CN105441121B

CN105441121B - 一种生产高辛烷值汽油的催化转化方法

Info

Publication number: CN105441121B
Application number: CN201410443443.8A
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: 2014-09-02
Filing date: 2014-09-02
Publication date: 2017-11-28
Anticipated expiration: 2034-09-02
Also published as: CN105441121A

Abstract

本发明涉及一种生产高辛烷值汽油的催化转化方法，该方法包括：将预热后的原料油与催化转化催化剂在提升管反应器的初始反应区中进行催化转化反应，并使由所述初始反应区产生的油剂混合物进入提升管反应器的主反应区继续进行催化转化反应，其中，所述初始反应区的反应温度高于所述主反应区的反应温度，且所述初始反应区的反应时间小于所述主反应区的反应时间。根据本发明提供的所述生产高辛烷值汽油的催化转化方法不仅能够获得较高的汽油RON辛烷值的汽油产品，而且所获得的汽油产品的质量较好，具有明显较低的烯烃以及较高的异构烷烃和芳烃含量。

Description

一种生产高辛烷值汽油的催化转化方法

技术领域

本发明涉及一种烃油的催化转化方法，具体地，涉及一种生产高辛烷值汽油的催化转化方法。

背景技术

近年来，随着汽车保有量快速增加，环保法规日趋严格，市场需要石化企业提供充足的高品质汽油，而目前的汽油质量升级过程，不可避免的造成了汽油的辛烷值损失。催化裂化(FCC)是生产汽油的主要的二次加工过程，中国商品汽油80％以上来自流化催化裂化(FCC)汽油。然而催化裂化汽油由于本身工艺的限制，RON辛烷值一般低于93，而且汽油组成中烯烃含量较高，体积含量一般在35％以上，芳烃含量较低，一般体积含量在10-25％(GB17930-2011规定烯烃含量不超过30％，芳烃含量不超过40％)。降低汽油烯烃含量和提高汽油辛烷值之间存在一定的矛盾，需要做更深入的工作。提高汽油辛烷值，尤其是提高汽油辛烷值桶，已成为催化裂化工作者工作的重中之重。

US3784463A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。该方法在高温下对汽油进行改质，部分烯烃再次裂化，导致汽油损耗量较大。

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。

CN1160746A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。

上述采用的在提升管中直接对催化汽油进行高温改质的方法虽然有助于提高所产汽油辛烷值，但提高幅度有限，且汽油的损耗量较大，汽油的收率降低。

CN1237477A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引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，对汽油辛烷值提高有限。

US4268700A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。但此种方法产物中仍含有较多烯烃，而且含有较多的二烯烃，汽油安定性差。

综上所述，对催化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，而低碳烯烃叠合的方法生产的汽油质量难以符合要求，汽油的烯烃含量高。

发明内容

本发明的目的是为了克服现有的提高汽油辛烷值的方法所存在的汽油辛烷值提高有限，或者在提高汽油辛烷值的同时会降低汽油的收率，且汽油中的烯烃含量较高等缺陷，提供一种新的生产高辛烷值汽油的催化转化方法。

本发明提供了一种生产高辛烷值汽油的催化转化方法，该方法包括：将预热后的原料油与催化转化催化剂在提升管反应器的初始反应区中进行催化转化反应，并使由所述初始反应区产生的油剂混合物进入提升管反应器的主反应区继续进行催化转化反应，其中，所述初始反应区的反应温度高于所述主反应区的反应温度，且所述初始反应区的反应时间小于所述主反应区的反应时间。

本发明提供的所述生产高辛烷值汽油的催化转化方法在提升管反应器中实施，通过缩短提升管反应器的初始反应区的反应时间，降低裂化深度，并在提升管反应器的主反应区强化氢转移反应和异构化反应，这样在提高汽油辛烷值的同时，降低了汽油烯烃含量，降低了干气产率，增加了液化气产率和汽油产量，改善了产品选择性。

