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一种轻 烃催化转化方法及其装置

阅读：1015发布：2020-07-18

专利汇可以提供一种轻烃催化转化方法及其装置专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且本发明提供一种轻烃催化转化方法：轻烃原料(气态或液态)进入提升管，与来自轻烃提升管预提升区的冷再生催化剂混合进入轻烃提升管反应器或流化床反应器，在反应温度 350-650℃、绝对压力为0.1l～0.4MPa，接触时间0.5～30秒的操作条件下，主要进行催化裂化、异构化、芳构化等轻烃催化转化反应，达到降低烯烃和硫、氮含量，提高辛烷值的目的。，下面是一种轻烃催化转化方法及其装置专利的具体信息内容。

权利要求

1.一种轻烃催化转化方法，其特征在于包括一个催化转化过程：轻烃原料在带有或不带有流化床反应器的提升管反应器与催化剂接触反应，反应物流进入沉降器进行催化剂与油气的分离，分离出的待生催化剂经汽提段汽提后进入再生器烧焦再生，再生后的催化剂经冷却后或/和不经冷却直接返回提升管反应器循环使用；提升管反应器设有预提升区、一个或两个以上反应区，具体特征如下：
1)轻烃原料与来自提升管预提升区的再生催化剂混合进入带有或不带有流化床反应器的轻烃提升管反应器，所述轻烃提升管反应器或第一个反应区的主要操作条件如下:原料预热温度100～550°C，反应温度为350～720°C，绝对压力为0.1l～0.4MPa，接触时间为0.5～30，催化剂与原料重量比为1～50；
2)离开提升管反应器的反应产物与催化剂的混合物沿提升管进入沉降器进行催化剂与油气的分离，分离出的待生催化剂经汽提段汽提后，进入再生器烧焦再生，再生温度为
630～800℃；
3)再生器设有一个或两个以上催化剂冷却器，分别用于调节各自相连接的提升管反应器各反应区的反应温度和/或调节再生器温度，分别使其保持在最佳值；
4)将一部分来自再生器的再生催化剂经催化剂冷却器冷却到200～720℃直接进入轻烃提升管反应器预提升区或/和反应区，或者与另一部分未经冷却的热再生催化剂混合得到温度低于再生器温度的混合再生催化剂后进入轻烃提升管反应器预提升区或/和反应区，或者冷热再生催化剂分别直接进入轻烃提升管预提升区，经预提升介质提升温度达到均衡后进入轻烃提升管反应器反应区；或者不经催化剂冷却器直接进入轻烃提升管反应器预提升区或/和反应区，循环使用；
5）或者设置一个或两个以上辅助提升管，用预提升介质提升输送所述冷再生催化剂至一个、两个或多个提升管反应器各反应区作为冷激剂，循环使用；
所述的进入催化剂冷却器的催化剂是任何碳含量的再生催化剂或不完全再生催化剂；
所述的轻烃原料为炼油厂或石油化工厂各种含烯烃或饱和液态轻烃类，包括液化石油气、轻油中的任意一种或一种以上的任意比例的混合物；
所述的催化剂为工业上常用的任何催化剂，包括Y型、USY、REY、RE-USY、八面沸石和其他天然或合成沸石催化剂、ZSM-5的中的任意一种或两种以上的混合物。
2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于步骤1）所述的提升管反应器或第一反应区的主要操作条件是:原料预热温度为230～450°C，反应温度为400～650°C，绝对压力为0.1l～0.4MPa，接触时间为优选1～15秒，催化剂与原料重量比为2～25。
3.按照权利要求1或2所述的任意一种方法，其特征在于步骤4）来自再生器的再生催化剂经催化剂冷却器冷却到360～650℃。
4.按照权利要求1或2所述的任意一种方法，其特征在于设有第二反应区时，来自第一反应区的反应产物与催化剂的混合物与冷激剂混合得到的新混合物在反应温度为
350-650℃、绝对压力为0.11-0.4MPa条件下接触反应,接触时间为0.01-30秒；所述冷激剂是气体或液体，包括水、各种油品，冷催化剂中的任意一种，或者是它们中的两种或多种；
所述冷催化剂是冷再生催化剂、冷待生催化剂、冷半再生催化剂中的任意一种，或者是它们中的两种以上。
5.按照权利要求1或2所述的任意一种方法，其特征在于单独或联合使用下列措施：
向所述提升管或/和所述汽提段、或/和所述反应沉降器、或/和所述再生器注入重质石油烃类，或可燃固体、液体或气体燃料中的任意一种、两种、多种及其混合物；或/和将进入所述再生器的主风烧焦空气与再生烟气、或/和与再生剂换热升温至200～650°C；或/和将进入所述再生器的主风用可燃固体、液体或气体中的一种或两种以上的混合物加热升温至200～1800°C；
所述的可燃固体、液体或气体包括煤粉、焦粉、水煤浆、各种油品、液化石油气或各种燃料气；所述的重质石油烃类是包括常压渣油、减压渣油、直馏蜡油、焦化蜡油、页岩油、合成油、原油、煤焦油、回炼油、油浆、脱沥青油、柴油在内的油品中的任意一种、两种或两种以上的混合物。
6.按照权利要求5所述的方法，其特征在于所述进入再生器的主风换热至300～
550°C，和/或加热升温至600～1300°C。
7.根据权利要求1、2或6所述的任意一种方法，其特征在于所述的液化石油气是主要由丙烷、丙烯组成的C3馏分，或者是主要由丁烷、丁烯组成的C4馏分，或者是主要C3～C5组成的任意比例的混合物；所述的轻油是包括直馏汽油、凝析油、催化裂化汽油、热裂化汽油、减粘汽油、焦化汽油、裂解制乙烯汽油在内的汽油中的一种或两种以上任意比例的混合物；是全馏分汽油或其中的部分窄馏分。
8.根据权利要求1、2或6所述的任意一种方法，其特征在于经所述催化剂冷却器冷却后的冷再生催化剂温度通过调节流化介质和/或取热介质的流量或/和其它参数进行控制；或者冷再生催化剂温度通过调节流化介质和/或取热介质和/或返回再生器的冷催化剂的流量或/和其它参数进行控制；或者所述的混合再生催化剂温度通过调节上述冷热再生催化剂的比例而得到控制。
9.按照权利要求1、2或6所述的任意一种方法，其特征在于所述的提升管反应器各反应区的反应温度通过调节剂油比，或/和通过调节冷再生催化剂或混合再生催化剂的温度，或/和采用多点进料技术，或/和向提升管反应器注入各种冷激剂而得到控制。
10.按照权利要求1、2或6所述的任意一种方法，其特征在于所述的轻烃催化转化的方法与重油催化裂化工艺联合实施,或者单独实施。

