CN101161786A

CN101161786A - 一种石油烃类的转化方法

Info

Publication number: CN101161786A
Application number: CNA2006101136733A
Authority: CN
Inventors: 许友好; 龚剑洪; 魏晓丽; 马建国; 龙军; 张久顺
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2006-10-12
Filing date: 2006-10-12
Publication date: 2008-04-16
Anticipated expiration: 2026-10-12
Also published as: CN101161786B

Abstract

一种石油烃类的转化方法，热的再生催化剂经冷却返回到反应器底部，由预提升气体输送到反应器第一反应区的底部，与预热的原料油接触并进行裂化反应，反应产物、水蒸汽和催化剂的混合物进入扩径的第二反应区进一步发生烃类转化反应，反应产物、水蒸汽和待生催化剂进行气固分离，气相产物经分离后得到各种产品，待生催化剂经汽提后输送到再生器进行烧焦再生后循环使用或部分直接进入反应器底部的混合器。该方法采用具有两个反应区的提升管反应器，通过降低油剂接触温度，改善原料油和催化剂的接触状态，从而提高目的反应物的产率、选择性和改善目的产物的性质。

Description

一种石油烃类的转化方法

技术领域

本发明属于在不存在氢的情况下烃油的催化裂化方法，更具体地说，是属于石油烃类和催化剂接触并转化的方法。

背景技术

流化催化裂化是通过石油烃类和催化剂在流化床或提升管反应器中相互接触来实现的。随着裂化反应的进行，生成大量的焦炭沉积在催化剂上形成待生催化剂，待生催化剂循环至再生器，在高温下和空气接触燃烧，烧焦后形成再生催化剂，再生催化剂再返回反应器，继续重新和新鲜原料油反应。催化剂的流化循环可以通过各种气体介质来实现。

尽管流化催化裂化工艺较为成熟，但人们仍然致力寻求新技术以提高产品质量、收率和选择性。目前颇为引人关注的主要是两个方面：一是待生催化剂上吸附产品的回收；二是催化裂化原料油和再生催化剂的混合。从待生催化剂上回收产物可直接提高产物的收率，而催化裂化原料油和催化剂的优化混合则可提高产物的收率和选择性。

回收待生催化剂上的吸附产品的方法就是更完全地汽提待生催化剂上的轻烃产物。完全汽提的常规方法就是提高汽提器中的待生催化剂的温度。而待生催化剂的温度提高可以采用间接换热的方法，也可以在汽提器中将待生催化剂和高温的再生催化剂相混合。US 3,821,103和US 2,451,619公开的就是后一种方法。更完全汽提待生催化剂既可以提高烃类产物的回收，还可以改善流化催化裂化装置的热平衡，因为未汽提完的烃在再生器中燃烧会生成大量的余热从而影响热平衡。

通过改变现有装置的设备来实现原料油和催化剂充分混合的方法很多。US 5,017,343就是一个典型装置，其主要通过改善原料油的分散来提高原料油和催化剂的混合。US 4,960,503则通过在提升管反应器中增加多个喷嘴来改善原料油和催化剂的混合。尽管这些方法改善了原料油在再生催化剂中的分布，但当少量原料油和大量催化剂相接触时，就会导致瞬间的分布不均，从而导致非选择性裂化加重，干气产率生成过多。为了降低原料油和催化剂混合时局部温度分布不均，US 4,960,503采用了将原料油和热催化剂间接换热的方法，但此方法又容易导致换热器生焦。

目前，由于催化裂化原料油日趋变重，从而焦炭产率也大幅度增加，这就使得再生器的温度控制变得更加复杂。一方面，原料油较好的裂化一般要求催化剂上焦炭含量＜0.1重％，最好为＜0.05重％，这就要求提供过量的空气和较高的再生温度，但空气过量和过高的再生温度又会使生成的CO继续反应生成CO₂，进一步生成大量余热，而再生器热量的移走一方面通过烟道气的排放，主要还是通过再生催化剂带走，这就将增加再生器和反应器的温差，因此为了维持反应器温度就有必要降低催化剂的循环量，而催化剂循环量减少又会降低烃的转化率，而为了维持转化率就必须提高反应器温度，从而导致产品分布和质量有所变化。当然，可以通过催化剂的冷却器(将催化剂从再生器的取出经冷却再返回到再生器)来降低反应器和再生器间催化剂循环量的相互依赖性，但这种方法也受再生温度和热平衡限制。

