CN1667090A - 利用附加反应器改质fcc产物的方法 - Google Patents

Abstract

本文公开了一种从FCC反应器产物中取出一部分并使其在独立反应器内反应以提高产物质量的方法。在独立反应器内的裂化或重整反应减少烯烃，并且重整氢转移反应将不期望的烯烃转化为异链烷烃和芳烃而不降低其辛烷值。源自FCC反应器的催化剂颗粒可循环至独立反应器。还发现该方法实质性地降低进入独立反应器的氮和硫化合物的浓度。

Description

利用附加反应器改质FCC产物的方法

发明背景

本发明主要涉及重烃料流的流化催化裂化(FCC)的方法。更具体而言，本发明主要涉及在分立反应容器中改质(upgrade)催化裂化烃进料的方法。

现有技术的描述

FCC方法是通过使原料(无论是减压瓦斯油、常压重油或其它相对高沸点烃的源物质)与精细分割的或颗粒状的固体材料构成的催化剂接触来实现的。催化剂以类似流体的方式通过将气体或蒸汽以足以形成所希望的流体传输状态的速度通过其中进行传输。油与流化材料的接触催化了裂化反应。裂化反应会在催化剂上沉积焦炭。焦炭包含碳和氢，并且可以包含微量的其它材料，如由原料引入的硫和金属。焦炭通过封闭催化剂表面发生裂化反应的活性位点干扰催化剂的催化活性。传统上将催化剂从除去其上吸附烃和气体的汽提塔转移到再生器，从而通过与含氧气体发生氧化反应除去焦碳。将相对于汽提塔中的催化剂具有更低炭含量的催化剂(下文称之为再生催化剂)收集后并返回反应区。源自催化剂表面的焦碳的氧化释放大量的热，其中一部分与通常称之为可燃气体的焦碳氧化气体产物离开再生器。其余的热随再生催化剂离开再生器。流化催化剂被连续地从反应区循环到再生区，再回到反应区。除了提供催化功能外，流化催化剂还作为区之间热量传递的载体。离开反应区的催化剂被称为是耗尽了的，即通过向催化剂上沉积焦炭而部分失活。FCC方法和其中所用的分离装置在US-A-5,584,985 B1和US-A-4,792,437 B1中都有完整的描述，其内容通过引用结合于此。多种接触区、再生区和汽提区的具体细节及催化剂在各区之间的传送装置均为本领域技术人员所熟知。

FCC反应器将瓦斯油或更重的进料裂解成很多种产物。源自FCC单元的裂化蒸气进入通常形式为主塔的分离区，该区提供气体料流、汽油部分、轻循环油(LCO)和包含重循环油(HCO)组分的澄清油(CO)。其中汽油部分可能包含轻、中、重汽油组分。重汽油馏分的大部分包含冷凝的单环芳烃。LCO的大部分是冷凝的双环芳烃。

对产物馏分进行附加反应有利于提高产物的质量。源自初始裂化FCC产物的重产物馏分进行再裂化就是一个例子。典型地，在再裂化过程中，催化裂化反应器的第一提升管中未裂化的排出物与催化剂在第二位置再接触从而将较大的分子断裂为更有用的较小的分子。例如，US-A-4,051,013B1公开了在同一提升管内不同高度裂化汽油类进料和瓦斯油进料二者的技术。US-A-3,161,582 B1，US-A-5,176,815 B1和US-A-5,310,477 B1都公开了初级烃进料在FCC单元的提升管内的裂化和次级烃进料在提升管排出物流入的反应器内的裂化。结果，两种裂化产物在反应器中混合至某种程度，这抵消了由次级烃进料(特别如果其为初级烃料裂化馏分)的裂化带来的渐进的改质。

US-A-3,928,172 B1公开了一种独立反应器中带有次级致密流化催化剂床的FCC单元。瓦斯油在FCC单元的提升管中使用源自上述致密流化床的非再生的催化剂裂化。源自提升管的、于127℃-232℃(260°F-450°F)沸腾的裂化瓦斯油的重质石脑油馏分再在独立反应器中在再生催化剂上被再裂化。显然，对较低沸点馏分的裂化的益处并未得到利用，这可能是由于低沸点馏分的辛烷值已足够高，或是因为预知其不会有效。该专利中的数据表明独立反应器中即便有也只会发生极少的重整反应，因为即使有也只有少量的新芳烃生成。