说明书全文

一种轻烃催化转化方法及其装置

技术领域

[0001] 本发明属于催化裂化领域，特别涉及利用冷再生催化剂循环方法及其装置进行轻烃的催化转化。

背景技术

[0002] 随着石油化工的快速发展，各种轻烯烃特别是丙烯乙烯烃资源日益紧缺，为了解决上述问题，提高轻烯烃产率和汽油产品的质量，国内外炼油界做了大量的研究工作。

[0003] 随着原油质量的劣质化及重质化趋势的日益加剧，催化裂化的渣油掺炼比的不断提高，催化裂化、焦化、热裂化等工艺生产汽油的质量变得更差。汽油中的烯烃一方面是高辛烷值有效组分，另一方面在燃烧过程中生产较多的污染物污染环境。利用传统的加氢精制虽然能够将汽油中的烯烃降到很低，但却大幅度地损失了辛烷值。

[0004] 洛阳石油化工工程公司开发的灵活多效催化裂化工艺(CN92105596.X)采用双提升管反应器，一个提升管作为汽油改质反应区，另一个提升管作为FCC主提升管反应区，利用高活性催化剂改质汽油，该工艺要兼顾主提升管重油催化裂化的反应条件，汽油改质的反应条件受到限制，可使FCC汽油烯烃降低10～30个体积百分点。

[0005] 中国石油大学(华东)采用两段串联提升管工艺技术(CN1302843A)，反应油气串联、催化剂接力操作，实现提高轻质油收率，改善催化汽油质量的目的烯烃体积含量，但该技术采用两段提升管反应油气串联、催化剂接力的工艺，必然使工艺流程十分复杂、装置操作的灵活性受到限制，同时由于两段提升管反应油气串联操作，汽油改质反应与其它组分反应相互影响，目的产品选择性受到影响，汽油烯烃体积含量降幅有限，可降低15个体积百分点左右。

[0006] 重油催化裂化过程中取出系统过剩热量的催化剂冷却器种类很多。现行取热技术即催化剂冷却技术因冷再生催化剂返回再生器密相段仅具有取热功能，而无法对反应系统的操作条件进行优化，因此现行反应再生系统的技术又都有其不足之处。

[0007] 在上述现有技术的基础上，本发明的目的是在保证足够高的再生温度和良好的再生效果的前提下，通过冷再生催化剂循环方法，降低进入反应器的再生剂之温度，在保证适宜剂油比的前提下，降低提升管反应器的反应温度，提高提升管的催化剂活性，促进轻烃裂化、氢转移、异构化、芳构化等反应的进行，降低焦炭和气体的产率，从而提高汽油和轻烯烃的产率，同时提高汽油辛烷值，降低油品烯烃和杂质含量。

发明内容

[0008] 本发明所要解决的技术问题是提供一种冷再生催化剂循环方法，利用催化裂化过程常用的催化剂冷却技术，在不降低再生温度的条件下，靠降低再生催化剂温度，使剂油比成为独立可调变量。具体技术方案详述于下：

[0009] 本发明提供一种轻烃催化转化方法及其装置，包括一个流化催化转化过程：轻烃原料在提升管反应器(或流化床反应器)与催化剂接触反应、反应物流进入沉降器进行催化剂与油气的分离、分离出的待生催化剂经汽提段汽提后、进入再生器烧焦再生、再生后的催化剂经冷却或/和不经冷却直接返回提升管反应器循环使用。

[0010] 经过预热(或不预热)后的轻烃原料(气态或液态)进入轻烃提升管，与来自轻烃提升管预提升段(区)的冷再生催化剂混合进入轻烃提升管反应器(带有或不带有流化床反应器，也可不设预提升区)，主要进行催化裂化和/或异构化、芳构化等反应，达到多产丙烯，降低汽油烯烃和硫、氮含量，提高辛烷值的目的。

[0011] 本发明的轻烃催化转化过程可以设有一个、两个或多个提升管，每个提升管又可设有(或不设)预提升区、一个、两个或多个反应区，根据工艺需要，分别加工不同的原料。

[0012] 根据工艺需要可设置(或不设)一个、两个或多个辅助提升管，分别连接冷再生催化剂输送通道(如外循环管、内循环管等)，用于输送冷再生催化剂(用预提升介质提升)至一个、两个或多个提升管反应器(或流化床反应器)各反应区作为冷激剂，循环使用。

