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一种催化转化方法

阅读：764发布：2021-02-27

IPRDB可以提供一种催化转化方法专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且一种催化转化方法，原料油在反应器内与富含中孔沸石的催化剂接触进行反应，反应温度为420～650℃、重时空速25～100h-1、压力0.10～1.0MPa、催化剂与原料的重量比1～30，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，得到包含占原料油12～60重％催化蜡油的反应产物；催化蜡油经芳烃抽提后，抽余油返回到反应器，而抽出油经加氢处理后再返回到反应器。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，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。，下面是一种催化转化方法专利的具体信息内容。

权利要求

1.一种催化转化方法，其特征在于原料油在反应器内与富含中孔沸石的催化剂接触进-1行反应，反应温度为420～650℃、重时空速25～100h 、压力0.10～1.0MPa、催化剂与原料的重量比1～30，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，得到包含占原料油12～60重％催化蜡油的反应产物；催化蜡油经芳烃抽提后，抽余油返回到反应器，而抽出油经加氢处理后再返回到反应器；所述催化蜡油的初馏点不小于260℃的馏分，氢含量不低于10.5重％。

2.按照权利要求1的方法，其特征在于所述劣质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转化催化剂包括沸石、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或一种以上的混合物。

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。

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450～620℃，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460～560℃。

-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4～15。

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1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，其特征在于所述芳烃抽提的溶剂选自糠醛、二甲亚砜、二甲基甲酰胺、单乙醇胺、乙二醇、1，2-丙二醇中的一种或更多种，所述溶剂可以回收，抽提温度为40～120℃，溶剂与催化蜡油的体积比为0.5：1～5.0：1。

14.按照权利要求1的方法，其特征在于加氢处理的工艺条件为：氢分压3.0～-1

20.0MPa、反应温度300℃～450℃、氢油体积比300～2000v/v、体积空速0.1～3.0h 。

15.按照权利要求14的方法，其特征在于所述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，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。

16.一种催化转化方法，其特征在于该方法包括下列步骤：

(1)难裂化原料先与热再生催化剂接触，在反应温度600～750℃、重时空速100～-1

800h 、反应压力0.10～1.0MPa、催化剂与难裂化原料的重量比30～150，水蒸汽与难裂化原料的重量比为0.05～1.0的条件下进行裂化反应；

(2)含难裂化原料的反应物流再与易裂化原料一起在反应温度450～620℃、重时空速-1

5～100h 、反应压力0.10～1.0MPa、催化剂与易裂化原料的重量比1.0～30，水蒸汽与易裂化原料的重量比为0.05～1.0的条件下进行裂化反应；

(3)待生催化剂和反应油气通过旋风分离器分离，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包含丙烯、高辛烷值汽油、催化蜡油的反应产物；

(4)催化蜡油先经芳烃抽提，抽余油作为难裂化原料或/和易裂化原料返回到反应器中；

(5)抽出油经加氢处理后作为难裂化原料或/和易裂化原料返回反应器中；

所述催化蜡油的初馏点不小于260℃的馏分，氢含量不低于10.5重％。

17.按照权利要求16的方法，其特征在于所述难裂化原料选自或包括油浆、柴油、汽油、碳原子数为4～8的烃中的一种或一种以上的混合物；所述易裂化原料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。

18.按照权利要求16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。

19.按照权利要求16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。

20.按照权利要求16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。

21.按照权利要求16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％。

22.按照权利要求16的方法，其特征在于所述芳烃抽提的溶剂选自糠醛、二甲亚砜、二甲基甲酰胺、单乙醇胺、乙二醇、1，2-丙二醇中的一种或更多种，所述溶剂可以回收，抽提温度为40～120℃，溶剂与催化蜡油的体积比为0.5：1～5.0：1。

23.按照权利要求16的方法，其特征在于加氢处理的工艺条件为：

氢分压3.0～20.0MPa、反应温度300℃～450℃、氢油体积比300～2000v/v、体积空-1速0.1～3.0h 。

24.按照权利要求23的方法，其特征在于所述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，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。

