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一种多产丙烯和优质燃料油的催化转化组合方法

阅读：156发布：2021-02-26

IPRDB可以提供一种多产丙烯和优质燃料油的催化转化组合方法专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且一种多产丙烯和优质燃料油的催化转化组合方法，原料油在反应器内与催化剂接触进行反应，其特征是反应温度、重时空速、催化剂与原料油重量比足以使反应得到包含占原料油12～60重％催化蜡油的反应产物，其中所述重时空速为25～100h-1，所述反应温度为450～600℃，所述催化剂与原料油重量比为1～30，催化蜡油经加氢裂化工艺进一步处理。该方法在将重质原料油转化为高辛烷值汽油和丙烯的同时，改善柴油的十六烷值，使干气和焦炭产率大幅度降低从而实现石油资源的高效利用。，下面是一种多产丙烯和优质燃料油的催化转化组合方法专利的具体信息内容。

权利要求

1.一种多产丙烯和优质燃料油的催化转化组合方法，其中原料油在反应器内与催化剂接触进行反应，其特征是反应温度、重时空速、催化剂与原料油重量比足以使反应得到包含-1占原料油12～60重％催化蜡油的反应产物，其中所述重时空速为25～100h ，所述反应温度为450～600℃，所述催化剂与原料油重量比为1～30，催化蜡油进入催化蜡油加氢裂化装置进一步处理，加氢裂化得到的催化蜡油加氢裂化尾油作为多产汽油装置、本反应器、加氢裂化装置、蒸汽裂解装置中的一种或多种设备的原料；所述催化蜡油为初馏点大于

260℃的馏分，氢含量不低于10.5重％。

2.按照权利要求1的方法，其特征在于所述原料油为重质石油烃和/或其它矿物油，其中重质石油烃选自减压渣油、劣质的常压渣油、劣质的加氢渣油、焦化瓦斯油、脱沥青油、高酸值原油、高金属原油中的一种或几种；其它矿物油为煤液化油、油砂油、页岩油中的一种或几种。

3.按照权利要求1的方法，其特征在于所述的催化剂包括沸石、无机氧化物和任选的粘土，各组分分别占催化剂总重量：沸石1重％～50重％、无机氧化物5重％～99重％、粘土0重％～70重％，其中沸石作为活性组分，为中孔沸石和/或任选的大孔沸石，中孔沸石选自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，大孔沸石选自由稀土Y、稀土氢Y、不同方法得到的超稳Y、高硅Y构成的这组沸石中的一种以上的混合物。

4.按照权利要求1的方法，其特征在于所述反应器选自提升管、等线速的流化床、等直径的流化床、上行式输送线、下行式输送线中的一种以上的组合，或同一种反应器两个以上的组合，所述组合包括串联或/和并联，其中提升管是常规的等直径的提升管或者各种形式变径的提升管。

5.按照权利要求1的方法，其特征在于在一个位置将所述原料油引入反应器内，或在一个以上相同或不同高度的位置将所述原料油引入反应器内。

6.按照权利要求1的方法，其特征在于反应温度为460～580℃，重时空速为30～-1

80h 、催化剂与原料油重量比为2～25。

7.按照权利要求1的方法，其特征在于反应温度为480～540℃。

-1

8.按照权利要求1的方法，其特征在于重时空速为40～60h 。

9.按照权利要求1的方法，其特征在于催化剂与原料油重量比为3～14。

10.按照权利要求1的方法，其特征在于所述反应在压力为0.10MPa～1.0MPa下进行。

11.按照权利要求1的方法，其特征在于所述方法还包括将反应产物和催化剂进行分离，催化剂经汽提、烧焦再生后返回反应器，分离后的产物包括丙烯、高辛烷值汽油和催化蜡油。

12.按照权利要求10的方法，其特征在于所述催化蜡油为初馏点不小于330℃的馏分，氢含量不低于10.8重％。

13.按照权利要求1的方法，其特征在于加氢裂化催化剂为负载在Y型沸石分子筛上的VIB族或/和VIII族非贵金属催化剂，其中所述VIB族非贵金属为钼或/和钨，VIII族非贵金属为镍、钴、铁中的一种或多种。

