本發(fā)明涉及石油煉制加工領(lǐng)域，具體而言，涉及一種利用催化裂化柴油生產(chǎn)高辛烷值汽油的方法。

背景技術(shù)：

目前國內(nèi)煉廠催化裂化柴(LCO)十六烷值普遍較低，而車用柴油十六烷值要求在不斷提高，2015年1月1日實(shí)施的國Ⅳ車用0#柴油標(biāo)準(zhǔn)要求十六烷值不小于49，到2017年1月1日，實(shí)施的國Ⅴ車用0#柴油標(biāo)準(zhǔn)則要求十六烷值不小于51，因此使得某些催化裂化柴油即使經(jīng)加氫精制或改質(zhì)后也難以滿足煉廠調(diào)和生產(chǎn)車用柴油的需求，并且加氫改質(zhì)需要消耗大量的氫氣和極低的反應(yīng)空速，裝置建設(shè)和操作費(fèi)用很高，已不是經(jīng)濟(jì)可行路線。

將LCO先進(jìn)行加氫精制，再作為FCC裝置進(jìn)料，生產(chǎn)高辛烷值汽油或調(diào)和組分，是更加符合目前市場形勢的經(jīng)濟(jì)可行的路線。

公開號US5944982A，公開日1999年8月31日的專利文件公開了FCC工藝和加氫工藝的組合工藝，其中FCC工藝采用的是雙提升管工藝，重質(zhì)原料經(jīng)過FCC裝置第一提升管反應(yīng)后，分離出相對較輕的組分和較重的組分，較輕組分(重石腦油和LCO)經(jīng)過加氫處理后，加氫產(chǎn)物回?zé)挼降诙嵘苓M(jìn)行裂化反應(yīng)。該工藝目的為生產(chǎn)低碳烯烴和高辛烷值汽油。該工藝將加氫產(chǎn)物不經(jīng)目的性分離，全部回?zé)挼降诙嵘埽託洚a(chǎn)物中較重的部分未能有效轉(zhuǎn)化利用，不但增加了第二提升管加工的負(fù)荷，同時增加了焦炭、干氣產(chǎn)率。

公開號US5152883A，公開日1992年10月6日的專利文件公開了一種LCO、回?zé)捰鸵约俺吻逵徒?jīng)過加氫再回?zé)挼紽CC裝置生產(chǎn)高辛烷值汽油的方法。該方法為重油經(jīng)過FCC裝置后，將FCC產(chǎn)物中LCO、回?zé)捰鸵约俺吻逵瓦M(jìn)行分離，經(jīng)加氫裝置處理后，再將大于221℃以上的餾分分離出來，然后回?zé)挼紽CC裝置來生產(chǎn)高辛烷值汽油。該方法將回?zé)捰秃统吻逵图託浜笕責(zé)?，F(xiàn)CC裝置積碳等副反應(yīng)增加，而且加氫裝置加氫深度沒有給出具體說明。

公開號CN101760239A，公開日2013年9月4日的專利文件公布了一種催化裂化柴油的利用方法。該方法先將催化裂化柴油分離成小于230℃的組分、沸點(diǎn)在230-310℃之間的組分和大于310℃的組分，然后對沸點(diǎn)在230-310℃之間的組分和大于310℃的組分分別在不同的加氫深度下進(jìn)行加氫，再把兩種加氫產(chǎn)物進(jìn)分餾塔分離出富含單環(huán)芳烴的柴油，然后與之前小于230℃的組分混合送至催化裂化，從而生產(chǎn)芳烴或高辛烷值汽油。該工藝將催化裂化柴油各餾分段充分轉(zhuǎn)化為富含單環(huán)芳烴的催化進(jìn)料，但涉及到兩段加氫，并且組合工藝復(fù)雜，投資和操作費(fèi)用較高，經(jīng)濟(jì)上未達(dá)到最優(yōu)。

