技术领域
[0001] 本
发明涉及一种高辛烷值汽油的生产方法。
背景技术
[0002] 随着
原油重质化发展和市场对轻质油品需求的快速增长，在我国，作为重油轻质化的催化裂化技术得到快速发展。然而，必须面对的一个事实是催化裂化柴油(或称轻循环油)的
质量却一直相对较差，
密度大，芳
烃含量高，
十六烷值低，即使通过柴油加氢改质技术也难以达到日益严格的柴油规格。如何解决催化裂化轻循环油是一个日益严峻的问题。同时存在的另一个问题是国内成品汽油长期短缺，而催化裂化汽油占成品汽油的80％。因此，如何通过催化裂化工艺来实现重质原料最大化生产高辛烷值汽油而不生产轻循环油可能是解决上述问题的新途径。
[0003] 美国
专利US4585545批露了一种将催化裂化轻循环油全馏分先进行加氢处理，得到的加氢柴油再去催化裂化生产富含单环芳烃汽油的催化转化方法。
[0004] 中国专利CN14232327A公开了一种催化裂化循环油改质的方法，是将以重质油为原料的第一催化裂化装置生产的轻循环油进行深度加氢，得到的加氢循环油再进行第二催化裂化装置。在该方法的
基础上，中国专利CN423689A强调第二催化裂化装置中的催化剂要求含50-95％的择形沸石和约5-50％的孔径大于或等于约0.7nm的大孔沸石，以选择性地提高轻烯烃产率。
[0005] 中国专利CN1466619A公开了一种催化裂化轻循环油的转化方法，是将催化裂化提升管反应器划分为上、下游两个反应区，其中重质油注入下游区，其催化裂化产物轻循环油经加氢处理后得到的加氢循环油注入上游区。在该方法的基础上，中国专利CN1425054A方法中下游区的进料除了加氢循环油外，还增加了石脑油。但是该方法中不仅氢耗高，而且加氢循环油在上游区反应会严重影响下游的重质油的转化。
[0006] 从上面公开的文献可以发现，对于催化裂化轻循环油进行加工的重要途径之一是将其先进行加氢处理，然后再催化裂化。必须指出的是，轻循环油无论是否加氢，和重质油大分子相比，其分子小、键能大，因此如何控制催化裂化的操作参数是轻循环油加工的关键之一。同时轻循环油如果进行加氢，加氢过程的操作控制也是轻循环油加工的关键之一。此外，重质原料催化裂化过程中最大化生产高辛烷值汽油而不生产轻循环油，则必须兼顾考虑如何实现重质原料和轻循环油的选择性催化裂化。
发明内容
[0007] 本发明的目的是提供一种高辛烷值汽油的生产方法，本发明方法将加氢轻循环油和重质原料从不同
位置进料，并可以补充催化剂，最大程度地生产高辛烷值的汽油。
[0008] 为了实现上述目的，本发明提供一种高辛烷值汽油的生产方法，该方法包括：将重质原料从第一
喷嘴喷入提升管反应器中与来自提升管反应器底部的第一催化裂化催化剂和来自提升管反应器中部的第二催化裂化催化剂
接触并进行催化裂化反应，得到反应产物和待生催化剂；将所得反应产物进行分离，至少得到催化裂化汽油和催化裂化轻循环油；将所得待生催化剂送入再生器中进行烧焦再生，得到再生催化剂；将再生催化剂作为所述第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂送入所述提升管反应器中；将催化裂化轻循环油送入加氢反应器中与加氢处理催化剂接触并进行加氢处理，得到加氢轻循环油；将加氢轻循环油从第二喷嘴送入所述提升管反应器中进行所述催化裂化反应，其中，所述第二喷嘴与所述第一喷嘴沿高度方向间隔设置。
[0009] 可选的，沿高度方向，所述第二喷嘴设置于所述第一喷嘴的上方，所述第二催化裂化催化剂从所述第二喷嘴上方或所述第一喷嘴和第二喷嘴之间的位置送入提升管反应器中。
[0010] 可选的，所述第一喷嘴和第二喷嘴之间的提升管反应器中，反应油气的
停留时间为0.05-2秒。
[0011] 可选的，所述重质原料为选自直馏
蜡油、焦化蜡油、脱
沥青油、加氢精制油、加氢裂化尾油、减压渣油和常压渣油中的至少一种。
[0012] 可选的，所述重质原料的催化裂化反应的条件包括：反应
温度为520-650℃，绝对压
力为0.15-0.4兆帕，第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂的总重量与重质原料的重量比为1-50，油气停留时间为1-10秒，
水蒸汽与重质原料的重量比为0.01-0.5，再生催化剂的微反活性不低于60，所述微反活性采用RIPP 92-90催化裂化工业平衡催化剂的微反活性试验法进行测定。
