烃油催化转化的方法
阅读说明：本技术 烃油催化转化的方法 (Method for catalytic conversion of hydrocarbon oil ) 是由 白风宇 唐津莲 陈骞 袁起民 于 2020-05-29 设计创作，主要内容包括：本发明涉及在不存在氢的条件下烃油的催化转化的方法领域,公开了一种烃油催化转化的方法,该方法包括：(1)将加氢催化柴油原料与催化剂在第一提升管反应器中进行催化裂化反应,得到反应油气I和带炭催化剂；(2)将所述带炭催化剂经过或者不经过再生后引入至第二提升管反应器中,以与其中的汽油馏分和烷基转移剂接触并进行烷基转移反应,得到反应油气II和待生催化剂。本发明的方法使得,其一,加氢催化柴油消减效果明显,可达原料处理量的70％以上；其二,得到的反应油气II中芳烃含量升高；其三,能够在保持催化产物的产品分布和汽油组成与重量总体变化不大的前提下,增产高价值的芳烃产品,尤其大幅提高二甲苯收率。(The invention relates to the field of a method for catalytic conversion of hydrocarbon oil in the absence of hydrogen, and discloses a method for catalytic conversion of hydrocarbon oil, which comprises the following steps: (1) carrying out catalytic cracking reaction on a hydrogenated catalytic diesel raw material and a catalyst in a first riser reactor to obtain reaction oil gas I and a catalyst with carbon; (2) and introducing the carbon-carrying catalyst into a second riser reactor after or without regeneration so as to contact with the gasoline fraction and the transalkylation agent in the second riser reactor and carry out transalkylation reaction to obtain reaction oil gas II and a spent catalyst. The method of the invention has the advantages that firstly, the diesel oil reduction effect of the hydrogenation catalyst is obvious, and the diesel oil reduction effect can reach more than 70% of the raw material treatment capacity; secondly, the content of aromatic hydrocarbon in the obtained reaction oil gas II is increased; thirdly, the yield of high-value aromatic hydrocarbon products can be increased on the premise of keeping the product distribution of catalytic products and little overall change of gasoline composition and weight, and particularly the yield of dimethylbenzene is greatly increased.)
技术领域
本发明涉及在不存在氢的条件下烃油的催化转化的方法技术领域，具体涉及一种烃油催化转化的方法。
背景技术