说明书全文

一种催化转化方法

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，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] EP0305720A2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 5 -1
力1.5×10 ～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，有必要开发一种将重质原料转化为高辛烷值汽油和低碳烯烃的催化转化方法。

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，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催化转化方法，该方法包括下列步骤： [0013] 原料油在反应器内与富含中孔沸石的催化剂接触进行反应，在反应温度420～-1650℃、重时空速25～100h 、压力0.10～1.0MPa、催化剂与原料油的重量比1～30，水蒸汽与原料油的重量比为0.05～1.0的条件下进行裂化反应，得到包含占原料油12～60重％催化蜡油的反应产物。催化蜡油经芳烃抽提后，抽余油返回到反应器，而抽出油经加氢处理后再返回到反应器。

[0014] 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。

[0015] 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50～100重％，优选70～100重％。大孔沸石占沸石总重量的0～50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。

[0016] 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。

[0017] 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的位置将所述原料油引入反应器内。

[0018] 在更优选的实施方案中，反应温度为450～620℃，重时空速为30～80h-1、催化剂与原料油重量比为2～25。

[0019] 在更优选的实施方案中，反应温度为460～560℃，重时空速为40～60h-1，催化剂与原料油重量比为4～15。

[0020] 在更优选的实施方案中，反应压力为0.10MPa～1.0MPa。

[0021] 在更优选的实施方案中，所述该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。 [0022] 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％。

[0023] 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％。

[0024] 在本发明的另一种实施方案中，提供了一种制取丙烯和高辛烷值汽油的催化转化方法，该方法包括下列步骤：

[0025] (1)难裂化原料先与热再生催化剂接触，在反应温度600～750℃、重时空速-1100～800h 、反应压力0.10～1.0MPa、催化剂与难裂化原料的重量比30～150，水蒸汽与难裂化原料的重量比为0.05～1.0的条件下进行裂化反应；

[0026] (2)含难裂化原料的反应物流再与易裂化原料一起在反应温度450～620℃、重时-1空速5～100h 、反应压力0.10～1.0MPa、催化剂与易裂化原料的重量比1.0～30，水蒸汽与易裂化原料的重量比为0.05～1.0的条件下进行裂化反应；

[0027] (3)待生催化剂和反应油气通过旋风分离器分离，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包含丙烯、高辛烷值汽油、催化蜡油的反应产物；

[0028] (4)催化蜡油先经芳烃抽提，抽余油作为难裂化原料或/和易裂化原料返回到反应器中；

[0029] (5)抽出油经加氢处理后作为难裂化原料或/和易裂化原料返回反应器中。 [0030] 在更优选的实施方案中，所述难裂化原料选自或包括油浆、柴油、汽油、碳原子数为4～8的烃中的一种或一种以上的混合物；所述易裂化原料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。

[0031] 所述汽油选自本方法所得催化裂解汽油、催化裂化汽油、直馏汽油、焦化汽油、热裂解汽油、热裂化汽油、加氢汽油中的一种或其中一种以上的混合物，其中催化裂化汽油、直馏汽油、焦化汽油、热裂解汽油、热裂化汽油、加氢汽油是来自本装置外的汽油。 [0032] 所述柴油是选自本方法所得催化裂解柴油、催化裂化柴油、直馏柴油、焦化柴油、热裂化柴油、加氢柴油中的一种或其中一种以上的混合物，其中催化裂化柴油、直馏柴油、焦化柴油、热裂化柴油、加氢柴油是来自本装置外的柴油。

[0033] 所述碳原子数为4～8的烃可以是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、加氢等工艺。

[0034] 所述的催化裂解催化剂包括沸石、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％。

[0035] 其中沸石作为活性组分，选自中孔沸石和任选的大孔沸石，中孔沸石占沸石总重量的50～100重％，优选70～100重％，大孔沸石占沸石总重量的0～50重％，优选0～30重％。中孔沸石选自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，也可对上述中孔沸石用磷等非金属元素和/或铁、钴、镍等过渡金属元素进行改性，有关ZRP更为详尽的描述参见US5,232,675，ZSM系列沸石选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它类似结构的沸石之中的一种或一种以上的混合物，有关ZSM-5更为详尽的描述参见US3,702,886。
大孔沸石选自由稀土Y(REY)、稀土氢Y(REHY)、不同方法得到的超稳Y、高硅Y构成的这组沸石中的一种或一种以上的混合物。