14.按照权利要求1的方法，其特征在于加氢裂化的工艺条件为：氢分压4.0～-1

20.0MPa，反应温度280～450℃，体积空速0.1～20h ，氢油比300～2000v/v。

15.一种催化转化方法，其中原料油在反应器内与催化剂接触进行反应，其特征是(1)原料油包括再裂化原料油和裂化原料油，在一个位置将所述原料油引入反应器内，或在两个以上相同或不同高度的位置将所述原料油引入反应器内，所述再裂化原料油选自油浆、柴油、汽油、碳原子数为4～8的烃中的一种以上的混合物；

(2)再裂化原料油在反应器内不晚于裂化原料油进行反应，再裂化原料油的反应条件-1为：反应温度600～750℃、重时空速100～800h 、反应压力0.10～1.0MPa、催化剂与再裂化原料油的重量比30～150，水蒸汽与再裂化原料油的重量比为0.05～1.0；

(3)反应温度、重时空速、催化剂与原料油的重量比足以使反应得到包含占裂化原料油

12～60重％催化蜡油的反应产物，所述催化蜡油为初馏点不小于260℃的馏分，氢含量不低于10.5重％；

-1

(4)裂化原料油的反应条件为：反应温度450～600℃、重时空速5～100h 、反应压力

0.10～1.0MPa、催化剂与裂化原料油的重量比1.0～30，水蒸汽与裂化原料油的重量比为

0.05～1.0；

(5)催化蜡油进入催化蜡油加氢裂化装置；

(6)加氢裂化得到的催化蜡油加氢裂化尾油作为多产汽油装置、本反应器、加氢裂化装置、蒸汽裂解装置中的一种或多种设备的原料。

16.按照权利要求15的方法，其特征在于所述裂化原料油选自石油烃和/或其它矿物油，其中石油烃选自减压瓦斯油、常压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、减压渣油、常压渣油中的一种以上的混合物，其它矿物油为煤液化油、油砂油、页岩油中的一种以上的混合物。

17.按照权利要求15的方法，其特征在于所述催化剂包括沸石、无机氧化物和任选的粘土，各组分分别占催化剂总重量：沸石1～50重％、无机氧化物5～99重％、粘土0～70重％，其中沸石为中孔沸石和任选的大孔沸石，中孔沸石占沸石总重量的51～100重％，大孔沸石占沸石总重量的0～49重％，中孔沸石选自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，大孔沸石选自Y系列沸石。

18.按照权利要求15的方法，其特征在于所述反应器选自提升管、等线速的流化床、等直径的流化床、上行式输送线、下行式输送线中的一种以上的组合，或同一种反应器两个以上的组合，所述组合包括串联或/和并联，其中提升管是常规的等直径的提升管或者各种形式变径的提升管。

19.按照权利要求15的方法，其特征在于所述裂化原料油的反应温度为460～580℃。

-1

20.按照权利要求15的方法，其特征在于所述裂化原料油的重时空速为10～90h 。

21.按照权利要求15的方法，其特征在于催化剂与所述裂化原料油重量比为3～14。

22.按照权利要求15的方法，其特征在于所述方法还包括将反应产物和催化剂进行分离，催化剂经汽提、烧焦再生后返回反应器，分离后的产物包括丙烯、高辛烷值汽油和催化蜡油。

23.按照权利要求15的方法，其特征在于所述催化蜡油为初馏点不小于330℃的馏分，氢含量不低于10.8重％。

24.按照权利要求15的方法，其特征在于加氢裂化催化剂为负载在Y型沸石分子筛上的VIB族或/和VIII族非贵金属催化剂，其中所述VIB族非贵金属为钼或/和钨，VIII族非贵金属为镍、钴、铁中的一种或多种。

25.按照权利要求15的方法，其特征在于加氢裂化的工艺条件为：氢分压4.0～-1

20.0MPa，反应温度280～450℃，体积空速0.1～20h ，氢油比300～2000v/v。

说明书全文

一种多产丙烯和优质燃料油的催化转化组合方法

技术领域

[0001] 本发明涉及一种催化转化组合方法，特别是在将重质原料转化为高辛烷值汽油和丙烯的同时，改善柴油的十六烷值，并使干气和焦炭产率大幅度降低从而实现石油资源的高效利用的方法。

