CN104342204A

CN104342204A - 一种生产高辛烷值汽油的催化转化方法

Info

Publication number: CN104342204A
Application number: CN201310325406.2A
Authority: CN
Inventors: 陈学峰; 魏晓丽; 谢朝钢; 张久顺
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: 2013-07-30
Filing date: 2013-07-30
Publication date: 2015-02-11
Anticipated expiration: 2033-07-30
Also published as: CN104342204B

Abstract

一种生产高辛烷值汽油的催化转化方法，使重质原料与催化裂化催化剂在催化裂化反应器中接触反应，产生带炭的催化裂化催化剂和油气产物；油气产物分离得到轻汽油；将轻汽油引入叠合反应器与叠合催化剂接触反应；将叠合反应器的反应产物引入芳构化反应器与芳构化催化剂接触反应；芳构化产物分离得到高辛烷值汽油。本发明提供的方法可以由重质原料油经催化转化生产具有高芳烃含量低烯烃含量的高辛烷值汽油。

Description

一种生产高辛烷值汽油的催化转化方法

技术领域

本发明涉及在不存在氢的情况下烃油的催化转化方法，更具体的说，涉及一种增产高辛烷值汽油的催化转化方法。

背景技术

我国商品汽油80%以上来自流化催化裂化（FCC）汽油。我国目前使用的汽油以93号为主，但催化裂化汽油辛烷值相对偏低，不做调和一般通常低于93号。目前全球对汽油的需求量逐年增加，美国2007年第二、三季度汽油消费高峰期较2006年同期增幅接近1%，达到947.5万桶/日。随着中国经济的发展，中国汽油车保有量也逐年增加，因此对高质量汽油的需求日益提高。在2006年11月份第一个星期中国商品93号汽油的价格超过同期美国汽油价格，说明中国高辛烷值汽油的供需矛盾日益增加。我国FCC汽油的烯烃和烷烃含量较高，芳烃含量较低，FCC汽油芳烃体积含量在10～25%，距离现行汽油标准（GB17930-2011）所限定的40%还有很大空间。在芳烃类化合物中，多侧链短侧链的化合物辛烷值最高。

USP3784463公开了一种利用催化裂化过程提高汽油辛烷值的方法。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加工低品质汽油，使其在较高的温度下发生催化裂化反应。该方法不仅设备改动大、操作复杂，而且汽油损耗量较大。

CN1069054A中公开的灵活多效催化裂化方法，采用两根独立的提升管和两个相应的沉降器，使用同一种催化剂，使轻质石油烃和重质石油烃在不同的反应条件下进行反应。在第一根提升管反应器中，轻质烃类与再生器来的热催化剂在600～700℃、剂油比10～40、停留时间2～20秒、催化剂碳含量0.1～0.4重量%的条件下进行反应，以增产气体烯烃，提高汽油辛烷值，脱除硫氮等杂质，改善汽油安定性，提供还原气氛，对催化剂上的重金属污染物进行钝化，为催化剂循环到第二根提升管中进行重质烃类的裂化反应提供有利条件。重质烃类在常规提升管催化裂化反应条件下进行反应。

CN160746A公开了一种提高低品质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，但同样汽油的损耗量较大。

上述采用的在提升管中对汽油进行高温改质促进烯烃芳构化的方法虽然有助于提高所产汽油辛烷值，但是对汽油的损耗量较大，降低了汽油的收率。

CN1237488A公开了一种提升管反应器，该反应器沿垂直方向从下至上依次为互为同轴的预提升段、第一反应器、扩径的第二反应区、缩径的出口区，在出口区末端有一水平管。该反应器既可以选择性地控制第一反应区和第二反应区的工艺条件不同，又可以使不同性质的原料油进行分段裂化，得到所需目的产品。CN1232069A中公开了以上述新结构提升管反应器为基础的制取异丁烷和富含异构烷烃汽油的催化转化方法，该方法是将预热后的原料油进入一个包括两个反应区的变径反应器，与热的裂化催化剂接触，第一反应区温度530℃～620℃，反应时间0.5～2.0秒；第二反应区温度460～530℃，反应时间2～30秒，分离反应产物后，待生催化剂经汽提进入再生器烧焦后循环使用。采用该方法制取的液化气中异丁烷含量20～40重量%，汽油族组成中的异构烷烃含量30～45重量%，烯烃含量降低到30重量%以下，其研究法辛烷值为90～93，马达法辛烷值为80～84，对汽油辛烷值其实提高有限。

