CN1511927A

CN1511927A - 双反再系统汽油高品质化与重油催化裂化耦合装置和方法

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Publication number: CN1511927A
Application number: CNA021594708A
Authority: CN
Inventors: 高金森; 徐春明; 白跃华
Original assignee: China University of Petroleum Beijing
Current assignee: China University of Petroleum Beijing
Priority date: 2002-12-31
Filing date: 2002-12-31
Publication date: 2004-07-14
Anticipated expiration: 2022-12-31
Also published as: CN1266255C

Abstract

一种双反再系统汽油高品质化与重油催化裂化耦合装置和方法，包括原催化裂化装置的第一再生器，旁边设立专用催化剂再生的第二再生器，将第一再生器的高温烟气引入第二再生器的底部，为催化汽油高品质化改质反再系统补充热量，第二再生器的底部安装空气管道引入空气，使专用催化剂流态化并在第二再生器中进行再生；再生后的专用催化剂进入催化汽油高品质化改质反应器与催化裂化汽油馏分进行接触、气化、混合和反应。本发明将常规重油催化裂化装置的过剩热量为热量不足的催化汽油高品质化过程所用，烯烃含量可降低至20v％以下，硫含量降低60～70％，辛烷值提高到95以上，满足了环保法规要求。

Description

双反再系统汽油高品质化与重油催化裂化耦合装置和方法

技术领域

本发明涉及一种石油烃的催化转化工艺方法，属于石油化工领域。具体地说，涉及一种重油催化裂化与催化裂化汽油改质降低烯烃含量、硫含量、提高辛烷值的催化转化工艺相耦合的方法。

背景技术

随着环保要求的日益严格，美国、欧洲和日本汽车工业协会在1998年提出了汽车燃料质量的国际统一标准，要求汽油的烯烃含量不大于10％、苯含量不大于1.0％、芳烃含量不大于35％、硫含量不大于30ppm。1999年12月中国国家环保局制定了“车用汽油有害物质标准”，要求汽油烯烃含量不大于35(v)％，辛烷值(研究法)不小于90，芳烃含量不大于40(v)％，硫含量不大于800ppm，并且规定2003年1月1日起在全中国范围内实施。

从目前汽油质量标准的发展趋势来看，在烯烃含量要求进一步降低的同时，辛烷值的提高也会很快成为新的标准要求。从炼油企业来讲，汽油产品辛烷值的提高意味着经济效益的提高，而且，高标号汽油的市场也越来越好。预计在2005年后，汽油质量将实行更严格的标准，烯烃含量要求在20(v)％以下，辛烷值在95以上，同时，硫含量要求更低，在30ppm以下。

为了达到相应的质量标准，主要从“配方”着手，即利用多种工艺生产汽油，然后将多种汽油进行调配。一般含烯烃的催化裂化汽油约占1/3以下，含芳烃但不含烯烃的重整汽油约占1/3以上，其它既不含烯烃又不含芳烃的烷基化、异构化、醚化等清洁汽油组分约占1/3。

由于生产汽油的工艺较单一，约85-90％的汽油来自于催化裂化工艺，其烯烃含量一般高达45-60％，研究法辛烷值在90左右，而且这一较高的辛烷值是依靠较高的烯烃含量来维持的，生产其它不含烯烃辛烷值高的优质汽油组份的装置(催化重整+异构化+烷基化+醚化)能力仅占5.1％。很多炼油厂只有催化裂化装置而根本没有其它生产汽油的工艺。因此，不能采用“调和”的办法使烯烃含量达到标准，并且生产高辛烷值的汽油组分，硫含量的降低也没有相应有效的方法。

从炼油工业现状来看，炼油工艺结构特点是绝对地以催化裂化工艺为主，几乎任何一个炼油企业都有催化裂化装置，而另一方面，加氢能力不足、催化重整、烷基化及异构化等高辛烷值汽油组分生产工艺缺乏，而对此需求非常迫切。目前，催化裂化仍是目前最重要的重油轻质化和车用燃料生产技术，围绕催化裂化工艺这一核心，降低烯烃含量和硫含量，提高辛烷值，生产清洁汽油产品，是一项十分紧迫的任务。

现有技术中，以降低催化裂化汽油烯烃含量为主要目的的工艺技术以常规催化裂化催化剂和常规催化裂化工艺为基础，依托原有催化裂化装置，再增设一个单独的流态化反应器，利用这一单独的反应器对催化汽油进行催化改质，从而达到降低烯烃含量、维持或提高辛烷值以生产清洁汽油的目的。