在汽油生产中，许多政府部门限制了汽油产物中允许的烯烃含量。降低烯烃含量而不影响价值是困难的，因为高烯烃含量通常会提高油品的研究法辛烷值(RON)和发动机辛烷值(MON)，但对后者的影响程度较小，辛烷值或行车辛烷值是RON和MON的平均值。典型地，仅仅将烯烃饱和生成通常辛烷值较低的正链烷烃。此外，饱和反应需要加入昂贵的和在某些地区难以得到的氢。

FCC单元的进料一般含硫和氮。在FCC操作中，硫和氮主要转化为容易除去的硫化氢和氨，但也会转化为有机硫、硫醇和氮的氧化物。对硫和氮化合物的排放的更严格的环保方面的限制以及燃料产品的更低的硫规格的要求提高了对除去FCC汽油中硫和氮化合物的需要。随着更清洁的燃料的需求量和高硫、高氮的原料的使用的增加，FCC汽油除去硫和氮的需求将会变得更大。

本发明的一个目的是提供一种提高FCC产物质量的方法，其另一个目的是不加入氢的条件下降低FCC单元的产物中的烯烃浓度而基本不降低其辛烷值，本发明更进一步的目的就是降低FCC产物中的硫和氮化合物的浓度。

发明的概述

已经发现可以采用独立反应器重整或裂化源自FCC单元的产物馏分，从而在不另外加入氢的条件下降低其烯烃含量并保持或提高其辛烷值。如果将独立反应器结合到FCC单元中，催化剂可在FCC反应器和独立反应器之间循环，另外，已进一步发现，如果独立反应器利用通过FCC单元的催化剂循环被结合到FCC单元中，可以将源自FCC单元的较高沸点的馏分氢化并送入独立反应器中以将FCC产物馏分裂化成为有用的具有低沸点的烃组分。此外，已经发现，FCC产物的馏分在独立反应器内进行的反应在实质性减少馏分中硫和氮化合物方面是有效的。

下面的发明详述中可以得到本发明的其他目的、实施方案和细节。

附图简述

图1是根据本发明的包括主塔和次级反应器的FCC单元的剖面正视示意图。

图2是本发明的另一种实施方案的剖面正视示意图。

图3是本发明的另一种实施方案的剖面正视示意图。

发明详述

可根据以下四个组成部分来对本发明进行描述：FCC反应器10、再生器50、次级反应器80、80’、80”和主塔100。尽管本发明可能有多种结构型式，在此仅列举三种具体实施方案作为示例。其它所有用于实施本发明的可能的实施方案都被视作在本发明的范围之内。例如，次级反应器80、80’、80”和/或主塔100无需被组合入FCC单元而独立存在(如图1-3所示)。

图1所示的本发明的实施方案中，FCC反应器10包括其形式为反应器提升管12的导管，如典型的FCC结构一样，该管一直向上延伸穿过反应容器14的较低部位。优选中心管或反应器提升管12在反应容器14中取垂直方向，并可向上延伸穿过反应容器14的底部或从反应容器14的顶部向下延伸。反应器提升管12的末端在分离容器16中旋转臂18处。烃进料料流在喷嘴20处进入提升管，与热的再生催化剂接触并气化，其中催化剂被气体喷嘴22喷出的气体如水蒸汽流化。催化剂裂化烃进料料流，催化剂颗粒和气态裂化烃的混合物离开旋转臂18进入分离容器16。气体和催化剂沿旋转臂18的切线方向排出，在分离容器16内部产生涡流螺旋运动，从而使得较重的催化剂颗粒落入致密催化剂床24，气态烃裂化产物和夹带催化剂颗粒的混合物沿气体回收管道26上行，进入旋风分离器28。在旋风分离器28中，对混合物产生的向心力导致较重的夹带催化剂颗粒通过旋风分离器28的料腿30下落，落至分离器16底部并进入致密催化剂床32中。旋风分离器28中的气体较容易改变方向，并开始上旋最终通过输出管34离开旋风分离器28。裂化气体通过输出管道36离开反应器14。可任选地对裂化气体采取进一步分离操作(未列出)以进一步去除催化剂颗粒的任何轻负荷，并将其经由管道98送入主塔100进行分馏，该塔将在后面参考所有图1-3进行描述。致密催化剂床32中的催化剂颗粒通过窗口38进入分离容器16，在此与分离容器16的汽提段40内致密催化剂床24中的催化剂颗粒汇合。采用汽提介质(如从至少一个喷嘴44处喷入的蒸气)在挡板42上汽提掉催化剂中夹带的裂化蒸汽。汽提裂化蒸汽上行至气体回收管道26，在此与其它裂化产物蒸汽一并处理。

