CN109385300B - 一种增产汽油和提高汽油辛烷值的催化转化方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种增产汽油和提高汽油辛烷值的催化转化方法，主要解决现有催化裂化工艺中汽油收率低的问题。本发明包括将预热的轻烃和重烃从一体式喷嘴同时分别喷入提升管反应器内不同的反应区，与来自再生器的催化剂接触并反应，反应产物与积炭催化剂流出提升管反应器，进入旋风分离系统进行分离，分离出的催化剂经过汽提，进入再生器烧焦后返回提升管反应器底部循环使用，反应产物经分馏塔分馏得到相应产品；所述一体式喷嘴为能够在不同喷头同时分别喷出轻烃和重烃的喷嘴；所述反应区为沿反应器垂直方向从下至上的轻烃反应区Ⅰ、重烃反应区、轻烃反应区Ⅱ。本发明提供的催化转化方法具有增产汽油和提高汽油辛烷值的特点。

Description

一种增产汽油和提高汽油辛烷值的催化转化方法

技术领域

本发明涉及一种烃类催化转化方法，更具体的说，涉及一种在不存在氢的情况下，增产汽油和提高汽油辛烷值的重质柴油和劣质重油催化转化方法。

背景技术

经济新常态下，中国主要成品油消费仍呈增长趋势，汽油刚性需求增长较快，而柴油需求增速大幅减少，2020年以前，我国汽油需求增速总体快于柴油；随着我国消费柴汽比的逐渐下降，成品油市场发生变化，柴油库存急剧增加，柴油过剩问题凸显，已经影响到炼厂的正常运行，亟需减少柴油库存，增加汽油产量。国内外的历史数据研究表明：经济发展阶段、汽车行业发展水平是影响消费柴汽比趋势的决定性因素，预计2020年我国消费柴汽比将降至1.0左右。此外，汽油辛烷值是影响汽油品质的重要指标，汽油辛烷值越高，其抗爆性能越好，因此在增产汽油的同时，进一步提高汽油辛烷值有着重要的意义。

我国炼厂柴油池中，直馏柴油占59％，催化柴油及加氢裂化柴油占30％，焦化柴油及其他柴油占11％。为了实现降低柴汽比的目标，亟需利用炼厂现有装置，将体量大的重质柴油转化为高附加值的产品。催化裂化装置作为炼厂最主要也是最核心的原油二次加工手段，提供了我国商品汽油池中75％的汽油组分，在炼油厂中占有举足轻重的地位。利用催化裂化将重质柴油转化为高附加值产品，将是最直接、最简单易行的降低柴汽比的手段。

CN1382776公开了一种渣油加氢处理与重油催化裂化联合方法，该专利方法提出将催化裂化装置生产的重循环油和油浆中的澄清油混合在一起作为渣油装置进料的一部分，该物流加氢改质后与其它进料一起再回催化裂化装置加工，可提高催化裂化装置汽油和柴油收率。尽管汽油收率增加了2.8～3个单位，与加氢装置的成本高、氢耗和相应的能耗大相比，汽油收率的增幅并不理想。

CN201110109924.1公开了一种由催化裂化重油生产高辛烷值汽油的方法，来自催化裂化单元的催化裂化重油进入加氢单元，在氢气的存在下，依次与加氢保护剂、加氢脱沥青质催化剂和加氢精制剂接触进行反应。该方法虽然提高了汽油辛烷值，但是汽油收率下降，且反应苛刻度大。

CN101928587A公布了一种烃油的催化转化方法，将预热的轻质烃油与重质烃油的混合物，由底部引入反应器，与从再生器来的催化剂接触，进行催化裂化反应，并一起向上流动，反应产物与带焦炭的待生催化剂由上部出口引出反应器，进入油剂分离系统，分离出的催化剂经汽提、烧焦再生后循环使用；分离出的反应油气经后续分离系统，分离产品。采用该发明提供的方法，可以降低焦炭产率，提高汽油和液化气产率。然而，该发明是将轻质烃油与重质烃油的混合物同时由底部引入反应器，实际上相当于降低了催化原料中重质原料的比例，降低了催化装置的掺渣比。