此外，本发明提供的所述方法操作简单，在常规的催化裂化装置的基础上进行简单改造便可操作。

本发明的其它特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：

图1是根据本发明的一种实施方式的生产高辛烷值汽油的催化转化方法的流程示意图。

附图标记说明

1-提升管反应器；2-再生器；3-沉降器；

4-汽提段；5-脱气罐；

6-(提升管反应器1出口端)旋风分离器；

7-(连通旋风分离器6的气体出口与大油气管线20)集气室；

8-待生催化剂斜管管线；

9-待生滑阀；

10-(连通所述再生器2的催化剂出口与脱气罐5)管线；

11-(连通脱气罐5气体出口与再生器2)管线；

12-(连通再生器2与提升管反应器的预提升段)管线；

13-再生滑阀；

14-为提升管反应器1输送预提升介质的管线；

15-为提升管反应器1输送原料的管线；

16-为提升管反应器1输送雾化蒸汽并输送原料的管线；

17-提升管反应器的初始反应区；

18-提升管反应器的主反应区；

19-为汽提段4输送雾化蒸汽的管线；

20-大油气管线；

21-(再生器2主风入口)管线；

22-空气分配器；

23-为脱气罐5输送雾化蒸汽的管线；

24-再生器旋风分离器；

25-(与旋风分离器23气体出口连通)烟气管道。

具体实施方式

以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

本文中披露的所有范围都包含端点并且是可独立结合的。本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。

本发明提供的所述生产高辛烷值汽油的催化转化方法包括：将预热后的原料油与催化转化催化剂在提升管反应器的初始反应区中进行催化转化反应，并使由所述初始反应区产生的油剂混合物进入提升管反应器的主反应区继续进行催化转化反应，其中，所述初始反应区的反应温度高于所述主反应区的反应温度，且所述初始反应区的反应时间小于所述主反应区的反应时间。

在本发明提供的所述方法中，优选地，所述主反应区的反应温度比所述初始反应区的反应温度高5-150℃，更优选10-100℃，进一步优选30-70℃。

在本发明提供的所述方法中，所述初始反应区中还可以注入水蒸气，且注入的水蒸气的量与原料油的重量比可以为0.01-2：1，优选为0.05-1：1。所述水蒸气可以以雾化蒸汽的形式注入。

在本发明提供的所述方法中，优选地，所述初始反应区的反应时间比所述主反应区的反应时间短0.5-5秒，更优选0.6-4秒，进一步优选0.7-3.8秒。

在本发明提供的所述方法中，所述初始反应区的反应条件可以包括：反应温度为500-700℃，优选为550-610℃；剂油重量比为5-50∶1，优选为10-30∶1；反应时间为0.1-1.9秒，优选为0.2-1.5秒。

在本发明提供的所述方法中，所述主反应区的反应条件可以包括：反应温度为400-560℃，优选为450-530℃；反应压力为130-450kPa，优选为200-400kPa；反应时间为1-8秒，优选为1.5-6秒。

在本发明中，提升管反应器的反应温度是指提升管反应器或者提升管反应器的某个反应区的出口温度；反应压力是指表压。

在本发明提供的所述方法中，所采用的提升管反应器中的主反应区可以设置有一个或多个。为了使高氯原料能够充分反应，并且根据不同的目的产物品质需求，所述提升管反应器中主反应区的数量可以设置为2-8个，优选为2-3个。

根据本发明的一种实施方式，如图1所示，所述提升管反应器自下而上依次包括预提升段、初始反应区和主反应区。在该提升管反应器中，所述预提升段、所述初始反应区和所述主反应区可以按照常规的方式分配或连接。优选情况下，所述初始反应区相对于所述主反应区为缩径的，且所述初始反应区与所述主反应区的提升管直径之比可以为0.5-0.8：1。所述初始反应区和所述主反应区的连接处可以为圆台形，且优选地该圆台形的纵剖面等腰梯形的顶角可以为45-75°。在该实施方式中，所述催化转化催化剂优选在所述预提升段注入。具体地，所述催化转化催化剂在注入预提升段之后，在预提升介质的作用下在所述初始反应区内向上流动，预热后的原料油在初始反应区的下部注入，与催化转化催化剂接触反应，所形成的油剂混合物继续上行进入主反应区继续发生反应。