源自FCC反应器10的汽提段40的汽提过的催化剂，通过由控制阀48调整的第一汽提催化剂管46，在下部腔室52处进入再生器50。在下部腔室52中，汽提过的催化剂经过源自分布器54的热含氧气体(如空气)的进一步处理。催化剂上的焦碳被燃烧掉，并且随着催化剂被加热，催化剂在下部腔室52中上升并通过分布器56分布到再生器的上部腔室55中。在致密催化剂床58中收集再生催化剂，而夹带的催化剂在旋风分离器60和62中从再生器料流出气体中被去除。可燃气体通过出口管64离开旋风分离器62，并通过出口66离开再生器。源自致密催化剂床58的再生催化剂通过由控制阀70调整的再生催化剂管68进入反应器提升管12，在此被流化并与新鲜进料接触。汽提过的催化剂也通过由控制阀74调整的第二汽提催化剂管72离开汽提段40进入次级反应器80中的致密催化剂床82。74打开的程度可自动控制阀以在次级反应器80中达到理想温度。例如，如果在次级反应器80中需要更高温度，那么可允许更多相对较热的催化剂通过控制阀74以向次级反应器80增加热量。次级反应器80优选为流化床。然而，提升管反应器或其它反应器结构也可能是适用的。次级反应器80中有一个划分出料斗段81的隔板。落入料斗段81的致密催化剂床82内的催化剂由通过分布器84的水蒸汽或其它流化介质流化，并在挡板83上汽提除去夹带的气体。源自FCC反应器10并在主塔100中被分馏的所希望的烃进料馏分进入次级反应器80。进入次级反应器80的源自主塔100的进料通过分布器86，在此与致密催化剂床82中的催化剂接触反应。分布器86以将致密催化剂床82流化的方式分布进料。旋风分离器88和90除去通过管道92的离开次级反应器80的气体产物中夹带的催化剂。催化剂在料斗段81经过汽提后，通过由阀78控制的管76离开次级反应器80。阀76的打开程度可自动控制以在次级反应器80内获得期望的催化剂的量。次级反应器80内的催化剂存量决定了通过次级反应器80的反应物的重量时空速度(WHSV)。例如，如果需要更大的WHSV，控制阀78就会开得相对大一些以减少致密催化剂床内的催化剂的量。

图2是本发明的另一种实施方案，在此实施方案中，再生催化剂进入次级反应器80’。在图2中，FCC反应器10和再生器50的元件具有与图1所示大致相同的结构，图2中与图1所示具有不同结构的元件(如次级反应器80’)在其数字后加了一个“’”标记。FCC反应器10内处理后的烃进料在出口管道36回收后经过管线98运送进入主塔100内进行分馏(分馏可能在经过中间处理过程后进行)，从而获得进入次级反应器80’的理想进料。进入次级反应器80’的进料经过流化喷嘴85，并在提升管86’内与源自由控制阀70’调整的再生催化剂管68’的再生催化剂接触反应。进料和催化剂都被提升管86’分配进被来自提升管86’的进料流化的致密催化剂床82’。产物经过旋风分离器88’和90’除去夹带的催化剂后，自管路92’离开次级反应器80’。次级反应器80’中有划分出料斗段81’的隔板。落入料斗段81’的、源自次级反应器80’内的致密催化剂床82’的催化剂由源自分布器84’的流化介质如水蒸汽流化，并在挡板83’上汽提除去夹带气体。汽提过的催化剂通过由控制阀78’调整的管76’进入反应器提升管12，在此处与由喷嘴20注入的初级烃进料料流接触。源自FCC反应器10的汽提段40的经汽提的催化剂通过由控制阀48’调整的汽提催化剂管46’进入再生器50的下部腔室52，在此处使用热的含氧气体(如空气)烧掉了沉积在催化剂上的焦碳。来自再生器上部腔室55的再生催化剂经过再生催化剂管68’并且在其进入次级反应器80’的提升管86’之前由控制阀70’进行调节。图2中的所有其它部件与图1中具有大致相同的作用。