公開號CN103805247A，公開日2014年5月21日的專利文件公布了一種加工劣質(zhì)柴油的組合工藝方法。該方法將劣質(zhì)柴油首先進(jìn)行加氫改質(zhì)反應(yīng)；反應(yīng)流出物分離所得液體進(jìn)行芳烴抽提；芳烴組分送至催化裂化生產(chǎn)高辛烷值汽油，鏈烷烴及飽和烴調(diào)和到柴油餾分中。該方法未能將芳烴組分選擇性分離，多環(huán)芳烴的存在會增加油漿、焦炭及干氣產(chǎn)率。

有鑒于此，特提出本發(fā)明。

技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：

本發(fā)明的目的在于提供一種催化裂化柴油多產(chǎn)高辛烷值汽油的方法，以解決上述問題。

為了實(shí)現(xiàn)本發(fā)明的上述目的，特采用以下技術(shù)方案：

一種利用催化裂化柴油生產(chǎn)高辛烷值汽油的方法，包括以下步驟：

將催化裂化柴油加氫精制后進(jìn)行芳烴抽提，得到富含芳烴的抽出油和富含烷烴的抽余油；

將所述富含芳烴的抽出油分離為小于280℃的餾分和大于280℃的餾分，將小于280℃的餾分進(jìn)行催化裂化得到富含芳烴的高辛烷值汽油，將大于280℃的餾分進(jìn)行芳烴利用；

優(yōu)選的，將催化裂化柴油加氫精制后，進(jìn)行氣液分離后再進(jìn)行芳烴抽提；

優(yōu)選的，將催化裂化的產(chǎn)物進(jìn)行分離，得到氣體、富含芳烴的高辛烷值汽油、柴油和重質(zhì)油，將分離得到的所述柴油返回與所述催化裂化柴油一起加氫精制。

在低十六烷值的催化裂化柴(LCO)中，大量的芳烴主要以單環(huán)芳烴、雙環(huán)芳烴為主，還有部分三環(huán)的芳烴，另外LCO中還存在一定比例的鏈烷烴、環(huán)烷烴或烯烴。LCO經(jīng)過加氫精制脫硫、脫氮后，不穩(wěn)定的二烯烴得到飽和，部分雙環(huán)和三環(huán)芳烴的芳環(huán)發(fā)生飽和，加氫產(chǎn)物中飽和烴和單環(huán)芳烴含量將大幅提高，尤其是帶側(cè)鏈的單環(huán)芳烴含量可達(dá)到重量百分比50％以上。帶側(cè)鏈的單環(huán)芳烴是極佳的催化裂化原料，這些帶側(cè)鏈的單環(huán)芳烴側(cè)鏈易發(fā)生斷裂，裂化后側(cè)鏈可進(jìn)入汽油組分，而剩下的較短側(cè)鏈的單環(huán)芳烴也正好進(jìn)入汽油餾分，這部分是高辛烷值汽油組分。當(dāng)然，帶側(cè)鏈的雙環(huán)芳烴側(cè)鏈斷裂后側(cè)鏈也可部分進(jìn)入汽油組分。

為此，將加氫精制后的LCO進(jìn)行芳烴抽提，富含烷烴的抽余油作為柴油調(diào)和組分；富含芳烴的抽出油通過分餾塔切割為小于280℃的餾分和大于280℃的餾分。小于280℃的餾分富含帶側(cè)鏈的單環(huán)芳烴，將小于280℃的餾分送至催化裂化反應(yīng)器，裂化得到富含芳烴的高辛烷值汽油；大于280℃的餾分不宜進(jìn)入催化裂化反應(yīng)器，宜進(jìn)行芳烴利用。

優(yōu)選的，如上所述的利用催化裂化柴油生產(chǎn)高辛烷值汽油的方法，所述加氫精制的方法包括：

在加氫精制催化劑的存在下，將所述催化裂化柴油與氫氣接觸反應(yīng)；

優(yōu)選的，所述催化裂化柴油與氫氣接觸反應(yīng)的反應(yīng)條件為：反應(yīng)溫度為250℃～450℃，氫分壓為1～12MPa，液時空速為0.3～10h^-1，氫油體積比為100～1500Nm³/m³；