背景技术

[0002] 丙烯等低碳烯烃是重要的有机化工原料，丙烯是聚丙烯、丙烯腈等产品的合成单体。随着聚丙烯等衍生物需求的迅速增长，对丙烯的需求也在逐年俱增。世界丙烯市场的需求已经从20年前的1520万吨增加到2000年的5120万吨，年均增长率达6.3％。预计到2010年丙烯的需求量将达到8600万吨，其间年均增长率约为5.6％。

[0003] 生产丙烯的方法主要是蒸汽裂解和催化裂化(FCC)，其中蒸汽裂解以石脑油等轻质油为原料通过热裂解生产乙烯、丙烯，但丙烯的产率仅为15重％左右，而FCC则以减压瓦斯油(VGO)等重质油为原料。目前，世界上61％的丙烯来自蒸汽裂解生产乙烯的副产品，34％来自炼油厂FCC生产汽、柴油的副产品，少量(约5％)由丙烷脱氢和乙烯-丁烯易位反应得到。

[0004] 石油化工如果走传统的蒸汽裂解制乙烯、丙烯路线，将面临轻质原料油短缺、生产能力不足以及成本过高等几大制约因素。

[0005] FCC由于其原料适应性广、操作灵活等优势日益受到重视。在美国，几乎丙烯市场需求量的50％都来源于FCC装置。增产丙烯的催化裂化改进技术发展很快。

[0006] US4,980,053公开了一种制取低碳烯烃的烃类转化方法，原料为不同沸程的石油馏分、渣油或原油，在流化床或移动床反应器内使用固体酸催化剂，在温度500～650℃、压5 -1
力1.5～3×10Pa、重时空速0.2～2.0h 、剂油比2～12的条件下进行催化转化反应，反应后的催化剂经烧焦再生后返回反应器内循环使用。该方法丙烯和丁烯的总产率可以达到
40％左右，其中丙烯产率高达26.34％。

[0007] WO00/31215A1公开了一种生产烯烃的催化裂化方法，该方法采用ZSM-5和/或ZSM-11沸石做活性组分，以大量惰性物质为基质的催化剂，以VGO为原料，丙烯的产率也不超过20重％。

[0008] US4,422,925公开了多种具有不同裂化性能的烃类与热再生催化剂接触并转化的方法，该方法所述的烃类至少含有一种气体烷烃原料和一种液体烃类原料，该方法依据不同的烃类分子具有不同裂化性能，将反应区分成多个反应区进行裂化反应，以多产低分子烯烃。

[0009] 随着经济的发展，全球汽油车保有量逐年增加，因此对高质量汽油的需求日益提高。目前提高汽油辛烷值的技术主要有催化重整技术、烷基化技术、异构化技术和添加汽油辛烷值改进剂等。催化重整汽油的最大优点是它的重组分辛烷值较高，而轻组分辛烷值较低。但重整技术催化剂造价高且对原料要求高。烷基化技术和异构化技术得到改质汽油油具有辛烷值高、敏感度好的特点，是理想的高辛烷值清洁汽油组分，但使用的催化剂都存在腐蚀和环保问题。MTBE(甲基叔丁基醚)和ETBE(乙基叔丁基醚)等汽油辛烷值改进剂的添加确实能够提高汽油的辛烷值、改善汽车性能，但造价一般较高。催化裂化汽油是车用汽油主要来源之一，催化裂化汽油重馏分部分辛烷值偏低，从而影响汽油的辛烷值，此外，催化裂化柴油质量较差，但催化裂化柴油含有较多的单环芳烃，将柴油中的单环芳烃转化为汽油组分既有利于汽油产率的增加，同时又可以改善汽油的辛烷值并能增产丙烯。

