CN107880934A - 催化裂化柴油利用的方法及高辛烷值汽油或高辛烷值汽油调和组分 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及石油加工领域，具体而言，提供了一种催化裂化柴油利用的方法及高辛烷值汽油或高辛烷值汽油调和组分。所述催化裂化柴油利用的方法包括以下步骤：(a)对催化裂化柴油进行组成和性质分析，确定切割点；(b)对催化裂化柴油进行分馏切割，分离得到轻馏分和重馏分；(c)将重馏分进行单溶剂液液萃取，得到富含芳烃的萃取油和富含饱和烃的萃余油；(d)对富含饱和烃的萃余油和轻馏分进行催化裂化生产高辛烷值汽油或高辛烷值汽油调和组分。该方法工艺科学合理，汽油产率高，油浆、焦炭及干气产率低，且工艺简单、成本低。

Description

催化裂化柴油利用的方法及高辛烷值汽油或高辛烷值汽油调 和组分
技术领域
本发明涉及石油加工领域领域，具体而言，涉及一种催化裂化柴油利用的方法及高辛烷值汽油或高辛烷值汽油调和组分。
背景技术
目前国内炼厂FCC(催化裂化)装置LCO(轻循环油)十六烷值普遍较低，而车用柴油十六烷值要求在不断提高，2017年1月1日，实施的国Ⅴ车用0#柴油标准则要求十六烷值不小于51，因此使得某些催化裂化柴油即使经加氢精制或改质后也难以满足炼厂调和生产车用柴油的需求，并且加氢改质需要消耗大量的氢气和极低的反应空速，装置建设和操作费用很高，已不是经济可行路线。
将LCO先进行加氢精制，再作为FCC装置进料，生产高辛烷值汽油或其调和组分，是更加符合目前市场形势的经济可行的路线。
US5944982公开了一种FCC工艺和加氢工艺的组合工艺，其中FCC工艺采用的是双提升管工艺，重质原料经过FCC装置第一提升管反应后，分离出相对较轻的组分和较重的组分，较轻组分(重石脑油和LCO)经过加氢处理后，加氢产物回炼到第二提升管进行裂化反应。该工艺目的为生产低碳烯烃和高辛烷值汽油。该工艺将加氢产物不经目的性分离，全部回炼到第二提升管，加氢产物中较重的部分未能有效转化利用，不但增加了第二提升管加工的负荷，同时增加了焦炭、干气产率。
US5152883公开了一种LCO、回炼油以及澄清油经过加氢再回炼到FCC装置生产高辛烷值汽油的方法。该方法为重油经过FCC装置后，将FCC产物中LCO、回炼油以及澄清油进行分离，经加氢装置处理后，再将大于221℃以上的馏分分离出来，然后回炼到FCC装置来生产高辛烷值汽油。该方法将回炼油和澄清油加氢后全回炼，FCC装置积碳等副反应增加，而且加氢装置加氢深度没有给出具体说明。
CN101760239公开了一种催化裂化柴油的利用方法。该方法先将催化裂化柴油分离成小于230℃的组分、沸点在230-310℃之间的组分和大于310℃的组分，然后对沸点在230-310℃之间的组分和大于310℃的组分分别在不同的加氢深度下进行加氢，再把两种加氢产物进分馏塔分离出富含单环芳烃的柴油，然后与之前小于230℃的组分混合送至催化裂化装置，从而生产芳烃或高辛烷值汽油。该工艺将催化裂化柴油各馏分段充分转化为富含单环芳烃的催化进料，但涉及到两段加氢，并且组合工艺复杂，投资和操作费用较高，经济上未达到最优。
CN103805247公开了一种加工劣质柴油的组合工艺方法。该方法将劣质柴油首先进行加氢改质反应；反应流出物分离所得液体进行芳烃抽提；芳烃组分送至催化裂化生产高辛烷值汽油，链烷烃及饱和烃调和到柴油馏分中。该方法未能将芳烃组分选择性分离，多环芳烃的存在会增加油浆、焦炭及干气产率。