上述部分技术已经在100万吨/年重油催化裂化装置上成功工业化，结果表明，该技术可使重油催化裂化装置直接生产出烯烃含量低于35v％的清洁汽油，从而满足汽油新标准的要求，并且汽油收率很高，基本在90％以上，液收率维持在98.5％以上，改质过程损失小于1.5％。辛烷值(RON)不损失或略有提高。将辅助流态化反应器有机地结合在工业催化裂化装置中，并且改质流态化反应器可以采用单独优化的工艺条件。虽然对催化汽油中的氢进行了重新调配，但过程不耗氢，也没有额外的催化剂损耗。

尽管如此，这些工艺技术由于采用了辅助的流态化反应器，从工艺过程上看，还是属于高温的催化裂化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。因此该过程会有焦炭和裂化气(大部分为液化气)产生，从而导致炼油企业的汽油收率及轻质油收率会有1.5-2.5％左右的损失(对应于烯烃含量降低到35v％至20v％)。同时，由于有5～15wt％的汽油转化成了液化气，对于液化气市场不好的炼油企业，这一结果更是难以接受的。也就是说：任何一种催化裂化汽油降低烯烃含量的措施都会导致轻质油收率和液收率的损失，这是降烯烃过程的科学必然。既要降低催化裂化汽油的烯烃含量，又要没有损失，这在理论上是不可能的。

因此，应该在把注意力转向对催化裂化汽油进行改质降低烯烃含量的同时，还要发展重油深度催化裂化转化工艺技术，提高轻质油收率和液收率，从而弥补清洁汽油生产的损失。另一方面，从这些工艺技术的反应机理分析可知：由于采用了常规的催化裂化催化剂，在对催化汽油进行改质时，发生了一些有利的反应，如异构化、氢转移、环化、芳构化和脱烷基等反应，还发生了一些不利的反应，如裂化和缩合。这样一个过程在降低烯烃含量的同时，辛烷值是可以保持的，但是辛烷值的提高是有限度的，对目前炼油企业急需的高辛烷值组分的生产来说，并不是一个理想的过程。

大量的实验室研究和工业装置数据表明：降低催化裂化汽油烯烃含量所希望的工艺条件与重油催化裂化所希望的工艺条件相比正好相反；例如：重油催化裂化希望采用高温短反应时间，适中的催化剂微反活性，而汽油降烯烃改质过程希望采用低温长反应时间和较高的催化剂微反活性。也就是说：从嗜好的反应条件和反应环境来说，这两类反应实际上是背道而驰的。如果在现有的催化裂化装置的一个提升管反应器内来完成这两类反应，达到既裂化重油又对其汽油馏分进行改质降烯烃的目的，则难免顾此失彼，双方都达不到最佳的结果。这从目前工业广泛采用的一些催化汽油降烯烃措施的应用效果上可以充分地显示出来。如采用降烯烃催化剂后，液收率有较大损失，产品分布变差；如果优化操作条件或采用汽油回注主提升管反应器预提升段的技术以达到降低烯烃含量的目的时，轻质油收率会受到损失。

上述这些工艺技术由于增设了一个单独的流态化改质反应器，利用这一单独的流态化反应器对催化汽油进行催化改质，就取得了较采用降烯烃催化剂和类似汽油回注主提升管反应器预提升段技术更好的降低烯烃含量、维持或提高辛烷值的效果。这主要是由于在这个单独的改质流态化反应器中采用了有别于重油催化裂化的而适合于催化汽油改质降烯烃的工艺条件，对催化裂化汽油进行改质时所发生的有利反应进行促进，对不利的反应进行抑制的结果。

但是，由于这些过程使用的仍然是常规的催化裂化催化剂，没有从根本上改变催化汽油改质降烯烃的反应条件和反应环境，使之完全与重油催化裂化不同而完全适应于自己的反应，所以这些工艺技术就出现了上述的不足和缺陷，存在烯烃含量和硫含量降低幅度不理想，特别是辛烷值的勉强保持或稍微的增加。这从生产高品质的清洁汽油，以满足将来更严格的烯烃含量要求在20(v)％以下，硫含量要求在30ppm以下，辛烷值更高的汽油标准方面来看是非常不利的。因此，有必要研究开发相应的工艺技术，采用专门的催化汽油高品质化改质催化剂，如现有的降烯烃催化剂、催化汽油芳构化深度降烯催化剂、新型的具有降烯、芳构、异构、脱硫多功能的催化剂等，建立完全适应于催化汽油改质降低烯烃含量，降低硫含量，提高辛烷值的反应条件和反应环境。

发明内容

本发明要解决的技术问题是：提供一种双反再系统汽油高品质化与重油催化裂化耦合装置和方法。本发明的出发点是考虑到常规重油催化裂化装置的热量是过剩的，可以为热量不足的催化汽油高品质化过程所用，提出与常规重油催化裂化装置耦合，利用重油催化裂化装置过剩的热量。不仅仅是利用了重油催化裂化装置的过剩热量，而且与其耦合后还可以充分利用重油催化裂化装置的其它公用的工艺设备，如主风机、烟机、旋分器等；即依托常规重油催化裂化装置，建立另一套反应再生系统，使用单独的催化剂，两套反应再生系统的再生器通过热量传递相互耦合，实现包括过剩热量利用在内的与常规重油催化裂化装置的深层次的有效耦合，来对催化裂化汽油馏分进行高品质化改质，以达到降低烯烃含量，降低硫含量，提高辛烷值的目的。

