氢裂化催化剂必须是双功能催化剂，其具有加氢相以便能使芳族化合物加氢并产生饱和化合物与相应烯烃之间的平衡，以及可用于促进加氢异构化和加氢裂化反应的酸相。
酸功能由具有大表面积(通常为100到800 m2/g)和表面酸度的载体提供，例如卤化氧化铝(特别是氯化或氟化的)，硼和铝的组合，无定形二氧化硅-氧化铝，以及沸石。
加氢功能由一种或多种元素周期表第VIII族的金属例如铁、钴、镍、钌、铑、钯、锇、铱或铂提供，或者由至少一种元素周期表第VIB族的金属如钼或钨与至少一种第VIII族金属的组合提供。
申请人还已开发了很多这样的催化剂。可提及的专利的例子为FR 2 819 430、FR2 846 574、FR 2 875 417、FR 2 863 913、FR 2 795 341和FR 2 795 342。
可提及用于本发明的预处理(PRET)单元中的催化剂为来自AXENS出售的以下系列的催化剂：HR 500 (例如HR526、HR538、HR548、HR558、HR 562、HR568和HRK558)、HDK700(HDK766、HDK776、HDK786)或HYK700 (HYK732、HYK752、HYK762、HYK742)。
用于分离预处理单元的流出物的单元通常包括气体和液体流出物的初步分离、氢气再循环段和用以分馏各种液体馏分的多个蒸馏段。
在预处理步骤(PRET)结束时，所产生的未转化馏分与未经预处理步骤时的原料相比包含显著较少的含硫和含氮化合物，并且包含较高的氢含量。这些方面意味着在得自位于下游的FCC步骤的流出物中得到的杂质量被显著降低了。
2) 催化裂化步骤(FCC)：
催化裂化单元包括可为提升管或下行床模式的反应器。
当催化裂化在单个下行床反应器中进行时，反应器出口温度(ROT)在450℃到650℃范围内，优选在470℃到620℃范围内，且C/O比在2到20范围内，优选在4到15范围内。
当反应器为下行床模式时，反应器出口温度(ROT)在480℃到650℃范围内，且C/O比在10到50范围内。
通过本领域技术人员已知的任何气-固分离系统将从FCC反应器得到的废催化剂流自裂化流出物中分离，并且在专用再生区中再生。
催化裂化反应器的流出物被送往分馏区以产生根据精炼者的需要确定的若干馏分。
根据本发明，催化裂化催化剂由氧化铝、二氧化硅或二氧化硅-氧化铝基质构成，所述基质含有或不含分散在同一基质中的超稳Y型沸石。
还可预见到添加量少于催化剂总量的30 wt%的基于ZSM-5沸石的添加剂。
用于FCC反应器的催化剂通常由平均粒径通常在40到140微米范围内，常常在50到120范围内，的颗粒构成。
催化裂化催化剂包含至少一种合适的基质，例如氧化铝、二氧化硅或二氧化硅-氧化铝，所述基质中有或没有分散在该基质中的Y型沸石存在。
该催化剂还可包含至少一种具有以下结构类型之一的具有形式选择性(formselectivity)的沸石：MEL (例如ZSM-11)、MFI (例如ZSM-5)、NES、EUO、FER、CHA (例如SAPO-34)、MFS、MWW。其还可包含以下沸石之一：NU-85、NU-86、NU-88或IM-5，其也具有形式选择性。
这些具有形式选择性的沸石的优点在于得到更好的丙烯/异丁烯选择性，即在裂化流出物中更高的丙烯/异丁烯比例。
具有形式选择性的沸石相对于沸石总量的比例可随着所用原料和所需产物的结构而变。通常，使用以重量计0.1%到60%，优选0.1%到40%，特别是0.1%到30%的具有形式选择性的沸石。
沸石或多种沸石可分散在基于二氧化硅、氧化铝或二氧化硅-氧化铝的基质中，沸石(所有沸石一起)相对于催化剂重量的比例通常在0.7 wt%到80 wt%范围内，优选在1 wt%到50 wt%范围内，更优选在5 wt%到40 wt%范围内。
