CN111040813A - 一种丙烯和高辛烷值汽油的生产方法和*** - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种丙烯和高辛烷值汽油的生产方法和***，该方法包括：将重油原料引入催化裂化反应器的第一反应区中与催化裂化催化剂接触并进行第一催化裂化反应；其中，按照反应物料流向，所述催化裂化反应器还包括位于所述第一反应区下游的第二反应区；将第一反应区所得反应油剂引入第二反应区中进行第二催化裂化反应，得到待生催化剂和反应产物，将所得反应产物分离出馏程为180‑230℃的重汽油馏分；将所得重汽油馏分与加氢处理催化剂接触并进行加氢处理，得到加氢重汽油，将加氢重汽油引入所述第二反应区中与所述反应油剂一起进行所述第二催化裂化反应。本发明的方法和***能够提高丙烯产率和生产高辛烷值汽油。

Description

一种丙烯和高辛烷值汽油的生产方法和***
技术领域
本发明涉及一种丙烯和高辛烷值汽油的生产方法和***。
背景技术
丙烯作为重要的有机化工原料，是聚丙烯和丙烯腈等产品的合成单体，在石油化工行业中发挥着举足轻重的地位。未来五年内，全球丙烯产能将经历强劲增长。2016年我国丙烯产能约3137万吨，产量约2540万吨，进口290万吨。
目前，丙烯主要来源于管式炉蒸汽裂解。由于烃类热裂解反应的本质特征，蒸汽裂解工艺存在诸多难以克服的弊端。蒸汽裂解装置能耗高，产物分布不理想且难以调节，甲烷收率高，丙烯、乙烯产出比低。典型的石脑油蒸汽裂解的乙烯收率一般为29-34％，丙烯收率为13-16％。受国际上乙烷和凝析油为原料生产乙烯的影响，蒸汽裂解生产丙烯的产能增速减缓。由于我国原油偏重，轻烃和石脑油资源贫乏，催化裂化生产丙烯技术具有原料重质化、产品中丙烯、乙烯产率比高等特点，因此发展增产丙烯的催化裂化技术适合我国国情的需要。
CN101362959A公开了一种制取丙烯和高辛烷值汽油的催化转化方法，将难裂化原料先与热催化剂接触，分离得到馏程为180～260℃的馏分、重芳烃抽余油作为再裂化原料。该方法的丙烯产率和选择性大幅增加，干气产率降低达80重％以上。
CN102952577A公开了一种提高丙烯产率的催化转化方法，优质催化裂化原料油与热再生催化剂在反应器第一反应区接触反应，生成的油气和含炭的催化剂在第二反应区进行选择性的氢转移反应和异构化反应，将分离得到的C4馏分和/或轻汽油馏分注入反应器进一步反应。该方法可使丙烯产率提高1.3个百分点，同时改善产品分布。
CN102373081A公开了一种增产丙烯的催化裂化方法，将重质烃油原料注入反应器内，与催化裂化催化剂在流化状态下接触并反应，轻汽油馏分在重质烃油原料上游注入反应器，重汽油馏分在重质烃油原料下游注入反应器。该方法为轻汽油馏分和重汽油馏分分别提供了适宜的反应条件，丙烯产率提高2.9～4.5个百分点。
CN103571536A公开了一种催化裂化与加氢生产清洁汽油并增产丙烯的装置及方法，通过在催化裂化分馏塔顶增加汽油分馏塔将粗汽油分割为轻、重馏分，重汽油进入加氢单元精制；轻汽油一部分进入吸收稳定***得到稳定汽油，另一部分直接返回催化裂化提升管反应器下部在较苛刻的反应条件下裂解增产丙烯；最后将稳定轻汽油和改质后的重汽油调和得到清洁汽油产品。该方法高效改质了汽油，增产了丙烯。
CN1388216A公开了一种制取丙烯、丁烯及低烯烃含量汽油的催化转化方法，将预热后的烃油注入提升管中，与含有五元环高硅沸石和Y型沸石的催化剂接触并反应，油剂混合物经提升管进入流化床；汽油注入流化床中，与来自提升管的催化剂接触并反应，该方法的丙烯产率可达16％。
多数研究者认为丙烯是重质石油烃类一次裂化生成的汽油馏分经二次裂化反应间接生成的，汽油馏分中的C5～C8烯烃是丙烯生成的主要前身物。从上述公开的专利可以看出，现有技术主要采用设置第二反应区以强化催化裂化轻汽油的裂化，结合采用中孔择形分子筛催化剂实现增产丙烯的目标。然而，通过回炼轻汽油馏分增产丙烯的同时，汽油品质趋于劣质化，具体表现在汽油芳烃含量，特别是C9以上重芳烃含量增加。为了满足市场对丙烯的需求以及油品质量升级的要求，有必要开发一种重质汽油馏分增产丙烯的催化转化方法，在增产化工原料丙烯的同时，降低汽油重芳烃含量，实现资源的最优化利用。
发明内容
本发明的目的是提供一种丙烯和高辛烷值汽油的生产方法和***，本发明的方法和***能够提高丙烯产率和生产高辛烷值汽油。
为了实现上述目的，本发明提供一种丙烯和高辛烷值汽油的生产方法，该方法包括：
