CN1400283A - 一种制取异丁烷和富含异构烷烃汽油的催化转化方法 - Google Patents

Abstract

一种制取异丁烷和富含异构烷烃汽油的催化转化方法，是使预热后的烃油原料注入第一反应区中，与热的催化剂接触并在下列条件下进行反应：反应温度530～620℃、反应压力0.2～1.2Mpa、反应时间0.1～2.0秒、剂油比5～18、水蒸汽与原料油重量比0.05～0.3∶1；反应油气和催化剂的混合物经第一反应区进入第二反应区中，与注入该反应区的冷激介质混合、下行，并在下列条件下进行反应：反应温度420～550℃、反应压力0.2～1.2Mpa、反应时间1.0～20.0秒、剂油比5～30、水蒸汽与原料油重量比为0.05～0.3∶1；分离反应油气和待生催化剂，油气送入后续分离系统，待生催化剂经汽提、再生后返回反应器循环使用。

Description

一种制取异丁烷和富含异构烷烃汽油的催化转化方法

技术领域

本发明属于在不存在氢的情况下石油烃的催化转化方法，更具体地说，是一种制取异丁烷和富含异构烷烃汽油的催化转化方法。

背景技术

异构烷烃混合物具有高辛烷值、低敏感性，而且具有理想的挥发性和清洁燃烧性，因此可以作为航空汽油和车用汽油的理想调合组分。异构烷烃混合物可以通过丙烯叠合生成的烷基化油得到，也可以通过异丁烷与烯烃反应生成的烷基化油得到。

常规的催化裂化工艺主要用于生产汽油，汽油产率高达50重％以上。八十年代初，汽油无铅化迫使催化裂化技术向生产高辛烷值汽油的方向发展，为此，催化裂化的工艺条件和催化剂类型发生了很大变化。在工艺方面，主要是提高反应温度、缩短反应时间、提高反应苛刻度、抑制氢转移反应和过裂化反应以及改善提升管底部油气和催化剂的接触效率；在催化剂方面，开发了USY型沸石结合惰性基质或活性基质的催化剂以及不同类型的沸石复合的催化剂。

催化裂化技术虽已取得上述进展，满足了汽油无铅化的要求，提高了汽油的辛烷值，但无论是通过改变工艺条件，还是使用新型的沸石催化剂来提高汽油辛烷值，都是通过提高汽油烯烃含量来增加汽油辛烷值的。目前汽油组分中烯烃含量为35～65重％，这与新配方汽油对烯烃含量的要求相差甚远。液化气组成中烯烃含量更高，大约在70重％左右，其中丁烯是异丁烷的数倍，难以作为烷基化原料。

CN1232069A公开了一种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注入一个包括两个反应区的反应器内，与热的催化剂接触，第一反应区的温度为530～620℃、反应时间为0.5～2.0秒；第二反应区的温度为460～530℃、反应时间为2～30秒下反应，所得到的液化气含异丁烷20～40重％，所得到的汽油含异构烷烃30～45重％，含烯烃低于30重％，其研究法辛烷值为90～93，马达法辛烷值为80～84。在该方法中，第一反应区和第二反应区串联，油气和催化剂顺序地通过上述两个反应区。

在提升管反应器中，油气和催化剂的流速存在差异。一般情况下，油气线速是催化剂线速的2～4倍。正是由于油气和催化剂的流速存在差异，从而影响了产品的选择性，使干气和焦炭的产率增加。为此，USP4797262、USP4832825、USP5582712等公开了一种下流式反应器，使油气和催化剂在同一横截面上的线速基本相等，且沿轴向的线速差异也不大。这样可改善产品选择性，使干气、焦炭产率降低。但由于在下流式反应器中，催化剂在重力的作用下快速向下流动，使得油剂初始接触区的催化剂密度较低，油剂初始接触效果较差，因而这种反应器对烃油原料的裂化能力不够理想。USP5468369公开了一种对油剂初始接触区进行了改进的下流式反应器。该反应器使烃油原料和催化剂在类似于上流式反应器的一段反应管中进行接触，使原料油充分汽化，然后油剂混合物向上流动进入下流式反应器中进行反应。