在使用数种沸石的情形中，它们可被结合到单种基质中或结合到若干种不同基质中。总物料量中具有形式选择性的沸石的量低于30 wt%。
在催化裂化反应器中使用的催化剂可由分散在氧化铝、二氧化硅或二氧化硅-氧化铝基质中的超稳Y型沸石构成，在其中添加了基于ZSM-5沸石的添加剂，总催化剂物料量中的ZSM-5晶体的量低于30 wt%。
用于分离催化裂化反应器(FCC)流出物的单元通常包括FCC流出物的初步分离，气体压缩和分馏段，以及用于各种液体馏分的分馏的蒸馏。
在一些情形中，在FCC过程中产生的HCO馏分(在图1中标识为物流(17))可被再循环到预处理单元。
从催化裂化得到的烯烃馏分由C3、C4烯烃和切取点(cut point)低于220℃、优选低于160℃的汽油构成，该烯烃馏分可由若干不同的馏分形成，例如C3馏分和汽油馏分，所述烯烃馏分被送往一个或多个低聚单元。
在该步骤结束时，所产生的汽油馏分与仅在FCC结束时相比包含更少的含硫化合物和含氮化合物，同时保持了同等的烯烃量。
这些方面意味着直接位于低聚步骤上游的纯化步骤可被减少甚至被避免。
3) 纯化步骤(PUR)
待处理的汽油原料被送往纯化单元，该纯化单元使用吸附剂如分子筛(例如，NaX或NaY型)，并在以下操作条件下工作：
• 温度在20℃到50℃范围内；
• 压力为5到30 巴；
• HSV在0.5到4 h-1范围内。
可提及的能用于纯化单元中的吸附剂的例子是金属氧化物如氧化铝，结晶硅铝酸盐(silico-aluminate)如沸石(通常被称为分子筛)，或这些化合物的混合物。
在这些化合物中，优选基于八面沸石型沸石的分子筛。一个例子是NaX沸石，例如Axens以商品名SBE 13X出售的沸石。
在某些情形中，还可使用简单分馏来产生含氮化合物贫化并且对于低聚段而言可接受的轻馏分。
4) 低聚步骤(OLG)
低聚步骤的目的是使可能由若干不同馏分，例如单独或作为混合物的C3到C4馏分和C5-160℃馏分，形成的C3到C12烯烃低聚以得到含有主要包含8个或更多个碳原子的单烯烃的烃混合物。
通常，由C4烯烃得到的低聚物主要包含30个或更少的碳原子；绝大部分包含8到20个范围内的碳原子。
低聚与聚合的区别在于有限数量的分子加成。在本发明的情形中，加成在一起的分子数量在2到20范围内，界限包括，优选在2和5之间，更优选在2和4之间。
然而，低聚产物可包括痕量的已低聚为包含多于10个分子的烯烃。通常，这些痕量表示相对于所形成的低聚物少于5 wt%。
低聚可在一个或多个步骤中借助并联或串联设置的一个或多个反应器和一种或多种催化剂进行。
以下对催化剂和操作条件的描述可应用于所述步骤中的任何一个和所述反应器中的任何一个。
以异相操作的固体低聚催化剂选自本领域中已知的那些。本发明方法的各个步骤所用的具体条件在下文中更详细地描述。
所用的低聚催化剂优选为基于二氧化硅-氧化铝或无定形二氧化硅-氧化铝、结晶沸石或树脂的酸催化剂。
优选的树脂为AXENS出售的TA801。
操作温度在60℃到200℃范围内，优选在80℃到180℃范围内。
操作压力在1到10 MPa (1 MPa＝106帕斯卡)范围内，优选在2到6 MPa范围内，更优选在2到4 MPa范围内。
优选的沸石为专利FR 2 894 850中描述的那些。操作温度在100℃到350℃范围内，优选在150℃到270℃范围内。
操作压力在1到10 MPa (1 MPa＝106帕斯卡) 范围内，优选在2到6 MPa范围内，更优选在4到5 MPa范围内。
低聚单元所产生的C5-220℃汽油馏分的一部分，优选轻质的C5-160℃汽油馏分，可任选地再循环到低聚反应器以提高中间馏分油的收率。
5)最终加氢步骤(HDT)
