CN111718754B - 一种生产汽油和丙烯的方法和系统 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种生产汽油和丙烯的方法和系统，该方法包括：将C4烯烃进行叠合反应，得到含有C12烯烃的叠合产物；将原料油进行第一催化转化反应；将所得第一反应产物至少分离出含C4烯烃的馏分段和催化蜡油；分离出含C4烯烃的馏分段优选地循环进行叠合反应，得到含有C12烯烃的叠合产物；将所得含有C12烯烃的叠合产物分离出C12烯烃，将所得至少部分C12烯烃和/或其他来源至少部分C12烯烃进行催化转化反应；可选地将所得催化蜡油送入第一加氢处理反应器中与第一加氢处理催化剂接触并进行第一加氢处理，得到加氢催化蜡油，优选地将至少部分加氢催化蜡油送入所述第一催化转化反应器中和/或送入第二催化转化反应器中。本发明具有高丙烯和汽油产率。

Description

一种生产汽油和丙烯的方法和系统
技术领域
本发明涉及一种生产汽油和丙烯的方法和系统。
背景技术
丙烯是重要的化工原料之一，是聚丙烯、多种重要有机化工原料、生成合成树脂、合成橡胶的原料生产的重要原料，也可用于制丙烯腈、异丙醇、苯酚和丙酮、丁醇和辛醇、丙烯酸及其脂类以及制环氧丙烷和丙二醇、环氧氯丙烷和合成甘油等化工品。丙烯主通过蒸汽裂解装置和催化裂解装装置进行生产，蒸汽裂解以轻质油为原料增产丙烯潜力有限，并且近年来此路线越来越受到轻质原料油短缺、生产能力不足以及成本过高等几大制约因素的制约。催化裂化工艺是主要的重油二次加工工艺，催化裂化副产的丙烯也是生产丙烯的一条重要来源之一，产能约占丙烯总产能的三分之一。催化裂化通过选择不同工艺模式，可以调控丙烯产率。因此其具有原料适应性广、操作灵活等优势，近年来增产丙烯的催化裂化改进技术得到快速发展。
中国专利CN 107286972 A公开了一种多产丙烯的催化裂化方法。该专利通过设置第一反应器和第二反应器，实现了独立的高温裂化反应区和流化床快速终止，缓解了增产丙烯和降低干气之间的矛盾，在增产丙烯的同时降低干气和焦炭的产率。
美国专利USP 7261807公开了一种增加丙烯产率的催化裂化工艺。该工艺将至少部分汽油产物送入第二个提升管内重新进行裂化反应，并且所采用的催化剂组合物中除含有大孔USY沸石外，还含有ZSM-5等中孔沸石以及具有裂化性能的无机粘结剂组分。其中的无机粘结剂组分中含磷，其P/Al比为0.1～10。该工艺过程可大幅度增产低碳烯轻，特别是增加丙烯产率。
中国专利CN 1299403 A中公开了一种由重质轻原料选择性生产C2～C4烯轻的两段催化裂化方法。重质原料在常规大孔沸石催化裂化催化剂存在下，在由催化裂化装置组成的第一反应段中将转化成较低沸点产物；将所生成的较低沸点产物中的石脑油馏分送入第二反应段中，在500～600℃温度下与含约10～50％平均孔径小于约0.7纳米的沸石催化剂接触生成裂化产物，其中丙烯产率最高达16.8％。
发明内容
本发明的目的是提供一种生产汽油和丙烯的方法和系统，本发明具有高丙烯和汽油产率。
为了实现上述目的，本发明提供一种生产汽油和丙烯的方法，该方法包括：
将C4烯烃送入叠合反应器中与叠合催化剂接触并进行叠合反应，得到含有C12烯烃的叠合产物；
将原料油送入第一催化转化反应器中与催化转化催化剂接触并进行第一催化转化反应，得到第一反应产物和第一待生催化剂；
将所得第一待生催化剂进行再生，所得再生催化剂返回第一催化转化反应器中；
将所得第一反应产物至少分离出含C4烯烃的馏分段和催化蜡油，将所得含C4烯烃的馏分段优选地循环至叠合反应器中与叠合催化剂接触并进行叠合反应，得到含有C12烯烃的叠合产物；
将所得含有C12烯烃的叠合产物分离出C12烯烃，将所得至少部分C12烯烃和/或其他来源至少部分C12烯烃送入第一催化转化反应器中和/或送入第二催化转化反应器中；所述C12烯烃在第二催化转化反应器中与第二催化转化催化剂接触并进行第二催化转化反应，得到第二反应产物和第二待生催化剂；将所得第二待生催化剂进行再生，所得再生催化剂返回第二催化转化反应器中；任选将所得第二反应产物与第一反应产物一起进行分离；
可选地，将所得催化蜡油送入第一加氢处理反应器中与第一加氢处理催化剂接触并进行第一加氢处理，得到加氢催化蜡油；
优选地，将至少部分加氢催化蜡油送入所述第一催化转化反应器和/或送入第二催化转化反应器中。
C4烯烃和/或C12烯烃来源包括但不限于：本催化转化装置、其他催化转化装置以及其他产物中包含C4烯烃和/或C12烯烃的装置；
可选的，所述叠合反应的条件包括：温度50-500℃，压力0.5-5.0兆帕，重时空速为0.1-100小时-1；
所述叠合催化剂选自磷酸催化剂、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多种；
其中，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和焦磷酸铜负载在硅胶上形成的催化剂中的一种或多种；
所述的硅铝固体酸催化剂为金属离子负载在氧化铝和/或无定型硅铝载体上形成的催化剂，所负载的金属离子选自VIII族金属和/或IVA族金属；
以分子筛固体酸催化剂的重量为基准，所述的分子筛固体酸催化剂包括10-100重量％的沸石和0-90重量％的基质，所述的沸石选自Y型沸石、ZSM-5沸石和beta沸石中的一种或多种。
可选的，以叠合产物的重量为基准，所述叠合产物中C12烯烃的含量在20重量％以上；
所述含C4烯烃的馏分段中C4烯烃的含量为40-100重量％；
以含C4烯烃的馏分段重量为基准，所述含C4烯烃的馏分段中，硫含量不超过20微克/克，碱性氮化物含量不超过0.6微克/克，水含量为600-1800微克/克，二烯烃含量不超过200微克/克；
送入第一催化转化反应器和/或送入第二催化转化反应器的C12烯烃占所述原料油重量的0.1-100重量％，优选占0.5-95重量％，最优选占1-80重量％。
可选的，所述方法还包括：将原料油与第二加氢处理催化剂在第二加氢处理反应器中接触并进行第二加氢处理后，所得加氢产物再送入所述第一催化转化反应器；
所述原料油的性质满足下列指标的至少一种：
密度900-1000千克/米3，优选930-960千克/米3，残炭为4-15重％，优选6-12重％，金属含量为15-600ppm，优选15-100ppm，酸值为0.5-20毫克KOH/克，优选0.5-10毫克KOH/克；
所述第二加氢处理的条件包括：氢分压为3.0-20.0兆帕，反应温度为300-450℃，氢油体积比为100-2000标准立方米/立方米，体积空速为0.1-3.0小时-l；
所述第二加氢处理催化剂包括载体和活性金属，所述载体选自氧化铝、二氧化硅和无定型硅铝中的一种或多种，所述活性金属选自第VIB族金属和/或第VIII族金属。
可选的，所述第一加氢处理的条件包括：氢分压3.0-20.0兆帕，反应温度300-450℃，体积空速为0.1-10.0小时-1，氢油体积比为100-1500标准立方米/立方米；所述第一加氢处理催化剂包括载体和活性金属，所述载体选自氧化铝、二氧化硅和无定型硅铝中的一种或多种，所述活性金属选自第VIB族金属和/或第VIII族金属。