将重油原料引入催化裂化反应器的第一反应区中与催化裂化催化剂接触并进行第一催化裂化反应；其中，按照反应物料流向，所述催化裂化反应器还包括位于所述第一反应区下游的第二反应区；
将第一反应区所得反应油剂引入第二反应区中进行第二催化裂化反应，得到待生催化剂和反应产物，将待生催化剂进行再生，得到再生催化剂作为所述催化裂化催化剂返回所述第一反应区中，将所得反应产物分离出馏程为180-230℃的重汽油馏分；
将所得重汽油馏分与加氢处理催化剂接触并进行加氢处理，得到加氢重汽油，将加氢重汽油引入所述第二反应区中与所述反应油剂一起进行所述第二催化裂化反应。
可选的，所述加氢处理的条件包括：氢分压为4.0-20.0兆帕，反应温度为300-450℃，体积空速为2.0-10.0小时-1，氢油体积比为200-1600标准立方米/立方米；
所述加氢处理催化剂包括载体和负载在载体上的活性金属组分，所述活性金属组分为第VIB族金属和/或第VIII族非贵金属。
可选的，所述第VIB族金属为钼和/或钨，所述第VIII族非贵金属为镍和/或钴。
可选的，所述第一催化裂化反应的条件包括：反应温度为480-580℃，油气停留时间为0.5-5秒，反应压力为0.1-1兆帕，剂油重量比为4-50；
所述第二催化裂化反应的条件包括：反应温度为450-560℃，油气停留时间为2-15秒，反应压力为0.1-1兆帕，剂油重量比为5-50，回炼重汽油馏分占重油原料的比例为0.01-0.3。
可选的，所述第一催化裂化反应的条件包括：反应温度为500-560℃，油气停留时间为1-4秒，剂油重量比为5-20；
所述第二催化裂化反应的条件包括：反应温度为480-550℃，油气停留时间为2.5-8秒，剂油重量比为6-30。
可选的，所述加氢重汽油从第二反应区底部引入所述第二反应区中。
可选的，所述催化裂化反应器为提升管反应器。
可选的，所述第一反应区与第二反应区的高度之比为0.1-1。
可选的，所述第二反应区的内直径大于第一反应区的内直径，且第二反应区的内直径与第一反应区内直径的比例为1.2-5。
可选的，所述重油原料选自减压瓦斯油、减压渣油、常压瓦斯油、常压渣油、焦化瓦斯油、脱沥青油、加氢精制油、加氢裂化尾油、原油、煤液化油、页岩油、动植物油脂和油砂油中的一种或多种。
可选的，以所述催化裂化催化剂的总重量为基准，所述催化裂化催化剂包括15-65重量％的天然矿物质、10-30重量％的无机氧化物、以及25-75重量％的Y沸石和IM-5沸石，所述Y沸石和IM-5沸石的重量比为(0.25-40)：1。
可选的，所述天然矿物质选自高岭土、多水高岭土、蒙脱土、硅藻土、凸凹棒石、海泡石、埃洛石、水滑石、膨润土以及累托土中的一种或多种；
所述无机氧化物选自氧化硅、氧化铝、氧化锆、氧化钛和无定形硅铝中的一种或多种；
所述Y沸石为含稀土的DASY分子筛和/或REY分子筛；
所述IM-5沸石为经含磷化合物改性的IM-5沸石，所述含磷化合物选自磷酸、磷酸氢铵、磷酸二氢铵和磷酸铵中的一种或多种，以P2O5计并以催化剂的干基重量为基准，所述催化剂的磷含量为0.1-15重量％。
本发明还提供一种丙烯和高辛烷值汽油的生产***，该***包括催化裂化反应器、油剂分离设备、产物分离设备、再生器和加氢处理反应器；
按照反应物料流向，所述催化裂化反应器包括第一反应区和位于所述第一反应区下游的第二反应区，所述第一反应区设置有重油原料入口和催化剂入口，所述第二反应区设置有加氢重汽油入口和油剂出口，所述油剂分离设备设置有油剂入口、催化剂出口和反应产物出口，所述产物分离设备设置有油气入口和重汽油馏分出口；所述再生器设置有催化剂入口和催化剂出口；所述加氢处理反应器设置有原料入口和加氢重汽油出口；
所述第一反应区的催化剂入口与所述再生器的催化剂出口连通，所述第二反应区的加氢重汽油入口与所述加氢处理反应器的加氢重汽油出口连通，所述第二反应区的油剂出口与所述油剂分离设备的油剂入口连通，所述油剂分离设备的催化剂出口与所述再生器的催化剂入口连通，所述油剂分离设备的反应产物出口与所述产物分离设备的油气入口连通，所述产物分离设备的重汽油馏分出口与所述加氢处理反应器的原料入口连通。
可选的，所述催化裂化反应器为提升管反应器。
可选的，所述第一反应区与第二反应区的高度之比为0.1-1。
可选的，所述第二反应区的内直径大于第一反应区的内直径，且第二反应区的内直径与第一反应区内直径的比例为1.2-5。
可选的，所述第二反应区的加氢重汽油入口设置于所述第二反应区底部。
与现有技术相比，本发明具有如下优点：