图3表示应用次级反应器80”的FCC单元的另一种实施方案，其中次级反应器80”接受来自再生器50的催化剂，并使催化剂返回再生器50。再一次地，因为FCC反应器10和再生器50与图1所描述的都非常相似，所以两图中的所有组件均采用相同的编号。但图3中不同于图1相应组件的各组件均在其相数字后加“””标记。初始烃进料通过喷嘴20进入反应器提升管12。初级进料与再生催化剂接触，裂化产物经由出口管道36离开FCC反应器10。与裂化产物分离后的催化剂在汽提段40进行汽提，并通过由阀48”控制的汽提催化剂管46”进入再生器50的下部腔室52。源自再生器50的上部腔室55的再生催化剂通过由控制阀70”调整的第一再生催化剂管68”分配到反应器提升管12，在此与新鲜初级进料接触并通过由控制阀74”调整的第二再生催化剂管道72”分配到次级反应器80”。源自FCC反应器10的气体排出物从出口管36经过管线98(可能在进行进一步处理之后)，然后送至主塔100进行分馏。所期望的馏分通过分配器86”送入次级反应器80”，并与流化介质(如水蒸气)一起对致密催化剂床82”进行流化。进料在致密催化剂床82”中与再生催化剂接触。次级反应器80”中的隔板划分出料斗段81”。落入料斗段81”的源自次级反应器80”的致密催化剂床82”的催化剂由经过分布器84”的其它流化介质蒸汽流化，并在挡板83”上汽提除去夹带气体。经汽提的催化剂经过由控制阀78”调整的管76”进入再生器50。次级反应器的产物通过旋风分离器88”和90”回收，旋风分离器除去夹带的催化剂并将其送回致密催化剂床82”。管道92”运送气体产物至进一步处理(可能是加热和分馏)。

次级反应器80、80’、80”可以独立使用而不结合进FCC单元。如次级反应器80、80’、80”独立使用，进料优选源自FCC单元的产物的部分。

关于图1-3，料管线98中的源自FCC反应器10的相对不含催化剂颗粒并包含汽提气体的裂化产物通过输出管道36料流出反应容器14。管线98中的裂化产物料流在分馏之前可经过额外的处理以除去细催化剂颗粒或进一步准备该料流体。管线98将含裂化产物的产物料流转移到其形式为主塔100的分馏器。从主塔100获得了多种产物。在此情况下，主塔100回收一种含未稳定汽油和更轻的气体的轻质塔顶产物料流。管线102将塔顶料流传输经过冷凝器104和冷却器106，然后进入接收器108。管线110从接收器108收回轻质废气料流，轻汽油的塔底液体料流经管线112离开接收器108，该料流可能不得不经过进一步处理以稳定轻汽油。主塔100也分别经管线120、122和124提供重汽油料流、LCO料流和HCO料流。管线120、122和124中的料流的部分都分别通过热交换器126、128、130和回流环路132、134、136循环，以从主塔100除去热量。重汽油、LCO和HCO的料流都从主塔100分别经过管线140、142和144输送。CO馏分可以从主塔100底部经管线146回收。CO馏分的一部分经过再沸器148循环并经管线150返回主塔100。CO料流经管线152从主塔100除去。

优选轻汽油和轻石脑油馏分的初始沸点(IBP)在C₅范围内低于127℃(260°F)；即35℃(95°F)，并且终止沸点(EP)高于或等于127℃(260°F)。这些馏分的沸点采用被称为ASTM D86-82的方法确定。重汽油和重石脑油馏分的IBP为大于或等于127℃(260°F)，EP高于200℃(392°F)，优选为204℃-221℃(400°F-430°F)，特别是216℃(420°F)。LCO料流的IBP约为重汽油的EP温度，EP为260℃-371℃(500°F-700°F)，优选288℃(550°F)。HCO料流的IBP为LCO料流的EP温度，EP为371℃-427℃(700°F-800°F)，优选399℃(750°F)。CO料流的IBP为HCO的EP温度，并且包括任何更高沸点的物质。将这些料流的一种或多种或其他从主塔100得到的馏分送入次级反应器80、80’、80”并与其中的催化剂接触。在一个实施方案中，输送LCO的料流(例如管线142)可在进入次级反应器80、80’、80”进行裂化之前在加氢反应器154中进行加氢处理。源自主塔100的其它料流在进入次级反应器80、80’、80”之前可以经过加氢处理。