[0013] 本发明的轻烃催化转化过程具体如下：

[0014] 一种轻烃催化转化方法及其装置，其特征在于包括一个催化转化过程：轻烃原料在提升管反应器(带有或不带有流化床反应器)与催化剂接触反应，反应物流进入沉降器进行催化剂与油气的分离，分离出的待生催化剂经汽提段汽提后进入再生器烧焦再生，再生后的催化剂经冷却后或/和不经冷却直接返回提升管反应器循环使用；提升管反应器设有(或不设)预提升区、一个、两个或多个反应区，具体特征如下：

[0015] 1)轻烃原料与来自提升管预提升区的再生催化剂混合进入轻烃提升管反应器(带有或不带有流化床反应器)，所述轻烃提升管反应器或第一反应区的主要操作条件如下：原料预热温度100～550℃，反应温度为350～720℃，绝对压力为0.11～0.4MPa，接触时间为0.5～30，催化剂与原料重量比为1～50；

[0016] 2)离开提升管反应器的反应产物与催化剂的混合物沿提升管进入沉降器进行催化剂与油气的分离，分离出的待生催化剂经汽提段汽提后，进入再生器烧焦再生，再生温度为630～800℃；

[0017] 3)再生器设有一个、两个或多个催化剂冷却器，分别用于调节各自相连接的提升管反应器(或流化床反应器)各反应区的反应温度和/或调节再生器温度，分别使其保持在最佳值；

[0018] 4)将一部分来自再生器的再生催化剂经催化剂冷却器冷却到200～720℃直接进入轻烃提升管反应器预提升区或/和反应区，或者与另一部分未经冷却的热再生催化剂混合得到温度低于再生器温度的混合再生催化剂后进入轻烃提升管反应器预提升区或/和反应区，或者冷热再生催化剂分别直接进入轻烃提升管预提升区，经预提升介质提升温度达到均衡后进入轻烃提升管反应器反应区；或者不经催化剂冷却器直接进入轻烃提升管反应器预提升区或/和反应区，循环使用；

[0019] 5)或者设置(或不设)一个、两个或多个辅助提升管，用预提升介质提升输送所述冷再生催化剂至一个、两个或多个提升管反应器(或流化床反应器)各反应区作为冷激剂，循环使用；

[0020] 所述的进入催化剂冷却器的催化剂是任何碳含量的再生催化剂或不完全再生催化剂；

[0021] 所述的轻烃原料为炼油厂或石油化工厂各种含烯烃或饱和液态轻烃类，包括液化石油气、轻油等中的任意一种或一种以上的任意比例的混合物；

[0022] 所述的催化剂为工业上常用的任何催化剂，包括Y型、USY、REY、RE-USY、八面沸石和其他天然或合成沸石催化剂、ZSM-5等的中的任意一种、两种、多种及其混合物。

[0023] 步骤1)所述的提升管反应器或第一反应区的主要操作条件是：原料预热温度为230～450℃，反应温度为400～650℃，绝对压力为0.11～0.4MPa，接触时间为优选1～
15秒，催化剂与原料重量比为2～25。

[0024] 步骤4)来自再生器的再生催化剂经催化剂冷却器冷却到360～650℃。

[0025] 设有第二反应区时，来自第一反应区的反应产物与催化剂的混合物与冷激剂混合得到的新混合物在反应温度为350-650℃、绝对压力为0.11-0.4MPa条件下接触反应，接触时间为0.01-30秒；所述冷激剂是气体或液体(包括水、各种油品等)、冷催化剂中的任意一种，或者是它们中的两种或多种；所述冷催化剂是冷再生催化剂、冷待生催化剂、冷半再生催化剂中的任意一种，或者是它们中的两种或多种。

[0026] 单独或联合使用下列措施：向所述提升管或/和所述汽提段、或/和所述反应沉降器、或/和所述再生器注入重质石油烃类，或可燃固体、液体或气体燃料中的任意一种、两种、多种及其混合物；或/和将进入所述再生器的主风(烧焦空气)与再生烟气、或/和与再生剂换热升温至200～650℃；或/和将进入所述再生器的主风用可燃固体、液体或气体中的一种、两种、多种及其混合物加热升温至200～1800℃；

[0027] 所述的可燃固体、液体或气体包括煤粉、焦粉、水煤(焦)浆、各种油品、液化石油气或各种燃料气等；所述的重质石油烃类是包括常压渣油、减压渣油、直馏蜡油、焦化蜡油、页岩油、合成油、原油、煤焦油、回炼油、油浆、脱沥青油、柴油在内的油品中的任意一种、两种或两种以上的混合物。

[0028] 所述进入再生器的主风换热至300～550℃，和/或加热升温至600～1300℃。

[0029] 所述的液化石油气是主要由丙烷、丙烯组成的C3馏分，或者是主要由丁烷、丁烯组成的C4馏分，或者是主要C3～C5组成的任意比例的混合物；所述的轻油是包括直馏汽油、凝析油、催化裂化汽油、热裂化汽油、减粘汽油、焦化汽油、裂解制乙烯汽油在内的汽油中的一种、两种、多种或其任意比例的混合物；是全馏分汽油如初馏点至220℃左右的馏分或其中的部分窄馏分如初馏点至80℃的馏分。

[0030] 经所述催化剂冷却器冷却后的冷再生催化剂温度通过调节流化介质和/或取热介质的流量或/和其它参数进行控制；或者冷再生催化剂温度通过调节流化介质和/或取热介质和/或返回再生器的冷催化剂的流量或/和其它参数进行控制；或者所述的混合再生催化剂温度通过调节上述冷热再生催化剂的比例而得到控制。