CN103214332A公开了一种催化裂化柴油生产轻质芳烃和高品质油品的方法，将催化裂化柴油以抽提溶剂抽提，得到富含芳烃的抽出油和富含烷烃的抽余油，再将抽出油进行加氢精制和加氢裂化，生产出轻质芳烃和高辛烷值汽油。但由于催化裂化柴油中含有较多的烯烃化合物和硫氮化合物，该方法在抽提溶剂损耗大、抽提效果差、抽余油中硫氮含量高的缺点。

CN102746880A公开了一种轻烃和重油耦合催化裂化汽油、柴油和乙烯、丙烯的方法，该发明通过采用并列式或同轴式复合提升管循环反应-再生装置；预热的轻烃进入内嵌提升管反应器，与催化剂Ⅰ接触，生成含低碳烯烃的产品，并形成积炭催化剂Ⅱ；预热的重油进入外置提升管反应器，与催化剂Ⅰ接触，生成含汽油、柴油的产品，并形成积碳催化剂Ⅲ，积炭催化剂Ⅱ和Ⅲ进入再生器，再生后的催化剂Ⅰ返回反应器。该专利采用两个提升管反应器，内嵌式提升管采用混合C4、FCC轻汽油、轻石脑油、轻柴油作为原料，外嵌式提升管采用大庆混合油或大庆减压渣油为原料，汽油收率较低，而且工艺较为复杂，实施难度大。

针对柴油过剩凸显的问题，国内一部分炼厂已经开始措施优化生产方案，降低柴汽比取得了一定的效果。

中国石化青岛炼油化工有限责任公司(张成等，降低柴汽比潜力分析与措施，炼油技术与工程2013年第43卷)专门针对减少重质柴油产量、降低柴汽比的措施有以下几点：(一)、调整蜡油加氢处理装置的分馏系统操作，通过熄灭分馏炉主火嘴等手段，停止分馏塔侧线柴油抽出，加氢柴油全部随蜡油进催化裂化装置；(二)、将常减压装置的常一线油作为急冷油进催化装置参加反应；(三)、抽出柴油加氢分馏塔侧线重石脑油生产高附加值的溶剂油、调和石脑油或者汽油。

中国石化巴陵石化公司(潘罗其等，MIP装置柴油轻馏分回炼增产高辛烷值汽油的工业实践，石油炼制与化工2011年第42卷第1期)在MIP工艺装置上将催化裂化柴油轻馏分回炼以增产高辛烷值汽油，当柴油轻馏分选择性再裂化时，柴油产率平均减少1.41个百分点，目的产物(汽油+液化气)产率平均增加1.16个百分点。虽然取得一定的效果，但是目的产物(汽油+液化气)的增幅较小。

中国石化金陵石化公司(黄顺贤，催化裂化最大化生产汽油技术分析措施，石油炼制与化工2010年第41卷第2期)通过采取以下措施最大化生产汽油：在催化裂化装置上降低掺渣率；在减压蜡油中掺入常减压重柴油馏分以改善原料性质；催化裂化装置掺炼外来重质芳烃、C5组分、管网压油等轻质油。

上述工业装置上采取的降低柴汽比措施在一定程度上减少了重质柴油产量，增加了汽油产量，但都是采用常规手段将重质柴油与重质催化原料混合后进入提升管反应器进行反应，由于常减压装置产出的重质柴油十六烷值一般为50～70，大部分为大分子的直链烷烃，直接与重质催化原料混合后，与高温再生催化剂接触时的反应温度只有530～570℃，该反应条件不利于大分子直链烷烃裂化为小分子的烃类，表现为汽油收率增幅有限。

因此，如何利用催化裂化装置将重质柴油和劣质重油更多地转化为汽油并进一步提高汽油辛烷值，成为科研人员关注的焦点和需要解决的关键问题。

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柴油和劣质重油为原料，同时提高汽油收率和汽油辛烷值的催化转化方法。