世界各国为了加强环境保护而不断提高对发动机燃料油规格的要求，清洁燃料的生产已成为当今炼油工业的主题。我国炼油工业多年来逐步形成了以催化裂化为核心的加工模式，FCC汽油是我国汽油池的主要调合组分，由此导致烯烃含量高于清洁汽油标准。如何降低汽油烯烃含量并保持汽油辛烷值是当前FCC技术面临的严峻挑战之一。但是，由于重质催化原料的轻质化反应和汽油改质反应的理想条件是不相同的，在同一提升管反应内难以兼顾，这就提出了对传统催化裂化工艺进行技术创新的需求。

CN1078094C采用一种流化催化转化的提升管反应器，是在现有催化裂化技术的基础上提供了一种既能适当增加二次反应时间，又能用于两段进料的新型提升管反应器。该反应器沿垂直方向从下至上依次为互为同轴的预提升段、第一反应区、直径扩大了的第二反应区，直径缩小了的出口区，在出口区末端有一水平管。该反应器既可以控制第一反应区和第二反应区的工艺条件不同，又可以使不同性能的原料油进行分段裂化，得到所需目的产品。使用该反应器后汽油组成中烯烃含量可以降至30重％以下。

CN1076751C公开了一种反应器包括两个反应区，其中下部的第一反应区为一次裂解反应区，反应温度较高，物料停留时间较短，而上部的第二反应区为二次反应区，该区的反应温度较低，物料停留时间较长，物料进行烷基化反应和氢转移反应，减少了汽油组成中烯烃的含量。

CN1137959C公开了催化剂补充到第二反应区底部的方式，以强化提升管反应器内的催化剂和原料接触，从而改善目的产物的性质，所补充的催化剂可以是待生催化剂，新鲜的催化剂、或/和冷却的再生催化剂或半再生催化剂。

在上述现有技术中，还没有能做到既改善产物分布，同时又减少汽油组成中烯烃的含量。

发明内容

本发明的目的是在现有的技术基础上提供一种石油烃类的转化方法，以提高目的产物的产率、选择性和改善目的产物的性质。

本发明的目的是通过下述方案达到的：热的再生催化剂经冷却，返回到反应器底部，由预提升气体输送到反应器第一反应区的底部，与预热的原料油接触并进行裂化反应，反应产物、水蒸汽和催化剂的混合物进入扩径的第二反应区进一步发生烃类转化反应，反应产物、水蒸汽和待生催化剂进行气固分离，气相产物经分离后得到各种产品，待生催化剂经汽提后输送到再生器进行烧焦再生后循环使用或部分直接进入反应器底部的混合器。

本发明的具体操作步骤如下：将温度为700℃左右的热再生催化剂冷却到580℃～670℃，最好为600℃～650℃，由预提升气体输送到提升管反应器第一反应区下部，与预热的原料油接触并进行反应，催化剂和原料油重量比(以下简称剂油比)为5～40，最好为6～30，反应时间0.2～2.5秒，反应温度530℃～600℃。反应产物、水蒸汽和反应后带焦炭的待生催化剂的混合物直接输送到扩径的提升管反应器第二反应区，反应油气将在带焦炭的催化剂上进一步发生烃类转化反应，剂油比为5～40，最好为6～30，反应时间2.0～20秒，反应温度460℃～530℃。反应产物、水蒸汽、待生催化剂通过旋风分离器进行气固分离，气体产物进入分馏塔将重组份如油浆、回炼油和较轻组份汽油、柴油等分离。而待生催化剂先进入汽提器，用水蒸汽汽提出催化剂上吸附的烃类产物，再经待生催化剂斜管返回再生器，在含氧气体存在下进行烧焦再生循环使用或部分直接进入混合器。