本发明的技术方案是这样实现的：

一种双反再系统汽油高品质化与重油催化裂化耦合装置，包括原催化裂化装置再生器，在旁边设立用于催化汽油高品质化改质的专用催化剂再生的新再生器，用烟气管道将主再生器的高温烟气引入新再生器的底部，为催化汽油高品质化改质反再系统补充热量，在新再生器的底部安装空气管道引入空气使专用催化剂流态化；并在新再生器中进行再生；再生后的专用催化剂进入催化汽油高品质化改质反应器与催化裂化汽油馏分进行接触、气化、混合和反应，以达到降低烯烃含量，降低硫含量，提高辛烷值的目的。

一种双反再系统汽油高品质化与重油催化裂化耦合方法，包括如下步骤：在原催化裂化装置再生器旁边设立催化汽油高品质化改质反应再生系统的再生器(43)，用烟气管道(44)将主再生器(35)的高温烟气从再生器(35)顶部引入新再生器(43)的底部，为催化汽油高品质化改质反应再生系统补充热量，同时，在新再生器(43)的底部还引入空气(45)对新再生器(43)的专用催化剂进行流化并在温度为550～700℃，烧焦时间为1.0～10.0min，床层线速为0.2～2.5m/s，压力为0.1～0.4MPa下进行再生，烟气与夹带的催化剂颗粒经过顶旋(46)分离后，烟气(47)回到原催化裂化装置的烟机系统。

本发明为与常规重油催化裂化装置或两段或双提升管催化裂化过程相耦合，将常规重油催化裂化装置的过剩热量为热量不足的催化汽油高品质化过程所用。本发明不仅仅是利用了重油催化裂化装置的过剩热量，而且与其耦合后还可以充分利用重油催化裂化装置的其它公用工程设备，如主风机、烟机、旋分器等，实现包括过剩热量利用在内的与常规重油催化裂化装置的深层次的有效耦合来对催化裂化汽油馏分进行高品质化改质，烯烃含量可降低至20v％以下，硫含量降低60～70％，辛烷值提高到95以上，从而满足了更加严格的环保法规要求。

附图说明

图1是重油催化裂化装置的原理示意图；

图2是本发明双反应再生系统催化汽油高品质化与重油催化裂化耦合原理示意图；

图3是图2中催化汽油改质反应器形式为提升管加湍动床的原理示意图；

图4是图2中催化汽油改质反应器形式为湍动床的原理示意图；

图5是图2中催化汽油改质反应器形式为快速床的原理示意图；

图6是图2中重油催化裂化部分为两段或双提升管反应器的原理示意图；

图7是图6中催化汽油改质反应器形式为提升管加湍动床的原理示意图；

图8是图6中催化汽油改质反应器形式为湍动床的原理示意图；

图9是图6中的催化汽油改质反应器形式为快速床形式的原理示意图。

具体实施方式

以下结合附图和具体的实施例对本发明作进一步的详细说明：

对于本发明要解决的技术问题来说，催化汽油高品质化过程所涉及加工的物料是高烯烃含量的，所涉及的催化剂是固体酸性催化剂，那么在反应过程中，烯烃化合物优先吸附和聚合是不可避免的，因此就会存在着催化剂的快速结焦和失活的问题。如果采用采用固定床工艺，则催化剂长寿命问题将是非常难以解决，会成为该过程工业化的最大障碍。那么，针对这类催化剂快速结焦与快速失活而需要快速再生的特点，采用流态化反应再生工艺则是非常适合的，而这就需要建立单独的再生系统，其再生工艺可以借鉴常规的催化裂化再生工艺，具体的流态化形式按照具体的需要可以是鼓泡床、湍动床、快速床或者是它们有效合理的组合。实验研究表明，催化汽油高品质化过程的反应温度在300～600口之间，而且该过程为吸热过程，但该过程生焦量较低，一般在1.5-2.0％左右。经热平衡核算证明，为了维持相应的反应温度和再生烧焦所需要的再生温度，这样的生焦量是远远不够的。解决流态化工艺过程的反应再生系统热量不足问题的常规方法是在再生器内喷燃烧油，由于生焦量较低，燃烧油的喷入量会比较大，这一方面会增加该过程的操作成本，另一方面也没有技术的先进性和创新性，竞争力和生命力都不强。

本发明中，所改质的催化裂化汽油馏分可以是粗汽油全馏分、粗汽油轻馏分(＜80～110℃)或者是粗汽油重馏分(＞60～80℃)，这些馏分是在分馏塔塔顶建立二级冷凝系统来获取的：