本发明提供一种增产汽油和提高汽油辛烷值的催化转化方法，所述方法包括：所述反应区为沿提升管反应器垂直方向从下至上的轻烃反应区Ⅰ、重烃反应区、轻烃反应区Ⅱ；将预热的轻烃和重烃从一体式喷嘴同时分别喷入提升管反应器内的轻烃反应区Ⅰ和重烃反应区，与来自再生器的催化剂接触进行催化裂化反应；所述一体式喷嘴包括轻烃喷嘴、轻烃套管、重烃喷嘴和重烃套管，所述轻烃喷嘴上设有轻烃喷头，重烃喷嘴上设有重烃外喷头，轻烃喷头和重烃外喷头能够同时分别喷出轻烃和重烃；所述轻烃是馏程为180～380℃的石油烃馏分，所述重烃为初馏点≥245℃的石油烃类馏分和/或含有碳氢化合物的动植物油脂和/或煤炭液化产物，轻烃与重烃的质量比为0.001:1～0.55:1；所述催化剂为催化裂化催化剂，所述方法包括以下步骤：

(1)、预提升介质从提升管反应器底部向上喷出，轻烃从一体式喷嘴上的轻烃喷头喷出，进入轻烃反应区Ⅰ与再生催化剂接触进行催化裂化反应，生成的反应产物和反应后的含积炭催化剂向上流动进入重烃反应区；

(2)、重烃从一体式喷嘴上的重烃外喷头喷出，单独从重烃反应区底部进入提升管反应器，与来自轻烃反应区Ⅰ的反应产物和催化剂接触进行催化裂化反应，生成的反应产物和反应后的催化剂向上运动进入轻烃反应区Ⅱ；

(3)、在轻烃反应区Ⅱ的反应产物和催化剂接触进行催化裂化反应后，反应产物与含积炭的催化剂由顶部出口流出提升管反应器，进入旋风分离系统进行分离；

(4)、分离出的含积炭的催化剂进入汽提器进行汽提后进入再生器烧焦再生，再生催化剂返回提升管反应器底部循环使用；反应产物经过油气管线进入分馏塔进行分馏得到相应产品。

本发明所述的增产汽油和提高汽油辛烷值的催化转化方法，所述一体式喷嘴中的轻烃套管与重烃外套管同轴，重烃外套管的外管壁与轻烃套管的内管壁构成轻烃环形雾化室；重烃外喷头上均匀地开有1～5个重烃外喷孔，轻烃喷头上均匀地开有4～10个轻烃喷孔，轻烃套管的外径与重烃外套管的外径之比为2.20:1～2.28:1，轻烃喷头上单个轻烃喷孔的孔径与重烃外喷头上单个重烃外喷孔的孔径之比为0.1:1～2.0:1。

本发明所述的增产汽油和提高汽油辛烷值的催化转化方法，轻烃反应区Ⅰ、重烃反应区、轻烃反应区Ⅱ的高度分别占提升管反应器总高度的1～15％、1～40％、1～60％。

本发明所述的增产汽油和提高汽油辛烷值的催化转化方法，预提升介质选自氮气、氦气、催化裂化干气、水蒸汽中的一种或一种以上的混合物。

本发明所述的增产汽油和提高汽油辛烷值的催化转化方法，轻烃反应区Ⅰ中的轻烃石油烃馏分选自直馏柴油、减压柴油、加氢柴油、渣油加氢柴油、焦化柴油、催化柴油、催化裂化装置轻/重循环油中的一种或一种以上的混合物。所述轻烃的烯烃含量不大于15％(体积分数)，饱和烃含量不小于60％(体积分数)，芳烃含量为5～25％(体积分数)，饱和烃与烯烃的比例为5:1～18:1。

本发明所述的增产汽油和提高汽油辛烷值的催化转化方法，重烃反应区的重烃为初馏点≥245℃的石油烃类馏分和/或含有碳氢化合物的动植物油脂和/或煤炭液化产物，具体而言是选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、减压渣油、常压渣油、劣质柴油、煤焦油、渣油加氢尾油、溶剂脱沥青油、抽余油、焦化蜡油、页岩油、油砂沥青、重质原油。