最终加氢步骤(HDT)要求部分或完全硫化的基于Ni或NiMo或CoMo或者甚至NiCoMo和NiW的催化剂，其负载在难熔氧化物型载体(Al、Ti、Si)上，任选地具有一种或多种助催化剂(F、P、Ca、Na)。
参考图1更详细地解释本发明。
将原料(1)引入具有氢气(1b)补充的预处理单元(PRET)中。
在氢气存在下进行该处理意图将烯烃转化为烷烃；其可使用本领域已知的任何催化剂并在相关操作条件下进行。特别地，可使用经硫化的基于Ni和Co的催化剂，例如AXENS出售的HR 306、HR 406或HR 506。这些催化剂在气相中并在高温(350到420℃)和高氢气含量条件下工作。
还可使用并优选基于Ni和S的催化剂例如AXENS出售的LD系列，241、341和541，中的那些，且这些催化剂在液相中在较低温度(150到180℃)下操作。
常规地，以分子量升序从预处理单元(PRET)中取出以下物质：
• 汽油馏分(3)；
• 称为“中间馏分油”的馏分(4)；
• 未转化馏分(5)。
馏分(5)随后被送往催化裂化单元(FCC)，从其中以分子量升序取出以下物质：
• 干气馏分(7)，其由氢气(H2)、甲烷和可能的乙烷、乙烯组成；
• C3馏分(8)，其由包含3个碳原子的烃分子形成，富含丙烯；
• C4馏分(9)，其由包含4个碳原子的烃分子形成，富含丁烯；
• 汽油馏分(10)；
• 称为“中间馏分油”的馏分(11)；
• 称为“浆料”馏分的馏分(12)，其被加入燃料池；
• 在一些情形中，可取出HCO馏分并再循环到预处理 (2)。
汽油馏分(10)随后任选地在纯化单元(PUR)上纯化。
纯化汽油馏分(10’)随后与馏分(8)和(9)一起送出作为低聚单元(OLG)的原料。
从该低聚单元(OLG)取出三种馏分：
• 称为残液(raffinate)的馏分(14)，其对应于来自C3 (8)和C4(9)原料的未转化烯烃和链烷烃；
• 汽油馏分(15)，其对应于包含在馏分(10’)中的链烷烃以及一部分源于馏分(8)和(9)的所形成的低聚产物；
• 对应于由馏分(8)、(9)和(10’)形成的重质低聚产物的中间馏分油馏分。
中间馏分油馏分被送往加氢单元(HDT)以符合商业规格。
实施例
现在我们将提供两个实施例来举例说明本发明方法与现有技术方法相比的改进性能。
实施例1 (现有技术)：FCC＋低聚对比情形
该第一实施例构成了基本情形并对应于单提升管FCC单元及其后的低聚单元。
FCC单元的生产能力为40000 BPSD，即230 t/hr，(BPSD是桶/天的缩写)，处理从真空蒸馏单元直接得到的直馏VGO，即减压瓦斯油。
催化裂化单元借助由二氧化硅-氧化铝构成的催化体系操作。
FCC单元的原料的主要特征和操作条件分别在下表1和2中显示。
表1：VGO原料的主要特征
实施例1
FCC单元的生产能力，VGO原料 桶/d 40 000
VGO原料流率 t/h 230
提升管出口压力 巴(表压) 1.4
提升管出口温度 ℃ 550
原料预热温度 ℃ 220
催化剂的质量流率与原料流率之比 6.2
表2：实施例1中FCC的操作条件。
在这些条件下，离开催化裂化单元的产物相对于原料的收率在表3中给出。
表3：来自实施例1的催化裂化的产物的收率。
IBP-160℃汽油中的烯烃量为47.6 wt%，且氮含量以重量计为50 ppm。
硫含量以重量计为800 ppm。
主要由丙烯和丙烷组成的C3馏分，以及主要由丁烯和丁烷组成的C4馏分，以及汽油馏分(IBP–160℃)随后被送往低聚单元。
由于存在硫和氮，在低聚单元上游设置纯化段。其由NaX分子筛物质构成，后者布置为固定床并且于25℃的温度工作，其中一个床为操作模式且一个床为再生模式。
纯化单元和低聚单元的操作条件如表4中所示。
实施例1
原料(C3-160℃)的流率 (t/h) 133
纯化单元