[0010] 上述现有技术对烷烃分子裂化反应设计仍存在不足，造成在增加丙烯产率情况下，干气产率大幅度增加，同时，现有技术对汽油辛烷值和柴油中的汽油潜含量未充分利用，造成丙烯产率偏低，同时汽油产率和质量存在改善的余地。为了满足日益增长的低碳烯烃化工原料和车用汽油的需求，CN101362959A公开了一种制取丙烯和高辛烷值汽油的催化转化方法，难裂化的原料先与热再生催化剂接触，在温度600～750℃、重时空速100～-1800h 、压力0.10～1.0MPa、催化剂与原料的重量比30～150，水蒸汽与原料的重量比为0.05～1.0的条件下进行裂化反应，反应物流与易裂化的原料油混合，在温度450～-1
620℃、重时空速0.1～100h 、压力0.10～1.0MPa、催化剂与原料的重量比1.0～30，水蒸汽与原料的重量比为0.05～1.0的条件下进行裂化反应；待生催化剂和反应油气分离后，待生催化剂进入汽提器，经汽提、烧焦再生后返回反应器，反应油气经分离得到目的产物丙烯和高辛烷值汽油及再裂化的原料，所述再裂化的原料包含馏程为180～260℃的馏分、重芳烃抽余油。该方法丙烯的产率和选择性大幅增加，汽油的产率和辛烷值明显地提高，干气产率降低幅度高达80重％以上，但柴油十六烷值相对较低。

发明内容

[0011] 本发明所要解决的技术问题是在现有技术的基础上提供一种催化转化组合方法，特别是在将重质原料转化为高辛烷值汽油和丙烯的同时，改善柴油的十六烷值，并使干气和焦炭产率大幅度降低从而实现石油资源的高效利用。

[0012] 本发明的技术方案为一种多产丙烯和优质燃料油的催化转化组合方法，该方法包括下列步骤：

[0013] 原料油在反应器内与催化剂接触进行反应，其特征是反应温度、重时空速、催化剂与原料油重量比足以使反应得到包含占原料油12～60重％催化蜡油的反应产物，其中所-1述重时空速为25～100h ，所述反应温度为450～600℃，所述催化剂与原料油重量比为
1～30，催化蜡油进入催化蜡油加氢裂化装置进一步处理，加氢裂化得到的催化蜡油加氢裂化尾油作为多产汽油装置、本反应器、加氢裂化装置、蒸汽裂解装置、其它反应器中的一种或多种设备的原料。

[0014] 在更优选的实施方案中，反应温度为450～600℃，优选地，460～580℃，更优选地，480～540℃。

[0015] 在更优选的实施方案中，重时空速为30～80h-1，优选地，40～60h-1。

[0016] 在更优选的实施方案中，催化剂与原料油重量比为1～30，优选地，2～25，更优选地，3～14。

[0017] 在更优选的实施方案中，反应压力为0.10MPa～1.0MPa。

[0018] 在更优选的实施方案中，所述原料油选自或包括石油烃和/或其它矿物油，其中石油烃选自减压瓦斯油、常压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、减压渣油、常压渣油中的一种或一种以上的混合物，其它矿物油为煤液化油、油砂油、页岩油中的一种或一种以上的混合物。

[0019] 在更优选的实施方案中，所述催化剂包括沸石、无机氧化物和任选的粘土，各组分分别占催化剂总重量：沸石1～50重％、无机氧化物5～99重％、粘土0～70重％，其中沸石为中孔沸石和任选的大孔沸石，中孔沸石占沸石总重量的51～100重％，优选70重％～100重％。大孔沸石占沸石总重量的0～49重％，优选0～30重％。中孔沸石选自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，大孔沸石选自Y系列沸石。

[0020] 在更优选的实施方案中，所述反应器选自提升管、等线速的流化床、等直径的流化床、上行式输送线、下行式输送线中的一种或一种以上的组合，或同一种反应器两个或两个以上的组合，所述组合包括串联或/和并联，其中提升管是常规的等直径的提升管或者各种形式变径的提升管。