USP4268700A公开了一种利用低碳烯烃叠合生产高辛烷值汽油的方法。C3和C4组分齐聚，其中C3组分中的丙烯齐聚，C4组分中80%的异丁烯和不到40%的正丁烯齐聚生成汽油馏程内的聚合物。未反应的C4烃烷基化生成的汽油馏分可以和C3、C4组分的聚合物调合生产高辛烷值汽油。但此种方法副反应较多，产物中仍含有较多烯烃，而且聚合物中含有一定的二烯烃，影响了汽油安定性

综上所述,对汽油进行高温改质提高辛烷值的方法对汽油的损耗量较大，降低了汽油的收率。双反应区制取富含异构烷烃汽油的方法对汽油辛烷值提高有限，而烯烃叠合的方法生产的汽油质量难以符合要求，并未能有效且经济的解决汽油辛烷值的问题。

发明内容

本发明的目的是在现有技术的基础上，提供一种以重质原料油生产高辛烷值汽油的催化转化方法。

一种生产高辛烷值汽油的催化转化方法，包括：

使重质原料与催化裂化催化剂在催化裂化反应器接触反应，产生积炭催化裂化催化剂和反应油气，分离得到带炭的催化裂化催化剂和油气产物；

油气产物分离得到轻汽油；

将轻汽油引入叠合反应器与叠合催化剂接触反应；

将叠合反应器的反应产物引入芳构化反应器与芳构化催化剂接触反应；

芳构化产物分离得到高辛烷值汽油。

本发明提供的生产高辛烷值汽油的催化转化方法，利用重质原料生产高辛烷值汽油。首先在催化裂化反应器中将重质原料与催化裂化催化剂接触进行催化裂化反应，并且将反应得到的油气产物分离得到轻汽油、液化气、重汽油、柴油、回炼油和油浆。

所述的催化裂化反应器可以是任何适用于催化裂化领域的反应器，可以是提升管反应器、流化床反应器、固定床反应器、下流式反应器、等线速反应器以及在上述反应器基础上改进的反应器。优选的，所述的催化裂化反应器为提升管反应器。所述的将重质原料在催化裂化反应器中与催化裂化催化剂接触进行催化裂化反应，可以按照现有方法进行，该方法通常包括：将再生器来的再生催化裂化催化剂在催化裂化提升管反应器底部与重质原料油接触并反应，并在提升介质的作用下沿着提升管向上流动，油气发生裂化反应，并在催化裂化催化剂上形成积炭，反应油气和催化裂化催化剂经提升管反应器出口进入沉降器，在旋风分离器作用下分离反应油气和带炭的催化裂化催化剂，带炭的催化裂化催化剂引入再生器烧焦再生后返回提升管反应器循环使用；分离出的油气（油气产物）进入后续产物分离系统分离。在产物分离系统中，油气在分离装置例如分馏塔中分离为需要的馏分，例如所述的油气产物经分离得到轻汽油、干气、液化气、重汽油、柴油、回炼油和油浆。所述轻汽油的馏程为30～80℃，分离出轻汽油后的汽油馏分为重汽油，馏程可以为80～221°，可根据需要进行分离。

本发明提供的方法中，所述的催化裂化反应操作条件为：反应温度为400～700℃，优选400～650℃，更优选400～600℃例如可以为480～580℃；反应压力0.1～0.5MPa（绝压）；剂油比为（重量比）1～100，优选10～80，更优选30～70；反应时间为1～20秒、优选2～15秒、更优选2～6秒，水蒸气与原料油质量比（简称水油比）0.05～1，优选0.05～0.5。