随着我国国民经济的增长和道路交通电气化进程等因素影响，近年来国内成品油市场对柴油的需求量有所下降，为低品质柴油找到出路日益成为炼油企业所需考虑的首要问题之一。同时，国内市场对芳烃产品的需求增长迅猛，向化工方向转型，增产以对二甲苯(PX)为代表的高价值芳烃产品业已成为催化裂化技术发展的未来目标。在未来较长的一段时间内，国内对二甲苯供应仍不能满足国内需求。据估算2020年国内仍需进口1075万吨对二甲苯。预计2020～2025年间，国内市场对二甲苯供需年均缺口仍在740万吨以上。近年来，在炼油企业主力二次加工装置催化裂化上增产对二甲苯为代表的芳烃产品成为同业技术人员关心的关键技术。
催化裂化是重油轻质化的重要技术手段之一，国内炼厂催化柴油对产品柴油的贡献亦超过20％。因此，对催化裂化装置的结构和操作的优化和是调整产品结构，降低柴油出厂压力的主要方法之一。
针对成品油市场产品结构和汽油清洁化指标等新要求，采用双提升管进行烃油催化转化的技术发展较快。一般的，在主提升管上进行重质烃油的催化裂化；在另一提升管上进行汽油改质和转化或者各种柴油馏分的回炼。
CN1069054A公开了一种灵活多效的烃类催化裂化方法，该现有技术的第一提升管加工催化粗汽油、焦化汽油和重整抽余油等轻质汽油馏分烃油，同时对催化剂上的金属污染物进行钝化；第二提升管加工重质烃油。该方法可增产C2-C4烯烃，同时钝化再生催化剂上金属污染物。但是，由于涉及各汽油馏分在提升管反应器中的再次裂化反应，总汽油产率受到相当的影响。
CN1458227A公开了一种降低催化裂化汽油烯烃含量的方法及装置，该现有技术在分馏塔原有常规冷凝冷却系统上建立二级冷凝冷却系统，用于分离出粗汽油的轻馏分，并对其在辅助改制提升装置中进行降烯烃改质，达到降烯烃等环保要求。但是，该方法涉及两种不同催化剂体系，操作相对复杂；由于对部分粗汽油进行回炼改质，汽油产率受到相应影响；由于产品汽油中烯烃含量下降而无相应的辛烷值恢复措施，汽油辛烷值会受一定影响。
现有技术主要在辅助(第二)提升管中进行汽油馏分的轻烃油的回炼和改质，都会在一定程度上影响催化装置汽油收率；而这些技术对增产芳烃产品所做贡献甚微。而将双提升管技术用于降低柴油负荷同时增产高品质芳烃产品的技术则鲜有报道。另外，如何在降低催化柴油产量的同时增产高品质芳烃产品，业已成为本领域技术人员关心的重点问题之一。
发明内容
本发明的目的是为了解决现有技术存在的轻烃油的回炼和改质方法会影响催化汽油收率和增产芳烃产品的问题，提供一种烃油催化转化的方法，该方法能够增产高价值的二甲苯等芳烃产品。
为了实现上述目的，本发明提供一种烃油催化转化的方法，该方法包括：
(1)将加氢催化柴油原料与催化剂在第一提升管反应器中进行催化裂化反应，得到反应油气I和带炭催化剂；
(2)将所述带炭催化剂经过或者不经过再生后引入至第二提升管反应器中，以与其中的汽油馏分和烷基转移剂接触并进行烷基转移反应，得到反应油气II和待生催化剂。
本发明提供的烃油催化转化的方法通过将加氢催化柴油原料依次进行催化裂化反应和烷基转移反应，且所述催化裂化反应和烷基转移反应分区进行，使得，其一，加氢催化柴油消减效果明显，加氢催化柴油的转化率高，可达原料处理量的70％以上；其二，得到的反应油气II中芳烃含量升高，辛烷值(RON)提高0.2-2个单位；其三，能够在保持催化产物的产品分布和汽油组成与重量总体变化不大的前提下，增产高价值的芳烃产品，尤其大幅提高二甲苯收率；其四，由于采用两根提升管反应器分区反应，该两根提升管反应器能够互相独立控制，故操作更加灵活，可根据实际需求分别调变二者内反应参数，以定向的对催化裂化反应和烷基转移反应分别进行优化引导，产品结构弹性较大。
本发明的其它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
图1是本发明提供的一种优选实施方式中使用的反应系统示意图。
图2是本发明提供的另一种优选实施方式中使用的反应系统示意图。
附图标记说明
1a-原料 2a-第一提升蒸汽 3a-第一提升管反应器
4a-第一沉降器 5a-第一汽提器 6a-反应油气I
7a-第一待生立管 8a-再生器 9a-再生器主风
10a-沉降旋风分离器 11a-再生烟气 12a-汽油馏分
13a-第二提升蒸汽 14a-烷基转移剂 15a-第二提升管反应器