热的再生催化剂的冷却方式可以是热再生催化剂与低温待生催化剂混合进行冷却，也可以通过冷却器将热再生催化剂冷却到所需的温度。

本发明所用的热再生催化剂的冷却方式是将温度为700℃的热再生催化剂与温度为480℃～530℃的待生催化剂在催化剂混合器完全混合，形成温度均一的“混合催化剂”，热再生催化剂与和待生催化剂的比例为0.5～6.0，最好为1.0～4.0，混合剂温度为580℃～670℃，最好为600℃～650℃，为了使热再生催化剂和冷待生催化剂更好地混合传热，混合器维持密相操作，密度要求大于160kg/m³，最好为320～600kg/m³。进入混合器的流化气一般为惰性物料，其表观气速为0.06～0.9m/s。或者将温度为700℃的热再生催化剂通过冷却器将热再生催化剂冷却到温度为580℃～670℃，最好为600℃～650℃，为了使热再生催化剂与取热介质更好地混合传热，冷却器内的催化剂维持密相操作，密度要求大于160kg/m³，最好为320～600kg/m³。进入冷却器的流化气的表观气速为0.06～0.9m/s。

本发明所用的原料选自常规的催化裂化原料或/和汽油原料，常规的催化裂化原料选自直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢精制油、加氢裂化尾油、减压渣油、常压渣油中的一种或两种以上(包括两种)的混合物；汽油原料选自直馏汽油、焦化汽油、减粘汽油、加氢精制汽油、加氢裂化汽油、重整抽余油、富含烯烃的催化裂化汽油中的一种或两种以上(包括两种)的混合物。

本发明适用的催化剂可以是活性组分选自含或不含稀土的Y或HY型沸石、含或不含稀土的超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石或具有五元环结构的高硅沸石、β沸石、镁碱沸石中的一种、两种或三种的催化剂，也可以是无定型硅铝催化剂。

本发明所用的反应器是具有两个反应区的提升管或流化床反应器。有关两个反应区的详细描述参阅CN1078094C。

附图说明

图1为本发明提供的石油烃类的转化方法实施方式一的流程示意图。

图2为本发明提供的石油烃类的转化方法实施方式二的流程示意图。

具体实施方式

下面以两种实施方式来具体说明本发明提供的方法，但本发明提供的方法并不局限于下述两种实施方式。

实施方式之一：

对于具有两个反应区的单提升管反应器的催化裂化装置，需要新建一个混合器、提升管反应器设有两个待生剂出口。混合器大小相当于催化裂化装置中的汽提段，与提升管同轴，置于提升管的底部，混合器与提升管连接方式有二种，一种方式是提升管底部与混合器出口相连接，在混合器中上部与提升管上的原料油入口之间可以设置催化剂分布器；另一种方式是提升管底部插入混合器密相催化剂内，提升管底部与原料油入口之间可以设置催化剂分布器。

经汽提的待生剂进入再生器再生，再生后的催化剂进入脱气罐，脱除掉再生催化剂所夹带的烟气，然后再生催化剂经再生斜管进行入混合器，与来自汽提段另一股待生催化剂在催化剂混合器中完全混合，形成温度均一的催化剂，再由输送导管送至提升管第一反应区的下部，和由喷嘴进入的原料混合反应，反应油气和催化剂的混合物经第一反应区进入第二反应区进一步发生烃类转化反应，反应产物和待生剂经旋风分离器进行气固分离，油气进入分馏系统，待生催化剂进入汽提器，汽提后待生催化剂分成两路，一路待生催化剂经待生斜管进入再生器再生循环使用，另一路待生催化剂经待生循环斜管进入催化剂混合器，以降低热再生催化剂的温度。

实施方式之二：

对于具有两个反应区的单提升管反应器的催化裂化装置，经汽提的待生剂经待生斜管进入再生器再生，再生后的催化剂进入脱气罐，脱除掉再生催化剂所夹带的烟气，然后热再生催化剂进入冷却器冷却，冷却后的再生催化剂经再生斜管进入提升管第一反应区的下部，和由喷嘴进入的原料混合反应，反应油气和催化剂的混合物经第一反应区进入第二反应区进一步发生烃类转化反应，反应产物和待生剂经旋风分离器进行气固分离，油气进入分馏系统，待生催化剂进入汽提段，汽提后经待生斜管进入再生器再生循环使用。