CN87107146A公开了一种催化裂化-催化重油芳烃抽提联合工艺方法。该方法将催化裂化工艺与双溶剂抽提芳烃工艺相结合，将催化裂化装置回炼油进行芳烃抽提，富含芳烃的抽出油去做化工产品，抽余油作为催化裂化装置的进料，该方法提高了催化裂化装置的处理能力，降低焦炭和干气产率，提高汽油产率，并能得到高纯度重质石油芳烃。该方法未能结合加氢工艺，因此汽油产率提高幅度有限。
CN106753551A公开了一种催化裂化柴油多产高辛烷值汽油的方法。该方法将催化柴油加氢精制后，切割为小于280℃的馏分和大于280℃的馏分，大于280℃的馏分经芳烃抽提得到的抽余油，与小于280℃的馏分一同进催化裂化装置生产高辛烷值汽油，而富含芳烃的抽出油进行芳烃利用。但该方法实施例中催化裂化装置副分馏塔的LCO中含有大量二环及三环芳烃未加利用，直接出装置；同时该方法未对加氢精制以及芳烃抽提工艺详加描述。
有鉴于此，特提出本发明。
发明内容
本发明的第一目的在于提供一种催化裂化柴油利用的方法，该方法工艺科学合理，汽油产率高，油浆、焦炭及干气产率低，且工艺简单、成本低。
本发明的第二目的在于提供一种高辛烷值汽油或高辛烷值汽油调和组分，具有汽油品质高和成本低廉的优点。
为了实现本发明的上述目的，特采用以下技术方案：
第一方面，本发明提供了一种催化裂化柴油利用的方法，包括以下步骤：
(a)对催化裂化柴油进行组成和性质分析，确定切割点；
(b)对催化裂化柴油进行分馏切割，分离得到轻馏分和重馏分；
(c)将重馏分进行单溶剂液液萃取，得到富含芳烃的萃取油和富含饱和烃的萃余油；
(d)对富含饱和烃的萃余油和轻馏分进行催化裂化生产高辛烷值汽油或高辛烷值汽油调和组分。
作为进一步优选的技术方案，轻馏分中带侧链的单环芳烃的含量在65wt.％以上；
优选地，重馏分中二环芳烃和三环芳烃的总含量在80wt.％以上。
作为进一步优选的技术方案，萃取时的溶剂包括糠醛或二甲基亚砜。
作为进一步优选的技术方案，步骤(d)中催化裂化的条件包括：反应温度为490-560℃，剂油比为3～12，反应时间为2-4秒，雾化水蒸汽占进料量的4-8wt.％，反应压力为100-300千帕；
优选地，催化裂化反应的装置为双提升管催化裂化装置。
作为进一步优选的技术方案，在步骤(c)之后还包括将富含芳烃的萃取油送入渣油加氢裂化装置的步骤。
作为进一步优选的技术方案，加氢裂化的耗氢量为2％～3％；
优选地，在加氢裂化过程中包括使用加氢裂化催化剂，所述加氢裂化催化剂包括载体和负载在所述载体上的活性组分，所述载体包括固体酸和无机耐热氧化物，以所述载体的总重量为基准，所述固体酸的含量为2-96wt.％，进一步优选为3-85wt.％；
优选地，以所述载体的总重量为基准，所述无机耐热氧化物的含量为15-95wt.％，进一步优选为25-90wt.％；
优选地，所述固体酸包括无定形硅铝、大孔沸石分子筛和中孔沸石分子筛中的至少两种；
优选地，所述无定形硅铝为具有拟薄水铝石结构的无定形硅铝。
作为进一步优选的技术方案，步骤(a)之前还包括对轻循环油进行加氢精制以得到催化裂化柴油的步骤。
作为进一步优选的技术方案，所述加氢精制的方法包括在加氢精制催化剂的存在下，将轻循环油与氢气接触，接触的条件包括：反应温度为260-400℃，氢分压为2-10MPa，液时空速为0.5-8.0h-1，氢油体积比为150-1000Nm3/m3；
优选地，加氢精制催化剂包括加氢活性成分和载体，载体包括氧化铝、氧化硅、氧化钛、氧化锆或分子筛中的至少一种；
优选地，载体为无定形硅铝；