16a-第二沉降器 17a-第二汽提器 18a-反应油气II
19a-第二待生斜管
1b-原料 2b-第一提升蒸汽 3b-第一提升管反应器
4b-快速分离设备 5b-反应油气I 6b-烷基转移剂
7b-第二提升蒸汽 8b-第二提升管反应器 9b-第二沉降器
10b-汽提器 11b-反应油气II 12b-待生立管
13b-再生器 14b-再生器主风 15b-旋风分离器
16b-再生烟气 17b-外取热器 18b-汽油馏分
具体实施方式
在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。
如前所述，本发明提供一种烃油催化转化的方法，该方法包括：
(1)将加氢催化柴油原料与催化剂在第一提升管反应器中进行催化裂化反应，得到反应油气I和带炭催化剂；
(2)将所述带炭催化剂经过或者不经过再生后引入至第二提升管反应器中，以与其中的汽油馏分和烷基转移剂接触并进行烷基转移反应，得到反应油气II和待生催化剂。
根据本发明，上述催化裂化反应过程中，主要为加氢催化柴油原料中环烷环的开环裂化反应，所得到的反应油气I中含有大量多甲基单环芳烃；上述烷基转移反应过程中，主要发生多甲基单环芳烃与缺甲基的烷基转移剂之间的烷基转移反应，从而最大化生成中间碳数(C8)的二甲苯等高价值芳烃产品。
本发明中，所述待生催化剂是指反应完成后经过汽提器汽提后的催化剂，所述带炭催化剂是指经过反应带焦炭的待生催化剂。
优选地，所述汽油馏分与所述烷基转移剂的进料位置相同或不同。本发明中，所述进料位置是指进料的相对高度。
在本发明的一种优选实施方式中，所述汽油馏分与所述烷基转移剂的进料位置不同，且按照物流方向，所述汽油馏分的进料位置在所述烷基转移剂的进料位置的上游。
优选地，控制所述汽油馏分和所述烷基转移剂的进料位置，使得所述汽油馏分与所述烷基转移剂的进料的时间差为0.1-2s。采用本发明的该优选技术方案，能够提高汽油产率，提高二甲苯，特别是对二甲苯收率。
在本发明的一种优选实施方式中，所述方法还包括：将步骤(2)中获得的所述待生催化剂引入至再生器I中进行再生，并将得到的再生催化剂I引入至所述第一提升管反应器和所述第二提升管反应器中循环参与反应。
优选地，所述再生催化剂I中的碳含量为0.01-0.05重量％。
在本发明的一种优选的实施方式中，该方法包括：将步骤(1)中得到的所述带炭催化剂先引入至再生器II中进行再生然后再引入至所述第二提升管反应器中参与所述烷基转移反应。本发明中，该再生器II与前述再生器I可以为同一个或不同个，优选为同一个。
优选地，引入至所述第二提升管反应器中的再生催化剂II中的碳含量为0.01-0.1重量％。本发明中，该再生催化剂II中的碳含量是指再生催化剂II参与烷基转移反应之前的碳含量。优选地，在该实施方式中，步骤(1)中得到的所述带炭催化剂中的碳含量为0.5-2重量％，更优选为1-1.5重量％。
在本发明的另一种优选的实施方式中，该方法包括：将步骤(1)中得到的所述带炭催化剂不经再生而直接引入至所述第二提升管反应器中参与所述烷基转移反应。优选地，在该实施方式中，步骤(1)中得到的所述带炭催化剂中的碳含量为0.5-2重量％，更优选为1-1.5重量％。
本发明中，优选地，所述烷基转移剂与所述汽油馏分的用量重量比为(0.015-0.5):1。
本发明对所述烷基转移剂的可选范围较宽；优选地，所述烷基转移剂为苯和/或甲苯。
优选情况下，所述催化裂化反应的条件满足：反应温度为450-650℃，反应压力为100-450KPa，反应时间为0.1-30s，所述催化剂与所述加氢催化柴油原料的用量重量比为(2-20):1，水蒸汽与所述加氢催化柴油原料的用量重量比为(0.01-0.5):1。本发明中，此处的水蒸汽是指第一提升蒸汽，所述加氢催化柴油原料在第一提升蒸汽的作用下引入第一提升管反应器。
更优选地，所述催化裂化反应的条件满足：反应温度为500-650℃，反应压力为100-300KPa，反应时间为0.1-10s，所述催化剂与所述加氢催化柴油原料的用量重量比为(3-10):1，水蒸汽与所述加氢催化柴油原料的用量重量比为(0.02-0.3):1。
本发明中，所述的提升蒸汽为本领域技术人员公知的预提升介质，提升蒸汽的作用是使催化剂加速上升，在提升管反应器底部形成密度均匀的催化剂活塞流。提升蒸汽的用量为本领域的技术人员所公知，一般来说，提升蒸汽的用量占烃油总量的1-30重量％，优选2-15重量％。