NaX分子筛的量 t 22.1
低聚单元
温度 ℃ 160-250 *
压力 巴(表压) 50
催化剂量 t 250
IBP 811催化剂(Axens)
*温度逐渐升高以保持催化剂活性
表4：纯化单元和低聚单元的操作条件。
在这些条件下，在催化裂化单元和低聚单元上得到的产物相对于进入催化裂化单元的原料的收率在下表5中给出：
表5：从实施例1的催化裂化和低聚串联装置得到的产物的收率。
从低聚得到的中间馏分油馏分随后进行加氢：加氢借助经硫化的镍催化剂(LD541)于160℃在50巴的氢气中进行，HSV为1.5 h-1，且气态氢的流率相对于液体原料的流率为100 NL/L。
由此，将C3、C4和汽油馏分送往低聚步骤可将中间馏分油的收率提高29.3 wt%。
实施例2 (根据本发明)：轻度加氢裂化单元、FCC单元与用于C3、C4烯烃和汽油的低聚单元的串联装置。
在实施例2中，FCC单元在与实施例1中所述相同的条件下工作，但此时在FCC单元之前存在轻度加氢裂化单元，其被供以与实施例1中相同的原料，即直馏VGO。
轻度加氢裂化单元的操作条件如表6中所示。
轻度加氢裂化单元 实施例2
VGO原料的流率 t/h 230
温度 ℃ 365
HSV h-1 1.0
H2/HC L/L 400
压力 巴(表压) 70
表6：轻度加氢裂化单元的操作条件 - 实施例2。
在这些条件下，离开轻度加氢裂化步骤的产物相对于原料的收率在表7中给出。
表7：来自实施例2的轻度加氢裂化单元的产物的收率。
在催化裂化步骤结束时，产物相对于经氢化处理的VGO原料的收率发生变化，如下表8所示：
表8：实施例2的催化裂化步骤结束时得到的产物的收率。
IBP-160℃汽油的烯烃含量为44.0%，且氮含量以重量计为20 ppm。硫含量为150ppm。
主要由丙烯和丙烷构成的C3馏分，以及主要由丁烯和丁烷构成的以及C4馏分，以及汽油馏分(IBP-160℃)随后被送往低聚单元。
纯化和低聚条件在下表9中给出：
原料(C3-160℃)的流率 (t/h) 119
纯化单元
NaX分子筛的量 t 8.8
低聚单元
温度 ℃ 160-250 *
压力 巴(表压) 50
催化剂量
IBP 811催化剂(Axens) t 240
* 温度逐渐升高以保持催化剂的活性
表9：纯化单元和低聚单元的操作条件。
原料中较少的杂质(氮和硫)量意味着位于低聚单元上游的纯化单元中所用的分子筛量可非常显著地从22.1吨减少到8.9吨。
因此极大地减小了分子筛纯化单元的尺寸。
从轻度加氢裂化、催化裂化和C3＝、C4＝、汽油馏分的低聚的串联装置得到的产物相对于进入轻度加氢裂化单元的原料的收率在表10中给出：
wt% 来源 实施例2
根据本发明
干气 FCC 1.85
残液 低聚 4.40
汽油(IBP-220℃) 轻度加氢裂化和低聚和FCC 32.65
中间馏分油(220℃到360℃) 轻度加氢裂化和FCC和低聚 54.03
浆料(360℃+) FCC 3.47
焦炭 FCC 3.60
总计 100
表10：从实施例2的轻度加氢裂化和催化裂化和低聚串联装置得到的产物的收率。
所述中间馏分油馏分随后在与实施例1中相同的条件下加氢。
轻度加氢裂化(PRET)和(FCC)单元与低聚单元(OLG)单元的串联装置显著提高了所产生的中间馏分油的量。在所述基本情形中，该中间馏分油生产占FCC原料的45.0 wt%，而在本发明构造中为54.03 wt%，即提高了9.03%。
由于预处理，汽油馏分本身没有增加，而且实际上减少了1.30%，从基本情形中的33.95 wt%跌落到32.65 wt%。
因此中间馏分油相对于汽油的选择性(中间馏分油/汽油比)得到了提高，从1.32变为1.65，即25 wt%的相对增益，这在面对燃料市场中的变化时是非常可观的改进。