本发明提供的方法中，所述催化裂化反应的催化剂可以是任何适用于催化裂化领域的固体酸催化剂。所述的催化裂化催化剂的活性组分选自：含或不含稀土和/或磷的Y或HY型沸石、含或不含稀土和/或磷的超稳Y型沸石、ZSM-5型沸石或具有五元环结构的高硅沸石、β沸石、镁碱沸石中的一种或几种。催化剂的活性组分优选为含稀土的Y沸石、含磷和稀土的Y型沸石、HY型沸石、含稀土的HY沸石、含有Ⅷ金属和稀土的Y型、含有Ⅷ金属和稀土的HY型沸石中的一种或多种，所述含稀土的Y型沸石例如REY沸石。所述的催化裂化催化剂含有10～60重量%的沸石、20～60重量%的粘土，5～50重量%的粘结剂。所述的粘结剂可以是硅溶胶、铝溶胶、拟薄水铝石、磷铝胶、硅铝胶中的一种或多种，所述的粘土可以是高岭土、累托土、多水高岭土中的一种或多种。

本发明提供的方法中,所述重质原料为常规催化裂化原料，可以为石油烃和/或其它矿物油，其中石油烃选自减压瓦斯油、常压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、减压渣油、常压渣油中的一种或其中一种以上的混合物。

由于轻汽油中的硫尤其是硫醇和硫化氢过高会使叠合催化的活性降低和促进叠合汽油中胶质的生成，碱性氮化物含量过高会使叠合催化剂失活，因此优选所述引入叠合反应器的轻汽油中硫的含量不超过20μg/g，碱性氮化物含量不超过0.6μg/g。当所述的轻汽油中硫化氢和硫醇含量超过20μg/g时，优选先经过脱硫除去其中的硫醇和硫化氢，可将所述的轻汽油脱硫使其中的硫含量不超过20μg/g，然后引入叠合反应器与叠合催化剂接触反应。所述的轻汽油经脱硫，使其中的硫含量不超过20μg/g，可以通过各种现有方法脱硫醇和硫化氢。优选，通过乙醇胺脱硫、碱洗和水洗后，使所述的轻汽油馏分硫含量不超过20μg/g，碱性氮化物含量不超过0.6μg/g，水含量600～1800μg/g。乙醇胺脱硫可以采用现有方法，可以参见文献《石油气体脱硫和液体产品脱硫醇工艺》(辽宁化工,1987,2:33～39)。脱碱性氮化物（碱性氮化合物）的方法可按照现有方法，例如参见文献《脱除催化裂化轻汽油中含氮化合物的方法》（童凤丫，吴明清。石油炼制与化工，2011,42（12）：86-89）。

本发明提供的方法中，脱硫后的轻汽油，经加压例如利用压缩机压缩以及换热后，引入叠合反应器与叠合催化剂接触反应，反应后流出叠合反应器的油气可以直接引入芳构化反应器或者经过滤器过滤以除去其中携带的催化剂后引入芳构化反应器。所述的经过叠合后的产物主要为C10～C14的直链烯烃及一定量的环烷烃，所述的叠合产物中直链烯烃和环烷烃优选占80重量%以上，例如为80～95重量%，有利于生成芳烃。

本发明提供的方法中，所述的叠合反应器的操作条件为：反应温度为50～500℃、优选100～400℃、更优选100～300℃，反应压力1～10MPa、优选1～8MPa、更优选2～6MPa，反应空速0.1～10h^-1（重量空速）、优选0.5～8h^-1、更优选1～6h^-1。