可选的，所述方法还包括：将所得第一反应产物分离出柴油，将所得至少部分柴油与所述催化蜡油一起送入第一加氢处理反应器进行所述第一加氢处理，其中，进行所述第一加氢处理的柴油占催化蜡油重量的0-50重量％。
可选的，所述第一催化转化反应器和第二催化转化反应器各自独立地选自等径提升管、等线速提升管、变径提升管、流化床和等径提升管与流化床所构成的复合反应器、上行式输送线、下行式输送线中的一种或两种串联组合。
可选的，所述变径提升管按照反应物料流向包括第一反应区和第二反应区；
所述第二反应区的底部设置有一个或多个激冷介质入口，和/或所述第二反应区中设置有取热器，所述取热器的高度占第二反应区高度的50-90％。
可选的，所述第一催化转化催化剂和第二催化转化催化剂各自独立地为无定型硅铝催化剂和/或沸石催化剂，所述沸石催化剂中的沸石选自Y型沸石、HY型沸石、超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石、具有五元环结构的高硅沸石和镁碱沸石中的一种或多种。
可选的，所述方法还包括：将所得第一反应产物和/或第二反应产物分离出油浆，将所得至少部分油浆返回所述第一催化转化反应器和/或第二催化转化反应器。
可选的，所述原料油包括石油烃和/或其它矿物油，其中，所述石油烃选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、常压渣油、减压渣油、加氢渣油、焦化瓦斯油和脱沥青油中的一种或多种；所述其它矿物油选自煤与天然气衍生的液体油、油砂油、致密油和页岩油中的一种或更多种。
可选的，将所述原料油、加氢催化蜡油与所述C12烯烃中的至少一种物料在同一进料点和/或以及两个以上进料点送入所述第一催化转化反应器中。
可选的，所述第一催化转化反应器为变径提升管，按照反应物料流向，所述第一催化转化反应器包括第一反应区和第二反应区，将所述原料油、加氢催化蜡油与所述C12烯烃送入第一反应区中；
所述第一催化转化反应的条件包括：
第一反应区：反应温度为450-620℃，优选500-600℃，反应时间为0.5-2.0秒，优选0.8-1.5秒，催化剂与原料油的重量比3-15∶1，优选4-12∶1，水蒸汽与原料油的重量比0.03-0.3∶1，优选0.05-0.15∶1；
第二反应区：反应温度460-550℃，优选480-530℃，反应时间为2-30秒，优选3-15秒，催化剂与原料油的重量比4-18∶1，优选4.5-15∶1，水蒸汽与原料油的重量比0.03-0.3∶1，优选0.05-0.15∶1。
可选的，所述第二催化转化反应的条件包括：反应温度为450-620℃，反应时间为0.5-20.0秒，剂油重量比为1-25，水油重量比为0.03-0.3。
本发明还提供一种生产汽油和丙烯的系统，所述系统包括第一催化转化反应器、再生器、油剂分离装置、产物分离装置、叠合反应器、精馏塔和任选的第二催化转化反应器；
所述第一催化转化反应器设置有催化剂入口、原料入口和油剂出口，所述再生器设置有催化剂入口和催化剂出口，所述油剂分离装置设置有油剂入口、油气出口和催化剂出口，所述产物分离装置至少设置有油气入口和含C4烯烃的馏分段出口，所述叠合反应器包括原料入口和叠合产物出口，所述精馏塔设置有油气入口、C12烯烃出口和分离产物出口，所述第二催化转化反应器设置有催化剂入口、原料入口和油剂出口；
所述第一催化转化反应器的催化剂入口与所述再生器的催化剂出口连通，所述第一催化转化反应器的油剂出口与所述油剂分离装置的油剂入口连通，所述油剂分离装置的催化剂出口与所述再生器的催化剂入口连通，所述油剂分离装置的油气出口与所述产物分离装置的油气入口连通，所述产物分离装置的含C4烯烃的馏分段出口与所述叠合反应器的原料入口连通，所述叠合反应器的叠合产物出口与所述分馏塔的油气入口连通，所述分馏塔的C12烯烃出口与所述第一催化转化反应器的原料入口连通，任选与第二催化转化反应器的原料入口连通；
优选地，所述系统还包括第一加氢处理反应器，所述产物分离装置还设置有催化蜡油出口，所述第一加氢处理反应器的原料入口与所述产物分离装置的催化蜡油出口连通，所述第一加氢处理反应器的产物出口与所述第一催化转化反应器的原料入口连通，任选与第二催化转化反应器的原料入口连通。
可选的，所述系统还包括第二加氢处理反应器，所述第二加氢处理反应器设置有原料油入口和产物出口，所述第二加氢处理反应器的产物出口与所述第一催化转化反应器的原料入口连通；
所述产物分离装置还设置有柴油出口，所述产物分离装置的柴油出口与所述第一加氢处理反应器的原料入口连通。
与现有技术相比，本发明具有如下优点：
(1)、本发明能够优化产品分布，具体表现为可以降低焦炭和干气的产率，提高轻质油收率；
(2)、本发明将C4烯烃进行叠合后所得C12烯烃和/或其他来源C12烯烃送入到催化转化反应器中能够提升丙烯产率；
(3)、将部分柴油和催化蜡油混合，能够降低催化蜡油原料粘度，改善加氢效果。
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，与下面的具体第一种实施方式起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：
图1包括本发明方法第一种具体实施方式的流程示意图，也包括本发明系统第一种具体实施方式的结构示意图。
图2包括本发明方法第二种具体实施方式的流程示意图，也包括本发明系统第二种具体实施方式的结构示意图。
图3包括本发明方法第三种具体实施方式的流程示意图，也包括本发明系统第三种具体实施方式的结构示意图。
图4包括本发明方法第四种具体实施方式的流程示意图，也包括本发明系统第四种具体实施方式的结构示意图。
图5包括本发明方法第五种具体实施方式的流程示意图，也包括本发明系统第五种具体实施方式的结构示意图。
附图标记说明
1管线 2管线 3管线
4管线 5管线 6管线
7沉降器 8第二反应区 9第一反应区
10汽提段 11管线 12管线
13再生器 14管线 15管线
16管线 17管线 18分馏装置
19管线 20管线 21管线
22管线 23管线 24管线
25管线 26第一加氢处理反应器 27管线
28加氢分离装置 29管线 30循环氢处理装置
31管线 32循环压缩机 33管线
34管线 35管线 36管线
37管线 38C4分离装置 39管线
40管线 41管线 42管线
43管线 44叠合装置 45管线
46管线 47第二加氢处理反应器 48管线
49加氢分离装置 50管线 51管线
52管线 53管线 54精馏塔
55管线 56管线 57管线
58管线 59管线 60管线
61管线 62管线
I第一催化转化反应器 II第二催化转化反应器
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。
本发明提供一种生产汽油和丙烯的方法，该方法包括：
将C4烯烃送入叠合反应器中与叠合催化剂接触并进行叠合反应，得到含有C12烯烃的叠合产物；
将原料油送入第一催化转化反应器中与催化转化催化剂接触并进行第一催化转化反应，得到第一反应产物和第一待生催化剂；
将所得第一待生催化剂进行再生，所得再生催化剂返回第一催化转化反应器中；
将所得第一反应产物至少分离出含C4烯烃的馏分段和催化蜡油，将所得含C4烯烃的馏分段优选地循环至送入叠合反应器中与叠合催化剂接触并进行叠合反应，得到含有C12烯烃的叠合产物；