[0031] 所述的提升管反应器(或流化床反应器)各反应区的反应温度通过调节剂油比，或/和通过调节冷再生催化剂或混合再生催化剂的温度，或/和采用多点进料技术，或/和向提升管反应器注入各种冷激剂而得到控制。

[0032] 本发明的轻烃催化转化的方法及其装置与重油催化裂化工艺联合实施，或者单独实施。

[0033] 根据工艺要求，调节再生器温度的催化剂冷却器可以不设，或/和调节提升管反应器(或流化床反应器)反应温度的催化剂冷却器中的任意一个、两个或多个也可以不设，热再生催化剂直接进入提升管。

[0034] 调节再生器温度的催化剂冷却器不设，仅设一个、两个或多个与提升管反应器(或流化床反应器)相连接的催化剂冷却器时，再生器温度主要通过调节反应再生系统的热平衡进行控制，或/和主要通过调节这些催化剂冷却器中的一个、两个或多个的流化介质和/或取热介质和/或返回再生器的催化剂等的流量或/和其它参数进行控制。

[0035] 调节提升管反应器(或流化床反应器)各反应区反应温度的催化剂冷却器中的任意一个、两个或多个不设时，再生器温度主要通过调节反应再生系统的热平衡进行控制，或/和主要通过调节不与提升管相连的催化剂冷却器的流化介质和/或取热介质的流量或/和其它参数进行控制，或/和主要通过调节与提升管相连催化剂冷却器的流化介质和/或取热介质和/或返回再生器的催化剂等的流量或/和其它参数进行控制。

[0036] 上述提升管反应器各反应区的反应温度主要通过调节剂油比(在上述冷催化剂返回通道设置控制元件如滑阀、塞阀等)，或/和主要通过调节冷再生催化剂或混合再生催化剂的温度进行控制，使其分别保持在最佳值。

[0037] 当然还可有许多其他控制设备和控制方法，本领域普通技术人员对其非常清楚，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。

[0038] 上述流化介质、输送介质可以是空气、蒸汽等，取热介质可以是水、蒸汽、空气、各种油品等。上述预提升介质可以是水、蒸汽、各种炼厂干气等。

[0039] 上述进入催化剂冷却器的再生催化剂可以是任何碳含量的再生催化剂或不完全再生催化剂包括再生催化剂、半再生催化剂等或它们的混合物。

[0040] 所述再生催化剂是指完全再生的再生催化剂或两段再生后的二段再生催化剂；半再生催化剂是指不完全再生的再生催化剂或两段再生的一段再生催化剂。

[0041] 本发明采用工业上常用的任何催化剂及助剂，包括Y型、USY、REY、RE-USY、八面沸石和其他天然或合成沸石催化剂、ZSM-5等中的任意一种、两种、多种及其混合物。

[0042] 催化剂冷却器为成熟工业设备，本发明的方法及其装置可采用各种结构形式(如上流式、下流式等)，催化剂输送通道也可采用各种具体连接结构(如内循环管、Y型、U型外输送(循环)管等)，本领域普通技术人员对其具体结构、连接型式、操作和控制过程非常清楚，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。

[0043] 为方便控制轻烃提升管各反应区的反应温度或形成另一反应区，可以采用多点进料技术，或/和向轻烃提升管反应器注入各种冷激剂。上述冷激剂可以是气体或液体(包括水、各种油品等)和冷催化剂中的任意一种，也可以是它们中的两种或多种。上述冷催化剂可以是冷再生催化剂、冷待生催化剂、冷半再生催化剂中的任意一种，也可以是它们中的两种或多种。

[0044] 本发明的催化转化方法及其装置可用于以轻烃为原料催化转化制取轻烯烃(主要为丙烯、乙烯等)、轻烃芳构化、催化转化改质汽油，所述的轻烃原料为炼油厂或石油化工厂各种含烯烃或饱和液态轻烃类，包括液化石油气、轻油等中的任意一种或一种以上的任意比例的混合物；所述的液化石油气可以是主要由丙烷、丙烯组成的C3馏分，也可以是主要由丁烷、丁烯组成的C4馏分，或者是主要C3～C5组成的任意比例的混合物；所述的轻油可以是包括直馏汽油、凝析油、催化裂化汽油、热裂化汽油、减粘汽油、焦化汽油、裂解制乙烯汽油在内的汽油中的一种、两种、多种及其任意比例的混合汽油；可以是全馏分汽油如初馏点至220℃左右的馏分或其中的部分窄馏分如初馏点至80℃的馏分。

[0045] 本发明的轻烃催化转化工艺可与重油催化裂化工艺联合实施，以维持反应再生系统的热平衡，也可以单独实施。

[0046] 轻烃催化转化过程生焦率较低，为保证催化剂烧焦再生的适宜温度，维持反应再生系统的热平衡，还可以采取下列措施中的一种、两种或多种单独或联合使用：

[0047] 1)可以向所述提升管(如中、下游等)注入重质石油烃类，或固体、液体或气体燃料中的任意一种、两种、多种及其混合物；

[0048] 2)可以向汽提段或反应沉降器注入重质石油烃类，或可燃固体、液体或气体燃料中的任意一种、两种、多种及其混合物；

[0049] 3)可以向再生器注入可燃固体、液体或气体燃料中的任意一种、两种、多种及其混合物；

[0050] 4)可以用进入再生器的主风(烧焦空气)与再生烟气换热，或者作为再生催化剂冷却器的取热介质与再生剂换热，将主风进入再生器时的温度提高200-650℃(优选300-550℃)。