发明内容

本发明的目的在于提供一种新的制取异丁烷和富含异构烷烃汽油的催化转化方法，同时得到较好的产物分布。

本发明提供的制取异丁烷和富含异构烷烃汽油的催化转化方法如下：预热后的烃油原料注入第一反应区中，与热的催化剂接触并在下列条件下进行反应：反应温度530～620℃、反应压力0.2～1.2Mpa、反应时间0.1～2.0秒、剂油比5～18、水蒸汽与原料油重量比0.05～0.3∶1；反应油气和催化剂的混合物经第一反应区进入第二反应区中，与注入该反应区的冷激介质混合、下行，并在下列条件下进行反应：反应温度420～550℃、反应压力0.2～1.2Mpa、反应时间1.0～20.0秒、剂油比5～30、水蒸汽与原料油重量比为0.05～0.3∶1；分离反应油气和待生催化剂，油气送入后续分离系统，待生催化剂经汽提、再生后返回反应器循环使用。

与现有技术相比，本发明的有益效果主要体现在以下几个方面：1、相对现有的下流式反应器，本发明提供的方法生产的液化气中异丁烷含量较高，汽油族组成中的异构烷烃含量较高，而烯烃含量较低。2、相对现有的制取异丁烷和富含异构烷烃汽油的方法，本发明提供的方法所得到的产物分布较好，干气和焦炭产率下降，而液化气+汽油+柴油产率增加。

附图说明

图1～图4是本发明提供方法的四种实施方式。下面结合附图对本发明所提供的方法予以进一步说明。设备和管线的形状、尺寸不受附图的限制，而应根据具体情况确定。

图1是采用下行式反应器制取异丁烷和富含异构烷烃汽油的流程，热的再生催化剂经再生斜管1进入再生催化剂分布器2流入下行式反应器3顶部。预热后的原料油经管线4与来自管线5的雾化蒸汽按一定比例从反应器3顶部进入，与热催化剂混合接触、汽化并在一定的条件下进行裂化反应。反应物流下行，与来自管线6催化剂混合接触并继续下行，同时发生催化反应，反应后的物流进入旋风分离器7进行气固分离，反应产物经管线8去分离系统。反应后带炭的待生催化剂进入汽提器9，经来自管线10的水蒸汽汽提后由待生斜管11进入再生器12，待生催化剂在来自管线13的空气中烧焦再生，烟气经管线14出再生器12，热的再生催化剂分成二个部分，一部分经再生斜管1返回反应器3顶部循环使用，另一部分最好经催化剂冷却器15和输送管6返回到反应器3中部。

图2是采用带有控制下行式反应器下部催化剂料位高度的反应器制取异丁烷和富含异构烷烃汽油的流程，热的再生催化剂经再生斜管1进入再生催化剂分布器2流入下行式反应器3顶部。预热后的原料油经管线4与来自管线5的雾化蒸汽按一定比例从反应器3顶部进入，与热催化剂混合接触、汽化并在一定的条件下进行裂化反应。反应物流下行，与来自管线6第二股物流混合接触并继续下行，同时发生催化反应，此时反应物流下行速度减慢，进入反应器的密相段，该段可以设置取热设备17，达到降低该部位的温度。反应后的物流流速由滑阀18调节，进入旋风分离器7进行气固分离，反应产物经管线8去分离系统。反应后带炭的待生催化剂进入汽提器9，经来自管线10的水蒸汽汽提后由待生斜管11进入再生器12，待生催化剂在来自管线13的空气中烧焦再生，烟气经管线14出再生器12，热的再生催化剂返回到反应器3顶部，或分成二部分，一部分经再生斜管1返回反应器3顶部循环使用，另一部分最好经催化剂冷却器15和输送管6返回到反应器中部。

图3是采用两个不同的串联下行式反应器制取异丁烷和富含异构烷烃汽油的流程，热的再生催化剂经再生斜管1进入再生催化剂分布器2流入下行式反应器3顶部。预热后的原料油经管线4与来自管线5的雾化蒸汽按一定比例从反应器3顶部进入，与热催化剂混合接触、汽化并在一定的条件下进行裂化反应。反应物流下行，然后沿着一导管19进入下一个反应器20密相段，此时油气上行而催化剂下行，同时第二股物流经管线6注入反应器20的适宜的部位，与该反应器内的油气和催化剂混合接触并继续发生催化反应，该反应器密相段可以设置取热设备17，反应后的物流进入旋风分离器7进行气固分离，反应产物经管线8去分离系统。反应后带炭的待生催化剂经塞阀24进入汽提器9，经来自管线10的水蒸汽汽提后由待生斜管11进入再生器12，待生催化剂在来自管线13的空气中烧焦再生，烟气经管线14出再生器12，热的再生催化剂返回到反应器3顶部，或分成二部分，一部分经再生斜管1返回反应器3顶部循环使用，另一部分最好经催化剂冷却器15和输送管6返回到反应器20。