[0036] 无机氧化物作为粘接剂，选自二氧化硅(SiO2)和/或三氧化二铝(Al2O3)。 [0037] 粘土作为基质(即载体)，选自高岭土和/或多水高岭土。

[0038] 每个反应器内的催化裂解催化剂可以相同，也可以不同。

[0039] 所述的流化床反应器选自提升管、等线速的流化床、等直径的流化床、上行式输送线、下行式输送线一种或两种串联组合。提升管可以是常规的等直径的提升管，也可以是各种形式变径的提升管。其中流化床的气速为0.1～2米/秒，提升管的气速为2～30米/秒(不计催化剂)。

[0040] 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。

[0041] 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0.1～0.9重％，最好碳含量为0.15～0.7重％；待生催化剂碳含量为0.9重％以上，最好碳含量为0.9～1.2重％。 [0042] 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；大于250℃或260 ℃的催化蜡油(或大于330℃的催化蜡油)的重芳烃和非芳烃的分离可以采用催化蜡油抽提装置，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。

[0043] 催化蜡油抽提溶剂选自二甲亚砜、糠醛、二甲基甲酰胺、单乙醇胺、乙二醇、1，2-丙二醇等物质中的一种或一种以上的混合物。抽提过程溶剂回收循环使用。抽提温度为40～120℃，溶剂与原料之间的体积比为0.5～5.0。抽余油作为难裂化原料或/和易裂化原料返回到反应器中，抽出油进入加氢处理。

[0044] 抽出油加氢处理是在氢气存在情况下，与加氢处理催化剂接触，在氢分压3.0～-120.0MPa、反应温度300～450℃、氢油体积比300～2000v/v、体积空速0.1～3.0h 的反应条件下进行加氢处理，得到轻组分和加氢抽出油，其中加氢抽出油作为难裂化原料或/和易裂化原料返回反应器中。

[0045] 该技术方案将催化裂解、芳烃溶剂抽提和加氢处理等工艺有机结合，从氢含量较低的重质原料最大限度地生产高辛烷值汽油和低碳烯烃，尤其是丙烯。本发明与现有技术相比具有下列技术效果：

[0046] 1、丙烯产率和丙烯在液化气中的选择性大幅度增加，丙烯产率高达29重％以上； [0047] 2、汽油产率明显地增加，汽油辛烷值明显地改善；

[0048] 3、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； [0049] 4、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；

[0050] 5、加氢处理装置操作周期得到明显地提高，降低了氢耗，优化了能源管理。 [0051] 附图说明

[0052] 附图是本发明的方法流程示意图。

[0053] 具体实施方式

[0054] 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。

[0055] 附图是本发明的方法流程示意图。

[0056] 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，部分原料油经管线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，原料油在热的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动。部分原料油经管线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，原料油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，生成的反应产物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，实现待生催化剂与反应产物油气的分离，反应产物油气进入集气室9，催化剂细粉由料腿返回沉降器。沉降器中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反应产物油气经旋风分离器后进入集气室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，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。

[0057] 集气室9中的反应产物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；而碳四烯烃经管线20引出，部分碳四烯烃返回提升管反应器2；催化裂解干气经管线21引出；馏程为180～260℃的馏分经管线22引出返回提升管2；馏程为260～330℃的柴油馏分可经管线29引出，也可与催化蜡油一起引出进入芳烃抽提单元催化蜡油原料经管线23引出到芳烃抽提单元24，抽余油经管线25引出返回提升管2的反应区I中下部，抽出油经管线26进入加氢处理单元30，分离出烃组分经管线31引出，加氢后的抽出油经管线32返回提升管2的反应区I中下部；催化裂解C5～180℃的高辛烷值汽油经管线27引出。其中各馏分馏程根据炼厂实际需要进行调节。

[0058] 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。 [0059] 实施例中所用的原料油为VGO和柴油，其性质如表1所示。实施例中所用的抽提溶剂为糠醛。