将所得含有C12烯烃的叠合产物分离出C12烯烃，将所得至少部分C12烯烃和/或其他来源至少部分C12烯烃送入第一催化转化反应器中和/或送入第二催化转化反应器中；所述C12烯烃在第二催化转化反应器中与第二催化转化催化剂接触并进行第二催化转化反应，得到第二反应产物和第二待生催化剂；将所得第二待生催化剂进行再生，所得再生催化剂返回第二催化转化反应器中；任选将所得第二反应产物与第一反应产物一起进行分离；
可选地，将所得催化蜡油送入第一加氢处理反应器中与第一加氢处理催化剂接触并进行第一加氢处理，得到加氢催化蜡油；
优选地，将至少部分加氢催化蜡油送入所述第一催化转化反应器和/或送入第二催化转化反应器中。
本发明的发明人意外地发现，将反应产物中含C4烯烃和/或其他来源C4烯烃的馏分段分离出来进行叠合反应，并将叠合产物中C12烯烃和/或其他来源C12烯烃送入催化转化反应器进一步进行催化转化反应，能够显著提高丙烯产率。
根据本发明，叠合反应是本领域技术人员所熟知的，其用于将C4烯烃反应生成C12烯烃。所述叠合反应的条件可以包括：温度50-500℃，优选60-400℃，压力0.5-5.0兆帕，重时空速为0.1-100小时-1；所述叠合催化剂可以选自磷酸催化剂、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多种。其中，所述磷酸催化剂可以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和焦磷酸铜负载在硅胶上形成的催化剂中的一种或多种；所述的硅铝固体酸催化剂可以为金属离子负载在氧化铝和/或无定型硅铝载体上形成的催化剂，所负载的金属离子选自VIII族金属和/或IVA族金属；以分子筛固体酸催化剂的重量为基准，所述的分子筛固体酸催化剂可以包括10-100重量％的沸石和0-90重量％的基质，所述的沸石可以选自Y型沸石、ZSM-5沸石和beta沸石中的一种或多种。
本发明叠合反应控制反应条件和选择催化剂以最大化生产C12烯烃为目的，C4烯烃和/或C12烯烃来源包括但不限于：本催化转化装置、其他催化转化装置以及其他产物中包含C4烯烃和/或C12烯烃的装置；例如来自炼油厂、化工厂各种装置，炼油厂装置选自催化转化装置或/和热转化装置，其中所述催化转化装置选自各种催化裂化装置、多产异构烷烃催化转化装置、催化裂解装置(例如DCC装置)、催化热裂解装置中至少一种，所述热转化装置选自各种热裂化装置、各种焦化装置(例如为延迟焦化装置)中至少一种；化工厂装置选自蒸汽裂解装置或/和烯烃叠合装置。本领域技术人员可以根据生产需要和实际情况获取C4烯烃和/或C12烯烃，本发明不再赘述。例如，以叠合产物的重量为基准，所述叠合产物中C12烯烃的含量在20重量％以上；另外，通过优化含C4烯烃的馏分段中C4烯烃的含量以及杂质的含量，能够进一步促进叠合反应的进行，例如所述含C4烯烃的馏分段中C4烯烃的含量为40-100重量％；以含C4烯烃的馏分段重量为基准，所述含C4烯烃的馏分段中，硫含量不超过20微克/克，碱性氮化物含量不超过0.6微克/克，水含量为600-1800微克/克，二烯烃含量不超过200微克/克；送入第一催化转化反应器和/或送入第二催化转化反应器的C12烯烃占所述原料油重量的0.1-80重量％，优选占1-70重量％。
为了进一步提高C4烯烃的利用率，所述方法还可以包括：将分离出C12烯烃的叠合产物返回叠合反应器进行所述叠合反应，也可以将分离出C12烯烃的叠合产物进一步分离出C4烯烃，将该C4烯烃再返回进行所述叠合反应。
根据本发明，提供一种原料油生产汽油和丙烯的方法，所述的原料油的性质满足下列指标的至少一种：密度900-1000千克/米3，优选930-960千克/米3，残炭为4-15重％，优选6-12重％，金属含量为15-600ppm，优选15-100ppm，酸值为0.5-20毫克KOH/克，优选0.5-10毫克KOH/克；所述方法还可以包括：将原料油与第二加氢处理催化剂在第二加氢处理反应器中接触并进行第二加氢处理后，所得加氢产物送入所述第一催化转化反应器，以原料油为基准，可以控制所述加氢产物的产率为85-95重量％，加氢产物的初馏点为330-350℃；所述第二加氢处理的条件包括：氢分压为3.0-20.0兆帕，反应温度为300-450℃，氢油体积比为100-2000标准立方米/立方米，体积空速为0.1-3.0小时-l；所述第二加氢处理催化剂包括载体和活性金属，所述载体选自氧化铝、二氧化硅和无定型硅铝中的一种或多种，所述活性金属选自第VIB族金属和/或第VIII族金属。第二加氢处理催化剂可以按照一定级配填充于第二加氢处理反应器中，催化剂级配是指加氢保护剂、加氢脱金属催化剂、加氢脱硫催化剂和加氢脱氮脱残碳催化剂按照催化剂尺寸、孔径和活性等物理性质和化学性质在整个加氢催化剂床层中进行催化剂级配装填。优选地，催化剂级配中加氢脱金属催化剂占全部催化剂重量的30重量％以上。优选地，所述催化剂级配，以全部催化剂的重量为基准，保护/脱金属催化剂占20-70重量％，最好是30-50重量％；脱硫催化剂占20-70重量％，优选为40-60重量％；脱氮/脱残碳催化剂为0-60重量％，优选为10-40重量％。所述第二加氢处理催化剂为本领域常规加氢催化剂和/或改性催化剂。通过第二加氢处理可以改善原料油的质量，提高催化转化汽油和丙烯的产率。
本发明可以将所得第一反应产物和/或第二反应产物分离出催化蜡油，将所得催化蜡油送入第一加氢处理反应器中与第一加氢处理催化剂接触并进行第一加氢处理，得到加氢催化蜡油；其中，所述第一加氢处理的条件可以包括：氢分压3.0-20.0兆帕，优选为4-16兆帕，反应温度300-450℃，优选为320-420℃，体积空速为0.1-10.0小时-1，优选为0.1-5.0小时-1，氢油体积比为100-1500标准立方米/立方米(Nm3/m3)；所述第一加氢处理催化剂包括载体和活性金属，所述载体选自氧化铝、二氧化硅和无定型硅铝中的一种或多种，所述活性金属选自第VIB族金属和/或第VIII族金属。所述催化蜡油为催化转化蒸馏塔分馏出的塔底重馏分段，属于常规催化转化分馏塔分馏出的催化转化油浆，所述催化蜡油的切割点可以不低于250℃，优选不低于300℃，更优选不低于330℃，例如其馏程可以为250-700℃，优选为280-470℃，密度可以为0.89-1.2克/厘米3，氢含量可以不低于10.5重量％，优选不低于10.8重量％，固体颗粒的含量可以为0.1-10克/升。另外，经过加氢处理反应所得产物可以经气液分离去除轻烃和氢气后，再得到所述加氢催化蜡油。经加氢处理后的加氢催化蜡油中，多环芳烃饱和生成两环以下芳烃，催化转化性能明显改善，将其引回催化转化反应器和/或引入其它催化转化装置中进行进一步反应，可以得到更多的优质燃料油。
进一步地，所述方法还可以包括：将所得第一反应产物分离出柴油，将所得柴油与所述催化蜡油一起送入第一加氢处理反应器进行所述第一加氢处理，其中，进行所述第一加氢处理的柴油占催化蜡油重量的0-50重量％，优选占1-30重量％。通过将柴油与催化蜡油一起加氢，可以降低催化蜡油原料粘度，改善加氢效果。
