CN1498946A - 催化汽油改质降烯烃的方法和装置 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种催化汽油改质降烯烃的方法和装置，将催化汽油改质后的高活性、低温度的待生催化剂引入一个新加的催化剂混合罐中，同时将高温再生催化剂从原再生器引入，还把原催化裂化装置正常需要置换的未参与反应的催化剂引入，三股催化剂物流在从催化剂混合罐底部引入的流化空气的流化作用下混合，同时进行烧焦反应，混合后的催化剂温度降低，将较低温度的催化剂引入流态化辅助改质反应器中，用较低的汽油与催化剂混合温度和较高的剂油比来对催化裂化汽油馏分进行改质，以达到降低烯烃含量并增加辛烷值的目的，同时保证较高的轻油收率，并且能够大幅度地减少改质过程的液化气和干气的收率，同时，流程简单，易于实现，且易于控制，操作稳定。

Description

催化汽油改质降烯烃的方法和装置

技术领域

本发明涉及石油烃的催化转化工艺方法，特别是指催化裂化汽油改质降低烯烃含量的催化转化工艺技术，属于石油化工技术领域。

背景技术

烯烃的辛烷值较高，但化学性质活泼，挥发后和大气中NO_x混合在一起，经太阳紫外线照射形成以臭氧为主的有毒光化学烟雾，对大气造成严重污染；另外，汽油中烯烃含量高时，会引起电喷发动机喷嘴、进料阀积炭严重，导致控制偏差，造成燃油消耗增加。因此，近年来随着环保标准的日益严格，美国、日本及欧洲各国相继颁发了新的汽油标准。我国也对汽油标准进行了重大调整。1999年我国环保局制定了“车用汽油有害物质标准”，要求汽油中的烯烃含量≯35(v)％，辛烷值(研究法)≮90，芳烃含量≯40(v)％，硫含量≯800ppm，并规定2003年1月1日起在全国范围内实施。由于我国车用汽油以催化裂化汽油为主，而催化裂化汽油中烯烃含量达到50％-60％，远高于新配方的汽油标准。因此，降低汽油中的烯烃含量成为当前炼油工业中的迫切任务。目前，炼油工业一般采用的措施有许多，包括：催化原料预加氢处理，改善产品质量；催化裂化采用降烯烃催化剂，可使汽油烯烃含量下降8-10个体积百分点，轻烯烃产率和辛烷值基本不变，并且优化催化裂化装置操作条件，降低催化汽油烯烃含量。但是这些方法效果是有限的，汽油烯烃含量最大下降10-12个体积百分点，不能满足汽油新标准的要求。对催化裂化汽油进行单独改质也是降低催化裂化汽油烯烃含量的主要手段，如轻汽油醚化、催化裂化汽油脱硫降烯烃、催化裂化汽油加氢异构芳构化、催化裂化汽油加氢脱硫一重整等，这些方法和技术或者工艺复杂、投资大，或者技术不成熟，没有实现工业化应用。

针对炼油行业的重大需求，为了有效地降低催化裂化汽油的烯烃含量，达到环保法规和汽油新标准的要求，已经提出了在常规催化裂化装置上设立辅助提升管反应器对催化裂化汽油进行进一步的改质，并已经申请了相关的专利，包括：《简易的催化裂化汽油改质降烯烃的方法及装置》(申请号：02116786.9)、《降低催化裂化汽油烯烃含量的方法及系统》(申请号：02123817.0)、《催化裂化汽油深度降烯烃增辛烷值的改质方法和装置》(申请号：02123655.0)、《降低催化裂化汽油烯烃含量并保持辛烷值的方法及系统》(申请号：02123494.9)、《催化汽油降烯烃提高辛烷值的改质方法和装置》(申请号：02123658.9)和《降低催化裂化汽油烯烃含量的方法及装置》(申请号：02116787.7)。这些降低催化裂化汽油烯烃含量的方法和装置由于采用了辅助提升管反应器，从工艺过程上看是高温再生催化剂与常温液相的催化汽油进行混合接触，进行氢转移、芳构化、异构化和裂化的改质反应，因此该过程的裂化气产率较高，其中主要是液化气，从而导致汽油收率及轻质油收率降低。对于液化气市场不好的炼油企业，这一结果是不理想的。分析原因主要是油剂的初始接触混合温度较高引起的。为此，又在发明专利《轻油收率高的催化汽油改质降烯烃的方法和装置》(申请号：02146136.8)中提出了另外两种辅助改质反应器的形式，即快速床型和湍动床型辅助改质反应器形式，以实现高轻油收率的催化汽油改质降烯烃过程。至此，已经提出了四种流态化形式的催化汽油改质反应器：提升管反应器、提升管加湍动床反应器、快速床反应器以及湍动床反应器。并且，为了催化汽油改质油气的有效分离和改质过程待生剂的有效分离和汽提，在发明专利《催化裂化汽油深度降烯烃增辛烷值的改质方法和装置》(申请号：02123655.0)、《催化汽油降烯烃提高辛烷值的改质方法和装置》(申请号：02123658.9)、《降低催化裂化汽油烯烃含量的方法及装置》(申请号：02116787.7)、《降低催化裂化汽油烯烃含量并保持辛烷值的方法及系统》(申请号：02123494.9)和《轻油收率高的催化汽油改质降烯烃方法和装置》(申请号：02146136.8中的催化汽油改质反应器都设有自己单独的沉降器段，催化剂汽提后返回原催化裂化装置的再生器。