本发明提供的方法中，所述的叠合反应的叠合催化剂可以是磷酸催化剂、酸性阳离子交换树脂、沸石型固体酸催化剂中的一种或几种，所述的磷酸催化剂可以是载在硅藻土上的磷酸催化剂、载在活性炭上的磷酸催化剂、浸泡过磷酸的石英砂催化剂、载在硅胶上的磷酸催化剂和焦磷酸铜中的一种或多种；所述的沸石型固体酸催化剂含有沸石，本发明也称沸石催化剂。所述沸石例如ZSM-5和/或β沸石，可以经过非金属元素和/或金属元素改性或未改性的ZSM-5和/或β沸石。所述沸石催化剂包括沸石、无机氧化物和任选的粘土，各组分分别占催化剂总重量的比例：沸石1～50重量%、无机氧化物5～99重量%，粘土0～70重量%。其中沸石作为活性组分，中孔沸石占沸石总重量的50～100重量%，优选70～100重量%，大孔沸石占沸石总重量的0～50重量%，优选0～30重量%。无机氧化物作为粘接剂，选自二氧化硅（SiO₂）和/或三氧化二铝（Al₂O₃）。粘土作为基质（即载体），选自高岭土和/或多水高岭土。所述的中孔沸石例如ZSM-5沸石，所述的大孔沸石例如β沸石。所述的叠合催化剂优选磷酸催化剂和沸石催化剂，更优选所述的催化剂含ZSM-5型沸石催化剂。

本发明提供的方法中，将叠合反应器的产物引入芳构化反应器与芳构化催化剂接触反应。优选，流出叠合反应器的油气产物直接或者经过过滤除去其中的催化剂以后全部引入芳构化反应器。在芳构化反应器中，来自叠合反应器的烃油与芳构化催化剂接触反应，反应后的油气与芳构化催化剂分离，可得到油气产物，油气产物分离可以得到高辛烷值汽油。所述的芳构化反应优选在提升管反应器中进行；在提升管反应器中，所述烃油在提升介质作用下与来自再生器的再生催化剂接触进行反应，然后分离待生催化剂和反应油气，待生催化剂再生并经取热降温后返回反应器循环使用，分离反应油气后得到目的产物高辛烷值汽油。所述高辛烷值汽油富含芳烃组分，含有大量的多甲基支链的芳烃，在汽油芳烃族组分中多甲基支链芳烃占50重量%（芳烃中多甲基支链芳烃含量）以上，例如为50～90重量%，优选70重量%以上。所述的高辛烷值汽油的辛烷值RON不低于92，可以为92～110，优选不低于95，例如可以为95～110。所述多甲级支链芳烃例如可以是甲苯、二甲苯、三甲苯、四甲苯中的一种或多种。

本发明提供的方法中，所述的芳构化反应器的操作条件为：反应温度100～500℃、优选150～450℃、更优选200～400℃，反应压力0.1～0.5MPa，剂油比（重量比）为1～100、优选10～80、更优选20～70，反应时间为1～20秒、优选2～15秒、更优选2～8秒，水蒸汽与原料油质量比（简称水油比）0～0.1。

本发明提供的方法中，所述的芳构化催化剂可以是固体酸催化剂例如适用于催化裂化领域的固体酸催化剂，也可以是专用于轻烃芳构化的沸石催化剂。所述芳构化催化剂的活性组分选自中孔沸石和任选的大孔沸石，中孔沸石选自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，也可对上述中孔沸石用磷等非金属元素和/或Ga、Zn、Cd、Ni等金属元素进行改性得到的改性沸石，ZSM系列沸石选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它类似结构的沸石中的一种或几种，优选经过金属改性的ZSM系列沸石催化剂。所述大孔沸石例如Y沸石，可选自稀土Y（REY）、稀土氢Y（REHY）、超稳Y构成的这组沸石中的一种或几种。所述芳构化催化剂包括沸石、无机氧化物和任选的粘土，各组分分别占催化剂总重量：沸石1～50重量%、无机氧化物5～99重量%，粘土0～70重量%。其中沸石作为活性组分，中孔沸石占沸石总重量的50～100重量%，优选70～100重量%，大孔沸石占沸石总重量的0～50重量%，优选0～30重量%。无机氧化物作为粘接剂，选自二氧化硅（SiO₂）和/或三氧化二铝（Al₂O₃）。粘土作为基质（即载体），选自高岭土和/或多水高岭土。

