一種催化轉化方法

2023-07-05 20:16:21

專利名稱：一種催化轉化方法
技術領域：
本發明涉及一種催化轉化組合方法，特別是在將重質原料轉化為高辛烷值汽油 和丙烯的同時，使幹氣和焦炭產率大幅度降低，從而實現石油資源的高效利用的方法。
背景技術：
丙烯等低碳烯烴是重要的有機化工原料，丙烯是聚丙烯、丙烯腈等產品的合成 單體。隨著聚丙烯等衍生物需求的迅速增長，對丙烯的需求也在逐年俱增。世界丙烯市 場的需求已經從20年前的1520萬噸增加到2000年的5120萬噸，年均增長率達6.3%。 預計到2010年丙烯的需求量將達到8600萬噸，其間年均增長率約為5.6%。生產丙烯的方法主要是蒸汽裂解和催化裂化(FCC)，其中蒸汽裂解以石腦油等 輕質油為原料通過熱裂解生產乙烯、丙烯，但丙烯的產率僅為15重％左右，而FCC則以 減壓瓦斯油(VGO)等重質油為原料。目前，世界上61%的丙烯來自蒸汽裂解生產乙烯 的副產品，34%來自煉油廠FCC生產汽、柴油的副產品，少量(約5%)由丙烷脫氫和乙 烯-丁烯易位反應得到。石油化工如果走傳統的蒸汽裂解制乙烯、丙烯路線，將面臨輕質原料油短缺、 生產能力不足以及成本過高等幾大制約因素。FCC由於其原料適應性廣、操作靈活等優勢日益受到重視。在美國，幾乎丙烯 市場需求量的50%都來源於FCC裝置。增產丙烯的催化裂化改進技術發展很快。EP0305720A2公開了一種製取低碳烯烴的烴類轉化方法，原料為不同沸程的 石油餾分、渣油或原油，在流化床或移動床反應器內使用固體酸催化劑，在溫度500 6500C>壓力1.5X105 3X105Pa、重時空速0.2 2.01Γ1、劑油比2 12的條件下進行 催化轉化反應，反應後的催化劑經燒焦再生後返回反應器內循環使用。該方法丙烯和丁 烯的總產率可以達到40%左右，其中丙烯產率高達26.34%。WOOO/31215A1公開了一種生產烯烴的催化裂化方法，該方法採用ZSM-5和/ 或ZSM-Il沸石做活性組分，以大量惰性物質為基質的催化劑，以VGO為原料，丙烯的 產率不超過20重％。US4,422,925公開了多種具有不同裂化性能的烴類與熱再生催化劑接觸並轉化的 方法，該方法所述的烴類至少含有一種氣體烷烴原料和一種液體烴類原料，該方法依據 不同的烴類分子具有不同裂化性能，將反應區分成多個反應區進行裂化反應，以多產低 分子烯烴。 隨著經濟的發展，全球汽油車保有量逐年增加，因此對高質量汽油的需求日益 提高。目前提高汽油辛烷值的技術主要有催化重整技術、烷基化技術、異構化技術和添 加汽油辛烷值改進劑等。催化重整汽油的最大優點是它的重組分辛烷值較高，而輕組分 辛烷值較低。但重整技術催化劑造價高且對原料要求高。烷基化技術和異構化技術得到 改質汽油具有辛烷值高、敏感度好的特點，是理想的高辛烷值清潔汽油組分，但使用的 催化劑都存在腐蝕和環保問題。MTBE(甲基叔丁基醚)和ETBE(乙基叔丁基醚)等汽油辛烷值改進劑的添加確實能夠提高汽油的辛烷值、改善汽車性能，但造價一般較高。催 化裂化汽油是車用汽油主要來源之一，催化裂化汽油重餾分部分辛烷值偏低，從而影響 汽油的辛烷值，此外，催化裂化柴油質量較差，但催化裂化柴油含有較多的單環芳烴， 將柴油中的單環芳烴轉化為汽油組分既有利於汽油產率的增加，同時又可以改善汽油的 辛烷值並能增產丙烯。上述現有技術對烷烴分子裂化反應設計仍存在不足，造成在增加丙烯產率情況 下，幹氣產率大幅度增加，同時，現有技術對汽油辛烷值和柴油中的汽油潛含量未充分 利用，造成丙烯產率偏低，同時汽油產率和 質量存在改善的餘地。為了滿足日益增長的 低碳烯烴化工原料和車用汽油的需求，有必要開發一種將重質原料轉化為高辛烷值汽油 和低碳烯烴的催化轉化方法。

發明內容