在次级反应器80、80’、80”中，占同时地位的反应可能是裂化，即烃分子被分裂成两个较小的烃分子，从而使每个分子中的碳原子数量减少。另外，次级反应器80、80’、80”中的占统治地位的反应也可能是氢转移反应(如重整或异构化)，即分子的结构发生改变，但每个分子中的碳原子数量不变。在确定裂化和氢转移中哪种反应比另一种更占统治地位时，包含5至8个碳原子化合物的反应可能是最相关的，因为它们含有既能裂化又能重整的烯烃的大部分。

烯烃、环烷烃和环烯烃经重整生成链烷烃、芳烃和一些环烷烃，如式(1)，(2)，(3)和(4)所示：

               (1)

            

                        (2)

                   

               (3)

            

                                (4)

                 

烯烃与其对应烷烃相比具有更高的辛烷值。因此，烯烃转化为链烷烃一般会降低辛烷值。当烯烃如式(1)和(2)所示环化为芳烃和环烯烃如式(3)所示芳构化为芳香烃时，都会释放大量氢。其它烯烃则如式(4)所示吸收氢转化为链烷烃。在本发明中，使用次级反应器80、80’、80”，正烯烃和异烯烃主要重整为辛烷值高于正链烷烃的异链烷烃。另外，芳烃也会提高产物的辛烷值。尽管随着烯烃向链烷烃的转化，辛烷值通常会降低，但因异链烷烃和芳烃具有较高的辛烷值，所以在次级反应器80、80’、80”中的氢转移重整使产物维持了较高的辛烷值。因此，在次级反应器80、80’、80”中的生成更多异烯烃和芳烃的氢转移反应优于烯烃饱和生成正链烷烃的反应。以再不加入昂贵且难以得到的氢的前提下实施氢转移为有利。

在反应中，芳烃的生成量是衡量反应过程中氢转移程度的尺度。在次级反应器80、80’、80”中，当条件的设置有利于氢转移反应发生时，典型地，基于新鲜原料芳烃净产量增加能达到5％，至少也很容易达到40％的增产。

次级反应器80、80’、80”中的反应优选采用与通过FCC反应器10和再生器50循环的催化剂相同的催化剂。当然，如果次级反应器80、80’、80”是独立的而不是结合入FCC单元的，次级反应器中的催化剂无需通过FCC单元循环。如果要使次级反应器中的氢转移反应优于裂化反应，WHSV的典型范围为0.1-5hr^-1。如果想要使裂化反应比氢转移反应更占统治地位，则WHSV的典型范围是5-50hr^-1。另外，氢转移反应的条件比劣化反应的条件较为温和，其温度范围为399℃-510℃(750°F-950°F)，而裂化反应的温度范围为482℃-649℃(900°F-1200°F)。

在次级反应器80、80’、80”中进行的氢转移反应的另外一个优点在于它是吸热反应。因此，在致密催化剂床82、182、282中与烃接触反应的耗尽了的催化剂在返回FCC反应器10的反应器提升管12或再生器50之前就被冷却下来。其结果是，热量被从整个系统带走，从而可在反应器提升管12中使用更高的催化剂对油料比，从而得到提高了的FCC反应器10的转化率。

源自主塔100的馏份在次级反应器80、80’、80”中通过氢转移发生的重整降低了产物中有机硫和氮化合物的浓度。次级反应器80、80’、80”内汽油馏分的反应可使反应器产物中的硫浓度降低多达80重量％，氮浓度降低多达98重量％。因此，源自次级反应器80、80’、80”的产物中硫浓度和氮浓度较低。为满足规格需要，残余的硫和氮化合物可以通过加氢处理除去并在最终蒸馏塔的塔顶馏出物中取出。

典型地，通过反应器提升管12的催化剂循环速率和进料量以及进入提升管的提升气体会产生48-320kg/m³(3-20lbs/ft³)的催化剂和气体混合物的流动密度和3-31m/sec(10-100ft/sec)的平均料流速。在FCC反应器10中，催化剂通常以3-8、更优选4-6的催化剂对油料比与烃接触反应。通常反应器提升管12的长度的设定使在这些平均料流速状态下的驻留时间为0.5-10秒。反应器提升管12中的其它反应条件包括468℃-566℃(875°F-1050°F)的温度。