新设催化汽油高品质化改质反应再生系统的反应器可以是提升管形式的反应器；也可以是提升管加湍动床形式、快速床形式或者湍动床形式的反应器，并且任何一种形式的流态化反应器都带有单独的汽提系统和沉降系统。

催化汽油反应后的待生专用催化剂经过单独的汽提系统和沉降系统沉降和汽提后，回到新设催化汽油高品质化改质反应再生系统的再生器；

待生催化剂再生后进入新设催化汽油高品质化改质反应再生系统的反应器对催化裂化汽油馏分进行改质。

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。

图1表示了关于原重油催化裂化工艺的流程，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，打开阀门23、30和31，关闭阀门24，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，打开阀门23、24和30，关闭阀门31，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，打开阀门23、29和30，关闭阀门24和31，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。

原催化裂化反应再生系统的操作不变，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。主反应油气42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

参见图2，本发明一实施例简述如下：在原催化裂化装置再生器35旁边设催化汽油高品质化改质反应再生系统的再生器43，用烟气管道44将主再生器35的高温烟气从再生器35顶部引入再生器43的底部，为催化汽油高品质化改质反应再生系统补充热量。同时，在再生器43的底部还引入空气45对再生器43的专用催化剂进行流化，并在温度为550～700℃，烧焦时间为1.0～10.0min，床层线速为0.2～2.5m/s，压力为0.1～0.4Mpa的条件下进行再生，烟气与夹带的催化剂颗粒经过顶旋46分离后，烟气47回到原催化裂化装置的烟机系统。

新再生器43的流态化形式按照具体的需要可以是鼓泡床、湍动床、快速床或者是它们有效合理的组合。

高温再生后的专用催化剂经过斜管48引入催化汽油高品质化改质反应再生系统的提升管反应器49底部，由预提升蒸汽50向上提升，然后与含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分51(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或粗汽油轻馏分馏分(＜80～110℃)32)在反应温度为300～600℃，汽油原料预热温度为40～200℃，催化剂油料重量比为2～20，专用催化剂活性为50～65，反应时间为2.0～10.0s，反应压力为0.1～0.4Mpa的条件下进行接触、气化、混合和反应，反应油气、水蒸气与催化剂一起通过提升管反应器49，到其出口由高效气固快速分离装置52将改质油气和催化剂分开。催化剂进入沉降器53和汽提段54，经过汽提蒸汽55汽提后经过斜管56进入催化汽油高品质化改质反应再生系统的再生器43。反应油气57离开沉降器53后，进入新设的油气分离系统。

实施例2

参见图3，本发明的催化汽油改质反应器形式为提升管加湍动床形式，其反应过程简述如下：在原催化裂化装置再生器35旁边设立催化汽油高品质化改质反应再生系统的再生器43，用烟气管道44将主再生器35的高温烟气从再生器35顶部引入新再生器43的底部，为催化汽油高品质化改质反应再生系统补充热量，同时，在新再生器43的底部还引入空气45对新再生器43的专用催化剂进行流化并在温度为550～700℃，烧焦时间为1.0～10.0min，床层线速为0.2～2.5m/s，压力为0.1～0.4MPa下进行再生，烟气与夹带的催化剂颗粒经过顶旋46分离后，烟气47回到原催化裂化装置的烟机系统。新再生器的流态化形式按照具体的需要可以是鼓泡床、湍动床、快速床或者是它们有效合理的组合。高温再生后的专用催化剂经过斜管48引入催化汽油高品质化改质反应再生系统的提升管反应器49底部，由预提升蒸汽50向上提升，然后与含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分51(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或粗汽油轻馏分馏分(＜80～110℃)32)在反应温度为300～600℃，汽油原料预热温度为40～200℃，催化剂油料重量比为2～20，专用催化剂活性为50～65，提升管段的反应时间为1.0～10.0s，流化床重量空速为1～1000h^-1，反应压力为0.1～0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应。反应油气、水蒸气与催化剂一起通过提升管加床层反应器49，反应油气和催化剂沉降器53分开，催化剂进入汽提段54，经过汽提蒸汽55汽提后经过斜管56进入催化汽油高品质化改质反应再生系统的再生器43。反应油气57离开沉降器53后，进入新设的油气分离系统进行分离。

实施例3

参见图4，本发明的催化汽油改质反应器形式为湍动床形式，其反应过程简述如下：在原催化裂化装置再生器35旁边设立催化汽油高品质化改质反应再生系统的再生器43，用烟气管道44将主再生器35的高温烟气从再生器3顶部引入新再生器43的底部，为催化汽油高品质化改质反应再生系统补充热量，同时，在新再生器43的底部还引入空气45对新再生器43的专用催化剂进行流化并在温度为550～700℃，烧焦时间为1.0～10.0min，床层线速为0.2～2.5m/s，压力为0.1～0.4MPa下进行再生，烟气与夹带的催化剂颗粒经过顶旋46分离后，烟气47回到原催化裂化装置的烟机系统。