本發明所要解決的技術問題是在現有技術的基礎上提供一種催化轉化方法，特 別是在將重質原料轉化為高辛烷值汽油和丙烯的同時，使幹氣和焦炭產率大幅度降低從 而實現石油資源的高效利用。本發明的技術方案為一種催化轉化方法，該方法包括下列步驟原料油在反應器內與富含中孔沸石的催化劑接觸進行反應，在反應溫度420 6500C>重時空速25 1001Γ1、壓力0.10 l.OMPa、催化劑與原料油的重量比1 30， 水蒸汽與原料油的重量比為0.05 1.0的條件下進行裂化反應，得到包含佔原料油12 60重％催化蠟油的反應產物。催化蠟油經芳烴抽提後，抽餘油返回到反應器，而抽出油 經加氫處理後再返回到反應器。在更優選的實施方案中，所述原料油選自或包括石油烴和/或其它礦物油，其 中石油烴選自減壓瓦斯油、常壓瓦斯油、焦化瓦斯油、脫浙青油、減壓渣油、常壓渣油 中的一種或一種以上的混合物，其它礦物油為煤液化油、油砂油、頁巖油中的一種或一 種以上的混合物。在更優選的實施方案中，所述催化劑包括沸石、無機氧化物和任選的粘土， 各組分分別佔催化劑總重量沸石1 50重％、無機氧化物5 99重％、粘土 O 70重％，其中沸石為中孔沸石和任選的大孔沸石，中孔沸石佔沸石總重量的50 100 重％，優選70 100重％。大孔沸石佔沸石總重量的O 50重％，優選O 30重％。 中孔沸石選自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，大孔沸石選自Y系列沸石。在更優選的實施方案中，所述反應器選自提升管、等線速的流化床、等直徑的 流化床、上行式輸送線、下行式輸送線中的一種或一種以上的組合，或同一種反應器兩 個或兩個以上的組合，所述組合包括串聯或/和並聯，其中提升管是常規的等直徑的提 升管或者各種形式變徑的提升管。在更優選的實施方案中，在一個位置將所述原料油引入反應器內，或在一個以 上相同或不同的位置將所述原料油弓丨入反應器內。在更優選的實施方案中，反應溫度為450 620°C，重時空速為30 801Γ1、催 化劑與原料油重量比為2 25。在更優選的實施方案中，反應溫度為460 560°C，重時空速為40 601Γ1，催化劑與原料油重量比為4 15。在更優選的實施方案中，反應壓力為O.lOMPa l.OMPa。在更優選的實施方案中，所述該方法還包括將反應產物和催化劑進行分離，催 化劑經汽提、燒焦再生後返回反應器，分離後的產物包括丙烯、高辛烷值汽油和催化蠟 油。 在更優選的實施方案中，所述催化蠟油為初餾點不小於260°C的餾分，氫含量不 低於10.5重％。在更優選的實施方案中，所述催化蠟油為初餾點不小於330°C的餾分，氫含量不 低於10.8重％。在本發明的另一種實施方案中，提供了一種製取丙烯和高辛烷值汽油的催化轉 化方法，該方法包括下列步驟(1)難裂化原料先與熱再生催化劑接觸，在反應溫度600 750°C、重時空速 100 8001Γ1、反應壓力0.10 l.OMPa、催化劑與難裂化原料的重量比30 150，水蒸 汽與難裂化原料的重量比為0.05 1.0的條件下進行裂化反應；(2)含難裂化原料的反應物流再與易裂化原料一起在反應溫度450 620°C、重 時空速5 1001Γ1、反應壓力0.10 l.OMPa、催化劑與易裂化原料的重量比1.0 30， 水蒸汽與易裂化原料的重量比為0.05 1.0的條件下進行裂化反應；(3)待生催化劑和反應油氣通過旋風分離器分離，待生催化劑進入汽提器，經汽 提、燒焦再生後返回反應器，反應油氣經分離得到包含丙烯、高辛烷值汽油、催化蠟油 的反應產物；(4)催化蠟油先經芳烴抽提，抽餘油作為難裂化原料或/和易裂化原料返回到反 應器中；(5)抽出油經加氫處理後作為難裂化原料或/和易裂化原料返回反應器中。