本发明采用多种常见的FCC催化剂。这些催化剂组合物包括含高活性结晶硅酸铝或沸石的催化剂。优选沸石催化剂，这是因为其具有更高的固有活性及其在高温下暴露于水蒸汽和大多数进料所含金属时的失活效应的高耐受性。沸石通常被分散在多孔无机载体材料(如二氧化硅、铝或锆)上。这些催化剂组合物中沸石的含量可为30％或更高。当希望得到更轻的产物时，优选包括高硅铝比的组合物的沸石(如LZ-210和ZSM-5型材料)。另一类特别有用的FCC催化剂含硅取代氧化铝。如US-A-5,080,778B1所公开的，该沸石或硅强化氧化铝组合物可包括插层粘土，通常也称为柱状粘土。用于本发明的优选的催化剂包括USY沸石。当希望在次级反应器80、80’、80”中氢转移反应相对于裂化反应占优势时，优选高稀土含量的Y沸石。术语“高稀土含量”是指在催化剂的沸石部分上稀土氧化物的含量大于2.0重量％。高稀土含量的Y沸石(如USY沸石)中稀土含量可高达4重量％稀土。通过增加催化剂上邻近酸性位点的密度，高稀土含量可以促进氢转移。催化剂上的强酸性催化位点促进裂化。低稀土含量的Y沸石仍然可有效促进氢转移反应，但需要更长的驻留时间。当希望在次级反应器80、80’、80”中裂化反应相对于氢转移反应占优势，优选稀土氧化物含量为2.0％或更低的低稀土含量Y沸石催化剂。可向催化剂中加入添加剂(如降硫添加剂)。可以预料此类添加剂可以在次级反应器中在更长的驻留时间中具有提高的效能。

适合本发明的方法的进料包括常规FCC原料或较高沸点的烃进料。最常见的常规原料是减压瓦斯油，其典型地为常压渣油经真空分馏制得沸程为343℃-552℃(650°F-1025°F)的烃材料。通常此类馏分中能使催化剂失活的重金属含量和焦碳前体含量低。

当LCO为次级反应器80、80’、80”的进料时，典型地，一部分LCO馏分通过加氢处理器154并通过管线156进入其中发生J-裂化的次级反应器80、80’、80”。当本发明以LCO模式操作时，LCO部分将除非经过预处理否则不能裂化的双环芳烃化合物携带进入次级反应器80、80’、80”。该双环化合物包括在反应器提升管12的条件下难以裂化的茚、联苯和萘。在J-裂化方法中，双环烃中的一个环是饱和的。然后将饱和环在次级反应器80、80’、80”中裂化并从芳环上断开，如示例式(5)和(6)所示。

                (5)

     (6)

在式(5)中，将二甲基萘的一个环饱和生成二甲基四氢萘。在式(6)中，将两个二甲基四氢萘的饱和环裂化，并接受另一二甲基四氢萘的一个芳环贡献的氢。断开的环生成甲苯和异丁烷。

适于进行J-裂化的方法在US-A-3,479,279 B1和US-A-3,356,609 B1中有进一步的描述，其内容通过引用结合于此。J-裂化方法从LCO部分中除去了约三分之二的高沸点芳烃，从而使次级反应器80、80’、80”的排出物进入汽油沸程。LCO馏分可以单独或与源自主塔100的另一馏分一起通过加氢处理反应器154。

馏分在加氢精制反应器154中的加氢处理在较不强烈的反应条件下进行以避免汽油馏分中单环芳烃化合物被饱和。在本发明的方法中，可对高到100％的馏分进行加氢处理。加氢处理在镍-钼或钴-钼催化剂的存在和相对温和的反应条件(包括温度为316℃-371℃(600°F-700°F)、液体时空速度(LHSV)为0.2-2hr^-1，压力为3447-10342kPa(500-1500psig))下进行。

实施例

实施例1

性质如表I的源自FCC反应器排出物的汽油馏份在反应器中在表1的条件下与含1-1.5重量％稀土的并结焦的USY沸石催化剂接触反应。反应产生性质如表I的产物。

                 表I

原料性质
		IBP，℃(°F)	121(250)
芳烃，重量％	61.8
		烯烃，重量％	14.2
链烷烃/环烷烃，重量％	24
		RON	93.3
MON	81.9
		反应器条件
WHSV，hr-1	1
		反应温度，℃(°F)	454(850)
催化剂对油料比	6.0
		压力，kPa(psig)	69(10)
产物性质
		C2 -，重量％	0.6
C3，重量％	1.2
		C4，重量％	2.0
C5 +/232℃(450°F)，重量％	89.4
		LCO，重量％	4.7
CO，重量％	2.1
		汽油RON	95.8
汽油MON	84
		芳烃，重量％	70
烯烃，重量％	1
		链烷烃/环烷烃，重量％	29