考虑到油剂的初始接触混合温度较高引起的轻油收率下降的问题，需要对上述催化裂化汽油改质降烯烃的方法和装置加以改进，以进一步完善上述发明专利的方法和装置，解决当前汽油升级换代过程中所遇到的问题。

发明内容

本发明的目的在于提供一种催化汽油改质降烯烃的方法和装置，以降低烯烃含量并增加辛烷值，同时保证较高的轻油收率，并且能够大幅度地减少改质过程的液化气和干气的收率。

本发明的目的是通过以下技术方案实现的：

一种催化汽油改质降烯烃的方法，至少包括如下步骤：

步骤一：将重油催化裂化装置的再生催化剂、来自汽油改质反应器的部分待生催化剂和未参与反应的催化剂同时引入催化剂混合罐中混合，该混合催化剂在从混合罐底部引入的空气的流化作用下，进行烧焦反应，然后返回催化裂化装置的再生器；

步骤二：将温度降低的催化剂引入辅助的流态化催化改质反应器中，与催化裂化汽油馏分混合进行改质反应；

步骤三：改质反应结束后，将改质油气送入分馏系统进行各馏分的分离，催化剂一部分返回重油催化裂化装置的再生器，另一部分注入到催化剂混合罐。

催化裂化汽油至少包括粗汽油全馏分或粗汽油轻馏分(＜80-110℃)或粗汽油重馏分(＞60-80℃)。

粗汽油轻馏分先进行改质，然后再与相应的汽油馏分混合。

催化剂为原重油催化裂化装置的催化剂，至少包括无定型硅铝催化剂或分子筛催化剂。

改质油气与主提升管反应器的油气混合后进入原催化裂化装置的主分馏塔而分离成富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油、油浆；或者进入单独的分馏系统进行分离。

一种催化汽油改质降烯烃的装置，至少包括一重油催化裂化装置，该装置连接一分馏装置，其中，重油催化裂化装置的再生器通过一连接斜管将再生催化剂送到催化剂混合罐的底部，再通过另一连接斜管连接该混合罐顶部将催化剂送回再生器；该混合罐通过一连接斜管将催化剂从辅助的流态化改质反应器汽提段送入混合罐，并通过又一连接斜管将催化剂送入该改质反应器底部，该改质反应器用于改质催化裂化汽油馏分。

辅助的流态化催化改质反应器包括提升管反应器或提升管加湍动床反应器或湍动床反应器或快速床反应器。

使用提升管反应器时，改质反应条件为：

反应温度：350-550℃，汽油原料预热温度：40-200℃，催化剂油料重量比：2-20，催化剂活性：55-65，反应时间：2.0-10.0s，反应压力：0.1-0.4Mpa；

使用提升管加湍动床反应器时，改质反应条件为：

反应温度：350-500℃，汽油原料预热温度：40-200℃，催化剂油料重量比：2-20，催化剂活性：55-65，提升管段的反应时间：1.0-10.0s，流化床重量空速：1-1000/小时，反应压力：0.1-0.4Mpa；

使用湍动床反应器时，改质反应条件为：

反应温度：350-500℃，汽油原料预热温度：40-300℃，催化剂活性：50-65，湍动床重量空速：1-1000/小时，反应压力：0.1-0.4Mpa；

使用快速床反应器时，改质反应条件为：

反应温度为350-500℃，汽油原料预热温度为40-300℃，催化剂活性为50-65，床层线速为0.6-2.5m/s，反应时间为0.1-10.0分钟，反应压力为0.1-0.4Mpa。