优选地，加氢活性成分包括氧化镍、氧化钼、氧化钨、氟和氧化磷的混合物。
作为进一步优选的技术方案，加氢精制催化剂还包括有机助剂，所述有机助剂包括含氧有机化合物和/或含氮有机化合物；
优选地，含氧有机化合物包括有机醇和/或有机酸；
优选地，含氮有机化合物包括有机胺和/或有机胺盐。
第二方面，本发明提供了一种采用上述催化裂化柴油利用的方法得到的高辛烷值汽油或高辛烷值汽油调和组分。
与现有技术相比，本发明的有益效果为：
本发明提供的催化裂化柴油利用的方法工艺科学合理，首先通过对催化裂化柴油进行组成和性质分析确定出最佳的切割点，以确保轻馏分中含有大量的带侧链的单环芳烃，重馏分中含有大量的二环芳烃和三环芳烃；然后进行分馏切割得到轻馏分和重馏分，对重馏分进行单溶剂液液萃取，得到富含芳烃的萃取油和富含饱和烃的萃余油，实现对重馏分中两种油的有效分离；然后对富含饱和烃的萃余油和轻馏分进行催化裂化生产高辛烷值汽油或高辛烷值汽油调和组分，从而实现对重馏分中富含饱和烃的萃余油和轻馏分的有效利用。该方法通过对重馏分进行单溶剂液液萃取，能将富含芳烃的萃取油选择性分离出来，减少了油浆、焦炭及干气产率，并能有效利用富含饱和烃的萃余油将其与轻馏分一起转化为高辛烷值汽油或高辛烷值汽油调和组分，大幅提高了汽油产率，且工艺简单、成本低。
本发明提供的高辛烷值汽油或高辛烷值汽油调和组分采用上述催化裂化柴油利用的方法生产得到，具有汽油品质高和成本低廉的优点。
附图说明
图1为实施例1的工艺流程图。
图标：1-加氢精制反应器；2-反应流出物；3-高压分离器；4-循环氢气；5-液相产物；6-第一汽提塔；7-第一汽油；8-精制柴油一；9-精制柴油二；10-分馏塔；11-轻馏分；12-重馏分；13-液液萃取塔；14-富含饱和烃的萃余油；15-富含芳烃的萃取油；16-第二汽提塔；17-第一回收的萃取溶剂；18-富芳烃油；19-第一蒸汽；20-第三汽提塔；21-第二回收的萃取溶剂；22-富饱和烃油；23-第二蒸汽；24-溶剂罐；25-萃取溶剂；26-含有萃取溶剂的水；27-脱水塔；28-溶剂；29-污水；30-第三蒸汽；31-第二提升管反应器；32-第二沉降器；33-第一反应产物；34-第一沉降器；35-外取热器；36-常规催化原料；37-主提升管反应器；38-反应产物；39-主分馏塔；40-第一气体；41-第二汽油；42-轻循环油LCO；43-重循环油HCO；44-第一油浆；45-副分馏塔；46-第二气体；47-第三汽油；48-LCO；49-第二油浆。
具体实施方式
下面将结合实施例对本发明的实施方案进行详细描述，但是本领域技术人员将会理解，下列实施例仅用于说明本发明，而不应视为限制本发明的范围。实施例中未注明具体条件者，按照常规条件或制造商建议的条件进行。
第一方面，本发明提供了一种催化裂化柴油利用的方法，包括以下步骤：
(a)对催化裂化柴油进行组成和性质分析，确定切割点；
(b)对催化裂化柴油进行分馏切割，分离得到轻馏分和重馏分；
(c)将重馏分进行单溶剂液液萃取，得到富含芳烃的萃取油和富含饱和烃的萃余油；
(d)对富含饱和烃的萃余油和轻馏分进行催化裂化生产高辛烷值汽油或高辛烷值汽油调和组分。
在LCO中，大量的芳烃主要以单环芳烃、双环芳烃为主，还有部分三环的芳烃，另外LCO中还存在一定比例的链烷烃、环烷烃或烯烃。LCO经过加氢精制脱硫、脱氮后，不稳定的二烯烃得到饱和，部分双环和三环芳烃的芳环发生饱和，加氢产物中饱和烃和单环芳烃含量将大幅提高，尤其是带侧链的单环芳烃含量可达到50wt.％以上。带侧链的单环芳烃是高辛烷值组分的前身物，这些带侧链的单环芳烃侧链易发生断裂，裂化后侧链可进入汽油组分，而剩下的较短侧链的单环芳烃也正好进入汽油馏分，这部分是高辛烷值汽油组分。