图4是采用上行式和下行式串联反应器制取异丁烷和富含异构烷烃汽油的流程，热的再生催化剂经再生斜管1进入上行式反应器21低部。预热后的原料油经管线4与来自管线5的雾化蒸汽按一定比例从反应器3顶部进入，与热催化剂混合接触、汽化并在一定的条件下进行裂化反应。反应物流下行，然后沿着一光滑弯管22变为下行，进入下行式反应器23，与来自管线6第二股物流混合接触并继续发生催化反应，管线6位于上行式反应器21和下行式反应器23的连接处或偏下的位置，反应后的物流进入旋风分离器7进行气固分离，反应产物经管线8去分离系统。反应后带炭的待生催化剂进入汽提器9，经来自管线10的水蒸汽汽提后由待生斜管11进入再生器12，待生催化剂在来自管线13的空气中烧焦再生，烟气经管线14出再生器12，热的再生催化剂分成二个部分，一部分经再生斜管1返回反应器19底部循环使用，另一部分最好经催化剂冷却器15和输送管6返回到上行式反应器21和下行式反应器23的连接处或偏下的位置。

具体实施方式

预热后的烃油原料注入第一反应区中，与热的催化剂接触并在下列条件下进行反应：反应温度530～620℃，优选550～600℃；反应压力0.2～1.2MPa，优选0.2～1.0Mpa；反应时间0.1～2.0秒，优选0.2～1.0秒；剂油比5～18，优选6～15；水蒸汽与原料油重量比0.05～0.3∶1，优选0.06～0.25∶1。反应油气和催化剂的混合物经第一反应区进入第二反应区中，与注入该反应区的冷激介质混合、下行，并在下列条件下进行反应：反应温度420～550℃，优选460～500℃；反应压力0.2～1.2MPa，优选0.2～1.0Mpa；反应时间1.0～20.0秒，优选2.0～10.0秒；剂油比5～30，优选6～25；水蒸汽与原料油重量比为0.05～0.3∶1，优选0.06～0.25∶1。分离反应油气和反应后积炭的催化剂，油气送入后续分离系统，进一步分离为各种产品。待生催化剂经水蒸汽汽提后送至再生器烧焦再生，再生后的催化剂返回反应器循环使用。

在本发明提供的方法中，第一反应区和第二反应区可以位于同一反应容器中，也可以分别位于两个反应容器中。例如，若以下行式反应器的顶部为基准，将该反应器的高度作为100％，则第一反应区的高度占该反应器总高度的10～40％，其余部分则为第二反应区。本发明还可以在两个串联的下行式反应器上实施，则每个反应器各为一个反应区。此外，本发明还可以在改进的下行式反应器上实施。例如，为了使下行式反应器的油剂初始接触效果得到改善，可以使烃油与催化剂在设置在下行式反应器内的一段上行式反应管中进行接触，油剂混合物经该反应管的上部出口进入下行式反应器中；在这种改进的下行式反应器中，上行式反应管即为第一反应区，下行式反应器为第二反应区。

本发明适用的烃油原料选自：常压塔顶油、汽油、柴油、常压瓦斯油、减压瓦斯油、常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、脱沥青油以及页岩油中的一种或一种以上的混合物。

本发明适用的催化剂既可以是无定型硅铝催化剂，也可以是分子筛催化剂。采用分子筛催化剂时，其活性组分选自：Y型沸石、HY型沸石、超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石或具有五元环结构的高硅沸石、镁碱沸石中的一种或一种以上的任意比例的混合物。所述沸石可以含稀土和/或磷，也可以不含稀土和磷。