1、将重汽油馏分经加氢处理后进行催化裂化回炼，耦合了催化裂化与加氢处理的优势，实现增产丙烯和高辛烷值汽油的目的。
2、采用加氢重汽油回炼，有利于降低汽油重芳烃含量，实现催化裂化汽油的清洁化生产，同时实现资源的最优化利用。
3、通过重油原料与加氢重汽油分区进料，有助于分别优化二者的操作条件，最大程度地实现二者的转化。
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
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：
图1是本发明方法一种具体实施方式的流程示意图，也是本发明***一种具体实施方式的结构示意图。
附图标记说明
I第一反应区 II第二反应区
1提升管反应器 2沉降器 3再生器
4管线 5管线 6管线
7管线 8旋风分离器 9集气室
10汽提段 11管线 12待生催化剂输送斜管
13管线 14空气分布器 15旋风分离器
16烟气管道 17再生催化剂输送斜管 18大油气管线
19分馏塔 20管线 21一级冷凝器
22管线 23一级气液分离罐 24管线
25管线 26管线 27加氢处理反应器
28管线 29二级冷凝器 30管线
31二级气液分离罐 32管线 33管线
具体实施方式
以下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。
本发明提供一种丙烯和高辛烷值汽油的生产方法，该方法包括：
将重油原料引入催化裂化反应器的第一反应区中与催化裂化催化剂接触并进行第一催化裂化反应；其中，按照反应物料流向，所述催化裂化反应器还包括位于所述第一反应区下游的第二反应区；
将第一反应区所得反应油剂引入第二反应区中进行第二催化裂化反应，得到待生催化剂和反应产物，将待生催化剂进行再生，得到再生催化剂作为所述催化裂化催化剂返回所述第一反应区中，将所得反应产物分离出馏程为180-230℃的重汽油馏分；
将所得重汽油馏分与加氢处理催化剂接触并进行加氢处理，得到加氢重汽油，将加氢重汽油引入所述第二反应区中与所述反应油剂一起进行所述第二催化裂化反应。
本发明中馏程为180-230℃的重汽油馏分，也可以称为馏程范围在180-230℃之间的重汽油馏分，是指初馏点大于等于180℃而终馏点小于等于230℃的馏分，例如该馏分的初馏点可以为180℃、185℃、190℃或195℃等温度，终馏点可以是230℃、225℃、220℃或215℃等温度。
本发明的发明人在研究过程中发现，重汽油馏分富含芳烃，尤其是C9以上芳烃，主要为茚满及萘类物质，在发动机燃烧过程中导致非甲烷碳氢及PM排放升高，是非理想的汽油调和组分；环烷基芳烃、环烷烃具有较好的开环裂化能力，丙烯产率和选择性亦明显高于同碳数的芳烃。现有的增产丙烯的技术主要集中于回炼轻汽油馏分，然而，通过回炼轻汽油馏分增产丙烯的同时，汽油品质趋于劣质化，具体表现在汽油芳烃含量，特别是C9以上重芳烃含量增加。本发明将汽油分割为轻、重馏分，重汽油馏分经加氢处理注入催化裂化反应器，不仅有利于增产丙烯，而且有助于降低汽油重芳烃含量，实现催化裂化汽油的清洁化生产。
根据本发明，所述馏程为180-230℃的重汽油馏分可以在分馏塔侧线直接引出，也可以在不改变原分馏塔各线出料的情况下，通过设置二级冷凝冷却器或新增汽油分馏塔将汽油分离出轻汽油和重汽油馏分。
根据本发明，所述重汽油馏分优选的分离方法是在原催化裂化分馏塔塔顶引出汽油及以下馏分，经两级冷凝分离出轻、重汽油馏分。控制一级冷凝冷却器冷却温度，首先将馏程为180-230℃的重汽油馏分冷凝下来；二级冷凝冷却器温度较低，一般控制在50℃以下，将轻汽油冷凝下来。其中所述的轻、重汽油的切割点为160-180℃，优选180℃。所述轻汽油馏分进入后续吸收稳定***。
根据本发明，馏程为180-230℃的重汽油馏分送至加氢处理装置，在氢气和加氢处理催化剂存在下进行加氢处理反应，主要发生芳烃饱和的反应，所述加氢处理的条件可以包括：氢分压为4.0-20.0兆帕，优选6.0-15.0兆帕，反应温度为300-450℃，优选330-380℃，体积空速为2.0-10.0小时-1，氢油体积比为200-1600标准立方米/立方米；所述加氢处理催化剂可以包括载体和负载在载体上的活性金属组分，载体可以选自氧化铝、二氧化硅、无定形硅铝中至少一种，所述活性金属组分可以为第VIB族金属和/或第VIII族非贵金属。所述第VIB族金属可以为钼和/或钨，所述第VIII族非贵金属可以为镍和/或钴，所述活性金属组分优选镍-钨，镍-钨-钴、镍-钼或钴-钼的组合。