新再生器的流态化形式按照具体的需要可以是鼓泡床、湍动床、快速床或者是它们有效合理的组合。高温再生后的专用催化剂经过斜管48引到催化剂提升管反应器49，再由提升蒸汽50通过催化剂提升管49提升到改质反应器511内形成反应床层521，催化剂提升管49的上喷口在反应床层521的顶部，含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分531(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或粗汽油轻馏分馏分(＜80～110℃)32)通过喷头进入催化改质反应床层521的下部，与反应床层521中的催化剂进行接触、气化、混合和反应。在改质反应器511的反应床层521内，维持反应温度为300～600℃，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1～1000hr^-1，反应压力为0.1～0.4MPa。反应后的催化剂进入催化改质反应器511的汽提段54，与自汽提段54底部引入的汽提蒸汽55进行逆流接触，汽提出催化剂夹带的油气。汽提后的催化剂由斜管56进入催化汽油高品质化改质反应再生系统的再生器43。反应后的油气进入催化改质反应器511的沉降段，再进入顶部旋风分离器52与携带的催化剂进行分离，完全与催化剂分离的改质油气57离开催化改质反应器后，进入新设的油气分离系统。

实施例4

参见图5，本发明的催化汽油改质反应器形式为快速床形式，其反应过程简述如下：在原催化裂化装置再生器35旁边设立催化汽油高品质化改质反应再生系统的再生器43，用烟气管道44将主再生器35的高温烟气从再生器35顶部引入新再生器43的底部，为催化汽油高品质化改质反应再生系统补充热量，同时，在新再生器43的底部还引入空气45对新再生器43的专用催化剂进行流化并在温度为550～700℃，烧焦时间为1.0～10.0min，床层线速为0.2～2.5m/s，压力为0.1～0.4MPa下进行再生，烟气与夹带的催化剂颗粒经过顶旋46分离后，烟气47回到原催化裂化装置的烟机系统。

新再生器的流态化形式按照具体的需要可以是鼓泡床、湍动床、快速床或者是它们有效合理的组合。

高温再生后的专用催化剂经过斜管48引入催化汽油高品质化改质反应再生系统的快速床反应器491的中下部，在快速床反应器491内形成较密的流化床层，含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分51(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或粗汽油轻馏分馏分(＜80～110℃)32)通过喷头进入快速床反应器491的底部，与快速床反应器491中的催化剂进行接触、气化、混合和反应。在快速床反应器491内，维持反应温度为300～600℃，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0.1～10.0min，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512，再通过设在稀相提升管顶部的出口快分装置522将催化剂和反应油气分开，催化剂进入汽提段54，与自汽提段54底部引入的汽提蒸汽55进行逆流接触，以汽提出催化剂夹带的油气。汽提后的催化剂由待生斜管56进入催化汽油高品质化改质反应再生系统的再生器43。反应后的改质油气进入催化改质反应器491的沉降段，再进入顶部旋风分离器52与携带的催化剂进行分离，完全与催化剂分离的改质油气57离开催化改质反应器491后，进入新设的油气分离系统。

考虑到为了进一步提高轻质油收率，本发明对于与催化汽油高品质化改质反应再生系统相耦合的重油催化裂化过程还可以是两段或双提升管催化裂化过程。出发点首先是对现有工业催化裂化装置的提升管反应器(即第一个提升管反应器)进行改造，包括只是加工新鲜重油催化裂化原料，原料喷嘴提高0～10米，提升管反应器内径缩小为原来的0.6～1.0倍等。从工程设备上创造高温短停留时间，低转化深度的反应条件；然后在主再生器上增设第二个提升管反应器，来对分馏系统过来的回炼油和回炼油浆在较高的催化剂活性和较短的反应时间条件下进行裂化反应，提高总的转化深度，从而提高轻质油收率和液收率。第二个提升管反应器插入到原催化裂化装置的沉降器内并且在其出口安装与第一个提升管反应器相同的或其它形式的高效气固分离装置。

实施例5

参见图6，含有雾化蒸汽的重油原料33进入经过改造(原料喷嘴提高0～10米，提升管反应器内径缩小为原来的0.6～1.0倍等)的第一个提升管反应器34的底部，与来自再生器35由水蒸气36提升的温度为650～750℃的高温再生剂37进行接触、气化、混合和反应，并沿着第一个提升管反应器34向上流动，控制该提升管反应器出口反应温度为450～520℃，重油原料预热温度为160～250℃，催化剂油料重量比为5～10，反应时间为0.5～2.0s，最好是0.8～1.2s，催化剂活性为50～65，反应压力为0.1～0.4Mpa，使第一个提升管反应器34操作深度不大，轻油收率特别是催化柴油收率较高。到该提升管反应器出口，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。主反应油气42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。