[0060] 实施例中所用的催化裂解催化剂制备方法简述如下：

[0061] 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

[0062] 0.1Na2O·5.1Al2O3·2.4P2O5·1.5Fe2O3·3.8RE2O3·88.1SiO2。

[0063] 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71.6重％)打浆，再加入54.8kg拟薄水铝石(山东铝厂工业产品，固含量63重％)，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21.7重％)，搅拌40分钟，得到混合浆液。

[0064] 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1+重％)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。

[0065] 实施例中所用的加氢处理催化剂制备方法简述如下：称取偏钨酸铵((NH4)2W4O13·18H2O，化学纯)和硝酸镍(Ni(NO3)2·18H2O，化学纯)，用水配成200mL溶液。将溶液加入到氧化铝载体50克中，在室温下浸渍3小时，在浸渍过程中使用超声波处理浸渍液30分钟，冷却，过滤，放到微波炉中干燥约15分钟。该催化剂的组成为：30.0重％WO3、
3.1重％NiO和余量氧化铝。

[0066] 实施例

[0067] 该实施例按照附图的流程进行试验，原料油A和B分别作为催化裂解的易裂化原料油和难裂化原料油，在由提升管反应器的中型装置上进行试验，易裂化原料油进入反应区I中上部(具体实施方式，反应区II的底部)，难裂化原料油进入反应区I底部，在反应-1区I底部，难裂化原料油在反应温度640℃、重时空速180h ，催化裂解催化剂与难裂化原料油的重量比60，水蒸汽与难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-1
中上部，易裂化原料油在反应温度580℃、重时空速60h ，催化裂解催化剂与易裂化原料油的重量比10，水蒸汽与易裂化原料油的重量比为0.15条件下进行裂化反应，在反应区II，-1
反应物流油气在反应温度540℃、重时空速30h ，水蒸汽与易裂化原料油重量比为0.15条件下进行裂化反应，反应产物油气和待生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，部分碳四烯烃和180～260℃的馏分进行再裂化，催化蜡油(馏程＞260℃的馏分)进入抽提单元经糠醛抽提，抽提温度为100℃，溶剂与催化蜡油的体积比为3.0，分离出抽余油和抽出油，其中抽余油与易裂化原料油混合进入提升管反应器。抽出油进入加氢处理单元，在氢分压18.0MPa、反应温度350℃、氢油体积比1500、体积-1
空速1.5h 的反应条件下进行加氢处理，加氢后的抽出油与难裂化原料油混合进入提升管反应器。操作条件和产品分布列于表2。

[0068] 从表2可以看出，丙烯产率高达29.22重％，干气产率仅为3.36重％，液体收率为89.85重％，其中汽油产率为34.51％，汽油的马达法辛烷值可达83.8。

[0069] 表1

[0070]原料油编号 A B
原料油名称 VGO 柴油
原料油性质
密度(20℃)，g/cm3 0.8886 0.9492
硫含量，ppm 4700 6480
氮含量，ppm 1600 1057
芳烃，重％ 26.3 /
C，重％ 86.46 90.03
H，重％ 12.86 9.82
馏程(ASTM D-1160)，℃
IBP 312 143
10％ 361 227
30％ 412 250
50％ 452 275
70％ 478 312
90％ 506 356
95％ 532 370
EP 546 377

[0071] 表2

[0072]原料油编号 A
催化裂解单元
操作条件
提升管出口温度，℃ 530
提升管反应区II
反应温度，℃ 540
重时空速，h-1 30
水蒸汽/原料的重量比 0.15
提升管反应区I
平均温度，℃ 640/580
剂油质量比 60/10
重时空速，h-1 180/60
水蒸汽/原料的重量比 0.20/0.15
溶剂抽提单元
温度，℃ 100
溶剂体积比 3.0
加氢处理单元
氢分压，MPa 18.0
反应温度，℃ 350
氢油体积比 1500
体积空速，h-1 1.5
产品分布，重％
干气 3.36
液化气 50.43
丙烯 29.22
汽油 34.51
柴油 4.91
焦炭 6.79
合计 100
汽油辛烷值
RON 95.7
MON 83.8

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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
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