本发明所述的增产汽油和提高汽油辛烷值的催化转化方法，轻烃反应区Ⅰ的轻烃油剂接触温度为550～710℃，反应压力为常压至320千帕，停留时间为0.05～3s，催化剂与轻烃的剂油比为5:1～160:1，轻烃与重烃的质量比为0.001:1～0.55:1，再生催化剂的温度为570～755℃。

本发明所述的增产汽油和提高汽油辛烷值的催化转化方法，重烃反应区内的重烃油剂接触温度为450～640℃，催化剂与该段原料的剂油比为5:1～25:1，油气分子的停留时间为0.05～2.5s，反应压力为常压至320千帕。

本发明提供的方法可以将常规的催化裂化装置适当改造后进行。

本发明提供的方法的理论依据是：由于催化剂中B酸主要是由分子筛提供的，而分子筛的孔道直径小，常规催化裂化反应中，重烃大分子在提升管底部与分子筛接触时很难进入分子筛中与酸性中心接触发生反应，再生催化剂从再生器中循环出来的温度约680℃左右，此时重烃大分子容易瞬间在分子筛孔道外结焦，从而堵塞了分子筛孔道，影响裂化效果。本发明中从再生器循环至提升管反应器的高温再生催化剂首先与轻烃(直馏重柴油)在轻烃反应区Ⅰ接触反应，轻烃(直馏重柴油)在高温下快速裂解生成大量小分子烯烃，再生催化剂上的B酸中心与小分子烯烃发生催化反应生成大量的正碳离子，正碳离子向上运动至重烃反应区后引发重烃大分子的链反应，促进重油大分子的迅速裂解，产生更多的正碳离子，从而加速重烃裂解，达到增产汽油和低碳烯烃、增加汽油辛烷值、减少油浆的多重效果。

本发明的有益效果是：由于采用了一体式喷嘴，经过加热的轻烃(直馏重柴油)从轻烃喷头上均匀分布的多个轻烃喷孔中喷出，形成均匀分散的轻烃(直馏重柴油)油滴，保证催化剂与轻烃(直馏重柴油)油滴均匀接触，防止轻烃(直馏重柴油)与催化剂形成沟流；均分分散的轻烃(直馏重柴油)油滴与催化剂接触反应，轻烃(直馏重柴油)在高温下快速裂解生成大量小分子烯烃，再生催化剂上的B酸中心与小分子烯烃发生催化反应生成大量的正碳离子，正碳离子向上运动至重烃反应区；重烃从重烃外喷头上均匀分布的多个重烃外喷孔中喷出，形成均匀分散的重烃油滴，保证催化剂与重烃油滴均匀接触；从轻烃反应区来的正碳离子引发重烃大分子的链反应；促进重油大分子的迅速裂解，产生更多的正碳离子，从而加速重烃裂解，达到增产汽油和低碳烯烃、增加汽油辛烷值、减少油浆的多重效果。

附图说明

图1为本发明一种增产汽油和提高汽油辛烷值的催化转化方法所采用装置流程图；

图2是一体式喷嘴的放大示意图；

图3是采用常规喷嘴进行试验时的装置流程图；

其中：1-预提升介质，2-轻烃，3-重烃，4-提升管反应器，5-汽提器，6-待生剂输送管，7-再生器，8-再生剂输送管，9-油气管线，10-分馏塔，11-一体式喷嘴；

12-轻烃入口，13-重烃入口，14-轻烃喷嘴，15-轻烃喷头，16-重烃喷嘴，17-重烃外喷头，18-重烃外套管，19-轻烃套管，20-环形雾化室，31-轻烃喷孔，32-重烃外喷孔；

21-预提升介质，22-混合原料，23-提升管反应器，24-汽提器，25-待生剂输送管，26-再生器，27-再生剂输送管，28-油气管线，29-分馏塔，30-常规喷嘴。