优选情况下，所述烷基转移反应满足以下条件：反应温度为400-560℃，反应压力为140-600KPa，反应时间为0.5-30s，催化剂与所述汽油馏分的用量重量比为(6-20):1，水蒸汽与所述汽油馏分的用量重量比为(0.01-0.5):1。本发明中，此处的水蒸汽是指第二提升蒸汽，所述汽油馏分在第二提升蒸汽的作用下引入第二提升管反应器；此处的催化剂可以为新鲜催化剂，新鲜催化剂指未经反应的催化剂，也可以为步骤(1)得到的带炭催化剂经再生后得到的再生催化剂，优选为再生催化剂。
更优选地，所述烷基转移反应满足以下条件：反应温度为500-560℃，反应压力为140-300KPa，反应时间为2-10s，催化剂与所述汽油馏分的用量重量比为(6-10):1，水蒸汽与所述汽油馏分的用量重量比为(0.02-0.5):1。
根据本发明，优选地，所述烷基转移反应的反应温度低于所述催化裂化反应的反应温度。采用该优选方案，能够提高汽油产率，提高二甲苯，特别是对二甲苯的收率。
本发明中，对所述加氢催化柴油原料没有限制，可以为任何现有的催化裂化装置所产的催化柴油；优选地，所述加氢催化柴油原料满足以下条件：密度≤0.95g/cm3和/或氢含量≥10重量％。
更优选地，所述加氢催化柴油原料满足以下条件：密度≤0.92g/cm3和/或氢含量≥12重量％。
根据本发明，步骤(2)所述的汽油馏分可以为从步骤(1)中所述得到的反应油气I中分离得到，也可以为其他任意情况的汽油馏分；优选为从步骤(1)中所述得到的反应油气I中分离得到。优选地，所述汽油馏分的初馏点为60-95℃，终馏点180-205℃。
本发明中，步骤(1)还可以包括对经所述催化裂化反应后得到的反应产物进行常规分离，以得到反应油气I和带炭催化剂，本发明对所述分离方法或分离设备不进行限制，例如可以采用第一沉降器进行油剂分离。
本发明中，步骤(1)中得到的反应油气I可以按照本领域的常规方法进行进一步处理，例如可以进入后续分离系统，分离出液化气、汽油、柴油等产品。
根据本发明，步骤(2)中在进行所述再生之前，还可以包括对所述带炭催化剂进行沉降和汽提的常规处理。
根据本发明，所述的催化剂优选为含有或不含有分子筛的酸性催化裂化催化剂。所述分子筛优选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、镁碱沸石中的至少一种，所述的催化剂优选为不含分子筛的酸性催化裂化催化剂，更优选为无定型硅铝催化剂。
根据本发明提供的一种特别优选的实施方式，所述烃油催化转化的方法包括：
(1)将加氢催化柴油原料与催化剂在第一提升管反应器中进行催化裂化反应，得到反应油气I和带炭催化剂；
(2)将所述带炭催化剂先引入至再生器II中进行再生后再引入至第二提升管反应器中，以与其中的汽油馏分和烷基转移剂接触并进行烷基转移反应，得到反应油气II和待生催化剂；
将步骤(2)中获得的所述待生催化剂引入至再生器I中进行再生，并将得到的再生催化剂I引入至所述第一提升管反应器和所述第二提升管反应器中循环参与反应；
所述再生器I和再生器II为同一个再生器，为共用再生器。
现结合图1对本发明的一种优选的实施方式进行详细说明，如图1所示，所述烃油催化转化的方法包括：
(1)将加氢催化柴油原料1a与催化剂在第一提升蒸汽2a的作用下引入第一提升管反应器3a中，进行催化裂化反应，得到第一反应产物和带炭催化剂，并一起向上流动，所述第一反应产物与带炭催化剂进入第一沉降器4a进行油剂分离，得到反应油气I 6a和所述带炭催化剂；
分离出的反应油气I 6a可以根据需要进入后续分离系统，分离出液化气、汽油、柴油等产品；
(2)所述带炭催化剂经第一汽提器5a汽提后，经由第一待生立管7a进入再生器8a烧焦再生，然后在第二提升蒸汽13a的作用下引入至第二提升管反应器15a内，以与引入第二提升管反应器15a内的汽油馏分12a和烷基转移剂14a接触，进行烷基转移反应，得到第二反应产物；
所述第二反应产物进入第二沉降器16a内进行油剂分离，得到反应油气II 18a和经烷基转移反应得到的带炭催化剂，经烷基转移反应得到的带炭催化剂再经过第二汽提器17a汽提后，流经第二待生斜管19a引入再生器8a内进行再生，并将得到的再生催化剂I引入至所述第一提升管反应器和所述第二提升管反应器中。