更優(yōu)選的，所述催化裂化柴油與氫氣接觸反應(yīng)的反應(yīng)條件為：反應(yīng)溫度為260℃～400℃，氫分壓為2～10MPa，液時空速為0.5～8.0h^-1，氫油體積比為150～1000Nm³/m³。

催化裂化柴油在加氫精制催化劑的作用下進(jìn)行加氫脫硫、加氫脫氮、加氫脫金屬、烯烴飽和和部分芳烴飽和反應(yīng)。

所述加氫精制催化劑可以為常規(guī)的各種加氫精制催化劑；所述加氫精制催化劑含有加氫活性成分和載體；

所述的加氫活性成分為第VI族和/或第VIII族金屬，所述的載體為耐熱無機(jī)氧化物載體。

優(yōu)選的，所述加氫精制活性成分包括氧化鎳、氧化鉬、氧化鎢、氟和氧化磷中的一種或多種；

所述載體包括氧化鋁、氧化硅、氧化鈦、氧化鋯以及分子篩中的一種或多種；優(yōu)選的，所述載體為氧化硅和氧化鋁的混合物。

優(yōu)選的，如上所述的利用催化裂化柴油生產(chǎn)高辛烷值汽油的方法，所述加氫精制催化劑還含有有機(jī)助劑；

所述有機(jī)助劑為含氧有機(jī)化合物和/或含氮有機(jī)化合物。

更優(yōu)選的：

所述含氧有機(jī)化合物選自有機(jī)醇、有機(jī)酸中的一種或多種；

所述含氮有機(jī)化合物選自有機(jī)胺、有機(jī)胺鹽中的一種或幾種。

優(yōu)選的，如上所述的利用催化裂化柴油生產(chǎn)高辛烷值汽油的方法，所述芳烴抽提所用的抽提溶劑為糠醛、環(huán)丁砜或二甲基亞砜。

一種利用催化裂化柴油生產(chǎn)高辛烷值汽油的系統(tǒng)，所述系統(tǒng)包括加氫精制反應(yīng)器1、氣液分離器3、芳烴抽提裝置6、第一分餾塔9、催化裂化反應(yīng)器12和主分餾塔15；

所述加氫精制反應(yīng)器1的出口與所述氣液分離器3的入口相連，所述氣液分離器的上部和下部分別設(shè)氣相出口和液相出口，所述氣液分離器的液相出口與芳烴抽提裝置6的入口相連，所述芳烴抽提裝置6得上部和下部分別設(shè)抽余油出口和抽出油出口，所述抽出油出口與第一分餾塔9的入口相連，所述第一分餾塔9的頂部和底部分別設(shè)低沸點(diǎn)組分出口和高沸點(diǎn)組分出口，所述低沸點(diǎn)組分出口和催化裂化反應(yīng)器12的入口相連，所述催化裂化反應(yīng)器12的出口與所述主分餾塔15的入口相連，所述主分餾塔15從上而下依次設(shè)有氣體出口16、汽油出口17、柴油出口18和重質(zhì)油出口19；

優(yōu)選的，所述主分餾塔15的柴油出口18與加氫精制反應(yīng)器1的入口相連。

優(yōu)選的，如上所述的系統(tǒng)，所述催化裂化反應(yīng)器12包括第二提升管12.1、第二沉降器12.2、副分餾塔12.3、主提升管12.8、第一沉降器12.9；

所述低沸點(diǎn)組分出口與所述第二提升管12.1的入口相連，所述第二提升管的頂部與第二沉降器12.2的入口相連，所述第二沉降器12.2上部的出口與所述副分餾塔12.3的入口相連，所述副分餾塔12.3自上而下依次設(shè)氣體出口12.4、汽油出口12.5、柴油出口12.6和重質(zhì)油出口12.7；