上述催化裂化柴油利用的方法工艺科学合理，首先通过对催化裂化柴油进行组成和性质分析确定出最佳的切割点，以确保轻馏分中含有大量的带侧链的单环芳烃，重馏分中含有大量的二环芳烃和三环芳烃；然后进行分馏切割得到轻馏分和重馏分，对重馏分进行单溶剂液液萃取，得到富含芳烃的萃取油和富含饱和烃的萃余油，实现对重馏分中两种油的有效分离；然后对富含饱和烃的萃余油和轻馏分进行催化裂化生产高辛烷值汽油或高辛烷值汽油调和组分，从而实现对重馏分中富含饱和烃的萃余油和轻馏分的有效利用。该方法通过对重馏分进行单溶剂液液萃取，能将富含芳烃的萃取油选择性分离出来，减少了油浆、焦炭及干气产率，并能有效利用富含饱和烃的萃余油将其与轻馏分一起转化为高辛烷值汽油或高辛烷值汽油调和组分，大幅提高了汽油产率，且工艺简单、成本低。
步骤(a)中，可以采用常规的分析方法，例如元素组成、馏程、详细烃族组成等。根据分析数据确定切割点，以便最大程度的将单环芳烃与二环芳烃和三环芳烃分开以分别加以利用。
步骤(b)中，可以采用常规的分离方法，例如，所述分离可以在分馏塔中进行，分馏塔的操作条件可以包括：进料温度为240-320℃、塔底温度为280-350℃，塔顶温度为120-280℃，塔顶压力为0.05-1.05MPa(表压)。从分馏塔顶部分出富含单环芳烃的柴油(轻馏分)，从塔底分出含多环芳烃的柴油(重馏分)。
步骤(c)中，可以采用常规的液液萃取方法，例如，所述分离可以在液液萃取装置中进行，萃取塔内操作压力为0.5～1MPa，温度为35～110℃，溶剂比(重馏分与溶剂的质量比)为10～20，回流比为1.0～1.5。
在一种优选的实施方式中，轻馏分中带侧链的单环芳烃的含量在65wt.％以上。
优选地，重馏分中二环芳烃和三环芳烃的总含量在80wt.％以上。二环芳烃是指仅含有两个苯环的烃，三环芳烃是指仅含有三个苯环的烃。
研究发现，在某一温度下将加氢精制后的催化柴油(HLCO，又称催化裂化柴油)进行蒸馏切割，切割点以下的馏分中单环芳烃的含量达到65wt.％以上，切割点以上的馏分中二环芳烃及三环芳烃的总含量达到80wt.％以上，此时，对催化裂化柴油的利用率更高。
在一种优选的实施方式中，萃取时的溶剂包括糠醛或二甲基亚砜。
步骤(d)中，催化裂化可以采用本领域常规的催化裂化方法。催化裂化的条件可以包括：反应温度为450-600℃，剂油比为1-20，反应时间为0.2-8秒，雾化水蒸汽占进料量的1-20wt.％，反应压力为常压～400千帕。上述400千帕是指表压。
在一种优选的实施方式中，步骤(d)中催化裂化的条件包括：反应温度为490-560℃，剂油比为3～12，反应时间为2-4秒，雾化水蒸汽占进料量的4-8wt.％，反应压力为100-300千帕。上述反应温度典型但非限制性的为490℃、500℃、510℃、520℃、530℃、540℃、550℃或560℃；剂油比(即催化剂与进料量的体积比)典型但非限制性的为3、4、5、6、7、8、9、10、11或12；反应时间典型但非限制性的为2秒、2.5秒、3秒、3.5秒或4秒；雾化水蒸汽占进料量的重量百分数典型但非限制性的为4wt.％、4.5wt.％、5wt.％、5.5wt.％、6wt.％、6.5wt.％、7wt.％、7.5wt.％或8wt.％；反应压力典型但非限制性的为100千帕、150千帕、200千帕、250千帕或300千帕。上述反应压力是指表压。