上述再生器8a底部设置有再生器主风9a，再生器主风9a用于向再生器8a内输送主风；再生器8a内部侧面设置有沉降旋风分离器10a，沉降旋风分离器10a用于对再生器8a内的待生催化剂进行再次沉降、分离，得到再生烟气11a和所述再生催化剂I。
根据本发明提供的另一种优选的实施方式，所述烃油催化转化的方法包括：
(1)将加氢催化柴油原料与催化剂在第一提升管反应器中进行催化裂化反应，得到反应油气I和带炭催化剂；
(2)将所述带炭催化剂不经再生而直接引入至第二提升管反应器中，以与其中的汽油馏分和烷基转移剂接触并进行烷基转移反应，得到反应油气II和待生催化剂；
将步骤(2)中获得的所述待生催化剂引入至再生器I中进行再生，并将得到的再生催化剂I引入至所述第一提升管反应器和所述第二提升管反应器中循环参与反应。
在前述本发明提供的另一种实施方式中，本发明采用双提升管反应器内催化剂串联接力，且催化裂化反应和烷基转移反应分区反应，串联反应后的催化剂经一个沉降器、汽提器进行油剂分离，并用一个再生器进行再生；而且，第一提升管反应器顶部设有独立的快速分离设备，用于油剂分离；该方案与现有技术相比，既能够在保持催化产物的产品分布和汽油组成与重量总体变化不大的前提下，大幅提高二甲苯收率，特别是高价值的对二甲苯，又能节省设备，降低成本。
现结合图2对本发明的另一种优选的实施方式进行详细说明，如图2所示，所述烃油催化转化的方法包括：
(1)将加氢催化柴油原料1b与催化剂在第一提升蒸汽2b的作用下引入第一提升管反应器3b中，进行催化裂化反应，得到第一反应产物和带炭催化剂，并一起向上流动，所述第一反应产物与带炭催化剂进入快速分离设备4b进行油剂分离，得到反应油气I 5b和所述带炭催化剂；
分离出的反应油气I 5b可以根据需要进入后续分离系统，分离出液化气、汽油、柴油等产品；
(2)所述带炭催化剂在第二提升蒸汽7b的作用下引入第二提升管反应器8b内，以与引入第二提升管反应器8b内的汽油馏分18b和烷基转移剂6b接触，进行烷基转移反应，得到第二反应产物；
所述第二反应产物进入第二沉降器9b内进行油剂分离，得到反应油气II 11b和经烷基转移反应得到的带炭催化剂，经烷基转移反应得到的带炭催化剂再经过汽提器10b汽提后，流经待生立管12b引入再生器13b内进行再生，并将得到的再生催化剂I引入至所述第一提升管反应器3b中。
上述再生器13b底部设置有再生器主风14b，再生器主风14b用于向再生器13b内输送主风；再生器13b内部侧面设置有旋风分离器15b，旋风分离器15b用于对再生器13b内的待生催化剂进行再次沉降、分离，得到再生烟气16b和所述再生催化剂I；再生器13b侧面设置有外取热器17b。
本发明中，所述再生器、沉降器、沉降旋风分离器、外取热器、快速分离设备(例如可以为VQS快分)和旋风分离器均为本领域的常用设备，本发明对此没有限制，只要能实现所对应的功能即可，在此不再赘述。
本发明中，所述汽提器中的汽提介质优选采用水蒸汽进行汽提，其作用是将催化剂颗粒之间和颗粒孔隙内充满的油气置换出来，提高油品产率。用于汽提的水蒸汽的量为本领域的技术人员所公知。一般来说，用于汽提的水蒸汽量占催化剂循环量的0.1-0.8重量％，优选0.2-0.4重量％。
以下将通过实施例对本发明进行详细描述。以下实施例中，所涉及原料除另有说明外均为市售品。
其中，原料：加氢催化柴油，购自中国石油化工集团公司燕山分公司，性质列于表2；
催化剂：CGP-YS催化剂，购自中国石化催化剂分公司，性质见表1；
烷基转移剂：甲苯。
下述实施例中，均采用中型双提升管反应器，其包括第一提升管反应器和第二提升管反应器；所述第一提升管反应器为总高度为10米，直径为25毫米的圆柱体结构，该提升管最下部为预提升段；所述第二提升管反应器为总高度为8米，直径为25毫米的圆柱体结构，该提升管最下部为预提升段。
以下实施例中所述反应油气或汽油中的组成采用气相色谱仪测定。
实施例1
本实施例用于说明本发明的烃油催化转化的方法。
如图1所示，(1)将预热后的加氢催化柴油作为原料1a在第一提升蒸汽2a的作用下引入第一提升管反应器3a中，与新鲜的CGP-YS催化剂或再生的CGP-YS催化剂接触，进行催化裂化反应，得到第一反应产物和带炭催化剂，并一起向上流动，所述第一反应产物与带炭催化剂进入第一沉降器4a进行油剂分离，得到反应油气I 6a和所述带炭催化剂；所述带炭催化剂中的碳含量为1.12wt％；