辅助的流态化催化改质反应器设有独立的沉降系统和汽提系统，分别用于催化剂的沉降和汽提。

分馏装置为催化裂化装置的分馏装置或单独的分馏装置。

分馏装置至少包括常规冷凝系统和二级冷凝系统，该二级冷凝系统用来获取粗汽油全馏分或粗汽油轻馏分或粗汽油重馏分。

通过以上技术方案，本发明具有如下效果：

本发明的工艺技术的优点为对原催化裂化装置的改动最小，流程简单，易于实现，且易于控制，操作稳定。可以将催化裂化汽油烯烃含量降低到25(v)％以下，可以达到环保标准的要求。

附图说明

图1为分馏系统经过改进的原有重油催化裂化工艺流程图；

图2为本发明的工艺流程第一实施例示意图；

图3为本发明的工艺流程第二实施例示意图；

图4为本发明的工艺流程第三实施例示意图；

图5为本发明的工艺流程第四实施例示意图。

具体实施方式

以下结合附图和具体实施例，对本发明进行详细说明：

分馏塔塔顶二级冷凝系统是在原有分馏塔顶常规冷凝冷却系统上经过改变设计建立起来的。在对粗汽油轻馏分或粗汽油重馏分进行改质时，可以按二级冷凝操作，在对粗汽油全馏分进行改质时，可以按常规冷凝冷却操作。如果是对催化裂化粗汽油重馏分进行改质，那么相应的粗汽油轻馏分可以直接与汽油馏分混合，也可以进行改质后(如醚化、异构芳构化等)再与汽油馏分混合。此部分流程可见图1，也可参见发明专利“降低催化裂化汽油烯烃含量的方法及系统”，申请号：02123817.0。简述如下：由分馏塔1的顶部出来油气2(包括粗汽油和富气)，经过冷凝器3冷凝冷却到合适温度(如果是对催化裂化粗汽油重馏分进行改质，此温度为50-60℃；如果是对催化裂化粗汽油轻馏分进行改质，此温度为62-80℃)后进入分离罐4进行油水气的分离，凝结水5由凝结水泵6抽离分离罐4。冷凝下来的液体产物是粗汽油重馏分7，经过重馏分汽油泵8从分离罐4中抽出，一部分作为分馏塔1的顶部回流9，另一部分10经过冷却器11进一步冷却至40℃。

若对粗汽油全馏分改质方案，这时阀门23、30和31打开，阀门24关闭，粗汽油重馏分10和粗汽油轻馏分21混合成粗汽油全馏分22后取一定的合适量25进入新增设的新型催化改质反应器进行改质，其余部分26进入吸收稳定系统；若对粗汽油重馏分改质方案，这时阀门23、24和30都打开，阀门31关闭，通过流量控制取一定合适量的粗汽油重馏分27直接进入新增设的新型催化改质反应器进行改质，其余部分28与粗汽油轻馏分21混合成粗汽油全馏分22后进入吸收稳定系统，这时轻汽油21可以直接与粗汽油重馏分28混合后进入吸收稳定系统，也可以先进行如轻汽油醚化、异构芳构化等方面的改质后，再与粗汽油重馏分28混合后进入吸收稳定系统。若对粗汽油轻馏分进行改质，这时阀门23、29和30都打开，阀门24和31关闭，通过流量控制取一定合适量的粗汽油轻馏分32直接进入新增设的新型催化改质反应器进行改质，其余部分与粗汽油重馏分28混合成粗汽油全馏分22后进入吸收稳定系统。

从分离罐4中出来的未冷凝油气12经过冷凝器13冷凝冷却到40℃后进入分离罐14进行油水气的分离，凝结水15由凝结水泵16抽离分离罐14。从分离罐14中出来的未冷凝油气为富气17，进入富气压缩机。由气压机机间分离罐分离出来的凝析油18返回到分离罐14。分离罐14中冷凝下来的液体产物是粗汽油轻馏分19由轻馏分汽油泵20抽出成为粗汽油轻馏分21。