含有雾化蒸汽的回炼油和回炼油浆436进入第二个提升管反应器446的底部，与来自再生器35由水蒸气456提升的温度为650～750℃的高温再生剂466进行接触、气化、混合和反应，并沿着第二个提升管反应器向上流动，控制该提升管反应器出口反应温度为450～520℃，重油原料预热温度为250～350℃，催化剂油料重量比为5～10，反应时间为0.5～2.0s，最好是0.8～1.2s，催化剂活性为50～65，反应压力为0.1～0.4Mpa，对较大量的回炼油和回炼油浆进行催化裂化，提高轻质油收率。到该提升管反应器出口，由高效气固快速分离装置476和沉降器顶旋39将第二个提升管反应器的反应油气486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。第二个提升管反应器的反应油气486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。

在原催化裂化装置再生器35旁边设立催化汽油高品质化改质反应再生系统的再生器43，用烟气管道44将主再生器35的高温烟气从再生器35顶部引入新再生器43的底部，为催化汽油高品质化改质反应再生系统补充热量，同时，在新再生器43的底部还引入空气45对新再生器43的专用催化剂进行流化并在温度为550～700℃，烧焦时间为1.0～10.0min，床层线速为0.2～2.5m/s，压力为0.1～0.4MPa下进行再生，烟气与夹带的催化剂颗粒经过顶旋46分离后，烟气47回到原催化裂化装置的烟机系统。

新再生器43的流态化形式按照具体的需要可以是鼓泡床、湍动床、快速床或者是它们有效合理的组合。高温再生后的专用催化剂经过斜管48引入催化汽油高品质化改质反应再生系统的提升管反应器49底部，由预提升蒸汽50向上提升，然后与含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分51(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或粗汽油轻馏分馏分(＜80～110℃)32)在反应温度为300～600℃，汽油原料预热温度为40～200℃，催化剂油料重量比为2～20，专用催化剂活性为50～65，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，反应油气、水蒸气与催化剂一起通过提升管反应器49，到其出口由高效气固快速分离装置52将改质油气和催化剂分开，催化剂进入沉降器53和汽提段54，经过汽提蒸汽55汽提后经过斜管56进入催化汽油高品质化改质反应再生系统的再生器43。反应油气57离开沉降器53后，进入新设的油气分离系统进行分离。

实施例6

参见图7，本发明的催化汽油改质反应器形式为提升管加湍动床形式，其反应过程简述如下：含有雾化蒸汽的重油原料33进入经过改造(原料喷嘴提高0～10米，提升管反应器内径缩小为原来的0.6～1.0倍等)的第一个提升管反应器34的底部，与来自再生器35由水蒸气36提升的温度为650～750℃的高温再生剂37进行接触、气化、混合和反应，并沿着第一个提升管反应器34向上流动，控制该提升管反应器出口反应温度为450～520℃，重油原料预热温度为160～250℃，催化剂油料重量比为5～10，反应时间为0.5～2.0s，最好是0.8～1.2s，催化剂活性为50～65，反应压力为0.1～0.4Mpa，使第一个提升管反应器34操作深度不大，轻油收率特别是催化柴油收率较高。到该提升管反应器出口，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。主反应油气42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。

高温再生后的专用催化剂经过斜管48引入催化汽油高品质化改质反应再生系统的提升管反应器49底部，由预提升蒸汽50向上提升，然后与含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分51(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或粗汽油轻馏分馏分(＜80～110℃)32)在反应温度为300～600℃，汽油原料预热温度为40～200℃，催化剂油料重量比为2～20，专用催化剂活性为50～65，提升管段的反应时间为1.0～10.0s，流化床重量空速为1～1000h^-1，反应压力为0.1～0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，反应油气、水蒸气与催化剂一起通过提升管加床层反应器49，反应油气和催化剂沉降器53分开，催化剂进入汽提段54，经过汽提蒸汽55汽提后经过斜管56进入催化汽油高品质化改质反应再生系统的再生器43。反应油气57离开沉降器53后，进入新设的油气分离系统进行分离。

实施例7

参见图8，本发明的催化汽油改质反应器形式为湍动床形式，其反应过程简述如下：含有雾化蒸汽的重油原料33进入经过改造(原料喷嘴提高0～10米，提升管反应器内径缩小为原来的0.6～1.0倍等)的第一个提升管反应器34的底部，与来自再生器35由水蒸气36提升的温度为650～750℃的高温再生剂37进行接触、气化、混合和反应，并沿着第一个提升管反应器34向上流动，控制该提升管反应器出口反应温度为450～520℃，重油原料预热温度为160～250℃，催化剂油料重量比为5～10，反应时间为0.5～2.0s，最好是0.8～1.2s，催化剂活性为50～65，反应压力为0.1～0.4Mpa，使第一个提升管反应器34操作深度不大，轻油收率特别是催化柴油收率较高。到该提升管反应器出口，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。主反应油气42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。