根据本发明，催化转化反应器是本领域技术人员所熟知的，例如，所述第一催化转化反应器和第二催化转化反应器各自独立地选自等径提升管、等线速提升管、变径提升管、流化床和等径提升管与流化床所构成的复合反应器、上行式输送线、下行式输送线中的一种或两种串联组合，优选为变直径提升管反应器或等直径提升管和流化床构成的复合反应器。所述的流化床反应器可以选自等线速的流化床、等直径的流化床、上行式输送线和下行式输送线一种或两种串联组合。提升管可以是常规的等直径的提升管，也可以是各种形式变径的提升管。其中流化床的气速可以为0.1-2米/秒，提升管的气速可以为2-30米/秒(不计催化剂)。本发明的最佳实施方式是在一种变径提升管反应器中运行，所述的变径提升管反应器的结构可以为：沿垂直方向从下至上依次是互为同轴的预提升段、第一反应区、径向较第一反应区扩大了的第二反应区、径向较第二反应区缩小了的出口区，在出口区末端通过水平管与沉降器相连，其总高度为10-60米，在第一反应区发生裂化反应，在第二反应区发生氢转移和异构化反应，预提升段的直径与常规的等直径提升管反应器相同，一般为0.02-5米，其高度占反应器总高度的5-10％。第一反应区的结构类似于常规的等直径提升管反应器，其直径可与预提升段相同，也可较预提升段稍大，第一反应区的直径与预提升段的直径之比为1.0-2.0:1，其高度占反应器总高度的10-30％。原料油和催化剂在该区混合后，在较高的反应温度和剂油重量比、较短的停留时间(一般为0.5-3.0秒)下，主要发生裂化反应。第二反应区比第一反应区直径大，其直径与第一反应区的直径之比为1.5-5.0:1，其高度占反应器总高度的30％-60％，其作用是降低油气和催化剂的流速和反应温度。降低该区反应温度的方法，可以从该区与第一反应区的结合部位注入冷激介质，和/或通过在该区设置取热器，取走部分热量以降低该区反应温度，从而达到抑制二次裂化反应、增加异构化反应和氢转移反应的目的。冷激介质是选自冷激剂、冷却的再生催化剂和冷却的半再生催化剂中的一种或一种以上的任意比例的混合物。其中冷激剂是选自液化气、粗汽油、稳定汽油、柴油、重柴油或水中的一种或一种以上的任意比例的混合物；冷却的再生催化剂和冷却的半再生催化剂是待生催化剂分别经两段再生和一段再生后冷却得到的，再生催化剂碳含量为0.1重量％以下，最好为0.05重量％以下，半再生催化剂碳含量为0.1-0.9重量％，最好碳含量为0.15-0.7重量％。若设置取热器，则其高度占第二反应区高度的50-90％。物流在该反应区停留时间可以较长，为2-30秒。关于该反应器更为详细的描述参见ZL99105903.4。
根据本发明，催化转化催化剂是本领域技术人员所熟知的，例如，所述第一催化转化催化剂和第二催化转化催化剂可以各自独立地为无定型硅铝催化剂和/或沸石催化剂，所述沸石催化剂中的沸石可以选自Y型沸石、HY型沸石、超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石、具有五元环结构的高硅沸石和镁碱沸石中的一种或多种，沸石可以含稀土和/或磷，也可以不含稀土和磷。送入催化转化反应器不同反应区的催化剂可以是相同类型的催化剂，也可以是不同类型的催化剂。不同类型催化剂可以是颗粒大小不同的催化剂和/或表观堆积密度不同的催化剂。大小不同颗粒的催化剂和/或高低表观堆积密度的催化剂可以分别进入不同的反应区，例如，含有超稳Y型沸石的大颗粒的催化剂进入第一反应区，增加裂化反应，含有稀土Y型沸石的小颗粒的催化剂进入第二反应区，增加氢转移反应，颗粒大小不同的催化剂在同一汽提器汽提和同一再生器再生，然后分离出大颗粒和小颗粒催化剂，小颗粒催化剂经冷却进入第二反应区。颗粒大小不同的催化剂是以30-40微米之间分界，表观堆积密度不同的催化剂是以0.6-0.7克/厘米3之间分界。
根据本发明，所述方法还可以包括：将所得第一反应产物和/或第二反应产物分离出油浆，将所得至少部分油浆返回所述第一催化转化反应器和/或第二催化转化反应器。通过将油浆回炼，可以提高汽油和丙烯产率。
本发明中，原料油是本领域技术人员所熟知的，例如，所述原料油可以包括石油烃和/或其它矿物油，其中，所述石油烃可以选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、常压渣油、减压渣油、加氢渣油、焦化瓦斯油和脱沥青油中的一种或多种；所述其它矿物油选自煤与天然气衍生的液体油、油砂油、致密油和页岩油中的一种或更多种。
根据本发明，C12烯烃和加氢催化蜡油可以在任意位置送入第一催化转化反应器中，例如可以将所述原料油、加氢催化蜡油与所述C12烯烃中的至少一种物料在同一进料点和/或以及两个以上进料点送入所述第一催化转化反应器中。
根据本发明，所述第一催化转化反应器可以为变径提升管，按照反应物料流向，所述第一催化转化反应器可以包括第一反应区和第二反应区，将所述原料油、加氢催化蜡油与所述C12烯烃送入第一反应区中；所述第一催化转化反应的条件可以包括：所述第一催化转化反应的条件包括：第一反应区：反应温度为450-620℃，优选500-600℃，反应时间为0.5-2.0秒，优选0.8-1.5秒，催化剂与原料油的重量比3-15∶1，优选4-12∶1，水蒸汽与原料油的重量比0.03-0.3∶1，优选0.05-0.15∶1；第二反应区：反应温度460-550℃，优选480-530℃，反应时间为2-30秒，优选3-15秒，催化剂与原料油的重量比4-18∶1，优选4.5-15∶1，水蒸汽与原料油的重量比0.03-0.3∶1，优选0.05-0.15∶1。所述第二催化转化反应可以与第一催化转化反应的条件相同，也可以不同，例如其条件可以包括：反应温度为450-620℃，反应时间为0.5-20.0秒，优选为2-20秒，剂油重量比为1-25，水油重量比为0.03-0.3。
根据本发明，反应产物除了分离出上述馏分段以外，还可以分离出干气、丙烷、丙烯和C5+汽油等。含C4烯烃的馏分段的分离方法是本领域技术人员所熟知的，优选以乙腈为溶剂萃取精馏分段离，可以先通过分馏的方式分离出C4馏分段，然后再进一步将C4馏分段中的烷烃分离，得到含C4烯烃的馏分段。由于二烯烃易使催化剂中毒，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，含C4烯烃的馏分段可以经过选择性加氢脱二烯烃、乙醇胺脱硫、碱洗和水洗、脱碱氮化合物等预处理单元处理，然后再进行叠合反应，上述处理方式是本领域技术人员所熟知的，本发明不再赘述。
本发明还提供一种生产汽油和丙烯的系统，所述系统包括第一催化转化反应器、再生器、油剂分离装置、产物分离装置、叠合反应器、精馏塔和任选的第二催化转化反应器；所述第一催化转化反应器设置有催化剂入口、原料入口和油剂出口，所述再生器设置有催化剂入口和催化剂出口，所述油剂分离装置设置有油剂入口、油气出口和催化剂出口，所述产物分离装置至少设置有油气入口和含C4烯烃的馏分段出口，所述叠合反应器包括原料入口和叠合产物出口，所述精馏塔设置有油气入口、C12烯烃出口和分离产物出口，所述第二催化转化反应器设置有催化剂入口、原料入口和油剂出口；所述第一催化转化反应器的催化剂入口与所述再生器的催化剂出口连通，所述第一催化转化反应器的油剂出口与所述油剂分离装置的油剂入口连通，所述油剂分离装置的催化剂出口与所述再生器的催化剂入口连通，所述油剂分离装置的油气出口与所述产物分离装置的油气入口连通，所述产物分离装置的含C4烯烃的馏分段出口与所述叠合反应器的原料入口连通，所述叠合反应器的叠合产物出口与所述分馏塔的油气入口连通，所述分馏塔的C12烯烃出口与所述第一催化转化反应器的原料入口连通，任选与第二催化转化反应器的原料入口连通；优选地，所述系统还包括第一加氢处理反应器，所述产物分离装置还设置有催化蜡油出口，所述第一加氢处理反应器的原料入口与所述产物分离装置的催化蜡油出口连通，所述第一加氢处理反应器的产物出口与所述第一催化转化反应器的原料入口连通，任选与第二催化转化反应器的原料入口连通。本发明系统中各反应器和装置均是本领域技术人员所熟知的，本发明不再赘述。