根据本发明，所述第一催化裂化反应的条件可以包括：反应温度为480-580℃，优选500-560℃，油气停留时间为0.5-5秒，优选1-4秒，反应压力为0.1-1兆帕，剂油重量比为4-50，优选为5-20；所述第二催化裂化反应的条件可以包括：反应温度为450-560℃，优选480-550℃，油气停留时间为2-15秒，优选2.5-8秒，反应压力为0.1-1兆帕，剂油重量比为5-50，优选6-30，回炼重汽油馏分占重油原料的比例为0.01-0.3。在本发明中，当所述反应器为提升管反应器时，反应温度是指提升管反应器或者提升管反应器的某个反应区的出口温度；反应压力是指表压。
根据本发明，可以在一个进料位置将部分和/或全部加氢重汽油引入催化裂化反应器，也可以在至少两个不同的进料位置将加氢重汽油按照相同或不同的比例引入反应器内。然而，不管是一个还是两个以上的进料位置，优选加氢重汽油的进料位置位于所述反应器的第二反应区，更优选为第二反应区的底部。
根据本发明的一种优选实施方式，当所述反应器选用提升管反应器时，所述加氢重汽油在所述第二反应区的底部注入，与来自第一反应区的油剂混合物接触，为烷基芳烃、环烷基芳烃或环烷烃的开环裂化提供适宜的反应条件。
本发明提供的方法可以在本领域常规的反应器中进行，例如，所述反应器可以选自提升管反应器、等线速的流化床反应器、等直径的流化床反应器、上行式输送线、下行式输送线中的一种或者两种以上的组合，所述组合包括串联和/或并联。根据本发明的一种优选实施方式，所述方法在提升管反应器中实施，也即本发明所述催化裂化反应器优选为提升管反应器，所述提升管反应器包括第一反应区和第二反应区，所述第一反应区与第二反应区的高度之比为0.1-1，优选为0.2-0.8，进一步优选地，所述提升管反应器为变径提升管反应器，例如可以为专利CN1237477A中描述的变径提升管反应器，所述变径提升管反应器包括直筒段和扩径段。具体地，当所述提升管反应器选用变径提升管反应器时，所述直筒段构成所述第一反应区，所述扩径段构成所述第二反应区。对于所述变径提升管反应器，更优选地，所述第二反应区的内直径大于第一反应区的内直径，且第二反应区的内直径与第一反应区内直径的比例为1.2-5，优选为1.5-3。
根据本发明，所述重油原料是本领域技术人员所熟知的，例如选自减压瓦斯油、减压渣油、常压瓦斯油、常压渣油、焦化瓦斯油、脱沥青油、加氢精制油、加氢裂化尾油、原油、煤液化油、页岩油、动植物油脂和油砂油中的一种或多种。所述重油原料与热的催化裂化催化剂接触之前，优选将重油原料预热至180-400℃，进一步优选220-380℃。本发明可以在一个进料位置将全部的重油原料引入反应器内，也可以在至少两个不同的进料位置将重油原料按照相同或不同的比例引入反应器内。然而，不管是一个还是两个以上的进料位置，优选重油原料的所有进料位置均位于所述反应器的第一反应区的下部。
为了增加所述反应器第二反应区的剂油比和反应温度，提高催化剂的裂化活性，可以通过补充热的再生催化剂和半再生催化剂，也可以在第二反应区设置加热器以提高反应温度。
根据本发明，待生催化剂的再生过程可以根据本领域常规的催化剂再生方法实施，例如：从再生器底部引入含氧气体(如空气)，待生催化剂与氧气接触烧焦再生，生成的烟气经再生器的旋风分离器进行气固分离，进入后续能量回收***。所述待生催化剂的再生条件可以为：再生温度为600-750℃，优选650-700℃；气体表观线速为0.2-3米/秒，优选0.5-2米/秒；待生催化剂平均停留时间为0.5-3分钟，优选0.8-2分钟。
在本发明中，所述方法还可以包括：在所述反应器的第一反应区注入水蒸气。所述水蒸气优选以雾化蒸汽的形式注入。注入的水蒸气与重油原料的重量比可以为0.01-1，优选为0.05-0.3。预提升介质可以选自水蒸气、干气或氮气的一种或几种，预提升介质与重油原料的重量比可以为0.01-2，优选0.05-1。
根据本发明，催化裂化催化剂是本领域技术人员所熟知的，例如以所述催化裂化催化剂的总重量为基准，所述催化裂化催化剂可以包括15-65重量％的天然矿物质、10-30重量％的无机氧化物、以及25-75重量％的Y沸石和IM-5沸石，所述Y沸石和IM-5沸石的重量比可以为(0.25-40)：1；所述天然矿物质可以选自高岭土、多水高岭土、蒙脱土、硅藻土、凸凹棒石、海泡石、埃洛石、水滑石、膨润土以及累托土中的一种或多种；所述无机氧化物可以选自氧化硅、氧化铝、氧化锆、氧化钛和无定形硅铝中的一种或多种；所述Y沸石可以为含稀土的DASY分子筛和/或REY分子筛；所述IM-5沸石可以为经含磷化合物改性的IM-5沸石，所述含磷化合物可以选自磷酸、磷酸氢铵、磷酸二氢铵和磷酸铵中的一种或多种，以P2O5计并以催化剂的干基重量为基准，所述催化剂的磷含量可以为0.1-15重量％，优选为1-13重量％。