在本发明提供的方法中，第一反应区和第二反应区所采用的催化剂可以是相同的催化剂，也可以是不同的催化剂。当采用不同的催化剂时，它们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。颗粒大小不同的催化剂和/或表观堆积密度不同的催化剂上的活性组分分别选自不同类型沸石，例如，可选自：Y型沸石、HY型沸石、超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石或具有五元环结构的高硅沸石、镁碱沸石中的一种或一种以上的任意比例的混合物。所述沸石可以含稀土和/或磷，也可以不含稀土和磷。颗粒大小不同的催化剂和/或表观堆积密度不同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，以强化烃油的裂化反应；含有稀土Y型沸石的小颗粒的催化剂进入第二反应区，以增加氢转移反应。颗粒大小不同的催化剂和/或表观堆积密度不同的催化剂共同进行汽提和再生，再生后的催化剂根据其物性的不同进行分离，小颗粒的催化剂经冷却进入第二反应区，大颗粒的催化剂进入第一反应区。颗粒大小不同的催化剂是以30～40微米界定的，表观堆积密度不同的催化剂是以0.6～0.7g/cm³界定的。

在本发明提供的方法中，进入第二反应区的冷激介质可以是催化剂，也可以是烃油，还可以是催化剂与烃油的混合物。当以催化剂作为冷激剂时，可以选用：再生剂、半再生剂、待生剂、新鲜剂中的一种或一种以上的混合物。作为冷激剂的再生剂或半再生剂的温度应低于600℃，优选低于550℃，最好是450～500℃。再生剂和半再生剂是待生剂分别经两段再生和一段再生后得到的催化剂。再生剂的碳含量低于0.1重％，最好低于0.05重％。半再生剂的碳含量为0.1～0.9重％，最好为0.15～0.7重％。冷却的再生剂和冷却的半再生剂是经过催化剂冷却器冷却得到的。当以烃油作为冷激剂时，可以选用：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。

为了进一步说明本发明提供的方法，下面列举四种具体的实施方式，但本发明并不因此而受到任何限制。

实施方式一：采用等直径的下行式反应器，热催化剂经催化剂分布器从反应器顶部流入反应器，与注入的预热原料油接触使原料油汽化并发生裂化反应，反应物流下行，与由该反应器中部注入的催化剂混合接触并发生催化反应，反应后的物流进入旋分分离器进行气固分离，反应产物送到后部分离系统进行分离，待生催化剂进入汽提器进行汽提，然后进入再生器进行再生恢复活性得到热再生催化剂，热再生催化剂分成二部分，一部分返回到反应器顶部，另一部分最好经冷却返回到反应器中部。

实施方式二：采用带有控制下行式反应器下部催化剂料位高度的反应器，热催化剂经催化剂分布器从反应器顶部流入提升管，与注入的预热原料油接触使原料油汽化并发生裂化反应，反应物流下行，与由该反应器中部注入的第二股物流混合接触并继续发生催化反应，此时反应物流下行速度减慢，进入反应器的密相段，该段可以设置取热设备，达到降低该部位的温度。反应后的物流进入旋分分离器进行气固分离，反应产物送到后部分离系统进行分离，待生催化剂进入汽提器进行汽提，然后进入再生器进行再生恢复活性得到热再生催化剂，热再生催化剂返回到反应器顶部，或分成二部分，一部分返回到反应器顶部，另一部分最好经冷却返回到反应器中部。

实施方式三：采用两个不同的串联下行式反应器，热催化剂经催化剂分布器从第一个下行式反应器顶部流入反应器，与注入的预热原料油接触使原料油汽化并发生裂化反应，反应物流下行，经导管流入第二下行式反应器的中下部密相流化床，此时油气上行而催化剂下行，同时第二股物流注入第二下行式反应器的适宜的部位，与该反应器内的油气和催化剂混合接触并继续发生催化反应，该反应器密相段可以设置取热设备，达到降低该反应器的温度。上行的油气携带催化剂进入旋分分离器进行气固分离，反应产物送到后部分离系统进行分离，携带催化剂返回反应器，待生催化剂向下流动，经滑阀进入汽提器进行汽提，然后进入再生器进行再生恢复活性得到热再生催化剂，热再生催化剂返回到反应器顶部，或分成二部分，一部分返回到反应器顶部，另一部分最好经冷却返回到反应器中部。

实施方式四：采用上行式和下行式串联反应器，热催化剂输送到上行式反应器底部，与注入的预热原料油接触使原料油汽化并发生裂化反应，反应物流上行，然后沿着一光滑弯管变为下行，在上行式反应器和下行式反应器的连接处或偏下的位置注入的第二股物流，该物流与从上行式反应器来的反应物流混合接触并继续发生催化反应。反应后的物流进入旋分分离器进行气固分离，反应产物送到后部分离系统进行分离，待生催化剂进入汽提器进行汽提，然后进入再生器进行再生恢复活性得到热再生催化剂，热再生催化剂返回到上行式反应器底部，或分成二部分，一部分返回到上行式反应器底部，另一部分最好经冷却返回到上行式反应器和下行式反应器的连接处或偏下的位置。