分离出的反应油气I 6a进入后续分离系统，分离出液化气、汽油、柴油等产品，得到汽油馏分12a，所述汽油馏分12a的馏程为71-202℃，所用汽油馏分重量占原料催化柴油重量的50％；
将预热后的所述汽油馏分12a和甲苯一起引入第二提升管反应器15a内；
所述物流中，单位时间内，加氢催化柴油、汽油馏分和甲苯的重量比为10：5：1；
(2)所述带炭催化剂经第一汽提器5a汽提后，经由第一待生立管7a进入再生器8a烧焦再生，然后在第二提升蒸汽13a的作用下引入至第二提升管反应器15a内，以与引入第二提升管反应器15a内的汽油馏分12a和烷基转移剂14a接触，进行烷基转移反应，得到第二反应产物；
所述第二反应产物进入第二沉降器16a内进行油剂分离，得到反应油气II 18a和经烷基转移反应得到的带炭催化剂，经烷基转移反应得到的带炭催化剂再经过第二汽提器17a汽提后，流经第二待生斜管19a引入再生器8a内进行再生，并将得到的再生催化剂II引入至所述第一提升管反应器和所述第二提升管反应器中。所述再生催化剂II中的碳含量为0.01wt％。
本实施例中所涉及的工艺参数见表3。所述反应油气II的产品分布见表4，所述反应油气II中汽油的组成见表5。
对比例1
本对比例采用中型单提升管反应器，该提升管反应器为总高度10米，直径为25毫米的圆柱体结构，该提升管最下部为预提升段。
将在200℃预热后的加氢催化柴油原料1a在预提升蒸汽作用下引入单提升管反应器底部，与再生催化剂或新鲜催化剂混合，进行反应，然后向上流动至单提升管反应器出口后进入沉降器，经旋风分离器分离得到带炭催化剂和反应产物；其中，单提升管反应器的反应温度为502℃，压力为140千帕；所述预提升蒸汽的用量为原料油的5wt％，剂油比(催化剂与原料油的重量比)为6，原料油在单提升管反应器中的停留时间(即反应时间)为4秒。
所述反应产物进入后续分离系统分离得到产物油，所述带炭催化剂经汽提得到待生催化剂，待生催化剂进入再生器于670℃下烧焦再生后循环使用。
本实施例中所涉及的工艺参数见表3。所得产物油的产品分布见表4，所述产物油中汽油的组成见表5。
实施例2
按照实施例1的方法进行烃油催化转化，不同的是，步骤(1)中所述汽油馏分12a和甲苯分别单独引入第二提升管反应器15a内，按照物流方向，所述汽油馏分12a的进料位置在所述甲苯进料位置的上游，且在引入催化汽油原料1s之后，再引入所述烷基转移剂。
实施例3
如图2所示，(1)将加氢催化柴油原料1b在第一提升蒸汽2b的作用下引入第一提升管反应器3b中，与催化剂(CGP-YS催化剂)或再生的CGP-YS催化剂接触，进行催化裂化反应，得到第一反应产物和带炭催化剂，并一起向上流动，所述第一反应产物与带炭催化剂进入快速分离设备4b进行油剂分离，得到反应油气I 5b和所述带炭催化剂；所述带炭催化剂中的碳含量为1.12wt％；
分离出的反应油气I 5b可以根据需要进入后续分离系统，分离出液化气、汽油、柴油等产品，得到汽油馏分18b，所述汽油馏分18b的馏程为71-202℃，所用汽油馏分重量占原料催化柴油重量的50％；
将预热后的所述汽油馏分18b和甲苯一起引入第二提升管反应器8b内；
所述物流中，单位时间内，加氢催化柴油、汽油馏分和甲苯的重量比为10：5：1；
(2)所述带炭催化剂在第二提升蒸汽7b的作用下引入第二提升管反应器8b内，以与引入第二提升管反应器8b内的汽油馏分18b和烷基转移剂6b接触，进行烷基转移反应，得到第二反应产物；
所述第二反应产物进入第二沉降器9b内进行油剂分离，得到反应油气II 11b和经烷基转移反应得到的带炭催化剂，经烷基转移反应得到的带炭催化剂再经过汽提器10b汽提后，流经待生立管12b引入再生器13b内进行再生，并将得到的再生催化剂I引入至所述第一提升管反应器3b中。所述再生催化剂I中的碳含量为0.01wt％。
本实施例中所涉及的工艺参数见表3。所述反应油气II的产品分布见表4，所述反应油气II中汽油的组成见表5。
实施例4
按照实施例3的方法进行烃油催化转化，不同的是，所述物流中，单位时间内，加氢催化柴油：汽油馏分：甲苯的重量比为10：5：2。