Claims (23)

1.使用按序进行的四个步骤从减压瓦斯油或常压渣油型重质原料(1)生产中间馏分油的方法：
- a) 预处理步骤PRET，其在加氢裂化或氢化处理单元中进行以减少原料中含硫和含氮杂质的量以及原料的二烯烃含量，并且其放出C5-160℃汽油馏分(3)、馏程为160℃到360℃的第一中间馏分油馏分(4)和与输入的重质原料具有基本相同馏程的称为未转化部分(5)的部分；
- b) 从预处理步骤PRET得到的所述未转化部分(5)的催化裂化FCC步骤，其产生用作燃料的称为干气馏分(7)的馏分、C3馏分(8)、C4馏分(9)、C5-160℃汽油馏分(10)和第二中间馏分油馏分(11)，所述汽油馏分(10)被送往纯化单元PUR；
- c) 被供以从催化裂化FCC步骤得到的C3馏分(8)、C4馏分(9)和从纯化单元PUR得到的汽油馏分(10’)的低聚步骤OLG，其产生C3/C4馏分(14)、进入汽油池的C5-160℃汽油馏分(15)和被送往氢化处理单元HDT的第三中间馏分油馏分(16)；
- d) 使从低聚步骤得到的中间馏分油馏分(16)完全氢化HDT的步骤，以满足关于瓦斯油的市场规格。
2.如权利要求1所述的从减压瓦斯油或常压渣油型重质原料(1)生产中间馏分油的方法，其中所述预处理步骤PRET为轻度加氢裂化型，并且在以下条件下工作：
• 温度在350℃到420℃范围内；
• 压力在8到12 MPa范围内；
• HSV在0.3到1 h-1范围内；
• H2/HC在300到800 L/L范围内；
• 催化剂基于NiMo、NiCoMo、NiW。
3.如权利要求1所述的从减压瓦斯油或常压渣油型重质原料(1)生产中间馏分油的方法，其中所述预处理步骤PRET为氢化处理型，并且在以下条件下工作：
• 温度在350℃到420℃范围内；
• 压力在4到8 MPa范围内；
• HSV在0.5到2 h-1范围内；
• H2/HC在150到200 L/L范围内；
• 催化剂基于NiMo、CoMo、NiCoMo。
4.如权利要求1所述的从减压瓦斯油或常压渣油型重质原料(1)生产中间馏分油的方法，其中所述催化裂化FCC步骤在以下条件下工作：
• 当催化裂化在单个提升管反应器中进行时，反应器出口温度ROT在450℃到650℃范围内，且C/O比在2到20范围内；
• 当反应器为下行床反应器时，反应器出口温度ROT在480℃到650℃范围内，且C/O比在10到50范围内。
5.如权利要求1所述的从减压瓦斯油或常压渣油型重质原料(1)生产中间馏分油的方法，其中用于来自FCC的汽油馏分的所述纯化单元PUR包括通过蒸馏进行的分馏步骤以产生含氮化合物贫化的轻馏分和/或包括在以下条件下在分子筛上进行吸附的步骤：
• 温度在20℃到50℃范围内；
• 压力在5到30巴范围内；
• HSV在0.5到4 h-1范围内；
• 分子筛。
6.如权利要求1所述的从减压瓦斯油或常压渣油型重质原料(1)生产中间馏分油的方法，其中用于来自FCC的汽油的低聚步骤OLG在以下条件下工作：
• 操作温度在100℃到350℃范围内；
• 操作压力在1到10 MPa范围内；
• 催化剂基于二氧化硅-氧化铝或结晶沸石。
7.如权利要求1所述的从减压瓦斯油或常压渣油型重质原料(1)生产中间馏分油的方法，其中用于来自FCC的汽油的低聚步骤OLG在以下条件下工作：
• 操作温度在180℃到350℃范围内；
• 操作压力在1到10 MPa 范围内；
• 在将馏分油提质为柴油的情形中，催化剂基于结晶沸石。
8.如权利要求1所述的从减压瓦斯油或常压渣油型重质原料(1)生产中间馏分油的方法，其中用于来自FCC的汽油的低聚步骤OLG在以下条件下工作：
• 操作温度在60℃到200℃范围内；
• 操作压力在1到10 MPa范围内；