对于提升管反应器的主反应区，其结构可以为常规的等直径提升管反应器，其直径可以为0.2-5米，其长度可以为10-50米。对于提升管反应器的初始反应区，其结构也可以为常规的等直径提升管反应器，长度可以为0.5-5米。

在本发明中，所述预提升介质与原料油的重量比可以为0.01-2：1，优选为0.05-1：1。所述预提升介质可以选自水蒸气、干气和氮气中的至少一种。

在本发明中，所述催化转化方法还可以包括：将由所述提升管反应器的出口排出的反应物料进行气固分离，将分离出的固体催化剂进行汽提、烧焦再生和任选的脱气处理以获得高温再生催化剂，并将至少部分所述高温再生催化剂循环用作所述催化转化催化剂。所述气固分离的过程可以在旋风分离器中进行。对于气固分离过程中分离出的反应油气，通常将其注入后续分离系统，分离获得干气、液化气、汽油和柴油等馏分。

所述再生的过程可以根据本领域常规的催化剂再生方法实施，例如，所述再生方法可以包括：从再生器的底部引入含氧气体(如空气)，含氧气体引入再生器后，待生催化剂与氧气接触烧焦再生，催化剂烧焦再生后生成的烟气在再生器上部气固分离，烟气可以进入后续能量回收系统。所述待生催化剂的再生条件可以为本领域常规的操作条件，例如可以包括：温度为550-750℃，优选为600-730℃，进一步优选为650-700℃；气体表观线速为0.5-3米/秒，优选为0.8-2.5米/秒，更优选为1-2米/秒；待生催化剂平均停留时间为0.6-3分钟，优选为0.8-2.5分钟，更优选为1-2分钟。

将再生催化剂进行脱气处理的目的是为了脱去其中夹带的气体等杂质。所述脱气处理的过程可以采用水蒸气进行汽提。

在本发明提供的所述方法中，进入提升管反应器的预提升段的高温再生催化剂的温度可以为600-730℃，优选为650-700℃。

在本发明提供的所述方法中，可以在一个进料位置将全部的原料油引入反应器内，也可以在至少两个不同的进料位置将原料油按照相同或不同的比例引入反应器内。然而，不管是一个还是两个以上的进料位置，优选原料油的所有进料位置均位于所述提升管反应器的初始反应区，更优选位于所述初始反应区的下部。

在本发明提供的所述方法中，在将所述原料油与第一催化转化催化剂接触之前，将所述原料油进行预热，例如将原料油预热至150-400℃后再引入提升管反应器的初始反应区，优选预热至250-360℃。

在本发明提供的所述方法中，所述原料油可以为本领域常规的催化裂化原料，例如可以为石油烃和/或其它矿物油，其中，所述石油烃可以选自减压瓦斯油、常压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、减压渣油和常压渣油中的至少一种。

在本发明提供的所述方法中，所述催化转化催化剂可以为本领域的常规选择，针对本发明，所述催化转化催化剂优选为固体酸催化剂。所述固体酸催化剂含有活性组分和载体。所述活性组分可以选自含或不含稀土的Y或HY型沸石、具有MFI结构的沸石、八面沸石和硅酸铝中的至少一种，优选选自含或不含稀土的超稳Y型沸石、具有MFI结构的沸石和稀土离子交换的八面沸石中的至少一种。所述载体可以选自无机氧化物(如人工合成的)和天然粘土中的至少一种。

在本发明中，所述催化转化催化剂中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，选自中孔沸石和/或任选的大孔沸石，中孔沸石占沸石总重量的0-100重量％，优选0-50重量％，更优选0-20重量％，大孔沸石占沸石总重量的0-100重量％，优选20-80重量％。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/或铁、钴、镍等过渡金属元素进行改性，有关ZRP更为详尽的描述参见US5,232,675，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之中的至少一种，有关ZSM-5更为详尽的描述参见US3,702,886。大孔沸石选自由稀土Y(REY)、稀土氢Y(REHY)、不同方法得到的超稳Y、高硅Y构成的这组沸石中的至少一种。