[0021] 在更优选的实施方案中，在一个位置将所述原料油引入反应器内，或在一个以上相同或不同高度的位置将所述原料油引入反应器内。

[0022] 在更优选的实施方案中，所述方法还包括将反应产物和催化剂进行分离，催化剂经汽提、烧焦再生后返回反应器，分离后的产物包括丙烯、高辛烷值汽油和催化蜡油。

[0023] 在更优选的实施方案中，所述催化蜡油为初馏点不小于260℃的馏分，氢含量不低于10.5重％。

[0024] 在更优选的实施方案中，所述催化蜡油为初馏点不小于330℃的馏分，氢含量不低于10.8重％。

[0025] 加氢裂化装置的反应系统通常包括精制反应器和裂化反应器，均为固定床反应器，精制反应器通常装填加氢处理催化剂，该加氢处理催化剂是负载在无定型氧化铝或/和硅铝载体上的VIB族或/和VIII族非贵金属催化剂；加氢裂化催化剂为负载在Y型沸石分子筛上的VIB族或/和VIII族非贵金属催化剂。其中所述VIB族非贵金属为钼或/和钨，VIII族非贵金属为镍、钴、铁中的一种或多种。

[0026] 所述加氢裂化的工艺条件为：氢分压4.0～20.0MPa，反应温度280～450℃，体积-1空速0.1～20h ，氢油比300～2000v/v。本发明中的氢油比均指氢气与催化蜡油的体积比。

[0027] 在本发明的另一种实施方案中，提供了一种催化转化组合方法，其中原料油在反应器内与催化剂接触进行反应，其特征是

[0028] (1)原料油包括再裂化原料油和裂化原料油，在一个位置将所述原料油引入反应器内，或在一个以上相同或不同高度的位置将所述原料油引入反应器内；

[0029] (2)再裂化原料油在反应器内不晚于裂化原料油进行反应；

[0030] (3)反应温度、重时空速、催化剂与原料油重量比足以使反应得到包含占原料油12～60重％催化蜡油的反应产物；

[0031] (4)裂化原料油的所述重时空速为5～100h-1；

[0032] (5)催化蜡油进入催化蜡油加氢裂化装置；

[0033] (6)加氢裂化得到的催化蜡油加氢裂化尾油作为多产汽油装置、本反应器、加氢裂化装置、蒸汽裂解装置、其它反应器中的一种或多种设备的原料。

[0034] 在更优选的实施方案中，所述再裂化原料油选自或包括油浆馏分、柴油馏分、汽油馏分、碳原子数为4～8的烃中的一种或一种以上的混合物。

[0035] 在更优选的实施方案中，所述裂化原料油选自或包括石油烃和/或其它矿物油，其中石油烃选自减压瓦斯油、常压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、减压渣油、常压渣油中的一种或一种以上的混合物，其它矿物油为煤液化油、油砂油、页岩油中的一种或一种以上的混合物。

[0036] 在更优选的实施方案中，反应油气经分离还可得到馏程为180～260℃的馏分，该馏分作为再裂化原料油或/和裂化原料油返回到本反应器进行反应。所述馏程范围为180～260℃的馏分可以来自本发明的催化裂解方法，也可以来自常规催化裂化、焦化、热裂化和加氢等工艺，同时包括任何富含单环芳烃的馏分。

[0037] 在更优选的实施方案中，所述催化剂包括沸石、无机氧化物和任选的粘土，各组分分别占催化剂总重量：沸石1～50重％、无机氧化物5～99重％、粘土0～70重％，其中沸石为中孔沸石和任选的大孔沸石，中孔沸石占沸石总重量的51～100重％，优选70重％～100重％。大孔沸石占沸石总重量的0～49重％，中孔沸石选自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，大孔沸石选自Y系列沸石。

[0038] 在更优选的实施方案中，所述反应器选自提升管、等线速的流化床、等直径的流化床、上行式输送线、下行式输送线中的一种或一种以上的组合，或同一种反应器两个或两个以上的组合，所述组合包括串联或/和并联，其中提升管是常规的等直径的提升管或者各种形式变径的提升管。

[0039] 在更优选的实施方案中，再裂化原料油的反应条件为：反应温度600～750℃、重-1时空速100～800h 、反应压力0.10～1.0MPa、催化剂与再裂化原料油的重量比30～150，水蒸汽与再裂化原料油的重量比为0.05～1.0。

[0040] 在更优选的实施方案中，裂化原料油的反应条件为：反应温度450～600℃、重时-1空速5～100h 、反应压力0.10～1.0MPa、催化剂与裂化原料油的重量比1.0～30，水蒸汽与裂化原料油的重量比为0.05～1.0。