在更優選的實施方案中，所述難裂化原料選自或包括油漿、柴油、汽油、碳原 子數為4 8的烴中的一種或一種以上的混合物；所述易裂化原料選自或包括石油烴和 /或其它礦物油，其中石油烴選自減壓瓦斯油、常壓瓦斯油、焦化瓦斯油、脫浙青油、減 壓渣油、常壓渣油中的一種或一種以上的混合物，其它礦物油為煤液化油、油砂油、頁 巖油中的一種或一種以上的混合物。所述汽油選自本方法所得催化裂解汽油、催化裂化汽油、直餾汽油、焦化汽 油、熱裂解汽油、熱裂化汽油、加氫汽油中的一種或其中一種以上的混合物，其中催化 裂化汽油、直餾汽油、焦化汽油、熱裂解汽油、熱裂化汽油、加氫汽油是來自本裝置外 的汽油。所述柴油是選自本方法所得催化裂解柴油、催化裂化柴油、直餾柴油、焦化柴 油、熱裂化柴油、加氫柴油中的一種或其中一種以上的混合物，其中催化裂化柴油、直 餾柴油、焦化柴油、熱裂化柴油、加氫柴油是來自本裝置外的柴油。所述碳原子數為4 8的烴可以是來自本發明的催化裂解方法，也可以來自常規 催化裂化、焦化、熱裂化、加氫等工藝。所述的催化裂解催化劑包括沸石、無機氧化物和任選的粘土，各組分分別佔催 化劑總重量沸石1 50重％、無機氧化物5 99重％、粘土 0 70重％。
其中沸石作為活性組分，選自中孔沸石和任選的大孔沸石，中孔沸石佔沸石總重量的50 100重％，優選70 100重％，大孔沸石佔沸石總重量的0 50重％，優選 0 30重％。中孔沸石選自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，也可對上述中孔沸石用磷 等非金屬元素和/或鐵、鈷、鎳等過渡金屬元素進行改性，有關ZRP更為詳盡的描述參 見 US5,232,675，ZSM 系列沸石選自 ZSM-5、ZSM-IU ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、 ZSM-38、ZSM-48和其它類似結構的沸石之中的一種或一種以上的混合物，有關ZSM-5 更為詳盡的描述參見US3,702,886。大孔沸石選自由稀土 Y(REY)、稀土氫Y(REHY)、 不同方法得到的超穩Y、高矽Y構成的這組沸石中的一種或一種以上的混合物。無機氧化物作為粘接劑，選自二氧化矽(SiO2)和/或三氧化二鋁(Al2O3)。粘土作為基質(即載體)，選自高嶺土和/或多水高嶺土。每個反應器內的催化裂解催化劑可以相同，也可以不同。所述的流化床反應器選自提升管、等線速的流化床、等直徑的流化床、上行式 輸送線、下行式輸送線一種或兩種串聯組合。提升管可以是常規的等直徑的提升管，也 可以是各種形式變徑的提升管。其中流化床的氣速為0.1 2米/秒，提升管的氣速為 2 30米/秒(不計催化劑)。本發明的最佳實施方式是在一種變徑提升管反應器中進行，關於該反應器更為 詳細的描述參見CN1237477A。為了增加反應下遊區的劑油比，提高催化劑的催化活性，可通過補充熱或冷的 再生催化劑、半再生催化劑、待生的催化劑、新鮮催化劑。冷卻的再生催化劑和冷卻的 半再生催化劑是待生催化劑分別經兩段再生和一段再生後冷卻得到的，再生催化劑碳含 量為0.1重％以下，最好為0.05重％以下，半再生催化劑碳含量為0.1 0.9重％，最好 碳含量為0.15 0.7重％ ；待生催化劑碳含量為0.9重％以上，最好碳含量為0.9 1.2 重％ ο從反應產物中分離丙烯等方法與本領域普通技術人員熟知的方法相同；分離所 述的180 260°C的餾分，優選190 250°C的餾分可以在現有的FCC分餾塔內進行分離 也可在單獨分餾塔內分離；大於250°C或260°C的催化蠟油(或大於330°C的催化蠟油)的 重芳烴和非芳烴的分離可以採用催化蠟油抽提裝置，或者大於250°C或260°C的餾分(或 大於330°C的餾分)作為催化裂化裝置的原料油。催化蠟油抽提溶劑選自二甲亞碸、糠醛、二甲基甲醯胺、單乙醇胺、乙二醇、 1，2-丙二醇等物質中的一種或一種以上的混合物。