具体实施方式

下面结合附图和实施例对本发明所提供的方法予以进一步的说明，但这些实施例不应认为是对本发明的限制。

主要分析方法：

各实施例中，Na₂O、Al₂O₃等化学组成用X射线荧光法测定(参见《石油化工分析方法(RIPP实验方法)》，杨翠定等编，科学出版社，1990年出版)。物相采用X射线衍射法测定。比表面、孔体积由低温氮吸附-脱附法测定；粒径分布采用激光粒度分析(分析方法GB/T19077.1-2008)；磨损指数采用磨损指数的测定(直管法)(分析方法GB/T 15458-1995)；微反活性(MA)评价：采用ASTM-D3907方法；催化剂预先在800℃、100％水蒸汽条件下处理17h，以大港轻柴油作为反应原料油；反应温度460℃，进油时间70s，催化剂装量2.5～5g，反应后汽油的产率采用GC7890分析。

主要原料及来源：

LDO-70新鲜催化剂，兰州石化公司催化剂厂生产，评价前经过800℃、100％水蒸气水热减活处理10h，LDO-70老化后的理化性质见表1。

表1催化剂理化性质

轻烃取自兰州石化公司550万吨/年常减压装置的减一线直馏柴油(性质见表2)；重烃取自兰州石化公司300万吨/年催化裂化装置的新鲜催化原料(性质见表3)，新鲜催化原料中减压蜡油与减压渣油混合质量比例为(6:4)，减压蜡油是来自兰州石化公司550万吨常减压装置的减压蜡油，减压渣油是来自兰州石化公司550万吨常减压装置的减压渣油。

评价装置采用洛阳石化工程公司生产的灵活反应模式型催化裂化提升管试验装置。

表2轻烃的性质

表3重烃的性质

实施例1

采用图1所示的装置和图2所示的一体式喷嘴进行试验。

轻烃反应区Ⅰ、重烃反应区、轻烃反应区Ⅱ的高度分别占提升管反应器总高度的5％、35％、55％。一体式喷嘴11的轻烃套管19的外径与重烃外套管18的外径之比为2.20:1，轻烃喷头15上单个轻烃喷孔的孔径与重烃外喷头17上单个重烃外喷孔的孔径之比为1.429:1。预提升介质为氮气。

质量流率为150g/h的550万常减压装置减一线直馏柴油从一体式喷嘴11的轻烃喷头15上4个轻烃喷孔31喷出，在提升管反应器4内的轻烃反应区Ⅰ与再生催化剂接触反应，在轻烃油剂接触温度620℃、剂油比64.4、停留时间0.1s、550万常减压装置减一线直馏柴油与300万催料的质量比0.1:1、反应压力为130千帕、再生催化剂温度670℃的条件下，反应后的催化剂继续向上运动，质量流率为1500g/h的300万催料从一体式喷嘴11的重烃外喷头17上4个重烃外喷孔32喷出，在重烃反应区与上述催化剂接触反应，在重烃油剂接触温度535℃、反应器出口温度505℃、剂油比6.44、反应时间2.0s、反应压力140千帕的条件下，反应后的产物与催化剂继续向上运动，经过轻烃反应区Ⅱ后进入汽提器5进行汽提，汽提后的催化剂经过待生剂输送管6进入再生器7进行烧焦，烧焦后的催化剂经过再生剂输送管8进入提升管反应器4。提升管反应器4和汽提器5反应产生的油气经过油气管线9进入分馏塔10，分离成干气、液化气、汽油、柴油和油浆。具体反应条件和反应结果见表4。

对比例1

对比例1采用的常规喷嘴为专利CN201120267386.4所述的一种催化裂化雾化进料喷嘴，采用图3所示的装置进行试验。

质量流率为1650g/h的300万催料与550万常减压装置减一线直馏柴油的混合原料(550万常减压装置减一线直馏柴油与300万催料的质量比为0.1:1)从常规喷嘴30喷出，与催化剂接触反应，在油剂接触温度535℃、反应器出口温度505℃、剂油比6.44、反应时间2.1s、反应压力140千帕的条件下，反应后的产物与催化剂继续向上运动，进入汽提器24进行汽提，汽提后的催化剂经过待生剂输送管25进入再生器26进行烧焦，烧焦后的催化剂经过再生剂输送管27进入提升管反应器23。提升管反应器23和汽提器24反应产生的油气经过油气管线28进入分馏塔29，分离成干气、液化气、汽油、柴油和油浆。具体反应条件和反应结果见表4。