本发明中，所述无机氧化物作为粘接剂，优选选自二氧化硅(SiO₂)和/或三氧化二铝(Al₂O₃)。

本发明中，所述的粘土作为基质(即载体)，优选选自高岭土和/或多水高岭土。

根据本发明的一种具体实施方式，所述生产高辛烷值汽油的催化转化方法包括如下步骤：

来自再生器的高温再生催化剂进入提升管反应器的预提升段，在预提升介质的作用下向上流动进入提升管反应器的初始反应区，预热后的原料油由提升管反应器下部进入初始反应区中，与再生催化剂接触、反应并上行；所形成的油剂混合物进入提升管反应器的主反应区继续进行反应，反应后物流进入沉降器中的旋风分离器中进行气固分离，分离出的固体催化剂经汽提以获得待生催化剂，并将该待生催化剂注入再生器中烧焦再生，将恢复活性的高温再生催化剂任选地进行脱气处理，然后直接循环注入提升管反应器的主反应区；分离出的反应油气送至后续产品分离系统分离出干气、液化气、汽油和柴油等馏分。

以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

图1为本发明提供的所述生产高辛烷值汽油的催化转化方法的流程示意图。

下面参照图1具体说明本发明提供的方法的工艺流程：如图1所示，预提升介质经管线14由提升管反应器1底部进入，来自管线12的再生催化剂经再生滑阀13调节后进入提升管反应器1的底部，在预提升介质的提升作用下沿提升管向上加速运动，预热的原料油经管线15与来自管线16的雾化蒸汽一起注入提升管1底部的油剂初始接触反应区17，与提升管反应器已有的物流混合，原料油在热的催化剂上发生裂解反应，并向上加速运动，进入提升管主反应区18。生成的反应产物油气和失活的待生催化剂进入沉降器3中的旋风分离器6，实现待生催化剂与反应产物油气的分离，反应产物油气进入集气室7，催化剂细粉由料腿返回沉降器。沉降器中待生催化剂流向汽提段4，与来自管线19的蒸汽接触。从待生催化剂中汽提出的反应产物油气经旋风分离器后进入集气室7。汽提后的待生催化剂经待生滑阀9调节后通过管线8进入再生器2，来自管线21的空气经空气分配器22分配后进入再生器2，烧去位于再生器2底部的密相床层中待生催化剂上的焦炭，使失活的待生催化剂再生，烟气经旋风分离器24的上部气体烟气管道25进入后续能量回收系统。其中，所述预提升介质可以为干气、水蒸气或它们的混合物。

再生后的催化剂经与再生器2催化剂出口连通的管线10进入脱气罐5，与来自脱气罐5底部的管线23的汽提介质接触，脱除再生催化剂夹带的烟气，脱气后的再生催化剂经管线12循环到提升管反应器1的底部，可以通过再生滑阀13控制催化剂循环量，气体经管线11返回再生器2内，集气室7中的反应产物油气经过大油气管线20进入后续分离系统。

下面将通过实施例对本发明作进一步说明，但并不因此而限制本发明。

在以下实施例和对比例中，转化率根据以下公式计算得到：

转化率＝干气收率+液化气收率+汽油收率+焦炭收率

以下实施例和对比例中所用的原料油的性质如表1所示，所用的催化转化催化剂的性质如表2所示，该催化剂由中国石油化工股份有限公司催化剂分公司齐鲁催化剂厂生产，商品牌号为MLC-500。

表1

表2

催化剂牌号	MLC-500
		分子筛类型	ZSM-5+Y
化学质量组成，重量％
		Al₂O₃	55.9
Na₂O	0.29
		Re₂O₃	2.7
比表面积，m²/g	153
		孔体积(水滴法)，ml/g	0.174
表观密度，ml/g	0.70
		*老化处理后微反活性，％	65