原催化裂化反应系统的操作不变，即含有雾化蒸汽的原料33从底部进入主提升管34与来自再生器35由水蒸气36提升的高温再生催化剂37在反应温度为460-530℃，重油原料预热温度为160-250℃，催化剂油料重量比为5-8，催化剂活性为50-65，反应时间为2.5-3.0s，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，油气、水蒸气与催化剂一起通过主提升管反应器34，到主提升管反应器出口由高效气固快速分离装置38和沉降器顶旋39将主反应油气42和催化剂分开，催化剂经过沉降器40进入汽提段41，经过汽提后进入再生器35。在催化汽油改质油气单独分离方案中，主反应油气42(即43)离开沉降器40进入主分馏塔1底部进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油、油浆的分离。在催化汽油改质油气不单独分离的方案中，主反应油气42与新型催化改质反应器出口油气混合成油气43离开沉降器40进入主分馏塔1底部进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油、油浆的分离。

实施例1：辅助的流态化催化改质反应器为提升管反应器。

本发明流程可见图2，简述如下：在原催化裂化装置再生器35连设一个催化剂混合罐45，用再生器35上设立的一引出高温再生催化剂物流的斜管46将再生催化剂引到催化剂混合罐45的底部，同时还把原催化裂化装置正常需要置换的未参与反应的催化剂47引入催化剂混合罐45，由增设的催化汽油改质辅助反应系统来的催化汽油改质后的高活性、低温度的待生催化剂经斜管48也引入该催化剂混合罐45中，三股催化剂物流在催化剂混合罐45底部引入的流化空气49的流化下，一边混合，一边进行烧焦反应，夹带着少量催化剂的流化介质经过管线50返回原催化裂化装置再生器35中。混合后的温度降低的催化剂经斜管51引入增设的辅助提升管反应器520底部，由预提升蒸汽53向上提升，然后与含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分54(即图1中的催化裂化粗汽油全馏分25或粗汽油重馏分(＞60-80℃)27或粗汽油轻馏分(＜80-110℃)32在反应温度为350-550℃，汽油原料预热温度为40-200℃，催化剂油料重量比为2-20，催化剂活性为55-65，反应时间为2.0-10.0s，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，油气、水蒸气与催化剂一起通过辅助改质提升管反应器520，到改质提升管反应器出口由高效气固快速分离装置55将改质油气和催化剂分开，催化剂进入新设沉降器56和汽提段57，经过汽提蒸汽58汽提后经过斜管48进入催化剂混合罐45。改质油气59离开沉降器56后，并入原催化裂化装置的大油气管线，与主提升管反应器的反应油气混合后进入主分馏塔下部进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油和油浆的分离。

实施例2：辅助的流态化催化改质反应器为提升管加湍动床反应器。

参见图3的发明流程，简述如下：在原催化裂化装置再生器35连设一个催化剂混合罐45，用再生器35上设立的一引出高温再生催化剂物流的斜管46将再生催化剂引到催化剂混合罐45的底部，同时还把原催化裂化装置正常需要置换的未参与反应的催化剂47引入催化剂混合罐45，由增设的催化汽油改质辅助反应系统来的催化汽油改质后的高活性、低温度的待生催化剂经斜管48也引入该催化剂混合罐45中，三股催化剂物流在催化剂混合罐45底部引入的流化空气49的流化下，一边混合，一边进行烧焦反应，夹带着少量催化剂的流化介质经过管线50返回原催化裂化装置再生器35中。混合后的温度降低的催化剂经斜管51引入增设的混合流态化反应器521底部，由预提升蒸汽5 3向上提升，然后与含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分54(即图1中的催化裂化粗汽油全馏分25或粗汽油重馏分(＞60-80℃)27或粗汽油轻馏分(＜80-110℃)32在反应温度为350-500℃，汽油原料预热温度为40-200℃，催化剂油料重量比为2-20，催化剂活性为55-65，提升管段的反应时间为1.0-10.0s，流化床重量空速为1-1000/小时，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，油气、水蒸气与催化剂一起通过混合流态化催化改质反应器521，改质油气与催化剂在新设沉降器55中分开，催化剂进入汽提段56，经过汽提蒸汽57汽提后变为待生催化剂经过斜管48进入催化剂混合罐45。改质油气58离开沉降器56后，并入原催化裂化装置的大油气管线，与主提升管反应器的反应油气混合后进入主分馏塔下部进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油和油浆的分离。