[0051] 5)可以用固体、液体或气体燃料中的一种、两种、多种及其混合物将主风加热升温至200-1800℃(优选600-1500℃)进入再生器。

[0052] 所述的可燃固体、液体或气体包括煤粉、焦粉、水煤(焦)浆、各种油品、液化石油气或各种燃料气等；所述的重质石油烃类是包括常压渣油、减压渣油、直馏蜡油、焦化蜡油、页岩油、合成油、原油、煤焦油、回炼油、油浆、脱沥青油、柴油在内的油品中的任意一种、两种及两种以上的混合物。

[0053] 单独实施时，提升管反应器操作条件调节相对独立，更加灵活。

[0054] 用于汽油改质时，反应温度等条件可以根据市场情况灵活调节：

[0055] 1)采用较低的反应温度，生产低硫、低烯烃汽油。

[0056] 以降低汽油烯烃和硫含量为目的生产清洁汽油时，反应温度可以很低(350-520℃，优选400-480℃)，使异构化、氢转移、芳构化、烷基化等理想的二次反应在有时间保证的前提下占据绝对优势。轻油收率大于98.5％。

[0057] 2)采用较高的反应温度，多产液化气、轻烯烃，同时生产低硫、低烯烃汽油。

[0058] 当需要多产液化气、轻烯烃时，反应温度又可以很高(500-650℃，优选520-600℃)，使烯烃裂化等反应占主导，同时实现提高柴汽比、降低汽油烯烃和硫含量，生产高辛烷值清洁汽油的目的。

[0059] 该汽油馏分可以是全馏分，例如，初馏点至220℃左右的馏分：也可以是其中的部分窄馏分，例如，45～100℃馏分。该汽油馏分可以是一次加工汽油馏分如直馏汽油、凝析油等、二次加工汽油馏分如焦化汽油、FCC汽油、减粘汽油、热裂化汽油等或一种以上的汽油馏分的混合物。该汽油馏分的烯烃含量可以为0～80重％，并含有少量的硫、氮等杂质，例如，硫含量大于200ppm，氮含量大于30ppm。

[0060] 本发明的方法及其装置可采用各种反应再生型式(如同轴式、并列式等)，催化剂冷却器与再生器有多种组合型式，如设置于第一再生器、设置于第二再生器等，本领域普通技术人员对其组合型式、操作和控制过程非常清楚，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。

[0061] 采用本发明的方法及其装置，其反应产物的分离及催化剂的再生均按常规方法进行，可以采用提升管催化转化工艺及装置使用的各种反应再生型式包括各种提升管型式(包括等直径或变直径、带有或不带有流化床反应器等)、各种再生型式及其各种组合型式。待生催化剂在再生器中于常规催化转化催化剂再生条件下进行烧焦再生，一般再生温度控制在630～800℃(优选680-730℃)。

[0062] 使用本发明，并不影响其他技术的使用，如与现行密相段取热技术，提升管反应终止剂注入技术，多点进料等同时使用，效果更好。与单独采用混合温度控制技术、注终止剂等技术相比，取热温位高，热量利用更加合理。当然也可与许多其他工艺技术和方法(如富含烯烃的轻汽油回炼改质工艺等)同时使用，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。

[0063] 流化催化转化工艺及装置为成熟工业过程，本领域普通技术人员对其组合型式、操作和控制过程非常清楚，对提升管反应器各反应区的操作条件(如原料入口温度、反应温度、反应压力、接触时间、剂油比等)和催化剂的选用也非常清楚，均不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。

[0064] 与现有技术相比，劣质汽油经本发明的催化转化装置后，汽油中烯烃体积含量可降低30～70％，辛烷值(RON)可提高O.5～40个单位，汽油中的硫含量降低30～70％(重量)。

[0065] 以丁烷丁烯组成的C4馏分或轻汽油为原料时，可以采用如下生产方案和操作条件：

[0066] 1)采用较低的反应温度和芳构化催化剂，进行C4芳构化反应制取混合芳烃，反应温度为400-560℃(优选450-530℃)，使氢转移、芳构化等理想反应占据绝对优势。

[0067] 2)当需要多产轻烯烃时，采用较高的反应温度和多产轻烯烃催化剂，进行C4催化裂化反应多产轻烯烃，同时生产少量的低烯烃汽油，此时反应温度为500-720℃(优选560-650℃)，使烯烃裂化等反应占主导地位。

[0068] 本发明所采用的方法与现有技术相比，具有可操作性强、简单灵活、应用广泛的优势，并具有降低汽油烯烃含量、提高汽油辛烷值、降低其油品杂质含量的特点。附图说明

[0069] 附图1-3：为本发明的催化转化装置的典型示意图。

[0070] 下面结合附图详细说明本发明，附图是为了说明本发明而绘制的，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。

[0071] 附图1为本发明的催化转化装置(单独实施)的一种典型示意图。

[0072] 如附图1所示：本发明催化转化方法及其装置包括沉降器1，提升管反应器包括预提升区4、提升管反应区2、再生器5。再生器5与沉降器1的汽提段1A之间设有待生催化剂输送管7和控制阀20连通再生器5与汽提段1A，将待生催化剂输送到再生器5。