[0013] 可选的，所述再生催化剂包括10-50重量％沸石、5-90重量％无机
氧化物和0-70重量％的粘土，所述沸石为选自含或不含稀土的Y、HY、USY和Beta沸石的至少一种。
[0014] 可选的，所述提升管反应器为等径提升管反应器或变径提升管反应器。
[0015] 可选的，所述加氢处理催化剂包括活性金属组分和载体，所述活性金属组分为第VIB族金属和/或第VIII族非贵金属，所述载体为选自氧化
铝、
二氧化硅和无定型硅铝中的至少一种。
[0016] 可选的，所述活性金属组分为镍-钨、镍-钨-钴、镍-钼或钴-钼。
[0017] 可选的，所述加氢处理的条件为：氢分压为5.0-22.0兆帕，反应温度330-450℃，体积
空速为0.1-10.0小时-1，氢油体积比为100-2000Nm3/m3。
[0018] 可选的，所述加氢轻循环油中双环芳烃含量不大于20重％。
[0019] 可选的，所述加氢轻循环油的催化裂化反应条件包括：反应温度为520-650℃，绝对压力为0.15-0.4兆帕，第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂的总重量与加氢轻循环油的重量比为5-100，油气停留时间为1-15秒，水蒸汽与加氢轻循环油的重量比为0.01-0.3。
[0020] 可选的，单位时间内，第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂的循环重量比为1：(0.02-1)。
[0021] 本发明的优点在于：
[0022] 1、可以彻底实现重质原料催化裂化不产生轻循环油。
[0023] 2、采用提升管反应器两层不同位置进料并补充再生催化剂来分别加工重质原料和加氢轻循环油，有助于分别优化两种原料的操作条件，实现两者的最大化转化，从而最大程度地生产高辛烷值的催化裂化汽油。
[0024] 3、加氢轻循环油在重质原料的下游进样，可以有效缩短反应时间，提高高辛烷值汽油收率。
[0025] 本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
[0026] 附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成
说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：
[0027] 图1是本发明方法一种具体实施方式的流程示意图。
[0028] 附图标记说明
[0029] 1管线 2管线 3加氢反应器
[0030] 4管线 5管线 6第二喷嘴
[0032] 10再生斜管 11再生
滑阀 12沉降器
[0033] 13再生器 14管线 15管线
[0035] 19提升管反应器 I重质原料反应区 II加氢轻循环油反应区具体实施方式
[0036] 以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。
[0037] 本发明提供一种高辛烷值汽油的生产方法，该方法包括：将重质原料从第一喷嘴喷入提升管反应器中与来自提升管反应器底部的第一催化裂化催化剂和来自提升管反应器中部的第二催化裂化催化剂接触并进行催化裂化反应，得到反应产物和待生催化剂；将所得反应产物进行分离，至少得到催化裂化汽油和催化裂化轻循环油；将所得待生催化剂送入再生器中进行烧焦再生，得到再生催化剂；将再生催化剂作为所述第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂送入所述提升管反应器中；将催化裂化轻循环油送入加氢反应器中与加氢处理催化剂接触并进行加氢处理，得到加氢轻循环油；将加氢轻循环油从第二喷嘴送入所述提升管反应器中进行所述催化裂化反应，其中，所述第二喷嘴与所述第一喷嘴沿高度方向间隔设置。
[0038] 根据本发明，第一喷嘴和第二喷嘴的相对设置位置并无特殊要求，第一喷嘴可以设置于第二喷嘴的上方或下方，优选地，沿高度方向，所述第二喷嘴设置于所述第一喷嘴的上方，所述第二催化裂化催化剂从所述第二喷嘴上方或所述第一喷嘴和第二喷嘴之间的位置送入提升管反应器中。加氢轻循环油和重质原料分层进入的优点是可以优化满足不同馏分催化裂化的反应条件，从而实现最大程度地转化，尤其是反应油气和催化剂的混合物在和加氢轻循环油接触前/后进一步补充再生催化剂，有利于强化加氢轻循环油的转化。所述第一喷嘴和第二喷嘴之间的提升管反应器中，反应油气的停留时间可以为0.05-2秒，优选为0.1-1秒。
