CN109554195A - 一种降低柴汽比的催化裂化方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种降低柴汽比的催化裂化方法，该方法包括：将重质原料油送入第一提升管反应器进行第一催化裂化反应，得到第一反应产物；将第一反应产物进行分离至少得到第一催化裂化汽油和第一催化裂化轻循环油；将所得第一催化裂化汽油进行切割，得到轻汽油馏分、中汽油馏分和重汽油馏分；将所得第一催化裂化轻循环油进行加氢处理，得到加氢柴油；将部分轻汽油馏分与至少部分加氢柴油混合，得到混合馏分；将混合馏分和部分中汽油馏分喷入第二提升管反应器中进行第二催化裂化反应，得到第二反应产物。本发明的方法可以最大限度地减产轻循环油而增产汽油，同时大幅度降低汽油烯烃含量并提高汽油辛烷值。

Description

一种降低柴汽比的催化裂化方法
技术领域
本发明涉及一种降低柴汽比的催化裂化方法。
背景技术
随着原油重质化发展和市场对轻质油品需求的快速增长，在我国，作为重油轻质化的催化裂化技术得到快速发展。然而，必须面对的一个事实是催化裂化柴油(或称“轻循环油”)的质量却一直相对较差，密度大，芳烃含量高，十六烷值低，即使通过柴油加氢改质技术也难以达到日益严格的柴油规格。而同时由于经济增缓导致柴油结构性过剩。另一方面，国内市场以汽油为燃料的私家车越来越多，高辛烷值汽油需求量上升。但随着环保法规的日益严格，成品汽油标准也更加苛刻，要求汽油烯烃需要进一步降低，即低于15体％。因此对炼油企业而言，需要大幅度降低柴汽比；对企业的催化裂化装置而言，需要生产清洁的低烯烃的高辛烷值汽油而不产或少产轻循环油。
美国专利US4585545披露了一种将催化裂化轻循环油全馏分先进行加氢处理，得到的加氢柴油再去催化裂化生产富含单环芳烃汽油的催化转化方法。
中国专利CN1422327A公开了一种催化裂化轻循环油改质的方法，是将以重质油为原料的第一催化裂化装置生产的轻循环油进行深度加氢，得到的加氢循环油再进第二催化裂化装置。在该方法的基础上，该专利强调第二催化裂化装置中的催化剂要求含50-95％的择形沸石和约5-50％的孔径大于或等于约0.7nm的大孔沸石，以选择性地提高轻烯烃产率。
中国专利CN1466619A公开了一种催化裂化轻循环油的转化方法，是将催化裂化提升管反应器划分为上、下游两个反应区，其中重质油注入下游区，其催化裂化产物轻循环油经加氢处理后得到的加氢循环油注入上游区。在该方法的基础上，该方法中上游区的进料除了加氢循环油外，还增加了石脑油。
从上面公开的文献可以发现，对于催化裂化轻循环油进行加工的重要途径之一是将其先进行加氢处理，然后再催化裂化，可以实现将其转化为汽油。必须指出的是，轻循环油无论是否加氢，和重质油大分子相比，其分子小、键能大，因此如何控制催化裂化的操作参数是轻循环油加工的关键之一。此外，轻循环油如果进行加氢，加氢过程的操作控制也是轻循环油加工的关键之一。
现有公开文献没有解决如何实现在重质油催化裂化过程中最大幅度减产轻循环油而增产汽油时，维持汽油超低烯烃含量同时确保高辛烷值，即同时满足日益严格的清洁高辛烷值汽油标准问题。
发明内容
本发明的目的是提供一种降低柴汽比的催化裂化方法，本发明的方法可以最大限度地减产轻循环油而增产汽油，同时大幅度降低汽油烯烃含量并提高汽油辛烷值。