在本实施例中，由于次级反应，烯烃浓度从14.2重量％降至1重量％。然而，芳烃浓度从61.8重量％增至70重量％。另外，RON和MON均有所增加。相对较低浓度的C₄和小分子烃表明相对于芳烃的增加所表明的重整性的氢转移反应而言裂化反应较少。

实施例2

在全馏程FCC汽油上实施单独的研究以确定四组操作条件对产物性能的影响，结果如表II所示。

                             表II

原料性质
					IBP，℃(°F)	35(95)
链烷烃，重量％	27
					烯烃，重量％	51
环烷烃，重量％	6
					芳烃，重量％	14
C4，重量％	2.3
					沸点高于221℃(430°F)的原料，重量％	1.3
操作条件	A	B	C	D
					反应温度，℃(°F)	399(750)	399(750)	454(850)	482(900)
催化剂对油料比	3	5	5.1	5.1
					产物产率，重量％
C2 -	0.06	0.13	0.43	0.60
					C3	0.82	1.22	2.85	4.16
C4	3.5	4.53	6.75	8.35
					C5 +/220℃(429°F)	91.3	86.4	83.1	80.0
LCO	2.5	3.69	3.28	2.87
					CO	0.2	1.5	1.4	1.9
焦碳	1.6	2.5	2.2	2.1
					汽油收率	94.9	90.0	86.7	83.6
链烷烃	42	47	48	44
					烯烃	31	21	18	13
环烷烃	8	8	7	7
					芳烃	21	23	27	36

随反应温度升高，汽油收率降低而芳烃浓度增加，并且烯烃浓度降低。另外，由C₄的量和含更低碳数的烃的量指示的裂化随反应温度和/或催化剂对油料比的增加而增加。因此，可以调整反应条件来获得期望的产物质量。

实施例3

下一组实验所用原料的性质如表III所示。

                表III

链烷烃，重量％	28.1
		烯烃，重量％	50.4
环烷烃，重量％	5.9
		芳烃，重量％	14.4
C12非芳烃，重量％	1.32
		RON	91.0
MON	79.3
		行车辛烷值	85.2
硫，ppm	136
		氮，ppm	46
C4，重量％	2.3
		221℃(430°F)以上，重量％	1.3
IBP，℃(°F)	35(95)
		T10	51(123)
T30	67(153)
		T50	88(190)
T70	118(244)
		T90	152(306)
EP，℃(°F)	179(354)

上述原料在三组不同条件下进行反应，其反应产物的产率和性质如表IV所示。

                        表IV

	操作
				操作条件	A	B	C
反应温度，℃(°F)	427(800)	454(850)	482(900)
				催化剂对油料比	6.5	6.1	5.9
烃料分压，kPa(psia)	117(17.0)	114(16.5)	122(17.7)
				系统压力，kPa(psig)	278(40.3)	276(40.0)	273(39.6)
LHSV，hr-1	4.6	4.6	4.6
				产物产率，重量％
干气	0.4	0.7	1.1
				C3	1.6	2.4	3.4
C4	6.1	7.8	9.4
				C5 +汽油	85.5	83.0	80.0
链烷烃	53.3	54.7	52.3
				烯烃	13.8	12.4	12.3
环烷烃	8.1	5.5	6.2
				芳烃	24.8	27.4	29.2
硫，ppm	69	62	68
				氮，ppm	1	2	4
RON	87.4	88.4	90.4
				MON	80.5	81.5	81.8
行车辛烷值	84.0	85.0	86.1

C₅ ⁺汽油的上述性能和产率均已经过调整以表明C₄存在于不参加反应的原料中并且不会存在于进入次级反应器的原料中。另外，因为生成的C₄ ^-的量相对较少，该数据表明反应中发生的裂化并不很多。该方法在提高链烷烃和芳烃的浓度的同时降低了烯烃浓度，这些都没有带来行车辛烷值的实质性变化。