本发明在原催化裂化装置再生器35旁边设立催化汽油高品质化改质反应再生系统的再生器43，用烟气管道44将主再生器35的高温烟气从再生器35顶部引入新再生器43的底部，为催化汽油高品质化改质反应再生系统补充热量，同时，在新再生器43的底部还引入空气45对新再生器43的专用催化剂进行流化并在温度为550～700℃，烧焦时间为1.0～10.0min，床层线速为0.2～2.5m/s，压力为0.1～0.4MPa下进行再生，烟气与夹带的催化剂颗粒经过顶旋46分离后，烟气47回到原催化裂化装置的烟机系统。

高温再生后的专用催化剂经过斜管48引到催化剂提升管反应器49，再由提升蒸汽50通过催化剂提升管49提升到改质反应器511内形成反应床层521，催化剂提升管反应器49的上喷口在反应床层521的顶部，含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分531(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或粗汽油轻馏分馏分(＜80～110℃)32)通过喷头进入催化改质反应床层521的下部，与反应床层521中的催化剂进行接触、气化、混合和反应。在改质反应器511的反应床层521内，维持反应温度为300～600℃，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1～1000hr^-1，反应压力为0.1～0.4MPa。反应后的催化剂进入催化改质反应器511的汽提段54，与自汽提段54底部引入的汽提蒸汽55进行逆流接触，汽提出催化剂夹带的油气。汽提后的催化剂由斜管56进入催化汽油高品质化改质反应再生系统的再生器43。反应后的油气进入催化改质反应器511的沉降段，再进入顶部旋风分离器52与携带的催化剂进行分离，完全与催化剂分离的改质油气57离开催化改质反应器后，进入新设的油气分离系统。

实施例8

参见图9，本发明的催化汽油改质反应器形式为快速床形式，其反应过程简述如下：含有雾化蒸汽的重油原料33进入经过改造(原料喷嘴提高0～10米，提升管反应器内径缩小为原来的0.6～1.0倍等)的第一个提升管反应器34的底部，与来自再生器35由水蒸气36提升的温度为650～750℃的高温再生剂37进行接触、气化、混合和反应，并沿着第一个提升管反应器34向上流动，控制该提升管反应器出口反应温度为450～520℃，重油原料预热温度为160～250℃，催化剂油料重量比为5～10，反应时间为0.5～2.0s，最好是0.8～1.2s，催化剂活性为50～65，反应压力为0.1～0.4Mpa，使第一个提升管反应器34操作深度不大，轻油收率特别是催化柴油收率较高。到该提升管反应器出口，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。主反应油气42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。

此外，本发明的内容还包括：

催化裂化汽油高品质化改质过程是对粗汽油全馏分或粗汽油重馏分(＞60～80℃)或粗汽油轻馏分(＜80～110℃)进行，重馏分或轻馏分在重油催化裂化装置上的获取由分流塔顶建立的二级冷凝冷却系统实现的。

本发明对催化裂化汽油高品质化改质所用的专用催化剂包括现有的催化裂化降烯烃催化剂、催化汽油芳构化深度降烯催化剂、新型的具有降烯、芳构、异构、脱硫多功能的催化剂，活性组分选自含或不含稀土和/或磷的改性的Y型或HY型沸石、含或不含稀土和/或磷改性的超稳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、MCM-22中的一种或多种，或者通过Ge、Ga、Fe、Zn、P改性的新型分子筛ITQ、SSQ、H型硅酸铝镓分子筛中的一种或多种。

本发明的工艺技术的优点为与常规重油催化裂化装置或两段或双提升管催化裂化过程相耦合，将常规重油催化裂化装置的过剩热量为热量不足的催化汽油高品质化过程所用。这一耦合工艺技术不仅仅是利用了重油催化裂化装置的过剩热量，而且与其耦合后还可以充分利用重油催化裂化装置的其它公用工程设备，如主风机、烟机、旋分器等，实现包括过剩热量利用在内的与常规重油催化裂化装置的深层次的有效耦合来对催化裂化汽油馏分进行高品质化改质，烯烃含量可降低至20v％以下，硫含量降低60～70％，辛烷值提高到95以上，从而满足了更加严格的环保法规要求。

最后应说明的是：以上实施例仅用以说明本发明而并非限制本发明所描述的技术方案；因此，尽管本说明书参照上述的各个实施例对本发明已进行了详细的说明，但是，本领域的普通技术人员应当理解，仍然可以对本发明进行修改或者等同替换；而一切不脱离本发明的精神和范围的技术方案及其改进，其均应涵盖在本发明的权利要求范围当中。