为了实现上述目的，本发明提供一种降低柴汽比的催化裂化方法，该方法包括：将重质原料油送入第一提升管反应器并与第一催化裂化催化剂接触进行第一催化裂化反应，得到第一反应产物和第一待生催化剂；将第一反应产物进行分离至少得到第一催化裂化汽油和第一催化裂化轻循环油；将所得第一催化裂化汽油进行切割，得到轻汽油馏分、中汽油馏分和重汽油馏分；将所得第一催化裂化轻循环油在加氢处理反应器中与加氢处理催化剂接触并进行加氢处理，得到加氢柴油；将部分轻汽油馏分与至少部分加氢柴油混合，得到混合馏分；将混合馏分和部分中汽油馏分分别从第一喷嘴和第二喷嘴喷入第二提升管反应器中并与来自下方的第二催化裂化催化剂接触并由下至上进行第二催化裂化反应，得到第二反应产物和第二待生催化剂；将第二反应产物进行分离至少得到第二催化裂化汽油和第二催化裂化轻循环油；将第一待生催化剂和第二待生催化剂进行再生后所得再生催化剂作为第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂分别送入第一提升管反应器和第二提升管反应器中。
可选的，所述方法还包括：将外部催化裂化装置所产汽油和/或第二催化裂化汽油与所述第一催化裂化汽油一起进行所述切割；和/或将外部催化裂化装置所产轻循环油和/或第二催化裂化轻循环油与所述第一催化裂化轻循环油一起进行所述加氢处理。
可选的，所述轻汽油馏分和中汽油馏分的切割点为60-80℃，所述中汽油馏分和重汽油馏分的切割点为120-130℃。
可选的，将馏程范围在90-130℃内的中汽油馏分喷入所述提升管反应器中进行所述第二催化裂化反应。
可选的，所述方法还包括：将部分轻汽油馏分、部分中汽油馏分和全部重汽油馏分送至后续吸收稳定装置。
可选的，将0-90重量％的中汽油馏分喷入所述第二提升管反应器中。
可选的，将0-90重量％的轻汽油馏分与10-100重量％的加氢柴油混合后得到的混合馏分喷入所述第二提升管反应器中。
可选的，所述加氢处理的条件包括：反应温度为330-450℃，氢分压为6-25兆帕，体积空速为0.1-2小时-1，氢油体积比为1000-2000Nm3/m3。
可选的，所述加氢处理催化剂包括载体和负载在所述载体上的活性组分，所述活性组分为选自第VIB族金属和第VIII族非贵金属中的至少一种，所述载体为选自氧化铝、氧化硅和无定型硅铝中的至少一种。
可选的，所述加氢柴油中双环芳烃的含量不大于10重量％，加氢柴油的初馏点大于165℃。
可选的，所述第一提升管反应器和第二提升管反应器各自独立地为带有或不带有床层反应器的等径提升管反应器，或为带有或不带有床层反应器的变径提升管反应器。
可选的，将所述再生催化剂冷却至500-680℃后送入第二提升管反应器中。
可选的，所述第一喷嘴和第二喷嘴上下间隔设置，且第二喷嘴位于第一喷嘴的下方，所述第二喷嘴和第一喷嘴之间的提升管反应段的油气停留时间为0.01-2秒。
可选的，所述第二喷嘴和第一喷嘴之间的提升管反应段的油气停留时间为0.05-1秒。
可选的，所述第一催化裂化反应的条件包括：反应温度为480-650℃，剂油重量比为2-100，油气停留时间为1-10秒，反应压力为0.15-0.4兆帕，水油重量比为0.01-0.5，第一催化裂化催化剂的微反活性不低于55，所述微反活性采用RIPP 92-90催化裂化工业平衡催化剂的微反活性试验法进行测定；所述第二催化裂化反应的条件包括：反应温度为400-650℃，剂油重量比为5-100，油气停留时间为0.01-10秒，反应压力为0.15-0.4兆帕，水油重量比为0.01-0.5，第二催化裂化催化剂的微反活性不低于55。
可选的，以干基计并以第一催化裂化催化剂的重量为基准，所述第一催化裂化催化剂包括10-50重量％沸石、5-90重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土；以干基计并以第二催化裂化催化剂的重量为基准，所述第二催化裂化催化剂包括10-50重量％沸石、5-90重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土；所述沸石为选自含或不含稀土的Y、含或不含稀土的HY、含或不含稀土的USY和含或不含稀土的Beta中的至少一种沸石。