所述主提升管12.8的頂部與所述第一沉降器12.9相連，所述第一沉降器12.9的上部出口與所述主分餾塔15的入口相連；所述副分餾塔12.3的重質(zhì)油出口12.7與所述主分餾塔15的入口相連。

優(yōu)選的，如上所述的系統(tǒng)，所述催化裂化反應(yīng)器12外設(shè)置有外取熱器20。

附圖說明

為了更清楚地說明本發(fā)明具體實(shí)施方式或現(xiàn)有技術(shù)中的技術(shù)方案，下面將對具體實(shí)施方式或現(xiàn)有技術(shù)描述中所需要使用的附圖作簡單地介紹，顯而易見地，下面描述中的附圖是本發(fā)明的一些實(shí)施方式，對于本領(lǐng)域普通技術(shù)人員來講，在不付出創(chuàng)造性勞動的前提下，還可以根據(jù)這些附圖獲得其他的附圖。

圖1為本發(fā)明實(shí)施例1的工藝流程所用裝置示意圖；

圖2為本發(fā)明實(shí)施例2的工藝流程所用裝置示意圖。

具體實(shí)施方式

下面將結(jié)合實(shí)施例對本發(fā)明的實(shí)施方案進(jìn)行詳細(xì)描述，但是本領(lǐng)域技術(shù)人員將會理解，下列實(shí)施例僅用于說明本發(fā)明，而不應(yīng)視為限制本發(fā)明的范圍。實(shí)施例中未注明具體條件者，按照常規(guī)條件或制造商建議的條件進(jìn)行。所用試劑或儀器未注明生產(chǎn)廠商者，均為可以通過市售購買獲得的常規(guī)產(chǎn)品。

本發(fā)明提供了一種催化裂化柴油多產(chǎn)高辛烷值汽油的方法，包括以下步驟：

1、將LCO首先進(jìn)行加氫精制；

2、將加氫精制后的柴油進(jìn)行芳烴抽提，得到富含芳烴的抽出油和富含烷烴的抽余油；

3、將富含芳烴的抽出油進(jìn)行切割，分離為小于280℃的餾分和大于280℃的餾分；

4、將小于280℃的餾分送至催化裂化反應(yīng)器；

5、大于280℃的餾分進(jìn)行芳烴利用。

加氫精制之后，可以對加氫精制產(chǎn)物進(jìn)行冷卻，然后進(jìn)行氣液分離，對液相物流進(jìn)行切割。氣液分離可以利用常規(guī)的方法，例如依次用高壓分離器和低壓分離器。

芳烴抽提可以采用常規(guī)的芳烴抽提方法，例如，所述分離可以在芳烴抽提裝置中進(jìn)行，抽提塔內(nèi)操作壓力為0.5～1MPa，溫度為100～150℃，溶劑比為10～20，回流比為1.0～1.5。

抽出油中小于280℃和大于280℃的餾分的分離可以采用常規(guī)的分離方法，例如，所述分離可以在分餾塔中進(jìn)行，分餾塔的操作條件可以包括：進(jìn)料溫度為240～320℃、塔底溫度為280～350℃，塔頂溫度為120～280℃，塔頂壓力為0.05～1.05MPa(表壓)。從分餾塔頂部分出富含單環(huán)芳烴的柴油(沸點(diǎn)小于280℃的組分)，從塔底分出含多環(huán)芳烴的柴油(沸點(diǎn)大于280℃的組分)。

本發(fā)明中，催化裂化的條件可以包括；反應(yīng)溫度為450～600℃，劑油比為1～20，反應(yīng)時間為0.2～8秒，霧化水蒸汽占進(jìn)料量的1～20重量％，反應(yīng)壓力為常壓-400千帕(表壓)。催化裂化的條件優(yōu)選包括：反應(yīng)溫度為490～560℃，劑油比為3～12，反應(yīng)時間為2～4秒，霧化水蒸汽占進(jìn)料量的4-8重量％，反應(yīng)壓力為100-300千帕(表壓)。