下面结合附图对本发明所提供的方法予以进一步的说明。

图1～2分别示意出石油烃类和催化剂的接触方法的第一至二种实施方式的流程，设备和管线的形状和尺寸不受附图的限制，而是根据具体情况确定。

图1～2分别为石油烃类和催化剂的接触方法的第一种、第二种实施方式的流程示意图，图中各编号说明如下：1、2、12、14、19、20、24均代表管线；3为提升管反应器第一反应区，23为提升管反应器第二反应区，4为汽提器，5为沉降器，6为待生斜管，7为待生滑阀，8和9分别为第一、二再生器，10为待生斜管，11为待生滑阀，13为脱气罐，15为再生催化剂滑阀，16为再生催化剂斜管，17为半再生催化剂滑阀，18为半再生催化剂斜管，21为催化剂混合罐，22为催化剂分布器，25为冷却器，26为冷却催化剂斜管。

如图1所示，第一种实施方式的流程如下：

来自汽提器4的待生催化剂依次经待生剂斜管10、待生滑阀11、待生剂斜管10，和来自脱气罐13的再生催化剂依次经再生催化剂斜管16、再生催化剂滑阀15、再生催化剂斜管16进入催化剂混合器21混合，预提升介质经管线1进入催化剂混合罐21，提升混合催化剂可由催化剂分布器22分配，或直接进入提升管第一反应区3底部，预热的常规裂化原料油经管线2进入提升管第一反应区3，与混合的催化剂接触并进行反应，反应油气和催化剂的混合物经第一反应区3进入第二反应区23进一步发生烃类转化反应，反应后的油气和待生剂进入沉降器5进行气固分离。油气经管线24进入分馏系统，待生催化剂进入汽提器4，汽提后待生催化剂分成两路，一路待生催化剂依次经待生循环斜管10、待生滑阀11、待生循环斜管10进入催化剂混合器21，以降低热再生催化剂的温度。另一路待生催化剂依次经待生剂斜管6、待生滑阀7、待生剂斜管6进入第一再生器8进行不完全再生，然后依次经半再生催化剂斜管18、半再生催化剂滑阀17、半再生催化剂斜管18进入第二再生器9进行完全再生，热的再生催化剂经管线12进入脱气罐13，汽提再生催化剂颗粒之间夹带的烟气，汽提后的再生催化剂依次经再生催化剂斜管16、再生催化剂滑阀15、再生催化剂斜管16进入混合器21，与经待生剂斜管10来自汽提器的待生催化剂混合形成混合催化剂供反应循环使用，其余催化剂和流化气经管线14返回第二再生器9，空气经管线19进入第一再生器8和第二再生器9，烟气经管线20出第一再生器8和第二再生器9。

如图2所示，第二种实施方式的流程如下：

冷却的再生催化剂经再生斜管26进入提升管第一反应区3的下部，预提升介质经管线1进入提升管第一反应区3底部，提升催化剂进入提升管第一反应区3，预热的常规裂化原料油经管线2进入提升管第一反应区3，与冷却的催化剂接触并进行反应，反应油气和催化剂的混合物经第一反应区3进入第二反应区23进一步发生烃类转化反应，反应后的油气和待生剂进入沉降器5进行气固分离。油气经管线24进入分馏系统，待生催化剂进入汽提器4，汽提后依次经待生剂斜管6、待生滑阀7、待生剂斜管6进入第一再生器8进行不完全再生，然后进入第二再生器9进行完全再生，热的再生催化剂经管线12进入脱气罐13汽提再生催化剂颗粒之间夹带的烟气，汽提后的再生催化剂依次经再生催化剂斜管16、再生催化剂滑阀15、再生催化剂斜管16进入冷却器25冷却，冷却后的再生催化剂供反应循环使用，其余催化剂和流化气经管线14返回第二再生器9，空气经管线19进入第一再生器和第二再生器，烟气经管线20出再生器9。

本发明的优点在于：

1、本发明采用具有两个反应区的提升管反应器，通过降低油剂接触温度，改善原料油和催化剂的接触状态，从而提高目的反应物的产率、选择性和改善目的产物的性质。

2、本发明在再生剂输送管路上设置取热器，降低了再生催化剂温度，可以通过控制取走热量的多少，调节再生催化剂的温度，这样便可以独立地调控反应温度和所需要的剂油比，提高了提升管反应器内催化剂的浓度。

3、本发明在提升管底部设置一个催化剂混合器，调节再生剂和待生剂在混合剂中的比例，可以调节进入提升管反应器的催化剂的活性。

4、本发明可以保证再生温度不变并处于理想值、再生催化剂具有良好的再生效果的前提下，调节再生催化剂的温度。

5、使用本发明，并不影响其它技术的使用。

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。实施例所使用的催化剂和原料油的性质分别列于表1和表2。表1中的催化剂均由中国石油化工集团公司齐鲁催化剂厂生产。