实施例1

本实施例用于说明本发明提供的生产高辛烷值汽油的催化转化方法。

按照图1所示的流程进行试验，在提升管反应器的中型装置上进行试验，原料油预热至350℃经管线15注入提升管反应器下部的初始反应区，与由水蒸气提升的高温再生催化剂(650℃)在初始反应区的下部接触、反应。催化剂和原料油的重量比为16，原料油在初始反应区内的停留时间为0.8秒，反应温度为550℃。油剂混合物继续上行进入主反应区继续反应。反应温度为480℃，反应时间1.6秒。油气从提升管反应器的出口排出后在沉降器稀相经旋风分离器分离后进入后续的分馏系统。带炭的待生催化剂进入汽提段，汽提后的待生催化剂去再生器再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用，操作条件和试验结果见表3。

对比例1

采用常规催化裂化提升管反应器，原料油预热至215℃注入提升管反应器下部，与由水蒸气提升的高温再生催化剂(650℃)接触、反应。反应区内催化剂和原料油的重量比为8，反应时间为2.5秒，反应温度为500℃。油气从出口区出来后在沉降器稀相经旋风分离器分离后进入后部的分馏系统。带炭的待生催化剂进入汽提段，汽提后的待生催化剂去再生器再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用，操作条件和试验结果见表3。

对比例2

根据实施例1的方法对原料油进行催化裂化，所不同的是，提升管反应器的初始反应区的反应时间为1.2秒，主反应区的反应时间为1.2秒，操作条件和试验结果见表3。

实施例2

按照图1所示的流程进行试验，在提升管反应器的中型装置上进行试验，原料油预热至350℃经管线15注入提升管反应器下部的初始反应区，与由水蒸气提升的高温再生催化剂(650℃)在初始反应区的下部接触、反应。催化剂和原料油的重量比为18，原料油在初始反应区内的停留时间为0.6秒，反应温度为560℃。油剂混合物继续上行进入主反应区继续反应。反应温度为500℃，反应时间1.8秒。油气从提升管反应器的出口排出后在沉降器稀相经旋风分离器分离后进入后部的分馏系统。带炭的待生催化剂进入汽提段，汽提后的待生催化剂去再生器再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用，操作条件和试验结果见表3。

实施例3

按照图1所示的流程进行试验，在提升管反应器的中型装置上进行试验，原料油预热至350℃经管线15注入提升管反应器下部的初始反应区，与由水蒸气提升的高温再生催化剂(670℃)在初始反应区的下部接触、反应。催化剂和原料油的重量比为20，原料油在初始反应区内的停留时间为1.4秒，反应温度为580℃。油剂混合物继续上行进入主反应区继续反应。反应温度为520℃，反应时间2秒。油气从提升管反应器的出口排出后在沉降器稀相经旋风分离器分离后进入后部的分馏系统。带炭的待生催化剂进入汽提段，汽提后的待生催化剂去再生器再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用，操作条件和试验结果见表3。

表3

	实施例1	对比例1	对比例2	实施例2	实施例3
						原料预热温度，℃	350	215	350	350	350
反应温度，℃		500
						油剂初始接触反应区	550		550	560	580
提升管主反应区	480		480	500	520
						反应时间，秒		2.5
油剂初始接触反应区	0.8		1.2	0.6	1.4
						提升管主反应区	1.6		1.2	1.8	2
催化剂与原料质量比	16	8	16	18	20
						水蒸气与原料质量比	0.05	0.05	0.05	0.05	0.05
产品分布，重量％
						干气	1.93	1.99	2.3	1.98	2.5
液化气	24.72	9.92	21.56	26.48	29.93
						汽油	43.09	39.81	40.2	42.03	41.76
柴油	17.10	16.81	19.3	16.4	14.6
						重油	8.15	25.34	11.24	7.58	5.78
焦炭	5.01	6.13	5.4	5.53	5.43
						转化率，重量％	74.75	57.85	69.46	76.22	79.62
汽油质量组成，重量％