本发明的发明人意外地发现，将反应产物中含C4烯烃的馏分段分离出来进行叠合反应，并将叠合产物中C12烯烃和/或其他来源C12烯烃送入催化转化反应器中进行催化转化反应，能够显著提高丙烯产率，通过第一加氢处理反应器可以将柴油和催化蜡油加氢后回炼，提高汽油和丙烯产率。
一种实施方式，所述系统还包括第二加氢处理反应器，所述第二加氢处理反应器设置有原料油入口和产物出口，所述第二加氢处理反应器的产物出口与所述第一催化转化反应器的原料入口连通；所述产物分离装置还设置有柴油出口，所述产物分离装置的柴油出口与所述第一加氢处理反应器的原料入口连通。通过第二加氢处理反应器可以改善原料油的质量，提高催化转化汽油和丙烯的产率。
下面将结合附图进一步说明本发明，但是本发明并不因此而受到任何限制。
结合图1对第一种实施方式进行说明。
图1中，来自管线2的预热原料油经来自管线3的雾化蒸汽经来自管线1的预提升蒸汽预提升后进入第一催化转化反应器I的第一反应区9与来自管线16的再生催化剂接触发生第一催化转化反应，油气和催化剂向上输送选择性地和来自管线5的经管线3雾化蒸汽雾化后的油浆继续发生反应，油气和催化剂向上输送至生第一催化转化反应器I的第二反应区8继续进行反应，所得第一反应产物和第一待生催化剂在沉降器7内进行油气和催化剂分离，分离后带炭的待生催化剂经汽提段10由经管线11来的蒸汽汽提出携带的油气后经管线12进入再生器13烧焦，再生烟气经管线15送出再生器。在再生器13内经管线14来的空气烧掉催化剂上焦炭以恢复活性，然后经管线16进入反应器第一反应区的底部循环参与反应。分离出的第一反应产物经管线17进入分馏装置18，分馏装置18中轻烃组分经管线19输送至C4分离装置38得到由管线37送出的干气、由管线39送出的丙烯、由管线40送出的液化气其他组分和由管线41送出的含C4烯烃的馏分段；分馏装置18中的C5+汽油经管线20经调和输出装置，经分馏得到的含C4烯烃的馏分段经管线41和任选来自管线42的其他来源C4烯烃混合经管线43进入到叠合装置44进行叠合反应，叠合产物经管线62进入分馏塔54进行分离，分离得到的C12烯烃经管线45输送至第一催化转化反应器第一反应区9底部或第二催化转化反应器II中，叠合其他产物经管线55输出装置。分馏装置18得到的催化蜡油选择性地和来自管线21的柴油混合，经管线22、管线25和来自管线36的氢气送入到第一加氢处理反应器26，反应产物经管线27进入加氢分离装置28分离得到的加氢催化蜡油经管线4选择性地和来自管线45的叠合产物分离得到的C12烯烃混合送入到第一反应区底部或第二催化转化反应器II中；经加氢分离装置28分离得到的气体、汽油和柴油分别经管线56、管线57和管线58出装置；经加氢分离装置28分离得到的氢气经管线29送入到循环氢处理装置30，再经管线31送入到循环压缩机32，加压后的氢气经管线33返回到第一加氢处理反应器26，可经管线34和来自管线35的新氢混合经管线36循环和原料混合返回到第一加氢处理反应器26。分馏装置18得到的油浆选择性地经管线23、管线24输送出，或经管线23、5循环返回到第一反应区9底部；管线6用于注入调节第二反应区8温度的物料。
结合图2对第二种实施方式进行说明。
图2中，来自管线46的预热原料油和来自管线53的氢气混合进入到第二加氢处理反应器47，加氢产物经管线48送入到加氢分离装置49，经加氢分离装置49分离得到的氢气经管线51送入到循环氢处理装置30，再经管线31送入到循环压缩机32，加压后的氢气经管线52返回到第二加氢处理反应器47，可经管线34和来自管线35的新氢混合经管线53循环和原料混合返回到第二加氢处理反应器47；经加氢分离装置49分离得到的气体、汽油和柴油分别经管线59、管线60和管线61出装置；经加氢分离装置49分离得到的加氢产物经管线50和来自管线3的雾化蒸汽混合后送入到第一催化转化反应器I的第一反应区9和来自管线16的再生催化剂经来自管线1的预提升蒸汽预提升，油气和催化剂向上输送选择性地和来自管线5的经管线3雾化蒸汽雾化后的油浆继续发生反应，油气和催化剂向上输送至生第一催化转化反应器I的第二反应区8继续进行反应，所得第一反应产物和第一待生催化剂在沉降器7内进行油气和催化剂分离，分离后带炭的待生催化剂经汽提段10由经管线11来的蒸汽汽提出携带的油气后经管线12进入再生器13烧焦，再生烟气经管线15送出再生器。在再生器13内经管线14来的空气烧掉催化剂上焦炭以恢复活性，然后经管线16进入反应器第一反应区的底部循环参与反应。分离出的第一反应产物经管线17进入分馏装置18，分馏装置18中轻烃组分经管线19输送至C4分离装置38得到由管线37送出的干气、由管线39送出的丙烯、由管线40送出的液化气其他组分和由管线41送出的含C4烯烃的馏分段；分馏装置18中的C5+汽油经管线20经调和输出装置，经分馏得到的含C4烯烃的馏分段经管线41和任选来自管线42的其他来源C4烯烃混合经管线43进入到叠合装置44进行叠合反应，叠合产物经管线62进入分馏塔54进行分离，分离得到的C12烯烃经管线45输送至第一催化转化反应器第一反应区9底部或第二催化转化反应器II中，叠合产物其他组分经管线55输出装置。分馏装置18得到的催化蜡油选择性地和来自管线21的柴油混合，经管线22、管线25和来自管线36的氢气送入到第一加氢处理反应器26，反应产物经管线27进入加氢分离装置28分离得到的加氢催化蜡油经管线4选择性地和来自管线45的叠合产物分离得到的C12烯烃混合送入到第一反应区底部或第二催化转化反应器II中；经加氢分离装置28分离得到的气体、汽油和柴油分别经管线56、管线57和管线58出装置；经加氢分离装置28分离得到的氢气经管线29送入到循环氢处理装置30，再经管线31送入到循环压缩机32，加压后的氢气经管线33返回到第一加氢处理反应器26，可经管线34和来自管线35的新氢混合经管线36循环和原料混合返回到第一加氢处理反应器26。分馏装置18得到的油浆选择性地经管线23、管线24输送出，或经管线23、5循环返回到第一反应区9底部；管线6用于注入调节第二反应区8温度的物料。
结合图3对第三种实施方式进行说明。