所述催化裂化反应的装置可以为本领域所公知，一般为提升管反应器或提升管和床层反应器的结合。例如可以是重油流化催化裂化装置(RFCC)，也可以是灵活多效催化裂化装置(FDFCC-III，即中国专利CN200510017861.1中所描述的反应器)等装置中的一种或几种。
优选地，催化裂化反应的装置为双提升管催化裂化装置。主提升管加工催化裂化原料，第二提升管加工轻馏分油与富含饱和烃的萃余油。
催化裂化所用的催化剂可以是由现有技术提供的任意一种或几种的组合。这些催化裂化催化剂通常含有沸石、无机氧化物和任选的粘土，各组分的含量分别为：沸石2.5-50wt.％、无机氧化物2.5-95wt.％、粘土0-70wt.％。
在一种优选的实施方式中，在步骤(c)之后还包括将富含芳烃的萃取油送入渣油加氢裂化装置的步骤。富含芳烃的萃取油作为渣油加氢裂化装置的进料，可以大幅度降低进料粘度，延长操作周期，提高产品收率。经过渣油加氢处理技术装置处理的渣油，所含的硫、氮、金属及残氮等重要指标，均大幅度降低，可全部做为催化、裂化等下游工艺的过程的合格进料，可把利用价值较低，容易造成环境污染的渣油，全部转化为附加值高、质量上乘的轻质油品，最大限度地提高了轻质油转化率，从某种意义上说，该技术使原油得到了近100％的转化，实现了石油炼制过程中将原油吃光榨尽的愿望。
渣油加氢裂化时可以采用常规的加氢裂化方法，加氢裂化条件可以包括：一段加氢精制反应温度340-400℃，二段加氢裂化反应温度380-450℃；反应压力14-20MPa；耗氢量为进料量1％～4％。
在一种优选的实施方式中，加氢裂化的耗氢量为2％～3％。上述耗氢量为耗氢量占进料量的体积百分比。上述耗氢量典型但非限制性的为2％、2.2％、2.4％、2.6％、2.8％或3％。
优选地，在加氢裂化过程中包括使用加氢裂化催化剂，所述加氢裂化催化剂包括载体和负载在所述载体上的活性组分，所述载体包括固体酸和无机耐热氧化物，以所述载体的总重量为基准，所述固体酸的含量为2-96wt.％，进一步优选为3-85wt.％。固体酸的催化功能来源于固体表面上存在的具有催化活性的酸性部位，称酸中心，它们多数为非过渡元素的氧化物或混合氧化物。上述固体酸的含量典型但非限制性的为2wt.％、3wt.％、5wt.％、10wt.％、15wt.％、20wt.％、25wt.％、30wt.％、35wt.％、40wt.％、45wt.％、50wt.％、55wt.％、60wt.％、65wt.％、70wt.％、75wt.％、80wt.％、85wt.％、90wt.％、95wt.％或96wt.％。
优选地，以所述载体的总重量为基准，所述无机耐热氧化物的含量为15-95wt.％，进一步优选为25-90wt.％。上述无机耐热氧化物的含量典型但非限制性的为15wt.％、20wt.％、25wt.％、30wt.％、35wt.％、40wt.％、45wt.％、50wt.％、55wt.％、60wt.％、65wt.％、70wt.％、75wt.％、80wt.％、85wt.％、90wt.％或95wt.％。无机耐热氧化物的主要作用是提供粘结作用并提供加氢活性组分的有效载体。所述无机耐热氧化物的种类也可以为本领域的常规选择，例如，可以为氧化铝、氧化锆、氧化镁、氧化钍、氧化铍、氧化硼、氧化镉中的一种或几种，特别优选为氧化铝。
优选地，所述固体酸包括无定形硅铝、大孔沸石分子筛和中孔沸石分子筛中的至少两种。大孔沸石分子筛是指孔径大于50nm的沸石分子筛，中孔沸石分子筛是指孔径在2-50nm的沸石分子筛。