实施例1

本实施例说明采用本发明提供的方法，直馏蜡油在中型催化裂化装置上采用不同的操作条件所得到的产品分布情况。

中型催化裂化装置流程图如图1所示，以表2所列的原料油M为原料，预热原料油M经管线2注入提升管反应器中，与表1所列的催化剂A的混合催化剂接触，混合剂是由490℃待生催化剂和700℃再生催化剂，按0.1∶1的比例混合而成的，在提升管反应器第一反应区反应温度为515℃，反应器顶部压力为0.2兆帕，反应时间为1.2秒；第二反应区反应温度为500℃，反应时间为4秒。装置剂油比为9.6∶1。反应产物、蒸汽和待生催化剂在沉降器内分离，分离反应产物得到气体产物和液体产物，而待生催化剂进入汽提器，由水蒸汽汽提出待生催化剂上吸附的烃类产物，汽提后待生催化剂分成两路，一路待生催化剂经待生循环斜管进入催化剂混合器，以降低热再生催化剂的温度；另一路待生催化剂经待生斜管进入到第一再生器，与加热过的热空气接触进行不完全再生，得到炭含量为0.3重％的半再生催化剂，该半再生催化剂进入第二再生器进行完全再生，然后返回到催化剂混合器与待生催化剂混合。试验条件、试验结果和汽油的性质列于表3。

对比例1

与实施例1相比，本对比例在提升管反应器第一反应区底部没有催化剂混合器，也没有再生催化剂冷却或再生催化剂与待生催化剂混合等步骤。其它情况基本相同。

采用常规的中型催化裂化装置，预提升蒸汽提升700℃再生催化剂A与表2所列的预热原料油M接触，在提升管反应器第一反应区反应温度为515℃，反应器顶部压力为0.2兆帕，反应时间为1.2秒，第二反应区反应温度为500℃，反应时间4秒，剂油比为6∶1的条件下进行催化裂化反应。反应产物、蒸汽和待生催化剂在沉降器内分离，分离反应产物得到气体产物和液体产物，而待生催化剂进入汽提器，由水蒸汽汽提出待生催化剂上吸附的烃类产物。汽提后的催化剂进入到第一再生器，与加热过的热空气接触进行不完全再生，然后进入第二再生器进行完全再生，再生后的催化剂返回到提升管底部。试验条件、试验结果和汽油的性质列于表3。

从表3可以看出，实施例1在提升管反应器第一反应区底部没有催化剂混合器后，将再生催化剂与待生催化剂混合，且降低再生催化剂的温度后，干气和焦炭产率降低，汽油和液化气的产率明显提高，汽油中的烯烃含量大幅降低。

实施例2

本实施例说明采用本发明提供的方法，常压渣油在中型催化裂化装置上反应情况。

中型催化裂化装置流程图如图2所示，以表2所列的原料油N为原料，预热原料油N经管线2注入提升管反应器中，与表1所列的催化剂B接触，再生后的催化剂B是650℃的冷却再生催化剂，在提升管反应器第一反应区反应温度为515℃，反应器顶部压力为0.2兆帕，反应时间为1.2秒，第二反应区反应温度为500℃，反应时间为4秒的条件下进行催化转化反应。反应产物、蒸汽和待生催化剂在沉降器内分离，分离反应产物得到气体产物和液体产物，而待生催化剂进入汽提器，由水蒸汽汽提出待生催化剂上吸附的烃类产物。汽提后的催化剂进入到第一再生器，与加热过的热空气接触进行不完全再生，得到炭含量为0.3重％的半再生催化剂，该半再生催化剂进入第二再生器进行完全再生后经冷却再循环使用，试验条件、试验结果和汽油的性质列于表4。