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、对比例中所使用的原料油和催化剂的性质分别列于表1和表2。表2中的催化剂均由中国石化股份有限公司齐鲁石化公司催化剂厂工业生产。

                            实施例1

本实施例说明采用本发明提供的方法，在中型等直径下行式反应器内制取异丁烷和富含异构烷烃汽油的情况。

预热的原料油D进入下行式反应器内，在水蒸汽存在下，与热的裂化催化剂C接触反应，同时经冷却器降温后的再生催化剂在水蒸汽提升下进入相对于反应器高度40％处，与反应器内的催化剂和油气接触，分离反应产物得到富含异丁烷的液化气和富含异构烷烃的汽油及其它产品，待生催化剂经汽提进入再生器，经烧焦后分为二部分，一部分返回到反应器顶部循环使用，另一部分经冷却返回到反应器中部循环使用。

操作条件、产品分布列于表3，汽油产品的性质列于表4。从表3可以看出，液化气中的异丁烷占24.67重％，从表4可以看出，汽油族组成中的异构烷烃占30.82重％，而烯烃仅占28.43重％。

                            对比例1

与实施例1相比，采用中型上行式等直径提升管反应器，其它条件基本相同。操作条件、产品分布列于表3，汽油的性质列于表4。从表3可以看出，液化气中的异丁烷占27.29重％，从表4可以看出，汽油族组成中的异构烷烃仅占33.74重％，烯烃占26.13重％。与实施例1相比，对比例1虽然液化气和汽油中的异构烷烃略高，但产率分布差于实施例1，在转化率相近下，干气产率高出0.4重％，焦炭产率高出0.56重％。

                           实施例2

本实施例说明当使用不同类型的催化剂时，采用本发明提供的方法制取异丁烷和富含异构烷烃的汽油的情况。

该试验所用的下行式反应器与实施例1中的相同，试验方法与实施例1相同，原料油分别为80％蜡油A和20％焦化蜡油C的混合油、常压渣油D，其性质如表2所示。

操作条件、产品分布和汽油的性质列于表5。从表5可以看出，液化气中的异丁烷占20.73～26.03重％，汽油族组成中的异构烷烃占27.33～34.24重％，而烯烃仅占23.86～29.86重％。

                        实施例3

本实施例说明采用本发明提供的方法，烃类在不同类型的反应器下进行催化转化制取异丁烷和富含异构烷烃的汽油的情况。

该试验所用的反应器为中型等直径的下行式反应器，与实施例1中的相同；中型带有控制下行式反应器下部催化剂料位高度的反应器，示意图如图2所示；中型等直径的下行式反应器串联一密相流化床反应器，示意图如图3所示；中型上行式反应器与下行式反应器串联，示意图如图4所示。

试验在中型等直径的下行式反应器装置上进行时，试验方法与实施例1相同。

试验在中型带有控制下部催化剂料位高度的下行式反应器装置上进行时，预热的原料油D进入下行式反应器内，在水蒸汽存在下，与热的裂化催化剂C接触反应，同时经冷却器降温后的再生催化剂在水蒸汽提升下进入相对于反应器高度40％处，并注入汽油作为冷激剂于反应器，与反应器内的催化剂和油气接触，分离反应产物得到富含异丁烷的液化气和富含异构烷烃的汽油及其它产品，待生催化剂经汽提进入再生器，经烧焦后分为二部分，一部分返回到反应器顶部循环使用，另一部分经冷却返回到反应器中部循环使用。

试验在中型两个不同的串联下行式反应器装置上进行时，预热的原料油D进入下行式反应器内，在水蒸汽存在下，与热的裂化催化剂C接触反应，然后流入下一个下行式反应器，同时注入汽油作为冷激剂于该反应器，与该反应器内的催化剂和油气接触，分离反应产物得到富含异丁烷的液化气和富含异构烷烃的汽油及其它产品，待生催化剂经汽提进入再生器，经烧焦后返回到第一个下行式反应器顶部循环使用。