本发明的优点在于：
1、本发明将催化裂化汽油进行切割后部分送入第二提升管反应器与加氢柴油一起继续进行第二催化裂化反应，可以最大幅度地降低柴汽比，增产低烯烃、高辛烷值的清洁催化裂化汽油。
2、本发明将加氢柴油和部分汽油馏分进入单独的第二提升管反应器，在最优化的反应条件下反应，有利于加氢柴油和部分汽油馏分的高效转化。
3、本发明将中汽油馏分返回从第二提升管反应器底部的第二喷嘴喷入，在较苛刻条件下进行短接触时间反应，有利于该馏分辛烷值的大幅度提高。
4、本发明将富含烯烃的轻汽油馏分和加氢柴油混合返回第二提升管反应器并从单独的第一喷嘴进入，在第二提升管反应器底部较为苛刻的条件下进行短接触时间反应，既可以利用加氢柴油中氢化芳烃供氢体的作用适度强化与轻汽油馏分中烯烃的氢转移反应，大幅度降低汽油烯烃，又可以强化加氢柴油中氢化芳烃的开环裂化反应，提高加氢柴油的转化和汽油选择性。
本发明的其他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是本发明方法一种具体实施方式的流程示意图。
附图标记说明
1 第二提升管反应器 2 第二喷嘴 3 第一喷嘴
4 催化剂冷却器 5 沉降器 6 管线
7 再生器 8 管线 9 管线
10 管线 11 第一提升管反应器 12 重油喷嘴
13 沉降器 14 管线 15 管线
16 主分馏塔 17 管线 18 管线
19 加氢处理反应器 20 汽油分馏塔 21 管线
22 管线 23 管线 24 管线
25 管线 26 管线 27 管线
28 管线 29 管线 30 管线
31 管线
具体实施方式
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。
本发明提供一种降低柴汽比的催化裂化方法，该方法包括：将重质原料油送入第一提升管反应器并与第一催化裂化催化剂接触进行第一催化裂化反应，得到第一反应产物和第一待生催化剂；将第一反应产物进行分离至少得到第一催化裂化汽油和第一催化裂化轻循环油；将所得第一催化裂化汽油进行切割，得到轻汽油馏分、中汽油馏分和重汽油馏分；将所得第一催化裂化轻循环油在加氢处理反应器中与加氢处理催化剂接触并进行加氢处理，得到加氢柴油；将部分轻汽油馏分与至少部分加氢柴油混合，得到混合馏分；将混合馏分和部分中汽油馏分分别从第一喷嘴和第二喷嘴喷入第二提升管反应器中并与来自下方的第二催化裂化催化剂接触并由下至上进行第二催化裂化反应，得到第二反应产物和第二待生催化剂；将第二反应产物进行分离至少得到第二催化裂化汽油和第二催化裂化轻循环油；将第一待生催化剂和第二待生催化剂进行再生后所得再生催化剂作为第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂分别送入第一提升管反应器和第二提升管反应器中。本发明的方法可以最大限度增产汽油，减产轻循环油，并同时降低汽油中烯烃含量，提高汽油辛烷值。
根据本发明，所述方法还可以包括：将外部催化裂化装置所产汽油和/或第二催化裂化汽油与所述第一催化裂化汽油一起进行所述切割；和/或将外部催化裂化装置所产轻循环油和/或第二催化裂化轻循环油与所述第一催化裂化轻循环油一起进行所述加氢处理，从而可以进一步提高轻循环油的利用率，提高汽油的辛烷值并降低烯烃含量。
根据本发明，汽油的切割方式是本领域技术人员所熟知的，可以在分馏塔中进行，从分馏塔的顶部、侧线和底部获得各馏分，例如，所述轻汽油馏分和中汽油馏分的切割点可以为60-80℃，所述中汽油馏分和重汽油馏分的切割点可以为120-130℃。