抽提過程溶劑回收循環使用。抽提 溫度為40 120°C，溶劑與原料之間的體積比為0.5 5.0。抽餘油作為難裂化原料或/ 和易裂化原料返回到反應器中，抽出油進入加氫處理。抽出油加氫處理是在氫氣存在情況下，與加氫處理催化劑接觸，在氫分壓3.0 20.0MPa、反應溫度300 450°C、氫油體積比300 2000v/v、體積空速0.1 3.01Γ1的 反應條件下進行加氫處理，得到輕組分和加氫抽出油，其中加氫抽出油作為難裂化原料 或/和易裂化原料返回反應器中。該技術方案將催化裂解、芳烴溶劑抽提和、加氫處理等工藝有機結合，從氫含 量較低的重質原料最大限度地生產高辛烷值汽油低碳烯烴，尤其是丙烯。本發明與現有 技術相比具有下列技術效果
1、丙烯產率和丙烯在液化氣中的選擇性大幅度增加，丙烯產率高達29重％以 上；2、汽油產率明顯地增加，汽油辛烷值明顯地改善； 3、在丙烯產率大幅度增加的情況下，幹氣產率和焦炭明顯地降低；4、輕質油收率明顯地增加，油漿產率明顯地降低，從而石油資源利用效率得到 改善；5、加氫處理裝置操作周期得到明顯地提高，降低了氫耗，優化了能源管理。


附圖是本發明的方法流程示意圖。
具體實施例方式下面結合附圖對本發明所提供的方法進行進一步的說明，但並不因此限制本發 明。附圖是本發明的方法流程示意圖。預提升介質經管線1由提升管反應器2底部進入，來自管線16的再生催化劑在 預提升介質的提升作用下沿提升管向上加速運動，部分原料油經管線3與來自管線4的霧 化蒸汽一起注入提升管2反應區I的底部，與提升管反應器已有的物流混合，原料油在熱 的催化劑上發生裂化反應，並向上加速運動。部分原料油經管線5與來自管線6的霧化 蒸汽一起注入提升管2反應區I的中下部，與提升管反應器已有的物流混合，原料油在較 低的含有一定炭的催化劑上發生裂化反應，並向上加速運動進入反應區II繼續反應，生 成的反應產物油氣和失活的待生催化劑經管線7進入沉降器8中的旋風分離器，實現待生 催化劑與反應產物油氣的分離，反應產物油氣進入集氣室9，催化劑細粉由料腿返回沉降 器。沉降器中待生催化劑流向汽提段10，與來自管線11的蒸汽接觸。從待生催化劑中 汽提出的反應產物油氣經旋風分離器後進入集氣室9。汽提後的待生催化劑經斜管12進 入再生器13，主風經管線14進入再生器，燒去待生催化劑上的焦炭，使失活的待生催化 劑再生，煙氣經管線15進入煙機。再生後的催化劑經斜管16進入提升管。集氣室9中的反應產物油氣經過大油氣管線17，進入後續的分離系統18，分離 得到的丙烯經管線19引出；分離得到的丙烷經管線28引出；而碳四烯烴經管線20引 出，部分碳四烯烴返回提升管反應器2;催化裂解幹氣經管線21引出；餾程為180 260°C的餾分經管線22引出返回提升管2 ；餾程為260 330°C的柴油餾分可經管線29引 出，也可與催化蠟油一起引出進入芳烴抽提單元催化蠟油原料經管線23引出到芳烴抽提 單元24，抽餘油經管線25引出返回提升管2的反應區I中下部，抽出油經管線26進入加 氫處理單元30，分離出烴組分經管線31引出，加氫後的抽出油經管線32返回提升管2的 反應區I中下部；催化裂解C5 180°C的高辛烷值汽油經管線27引出。其中各餾分餾 程根據煉廠實際需要進行調節。下面的實施例將對本方法予以進一步的說明，但並不因此限制本方法。實施例中所用的原料油為VGO和柴油，其性質如表1所示。實施例中所用的抽 提溶劑為糠醛。
實施例中所用的催化裂解催化劑製備方法簡述如下1)將20gNH4Cl溶於IOOOg水中，向此溶液中加入IOOg(幹基)晶化產品ZRP-1