表4实施例1与对比例1的反应条件和反应结果

实施例2

采用图1所示的装置和图2所示的一体式喷嘴进行试验。

轻烃反应区Ⅰ、重烃反应区、轻烃反应区Ⅱ的高度分别占提升管反应器总高度的5％、35％、55％。一体式喷嘴11的轻烃套管19的外径与重烃外套管18的外径之比为2.20:1，轻烃喷头15上单个轻烃喷孔的孔径与重烃外喷头17上单个重烃外喷孔的孔径之比为1.429:1。预提升介质为氮气。

质量流率为150g/h的550万常减压装置减一线直馏柴油从一体式喷嘴11的轻烃喷头15上4个轻烃喷孔31喷出，在提升管反应器4内的轻烃反应区Ⅰ与再生催化剂接触反应，在轻烃油剂接触温度590℃、剂油比64.4、停留时间0.1s、550万常减压装置减一线直馏柴油与300万催料的重量比质量比0.1:1、反应压力为130千帕、再生催化剂温度630℃的条件下，反应后的催化剂继续向上运动，质量流率为1500g/h的300万催料从一体式喷嘴11的重烃外喷头17上4个重烃外喷孔32喷出，在重烃反应区与上述催化剂接触反应，在重烃油剂接触温度515℃、反应器出口温度500℃、剂油比6.44、反应时间2.0s、反应压力140千帕的条件下，反应后的产物与催化剂继续向上运动，经过轻烃反应区Ⅱ后进入汽提器5进行汽提，经过汽提的待生催化剂经过待生剂输送管6进入再生器7进行烧焦，烧焦后的催化剂经过再生剂输送管8进入提升管反应器4。提升管反应器4和汽提器5反应产生的油气经过油气管线9进入分馏塔10，分离成干气、液化气、汽油、柴油和油浆。具体反应条件和反应结果见表5。

对比例2

对比例2采用的常规喷嘴为专利CN201120267386.4所述的一种催化裂化雾化进料喷嘴，采用图3所示的装置进行试验。

质量流率为1650g/h的300万催料与550万常减压装置减一线直馏柴油的混合原料(550万常减压装置减一线直馏柴油与300万催料的质量比为0.1:1)从常规喷嘴30喷出，与催化剂接触反应，在油剂接触温度515℃、反应器出口温度500℃、剂油比6.44、反应时间2.1s、反应压力140千帕的条件下，反应后的产物与催化剂继续向上运动，进入汽提器24进行汽提，汽提后的催化剂经过待生剂输送管25进入再生器26进行烧焦，烧焦后的催化剂经过再生剂输送管27进入提升管反应器23。提升管反应器23和汽提器24反应产生的油气经过油气管线28进入分馏塔29，分离成干气、液化气、汽油、柴油和油浆。具体反应条件和反应结果见表5。

表5实施例2与对比例2的反应条件和反应结果

实施例3

采用图1所示的装置和图2所示的喷嘴进行试验。

轻烃反应区Ⅰ、重烃反应区、轻烃反应区Ⅱ的高度分别占提升管反应器总高度的5％、35％、55％。一体式喷嘴11的轻烃套管19的外径与重烃外套管18的外径之比为2.20:1，轻烃喷头15上单个轻烃喷孔的孔径与重烃外喷头17上单个重烃外喷孔的孔径之比为1.429:1。预提升介质为氮气。