根据本发明，所述方法还可以包括：将部分轻汽油馏分、部分中汽油馏分和全部重汽油馏分送至后续吸收稳定装置。本发明将部分汽油馏分循环回提升管反应器进行催化裂化反应，其余汽油馏分送入汽油池作为汽油组分，可以调节汽油池中汽油诸如辛烷值和烯烃含量等性质。具体地，本发明优选将0-90重量％、更优选10-80重量％的中汽油馏分喷入所述第二提升管反应器中，优选将0-90重量％、更优选10-70重量％的轻汽油馏分与10-100重量％、更优选为30-100重量％的加氢柴油混合后得到的混合馏分喷入所述第二提升管反应器中，其余汽油馏分送入后续吸收稳定装置，优选将馏程范围在90-130℃内的中汽油馏分喷入所述提升管反应器中进行所述第二催化裂化反应。
根据本发明，加氢处理是本领域技术人员所熟知的工艺，其条件可以包括：反应温度为330-450℃，优选为340-380℃，氢分压为6-25兆帕，优选为10-22兆帕，体积空速为0.1-2小时-1，氢油体积比为1000-2000Nm3/m3。所述加氢处理催化剂可以包括载体和负载在所述载体上的活性组分，所述活性组分可以为选自第VIB族金属和第VIII族非贵金属中的至少一种，所述第VIB族金属可以为钼或/和钨，第VIII族非贵金属可以为镍或/和钴，所述活性组分优选为镍-钨、镍-钨-钴、镍-钼或钴-钼的组合，所述载体可以为选自氧化铝、氧化硅和无定型硅铝中的至少一种。催化裂化轻循环油的加氢产物中，产生部分气体和汽油馏分，因此需要将其进行分离，得到初馏点大于165℃的加氢柴油，所述加氢柴油中双环芳烃的含量一般不大于10重量％，优选不大于8重量％。
根据本发明，提升管反应器是本领域技术人员所熟知的，例如，所述第一提升管反应器和第二提升管反应器各自独立地可以为带有或不带有床层反应器的等径提升管反应器，或可以为带有或不带有床层反应器的变径提升管反应器。第一提升管反应器和第二提升管反应器可以是两套独立的催化裂化装置的提升管反应器，也可以是单套催化裂化装置具有并行独立的双提升管反应器。
根据本发明，可以将所述再生催化剂冷却至500-680℃、优选550-650℃后送入第二提升管反应器中，该冷却可以在催化剂冷却器或外取热器中进行。
根据本发明，第一喷嘴和第二喷嘴的相对位置并没有特殊限制，由于中汽油馏分中分子的尺寸比轻汽油馏分中分子的尺寸小，从而使轻汽油馏分的裂化难度大于中汽油馏分，但是由于轻汽油馏分与加氢柴油混合后再送入提升管反应器中，从而降低了轻汽油馏分的裂化难度，因此，所述第一喷嘴和第二喷嘴优选上下间隔设置，且优选第二喷嘴位于第一喷嘴的下方，更优选地，所述第二喷嘴和第一喷嘴之间的提升管反应段的油气停留时间可以为0.01-2秒，优选为0.05-1秒。
根据本发明，催化裂化是本领域技术人员所熟知的，本发明不再赘述，所述第一催化裂化反应的条件可以包括：反应温度为480-650℃，优选为490-600℃，剂油重量比为2-100，优选为4-50，油气停留时间为1-10秒，优选为2-8秒，反应压力(绝对压力)为0.15-0.4兆帕，水油重量比为0.01-0.5，优选为0.02-0.2，第一催化裂化催化剂的微反活性不低于55，优选不低于60，所述微反活性采用RIPP 92-90催化裂化工业平衡催化剂的微反活性试验法进行测定(石油化工分析方法(RIPP试验方法)，杨翠定等编，1990版)。第二催化裂化反应的条件可以包括：反应温度为400-650℃，优选为420-550℃，剂油(所有进料)重量比为5-100，优选为8-80，油气停留时间(从位于上层的喷嘴开始计时)为0.01-10秒，优选为0.05-5秒，反应压力(绝对压力)为0.15-0.4兆帕，水油重量比为0.01-0.5，优选为0.02-0.2，第二催化裂化催化剂的微反活性不低于55，优选不低于60。以干基计并以第一催化裂化催化剂的重量为基准，所述第一催化裂化催化剂可以包括10-50重量％沸石、5-90重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土；以干基计并以第二催化裂化催化剂的重量为基准，所述第二催化裂化催化剂可以包括10-50重量％沸石、5-90重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土；所述沸石可以为选自含或不含稀土的Y、含或不含稀土的HY、含或不含稀土的USY和含或不含稀土的Beta中的至少一种沸石。