所述无定形硅铝可以为现有的各种能够用作加氢裂化催化剂的固体酸组分的表面具有酸性的氧化硅-氧化铝。优选地，所述无定形硅铝为具有拟薄水铝石结构的无定形硅铝。
所述活性组分由钼、钴和镍三种组分组成，以氧化物计且以所述加氢裂化催化剂的总重量为基准，钼的含量为5-23wt.％，钴的含量为0.8-6wt.％，镍的含量为0.2-2wt.％。
在一种优选的实施方式中，步骤(a)之前还包括对轻循环油进行加氢精制以得到催化裂化柴油的步骤。
加氢的方法包括在加氢精制催化剂的存在下，将LCO与氢气接触。接触的条件可以包括：反应温度为250-450℃，氢分压为1-12MPa，液时空速为0.3-10h-1，氢油体积比为100-1500Nm3/m3。
在一种优选的实施方式中，所述加氢精制的方法包括在加氢精制催化剂的存在下，将轻循环油与氢气接触，接触的条件包括：反应温度为260-400℃，氢分压为2-10MPa，液时空速为0.5-8.0h-1，氢油体积比为150-1000Nm3/m3。上述氢油体积比是指氢气与进料轻循环油的体积比。轻循环油在加氢精制催化剂的作用下进行加氢脱硫、加氢脱氮、加氢脱金属、烯烃饱和以及部分芳烃饱和反应。上述反应温度典型但非限制性的为260℃、280℃、300℃、320℃、340℃、360℃、380℃或400℃；上述氢分压典型但非限制性的为2MPa、3MPa、4MPa、5MPa、6MPa、7MPa、8MPa、9MPa或10MPa；上述液时空速典型但非限制性的为0.5h-1、1h-1、2h-1、3h-1、4h-1、5h-1、6h-1、7h-1或8h-1；上述氢油体积比典型但非限制性的为150Nm3/m3、200Nm3/m3、300Nm3/m3、400Nm3/m3、500Nm3/m3、600Nm3/m3、700Nm3/m3、800Nm3/m3、900Nm3/m3或1000Nm3/m3。
加氢精制催化剂可以为常规的各种加氢精制催化剂。加氢精制催化剂含有加氢活性成分和载体。所述的加氢活性成分为第VI族和/或第VIII族金属，载体为无机耐热氧化物。
优选地，加氢精制催化剂包括加氢活性成分和载体，载体包括氧化铝、氧化硅、氧化钛、氧化锆或分子筛中的至少一种。
优选地，载体为无定形硅铝。
优选地，加氢活性成分包括氧化镍、氧化钼、氧化钨、氟和氧化磷的混合物。
在一种优选的实施方式中，加氢精制催化剂还包括有机助剂，所述有机助剂包括含氧有机化合物和/或含氮有机化合物。
优选地，含氧有机化合物包括有机醇和/或有机酸。
优选地，含氮有机化合物包括有机胺和/或有机胺盐。
加氢精制之后，可以对加氢精制产物进行冷却，然后进行气液分离，对液相物流进行切割。气液分离可以利用常规的方法，例如依次用高压分离器和低压分离器。
第二方面，本发明提供了一种采用上述催化裂化柴油利用的方法得到的高辛烷值汽油或高辛烷值汽油调和组分。
实施例1
如图1所示，本实施例加工劣质柴油组合工艺流程如下：
来自主分馏塔39的轻循环油LCO42与来自副分馏塔45的LCO48进入加氢精制反应器1，与加氢催化剂接触反应；反应流出物2进入高压分离器3，循环氢气4返回加氢精制反应器1，液相产物5经第一汽提塔6分离为第一汽油7、精制柴油一8和精制柴油二9；精制柴油一8可以作为柴油调和组分；精制柴油二9进入分馏塔10，在优化的切割点下塔顶得到轻馏分11，塔底得到重馏分12；轻馏分11进催化裂化装置第二提升管反应器31；重馏分12从底部进入液液萃取塔13，萃取溶剂25从上部进入液液萃取塔13，重馏分12与萃取溶剂25在塔内逆流接触，塔底得到富含芳