对比例2

与实施例2相比，本对比例的提升管反应器为常规提升管，只有单一反应区，也没有再生催化剂冷却等步骤。其它情况基本相同。

采用常规的中型催化裂化装置，预提升蒸汽提升700℃再生催化剂与以表2所列的预热的原料油N接触，在反应温度为500℃，反应器顶部压力为0.2兆帕，反应时间为2秒，剂油比为6∶1的条件下进行催化转化反应。反应产物、蒸汽和待生催化剂在沉降器内分离，分离反应产物得到气体产物和液体产物，而待生催化剂进入汽提器，由水蒸汽汽提出待生催化剂上吸附的烃类产物。汽提后的催化剂进入到第一再生器，与加热过的热空气接触进行不完全再生，燃后进入第二再生器进行完全再生，再生后的催化剂返回到提升管底部。试验条件、试验结果和汽油的性质列于表4。

从表4可以看出，实施例2采用具有两个反应区的提升管反应器，且降低再生催化剂的温度，干气和焦炭产率降低，汽油和液化气的产率明显提高，汽油中的烯烃含量大幅降低。

表1

催化剂编号	A	B
催化剂编号	A	B	商品牌号	CGP-1	ZCM-7
沸石类型	Y+MFI	USY	商品牌号	CGP-1	ZCM-7
沸石类型	Y+MFI	USY	化学组成，重％
氧化铝	56.3	46.4	化学组成，重％
氧化铝	56.3	46.4	氧化钠	0.19	0.22
氧化铁		0.32	氧化钠	0.19	0.22
氧化铁		0.32	表观密度，千克/米³	0.62	690
孔体积，毫升/克	0.151	0.38	表观密度，千克/米³	0.62	690
孔体积，毫升/克	0.151	0.38	比表面积，米²/克	145	164
磨损指数，重％时^-1	1.5	-	比表面积，米²/克	145	164
磨损指数，重％时^-1	1.5	-	筛分组成，重％
0～40微米	13.1	4.8	筛分组成，重％
0～40微米	13.1	4.8	40～80微米	54.9	47.9
＞80微米	32.0	47.3	40～80微米	54.9	47.9

表2

原料油编号	M	N
原料油编号	M	N	密度(20℃)，千克/米³	874.6	897.4
运动粘度，毫米²/秒			密度(20℃)，千克/米³	874.6	897.4
运动粘度，毫米²/秒			80℃	8.88	54.20
100℃		30.02	80℃	8.88	54.20
100℃		30.02	残炭，重％	0.07	4.5
硫，ppm	4400	1400	残炭，重％	0.07	4.5
硫，ppm	4400	1400	氮，ppm	1200	2700
碳，重％	86.28	86.26	氮，ppm	1200	2700
碳，重％	86.28	86.26	氢，重％	12.97	12.91
馏程，℃			氢，重％	12.97	12.91
馏程，℃			初馏点	303	324
10％	365	322	初馏点	303	324
10％	365	322	30％	404	486
50％	427	-	30％	404	486
50％	427	-	70％	478	-
90％	492	-	70％	478	-

表3

方案	实施例1	对比例1
方案	实施例1	对比例1	反应器	双反应区	双反应区
预热温度，℃	190	190	反应器	双反应区	双反应区
预热温度，℃	190	190	反应温度，℃第一反应区第二反应区	515500	515500
反应时间，秒第一反应区第二反应区	1.24	1.24	反应温度，℃第一反应区第二反应区	515500	515500
反应时间，秒第一反应区第二反应区	1.24	1.24	再生温度，℃	700	700
混合再生剂温度，℃	630		再生温度，℃	700	700
混合再生剂温度，℃	630		剂油比	9.6	6
水油比	0.03	0.03	剂油比	9.6	6
水油比	0.03	0.03	产品分布，重％
干气	0.72	1.33	产品分布，重％
干气	0.72	1.33	液化气	17.43	16.61
汽油	50.86	46.86	液化气	17.43	16.61
汽油	50.86	46.86	轻柴油	23.06	23.44
重柴油	6.18	8.88	轻柴油	23.06	23.44
重柴油	6.18	8.88	焦炭	1.75	2.88
汽油性质			焦炭	1.75	2.88
汽油性质			RON	91.4	90.2
MON	80.8	79.7	RON	91.4	90.2
MON	80.8	79.7	硫，ppm	250	400
氮，ppm	0.4	0.8	硫，ppm	250	400
氮，ppm	0.4	0.8	芳烃，重％	26.0	23.68
烯烃，重％	11.9	28.11	芳烃，重％	26.0	23.68
烯烃，重％	11.9	28.11	烷烃，重％	54.9	41.01
正构烷烃	5.2	5.01	烷烃，重％	54.9	41.01
正构烷烃	5.2	5.01	异构烷烃	49.7	36.00
环烷烃，重％	7.2	7.2	异构烷烃	49.7	36.00