图3中，来自管线2的预热原料油和和来自管线3的雾化蒸汽混合后送入到第一催化转化反应器I的第一反应区9和来自管线16的再生催化剂经来自管线1的预提升蒸汽预提升，油气和催化剂向上输送选择性地和来自管线45的经管线3雾化蒸汽雾化后的C12烯烃继续发生反应，油气和催化剂向上输送至生第一催化转化反应器I的第二反应区8继续进行反应，所得第一反应产物和第一待生催化剂在沉降器7内进行油气和催化剂分离，分离后带炭的待生催化剂经汽提段10由经管线11来的蒸汽汽提出携带的油气后经管线12进入再生器13烧焦，再生烟气经管线15送出再生器。在再生器13内经管线14来的空气烧掉催化剂上焦炭以恢复活性，然后经管线16进入反应器第一反应区的底部循环参与反应。分离出的第一反应产物经管线17进入分馏装置18，分馏装置18中轻烃组分经管线19输送至C4分离装置38得到由管线37送出的干气、由管线39送出的丙烯、由管线40送出的液化气其他组分和由管线41送出的含C4烯烃的馏分段；分馏装置18中的C5+汽油经管线20经调和输出装置，经分馏得到的含C4烯烃的馏分段经管线41和任选来自管线42的其他来源C4烯烃混合经管线43进入到叠合装置44进行叠合反应，叠合产物经管线62进入分馏塔54进行分离，分离得到的C12烯烃经管线45返回至第一催化转化反应器第一反应区9或第二催化转化反应器II中，叠合产物其他组分经管线55输出装置。
结合图4对第四种实施方式进行说明。
图4中，来自管线2的预热原料油和和来自管线3的雾化蒸汽混合后送入到第一催化转化反应器I的第一反应区9(提升管反应段)和来自管线16的再生催化剂经来自管线1的预提升蒸汽预提升，油气和催化剂向上输送选择性地和来自管线45的经管线3雾化蒸汽雾化后的C12烯烃继续发生反应，油气和催化剂向上输送至生第一催化转化反应器I的第二反应区8(流化床反应段)继续进行反应，所得第一反应产物和第一待生催化剂在沉降器7内进行油气和催化剂分离，分离后带炭的待生催化剂经汽提段10由经管线11来的蒸汽汽提出携带的油气后经管线12进入再生器13烧焦，再生烟气经管线15送出再生器。在再生器13内经管线14来的空气烧掉催化剂上焦炭以恢复活性，然后经管线16进入反应器第一反应区的底部循环参与反应。分离出的第一反应产物经管线17进入分馏装置18，分馏装置18中轻烃组分经管线19输送至C4分离装置38得到由管线37送出的干气、由管线39送出的丙烯、由管线40送出的液化气其他组分和由管线41送出的含C4烯烃的馏分段；分馏装置18中的C5+汽油经管线20经调和输出装置，经分馏得到的含C4烯烃的馏分段经管线41和任选来自管线42的其他来源C4烯烃混合经管线43进入到叠合装置44进行叠合反应，叠合产物经管线62进入分馏塔54进行分离，分离得到的C12烯烃经管线45返回至第一催化转化反应器第一反应区9或第二催化转化反应器II中，叠合产物其他组分经管线55输出装置。
结合图5对第五种实施方式进行说明。
图5中，来自管线2的预热原料油和和来自管线3的雾化蒸汽混合后送入到第一催化转化反应器I，所得第一反应产物和第一待生催化剂在沉降器7内进行油气和催化剂分离，分离后带炭的待生催化剂经汽提段10由经管线11来的蒸汽汽提出携带的油气后经管线12进入再生器13烧焦，再生烟气经管线15送出再生器。在再生器13内经管线14来的空气烧掉催化剂上焦炭以恢复活性，然后经管线16进入第一催化转化反应器I的底部循环参与反应。分离出的第一反应产物经管线17进入分馏装置18，分馏装置18中轻烃组分经管线19输送至C4分离装置38得到由管线37送出的干气、由管线39送出的丙烯、由管线40送出的液化气其他组分和由管线41送出的含C4烯烃的馏分段；分馏装置18中的C5+汽油经管线20经调和输出装置，经分馏得到的含C4烯烃的馏分段经管线41和任选来自管线42的其他来源C4烯烃混合经管线43进入到叠合装置44进行叠合反应，叠合产物经管线62进入分馏塔54进行分离，叠合产物其他组分经管线55输出装置，分离得到的C12烯烃经管线45返回至第二催化转化反应器II和来自管线16的再生催化剂经来自管线1的预提升蒸汽预提升进行反应，所得第二反应产物和第二待生催化剂在沉降器7内进行油气和催化剂分离，分离后带炭的待生催化剂经汽提段10由经管线11来的蒸汽汽提出携带的油气后经管线12进入再生器13烧焦，再生烟气经管线15送出再生器。在再生器13内经管线14来的空气烧掉催化剂上焦炭以恢复活性，然后经管线16进入反应器第一反应区的底部循环参与反应。分离出的第二反应产物经管线17和第一反应产物混合进入分馏装置18。
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。
实施例和对比例所用原料油a-d的性质见表1。
实施例1、2和对比例1、2所用新鲜催化转化催化剂ASC-2主要性质列于表2，经老化后使用。老化方法如下：蒸汽和空气经老化气体电加热器加热到550℃后通入到老化器中，待老化器升温至550℃时加入新鲜催化剂，新鲜催化剂在550℃，80％水蒸气的条件下老化8h后停止，将温度降至450℃以下的催化剂直接送入再生器。
实施例1、2和对比例1、2中第一加氢处理装置所用催化剂为商业牌号为RDA-1专用催化剂，具体性质见表2。
实施例3和对比例3催化转化装置所用催化剂为商业牌号为CGP-1催化剂，性质见表3；实施例4和对比例4催化转化装置所用催化剂为商业牌号为CHP-1催化剂，性质见表3。实施例5和对比例5、6、7催化转化装置所用催化剂为商业牌号为MLC-500催化剂，性质见表3。
实施例2和对比例2中第二加氢处理装置在双管反应器中进行，加氢保护剂、加氢脱金属催化剂、加氢脱硫催化剂均由淄博齐茂催化剂有限公司生产，三者重量比为4.8:47.6:47.6；加氢保护剂商业牌号是RG-20B；加氢脱金属催化剂的商业牌号是RDM-35/RDM-32和RDM-33，三种加氢脱金属催化剂的质量比为2:2:1；加氢脱硫催化剂的商业牌号是RMS-30。
实施例和对比例所用叠合催化剂为分子筛固体酸催化剂，商业牌号为RGW-1。
实施例l
采用第一种实施方式的方法。预热的原料油a进入如图1所示的中型变径提升管(作为第一催化转化反应器)内，在水蒸汽存在下，与热的ASC-2催化转化催化剂接触反应，分离反应产物得到干气、丙烷、丙烯、丁烷、含C4烯烃的馏分段、汽油、柴油、催化蜡油和油浆。含C4烯烃的馏分段中C4烯烃的含量为90重量％，以含C4烯烃的馏分段重量为基准，含C4烯烃的馏分段中，硫含量20微克/克，碱性氮化物含量0.4微克/克，水含量为1250微克/克，二烯烃含量100微克/克。含C4烯烃的馏分段经叠合装置得到叠合产物，叠合产物经分离得到C12烯烃返回中型变径提升管。催化蜡油和占催化蜡油重量分数5％的柴油混合后与作为第一加氢处理催化剂的RDA-1催化剂进行第一加氢处理，得到的加氢催化蜡油循环至中型变径提升管底部；待生催化剂经汽提进入再生器，经烧焦后循环使用。采用原料油a，性质见表1，催化剂采用ASC-2，性质见表2，操作条件和产物产品分布列于表4。
对比例1
本对比例与实施例1的区别在于不进行叠合操作。采用原料油a，性质见表1，催化剂采用ASC-2，性质见表2，操作条件和产物产品分布列于表4。
实施例2
实施方式采用第二种实施方式，与实施例1基本相同，不同之处在于选用的原料先进行低苛刻度的第二加氢处理，后进行的处理方式与实施例1相同，采用原料油a，性质见表1，催化剂采用ASC-2，性质见表2，操作条件和产物产品分布列于表5。
对比例2
本对比例与实施例2的区别在于不进行叠合操作采用原料油a，性质见表1，催化剂采用ASC-2，性质见表2，操作条件和产物产品分布列于表5。
实施例3