[0041] 在更优选的实施方案中，裂化原料油的反应温度为460～580℃，重时空速为10～-1 -1 -190h ，优选为20～60h ，更优选为30～50h ，催化剂与原料油重量比为3～14。

[0042] 在更优选的实施方案中，所述方法还包括将反应产物和催化剂进行分离，催化剂经汽提、烧焦再生后返回反应器，分离后的产物包括丙烯、高辛烷值汽油和催化蜡油。

[0043] 在更优选的实施方案中，所述催化蜡油为初馏点不小于260℃的馏分，氢含量不低于10.5重％。

[0044] 在更优选的实施方案中，所述催化蜡油为初馏点不小于330℃的馏分，氢含量不低于10.8重％。

[0045] 在更优选的实施方案中，所述反应器选自提升管、等线速的流化床、等直径的流化床、上行式输送线、下行式输送线中的一种或一种以上的组合，或同一种反应器两个或两个以上的组合，所述组合包括串联或/和并联，其中提升管是常规的等直径的提升管或者各种形式变径的提升管。其中流化床的气速为0.1米/秒～2米/秒，提升管的气速为2米/秒～30米/秒(不计催化剂)。

[0046] 本发明的最佳实施方式是在一种变径提升管反应器中进行，关于该反应器更为详细的描述参见CN1237477A。

[0047] 为了增加反应下游区的剂油比，提高催化剂的催化活性，可通过补充热或冷的再生催化剂、半再生催化剂、待生的催化剂、新鲜催化剂。冷却的再生催化剂和冷却的半再生催化剂是待生催化剂分别经两段再生和一段再生后冷却得到的，再生催化剂碳含量为0.1重％以下，最好为0.05重％以下，半再生催化剂碳含量为0.1重％～0.9重％，最好碳含量为0.15重％～0.7重％；待生催化剂碳含量为0.9重％以上，最好碳含量为0.9重％～1.2重％。

[0048] 从反应产物中分离丙烯等方法与本领域普通技术人员熟知的方法相同；分离所述的180～260℃的馏分，优选190～250℃的馏分可以在现有的FCC分馏塔内进行分离也可在单独分馏塔内分离；或者大于250℃或260℃的馏分(或大于330℃的馏分)作为催化裂化装置的原料油，或者大于250℃或260℃的催化蜡油(或大于330℃的催化蜡油)采用加氢裂化方式处理。

[0049] 加氢裂化装置的反应系统通常包括精制反应器和裂化反应器，均为固定床反应器，精制反应器通常装填加氢处理催化剂，该加氢处理催化剂是负载在无定型氧化铝或/和硅铝载体上的VIB族或/和VIII族非贵金属催化剂；加氢裂化催化剂为负载在Y型沸石分子筛上的VIB族或/和VIII族非贵金属催化剂。其中所述VIB族非贵金属为钼或/和钨，VIII族非贵金属为镍、钴、铁中的一种或多种。

[0050] 所述加氢裂化的工艺条件为：氢分压4.0～20.0MPa，反应温度280～450℃，体积-1空速0.1～20h ，氢油比300～2000v/v。

[0051] 该技术方案将催化裂解和催化蜡油加氢裂化等工艺有机结合，从氢含量较低的重质原料最大限度地生产高辛烷值汽油、低碳烯烃尤其是丙烯，并且改善柴油十六烷值。本发明与现有技术相比，具有下列技术效果：