表4

方案	实施例2	对比例2
方案	实施例2	对比例2	反应器	双反应区	常规提升管
预热温度，℃	200	200	反应器	双反应区	常规提升管
预热温度，℃	200	200	反应温度，℃第一反应区第二反应区	515500	500
反应时间，秒第一反应区第二反应区	1.04	3.5	反应温度，℃第一反应区第二反应区	515500	500
反应时间，秒第一反应区第二反应区	1.04	3.5	再生温度，℃	700/650	700
剂油比	7.0	4	再生温度，℃	700/650	700
剂油比	7.0	4	水油比	0.03	0.03
产品分布，重％			水油比	0.03	0.03
产品分布，重％			干气	0.94	1.62
液化气	17.59	12.88	干气	0.94	1.62
液化气	17.59	12.88	汽油	48.08	40.07
轻柴油	20.97	20.81	汽油	48.08	40.07
轻柴油	20.97	20.81	重柴油	6.44	17.76
焦炭	5.98	6.86	重柴油	6.44	17.76
焦炭	5.98	6.86	汽油性质
RON	90.9	90.0	汽油性质
RON	90.9	90.0	MON	80.0	79.9
硫，ppm	80	132	MON	80.0	79.9
硫，ppm	80	132	氮，ppm	0.7	1.0
芳烃，重％	26.4	21.2	氮，ppm	0.7	1.0
芳烃，重％	26.4	21.2	烯烃，重％	13.4	46.49
烷烃，重％	52.9	25.81	烯烃，重％	13.4	46.49
烷烃，重％	52.9	25.81	正构烷烃	5.1	4.98
异构烷烃	47.8	20.83	正构烷烃	5.1	4.98
异构烷烃	47.8	20.83	环烷烃，重％	7.3	6.50

Claims

1.一种石油烃类的转化方法，其特征在于热的再生催化剂经冷却返回到反应器底部，由预提升气体输送到反应器第一反应区的底部，与预热的原料油接触并进行裂化反应，反应产物、水蒸汽和催化剂的混合物进入扩径的第二反应区进一步发生烃类转化反应，反应产物、水蒸汽和待生催化剂进行气固分离，气相产物经分离后得到各种产品，待生催化剂经汽提后输送到再生器进行烧焦再生后循环使用或部分直接进入反应器底部的混合器。

2.按照权利要求1的方法，其特征在于所述原料选自常规的催化裂化原料或/和汽油原料，常规的催化裂化原料选自直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢精制油、加氢裂化尾油、减压渣油、常压渣油中的一种或两种以上的混合物；汽油原料选自直馏汽油、焦化汽油、减粘汽油、加氢精制汽油、加氢裂化汽油、重整抽余油、富含烯烃的催化裂化汽油中的一种或两种以上的混合物。

3.按照权利要求1的方法，其特征在于所述催化剂是活性组分选自含或不含稀土的Y或HY型沸石、含或不含稀土的超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石或具有五元环结构的高硅沸石、β沸石、镁碱沸石中的一种、两种或三种的催化剂，也可以是无定型硅铝催化剂。

4.按照权利要求1的方法，其特征在于所述催化剂是无定型硅铝催化剂。

5.按照权利要求1的方法，其特征在于所述反应器是具有两个反应区的提升管或流化床反应器。

6.按照权利要求1的方法，其特征在于第一反应区的条件为：反应温度530℃～600℃，反应时间0.2～2.5秒，催化剂和原料油重量比为5～40。

7.按照权利要求1的方法，其特征在于第二反应区的条件为：反应温度460℃～530℃，反应时间2.0～20秒，催化剂和原料油重量比为5～40。

8.按照权利要求1的方法，其特征在于热的再生催化剂与温度为480℃～530℃的待生催化剂按重量比0.5～6.0混合，混合催化剂的温度为580℃～670℃。

9.按照权利要求1或8的方法，其特征在于热的再生催化剂与温度为480℃～530℃的待生催化剂按重量比1.0～4.0混合，混合催化剂的温度为600℃～650℃。

10.按照权利要求1的方法，其特征在于热的再生催化剂通过冷却器将热再生催化剂冷却到580℃～670℃。