本发明提供的方法中，所述的催化裂化再生器和芳构化反应再生器可以是现有的再生器，可以分别使用各自的再生器，也可以是同一个位置的再生器，例如同一再生器分两个燃烧室，催化裂化催化剂和芳构化催化剂分别在各自的燃烧室中烧焦再生。

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）重质原料裂化得到轻汽油，轻汽油中烯烃叠合再转化生成多甲基支链的芳烃，可以有效降低汽油烯烃含量和提高汽油辛烷值，从而可以提高汽油产品质量以满足市场的需求，提高经济效益。

（2）将小分子烯烃叠合工艺与大分子烯烃芳构化工艺组合，可以实现反应条件灵活控制，有效促进目的反应进行。

（3）可以使催化裂化汽油中烯烃含量降低，辛烷值大幅度提高例如甚至可以提高10个单位以上。

附图说明

附图为本发明提供的高辛烷值汽油生产方法的流程示意图。

其中：1-催化裂化提升管，2,5-沉降器，3,4-旋风分离器，6-芳构化提升管，7-催化裂化催化剂再生区，8-芳构化催化剂再生区，9-催化剂取热器，10-分馏塔，11-一级冷凝器，12-二级冷凝器，13-轻汽油预处理器，14-压缩机，15-换热器，16-叠合反应器，17-催化剂过滤器，18-换热器。

A-原料，B-提升介质，C-汽提水蒸气，D-主风，E-冷却水，F-油浆，G-冷凝水，H-重汽油,I-裂化气，J-轻汽油。

具体实施方式

本发明提供的方法，在重质原料裂化反应器中，预热后的原料油在催化裂化提升管反应器底部在提升介质的存在下与所述的再生催化剂接触反应，反应油气和催化剂的混合物流经提升管出口进入沉降器，在旋风分离器的作用下分离油气和催化剂。分离得到的带炭催化剂进入沉降器下部的汽提段，经汽提蒸汽例如水蒸汽汽提后由待生斜管进入再生器烧焦再生，恢复活性的再生催化剂返回提升管反应器中循环使用，在提升介质的作用下向上流动并与引入提升管反应器中的所述重质原料接触反应。分离后得到的油气进入后续产物分离系统，得到干气、液化气、30～80℃轻汽油、重汽油、柴油、回炼油和油浆。30～80℃轻汽油作为后续反应原料，重汽油可以作为汽油调和组分，其余馏分按常规催化裂化工艺流程处理。所述原料油可以是减压蜡油、常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、焦化渣油、费托蜡油等原料中的一种或几种。

催化裂化过程产生的油气经过分离得到的馏程为30～80℃的轻汽油优选进行乙醇胺脱硫、碱洗和水洗、脱碱氮化合物等预处理单元处理，之后加压并升温至适宜的压力、温度后进入叠合反应器，与叠合催化剂接触并反应。反应后产物进入过滤装置除去携带的催化剂粉末，之后经换热后进入芳构化反应器。换热后产物在芳构化反应器底部与再生芳构化催化剂接触反应，并在提升介质的作用下向上流动。反应油气经芳构化反应器出口进入沉降器，在旋风分离器的作用下分离油气和催化剂。分离得到的带炭催化剂进入沉降器下部的汽提段，经汽提蒸汽例如水蒸汽汽提后由待生斜管进入再生器烧焦再生，恢复活性的再生催化剂经取热降温后返回芳构化反应器中循环使用。分离后得到的反应油气进入后续分离系统，得到目标产物高辛烷值汽油。所述的芳构化反应器可以是提升管反应器、流化床反应器、固定床反应器、下流式反应器、等线速反应器以及在上述反应器基础上改进的反应器；其中，优选提升管反应器或流化床反应器。