烃的萃取油15，塔顶得到富含饱和烃的萃余油14；富含芳烃的萃取油15进入第二汽提塔16，第一蒸汽19从塔底进入；第二汽提塔16塔底得到芳烃纯度≥95％的富芳烃油18，富芳烃油18与渣油进料混合进渣油加氢裂化反应器；第二汽提塔16塔顶得到第一回收的萃取溶剂17；富含饱和烃的萃余油14进入第三汽提塔20，第二蒸汽23从塔底进入；第三汽提塔20塔底得到富饱和烃油22，富饱和烃油22进催化裂化装置第二提升管反应器31；第三汽提塔20塔顶得到第二回收的萃取溶剂21；第一回收的萃取溶剂17和第二回收的萃取溶剂21进入溶剂罐24；萃取溶剂25返回液液萃取塔13；含有萃取溶剂的水26进入脱水塔27；第三蒸汽30从塔底进入；脱水塔27塔顶返回溶剂28至溶剂罐24；污水29从脱水塔27塔底排出。
轻馏分11与富饱和烃油22进入催化裂化装置第二提升管反应器31，与催化剂接触反应；经过第二沉降器32分离催化剂与第一反应产物33；第一反应产物33进入副分馏塔45分离为第二气体46、第三汽油47、LCO48和第二油浆49；常规催化原料36进入主提升管反应器37，与催化剂接触反应；经过第一沉降器34分离催化剂与第二反应产物38；第二反应产物38进入主分馏塔39分离为第一气体40、第二汽油41、轻循环油LCO42、重循环油HCO43和第一油浆44；轻循环油LCO42和LCO48返回至加氢精制反应器1；第二油浆49返回主分馏塔39；通过外取热器35取走催化裂化再生烧焦过程中过剩的热量。
LCO与氢气接触反应的反应条件为：反应温度为320℃，氢分压为6MPa，液时空速为5.0h-1，氢油体积比为650Nm3/m3。
所用加氢精制催化剂载体由氢氧化铝粉和硅溶胶以Al(OH)3/SiO2干基比为6:1混合均匀，挤成三叶条形，外径1.4毫米，湿条于120℃干燥4小时，600℃条件下焙烧3小时，制得氧化硅含量为18wt.％的载体；称取载体200克，用含仲钼酸铵11.5克、磷酸20.6克、硝酸镍19克、偏钨酸铵36.8克、磷酸12.5克的水溶液183毫升浸渍该载体3小时，120℃干燥4小时，480℃焙烧4小时，得到加氢精制催化剂。
液液萃取所用的溶剂为糠醛。
所用加氢裂化催化剂载体由46.3克干基为70％的拟薄水铝石、191.7克的干基为75％的HY沸石(晶胞常数为24.59埃)和29.8克干基为80％的MCM-22(硅铝摩尔比为30:1)混合均匀，挤条成形，直径为2毫米，然后于120℃烘干3小时，再于580℃焙烧3小时得到；称取载体100克，用85毫升分别含有钼酸铵、硝酸钴和硝酸镍的氨水溶液(折合成相应的氧化物分别含有169.1克/升MoO3、50.7克/升CoO、12.7克/升NiO)浸渍1小时，然后将经浸渍的载体于120℃烘干2小时，再于450℃焙烧3小时，得到加氢裂化催化剂。
实施例1中使用的催化剂均为商用催化剂，牌号分别为DFC-1催化裂化催化剂和RS-1000加氢精制催化剂以及FC-20加氢裂化催化剂，其性质见表1、表2、表3；所用常规催化裂化原料性质见表4。
表1 催化裂化催化剂性质
表2 加氢精制催化剂性质
表3 加氢裂化催化剂性质
表4 常规催化原料性质
对比例1
主提升管进常规催化裂化原料油，裂化产物经主分馏塔分离，主分馏塔分离出的粗汽油进第二提升管反应。控制两根提升管在优化的条件下反应，对比例1中使用的催化剂牌号为DFC-1催化裂化催化剂。
实施例1与对比例1的操作条件见表5，实施例1与对比例1的产品分布见表6。
表5 操作条件对比
表6 产品分布对比