下面具體結(jié)合實(shí)際操作時所用的設(shè)備對本發(fā)明的實(shí)施方式進(jìn)行詳細(xì)的說明。

實(shí)施例1

如圖1所示，本發(fā)明加工劣質(zhì)柴油組合工藝流程如下：

LCO經(jīng)柴油出口18進(jìn)入加氫精制反應(yīng)器1，與加氫催化劑接觸反應(yīng)；反應(yīng)流出物2進(jìn)入氣液分離器3分離為氣相產(chǎn)物4和液相產(chǎn)物5；液相產(chǎn)物5進(jìn)入芳烴抽提裝置6，塔頂?shù)玫礁缓闊N的抽余油7，塔底得到富含芳烴的抽出油8；富含芳烴的抽出油8進(jìn)入分餾塔9，塔底得到大于280℃的餾分10，塔頂?shù)玫叫∮?80℃的餾分11；小于280℃的餾分11與常規(guī)催化原料13進(jìn)入催化裂化反應(yīng)器12；反應(yīng)產(chǎn)物14進(jìn)入分餾塔15分離為氣體、汽油、柴油和重質(zhì)油，依次經(jīng)氣體出口16、汽油出口17、柴油出口18和重質(zhì)油出口19排出；所述主分餾塔15的柴油出口18與加氫精制反應(yīng)器1的入口相連。

LCO與氫氣接觸反應(yīng)的反應(yīng)條件為：反應(yīng)溫度為250℃～450℃，氫分壓為8MPa，液時空速為10h^-1，氫油體積比為1500Nm³/m³；

芳烴抽提所用的抽提溶劑為環(huán)丁砜。

所用加氫精制催化劑載體由氫氧化鋁粉和硅溶膠以AI(OH)₃/SiO₂干基比為6:1混合均勻，擠條成型，外徑1.4毫米，濕條于120℃干燥4小時，600℃條件下焙燒3小時，制得氧化硅含量為18重量％的載體；稱取載體200克，用含仲鉬酸銨17.3克、磷酸28.1克、硝酸鎳22克、偏鎢酸銨42.3克、磷酸10.5克的水溶液176毫升浸漬該載體3小時，120℃干燥4小時，480℃焙燒4小時，得到催化劑。

在實(shí)施例1的基礎(chǔ)上，本發(fā)明還提供了改進(jìn)的較優(yōu)的實(shí)施例2，下面結(jié)合附圖2對本發(fā)明的組合工藝方法進(jìn)行詳細(xì)說明。其中圖2中僅列出工藝流程的主要說明，示意圖中還省略了一些必要的設(shè)備及容器。

實(shí)施例2

如圖2所示，本發(fā)明加工劣質(zhì)柴油組合工藝流程如下：

LCO經(jīng)柴油出口18進(jìn)入加氫精制反應(yīng)器1，與加氫催化劑接觸反應(yīng)；反應(yīng)流出物2進(jìn)入氣液分離器3分離為氣相產(chǎn)物4和液相產(chǎn)物5；液相產(chǎn)物5進(jìn)入芳烴抽提裝置6，塔頂?shù)玫礁缓柡蜔N的抽余油7，塔底得到富含芳烴的抽出油8；富含芳烴的抽出油8進(jìn)入分餾塔9，塔底得到大于280℃的餾分10，塔頂?shù)玫叫∮?80℃的餾分11；小于280℃的餾分11進(jìn)入第二提升管12.1，與催化劑接觸反應(yīng)；經(jīng)過第二沉降器12.2分離催化劑與反應(yīng)產(chǎn)物；反應(yīng)產(chǎn)物進(jìn)入副分餾塔12.3分離為氣體、汽油、柴油和重質(zhì)油，分別經(jīng)氣體出口12.4、汽油出口12.5、柴油出口12.6和重質(zhì)油出口12.7排出；常規(guī)催化原料13進(jìn)入主提升管12.8，與催化劑接觸反應(yīng)；經(jīng)過第一沉降器12.9分離催化劑與反應(yīng)產(chǎn)物；反應(yīng)產(chǎn)物進(jìn)入主分餾塔15分離為氣體、汽油、柴油和重質(zhì)油，依次經(jīng)氣體出口16、汽油出口17、柴油出口18和重質(zhì)油出口19排出；所述主分餾塔15的柴油出口18與加氫精制反應(yīng)器1的入口相連；所述副分餾塔12.3生產(chǎn)出的重質(zhì)油經(jīng)重質(zhì)油出口12.7與所述主分餾塔15的入口相連；通過外取熱器20取走催化裂化再生燒焦過程中過剩的熱量。