Claims

1、一种双反再系统汽油高品质化与重油催化裂化耦合装置，包括原催化裂化装置的第一再生器，其特征在于：在旁边设立用于催化汽油高品质化改质的专用催化剂再生的第二再生器，用烟气管道将第一再生器的高温烟气引入第二再生器的底部，为催化汽油高品质化改质反再系统补充热量，在第二再生器的底部安装空气管道引入空气，使专用催化剂流态化并在第二再生器中进行再生；再生后的专用催化剂进入催化汽油高品质化改质反应器与催化裂化汽油馏分进行接触、气化、混合和反应，以达到降低烯烃含量，降低硫含量，提高辛烷值的目的。

2、根据权利要求1所述的双反再系统汽油高品质化与重油催化裂化耦合装置，其特征在于：所述再生后的专用催化剂进入催化汽油高品质化改质反应器与催化裂化汽油馏分进行接触、气化、混合和反应，其反应温度为300～600℃，汽油原料预热温度为40～200℃，催化剂油料重量比为2～20，专用催化剂活性为50～65，反应时间为2.0～10.0s，反应压力为0.1～0.4MPa。

3、根据权利要求1所述的双反再系统汽油高品质化与重油催化裂化耦合装置，其特征在于：所述第二再生器的流态化形式可以是鼓泡床、湍动床、快速床或者是它们有效合理的组合。

4、根据权利要求1所述的双反再系统汽油高品质化与重油催化裂化耦合装置，其特征在于：与常规重油催化裂化装置相耦合后，还包括利用重油催化裂化装置的主风机、烟机、旋分器等公用工程，实现包括过剩热量利用在内的与常规重油催化裂化装置的深层次的有效耦合，对催化裂化汽油馏分进行高品质化改质。

5、根据权利要求1所述的双反再系统汽油高品质化与重油催化裂化耦合装置，其特征在于：还包括催化汽油高品质化改质反应器，所述催化汽油高品质化改质反应器可以是提升管形式的反应器，也可以是提升管加湍动床形式、快速床形式或者湍动床形式的反应器，并且任何一种形式的流态化反应器都带有单独的汽提系统和沉降系统，专用催化剂经过单独的汽提系统和沉降系统沉降和汽提后进入第二再生器；改质油气进入油气分离系统。

6、一种双反再系统汽油高品质化与重油催化裂化耦合方法，其特征在于，包括如下步骤：在原催化裂化装置的第一再生器(35)旁边设立催化汽油高品质化改质反应再生系统的第二再生器(43)，用烟气管道(44)将第一再生器(35)的高温烟气从第一再生器(35)顶部引入第二再生器(43)的底部，为催化汽油高品质化改质反应再生系统补充热量，同时，在第二再生器(43)的底部还引入空气(45)对第二再生器(43)的专用催化剂进行流化并在温度为550-700℃，烧焦时间为1.0～10.0min，床层线速为0.2～2.5m/s，压力为0.1～0.4MPa下进行再生，烟气与夹带的催化剂颗粒经过顶旋(46)分离后，烟气(47)回到原催化裂化装置的烟机系统。

7、根据权利要求6所述的双反再系统汽油高品质化与重油催化裂化耦合方法，其特征在于，与催化汽油高品质化改质过程相耦合的重油催化裂化过程还可以是两段或双提升管催化裂化过程。

8、根据权利要求7所述的双反再系统汽油高品质化与重油催化裂化耦合方法，其特征在于，将第一个提升管反应器进行改造的原料喷嘴提高0～10米，提升管反应器内径缩小为原来的0.6～1.0倍；然后在第一再生器上增设第二个提升管反应器，对分馏系统过来的回炼油和回炼油浆进行裂化反应。

9、根据权利要求6或7所述的双反再系统汽油高品质化与重油催化裂化耦合方法，其特征在于，所述催化汽油高品质化改质所用的专用催化剂包括现有的催化裂化降烯烃催化剂、催化汽油芳构化深度降烯催化剂、新型的具有降烯、芳构、异构、脱硫多功能的催化剂，活性组分选自含或不含稀土和/或磷的改性的Y型或HY型沸石、含或不含稀土和/或磷改性的超稳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、MCM-22中的一种或多种，或者通过Ge、Ga、Fe、Zn、P改性的新型分子筛ITQ、SSQ、H型硅酸铝镓分子筛中的一种或多种。

10、根据权利要求6或7所述的双反再系统汽油高品质化与重油催化裂化耦合方法，其特征在于，催化裂化汽油高品质化改质过程是对粗汽油全馏分或粗汽油重馏分(＞60～80℃)或粗汽油轻馏分(＜80～110℃)进行，这些馏分在重油催化裂化装置上的获取由分流塔顶建立的二级冷凝冷却系统实现。