本发明还提供一种丙烯和高辛烷值汽油的生产***，该***包括催化裂化反应器、油剂分离设备、产物分离设备、再生器和加氢处理反应器；
按照反应物料流向，所述催化裂化反应器包括第一反应区和位于所述第一反应区下游的第二反应区，所述第一反应区设置有重油原料入口和催化剂入口，所述第二反应区设置有加氢重汽油入口和油剂出口，所述油剂分离设备设置有油剂入口、催化剂出口和反应产物出口，所述产物分离设备设置有油气入口和重汽油馏分出口；所述再生器设置有催化剂入口和催化剂出口；所述加氢处理反应器设置有原料入口和加氢重汽油出口；
所述第一反应区的催化剂入口与所述再生器的催化剂出口连通，所述第二反应区的加氢重汽油入口与所述加氢处理反应器的加氢重汽油出口连通，所述第二反应区的油剂出口与所述油剂分离设备的油剂入口连通，所述油剂分离设备的催化剂出口与所述再生器的催化剂入口连通，所述油剂分离设备的反应产物出口与所述产物分离设备的油气入口连通，所述产物分离设备的重汽油馏分出口与所述加氢处理反应器的原料入口连通。
根据本发明，所述催化裂化反应器为提升管反应器，所述第一反应区与第二反应区的高度之比为0.1-1，所述第二反应区的内直径大于第一反应区的内直径，且第二反应区的内直径与第一反应区内直径的比例为1.2-5。
根据本发明，所述第二反应区的加氢重汽油入口设置于所述第二反应区底部。
以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。
如图1所示，预提升介质经管线4由提升管反应器1第一反应区I底部进入，来自再生催化剂输送斜管17的高温再生催化剂在预提升介质的提升作用下沿提升管反应器1向上加速运动，预热后的重油原料经管线5与来自管线6的雾化介质一起注入提升管反应器1的第一反应区I底部，与提升管反应器1已有的物流混合，重油原料在热的催化剂上发生第一催化裂化反应(主要为裂化反应)，经加氢重汽油经管线28与来自管线7的雾化介质一起注入第二反应区II底部，与来自提升管反应器1的第一反应区I的油剂继续发生第二催化裂化反应(主要为环烷烃及烷基芳烃的开环裂化，烯烃的氢转移与异构化反应)。生成的反应产物和带炭的待生催化剂进入沉降器2中的旋风分离器8，实现待生催化剂与反应产物的分离，反应产物进入集气室9，然后经大油气管线18进入后续分离***，催化剂细粉由旋风分离器8料腿返回沉降器2。沉降器2中的待生催化剂流向汽提段10，与来自管线11的汽提蒸汽接触，从待生催化剂中汽提出的反应产物经旋风分离器8后进入集气室9。汽提后的待生催化剂经待生滑阀调节后经待生催化剂输送斜管12进入再生器3，来自管线13的空气经空气分布器14后进入再生器3，烧去位于再生器3底部的密相床层中待生催化剂上的焦炭，使失活的待生催化剂再生，烟气经旋风分离器15的上部气体烟气管道16进入后续能量回收***。再生后的催化剂经再生催化剂输送斜管17的再生滑阀调节后返回提升管反应器1。
集气室9中的反应产物经大油气管线18进入分馏塔19，经分离后，分馏塔19塔顶油气经管线20进入一级冷凝器21冷却后，经管线22进入一级气液分离罐23，分离得到180-230℃重汽油馏分、水和气相物流。重汽油馏分分为两股，一股作为回流经管线25返回分馏塔19，另一股物流经管线26进入加氢处理反应器27，在氢气和加氢处理催化剂的作用下，发生芳烃饱和的加氢处理反应，经过加氢处理后的重汽油馏分(即加氢重汽油)经管线28返回提升管反应器1第二反应区II下部。一级气液分离罐23中分离出的气相物流经管线24进入二级冷凝器29冷却后，经管线30进入二级气液分离罐31，分离出的富气经管线32引出，分离出的轻汽油经管线33引出，两者送入吸收稳定***，经后续分离可以得到丙烯和稳定汽油。
下面的实施例将对本发明作进一步说明，但并不因此而限制本发明。
实施例和对比例中所使用的重油原料为80重量％直馏蜡油与20重量％常压渣油的混合原料，其性质列于表1。
实施例和对比例中所使用的催化裂化催化剂，其制备方法简述如下：