[0073] 再生器设有1个外取热设备，即催化剂冷却器，35为流化介质如空气、蒸汽等，36为提升介质，包括空气、蒸汽等，37为取热介质，包括水、蒸汽、各种油品等。催化剂冷却器主要用于调节提升管反应器的反应温度，使其保持在最佳值。

[0074] 再生器5通过再生催化剂输送管10与催化剂冷却器8相连，冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送管11与提升管反应器预提升区4相连。控制阀21是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置的具体控制元件。

[0075] 再生器温度通过调节反应再生系统的热平衡进行控制；和/或通过调节流化介质35(包括空气、蒸汽等的)流量和/或冷再生催化剂返回管12上的提升介质36(包括空气、蒸汽等)的流量进行控制。

[0076] 离开催化剂冷却器的冷再生催化剂温度通过调节流化介质35(包括空气、蒸汽等的)流量和/或冷再生催化剂返回管12上的提升介质36(包括空气、蒸汽等)的流量进行控制。冷再生催化剂返回管12也可以不设。

[0077] 为方便控制轻烃提升管反应区的反应温度，设置热再生催化剂输送管9(包括控制阀22)直接与提升管反应器预提升区4相连，冷再生催化剂与热再生催化剂在汽油提升管反应器预提升区4经预提升介质(包括水、蒸汽、各种干气等)30提升混合后温度达到均衡。热再生催化剂输送管9(包括控制阀22)也可以不设。

[0078] 当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。

[0079] 为方便控制轻烃提升管反应区的反应温度，或形成另一反应区，可以向轻烃提升管反应器注入各种冷激剂。

[0080] 上述冷激剂可以是气体或液体(包括水、各种油品等)和冷催化剂中的任意一种，也可以是它们中的两种或多种。上述冷催化剂可以是冷再生催化剂、冷待生催化剂、冷半再生催化剂中的任意一种，也可以是它们中的两种或多种。

[0081] 上述的催化剂冷却器可以与再生器、提升管连为一体，也可以通过管线与其相连。

[0082] 经过预热(或不预热)后的气态或液体轻烃原料31(温度为230-450℃)进入提升管，与来自提升管预提升区4(也可不设)的冷再生催化剂混合进入提升管反应器，在反应温度反应温度350-720℃(优选400-650℃)、反应压力为0.11～0.4MPa条件下接触，接触时间0.5～30秒(优选1-15秒)，催化剂与原料重量比一般为1～50，优选2～25，主要进行催化转化和异构化、芳构化等汽油改质反应，达到降低烯烃和硫含量，提高辛烷值的目的。

[0083] 来自提升管反应器的反应油气和催化剂的混合物进入沉降器1，进行油气与催化剂分离，然后进入后续分离系统进行分离与液化石油气(LPG)回收，得到包括催化改质汽油在内的产品。

[0084] 待生催化剂经沉降器1的汽提段1A汽提后，通过待生催化剂输送管7和控制阀20进入再生器5，在含氧气体38(包括空气等)的存在下经烧焦再生后进入催化剂冷却器8，一路冷再生催化剂与或不与热再生催化剂混合循环使用，另一路返回再生器。

[0085] 为维持反应再生系统的热量平衡，可以向轻烃提升管下游注入各种重质油品，或者向反应沉降器汽提段或再生器注入各种固体、液体、气体燃料可燃固体、液体或气体包括煤粉、焦粉、水煤(焦)浆、各种油品、液化石油气或各种燃料气等。

[0086] 附图2为本发明的催化转化装置(单独实施)的另一种典型示意图。

[0087] 如附图2所示：本发明催化转化方法及其装置包括沉降器1，提升管反应器包括预提升区4、提升管反应区2、再生器5。再生器5与沉降器1的汽提段1A之间设有待生催化剂输送管7和控制阀20连通再生器5与汽提段1A，将待生催化剂输送到再生器5。

[0088] 再生器设有1个外取热设备，即催化剂冷却器，35为流化介质如空气、蒸汽等，36为提升介质，包括空气、蒸汽等，37为取热介质，包括水、蒸汽、各种油品等。催化剂冷却器主要用于调节提升管反应器的反应温度，使其保持在最佳值。

[0089] 再生器5通过再生催化剂输送管10与催化剂冷却器8相连，冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送管11与提升管反应器预提升区4相连。控制阀21是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置的具体控制元件。

[0090] 再生器温度通过调节反应再生系统的热平衡进行控制；和/或通过调节流化介质35(包括空气、蒸汽等的)流量和/或冷再生催化剂返回管12上的提升介质36(包括空气、蒸汽等)的流量进行控制。

[0091] 离开催化剂冷却器的冷再生催化剂温度也通过调节流化介质35(包括空气、蒸汽等的)流量和/或冷再生催化剂返回管12上的提升介质36(包括空气、蒸汽等)的流量进行控制。冷再生催化剂返回管12也可以不设。

[0092] 为方便控制轻烃提升管反应区的反应温度，还可设置热再生催化剂输送管(包括控制阀)直接与提升管反应器预提升区4相连，冷再生催化剂与热再生催化剂在汽油提升管反应器预提升区4经预提升介质(包括水、蒸汽、各种干气等)30提升混合后温度达到均衡。

[0093] 当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。

[0094] 为方便控制轻烃提升管反应区的反应温度，或形成另一反应区，可以向轻烃提升管反应器注入各种冷激剂。

[0095] 上述冷激剂可以是气体或液体(包括水、各种油品等)和冷催化剂中的任意一种，也可以是它们中的两种或多种。上述冷催化剂可以是冷再生催化剂、冷待生催化剂、冷半再生催化剂中的任意一种，也可以是它们中的两种或多种。