NP	5.01	3.98	4.46	4.48	3.33
						IP	26.0	11.83	18.24	21.0	22.24
O	21.11	56.49	42.56	23.08	28
						N	7.2	6.50	6.54	7.0	6
A	40.68	21.20	28.2.	44.44	40.43
						汽油RON辛烷值	98	90.0	92	100	97

注：表中NP表示正构烷烃含量，IP表示异构烷烃含量；O表示烯烃含量；N表示环烷烃含量；A表示芳烃含量。

由上述实施例可以看出，根据本发明提供的所述生产高辛烷值汽油的催化转化方法不仅能够获得较高的汽油RON辛烷值的汽油产品，而且所获得的汽油产品的质量较好，具有明显较低的烯烃以及较高的异构烷烃和芳烃含量。具体地，通过将实施例1与对比例1进行比较可以看出，实施例1的汽油产率增加了3.28％，汽油RON辛烷值达到98，提高了8个单位；汽油质量组成中，烯烃含量由56.49％降到了21.11％，异构烷烃含量由11.83％增加到了26.0％，芳烃含量由21.20％增加到了40.68％。通过将实施例2与对比例1进行比较可以看出，实施例2的汽油产率增加了2.22％，汽油RON辛烷值达到100，提高了10个单位；汽油质量组成中，烯烃含量由56.49％降到了23.08％，异构烷烃含量由11.83％增加到了21.0％，芳烃含量由21.20％增加到了44.44％。

Claims

1.一种生产高辛烷值汽油的催化转化方法，该方法包括：将预热后的原料油与催化转化催化剂在提升管反应器的初始反应区中进行催化转化反应，并使由所述初始反应区产生的油剂混合物进入提升管反应器的主反应区继续进行催化转化反应，将由所述提升管反应器的出口排出的反应物料进行气固分离，将分离出的固体催化剂进行汽提、烧焦再生和任选的脱气处理以获得高温再生催化剂，并将至少部分所述高温再生催化剂循环用作所述催化转化催化剂，其中，所述初始反应区的反应温度高于所述主反应区的反应温度，且所述初始反应区的反应时间小于所述主反应区的反应时间，所述高温再生催化剂的温度为650-700℃，所述预热后的原料油的进料位置位于所述初始反应区的下部；

在所述提升管反应器中，所述初始反应区与所述主反应区的提升管直径之比为0.5-0.8：1；

所述初始反应区的反应时间为0.2-1.5秒，所述主反应区的反应时间为1-2秒，且所述初始反应区的反应时间比所述主反应区的反应时间短0.5-1.2秒；所述初始反应区的反应温度比所述主反应区的反应温度高60-100℃。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述初始反应区的反应条件还包括：反应温度为500-700℃，剂油重量比为5-50∶1。

3.根据权利要求2所述的方法，其中，所述初始反应区的反应条件还包括：反应温度为550-610℃，剂油重量比为10-30∶1。

4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述主反应区的反应条件还包括：反应温度为400-560℃，反应压力为130-450kPa。

5.根据权利要求4所述的方法，其中，所述主反应区的反应条件还包括：反应温度为450-530℃，反应压力为200-400kPa。

6.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化转化催化剂为含有活性组分和载体的固体酸催化剂，所述活性组分选自含或不含稀土的Y或HY型沸石、具有MFI结构的沸石、八面沸石和硅酸铝中的至少一种，所述载体选自无机氧化物和天然粘土中的至少一种。

7.根据权利要求1所述的方法，其中，所述原料油预热后的温度为150-400℃。

8.根据权利要求7所述的方法，其中，所述原料油预热后的温度为250-360℃。

9.根据权利要求1、7和8中任意一项所述的方法，其中，所述原料油为石油烃和/或其它矿物油，所述石油烃选自减压瓦斯油、常压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、减压渣油和常压渣油中的至少一种。