所述高辛烷值汽油，其馏程在30～221℃之间，可以是全馏分或其中的窄馏分，辛烷值为92以上，例如为92～120通常为92～110；所述高辛烷值汽油，富含芳烃组分，其中的芳烃含量可以为40重量%以上，例如为50～80重量%，通常可以在60重量%以上，其中包括大量多甲基支链的芳烃，以所述高辛烷值汽油中的芳烃重量为基准，在汽油族组分的芳烃中多甲基支链芳烃占50重量%以上，例如为50～95重量%，优选70重量%以上。所述多甲基支链芳烃是芳环上只带一个或多个甲基侧链的芳烃，例如可以是甲苯、二甲苯、三甲苯、四甲苯中的一种或多种。

下面结合附图进一步说明本发明所提供的方法，但并不因此而限制本发明。

图1为本发明提供的高辛烷值汽油生产方法的流程示意图。如图1所示，原料油A在催化裂化提升管1底部与来自再生器7的催化裂化催化剂接触并反应，并在提升介质B的作用下向上流动，经提升管出口处粗旋分分离器进入沉降器2，并在旋风分离器3的作用下进一步分离反应油气和催化剂，油气去分馏塔10。裂化气、汽油馏分以及水蒸气由分馏塔10的顶部馏出，进入一级冷凝器11，冷凝出水蒸气G和重汽油馏分H（例如初馏点大于80℃的汽油），裂化气和轻汽油馏分（例如干点不超过80℃的汽油）由一级冷凝器11的顶部排出，进入二级冷凝器12，分离出裂化气I和轻汽油J。分离得到的带炭的催化剂进入汽提段，经汽提蒸汽C汽提后去再生器7烧焦再生，恢复活性后返回提升管1底部，循环使用。

轻汽油J在预处理器13经脱硫、碱洗和水洗后，经压缩机14加压并经换热器15换热进入叠合反应器16，与叠合催化剂接触并反应。叠合反应产物在过滤器17处除去催化剂粉末，经换热器18预热后进入芳构化提升管反应器6底部，与再生后的芳构化催化剂接触并反应，并在提升介质存在下沿着提升管向上流动，经反应器出口的气固分离器分离，油气进入沉降器5，并在旋风分离器4作用下进一步分离反应油气和催化剂。分离出的反应油气去后续分离系统得到目的产物高辛烷值汽油组分，带炭的催化剂进入汽提段汽提，汽提蒸汽C，汽提后的催化剂进入再生器8，在含氧气体D作用下烧焦再生，恢复活性的催化剂在取热器9中取热后返回芳化提升管6底部循环使用，在反应油气在提升介质B作用下向上流动。

以下具体说明本发明提供的方法的具体实施方式，但本发明并不因此而受到任何限制。

下面的实施例将对本发明予以进一步说明，但并不因此限制本发明。

实施例中所使用的原料油和催化剂的性质列于表1和表2。表2中的催化剂A为催化裂化催化剂，催化剂C为芳构化催化剂，均由中国石油化工集团公司催化剂齐鲁分公司生产。催化剂B为叠合催化剂，由温州瑞博催化剂厂生产。其中催化剂A含50重量%的REY沸石，催化剂B含60重量%的ZSM-5沸石，催化剂C含50重量的%ZRP沸石。

实施例1

以表1所列常压渣油为原料，表2所列催化剂A、B、C分别作催化裂化催化剂、叠合催化剂、芳构化催化剂，如附图1所示流程在连续反应再生操作的中型装置上进行实验。原料油进入催化裂化提升管反应器，在温度500℃（出口温度）、反应压力0.2MPa（绝压）、剂油比40（重量比）、反应时间4秒、水蒸汽与原料油质量比（简称水油比）0.05的条件下反应，之后分离反应油气和催化剂，反应油气进分馏塔，催化剂再生后循环使用。分离得到的汽油馏分中的30～80℃的轻汽油馏分，进入叠合反应器，其中C5～C7烯烃占50.4重量%，硫含量为18μg/g、碱性氮化物含量0.3μg/g、水含量1200μg/g，在温度150℃，重时空速2h^-1，反应压力3MPa条件下与催化剂接触发生反应。反应产物经过滤后进入提升管反应器，在反应温度300℃（出口温度），反应压力0.2MPa（绝压），剂油比25（重量比），反应时间4秒，水油比0.05条件下进行反应。分离待生催化剂和反应油气，待生催化剂经汽提再生后返回反应器循环使用，反应油气进入分离系统经分离得到高辛烷值汽油组分，高辛烷值汽油组分和重汽油混兑后调和可得到调和汽油，其中高辛烷值汽油和重汽油的比例为：1Kg轻汽油所得到的高辛烷值汽油重量/生产1Kg所述轻汽油产生的重汽油重量。操作条件和产品分布列于表3。