LCO與氫氣接觸反應(yīng)的反應(yīng)條件為：反應(yīng)溫度為260℃～400℃，氫分壓為6MPa，液時空速為5.0h^-1，氫油體積比為650Nm³/m³。

所用加氫精制催化劑載體由氫氧化鋁粉和硅溶膠以AI(OH)₃/SiO₂干基比為6:1混合均勻，擠條成型，外徑1.4毫米，濕條于120℃干燥4小時，600℃條件下焙燒3小時，制得氧化硅含量為18重量％的載體；稱取載體200克，用含仲鉬酸銨11.5克、磷酸20.6克、硝酸鎳19克、偏鎢酸銨36.8克、磷酸12.5克的水溶液183毫升浸漬該載體3小時，120℃干燥4小時，480℃焙燒4小時，得到催化劑。

芳烴抽提所用的抽提溶劑為糠醛。

采用圖2的組合工藝流程，將LCO進(jìn)行加氫精制，產(chǎn)品通過芳烴抽提后進(jìn)分餾塔切割為小于280℃的餾分和大于280℃的餾分，小于280℃的餾分進(jìn)催化裂化裝置第二提升管加工，裂化產(chǎn)物經(jīng)副分餾塔分離；主提升管進(jìn)常規(guī)催化裂化原料油，裂化產(chǎn)物經(jīng)主分餾塔分離，主分餾塔分離出的LCO返回加氫反應(yīng)器。實(shí)施例中使用的催化劑均為商用催化劑，牌號分別為DFC-1催化裂化催化劑和RS-1000加氫精制催化劑，其性質(zhì)見表1、表2；所用常規(guī)催化裂化原料性質(zhì)見表3。

表1催化裂化催化劑性質(zhì)

表2加氫精制催化劑性質(zhì)

表3常規(guī)催化原料性質(zhì)

對比例1：

主提升管進(jìn)常規(guī)催化裂化原料油，裂化產(chǎn)物經(jīng)主分餾塔分離，主分餾塔分離出的粗汽油進(jìn)第二提升管反應(yīng)?？刂苾筛嵘茉趦?yōu)化的條件下反應(yīng)，對比例中使用的催化劑牌號為DFC-1催化裂化催化劑。

實(shí)施例與對比例的操作條件見表4，實(shí)施例2與對比例的產(chǎn)品分布見表5。

表4操作條件對比

表5產(chǎn)品分布對比

從表5中可以看出，當(dāng)?shù)诙嵘苓M(jìn)料從粗汽油變?yōu)榧託渚撇裼鸵院螅褪章侍岣吡?2.6％，柴油收率大幅度縮減，干氣和焦炭產(chǎn)率略有下降。

最后應(yīng)說明的是：以上各實(shí)施例僅用以說明本發(fā)明的技術(shù)方案，而非對其限制；盡管參照前述各實(shí)施例對本發(fā)明進(jìn)行了詳細(xì)的說明，但本領(lǐng)域的普通技術(shù)人員應(yīng)當(dāng)理解：其依然可以對前述各實(shí)施例所記載的技術(shù)方案進(jìn)行修改，或者對其中部分或者全部技術(shù)特征進(jìn)行等同替換；而這些修改或者替換，并不使相應(yīng)技術(shù)方案的本質(zhì)脫離本發(fā)明各實(shí)施例技術(shù)方案的范圍。