沸石(齊魯石化公司催化劑廠生產，Si02/Al203 = 30，稀土含量RE2O3 = 2.0重％ )，在 90°C交換0.5h後，過濾得濾餅；加入IOgH3PO4 (濃度85%)與4.5gFe (NO3) 3溶於90g水 中，與濾餅混合浸漬烘乾；接著在550°C溫度下焙燒處理2小時得到含磷和鐵的MFI結構 中孔沸石，其元素分析化學組成為0.INa2O · 5.IAl2O3 · 2.4P205 · 1.5Fe203 · 3.8RE203 · 88.ISiO202)用250kg脫陽離子水將75.4kg多水高嶺土(蘇州瓷土公司工業產品，固含量 71.6重％)打漿，再加入54.8kg擬薄水鋁石(山東鋁廠工業產品，固含量63重％)，用鹽 酸將其PH調至2 4，攪拌均勻，在60 70°C下靜置老化1小時，保持PH為2 4， 將溫度降至60°C以下，加入41.5Kg鋁溶膠(齊魯石化公司催化劑廠產品，Al2O3含量為 21.7重％)，攪拌40分鐘，得到混合漿液。3)將步驟1)製備的含磷和鐵的MFI結構中孔沸石(幹基為22.5kg)以及DASY 沸石(齊魯石化公司催化劑廠工業產品，晶胞常數為2.445 2.448nm，幹基為2.0kg)加 入到步驟2)得到的混合漿液中，攪拌均勻，噴霧乾燥成型，用磷酸二氫銨溶液(磷含量 為1重％ )洗滌，洗去游離Na+，乾燥即得催化裂解催化劑樣品，該催化劑的組成為18 重％含磷和鐵的MFI結構中孔沸石、2重％ DASY沸石、28重％擬薄水鋁石、7重％鋁溶 膠和餘量高嶺土。實施例中所用的加氫處理催化劑製備方法簡述如下稱取偏鎢酸銨 ((NH4)2W4O13 · ISH2O,化學純)和硝酸鎳(Ni(NO3)2 · ISH2O,化學純)，用水配成 200mL溶液。將溶液加入到氧化鋁載體50克中，在室溫下浸漬3小時，在浸漬過程中使 用超聲波處理浸漬液30分鐘，冷卻，過濾，放到微波爐中乾燥約15分鐘。該催化劑的 組成為30.0重％ WO3> 3.1重％ NiO和餘量氧化鋁。實施例該實施例按照附圖的流程進行試驗，原料油A和B分別作為催化裂解的易裂化 原料油和難裂化原料油，在由提升管反應器的中型裝置上進行試驗，易裂化原料油進入 反應區I中上部(具體實施方式
，反應區II的底部)，難裂化原料油進入反應區I底部，在 反應區I底部，難裂化原料油在反應溫度640°c、重時空速1801Γ1，催化裂解催化劑與難 裂化原料油的重量比60，水蒸汽與難裂化原料油的重量比為0.20條件下進行裂化反應； 在反應區I中上部，易裂化原料油在反應溫度580°C、重時空速601Γ1，催化裂解催化劑 與易裂化原料油的重量比10，水蒸汽與易裂化原料油的重量比為0.15條件下進行裂化反 應，在反應區II，反應物流油氣在反應溫度540°C、重時空速301Γ1，水蒸汽與易裂化原料 油重量比為0.15條件下進行裂化反應，反應產物油氣和待生的催化劑在沉降器分離，產 品在分離系統按餾程進行切割，從而得到丙烯和汽油，部分碳四烯烴和180 260°C的餾 分進行再裂化，催化蠟油(餾程> 260°C的餾分)進入抽提單元經糠醛抽提，抽提溫度為 IOO0C,溶劑與催化蠟油的體積比為3.0，分離出抽餘油和抽出油，其中抽餘油與易裂化 原料油混合進入提升管反應器。抽出油進入加氫處理單元，在氫分壓18.0MPa、反應溫 度350°C、氫油體積比1500、體積空速1.51Γ1的反應條件下進行加氫處理，加氫後的抽出 油與難裂化原料油混合進入提升管反應器。操作條件和產品分布列於表2。
從表2可以看出，丙烯產率高達29.22重％，幹氣產率僅為3.36重％，液體收率 為89.85重％，其中汽油產率為34.51%，汽油的馬達法辛烷值可達83.8。表 權利要求
1.一種催化轉化方法，其特徵在於原料油在反應器內與富含中孔沸石的催化劑接觸 進行反應，反應溫度為420 650°C、重時空速25 1001Γ1、壓力0.10 l.OMPa、催化 劑與原料的重量比1 30，水蒸汽與原料的重量比為0.05 1.0的條件下進行裂化反應， 得到包含佔原料油12 60重％催化蠟油的反應產物；催化蠟油經芳烴抽提後，抽餘油返 回到反應器，而抽出油經加氫處理後再返回到反應器。