表V根据碳数和化合物类型给出了经操作B所得产物组合物的分类数据。表V中不在括号内的数据是原料中化合物的重量百分含量。而括号内的数据是产物中化合物的重量百分含量。在表V中，九个或更多碳数的芳烃被分为一组。因此，在“总计”一栏中给出的对于碳数为10和11的数据只包括非芳烃C₁₀和C₁₁。每一个碳数部分(尤其是C₅-C₈范围内)的总浓度的微小变化表明在此组条件下重整氢转移反应相对于裂化反应占优势。此外，与链烷烃的略微增加相比，异链烷烃的大量增加极大地抵消了由烯烃减少造成的辛烷值降低。

                                                                 表V

汽油组和物(全馏程原料及产物)
									碳数	总计	环烷烃	异链烷烃	正链烷烃	环烯烃	异构烯烃	正构烯烃	芳烃
5	24.93(25.32)	0.1(0.0)	7.33(17.48)	1.53(2.49)	0.61(0.14)	8.24(3.17)	7.12(2.03)	----(----)
									6	23.00(23.92)	1.22(1.79)	6.31(15.28)	0.92(1.63)	2.04(0.32)	7.33(3.12)	4.68(1.11)	1.51(0.67)
7	18.17(16.43)	1.79(1.94)	3.87(7.59)	0.51(0.90)	2.24(0.29)	4.88(1.33)	2.54(0.29)	2.34(4.10)
									8	14.96(14.41)	1.53(0.87)	2.54(3.88)	0.51(0.63)	1.02(----)	3.15(0.46)	1.32(----)	4.88(8.57)
9	12.72(17.58)	0.92(0.64)	1.83(2.31)	0.41(0.43)	0.31(----)	1.83(0.16)	0.81(----)	A9+6.61(14.04)
									10	3.47(1.79)	0.32(0.24)	1.12(1.10)	0.41(0.46)	0.00(----)	1.12(----)	0.51(----)
11	1.42(0.52)	----(----)	0.51(0.54)	0.31(0.00)	0.00(----)	0.41(----)	0.2(----)
									总计	98.68(100)	5.87(5.49)	23.51(48.19)	4.58(6.55)	6.21(0.74)	26.97(8.23)	17.2(3.42)	14.35(27.37)
12	C12 +非芳烃：1.3

Claims (10)

1、一种用于转化烃进料料流的方法，其包括：

在裂化反应器(12)中用催化剂颗粒裂化初级裂化进料料流以制备裂化产物，所述催化剂颗粒具有含有结晶硅酸铝或沸石成分的组成；

在分离容器(16)中将所述裂化产物与催化剂颗粒分离以获得裂化产物料流；

回收至少一部分所述裂化产物料流作为重整进料料流；

使曾在所述裂化反应器内驻留的催化剂颗粒循环进入独立于所述分离容器的重整反应器；

将包括具有5-8个碳原子的饱和烃和烯烃的所述重整进料料流送入所述重整反应器(80、80’、80”)；

在所述重整反应器(80、80’、80”)内重整所述重整进料料流，从而制备重整产物料流，所述重整反应在使芳烃基于新鲜重整原料的净产量增加至少5％的条件下进行，表明发生了氢转移反应；和

回收所述重整产物料流。

2、根据权利要求1的方法，其还包括从所述裂化产物料流中分离所述重整产物料流。

3、根据权利要求1的方法，其中所述重整反应器内的所述催化剂颗粒的组成与所述裂化反应器中的催化剂颗粒的组成相同。

4、根据权利要求1的方法，其中5-8个碳原子的烃的较大部分发生氢转移反应而不是裂化反应。

5、根据权利要求1的方法，其中所述重整进料料流中的烯烃在重整反应器(80、80’、80”)内转化成异链烷烃。

6、根据权利要求1的方法，其中所述重整产物料流中硫化合物的浓度低于其在重整进料料流中的浓度。

7、根据权利要求1的方法，其中重整产物料流中氮化合物的浓度低于其在其重整进料料流中的浓度。

8、根据权利要求1的方法，其中重整进料料流的初始沸点低于200℃。

9、根据权利要求1的方法，其中重整进料料流为初始沸点低于127℃的石脑油料流。

10、根据权利要求1的方法，其中重整进料料流为源自所述裂化产物料流的初馏点至少为200℃的油料流。

Images