1)将晶化好的IM-5分子筛(长岭催化剂厂生产)过滤掉母液，水洗过滤烘干；将上述烘干后分子筛于空气中焙烧6小时，焙烧温度550℃，以脱除其中的模板剂；取上述分子筛100克(干基)加入1000克2.4重量％的NaOH溶液中，升温至65℃，反应30分钟后，快速冷却至室温后，过滤，洗涤至滤液中性。然后，将滤饼加入800克水打浆，加入40克NH4Cl，升温至75℃，交换处理1小时后，至Na2O含量低于0.2重量％，过滤，洗涤，得到分子筛滤饼；取上述分子筛50克(干基)加水配制成固含量10重％的分子筛浆液，搅拌中加入草酸5克，然后将35克盐酸(重量分数10％)和28克氟硅酸(重量分数3％)并流加入，加入时间30分钟；升温至65℃恒温搅拌1小时，过滤水洗至滤液中性；将滤饼加水打浆得固含量为40重％的分子筛浆液，加入6.3克H3PO4(浓度85重量％)，均匀混合浸渍、烘干、550℃焙烧处理2小时，得富含介孔的含磷改性的IM-5结构分子筛A1。
2)将铝溶胶与高岭土混合，并用脱阳离子水将其配制成固含量为40重％的浆液，搅拌均匀，用盐酸将浆液pH调至3，保持该pH值，于40℃下静置老化1小时后加入铝溶胶，搅拌1小时形成胶体，加入富含介孔的含磷改性的IM-5结构分子筛和REY分子筛，形成催化剂浆液(固含量为35％重量记)，其中A1：Y分子筛：高岭土：铝溶胶＝15：35：34：16，继续搅拌后喷雾干燥制成微球催化剂。然后将微球催化剂在500℃焙烧1小时，再在60℃下用硫酸铵洗涤(其中，硫酸铵：微球催化剂：水＝0.5：1：10)至氧化钠含量小于0.25重量％，接着用去离子水淋洗并过滤，之后再于110℃下烘干，即本发明提供的富含介孔的改性的IM-5分子筛的催化剂A。
实施例中加氢处理固定床反应器内装填的加氢处理催化剂商业牌号为RN-32V，由中国石化长岭催化剂分公司生产。
实施例1
本实施例用于说明本发明提供的方法生产丙烯和高辛烷值汽油的效果。
按照图1所示流程，在变径提升管反应器的中型装置上进行试验，预热的重油原料(350℃)经雾化介质混合后进入变径提升管反应器的直筒段(即第一反应区)的底部，与高温再生催化剂(650℃)接触、反应，反应油剂从反应区出口进入变径提升管反应器的扩径段(即第二反应区，直筒段与扩径段的高度之比为0.6，扩径段与直筒段的内直径之比为1.6)，加氢处理后的重汽油馏分经雾化后注入扩径段底部，与上述物流混合，继续发生反应，反应后物流进入密闭式旋风分离器，反应产物和待生催化剂快速分离。带炭的待生催化剂进入汽提段，汽提后的待生催化剂经烧焦再生后返回提升管反应器循环使用。反应产物经分馏塔分离后，塔顶油气经二级冷凝分离后，将分离得到的馏程为180-230℃重汽油馏分送入加氢处理装置，在氢气和加氢处理催化剂的作用下，发生芳烃饱和、并脱除硫、氮的加氢反应，然后作为加氢重汽油返回提升管反应器第二反应区，其中加氢处理条件为：反应温度360℃，氢分压8.0兆帕，体积空速4.0小时-1，氢油体积比600标准立方米/立方米。本实施例的相关操作条件和产物分布列于表2。
由表2可以看出，与对比例1相比，采用本发明提供的方法，汽油产率相近，液化气产率增加9.6百分点，丙烯产率提高4.8百分点，重油和焦炭产率降低；汽油异构烷烃体积分数提高7.4百分点，芳烃体积分数略有降低，烯烃含量也有明显降低；汽油研究法辛烷值提高0.5个单位。
实施例2
本实施例用于说明本发明提供的方法生产丙烯和高辛烷值汽油的效果。根据实施例1的方法进行试验，与之不同的是，采用等直径提升管反应器，相关操作条件与产物分布列于表2。
由表2可以看出，与对比例1相比，采用本发明提供的方法，汽油产率相近，液化气产率增加6百分点，丙烯产率提高3百分点，同时重油和焦炭产率也有降低；汽油异构烷烃体积分数提高3百分点，芳烃和烯烃含量略有降低。
对比例1
本对比例采用实施例1的方法和装置进行试验，与之不同的是，180-230℃重汽油馏分未经加氢处理，直接注入变径提升管反应器扩径段底部，相关操作条件和产物分布列于表2。
对比例2
与实施例1基本相同，不同之处在于分离出汽油馏分和柴油馏分按照实施例1的加氢处理条件进行加氢处理，然后分离出馏程为180-245℃的加氢处理油进入第二反应区反应，相关操作条件和产品分布列于表3。
对比例3
按照对比例1的流程进行试验，不同之处在于重油原料进入第二反应区进行反应，反应所得产物分离出180-230℃的重汽油馏分按照实施例1的条件进行加氢处理，所得加氢重汽油进入第一反应区反应后，引入第二反应区与重油原料一起进行反应，相关操作条件和产品分布列于表3。
对比例4
与实施例1基本相同，不同之处在于分离出汽油馏分的馏程为35-230℃直接进入第二反应区进行反应，相关操作条件和产品分布列于表3。
对比例5
与实施例1基本相同，不同之处在于分离出汽油馏分的馏程为35-100℃直接进入第二反应区进行反应，相关操作条件和产品分布列于表3。