下面通过附图来进一步说明本发明的具体实施方式，但是并不因此而限制本发明。
如图1所示，新鲜的重质原料油从重油喷嘴12进入第一提升管反应器11。在第一提升管反应器11内，重质原料油和从管线10来的较高温度再生催化剂接触、反应、上行，第一反应产物和第一待生催化剂在沉降器13内分离，第一反应产物经管线14引出，第一待生催化剂从管线9进入再生器7再生。再生后的再生催化剂从管线10引至第一提升管反应器11循环。从管线14出来的第一反应产物从管线15进入主分馏塔16。从主分馏塔16出来的催化裂化汽油经管线17进入汽油分馏塔20，经汽油分馏塔20切割得到轻汽油馏分从管线21引出，得到中汽油馏分从管线24引出，得到的重汽油馏分从管线26引出送至后续的吸收稳定装置(图中未绘出)，其它汽油馏分从管线25引出也送至后续的吸收稳定装置。从管线21出来的轻汽油馏分一部分从管线22引出送至后续的吸收稳定装置，而另一部分轻汽油馏分从管线23返回提升管反应器1；从管线24出来的部分中汽油馏分从管线27引出送至后续的吸收稳定装置，而另一部分中汽油馏分从管线30返回经第二提升管反应器1的第一喷嘴3进入第二提升管反应器1。从主分馏塔16出来的催化裂化轻循环油从管线18引出送至加氢处理反应器19中，得到的加氢柴油从管线28引出，和从管线23来的轻汽油馏分混合后经管线29从第二提升管反应器1的第一喷嘴2进入第二提升管反应器1。在第二提升管反应器1内中汽油馏分、轻汽油馏分和加氢柴油和从管线31来的经催化剂冷却器4冷却至较低温度的再生催化剂接触、反应、上行，第二反应产物和第二待生催化剂在沉降器5内分离，第二反应产物从管线6引出，第二待生催化剂汽提后从管线8进入再生器7内再生。再生后的再生催化剂从管线31进入催化剂冷却器4，经冷却后从管线31引至第二提升管反应器1中循环。从管线6和管线14出来的反应产物汇合后从管线15进入主分馏塔16，从分馏塔16出来的催化裂化汽油和催化裂化轻循环油经管线17和管线18循环操作。
下面的实施例将对本发明予以进一步说明，但并不因此而限制本发明。
实施例中加氢处理器内装填的加氢处理催化剂商业牌号为RN-32V，保护剂商业牌号为RG-1，加氢处理催化剂和保护剂的装填体积比例为95：5，均由中国石化催化剂分公司生产。
实施例和对比例中催化裂化装置中提升管反应器使用的催化剂的物化性质见表1，其商业牌号为CC20-DV，由中国石化催化剂分公司生产。
实施例和对比例中所使用的重质原料油性质列于表2。
表3中，轻循环油回炼比＝轻循环油加氢回炼的重量/重质原料油的重量，
汽油辛烷值测定法(研究法，RON)采用GB/T 5487-2015方法进行测定，汽油辛烷值测定法(马达法，MON)采用GB/T 503-2016方法进行测定。
实施例1
本实施例说明采用图1所示本发明提供的方法进行反应。
将重质原料油从重油喷嘴12喷入第一提升管反应器11中并与来自再生器7的再生催化剂进行第一催化裂化反应，反应条件为：反应温度为515℃；剂油质量比6，油气停留时间3.2秒，压力(绝对压力)0.32MPa；雾化水蒸汽与原料的重量比为0.06，再生催化剂的微反活性(MAT)为62。第一催化裂化反应所得第一反应产物送入主分馏塔16中进行切割，得到的第一催化裂化汽油送入汽油分馏塔20中，得到的部分第一催化裂化轻循环油送入加氢处理反应器19中。