[0052] 1、丙烯产率和丙烯在液化气中的选择性大幅度增加；汽油产率明显地增加，汽油辛烷值明显地改善；柴油十六烷值得到改善。

[0053] 2、在丙烯产率大幅度增加的情况下，干气产率和焦炭明显地降低。

[0054] 3、轻质油收率明显地增加，油浆产率明显地降低，从而石油资源利用效率得到改善。

附图说明

[0055] 附图为本发明的工艺流程示意图。

具体实施方式

[0056] 下面结合附图对本发明所提供的方法进行进一步的说明，但并不因此限制本发明。

[0057] 附图是本发明的工艺流程示意图。

[0058] 其工艺流程如下：

[0059] 预提升介质经管线1由提升管反应器2底部进入，来自管线16的再生催化剂在预提升介质的提升作用下沿提升管向上加速运动，再裂化原料油经管线3与来自管线4的雾化蒸汽一起注入提升管2反应区I的底部，与提升管反应器已有的物流混合，再裂化原料在热的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动。裂化原料油经管线5与来自管线6的雾化蒸汽一起注入提升管2反应区I的中下部，与提升管反应器已有的物流混合，裂化原料在较低的含有一定炭的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动进入反应区II继续反应，生成的油气和失活的待生催化剂经管线7进入沉降器8中的旋风分离器，实现待生催化剂与油气的分离，油气进入集气室9，催化剂细粉由料腿返回沉降器8。沉降器8中的待生催化剂流向汽提段10，与来自管线11的蒸汽接触。从待生催化剂中汽提出的油气经旋风分离器分离后进入集气室9。汽提后的待生催化剂经斜管12进入再生器13，主风经管线14进入再生器13，烧去待生催化剂上的焦炭，使失活的待生催化剂再生，烟气经管线15进入烟机。再生后的催化剂经斜管16进入提升管反应器2。

[0060] 集气室9中的油气经过大油气管线17，进入后续的分离系统18，分离得到的丙烯经管线19引出，分离得到的丙烷经管线28引出；而碳四烃经管线20引出，也可以返回提升管2；催化裂解干气经管线21引出；催化裂解汽油经管线27引出，优选的馏程小于65～110℃汽油馏分经管线22引出作为再裂化原料返回提升管反应器2；柴油馏分经管线29引出；催化蜡油经管线23进入加氢裂化单元24，分离出的加氢裂化产品经管线25进一步分离，加氢裂化尾油经管线26送入本反应器(即提升管反应器2)或/和多产汽油装置27。
多产汽油装置生成的油气可以经油气管线28进入分馏系统18或/和进入其它分馏系统进行分离。其中各馏分馏程根据炼厂实际需要进行调节。

[0061] 下面的实施例将对本方法予以进一步的说明，但并不因此限制本方法。

[0062] 实施例中所用的原料为减压瓦斯油(VGO)，其性质如表1所示。

[0063] 实施例中所用的催化裂解催化剂制备方法简述如下：

[0064] 1)、将20gNH4Cl溶于1000g水中，向此溶液中加入100g(干基)晶化产品ZRP-1沸石(齐鲁石化公司催化剂厂生产，SiO2/Al2O3＝30，稀土含量RE2O3＝2.0重％)，在90℃交换0.5h后，过滤得滤饼；加入4.0gH3PO4(浓度85％)与4.5gFe(NO3)3溶于90g水中，与滤饼混合浸渍烘干；接着在550℃温度下焙烧处理2小时得到含磷和铁的MFI结构中孔沸石，其元素分析化学组成为

[0065] 0.1Na2O·5.1Al2O3·2.4P2O5·1.5Fe2O3·3.8RE2O3·88.1SiO2。

[0066] 2)、用250kg脱阳离子水将75.4kg多水高岭土(苏州瓷土公司工业产品，固含量71.6m％)打浆，再加入54.8kg拟薄水铝石(山东铝厂工业产品，固含量63m％)，用盐酸将其PH调至2～4，搅拌均匀，在60～70℃下静置老化1小时，保持PH为2～4，将温度降至
60℃以下，加入41.5Kg铝溶胶(齐鲁石化公司催化剂厂产品，Al2O3含量为21.7m％)，搅拌
40分钟，得到混合浆液。

[0067] 3)、将步骤1)制备的含磷和铁的MFI结构中孔沸石(干基为22.5kg)以及DASY沸石(齐鲁石化公司催化剂厂工业产品，晶胞常数为2.445～2.448nm，干基为2.0kg)加入到步骤2)得到的混合浆液中，搅拌均匀，喷雾干燥成型，用磷酸二氢铵溶液(磷含量为1m％)+洗涤，洗去游离Na，干燥即得催化裂解催化剂样品，该催化剂的组成为18重％含磷和铁的MFI结构中孔沸石、2重％DASY沸石、28重％拟薄水铝石、7重％铝溶胶和余量高岭土。