[0096] 上述的催化剂冷却器可以与再生器、提升管连为一体，也可以通过管线与其相连。

[0097] 经过预热(或不预热)后的气态或液体轻烃原料31(温度为230-450℃)进入提升管，与来自提升管预提升区4(也可不设)的冷再生催化剂混合进入提升管反应器，在反应温度反应温度350-720℃(优选400-650℃)、反应压力为0.11～0.4MPa条件下接触，接触时间0.5～30秒(优选1-15秒)，催化剂与原料重量比一般为1～50，优选2～25，主要进行催化转化和异构化、芳构化等汽油改质反应，达到降低烯烃和硫含量，提高辛烷值的目的。

[0098] 来自提升管反应器的反应油气和催化剂的混合物进入沉降器1，进行油气与催化剂分离，然后进入后续分离系统进行分离与液化石油气(LPG)回收，得到包括汽油在内的产品。

[0099] 待生催化剂经沉降器1的汽提段1A汽提后，通过待生催化剂输送管7和控制阀20进入再生器5，在含氧气体38(包括空气等)的存在下经烧焦再生后进入催化剂冷却器8，一路冷再生催化剂与或不与热再生催化剂混合循环使用，另一路返回再生器。

[0100] 为维持反应再生系统的热量平衡，可以向汽油提升管下游注入各种重质油品，或者向反应沉降器汽提段或再生器注入各种固体、液体、气体燃料可燃固体、液体或气体包括煤粉、焦粉、水煤(焦)浆、各种油品、液化石油气或各种燃料气等。

[0101] 附图3为与重油催化转化装置联合实施(有汽油沉降器)的一种典型示意图。

[0102] 如附图3所示：本发明重油催化转化方法及其装置包括重油沉降器1，汽油沉降器18，重油提升管反应器包括预提升区4、第一反应区3、第二反应区2、再生器5、汽油提升管
6。再生器5与沉降器1的汽提段1A之间设有待生催化剂输送管7和控制阀(图中未画出)连通再生器5与重油沉降器1汽提段1A，将待生催化剂输送到再生器5。设有待生催化剂输送管15和控制阀23将重油提升管反应器中部(第一反应区3、第二反应区2的结合部)与沉降器18的汽提段18A相连通。

[0103] 控制阀23是为了方便控制冷激用的待生催化剂的流量而设置的具体控制元件，当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。

[0104] 再生器设有2个内或外取热设备，即催化剂冷却器，催化剂冷却器8A主要用于调节再生器温度，使其保持在最佳值。催化剂冷却器8B主要用于调节汽油提升管6的反应温度，使其保持在最佳值。

[0105] 35A，35B为流化介质如空气、蒸汽等，36A、36B为提升介质，包括空气、蒸汽等，37为取热介质，包括水、蒸汽、各种油品等。37A，37B为取热介质，包括水、蒸汽、各种油品等。

[0106] 再生器5通过再生催化剂输送管10A与催化剂冷却器8A相连。再生器温度通过调节流化介质35A(包括空气、蒸汽等)的流量和/或冷再生催化剂返回管12A上的提升介质36A(包括空气、蒸汽等)的流量进行控制。

[0107] 设置热再生催化剂输送管9A(包括控制阀22A)与重油提升管反应器预提升区4相连，热再生催化剂在重油提升管反应器预提升区4经预提升介质(包括水、蒸汽、各种干气等)32提升与重油原料33混合后进入第一反应区3。

[0108] 为方便控制重油提升管反应器第一反应区3的温度，可以将冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送管与重油提升管预提升区4，冷热再生催化剂在重油提升管反应器预提升区4经预提升介质(包括水、蒸汽、各种干气等)32提升混合温度达到均衡后进入第一反应区3。

[0109] 为方便控制重油提升管反应器第二反应区2的温度，可以将冷激剂(待生催化剂)通过输送管15和控制阀23注入第一反应区的下游。上述气体或液体冷激剂34的注入点可以在重油提升管反应器冷待生催化剂注入点的上游或下游，以方便控制各反应区的温度，或形成另一反应区。

[0110] 再生器5通过再生催化剂输送管10B与催化剂冷却器8B相连，冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送管11B与汽油提升管预提升区相连。离开催化剂冷却器8B的冷再生催化剂温度通过调节流化介质35B(包括空气、蒸汽等)的流量和/或冷再生催化剂返回管12B上的提升介质36B(包括空气、蒸汽等)的流量进行控制。控制阀21B是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置的具体控制元件。

[0111] 根据工艺要求，催化剂冷却器8A也可以不设，再生器温度通过反应再生系统的热平衡进行控制；和/或通过调节催化剂冷却器8B流化介质35B包括空气、蒸汽等的流量和/或冷再生催化剂返回管12B上的提升介质36B(包括空气、蒸汽等)的流量进行控制。进行控制。

[0112] 当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。

[0113] 为方便控制汽油提升管反应区的反应温度，或形成另一反应区，可以向汽油提升管反应器注入各种冷激剂。

[0114] 上述冷激剂可以是气体或液体(包括水、各种油品等)和冷催化剂中的任意一种，也可以是它们中的两种或多种。上述冷催化剂可以是冷再生催化剂、冷待生催化剂、冷半再生催化剂中的任意一种，也可以是它们中的两种或多种。