• 有机酸树脂型催化剂。
9.如权利要求6到8任一项所述的从减压瓦斯油或常压渣油型重质原料(1)生产中间馏分油的方法，其中通过低聚OLG产生的汽油馏分(15)被至少部分再循环到所述FCC单元以最大化中间馏分油的生产。
10.如权利要求4所述的从减压瓦斯油或常压渣油型重质原料(1)生产中间馏分油的方法，其中当催化裂化在单个提升管反应器中进行时，反应器出口温度ROT在470℃到620℃范围内。
11.如权利要求4所述的从减压瓦斯油或常压渣油型重质原料(1)生产中间馏分油的方法，其中当催化裂化在单个提升管反应器中进行时，C/O比在4到15范围内。
12.如权利要求4所述的从减压瓦斯油或常压渣油型重质原料(1)生产中间馏分油的方法，其中当反应器为下行床反应器时，C/O比在10到30范围内。
13.如权利要求5所述的从减压瓦斯油或常压渣油型重质原料(1)生产中间馏分油的方法，其中分子筛是NaX或NaY型。
14.如权利要求6所述的从减压瓦斯油或常压渣油型重质原料(1)生产中间馏分油的方法，其中操作温度在150℃到270℃范围内。
15.如权利要求6所述的从减压瓦斯油或常压渣油型重质原料(1)生产中间馏分油的方法，其中操作压力在2到6 MPa范围内。
16.如权利要求6所述的从减压瓦斯油或常压渣油型重质原料(1)生产中间馏分油的方法，其中操作压力在4到5 MPa范围内。
17.如权利要求7所述的从减压瓦斯油或常压渣油型重质原料(1)生产中间馏分油的方法，其中操作温度在200℃到270℃范围内。
18.如权利要求7所述的从减压瓦斯油或常压渣油型重质原料(1)生产中间馏分油的方法，其中操作压力在2到6 MPa范围内。
19.如权利要求7所述的从减压瓦斯油或常压渣油型重质原料(1)生产中间馏分油的方法，其中操作压力在4到5 MPa范围内。
20.如权利要求8所述的从减压瓦斯油或常压渣油型重质原料(1)生产中间馏分油的方法，其中操作温度在80℃到180℃范围内。
21.如权利要求8所述的从减压瓦斯油或常压渣油型重质原料(1)生产中间馏分油的方法，其中操作压力在2到6 MPa范围内。
22.如权利要求8所述的从减压瓦斯油或常压渣油型重质原料(1)生产中间馏分油的方法，其中操作压力在2到4 MPa范围内。
23.如权利要求6所述的从减压瓦斯油或常压渣油型重质原料(1)生产中间馏分油的方法，其中二氧化硅-氧化铝是无定形二氧化硅-氧化铝。
CN201280063808.3A 2011-12-23 2012-11-23 在催化裂化单元上游使用预处理将重质原料转化为中间馏分油的改进方法 Active CN103998575B (zh)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
FR1104082A FR2984916B1 (fr) 2011-12-23 2011-12-23 Procede ameliore de conversion d'une charge lourde en distillat moyen faisant appel a un pretraitement en amont de l'unite de craquage catalytique
FR1104082 2011-12-23
PCT/FR2012/000483 WO2013093227A1 (fr) 2011-12-23 2012-11-23 Procede ameliore de conversion d'une charge lourde en distillat moyen faisant appel a un pretraitement en amont de l'unite de craquage catalytique