[0068] 实施例中所用的加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂的商品牌号分别为RN-2和RT-1，均由中国石化催化剂分公司长岭催化剂厂生产。

[0069] 实施例1

[0070] 该实施例按照附图的流程进行试验，原料油A直接作为催化裂解的原料油，在由提升管反应器的中型装置上进行试验，裂化原料油进入反应区I中上部，丁烯作为再裂化原料油进入反应区I底部，在反应区I底部，再裂化原料油在反应温度630℃、重时空速-1180h ，催化裂解催化剂与再裂化原料油的重量比62，水蒸汽与再裂化原料油的重量比为
0.20条件下进行裂化反应；在反应区I中上部，裂化原料油在反应温度575℃、重时空速-1
65h ，催化裂解催化剂与裂化原料油的重量比10，水蒸汽与裂化原料油的重量比为0.15条件下进行裂化反应，另外，从汽提段补充部分已汽提的待生催化剂进入反应区II底部，以降低反应区II的温度和反应重时空速。在反应区II，油气在反应温度530℃、重时空速-1
20h ，水蒸汽与裂化原料油的重量比为0.15条件下进行裂化反应，油气和待炭的催化剂在沉降器分离，产品在分离系统按馏程进行切割，从而得到丙烯和汽油，部分碳四烃、馏程＞
260℃的催化蜡油。催化蜡油送至加氢裂化装置处理，该加氢裂化装置的反应系统包括精制反应器和裂化反应器两台反应器，在氢分压12.0/11.5MPa、反应温度375/371℃、体积空速-1
0.90/1.1h 的反应条件下进行加氢处理，加氢后的加氢裂化尾油返回本提升管反应器反应区I中上部。操作条件和产品分布列于表2。

[0071] 从表2可以看出，丙烯产率高达14.96重％，汽油产率为37.05重％，喷气燃料产率为13.56重％。汽油的辛烷值(RON)为93.5，柴油的十六烷值为41.0。

[0072] 表1

[0073]原料油编号 A
原料油性质
密度(20℃)，g/cm3 0.8997
硫含量，ppm 2000
氮含量，ppm 1500
芳烃，重％ 23.4
C，重％ 86.61
H，重％ 12.73
馏程(ASTM D-1160)，℃
IBP 283
10％ 376
30％ 410
50％ 433
70％ 460
90％ 511
95％ 523
EP 541

[0074] 表2

[0075]实施例1
原料油编号 A
催化裂解单元
操作条件
提升管出口温度，℃ 515
提升管反应区II
反应温度，℃ 530
重时空速，h-1 20
水蒸汽/原料油的重量比 0.15
提升管反应区I
平均温度，℃ 630/575
剂油比，m/m 62/10
重时空速，h-1 180/60
水蒸汽/原料油的重量比 0.20/0.15
加氢裂化单元
氢分压，MPa 12.0/11.5
反应温度，℃ 375/371
体积空速，h-1 0.90/1.10
氢油比，v/v 705/900
产品分布，m％
干气 3.37
液化气 31.96
丙烯 14.95
汽油 37.05
喷气燃料 13.56
柴油 8.85
焦炭 5.42
损失 0.50
合计 100.71
汽油RON 93.5
柴油十六烷值 41.0

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一种木蜡油制备方法-专利编号CN108085129A	2020-05-13	995
渗透性木蜡油-专利编号CN106381061A	2020-05-12	824
一种环保木蜡油-专利编号CN101550316A	2020-05-12	131
木蜡油施工工艺-专利编号CN102553815B	2020-05-12	614
木蜡油施工工艺-专利编号CN102553815A	2020-05-11	758
蜡油收集器-专利编号CN108072025A	2020-05-11	1036
一种木蜡油-专利编号CN104109475A	2020-05-11	360
蜡油氮含量的检测方法-专利编号CN109342405A	2020-05-13	724
蜡油收集器-专利编号CN206176319U	2020-05-13	978
蜡油灯-专利编号CN2406145Y	2020-05-11	704

一种多产丙烯和优质燃料油的催化转化组合方法

一种多产丙烯和优质燃料油的催化转化组合方法

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