由上述实施例和对比例的结果可以看出，采用本发明提供的方法，可以显著提高丙烯产率，获得清洁的催化裂化汽油组分，同时有助于优化产物分布。
以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。
另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所发明的内容。
表1重油原料的性质
项目 数据
密度(20℃)，克/厘米<sup>3</sup> 0.9151
运动粘度(100℃)，毫米<sup>2</sup>/秒 13.89
残炭，％ 3.64
元素组成，重％
C 86.95
H 12.34
S 0.39
N 0.13
馏程，℃
初馏点 -
5体积％ 295
10体积％ 327
30体积％ 391
50体积％ 437
70体积％ 501
90体积％ 568
金属含量，微克/克
Ni 3.1
V 3.5
Fe 0.2
Ca 0.6
表2
项目 实施例1 实施例2 对比例1
操作条件
重汽油馏分回炼比 0.1 0.1 0.1
反应温度，℃
第一反应区 525 525 525
第二反应区 510 510 510
剂油重量比
第一反应区 8 8 8
反应时间，秒
第一反应区 1.6 1.6 1.6
第二反应区 4.0 2.0 4.0
反应压力，兆帕 0.21 0.21 0.21
水油重量比 0.10 0.10 0.10
产物分布，重量％
干气 3.45 3.25 2.97
液化气 29.04 25.48 19.46
其中丙烯 9.85 8.16 5.04
汽油 40.97 41.42 41.59
柴油 14.81 16.64 20.30
重油 5.56 6.32 7.15
焦炭 6.17 6.89 8.53
汽油性质，体积％
正构烷烃 5.64 5.70 5.27
异构烷烃 32.71 28.35 25.30
烯烃 22.58 27.64 28.60
环烷烃 6.70 7.79 7.35
芳烃 32.37 30.52 33.48
RON 93.0 92.7 92.5
表3
项目 对比例2 对比例3 对比例4 对比例5
操作条件
馏分回炼比 0.1 0.1 0.1 0.1
反应温度，℃
第一反应区 525 525 525 525
第二反应区 510 510 510 510
剂油重量比
第一反应区 8 8 8 8
反应时间，秒
第一反应区 1.6 1.6 1.6 1.6
第二反应区 4.0 4.0 4.0 4.0
反应压力，兆帕 0.21 0.21 0.21 0.21
水油重量比 0.10 0.10 0.10 0.10
产物分布，重量％
干气 3.52 2.45 3.82 4.35
液化气 22.15 16.60 20.97 23.28
其中丙烯 6.70 3.80 6.02 7.14
汽油 37.80 32.10 37.90 36.76
柴油 19.60 27.62 20.85 19.84
重油 8.23 12.84 7.36 6.82
焦炭 8.70 8.39 9.10 8.95
汽油性质，体积％
正构烷烃 6.40 9.53 5.26 5.10
异构烷烃 28.25 28.4 26.29 25.36
烯烃 26.74 25.02 24.30 22.09
环烷烃 7.13 9.55 7.90 8.30
芳烃 31.48 27.50 36.25 39.15
RON 92.1 90.5 92.0 92.2

Claims (17)

1.一种丙烯和高辛烷值汽油的生产方法，该方法包括：
将重油原料引入催化裂化反应器的第一反应区中与催化裂化催化剂接触并进行第一催化裂化反应；其中，按照反应物料流向，所述催化裂化反应器还包括位于所述第一反应区下游的第二反应区；
将第一反应区所得反应油剂引入第二反应区中进行第二催化裂化反应，得到待生催化剂和反应产物，将待生催化剂进行再生，得到再生催化剂作为所述催化裂化催化剂返回所述第一反应区中，将所得反应产物分离出馏程为180-230℃的重汽油馏分；
将所得重汽油馏分与加氢处理催化剂接触并进行加氢处理，得到加氢重汽油，将加氢重汽油引入所述第二反应区中与所述反应油剂一起进行所述第二催化裂化反应。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述加氢处理的条件包括：氢分压为4.0-20.0兆帕，反应温度为300-450℃，体积空速为2.0-10.0小时-1，氢油体积比为200-1600标准立方米/立方米；