试验在上行式和下行式串联反应器装置上进行时，预热的原料油D进入上行式反应器内，在水蒸汽存在下，与热的裂化催化剂C接触反应，同时在上行式反应器和下行式反应器的连接处或偏下的位置注入经冷却器降温后的再生催化剂，与反应器内的催化剂和油气接触，分离反应产物得到富含异丁烷的液化气和富含异构烷烃的汽油及其它产品，待生催化剂经汽提进入再生器，经烧焦后分为二部分，一部分返回到上行式反应器底部循环使用，另一部分经冷却返回到上行式反应器和下行式反应器的连接处或偏下的位置。

操作条件、产品分布列于表6。从表6可以看出，液化气中的异丁烷占24.67～29.89重％，汽油族组成中的异构烷烃占31.49～38.67重％，而烯烃占15.18～28.43重％。

表1

原料油编号	A	B	C	D	E
						原料油名称密度(20℃)，千克/米3运动粘度，毫米2/秒80℃100℃残炭，重％凝点，℃碱性氮，ppm总氮，重％硫，重％碳，重％氢，重％重金属含量，ppm镍钒铁铜钠馏程，℃初馏点10％30％50％70％90％终馏点	蜡油873.013.018.040.15503400.100.07386.513.24＜0.1＜0.154＜0.1-346411437462489523546	蜡油890.57.935.080.7400.160.5385.0012.620.160.15--0.45242322380410437480516	焦化蜡油869.66.664.540.843319200.290.1386.5513.030.70＜0.10.80＜0.1238328363382409429-	常压渣油897.454.2030.024.5470.270.1486.2612.915.2＜0.14.2＜0.15.5324408486----	减压渣油920.9114.48.2250.330.2186.9112.558.80.11.8＜0.13.0415545-----

表2

催化剂编号商品牌号沸石类型化学组成，重％氧化铝氧化钠氧化铁表观密度，千克/米3孔体积，毫升/克比表面积，米2/克磨损指数，重％时-1筛分组成，重％0～40微米40～80微米＞80微米微反活性

ACRC-1REY26.50.190.094500.412044.27.343.749.070

BRHZ-200REHY33.00.291.15600.552153.215.255.129.768

CZCM-7USY46.40.220.326900.38164-4.847.947.369

DRAG-1REY+USY+ZRP44.60.136200.362322.513.154.932.066

表3

反应压力，MPa反应温度，℃第一反应区第二反应区停留时间，秒第一反应区第二反应区剂油比第一反应区第二反应区水油比产品分布，重％干气液化气其中异丁烷汽油轻柴油重柴油焦炭损失

实施例10.25505000.51.07.012.00.13.0523.025.6847.4112.567.026.900.04

对比例10.25505001.03.06.09.00.13.4523.126.3146.9512.026.967.460.04

表4

	实施例1	对比例1
			密度(20℃)，千克/米3辛烷值RONMON诱导期，分钟实际胶质，毫克/100毫升硫，ppm氮，ppm碳，重％氢，重％馏程，℃初馏点10％30％50％70％90％干点族组成，重％烷烃正构烷烃异构烷烃环烷烃烯烃芳烃	720.692.080.876562656486.3213.514459709112516819735.144.3230.827.6528.4328.78	716.492.180.388642805386.1413.694356678912316519638.394.6533.747.8626.1327.62

表5

催化剂名称	A	B	C	D	C
						原料油反应温度，℃第一反应区第二反应区反应时间，秒第一反应区第二反应区剂油比第一反应区第二反应区水油比产品分布，重％干气液化气其中异丁烷汽油轻柴油重柴油焦炭损失汽油辛烷值RONMON汽油族组成，重％烷烃正构烷烃异构烷烃环烷烃烯烃芳烃	80％A+20％C5404800.51.06.010.00.051.8513.463.2447.6021.3711.664.040.0288.979.840.797.2633.538.8624.7025.65	80％B+20％C5404800.51.06.010.00.051.6114.023.6548.8120.6510.903.980.0389.678.740.786.5434.249.1423.8626.22	D5505000.51.07.012.00.103.0523.025.6847.4112.567.026.900.0492.080.835.144.3230.827.6528.4328.78	D5605100.81.68.014.00.103.4530.156.2541.9410.365.648.400.0692.681.530.194.0126.186.7628.4534.60	E5505001.02.08.014.00.154.0222.765.1643.4212.648.118.990.0692.881.231.784.4527.337.8629.8630.50