实施例5-8
按照实施例3的方法进行烃油催化转化，不同的是，采用表3所示的工艺参数代替实施例3的工艺参数。
表1
表2
表3
注：所述第一提升管预提升蒸汽量是指相对于100重量份加氢催化柴油原料，水蒸汽的重量份；所述第二提升管预提升蒸汽量是指相对于100重量份汽油馏分，水蒸汽的重量份；所述第一提升管和第二提升管分别指第一提升管反应器和第二提升管反应器；所述第二提升管的进料时差是指，所述甲苯的引入时间与汽油馏分的引入时间的差值；所述第一提升管剂油比是指第一提升管内催化剂与加氢催化柴油原料的用量重量比；所述第二提升管剂油重量比是指第二提升管内催化剂与汽油馏分的用量重量比。
表3(续表)
表4
反应油气II产品分布，wt％
实施例1
实施例2
对比例1
实施例3
实施例4
干气
4.5
4.7
4.3
4.6
4.7
液化气
10.6
10.8
10.4
10.6
10.8
汽油
56.8
56.1
57.4
56.5
56.2
柴油
24.0
24.1
24.0
24.1
24
油浆
0.4
0.5
0.3
0.4
0.5
焦炭
3.7
3.8
3.6
3.8
3.8
表4(续表)
反应油气II产品分布，wt％
实施例5
实施例6
实施例7
实施例8
干气
4.4
4.5
4.9
5.9
液化气
9.9
10.6
11.2
12.1
汽油
55.4
56.6
55.4
54.2
柴油
26.2
24.1
23.8
22.3
油浆
0.4
0.4
0.6
0.9
焦炭
3.7
3.8
4.1
4.6
表5
汽油组成，wt％
实施例1
实施例2
对比例1
实施例3
实施例4
正构烷烃
13.6
15.7
13.5
13.6
15.1
异构烷烃
20.6
21.1
20.2
20.7
20.9
烯烃
14.4
14.5
14.3
14.3
14.8
环烷烃
16.6
14.7
16.4
16.7
14.9
芳烃
34.8
34.0
35.6
34.7
34.3
二甲苯净产率，wt％
14.3
15.1
8.6
14.7
15.6
对二甲苯净产率，wt％
3.5
3.7
2.1
3.6
3.9
辛烷值(抽出二甲苯)，wt％
91.0
91.1
90.5
90.9
91.1
表5(续表)
汽油组成，wt％
实施例5
实施例6
实施例7
实施例8
正构烷烃
13.6
13.1
11.7
11.2
异构烷烃
20.5
21.6
20.6
19.8
烯烃
14.2
12.7
16.5
18.2
环烷烃
17.6
16.5
17.0
17.7
芳烃
34.1
36.1
34.2
33.1
二甲苯净产率，wt％
14.9
15.8
9.5
8.9
对二甲苯净产率，wt％
3.8
4.0
2.7
2.2
辛烷值(抽出二甲苯)，wt％
90.9
91.0
90.6
90.7
由表3-表5可以看出，采用本发明提供的方法，且将第二提升管反应温度控制为低于第一提升管反应温度，能够使得汽油馏分的改质效果较为明显，液化气产率至少提高0.2个百分点，其他产品收率也得到提高。尤其是采用控制第二提升管的进料时差不为0的方案，获得了更佳的技术效果。
通过对比实施例3、实施例4与对比例1可以看出，采用本发明提供的方法，控制第二提升管反应器温度为低于第一提升管反应温度，并适当延长第二提升管反应器内反应时间，能够使得汽油馏分改质效果较为明显，而液化气产率可提高至少0.2个百分点，其他产品收率也得到增加。
由表5可以看出，采用本发明提供的方法，特别是在第二提升管进行引导性的促进C7芳烃与C9以上重质芳烃发生烷基转移反应，使得反应油气II中的汽油中，高价值的二甲苯和对二甲苯产率显著提高。特别是对二甲苯，净产率由2.1％升至3.5％，甚至3.9％，至少提高1.4个百分点，甚至提高1.8个百分点。
以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。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，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。
- 上一篇：一种医用注射器针头装配设备
- 下一篇：双段床碳三液相加氢反应器的控制方法及系统