所述加氢处理催化剂包括载体和负载在载体上的活性金属组分，所述活性金属组分为第VIB族金属和/或第VIII族非贵金属。
3.根据权利要求2所述的方法，其中，所述第VIB族金属为钼和/或钨，所述第VIII族非贵金属为镍和/或钴。
4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一催化裂化反应的条件包括：反应温度为480-580℃，油气停留时间为0.5-5秒，反应压力为0.1-1兆帕，剂油重量比为4-50；
所述第二催化裂化反应的条件包括：反应温度为450-560℃，油气停留时间为2-15秒，反应压力为0.1-1兆帕，剂油重量比为5-50，回炼重汽油馏分占重油原料的比例为0.01-0.3。
5.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一催化裂化反应的条件包括：反应温度为500-560℃，油气停留时间为1-4秒，剂油重量比为5-20；
所述第二催化裂化反应的条件包括：反应温度为480-550℃，油气停留时间为2.5-8秒，剂油重量比为6-30。
6.根据权利要求1所述的方法，其中，所述加氢重汽油从第二反应区底部引入所述第二反应区中。
7.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化裂化反应器为提升管反应器。
8.根据权利要求7所述的方法，其中，所述第一反应区与第二反应区的高度之比为0.1-1。
9.根据权利要求7所述的方法，其中，所述第二反应区的内直径大于第一反应区的内直径，且第二反应区的内直径与第一反应区内直径的比例为1.2-5。
10.根据权利要求1所述的方法，其中，所述重油原料选自减压瓦斯油、减压渣油、常压瓦斯油、常压渣油、焦化瓦斯油、脱沥青油、加氢精制油、加氢裂化尾油、原油、煤液化油、页岩油、动植物油脂和油砂油中的一种或多种。
11.根据权利要求1所述的方法，其中，以所述催化裂化催化剂的总重量为基准，所述催化裂化催化剂包括15-65重量％的天然矿物质、10-30重量％的无机氧化物、以及25-75重量％的Y沸石和IM-5沸石，所述Y沸石和IM-5沸石的重量比为(0.25-40)：1。
12.根据权利要求11所述的方法，其中，所述天然矿物质选自高岭土、多水高岭土、蒙脱土、硅藻土、凸凹棒石、海泡石、埃洛石、水滑石、膨润土以及累托土中的一种或多种；
所述无机氧化物选自氧化硅、氧化铝、氧化锆、氧化钛和无定形硅铝中的一种或多种；
所述Y沸石为含稀土的DASY分子筛和/或REY分子筛；
所述IM-5沸石为经含磷化合物改性的IM-5沸石，所述含磷化合物选自磷酸、磷酸氢铵、磷酸二氢铵和磷酸铵中的一种或多种，以P2O5计并以催化剂的干基重量为基准，所述催化剂的磷含量为0.1-15重量％。
13.一种丙烯和高辛烷值汽油的生产***，该***包括催化裂化反应器、油剂分离设备、产物分离设备、再生器和加氢处理反应器；
按照反应物料流向，所述催化裂化反应器包括第一反应区和位于所述第一反应区下游的第二反应区，所述第一反应区设置有重油原料入口和催化剂入口，所述第二反应区设置有加氢重汽油入口和油剂出口，所述油剂分离设备设置有油剂入口、催化剂出口和反应产物出口，所述产物分离设备设置有油气入口和重汽油馏分出口；所述再生器设置有催化剂入口和催化剂出口；所述加氢处理反应器设置有原料入口和加氢重汽油出口；
所述第一反应区的催化剂入口与所述再生器的催化剂出口连通，所述第二反应区的加氢重汽油入口与所述加氢处理反应器的加氢重汽油出口连通，所述第二反应区的油剂出口与所述油剂分离设备的油剂入口连通，所述油剂分离设备的催化剂出口与所述再生器的催化剂入口连通，所述油剂分离设备的反应产物出口与所述产物分离设备的油气入口连通，所述产物分离设备的重汽油馏分出口与所述加氢处理反应器的原料入口连通。
14.根据权利要求13所述的***，其中，所述催化裂化反应器为提升管反应器。
15.根据权利要求13所述的***，其中，所述第一反应区与第二反应区的高度之比为0.1-1。
16.根据权利要求13所述的***，其中，所述第二反应区的内直径大于第一反应区的内直径，且第二反应区的内直径与第一反应区内直径的比例为1.2-5。
17.根据权利要求13所述的***，其中，所述第二反应区的加氢重汽油入口设置于所述第二反应区底部。
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