表6

反应器类型	等直径下行式反应器	带有控制下部催化剂料位高度的下行式反应器	下行式反应器串联一密相流化床反应器	上行式反应器与下行式反应器串联
					冷激介质反应压力，MPa反应温度，℃第一反应区第二反应区反应时间，秒第一反应区第二反应区剂油比第一反应区第二反应区水油比产品分布，重％干气液化气其中异丁烷汽油轻柴油重柴油焦炭损失汽油辛烷值RONMON汽油族组成，重％烷烃正构烷烃异构烷烃环烷烃烯烃芳烃	冷却的催化剂0.25505000.51.07.012.00.103.0523.025.6847.4112.567.026.900.0492.080.835.144.3230.827.6528.4328.78	冷却的催化剂和汽油0.65504900.52.07.010.00.103.1023.866.7247.0511.236.977.760.0391.381.243.244.7838.467.1220.3229.32	汽油0.35504800.512.05.05.00.102.9622.956.8647.8412.866.047.320.0392.381.343.634.9638.677.4315.1833.76	冷却的催化剂0.25505001.01.07.012.00.103.2024.216.5646.2612.067.237.020.0292.180.635.874.3831.497.7125.7830.64

Claims (13)

1、一种制取异丁烷和富含异构烷烃汽油的催化转化方法，其特征在于预热后的烃油原料注入第一反应区中，与热的催化剂接触并在下列条件下进行反应：反应温度530～620℃、反应压力0.2～1.2Mpa、反应时间0.1～2.0秒、剂油比5～18、水蒸汽与原料油重量比0.05～0.3∶1；反应油气和催化剂的混合物经第一反应区进入第二反应区中，与注入该反应区的冷激介质混合、下行，并在下列条件下进行反应：反应温度420～550℃、反应压力0.2～1.2Mpa、反应时间1.0～20.0秒、剂油比5～30、水蒸汽与原料油重量比为0.05～0.3∶1；分离反应油气和待生催化剂，油气送入后续分离系统，待生催化剂经汽提、再生后返回反应器循环使用。

2、按照权利要求1的方法，其特征在于所述的烃油原料选自：常压塔顶油、汽油、柴油、常压瓦斯油、减压瓦斯油、常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、脱沥青油以及页岩油中的一种或一种以上的混合物。

3、按照权利要求1的方法，其特征在于所述催化剂的活性组份选自：Y型沸石、HY型沸石、超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石或具有五元环结构的高硅沸石、镁碱沸石中的一种或一种以上的任意比例的混合物。

4、按照权利要求3的方法，其特征在于所述催化剂的活性组份可以含稀土和/或磷，也可以不含稀土和磷。

5、按照权利要求1的方法，其特征在于所述的第一反应区和第二反应区可以位于同一反应容器中，也可以分别位于两个反应容器中。

6、按照权利要求5的方法，其特征在于当第一反应区和第二反应区位于同一反应容器中时，第一反应区的高度占该反应容器总高度的10～40％，其余部分为第二反应区。

7、按照权利要求5的方法，其特征在于当第一反应区和第二反应区位于一内部设有上行式反应管的下行式反应器中时，上行式反应管为第一反应区，下行式反应器为第二反应区。

8、按照权利要求1的方法，其特征在于所述冷激介质选自：催化剂、烃油或催化剂与烃油的混合物。

9、按照权利要求8的方法，其特征在于所述冷激介质选自：再生剂、半再生剂、待生剂、新鲜剂中的一种或一种以上的混合物，且冷激介质的温度低于600℃。

10、按照权利要求8的方法，其特征在于所述冷激介质选自：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。

11、按照权利要求1的方法，其特征在于烃油在第一反应区的反应条件为：反应温度550～600℃、反应压力0.2～1.0Mpa、反应时间0.2～1.0秒、剂油比6～15、水蒸汽与原料油重量比0.06～0.25∶1。

12、按照权利要求1的方法，其特征在于烃油在第二反应区的反应条件为：反应温度460～500℃、反应压力0.2～1.0Mpa、反应时间2.0～10.0秒、剂油6～25、水蒸汽与原料油重量比为0.06～0.25∶1。

13、按照权利要求1的方法，其特征在于所述第一反应区和第二反应区内的催化剂是颗粒大小不同和/或表观堆积密度不同的催化剂。

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