质量流率为150g/h的550万常减压装置减一线直馏柴油从一体式喷嘴11的轻烃喷头15上4个轻烃喷孔31喷出，在提升管反应器4内的轻烃反应区Ⅰ与再生催化剂接触反应，在轻烃油剂接触温度650℃、剂油比64.4、停留时间0.1s、550万常减压装置减一线直馏柴油与300万催料的重量比质量比0.1:1、反应压力为130千帕、再生催化剂温度690℃的条件下，反应后的催化剂继续向上运动，质量流率为1500g/h的300万催料从一体式喷嘴11的重烃外喷头17上4个重烃外喷孔32喷出，在重烃反应区与上述催化剂接触反应，在重烃油剂接触温度545℃、反应器出口温度510℃、剂油比6.44、反应时间2.0s、反应压力140千帕的条件下，反应后的产物与催化剂继续向上运动，经过轻烃反应区Ⅱ后进入汽提器5进行汽提，经过汽提的待生催化剂经过待生剂输送管6进入再生器7进行烧焦，烧焦后的催化剂经过再生剂输送管8进入提升管反应器4。提升管反应器4和汽提器5反应产生的油气经过油气管线9进入分馏塔10，分离成干气、液化气、汽油、柴油和油浆。具体反应条件和反应结果见表6。

对比例3

对比例3采用的常规喷嘴为专利CN201120267386.4所述的一种催化裂化雾化进料喷嘴，采用图3所示的装置进行试验。

质量流率为1650g/h的300万催料与550万常减压装置减一线直馏柴油的混合原料(550万常减压装置减一线直馏柴油与300万催料的质量比为0.1:1)从常规喷嘴30喷出，与催化剂接触反应，在油剂接触温度545℃、反应器出口温度510℃、剂油比6.44、反应时间2.1s、反应压力140千帕的条件下，反应后的产物与催化剂继续向上运动，进入汽提器24进行汽提，汽提后的催化剂经过待生剂输送管25进入再生器26进行烧焦，烧焦后的催化剂经过再生剂输送管27进入提升管反应器23。提升管反应器23和汽提器24反应产生的油气经过油气管线28进入分馏塔29，分离成干气、液化气、汽油、柴油和油浆。具体反应条件和反应结果见表6。

表6实施例3与对比例3的反应条件和反应结果

实施例1与对比例1相比，在进料质量完全相同、进料喷嘴和进料方法不同的反应条件下，反应后汽油收率提高了2.25个百分点，丙烯收率提高了1.34个百分点，丁烯收率提高了0.62个百分点，总液收提高了0.51个百分点，转化率提高了5.62个百分点，柴油收率降低了4.02个百分点，重油收率降低了1.61个百分点，汽油马达法辛烷值增加了1.3个单位，研究法辛烷值增加了1.7个单位，柴汽比降低了0.089。

实施例2与对比例2相比，在进料质量完全相同、进料喷嘴和进料方法不同的反应条件下，反应后汽油收率提高了3.70个百分点，丙烯收率提高了1.51个百分点，丁烯收率提高了0.22个百分点，总液收提高了0.40个百分点，转化率提高了5.79个百分点，柴油收率降低了4.13个百分点，重油收率降低了1.66个百分点，汽油马达法辛烷值增加了1.3个单位，研究法辛烷值增加了1.7个单位，柴汽比降低了0.137。

实施例3与对比例3相比，在进料质量完全相同、进料喷嘴和进料方法不同的反应条件下，反应后汽油收率提高了2.02个百分点，丙烯收率提高了2.35个百分点，丁烯收率提高了1.01个百分点，总液收提高了1.69个百分点，转化率提高了7.1个百分点，柴油收率降低了4.14个百分点，重油收率降低了2.96个百分点，汽油马达法辛烷值增加了1.4个单位，研究法辛烷值增加了1.8个单位，柴汽比降低了0.119。

实施例与对比例的数据表明，本发明具有增产汽油、提高汽油辛烷值、增产低碳烯烃、减少油浆和降低柴汽比的特点。

当然，本发明还可有其它多种实施例，在不背离本发明精神及其实质的情况下，熟悉本领域的技术人员可根据本发明作出各种相应的改变和变形，但这些相应的改变和变形都应属于本发明的保护范围。

Claims (9)