采用实施方式三，采用原料油b，性质见表1，催化剂采用催化剂CGP-1，性质见表3，所分离的含C4烯烃的馏分段的性质同实施例1，操作条件和产物产品分布列于表6。
对比例3
本对比例与实施例3的区别在于不进行叠合操作。采用原料油b，性质见表1，催化剂采用催化剂CGP-1，性质见表3，操作条件和产物产品分布列于表6。
实施例4
采用实施方式四，反应器形式为提升管+流化床反应器形式，采用原料油c，性质见表1，催化剂采用催化剂CHP-1，性质见表3，所分离的含C4烯烃的馏分段的性质同实施例1，操作条件和产物产品分布列于表7。
对比例4
本对比例与实施例4的区别在于不进行叠合操作，用原料油c，性质见表1，催化剂采用催化剂CHP-1，性质见表3，操作条件和产物产品分布列于表7。
实施例5
采用实施方式五，反应器形式为两个串联催化转化反应器形式，采用原料油d，性质见表1，催化剂采用催化剂MLC-500，性质见表3，所分离的含C4烯烃的馏分段的性质同实施例1，操作条件和产物产品分布列于表8。
对比例5
本对比例与实施例5的区别在于不进行叠合操作和回炼，采用原料油d，性质见表1，催化剂采用催化剂MLC-500，性质见表3，操作条件和产物产品分布列于表8。
对比例6
与实施例5基本相同，不同之处在于不回炼C12烯烃，而是将叠合产物中分离出C8烯烃，C8烯烃送入至第二催化转化反应器继续裂化，所分离的含C8烯烃的馏分段的性质同实施例5，产品分布列于表8。
对比例7
与实施例5基本相同，不同之处在于不回炼C12烯烃，而是将叠合产物中分离出C16烯烃，C16烯烃送入至第二催化转化反应器继续裂化，所分离的含C16烯烃的馏分段的性质同实施例5，产品分布列于表8。
从实施例和对比例可以看出，本发明将C12烯烃进行回炼，可以具有更好的丙烯产率。
以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。
另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所发明的内容。
表1
原料 a b c d
密度(20℃)，克/厘米<sup>3</sup> 0.92 0.90 0.86 0.90
运动粘度(100℃)，毫米<sup>2</sup>/秒 87.21 / / /
碳，重量％ 86.68 83.80 85.63 86.7
氢，重量％ 12.70 12.70 13.45 12.2
硫，重量％ 0.17 0.16 0.08 0.28
氮，重量％ 0.27 0.21 0.06 0.38
残炭值，重量％ 13.15 / / /
金属(Ni+V)，ppm 77.4 6.0 5.3 3.4
饱和烃，重量％ 40.5 / / /
芳烃，重量％ 35.3 / / /
胶质，重量％ 24.2 / / /
沥青质(C<sub>7</sub>不溶物)，重量％ <0.1 / / /
表2
催化剂牌号 ASC-2 催化剂牌号 RDA-1
微反活性，％ 47 化学组成，重量％
比表面积，米<sup>2</sup>/克 104 NiO ≮2.7
基质比表面积，米<sup>2</sup>/克 42 WO3 ≮26.0
微孔比表面积，米<sup>2</sup>/克 62 物理性质
总孔体积，毫升/克 0.153 比表面积，米2/克 ≮160
微孔体积，毫升/克 0.029 孔体积，毫升/克 ≮0.32
金属重量分数，％ 压碎强度，牛/毫米 ≮18
Fe 0.57 形状 蝶形
Ni 1.34 / /
V 0.33 / /
Sb 0.35 / /
表3
Figure BDA0002004534720000181
表4
Figure BDA0002004534720000191
表5
Figure BDA0002004534720000201
表6
Figure BDA0002004534720000211
表7
Figure BDA0002004534720000221
表8
Figure BDA0002004534720000231

Claims (20)

1.一种生产汽油和丙烯的方法，该方法包括：
将C4烯烃送入叠合反应器中与叠合催化剂接触并进行叠合反应，得到含有C12烯烃的叠合产物；
将原料油送入第一催化转化反应器中与催化转化催化剂接触并进行第一催化转化反应，得到第一反应产物和第一待生催化剂；
将所得第一待生催化剂进行再生，所得再生催化剂返回第一催化转化反应器中；
将所得第一反应产物至少分离出含C4烯烃的馏分段和催化蜡油，将所得含C4烯烃的馏分段循环至叠合反应器中与叠合催化剂接触并进行叠合反应，得到含有C12烯烃的叠合产物；
将所得含有C12烯烃的叠合产物分离出C12烯烃，将所得至少部分C12烯烃和/或其他来源至少部分C12烯烃送入第一催化转化反应器中和/或送入第二催化转化反应器中；所述C12烯烃在第二催化转化反应器中与第二催化转化催化剂接触并进行第二催化转化反应，得到第二反应产物和第二待生催化剂；将所得第二待生催化剂进行再生，所得再生催化剂返回第二催化转化反应器中；任选将所得第二反应产物与第一反应产物一起进行分离；
将所得催化蜡油送入第一加氢处理反应器中与第一加氢处理催化剂接触并进行第一加氢处理，得到加氢催化蜡油；
将至少部分加氢催化蜡油送入所述第一催化转化反应器和/或送入第二催化转化反应器中。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述叠合反应的条件包括：温度50-500℃，压力0.5-5.0兆帕，重时空速为0.1-100小时-1；
所述叠合催化剂选自磷酸催化剂、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多种；
其中，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和焦磷酸铜负载在硅胶上形成的催化剂中的一种或多种；
所述的硅铝固体酸催化剂为金属离子负载在氧化铝和/或无定型硅铝载体上形成的催化剂，所负载的金属离子选自VIII族金属和/或IVA族金属；
以分子筛固体酸催化剂的重量为基准，所述的分子筛固体酸催化剂包括10-100重量%的沸石和0-90重量%的基质，所述的沸石选自Y型沸石、ZSM-5沸石和beta沸石中的一种或多种。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，C4烯烃和/或C12烯烃来源包括但不限于：本催化转化装置、其他催化转化装置以及其他产物中包含C4烯烃和/或C12烯烃的装置；
以叠合产物的重量为基准，所述叠合产物中C12烯烃的含量在20重量%以上；
所述含C4烯烃的馏分段中C4烯烃的含量为40-100重量%；
以含C4烯烃的馏分段重量为基准，所述含C4烯烃的馏分段中，硫含量不超过20微克/克，碱性氮化物含量不超过0.6微克/克，水含量为600-1800微克/克，二烯烃含量不超过200微克/克；
送入第一催化转化反应器和/或送入第二催化转化反应器的C12烯烃占所述原料油重量的0.1-100重量%。
4.根据权利要求3所述的方法，其中，送入第一催化转化反应器和/或送入第二催化转化反应器的C12烯烃占所述原料油重量的0.5-95重量%。
5.根据权利要求4所述的方法，其中，送入第一催化转化反应器和/或送入第二催化转化反应器的C12烯烃占所述原料油重量的1-80重量%。