从表3中可以看出，调和汽油辛烷值RON达到了101，高辛烷值汽油（以下简称高辛汽油）RON达到了108。高辛汽油中芳烃含量55.12重量%，烯烃含量为14.4重量%，多甲基芳烃在芳烃中所占比例达到70.3重量%。

实施例2

与实施例1相比，本实施例中叠合反应部分反应温度300℃，重时空速5h^-1，反应压力5MPa。芳构化反应单元反应温度400℃（出口温度），反应压力0.2MPa（绝压），剂油比60（重量比），反应时间8秒，水油比0.05条件。其它反应条件与实施例1相同。操作条件和产品分布列于表3。从表3可以看出，调和汽油辛烷值RON达到了96.6，高辛汽油RON为103。高辛汽油中芳烃含量56.02重量%，烯烃含量为16.08重量%，多甲基芳烃在芳烃中所占比例为67.2重量%。

对比例1

与实施例1相比，本对比例只含催化裂化反应单元，其它反应条件基本相同。操作条件和产品分布列于表3。从表3可以看出，汽油辛烷值为90，汽油中芳烃含量13.99重量%，烯烃58.63重量%，多甲基芳烃在芳烃中所占比例为20.46重量%。

与实施例1调和汽油相比，对比例1的汽油辛烷值低11个单位，烯烃含量高44.23重量%，芳烃含量低41.13重量%，多甲基芳烃在芳烃中所占比例低49.84重量%。

对比例2

与实施例1相比，本对比例不包含芳构化反应单元，其它反应条件基本相同。操作条件和产品分布列于表3。从表3可以看出，调和汽油辛烷值为88，叠合汽油RON为86。叠合汽油中芳烃含量1.54重量%，烯烃71.35重量%，多甲基芳烃在芳烃中所占比例达到21.4重量%。

相比实施例1，调和汽油辛烷值低9.5个单位，汽油中烯烃含量高57.1重量%，芳烃含量低53.58重量%，多甲基芳烃在芳烃中所占比例低48.45重量%。

实施例3

按照现有方法，以表1中常压渣油为原料，在反应温度500℃（出口温度），反应压力0.2MPa（绝压），剂油比40（重量比），反应时间4秒，水油比0.05条件下进行反应得到表4所述的轻汽油，其馏程为30～80℃。

实施例4～8

按照实施例1提供的叠合和芳构化工艺生产高辛烷值汽油，结果见表4。

将所得高辛烷值汽油与重汽油调和，得到调和汽油。其辛烷值见表5.其中高辛烷值汽油和重汽油的比例为：1Kg轻汽油所得到的高辛烷值汽油重量/生产1Kg所述轻汽油产生的重汽油重量。

表1

原料油编号	F1
		原料油名称	常压渣油
密度(20℃)，千克/米³	897.4
		运动粘度，毫米²/秒
80℃	54.2
		100℃	30.02
残炭，重量%	4.5
		凝点，℃	47
碱性氮，ppm
		总氮，重量%	0.27
硫，重量%	0.14
		碳，重量%	86.26
氢，重量%	12.91
		重金属含量，ppm
镍	5.2
		钒	<0.1
铁	4.2
		铜	<0.1
钠	5.5
		馏程，℃
初馏点	324
		10%	408
30%	486
		50%	-
70%	-
		90%	-
终馏点	-