1.一种增产汽油和提高汽油辛烷值的催化转化方法，其特征在于，所述方法包括：反应区为沿提升管反应器垂直方向从下至上的轻烃反应区Ⅰ、重烃反应区、轻烃反应区Ⅱ；将预热的轻烃和重烃从一体式喷嘴同时分别喷入提升管反应器内的轻烃反应区Ⅰ和重烃反应区，与来自再生器的催化剂接触进行催化裂化反应；所述一体式喷嘴包括轻烃喷嘴、轻烃套管、重烃喷嘴和重烃套管，所述轻烃喷嘴上设有轻烃喷头，重烃喷嘴上设有重烃外喷头，轻烃喷头和重烃外喷头能够同时分别喷出轻烃和重烃；所述轻烃是馏程为180～380℃的石油烃馏分，所述重烃为初馏点≥245℃的石油烃类馏分和/或含有碳氢化合物的动植物油脂和/或煤炭液化产物，轻烃与重烃的质量比为0.001:1～0.55:1；所述催化剂为催化裂化催化剂，所述方法包括以下步骤：

(1)、预提升介质从提升管反应器底部向上喷出，轻烃从一体式喷嘴上的轻烃喷头喷出，进入轻烃反应区Ⅰ与再生催化剂接触进行催化裂化反应，生成的反应产物和反应后的含积炭催化剂向上流动进入重烃反应区；

(2)、重烃从一体式喷嘴上的重烃外喷头喷出，单独从重烃反应区底部进入提升管反应器，与来自轻烃反应区Ⅰ的反应产物和催化剂接触进行催化裂化反应，生成的反应产物和反应后的催化剂向上运动进入轻烃反应区Ⅱ；

(3)、在轻烃反应区Ⅱ的反应产物和催化剂接触进行催化裂化反应后，反应产物与含积炭的催化剂由顶部出口流出提升管反应器，进入旋风分离系统进行分离；

(4)、分离出的含积炭的催化剂进入汽提器进行汽提后进入再生器烧焦再生，再生催化剂返回提升管反应器底部循环使用；反应产物经过油气管线进入分馏塔进行分馏得到相应产品。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述一体式喷嘴中的轻烃套管与重烃外套管同轴，重烃外套管的外管壁与轻烃套管的内管壁构成轻烃环形雾化室；重烃外喷头上均匀地开有1～5个重烃外喷孔，轻烃喷头上均匀地开有4～10个轻烃喷孔，轻烃套管的外径与重烃外套管的外径之比为2.20:1～2.28:1，轻烃喷头上单个轻烃喷孔的孔径与重烃外喷头上单个重烃外喷孔的孔径之比为0.1:1～2.0:1。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述轻烃反应区Ⅰ、重烃反应区、轻烃反应区Ⅱ的高度分别占提升管反应器总高度的1～15％、1～40％、1～60％。

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述预提升介质选自氮气、氦气、催化裂化干气、水蒸汽中的一种或两种以上混合物。

5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述轻烃反应区Ⅰ中石油烃馏分选自直馏柴油、减压柴油、加氢柴油、渣油加氢柴油、焦化柴油、催化柴油、催化裂化装置轻/重循环油中的一种或两种以上的混合物。

6.根据权利要求1或5所述的方法，其特征在于，所述轻烃的烯烃含量不大于15vol.％，饱和烃含量不小于60vol.％，芳烃含量为5～25vol.％，饱和烃与烯烃的比例为5:1～18:1。

7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述重烃选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、减压渣油、常压渣油、劣质柴油、煤焦油、渣油加氢尾油、溶剂脱沥青油、抽余油、焦化蜡油、页岩油、油砂沥青、重质原油。

8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述轻烃反应区Ⅰ的油剂接触温度为550～710℃，反应压力为常压至320千帕，停留时间为0.05～3s，催化剂与轻烃的剂油比为5:1～160:1，轻烃与重烃的质量比为0.001：1～0.55:1，再生催化剂的温度为570～755℃。

9.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述重烃反应区内的重烃油剂接触温度为450～640℃，催化剂与所述重烃反应区原料的剂油比为5:1～25:1，油气分子的停留时间为0.05～2.5s，反应压力为常压至320千帕。

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