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN103998575A CN103998575A (zh) 2014-08-20
CN103998575B true CN103998575B (zh) 2016-08-17

Family

ID=47553244

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201280063808.3A Active CN103998575B (zh) 2011-12-23 2012-11-23 在催化裂化单元上游使用预处理将重质原料转化为中间馏分油的改进方法

Country Status (8)

Country Link
KR (1) KR101958512B1 (zh)
CN (1) CN103998575B (zh)
BR (1) BR112014014892B1 (zh)
FR (1) FR2984916B1 (zh)
MY (1) MY170286A (zh)
RU (1) RU2601414C2 (zh)
TW (1) TWI575063B (zh)
WO (1) WO2013093227A1 (zh)

Families Citing this family (10)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR3053355B1 (fr) 2016-06-30 2019-07-26 IFP Energies Nouvelles Procede d'oligomerisation utilisant un catalyseur zeolithique et un catalyseur comprenant une silice alumine
EA039642B1 (ru) * 2017-01-13 2022-02-21 Михайло Барильчук Способ олигомеризации олефинов c2-c10 и комплексная установка получения высокооктановых бензинов, дизельных фракций или ароматических углеводородов из углеводородных фракций c1-c10 различного состава и кислородсодержащих соединений c1-c6 с его использованием
EP3360535A1 (en) 2017-02-13 2018-08-15 Total Marketing Services Novel emollient composition
EP3360947A1 (en) 2017-02-13 2018-08-15 Total Marketing Services Process for the production of isoparaffinic fluids with low aromatics content
RU2673558C1 (ru) * 2018-08-15 2018-11-28 Федеральное автономное учреждение "25 Государственный научно-исследовательский институт химмотологии Министерства обороны Российской Федерации" Способ получения всесезонного унифицированного дизельного топлива
FR3089518B1 (fr) 2018-12-10 2020-11-20 Ifp Energies Now Procede ameliore de conversion d’une charge lourde en distillats moyens faisant appel a un enchainement d’unites d’hydrocraquage, de vapocraquage et d’oligomerisation
FR3089519B1 (fr) 2018-12-10 2020-11-20 Ifp Energies Now Procédé amélioré de conversion d’une charge lourde en distillats moyens faisant appel à un enchainement d’unités d’hydrocraquage, de craquage catalytique de naphta et d’oligomérisation
FR3091535B1 (fr) * 2019-01-09 2021-01-08 Ifp Energies Now Procede d’hydrocraquage en deux etapes comprenant une etape d'hydrogenation en aval de la deuxieme etape d’hydrocraquage pour la production de distillats moyens
CN111718754B (zh) * 2019-03-22 2021-11-16 中国石油化工股份有限公司 一种生产汽油和丙烯的方法和系统
RU2736084C1 (ru) * 2019-10-10 2020-11-11 Публичное акционерное общество "Славнефть-Ярославнефтеоргсинтез", (ПАО "Славнефть-ЯНОС") Способ получения всесезонного унифицированного дизельного топлива

Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2005005353A1 (en) * 2003-06-30 2005-01-20 Chevron U.S.A. Inc. Hydrodtreating of fischer-tropsch derived feeds prior to oligomerization using an ionic liquid catalyst
FR2871167B1 (fr) * 2004-06-04 2006-08-04 Inst Francais Du Petrole Procede d'amelioration de coupes essences et de transformation en gazoles
CN101084291A (zh) * 2004-12-21 2007-12-05 法国石油公司 包括具有四个和/或五个碳原子的烯烃的进料的直接转化方法，用于伴有汽油副产品生产的丙烯生产
WO2008144782A2 (en) * 2007-05-21 2008-11-27 Sasol Technology (Pty) Ltd Fischer-tropsch gasoline process
CN100523142C (zh) * 2002-03-15 2009-08-05 法国石油公司 从重质原料联合生产丙烯和汽油的方法
FR2935377A1 (fr) * 2008-08-29 2010-03-05 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion d'une charge lourde en essence et en propylene presentant une structure de rendement modulable
FR2952646A1 (fr) * 2009-11-13 2011-05-20 Inst Francais Du Petrole Procede de production de carburants kerosene et diesel de haute qualite et de coproduction d'hydrogene a partir de coupes saturees legeres