[0039] 根据本发明，重质原料是本领域技术人员所熟知的，例如，所述重质原料可以为选自直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢精制油、加氢裂化尾油、减压渣油和常压渣油中的至少一种，本领域技术人员也可以采用其它重质原料。
[0040] 根据本发明，催化裂化反应是本领域技术人员所熟知的，例如，所述重质原料的催化裂化反应的条件可以包括：反应温度(提升管出口处)可以为520-650℃，优选550-590℃，绝对压力可以为0.15-0.4兆帕，第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂的总重量与重质原料的重量比为1-50，优选3-30，油气停留时间(从第一喷嘴至提升管反应器出口处)为1-10秒，优选2-8秒，水蒸汽与重质原料的(混合)重量比为0.01-0.5，优选0.02-0.2。所述加氢轻循环油的催化裂化反应条件可以包括：反应温度(提升管出口处)可以为520-650℃，优选550-590℃，绝对压力可以为0.15-0.4兆帕，第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂的总重量与加氢轻循环油的重量比为5-100，优选8-50，油气停留时间(从第二喷嘴至提升管反应器出口处)为1-10秒，优选2-8秒，水蒸汽与加氢轻循环油的(混合)重量比为0.01-
0.3，优选0.02-0.1，再生催化剂的微反活性不低于60，优选不低于62，所述微反活性采用RIPP 92-90催化裂化工业平衡催化剂的微反活性试验法进行测定(石油化工分析方法(RIPP试验方法)，杨翠定等编，1990版)。单位时间内，第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂的循环重量比可以为1：(0.02-1)，优选为1：(0.03-0.5)。所述提升管反应器可以为等径提升管反应器或变径提升管反应器。
[0041] 一种实施方式，第一催化裂化催化剂从提升管反应器常规的催化剂入口进入提升管反应器中，第二催化裂化催化剂从提升管反应器中部的补剂入口送入，以强化加氢轻循环油的转化。
[0042] 根据本发明，催化裂化催化剂是本领域技术人员所熟知的，例如，所述再生催化剂可以包括10-50重量％沸石、5-90重量％无机氧化物和0-70重量％的粘土，所述沸石为可以选自含或不含稀土的Y、HY、USY和Beta沸石的至少一种，本领域技术人员也可以采用其它催化剂。
[0043] 根据本发明，加氢处理是本领域技术人员所熟知的，例如，所述加氢处理催化剂可以包括活性金属组分和载体，所述活性金属组分为第VIB族金属和/或第VIII族非贵金属，所述载体可以为选自氧化铝、
二氧化硅和无定型硅铝中的至少一种，所述活性金属组分可以为镍-钨、镍-钨-钴、镍-钼或钴-钼。所述加氢处理的条件可以为：氢分压5.0-22.0兆帕，优选8.0-15.0兆帕，反应温度330-450℃，优选340-380℃，体积空速0.1-10.0小时-1，氢油体积比100-2000Nm3/m3。加氢处理所得产物，分离得到初馏点>250℃，优选>260℃的馏分，称加氢柴油或加氢轻循环油，所述加氢轻循环油中双环芳烃含量一般不大于20重％，优选不大于10重％。
[0044] 下面结合附图对本发明方法的具体实施方式进行进一步说明，但是并不因此而限制本发明。
[0045] 如图1所示，重质原料经管线5通过第一喷嘴7也进入提升管反应器19，轻循环油经管线1进入加氢反应器3，氢气经管线2同时引入加氢反应器3。加氢后的产物加氢轻循环油经管线4通过第二喷嘴6进入催化裂化提升管反应器19中。来自再生器13的再生催化剂作为第一催化裂化催化剂经再生斜管10由再生滑阀11控制进入提升管反应器的底部，在预提升介质的作用下上行，进入重质原料反应区I，在该反应区内与经第一喷嘴7进来的重质原料接触、反应和上行；随后反应油气和催化剂的混合物进入加氢轻循环油反应区II，在该反应区内与经第二喷嘴6进来的加氢轻循环油接触、反应、上行，同时从再生器13的一部分再生催化剂作为第二催化裂化催化剂经再生斜管8通过再生滑阀9也补充进入加氢轻循环油反应区II强化加氢轻循环油的裂化反应。反应后的反应产物、待生催化剂进入沉降器12进行反应产物和催化剂的分离，分离后的催化剂进入再生器13再生循环。而反应产物经过管线14进入