表2

催化剂编号	催化剂A	催化剂B	催化剂C
				催化剂牌号	VRCC-1	RGW-1	GOR-Q
沸石类型	REY	ZSM-5	ZRP
				沸石含量，wt%	50	60	50
化学质量组成，%
				Al₂O₃	48.1	38.4	56.9
Na₂O	0.15	0.34	0.11
				SiO₂	50.4	59.4	39.7
比表面积，m²/g	269	234	160
				孔体积(水滴法)，ml/g	0.175	0.28	0.26
堆积密度，ml/g	0.74	0.72	0.86
				磨损指数，m%/h	1.7	1.7	1.2
*老化处理后微反活性，%	65	66	64

催化剂的水热老化条件：800℃,100%水蒸气、12小时

表3

注：对比例1的PONA组成为催化裂化汽油产物的pona组成，对比例2的pona组成为叠合产物的PONA组成。对比例1的产品分布中，调和汽油是指催化裂化的汽油。

表4

表5

	实施例4	实施例5	实施例6	实施例7	实施例8
						调和汽油辛烷值RON	92.5	93.5	98	94.3	95.7

Claims

1.一种生产高辛烷值汽油的催化转化方法，包括：

使重质原料与催化裂化催化剂在催化裂化反应器中接触反应，得到带炭的催化裂化催化剂和油气产物；

油气产物分离得到轻汽油；

将轻汽油引入叠合反应器与叠合催化剂接触反应；

芳构化产物分离得到高辛烷值汽油。

2.按照权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于，所述的引入叠合反应器的轻汽油的硫含量不超过20μg/g，碱性氮化物含量不超过0.6μg/g，水含量600～1800μg/g。

3.按照权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于，所述叠合反应器的反应条件包括：反应温度为50～500℃、反应压力为1～10MPa、反应重时空速为0.1～10h^-1。

4.按照权利要求3所述的催化转化方法，其特征在于，叠合反应器的反应温度为100～300℃、反应压力为1～6MPa、反应重时空速为1～6h^-1。

5.按照权利要求1、3或4所述的催化转化方法，其特征在于，所述的芳构化反应器的操作条件包括：反应温度为150～500℃、反应压力为0.1～0.5MPa，剂油重量比为1～100、反应时间为1～20秒，水蒸汽与原料油质量比为0～0.1。

6.按照权利要求5所述的催化转化方法，其特征在于，所述的芳构化反应器的操作条件包括：反应温度为200～450℃，剂油重量比为10～80，反应时间为2～15秒。

7.按照权利要求6所述的生产高辛烷值汽油的方法，其特征在于，所述的芳构化反应器的操作条件包括：反应温度为250～400℃，剂油比为20～70，反应时间为2～8秒。

8.按照权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于，所述的叠合反应的催化剂为磷酸催化剂、酸性树脂、硅铝固体酸催化剂和分子筛固体酸催化剂中的一种或几种。

9.按照权利要求8所述的生产高辛烷值汽油的方法，其特征在于，所述磷酸催化剂为磷酸负载在硅藻土上形成的催化剂、磷酸载在活性炭上形成的催化剂、磷酸浸泡过的石英砂形成的催化剂、磷酸负载在硅胶形成的催化剂上、焦磷酸铜负载在硅胶上形成的催化剂中的一种或多种；所述的沸石催化剂包括10～100重量%的沸石和0～90重量%的基质；所述的沸石为Y型沸石、ZSM-5沸石、beta沸石中的一种或多种。

10.按照权利要求1所述的生产高辛烷值汽油的方法，其特征在于，所述的叠合反应的产物中C10～C14直链烯烃和环烷烃占80重量%以上。

11.按照权利要求1所述的生产高辛烷值汽油的方法，其特征在于，所述催化裂化的反应温度为400～700℃优选480～580℃，反应时间为2～6秒，剂油重量比为30～70。