[0115] 上述的催化剂冷却器可以与再生器、提升管连为一体，也可以通过管线与其相连。

[0116] 重油原料33与来自重油提升管反应器预提升区4的再生催化剂混合降温后进入重油提升管反应器第一反应区3，在催化裂化条件下进行反应，主要操作条件如下：反应温度400-650℃(优选480-560℃)、反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.05～5秒(优选0.1-3秒)，催化剂与原料重量比一般为3～15，优选5～12。

[0117] 来自第一反应区3的反应油气和催化剂的混合物与冷激剂34混合降温后，进入重油提升管反应器第二反应区2，主要进行氢转移、异构化、芳构化等二次反应，进一步降低烯烃和硫含量，提高辛烷值。主要操作条件如下：反应温度350-620℃(优选450-530℃)、反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.5～30秒(优选1-5秒)。

[0118] 来自第二反应区2的反应油气和催化剂的混合物进入沉降器1，进行油气与催化剂分离，油气单独或与来自沉降器18的油气混合后进入分馏、吸收稳定系统进行分馏与LPG回收，得到包括催化裂化汽油在内的产品和未转化油。

[0119] 经过预热(或不预热)后的气态或液体轻烃原料31(温度为230-450℃)进入提升管，与来自汽油提升管预提升区的再生催化剂混合进入汽油提升管反应器，在反应温度反应温度350-720℃(优选400-650℃)、反应压力为0.11～0.4MPa条件下接触，接触时间0.5～30秒(优选1-15秒)，催化剂与原料重量比一般为1～50，优选2～25，主要进行异构化、芳构化等汽油改质反应，达到降低烯烃和硫含量，提高辛烷值的目的。

[0120] 来自汽油提升管6的反应物流进入沉降器18进行油气与催化剂分离，油气单独进入分馏、吸收稳定系统进行分馏与LPG回收，得到包括催化裂化汽油在内的产品和未转化油；或与来自沉降器1的油气混合后，进入共用的分馏、吸收稳定系统进行分馏与液化石油气(LPG)回收。

[0121] 来自沉降器18气提段18A的待生催化剂通过待生催化剂输送管15和控制阀23全部或部分与来自第一反应区3的反应油气和催化剂的混合物混合后进入重油提升管反应器第二反应区2。

[0122] 待生催化剂经沉降器1的汽提段1A汽提后，通过待生催化剂输送管7和控制阀(未画出)进入再生器5，在含氧气体38(包括空气等)的存在下经烧焦再生后分两路进入催化剂冷却器8A和催化剂冷却器8B，两路冷再生催化剂与或不与热再生催化剂混合分别循环使用。

[0123] 为维持反应再生系统的热量平衡，可以向汽油提升管下游注入各种重质油品，或者向反应沉降器汽提段或再生器注入各种固体、液体、气体燃料可燃固体、液体或气体包括煤粉、焦粉、水煤(焦)浆、各种油品、液化石油气或各种燃料气等。

[0124] 实例1

[0125] 为验证本发明的效果，采用图2所示的工艺流程，原料为催化裂化汽油，催化剂为长岭炼油厂催化剂厂生产的CORH催化剂。采用的工艺条件、原料性质和试验结果列于表1。

[0126] 表1的结果表明汽油中烯烃体积含量降低65％，辛烷值(RON)可提高0.6个单位，汽油中的硫含量降低45％(重量)。

[0127] 表1

[0128]

[0129] 实例2

[0130] 为验证本发明的效果，采用图3所示的工艺流程，重油提升管采用表3所示的工艺条件、表2所示的原料和长岭炼油厂催化剂厂生产的CORH催化剂，试验结果列于表4。

[0131] 表4的结果表明，焦碳和干气产率下降2.1％，汽油中烯烃体积含量降低65％，辛烷值(RON)提高O.6个单位。

[0132] 表2

[0133]物流
密度，20/4℃ 0.930
残炭 0.12％(Wt)
硫含量 0.24％(Wt)

[0134] 表3

[0135]现有技术本发明
参数
方案A 方案B
提升管反应温度， ℃ 505 505
进料温度， ℃ 200 200
再生温度， ℃ 680 700
入提升管的催化剂温度，℃ 680 600
剂/油比，重/重 6.0 9.8

[0136] 表4

[0137]现有技术本发明
产物
方案A 方案B
产品收率Wt％
燃料气 5.2 3.7
LPG 14.4 14.1
汽油 45.6 49.5
柴油 23.6 25.1
油浆 3
焦炭 8.2 7.6
合计 100.0 100.0
汽油质量
烯烃含量V％ 37.2 13.6
芳烃含量V％ 31.6 37.9
辛烷值RON 90.1 90.7

[0138] 当汽油提升管原料为催化裂化汽油，采用的工艺条件、原料性质和试验结果列于表5。

[0139] 表5的结果表明汽油中烯烃体积含量降低66％，辛烷值(RON)可提高1.1个单位，汽油中的硫含量降低40％(重量)。

[0140] 表5

[0141]

[0142] 实例3

[0143] 为验证本发明的效果，采用图2所示的工艺流程，原料为富含丁烯的混合碳四(C3+C5：0.7mol％，丁烷：11.2mol％，丁烯：88.10mol％)，催化剂为长岭炼油厂催化剂厂生产的CORH催化剂和ZSM-5催化剂。

[0144] 采用的工艺条件和试验结果列于表6。

[0145] 表6

[0146]序号参数本发明备注
1 再生温度，℃ 700
2 提升管的反应温度，℃ 600
3 剂/油比， 23
4 产品产率，w％
丙烷 2.64
丙烯 31.16
丁烷 16.03
丁烯 21.80
液体+焦炭+损失 14.51
其中乙烯+丙烯 45.69
合计 100.0

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