分馏塔18，从分馏塔18出来油浆经管线17作为产品排出装置；从分馏塔18出来的油气经管线15进入后续的吸收稳定系统，得到干气、
液化气和高辛烷值汽油；而分馏塔18引入的轻循环油经管线16、管线1进入加氢反应器3循环。
[0046] 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。实施例中加氢反应器内装填的加氢处理催化剂商业牌号为RN-32V，保护剂商业牌号为RG-1，加氢处理催化剂和保护剂的装填体积比例为95:5，均由中国石化催化剂分公司生产。
[0047] 实施例、对比例中催化裂化装置使用的催化剂的物化性质见表1，其商业牌号为HAC，由中国石化催化剂分公司生产。
[0048] 实施例、对比例中所使用的重质原料为90重量％直馏蜡油与10重量％减压渣油的混合原料，其性质列于表2。
[0049] 轻循环油循环重量比＝轻循环油加氢回炼的重量/重质原料的重量；
[0050] 汽油辛烷值测定法(研究法，RON)采用GB/T 5487-2015方法进行测定，汽油辛烷值测定法(
马达法，MON)采用GB/T 503-2016方法进行测定。
[0051] 实施例1
[0052] 本实施例说明采用本发明图1提供的方法，具体流程如前面具体实施方式所述。催化裂化装置的主要操作参数见表3。
[0053] 轻循环油进入中型加氢反应器，加氢处理的试验条件为：氢分压8.0兆帕，平均床层反应温度为360℃，体积空速0.5小时-1，氢油体积比1100Nm3/m3。
[0054] 在加氢轻循环油、重质原料进入提升管的位置间距内，反应油气停留时间为0.2秒。反应产品分布、氢耗及汽油辛烷值见表4。
[0055] 实施例2
[0056] 实施例2中加氢轻循环油从图1中的第一喷嘴的位置进入，而重油原料从第二喷嘴进入，实施例2中催化裂化装置和催化裂化催化剂与实施例1完全相同。实施例2中的催化裂化装置的操作条件见表3。反应产品分布、氢耗及汽油辛烷值见表4。
[0057] 对比例1
[0058] 对比例1中加氢轻循环油和重油原料混合一并从第一喷嘴7进入提升管反应器。对比例1中催化裂化装置和催化裂化催化剂与实施例完全相同。对比例1中的剂油比是对总混合进料而言，即包括重油原料和加氢轻循环油。催化裂化装置的操作条件见表3，反应产品分布、氢耗及汽油辛烷值见表4。
[0059] 对比例2
[0060] 对比例2与实施例1的操作基本相同，不同之处在于提升管反应器中部不补充催化剂，再生催化剂全部从提升管反应器底部进入。催化裂化装置的操作条件见表3，反应产品分布、氢耗及汽油辛烷值见表4。
[0061] 从表4分析可知，相比实施例2，实施例1中汽油产率为63.5重量％，比实施例2增加了6.4个百分点，这是因为缩短了加氢轻循环油在提升管中的停留时间。同时由于实施例1与对比例1相比增加了分层进料，且补充了再生剂，而对比例1-2中没有补充再生剂循环，导致重油转化率明显下降，同时汽油产率比实施例大幅度降低。此外，与实施例对比，汽油辛烷值也有明显降低。
[0062] 表1
[0063]
[0064] 表2
[0065]原料油名称 混合原料
密度(20℃)千克/米3 916.8
凝固点，℃ 32
折射率(70℃) 1.4968
残炭，重量％ 2.67
平均分子量 404
馏程，℃
初馏点 294
5重量％ 361
10重量％ 381
30重量％ 422
50重量％ 451
70重量％ 497
硫含量，重量％ 1.1
氮含量，重量％ 0.24
氢含量，重量％ 12.6
金属含量，毫克/千克
Ni 6.6
V 1.2
[0066] 表3
[0067]
[0068] 表4
[0069]项目 实施例1 实施例2 对比例1 对比例2
氢耗，重量％ 1.43 1.43 2.6 2.6
产品分布，重量％
干气 3.8 4.5 3.6 4.6
液化气 18.3 19.5 17.5 18.3
汽油 63.5 57.1 53.4 53.4
轻循环油 0.0 0.0 0.0 0.0
重油 4.2 8.4 14.7 13.0
焦炭 10.2 10.5 10.8 10.7
合计 100.0 100.0 100.0 100.0
汽油辛烷值
RON 95.0 93.5 91.5 91.6
MON 84.6 82.6 80.4 80.3