实施例3：辅助的流态化催化改质反应器为湍动床反应器。

参见图4的发明流程，简述如下：原催化裂化装置再生器35连设一个催化剂混合罐45，用再生器35上设立的一引出高温再生催化剂物流的斜管46将再生催化剂引到催化剂混合罐45的底部，同时还把原催化裂化装置正常需要置换的未参与反应的催化剂47引入催化剂混合罐45，由增设的催化汽油改质辅助反应系统来的催化汽油改质后的高活性、低温度的待生催化剂经斜管48也引入该催化剂混合罐45中，三股催化剂物流在催化剂混合罐45底部引入的流化空气49的流化下，一边混合，一边进行烧焦反应，夹带着少量催化剂的流化介质经过管线50返回原催化裂化装置再生器35中。混合后的温度降低的催化剂经斜管51引到催化剂提升管60，再由提升蒸汽53通过催化剂提升管60提升到增设催化改质反应器522内形成反应床层61，催化剂提升管60的上喷口在反应床层61的顶部，含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分54(即图1中的催化裂化粗汽油全馏分25或粗汽油重馏分(＞60-80℃)27或粗汽油轻馏分(＜80-110℃)32通过喷头进入催化改质反应器床层61的下部，与床层61中的催化剂进行接触、气化、混合和反应。在增设催化改质反应器522的反应床层61内，维持反应温度为350-500℃，汽油原料预热温度为40-300℃，催化剂活性为50-65，湍动床重量空速为1-1000/小时，反应压力为0.1-0.4MPa。改质反应后的催化剂进入催化改质反应器522的汽提段57，与自汽提段57底部引入的汽提蒸汽58进行逆流接触，以汽提出催化剂夹带的油气。汽提后的催化剂由新设的待生斜管48进入催化剂混合罐45。反应后的改质油气进入催化改质反应器522的沉降段56，再进入顶部旋风分离器551与携带的催化剂进行分离，完全与催化剂分离的改质油气59离开催化改质反应器后，并入原催化裂化装置的大油气管线，与主提升管反应器的反应油气混合后进入主分馏塔下部进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油和油浆的分离。

实施例4：辅助的流态化催化改质反应器为快速床反应器。

参见图5的发明流程，简述如下：原催化裂化装置再生器35连设一个催化剂混合罐45，用再生器35上设立的一引出高温再生催化剂物流的斜管46将再生催化剂引到催化剂混合罐45的底部，同时还把原催化裂化装置正常需要置换的未参与反应的催化剂47引入催化剂混合罐45，由增设的催化汽油改质辅助反应系统来的催化汽油改质后的高活性、低温度的待生催化剂经斜管48也引入该催化剂混合罐45中，三股催化剂物流在催化剂混合罐45底部引入的流化空气49的流化下，一边混合，一边进行烧焦反应，夹带着少量催化剂的流化介质经过管线50返回原催化裂化装置再生器35中。混合后的温度降低的催化剂经斜管51引入快速床523的中部，在快速床523内形成较密的流动床层，含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分54(即图1中的催化裂化粗汽油全馏分25或粗汽油重馏分(＞60-80℃)27或粗汽油轻馏分(＜80-110℃)32通过喷头进入催化改质反应器快速床523的底部，与快速床523中的催化剂进行接触、气化、混合和反应。在增设催化改质反应器523内，维持反应温度为350-500℃，汽油原料预热温度为40-300℃，催化剂活性为50-65，床层线速为0.6-2.5m/s，反应时间为0.1-10.0分钟，反应压力为0.1-0.4MPa。然后，反应油气和催化剂进入催化改质反应器的稀相提升管62，再通过设在稀相提升管顶部的出口快分装置63将催化剂和反应油气分开，催化剂进入汽提段57，与自汽提57底部引入的汽提蒸汽58进行逆流接触，以汽提出催化剂夹带的油气。汽提后的催化剂由新设的待生斜管48进入催化剂混合罐45。反应后的改质油气进入催化改质反应器523的沉降段56，再进入顶部旋风分离器551与携带的催化剂进行分离，完全与催化剂分离的改质油气59离开催化改质反应器后，并入原催化裂化装置的大油气管线，与主提升管反应器的反应油气混合后进入主分馏塔下部进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油和油浆的分离。

本发明所用的催化剂可以是适用于催化裂化过程的任何催化剂，即催化裂化汽油改质反应由原重油催化裂化装置催化剂实现。例如，无定型硅铝催化剂或分子筛催化剂，其中，分子筛催化剂的活性组分选自含或不含稀土和/或磷的Y型或HY型沸石、含或不含稀土和/或磷的超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石或具有五元环结构的高硅沸石、β沸石、镁碱沸石中的一种或多种。