第一催化裂化汽油在汽油分馏塔塔20内经切割得到轻汽油馏分、中汽油馏分和重汽油馏分，各馏分馏程范围为：轻汽油馏分的馏程为≤60℃，90℃≤中汽油馏分的馏程≤120℃，重汽油馏分的馏程≥120℃。将20重量％的轻汽油馏分和50重量％的中汽油馏分循环返回第二提升管反应器1进行第二催化裂化反应。其他汽油馏分送至后续的吸收稳定装置。
将第一催化裂化轻循环油进入加氢处理反应器，得到加氢柴油，加氢柴油中双环芳烃的含量为15重量％，加氢柴油的初馏点为180℃。加氢处理的条件为：氢分压10.0MPa；平均床层反应温度354℃，体积空速0.5小时-1，氢油体积比1400Nm3/m3。
将中汽油馏分进入催化裂化装置的第二提升管反应器1下层的第二喷嘴2，轻汽油馏分和全部加氢柴油进入第二提升管反应器1上层的第一喷嘴3。第二提升管反应器1的第二喷嘴和第一喷嘴之间的提升管反应段的油气停留时间为0.2秒。第二催化裂化反应的条件为：反应温度为485℃；剂油质量比(对总进料而言)20，油气停留时间(对第一喷嘴进料而言)0.8秒；压力(绝对压力)0.32MPa；雾化水蒸汽与原料的重量比为0.02，进入第二提升管反应器的再生催化剂的温度经催化剂冷却器4冷却后控制为620℃，再生催化剂的微反活性(MAT)为62。
第二催化裂化反应所得第二反应产物与第一反应产物一起送入主分馏塔16中进行切割，得到第一催化裂化汽油和第二催化裂化汽油的混合汽油、以及第一催化裂化轻循环油和第二催化裂化轻循环油的混合轻循环油，将得到的混合汽油作为第一催化裂化汽油送入汽油分馏塔20中进行循环操作，得到的部分混合轻循环油作为第一催化裂化轻循环油送入加氢处理反应器19中进行循环操作，具体反应结果见表3。
对比例1
本对比例与实施例1基本相同，不同之处在于：不设置第二提升管反应器，将重质原料油喷入第一提升管反应器进行第一催化裂化反应，催化裂化汽油和催化裂化轻循环油送出催化裂化装置，具体反应结果见表3。
对比例2
本对比例与实施例1基本相同，不同之处在于：将第一催化裂化轻循环油进行加氢处理，得到加氢柴油从第二提升管反应器上层的第一喷嘴送入第二提升管反应器中，将30重量％的第一催化裂化汽油不经切割直接从第二提升管反应器下层的第二喷嘴送入第二提升管反应器中，其余的第一催化裂化汽油送至后续的吸收稳定装置，送入第二提升管反应器的再生催化剂不经冷却，具体反应结果见表3。
对比例3
本对比例与实施例1基本相同，不同之处在于：将第一催化裂化轻循环油进行加氢处理，得到加氢柴油从第二提升管反应器上层的第一喷嘴送入第二提升管反应器中，将30重量％的第一催化裂化汽油不经切割直接从第二提升管反应器下层的第二喷嘴送入第二提升管反应器中，其余的第一催化裂化汽油送至后续的吸收稳定装置，送入第二提升管反应器的再生催化剂经冷却至620℃，具体反应结果见表3。
对比例1是常规催化裂化方法，对于表2中的重质原料油，汽油产率为42.95重量％，汽油烯烃含量为26.2体％，硫含量为537.4ppm，RON为91.6。
为了降低催化裂化轻循环油产率，对比例2将轻循环油加氢后回炼(回炼比为0.42)，同时为了进一步降低催化裂化汽油烯烃，回炼了30重量％的催化汽油，此时汽油产率为56.07重量％，汽油烯烃含量为18.2体％，硫含量为346.8ppm，RON为91.8，和对比例1相比，虽然催化裂化轻循环油产率被转化、汽油产率增加，但汽油回炼导致汽油产率损失，汽油回炼也会增产轻循环油，导致轻循环油回炼比增加，而且辛烷值仍然不高。
对比例3降低了进入轻馏分油提升管反应器的再生催化剂的温度，和对比例2相比，对比例3的产物分布有所改善，在轻循环油回炼比为0.43条件下，汽油产率为57.84重量％，汽油烯烃含量为18.0体％，硫含量为340.2ppm，RON为91.6。