Family Cites Families (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR2886941B1 (fr) * 2005-06-09 2010-02-12 Inst Francais Du Petrole Procede d'hydrocraquage doux incluant une dilution de la charge
CA2657780C (en) * 2006-07-19 2012-02-07 Uop Llc A hydrocarbon desulfurization process

Patent Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN100523142C (zh) * 2002-03-15 2009-08-05 法国石油公司 从重质原料联合生产丙烯和汽油的方法
WO2005005353A1 (en) * 2003-06-30 2005-01-20 Chevron U.S.A. Inc. Hydrodtreating of fischer-tropsch derived feeds prior to oligomerization using an ionic liquid catalyst
FR2871167B1 (fr) * 2004-06-04 2006-08-04 Inst Francais Du Petrole Procede d'amelioration de coupes essences et de transformation en gazoles
CN101084291A (zh) * 2004-12-21 2007-12-05 法国石油公司 包括具有四个和/或五个碳原子的烯烃的进料的直接转化方法，用于伴有汽油副产品生产的丙烯生产
WO2008144782A2 (en) * 2007-05-21 2008-11-27 Sasol Technology (Pty) Ltd Fischer-tropsch gasoline process
FR2935377A1 (fr) * 2008-08-29 2010-03-05 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion d'une charge lourde en essence et en propylene presentant une structure de rendement modulable
FR2952646A1 (fr) * 2009-11-13 2011-05-20 Inst Francais Du Petrole Procede de production de carburants kerosene et diesel de haute qualite et de coproduction d'hydrogene a partir de coupes saturees legeres

Also Published As

Publication number Publication date
KR20140116138A (ko) 2014-10-01
CN103998575A (zh) 2014-08-20
BR112014014892A2 (pt) 2017-06-13
TWI575063B (zh) 2017-03-21
MY170286A (en) 2019-07-16
RU2014130209A (ru) 2016-02-10
WO2013093227A1 (fr) 2013-06-27
RU2601414C2 (ru) 2016-11-10
TW201333180A (zh) 2013-08-16
KR101958512B1 (ko) 2019-03-14
BR112014014892B1 (pt) 2020-09-15
FR2984916B1 (fr) 2014-01-17
FR2984916A1 (fr) 2013-06-28

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN103998575B (zh) 在催化裂化单元上游使用预处理将重质原料转化为中间馏分油的改进方法
EP2970043B1 (en) Production of lubricant base oils from dilute ethylene feeds
EP3110915B1 (en) Process for producing btx from a c5-c12 hydrocarbon mixture
US7589244B2 (en) Process for the production of propylene from a feed comprising olefins containing four and/or five carbon atoms with co-production of desulphurized gasoline with a high octane number
TWI482849B (zh) 使用催化裂解單元及選擇性氫化由催化裂解所得汽油之步驟以轉化重質進料之方法
JP2017524772A (ja) Ｂｔｘおよびｌｐｇを製造する方法
EP2154225B1 (en) An integrated process for the conversion of heavy hydrocarbons to a light distillate and/or mid-distillate
US10982157B2 (en) Two-step hydrocracking process for the production of naphtha comprising a hydrogenation step carried out upstream of the second hydrocracking step
CN113383057B (zh) 包括在第二加氢裂化步骤下游进行的氢化步骤的生产石脑油的两步加氢裂化方法
CN113348229B (zh) 包括在第二加氢裂化步骤上游的氢化步骤的生产中间馏出物的两步加氢裂化方法
KR20210111763A (ko) 중간 증류물의 생성을 위한, 제 2 수소화분해 단의 수소화 단 하류를 포함하는 2-단 수소화분해 방법
CN112166173B (zh) 由轻质烃原料制备中间馏出物的加氢裂化方法
US11091706B2 (en) Hydrocracking process for making middle distillate from a light hydrocarbon feedstock

Legal Events

Date Code Title Description
C06 Publication
PB01 Publication
C10 Entry into substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
C14 Grant of patent or utility model
GR01 Patent grant