从表6中可以看出，当第二提升管进料从粗汽油变为加氢精制柴油以后，汽油收率提高了46.1％，柴油收率大幅度缩减，干气和焦炭产率略有下降。
尽管已用具体实施例来说明和描述了本发明，然而应意识到，在不背离本发明的精神和范围的情况下可以作出许多其它的更改和修改。因此，这意味着在所附权利要求中包括属于本发明范围内的所有这些变化和修改。

Claims (10)

1.一种催化裂化柴油利用的方法，其特征在于，包括以下步骤：
(a)对催化裂化柴油进行组成和性质分析，确定切割点；
(b)对催化裂化柴油进行分馏切割，分离得到轻馏分和重馏分；
(c)将重馏分进行单溶剂液液萃取，得到富含芳烃的萃取油和富含饱和烃的萃余油；
(d)对富含饱和烃的萃余油和轻馏分进行催化裂化生产高辛烷值汽油或高辛烷值汽油调和组分。
2.根据权利要求1所述的催化裂化柴油利用的方法，其特征在于，轻馏分中带侧链的单环芳烃的含量在65wt.％以上；
优选地，重馏分中二环芳烃和三环芳烃的总含量在80wt.％以上。
3.根据权利要求1所述的催化裂化柴油利用的方法，其特征在于，萃取时的溶剂包括糠醛或二甲基亚砜。
4.根据权利要求1所述的催化裂化柴油利用的方法，其特征在于，步骤(d)中催化裂化的条件包括：反应温度为490-560℃，剂油比为3～12，反应时间为2-4秒，雾化水蒸汽占进料量的4-8wt.％，反应压力为100-300千帕；
优选地，催化裂化反应的装置为双提升管催化裂化装置。
5.根据权利要求1所述的催化裂化柴油利用的方法，其特征在于，在步骤(c)之后还包括将富含芳烃的萃取油送入渣油加氢裂化装置的步骤。
6.根据权利要求5所述的催化裂化柴油利用的方法，其特征在于，加氢裂化的耗氢量为2％～3％；
优选地，在加氢裂化过程中包括使用加氢裂化催化剂，所述加氢裂化催化剂包括载体和负载在所述载体上的活性组分，所述载体包括固体酸和无机耐热氧化物，以所述载体的总重量为基准，所述固体酸的含量为2-96wt.％，进一步优选为3-85wt.％；
优选地，以所述载体的总重量为基准，所述无机耐热氧化物的含量为15-95wt.％，进一步优选为25-90wt.％；
优选地，所述固体酸包括无定形硅铝、大孔沸石分子筛和中孔沸石分子筛中的至少两种；
优选地，所述无定形硅铝为具有拟薄水铝石结构的无定形硅铝。
7.根据权利要求1-6任一项所述的催化裂化柴油利用的方法，其特征在于，步骤(a)之前还包括对轻循环油进行加氢精制以得到催化裂化柴油的步骤。
8.根据权利要求7所述的催化裂化柴油利用的方法，其特征在于，所述加氢精制的方法包括在加氢精制催化剂的存在下，将轻循环油与氢气接触，接触的条件包括：反应温度为260-400℃，氢分压为2-10MPa，液时空速为0.5-8.0h-1，氢油体积比为150-1000Nm3/m3；
优选地，加氢精制催化剂包括加氢活性成分和载体，载体包括氧化铝、氧化硅、氧化钛、氧化锆或分子筛中的至少一种；
优选地，载体为无定形硅铝；
优选地，加氢活性成分包括氧化镍、氧化钼、氧化钨、氟和氧化磷的混合物。
9.根据权利要求8所述的催化裂化柴油利用的方法，其特征在于，加氢精制催化剂还包括有机助剂，所述有机助剂包括含氧有机化合物和/或含氮有机化合物；
优选地，含氧有机化合物包括有机醇和/或有机酸；
优选地，含氮有机化合物包括有机胺和/或有机胺盐。
10.采用权利要求1-9任一项所述的催化裂化柴油利用的方法得到的高辛烷值汽油或高辛烷值汽油调和组分。
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