实施例1的轻循环油回炼比为0.32，汽油产率为60.72重量％，汽油烯烃含量为14.0体％，硫含量为333ppm，RON为93.1；和对比例1相比，实施例1不仅转化了轻循环油，同时大幅度增产了汽油，而且汽油烯烃含量低，辛烷值明显提高；和对比例2、对比例3相比，轻循环油回炼比和氢耗低，汽油产率高，汽油烯烃含量低，辛烷值高。
表1 CC20-DV催化剂性质
表2原料油性质
原料油名称 重质油
密度(20℃)，千克/米<sup>3</sup> 927.8
折光率(70℃) 1.5015
凝固点，℃ 26
残炭，重量％ 3.63
粘度(80℃)/(毫米<sup>2</sup>/秒) 26.23
粘度(100℃)/(毫米<sup>2</sup>/秒) 14.26
凝点/℃ 26
碱性氮重量分数/(微克/克) 595
烃族重量组成/重量％
饱和烃 58.6
芳烃 32.0
胶质 8.8
沥青质 0.6
硫重量分数/(微克/克) 11 200
碳重量分数/重量％ 86.26
氢重量分数/重量％ 12.28
氮重量分数/重量％ 0.19
Ni重量分数/(微克/克) 7.1
V重量分数/(微克/克) 7.5
Fe重量分数/(微克/克) 3.2
表3

Claims (16)

1.一种降低柴汽比的催化裂化方法，该方法包括：
将重质原料油送入第一提升管反应器并与第一催化裂化催化剂接触进行第一催化裂化反应，得到第一反应产物和第一待生催化剂；将第一反应产物进行分离至少得到第一催化裂化汽油和第一催化裂化轻循环油；
将所得第一催化裂化汽油进行切割，得到轻汽油馏分、中汽油馏分和重汽油馏分；
将所得第一催化裂化轻循环油在加氢处理反应器中与加氢处理催化剂接触并进行加氢处理，得到加氢柴油；
将部分轻汽油馏分与至少部分加氢柴油混合，得到混合馏分；
将混合馏分和部分中汽油馏分分别从第一喷嘴和第二喷嘴喷入第二提升管反应器中并与来自下方的第二催化裂化催化剂接触并由下至上进行第二催化裂化反应，得到第二反应产物和第二待生催化剂；将第二反应产物进行分离至少得到第二催化裂化汽油和第二催化裂化轻循环油；
将第一待生催化剂和第二待生催化剂进行再生后所得再生催化剂作为第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂分别送入第一提升管反应器和第二提升管反应器中。
2.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括：将外部催化裂化装置所产汽油和/或第二催化裂化汽油与所述第一催化裂化汽油一起进行所述切割；和/或
将外部催化裂化装置所产轻循环油和/或第二催化裂化轻循环油与所述第一催化裂化轻循环油一起进行所述加氢处理。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述轻汽油馏分和中汽油馏分的切割点为60-80℃，所述中汽油馏分和重汽油馏分的切割点为120-130℃。
4.根据权利要求3所述的方法，其中，将馏程范围在90-130℃内的中汽油馏分喷入所述提升管反应器中进行所述第二催化裂化反应。
5.根据权利要求1所述的方法，其中，所述方法还包括：将部分轻汽油馏分、部分中汽油馏分和全部重汽油馏分送至后续吸收稳定装置。
6.根据权利要求1所述的方法，其中，将0-90重量％的中汽油馏分喷入所述第二提升管反应器中。
7.根据权利要求1所述的方法，其中，将0-90重量％的轻汽油馏分与10-100重量％的加氢柴油混合后得到的混合馏分喷入所述第二提升管反应器中。
8.根据权利要求1所述的方法，其中，所述加氢处理的条件包括：反应温度为330-450℃，氢分压为6-25兆帕，体积空速为0.1-2小时-1，氢油体积比为1000-2000Nm3/m3。