Claims (11)

1、一种催化汽油改质降烯烃的方法，其特征在于：至少包括如下步骤：

步骤一：将重油催化裂化装置的再生催化剂、来自汽油改质反应器的部分待生催化剂和未参与反应的催化剂同时引入催化剂混合罐中混合，该混合催化剂在从混合罐底部引入的空气的流化作用下，进行烧焦反应，然后返回催化裂化装置的再生器；

步骤二：将温度降低的催化剂引入辅助的流态化催化改质反应器中，与催化裂化汽油馏分混合进行改质反应；

步骤三：改质反应结束后，将改质油气送入分馏系统进行各馏分的分离，催化剂一部分返回重油催化裂化装置的再生器，另一部分注入到催化剂混合罐。

2、根据权利要求1所述的催化汽油改质降烯烃的方法，其特征在于：所述的催化裂化汽油至少包括粗汽油全馏分或粗汽油轻馏分(＜80-110℃)或粗汽油重馏分(＞60-80℃)。

3、根据权利要求1或2所述的催化汽油改质降烯烃的方法，其特征在于：所述的粗汽油轻馏分先进行改质，然后再与相应的汽油馏分混合。

4、根据权利要求1所述的催化汽油改质降烯烃的方法，其特征在于：所述的催化剂为原重油催化裂化装置的催化剂，至少包括无定型硅铝催化剂或分子筛催化剂。

5、根据权利要求1所述的催化汽油改质降烯烃的方法，其特征在于：改质油气与主提升管反应器的油气混合后进入原催化裂化装置的主分馏塔而分离成富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油、油浆；或者进入单独的分馏系统进行分离。

6、一种催化汽油改质降烯烃的装置，至少包括一重油催化裂化装置，该装置连接一分馏装置，其特征在于：重油催化裂化装置的再生器通过一连接斜管将再生催化剂送到催化剂混合罐的底部，再通过另一连接斜管连接该混合罐顶部将催化剂送回再生器；该混合罐通过一连接斜管将催化剂从辅助的流态化改质反应器汽提段送入混合罐，并通过又一连接斜管将催化剂送入该改质反应器底部，该改质反应器用于改质催化裂化汽油馏分。

7、根据权利要求6所述的催化汽油改质降烯烃的装置，其特征在于：所述的辅助的流态化催化改质反应器包括提升管反应器或提升管加湍动床反应器或湍动床反应器或快速床反应器。

8、根据权利要求7所述的催化汽油改质降烯烃的装置，其特征在于：

使用提升管反应器时，改质反应条件为：

反应温度：350-550℃，汽油原料预热温度：40-200℃，催化剂油料重量比：2-20，催化剂活性：55-65，反应时间：2.0-10.0s，反应压力：0.1-0.4Mpa；

使用提升管加湍动床反应器时，改质反应条件为：

反应温度：350-500℃，汽油原料预热温度：40-200℃，催化剂油料重量比：2-20，催化剂活性：55-65，提升管段的反应时间：1.0-10.0s，流化床重量空速：1-1000/小时，反应压力：0.1-0.4Mpa；

使用湍动床反应器时，改质反应条件为：

反应温度：350-500℃，汽油原料预热温度：40-300℃，催化剂活性：50-65，湍动床重量空速：1-1000/小时，反应压力：0.1-0.4Mpa；

使用快速床反应器时，改质反应条件为：

反应温度为350-500℃，汽油原料预热温度为40-300℃，催化剂活性为50-65，床层线速为0.6-2.5m/s，反应时间为0.1-10.0分钟，反应压力为0.1-0.4Mpa。

9、根据权利要求6或7所述的催化汽油改质降烯烃的装置，其特征在于：所述的辅助的流态化催化改质反应器设有独立的沉降系统和汽提系统，分别用于催化剂的沉降和汽提。

10、根据权利要求6所述的催化汽油改质降烯烃的装置，其特征在于：所述的分馏装置为催化裂化装置的分馏装置或单独的分馏装置。

11、根据权利要求6所述的催化汽油改质降烯烃的装置，其特征在于：所述的分馏装置至少包括常规冷凝系统和二级冷凝系统，该二级冷凝系统用来获取粗汽油全馏分或粗汽油轻馏分或粗汽油重馏分。

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