2.按照權利要求1的方法，其特徵在於所述劣質原料油為重質石油烴和/或其它礦物 油，其中重質石油烴選自減壓渣油、劣質的常壓渣油、劣質的加氫渣油、焦化瓦斯油、 脫浙青油、高酸值原油、高金屬原油中的一種或幾種；其它礦物油為煤液化油、油砂 油、頁巖油中的一種或幾種。
3.按照權利要求1的方法，其特徵在於所述的催化轉化催化劑包括沸石、無機氧化 物和任選的粘土，各組分分別佔催化劑總重量沸石1重％ 50重％、無機氧化物5 重％ 99重％、粘土 0重％ 70重％，其中沸石作為活性組分，為中孔沸石和/或任選 的大孔沸石，中孔沸石選自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，大孔沸石選自由稀土 Y、稀 土氫Y、不同方法得到的超穩Y、高矽Y構成的這組沸石中的一種或一種以上的混合物。
4.按照權利要求1的方法，其特徵在於所述反應器選自提升管、等線速的流化床、等 直徑的流化床、上行式輸送線、下行式輸送線中的一種或一種以上的組合，或同一種反 應器兩個或兩個以上的組合，所述組合包括串聯或/和並聯，其中提升管是常規的等直 徑的提升管或者各種形式變徑的提升管。
5.按照權利要求1的方法，其特徵在於在一個位置將所述原料油引入反應器內，或在 一個以上相同或不同高度的位置將所述原料油弓丨入反應器內。
6.按照權利要求1的方法，其特徵在於反應溫度為450 620°C，重時空速為30 80h \催化劑與原料油重量比為2 25。
7.按照權利要求1的方法，其特徵在於反應溫度為460 560°C。
8.按照權利要求1的方法，其特徵在於重時空速為40 601Γ1。
9.按照權利要求1的方法，其特徵在於催化劑與原料油重量比為4 15。
10.按照權利要求1的方法，其特徵在於所述反應在壓力為O.lOMPa l.OMPa下進行。
11.按照權利要求1的方法，其特徵在於所述方法還包括將反應產物和催化劑進行分 離，催化劑經汽提、燒焦再生後返回反應器，分離後的產物包括丙烯、高辛烷值汽油和 催化蠟油。
12.按照權利要求1的方法，其特徵在於所述催化蠟油為初餾點不小於260°C的餾 分，氫含量不低於10.5重％。
13.按照權利要求12的方法，其特徵在於所述催化蠟油為初餾點不小於330°C的餾 分，氫含量不低於10.8重％。
14.按照權利要求1的方法，其特徵在於所述芳烴抽提的溶劑選自糠醛、二甲亞碸、 二甲基甲醯胺、單乙醇胺、乙二醇、1，2-丙二醇中的一種或更多種，所述溶劑可以回 收，抽提溫度為40 120°C，溶劑與催化蠟油的體積比為0.5 1 5.0 1。
15.按照權利要求1的方法，其特徵在於加氫處理的工藝條件為氫分壓3.0 20.0MPa、反應溫度300°C 450°C、氫油體積比300 2000v/v、體積空速0.1 3.01Γ1。
16.按照權利要求15的方法，其特徵在於所述加氫處理催化劑是負載在無定型氧化鋁 或/和矽鋁載體上的VIB族或/和VIII族非貴金屬催化劑，其中所述VIB族非貴金屬為 鉬或/和鎢，VIII族非貴金屬為鎳、鈷、鐵中的一種或多種。
17.一種催化轉化方法，其特徵在於該方法包括下列步驟(1)難裂化原料先與熱再生催化劑接觸，在反應溫度600 750°C、重時空速100 8001Γ1、反應壓力0.10 l.OMPa、催化劑與難裂化原料的重量比30 150，水蒸汽與難 裂化原料的重量比為0.05 1.0的條件下進行裂化反應；(2)含難裂化原料的反應物流再與易裂化原料一起在反應溫度450 620°C、重時空 速5 1001Γ1、反應壓力0.10 l.OMPa、催化劑與易裂化原料的重量比1.0 30，水蒸 汽與易裂化原料的重量比為0.05 1.0的條件下進行裂化反應；(3)待生催化劑和反應油氣通過旋風分離器分離，待生催化劑進入汽提器，經汽提、 燒焦再生後返回反應器，反應油氣經分離得到包含丙烯、高辛烷值汽油、催化蠟油的反 應產物；(4)催化蠟油先經芳烴抽提，抽餘油作為難裂化原料或/和易裂化原料返回到反應器中；(5)抽出油經加氫處理後作為難裂化原料或/和易裂化原料返回反應器中。