9.根据权利要求1所述的方法，其中，所述加氢处理催化剂包括载体和负载在所述载体上的活性组分，所述活性组分为选自第VIB族金属和第VIII族非贵金属中的至少一种，所述载体为选自氧化铝、氧化硅和无定型硅铝中的至少一种。
10.根据权利要求1所述的方法，其中，所述加氢柴油中双环芳烃的含量不大于10重量％，加氢柴油的初馏点大于165℃。
11.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一提升管反应器和第二提升管反应器各自独立地为带有或不带有床层反应器的等径提升管反应器，或为带有或不带有床层反应器的变径提升管反应器。
12.根据权利要求1所述的方法，其中，将所述再生催化剂冷却至500-680℃后送入第二提升管反应器中。
13.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一喷嘴和第二喷嘴上下间隔设置，且第二喷嘴位于第一喷嘴的下方，所述第二喷嘴和第一喷嘴之间的提升管反应段的油气停留时间为0.01-2秒。
14.根据权利要求13所述的方法，其中，所述第二喷嘴和第一喷嘴之间的提升管反应段的油气停留时间为0.05-1秒。
15.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一催化裂化反应的条件包括：反应温度为480-650℃，剂油重量比为2-100，油气停留时间为1-10秒，反应压力为0.15-0.4兆帕，水油重量比为0.01-0.5，第一催化裂化催化剂的微反活性不低于55，所述微反活性采用RIPP92-90催化裂化工业平衡催化剂的微反活性试验法进行测定；
所述第二催化裂化反应的条件包括：反应温度为400-650℃，剂油重量比为5-100，油气停留时间为0.01-10秒，反应压力为0.15-0.4兆帕，水油重量比为0.01-0.5，第二催化裂化催化剂的微反活性不低于55。
16.根据权利要求1所述的方法，其中，以干基计并以第一催化裂化催化剂的重量为基准，所述第一催化裂化催化剂包括10-50重量％沸石、5-90重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土；
以干基计并以第二催化裂化催化剂的重量为基准，所述第二催化裂化催化剂包括10-50重量％沸石、5-90重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土；
所述沸石为选自含或不含稀土的Y、含或不含稀土的HY、含或不含稀土的USY和含或不含稀土的Beta中的至少一种沸石。
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Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
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Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1425054A (zh) * 2000-04-17 2003-06-18 埃克森美孚研究工程公司 石脑油和循环油转化方法

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN115873632A (zh) * 2021-09-28 2023-03-31 中国石油化工股份有限公司 一种增产低苯含量汽油的方法
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