6.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括：将原料油与第二加氢处理催化剂在第二加氢处理反应器中接触并进行第二加氢处理后，所得加氢产物再送入所述第一催化转化反应器；
所述原料油的性质满足下列指标的至少一种：
密度900-1000千克/米3，残炭为4-15重%，金属含量为15-600ppm，酸值为0.5-20毫克KOH/克；
所述第二加氢处理的条件包括：氢分压为3.0-20.0兆帕，反应温度为300-450℃，氢油体积比为100-2000标准立方米/立方米，体积空速为0.1-3.0小时-l；
所述第二加氢处理催化剂包括载体和活性金属，所述载体选自氧化铝、二氧化硅和无定型硅铝中的一种或多种，所述活性金属选自第VIB族金属和/或第VIII族金属。
7.根据权利要求6所述的方法，其中，所述原料油的性质满足下列指标的至少一种：
密度930-960千克/米3，残炭为6-12重%，金属含量为15-100ppm，酸值为0.5-10毫克KOH/克。
8.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一加氢处理的条件包括：氢分压3.0-20.0兆帕，反应温度300-450℃，体积空速为0.1-10.0小时-1，氢油体积比为100-1500标准立方米/立方米；所述第一加氢处理催化剂包括载体和活性金属，所述载体选自氧化铝、二氧化硅和无定型硅铝中的一种或多种，所述活性金属选自第VIB族金属和/或第VIII族金属。
9.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括：将所得第一反应产物分离出柴油，将所得至少部分柴油与所述催化蜡油一起送入第一加氢处理反应器进行所述第一加氢处理，其中，进行所述第一加氢处理的柴油占催化蜡油重量的0-50重量%。
10.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一催化转化反应器和第二催化转化反应器各自独立地选自等径提升管、等线速提升管、变径提升管、流化床、等径提升管与流化床所构成的复合反应器、上行式输送线、下行式输送线中的一种或两种串联组合。
11.根据权利要求10所述的方法，其中，所述变径提升管按照反应物料流向包括第一反应区和第二反应区；
所述第二反应区的底部设置有一个或多个激冷介质入口，和/或所述第二反应区中设置有取热器，所述取热器的高度占第二反应区高度的50-90%。
12.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一催化转化催化剂和第二催化转化催化剂各自独立地为无定型硅铝催化剂和/或沸石催化剂，所述沸石催化剂中的沸石选自Y型沸石、HY型沸石、超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石、具有五元环结构的高硅沸石和镁碱沸石中的一种或多种。
13.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括：将所得第一反应产物和/或第二反应产物分离出油浆，将所得至少部分油浆返回所述第一催化转化反应器和/或第二催化转化反应器。
14.根据权利要求1所述的方法，其中，所述原料油包括石油烃和/或其它矿物油，其中，所述石油烃选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、常压渣油、减压渣油、加氢渣油、焦化瓦斯油和脱沥青油中的一种或多种；所述其它矿物油选自煤与天然气衍生的液体油、油砂油、致密油和页岩油中的一种或更多种。
15.根据权利要求1所述的方法，其中，将所述原料油、加氢催化蜡油与所述C12烯烃中的至少一种物料在同一进料点和/或两个以上进料点送入所述第一催化转化反应器中。
16.根据权利要求10所述的方法，其中，所述第一催化转化反应器为变径提升管，按照反应物料流向，所述第一催化转化反应器包括第一反应区和第二反应区，将所述原料油、加氢催化蜡油与所述C12烯烃送入第一反应区中；
所述第一催化转化反应的条件包括：
第一反应区：反应温度为450-620℃，反应时间为0.5-2.0秒，催化剂与原料油的重量比3-15∶1，水蒸汽与原料油的重量比0.03-0.3∶1；
第二反应区：反应温度460-550℃，反应时间为2-30秒，催化剂与原料油的重量比4-18∶1，水蒸汽与原料油的重量比0.03-0.3∶1。
17.根据权利要求16所述的方法，其中，所述第一催化转化反应的条件包括：
第一反应区：反应温度为500-600℃，反应时间为0.8-1.5秒，催化剂与原料油的重量比4-12∶1，水蒸汽与原料油的重量比0.05-0.15∶1；
第二反应区：反应温度480-530℃，反应时间为3-15秒，催化剂与原料油的重量比4.5-15∶1，水蒸汽与原料油的重量比0.05-0.15∶1。
18.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第二催化转化反应的条件包括：反应温度为450-620℃，反应时间为0.5-20.0秒，剂油重量比为1-25，水油重量比为0.03-0.3。
19.一种用于实施权利要求1-18任意一项所述的生产汽油和丙烯方法的系统，所述系统包括第一催化转化反应器、再生器、油剂分离装置、产物分离装置、叠合反应器、精馏塔和任选的第二催化转化反应器；
所述第一催化转化反应器设置有催化剂入口、原料入口和油剂出口，所述再生器设置有催化剂入口和催化剂出口，所述油剂分离装置设置有油剂入口、油气出口和催化剂出口，所述产物分离装置至少设置有油气入口和含C4烯烃的馏分段出口，所述叠合反应器包括原料入口和叠合产物出口，所述精馏塔设置有油气入口、C12烯烃出口和分离产物出口，所述第二催化转化反应器设置有催化剂入口、原料入口和油剂出口；
所述第一催化转化反应器的催化剂入口与所述再生器的催化剂出口连通，所述第一催化转化反应器的油剂出口与所述油剂分离装置的油剂入口连通，所述油剂分离装置的催化剂出口与所述再生器的催化剂入口连通，所述油剂分离装置的油气出口与所述产物分离装置的油气入口连通，所述产物分离装置的含C4烯烃的馏分段出口与所述叠合反应器的原料入口连通，所述叠合反应器的叠合产物出口与所述精馏塔的油气入口连通，所述精馏塔的C12烯烃出口与所述第一催化转化反应器的原料入口连通，任选与第二催化转化反应器的原料入口连通；
所述系统还包括第一加氢处理反应器，所述产物分离装置还设置有催化蜡油出口，所述第一加氢处理反应器的原料入口与所述产物分离装置的催化蜡油出口连通，所述第一加氢处理反应器的产物出口与所述第一催化转化反应器的原料入口连通，任选与第二催化转化反应器的原料入口连通。
20.根据权利要求19所述的系统，所述系统还包括第二加氢处理反应器，所述第二加氢处理反应器设置有原料油入口和产物出口，所述第二加氢处理反应器的产物出口与所述第一催化转化反应器的原料入口连通；
所述产物分离装置还设置有柴油出口，所述产物分离装置的柴油出口与所述第一加氢处理反应器的原料入口连通。
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