18.按照權利要求17的方法，其特徵在於所述難裂化原料選自或包括油漿、柴油、汽 油、碳原子數為4 8的烴中的一種或一種以上的混合物；所述易裂化原料選自或包括石 油烴和/或其它礦物油，其中石油烴選自減壓瓦斯油、常壓瓦斯油、焦化瓦斯油、脫浙 青油、減壓渣油、常壓渣油中的一種或一種以上的混合物，其它礦物油為煤液化油、油 砂油、頁巖油中的一種或一種以上的混合物。
19.按照權利要求17的方法，其特徵在於所述催化劑包括沸石、無機氧化物和任選 的粘土，各組分分別佔催化劑總重量沸石1 50重％、無機氧化物5 99重％、粘 土 0 70重％，其中沸石為中孔沸石和任選的大孔沸石，中孔沸石佔沸石總重量的51 100重％，大孔沸石佔沸石總重量的0 49重％，中孔沸石選自ZSM系列沸石和/或 ZRP沸石，大孔沸石選自Y系列沸石。
20.按照權利要求17的方法，其特徵在於所述反應器選自提升管、等線速的流化床、 等直徑的流化床、上行式輸送線、下行式輸送線中的一種或一種以上的組合，或同一種 反應器兩個或兩個以上的組合，所述組合包括串聯或/和並聯，其中提升管是常規的等 直徑的提升管或者各種形式變徑的提升管。
21.按照權利要求17的方法，其特徵在於所述方法還包括將反應產物和催化劑進行分 離，催化劑經汽提、燒焦再生後返回反應器，分離後的產物包括丙烯、高辛烷值汽油和 催化蠟油。
22.按照權利要求17的方法，其特徵在於所述催化蠟油為初餾點不小於260°C的餾 分，氫含量不低於10.5重％。
23.按照權利要求22的方法，其特徵在於所述催化蠟油為初餾點不小於330°C的餾 分，氫含量不低於10.8重％。
24.按照權利要求17的方法，其特徵在於所述芳烴抽提的溶劑選自糠醛、二甲亞碸、 二甲基甲醯胺、單乙醇胺、乙二醇、1，2-丙二醇中的一種或更多種，所述溶劑可以回收，抽提溫度為40 120°C，溶劑與催化蠟油的體積比為0.5 1 5.0 1。
25.按照權利要求17的方法，其特徵在於加氫處理的工藝條件為氫分壓3.0 20.0MPa、反應溫度300°C 450°C、氫油體積比300 2000v/v、體積空速0.1 3.01Γ1。
26.按照權利要求25的方法，其特徵在於所述加氫處理催化劑是負載在無定型氧化鋁 或/和矽鋁載體上的VIB族或/和VIII族非貴金屬催化劑，其中所述VIB族非貴金屬為 鉬或/和鎢，VIII族非貴金屬為鎳、鈷、鐵中的一種或多種。
全文摘要
一種催化轉化方法，原料油在反應器內與富含中孔沸石的催化劑接觸進行反應，反應溫度為420～650℃、重時空速25～100h-1、壓力0.10～1.0MPa、催化劑與原料的重量比1～30，水蒸汽與原料的重量比為0.05～1.0的條件下進行裂化反應，得到包含佔原料油12～60重％催化蠟油的反應產物；催化蠟油經芳烴抽提後，抽餘油返回到反應器，而抽出油經加氫處理後再返回到反應器。該方法在將重質原料油轉化為高辛烷值汽油和丙烯的同時，使幹氣和焦炭產率大幅度降低，從而實現石油資源的高效利用。
文檔編號C10G67/04GK102021030SQ20091017648
公開日2011年4月20日 申請日期2009年9月17日 優先權日2009年9月17日
發明者崔守業, 張執剛, 戴立順, 王子軍, 魏曉麗, 龍軍 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司石油化工科學研究院