獲得輕餾分（餾程< 80°C )、中間餾分（餾程為80-150°C )和重餾分（餾程> 150°C )。將餾程為80-150°C的中間餾分經過極性溶劑萃取脫除堿性氮、水洗脫除水溶性堿 性物質后，與霧化氣體混合，加壓至所需壓力，經換熱后升溫到反應溫度，引入芳構化反應 器，與再生斜管來的、在提升氣體（與上述霧化氣體可以相同）的作用下向上流動的再生芳 構化催化劑接觸發生芳構化反應。反應生成油氣由芳構化反應器出口進入沉降器，在旋風 分離器的作用下進行油氣與催化劑的分離，分離出的反應油氣進入后續分離系統，并繼續 分離出經過芳構化的汽油餾分，分離出的帶炭的待生芳構化催化劑直接進入旋風分離器下 端的汽提段，經汽提后進入催化劑再生器中燒焦再生，恢復活性的再生芳構化催化劑經冷 卻后返回芳構化反應器中循環使用。將所述輕餾分（餾程< 80°C )、經過芳構化的汽油餾 分和所述重餾分（餾程> 150°C )混合，得到高辛烷值的全餾分汽油產品。
[0049] 下面結合附圖進一步說明本發明所提供方法，但并不因此而限制本發明。
[0050] 圖1為本發明提供的提高汽油辛烷值生產方法的一種實施方式的流程示意圖。如 圖1所示，裂化原料經催化裂化反應裝置1反應后，產生的反應油氣在油氣分離系統2中進 行分離，分離出的催化裂化汽油在分餾系統3中進行分餾，分為輕餾分（餾程< 80°C )、中 間餾分（餾程為80-150°C )和重餾分（餾程> 150°C )，中間餾分經管線18進入離心泵4， 由離心泵4加壓到所需壓力，并通過管線19進入換熱器5換熱升溫至反應溫度后，經管線 20與霧化氣體混合后通過管線21進入提升管反應器6底部。再生催化劑通過再生斜管35 并經過再生滑閥12調節流量后進入提升管，在經管線31引入的預提升氣體的提升作用下 與經管線21引入提升管反應器6的原料油氣接觸反應并向上流動。反應生成的油氣由提 升管反應器6出口進入沉降器9,并在旋風分離器8的作用下分離反應油氣和待生催化劑。 分離得到的反應油氣產物經管線22進入后續分離系統，而與油氣產物相分離的待生催化 劑則進入汽提器7,經管線33來的汽提氣體汽提后通過待生斜管34并經過待生滑閥11調 節流量后進入再生器10進行燒焦再生。再生后的催化劑又由再生斜管35進入提升管反應 器6循環使用。反應油氣經管線22進入后續分離系統13,經分離系統13分離得到富含C4 以下的液化氣餾分和目標汽油產品，富含C4以下的液化氣餾分經管線23返回提升管反應 器6底部，與由管線31來的預提升氣體混合后，經管線32由底部進入提升管反應器繼續反 應。而目標汽油產品則經管線24直接離開裝置，分離出的油漿從分離系統13的底部經管 線25排出。
[0051] 圖2為本發明提供的提高汽油辛烷值生產方法的較優選實施方式的流程示意圖。 如圖2所示，裂化原料經催化裂化反應裝置1反應后，產生的反應油氣在油氣分離系統2中 進行分離，分離出的催化裂化汽油在分餾系統3中進行分餾，分為輕餾分（餾程< 80°C )、 中間餾分（餾程為80-150°C )和重餾分（餾程> 150°C )，中間餾分經管線18進入離心泵 4,由離心泵4加壓到所需壓力，并通過管線19進入換熱器5換熱升溫至反應溫度后，經管 線20與霧化氣體混合后通過管線21進入提升管反應器6底部。再生催化劑通過再生斜管 35并經過再生滑閥12調節流量后進入提升管，在經管線31引入的預提升氣體的提升作用 下與經管線21引入提升管反應器6的原料油氣接觸反應并向上流動。反應生成的油氣由 提升管反應器6出口進入沉降器9,并在旋風分離器8的作用下分離反應油氣和待生催化 劑。分離得到的反應油氣產物經管線22進入后續分離系統，而與油氣產物相分離的待生催 化劑則進入汽提器7,經管線33來的汽提氣體汽提后由待生斜管34并經過待生滑閥11調 節流量后進入再生器10進行燒焦再生。再生后的催化劑又由再生斜管35進入提升管反 應器6循環使用。反應油氣經管線22進入后續分離系統13,經分離系統13分離得到富含 C4以下的液化氣餾分和目標汽油產品，在最優實施方式中，富含C4以下的液化氣餾分經管 線23返回提升管反應器6底部，與由管線31來的預提升氣體混合后，經管線32由底部進 入提升管反應器繼續反應。而目標汽油產品則經管線24進一步經冷凝器14分離出沸程范 圍為30°C至小于80°C的輕汽油餾分以及沸程范圍為80°C以上的重汽油餾分，上述輕汽油 餾分經管線26與所述中間餾分經管線21 -起進入提升管反應器6下部進行反應，而重汽 油餾分則可通過氣動閥15、16的開閉，選擇是否經管線27、28、30與分離所得輕汽油餾分一 起，與所述中間餾分經管線21 -起進入提升管反應器6下部進行反應。當氣動閥15狀態 為開，而氣動閥16狀態為閉時，重汽油餾分經管線27、28、30與分離所得輕汽油餾分一起， 與所述中間餾分經管線21 -起進入提升管反應器6下部進行反應；當氣動閥15狀態為閉， 而氣動閥16狀態為開時，重汽油餾分經管線27、29直接離開裝置。同時，還可通過調節氣 動閥15、16的開度，調整重汽油餾分回煉量與離開量兩者比例，從而實現本發明所提供的 提高汽油辛烷值生產方法的靈活應用。
[0052] 下面將通過實施例對本發明作進一步說明，但并不因此而限制本發明。
[0053] 在以下實施例和對比例中，催化裂化汽油經分餾后得到餾程<80°C的輕餾分，餾 程為70_160°C的中間餾分，以及餾程> 150°C的重餾分，其中，中間餾分經過萃取和水洗的 預處理過程后的性質如表1所示。表2示出了中間餾分未經深度脫Na+處理的性質參數。
[0054] 以下實施例和對比例中所用的芳構化催化劑的性質如表3所示，該催化劑由中國 石油化工股份有限公司催化劑分公司齊魯催化劑廠生產。
[0055] 表 1
[0056]
[0064] 本實施例用于說明本發明提供的提高汽油辛烷值的方法。
[0065] 以表1所列中間餾分為原料油，使用表3所列芳構化催化劑A，在連續反應再生操 作的中型裝置上進行實驗。原料油進入提升管反應器，其中C7~Cl。烯烴質量占該餾分段 汽油總質量的29. 02%，在反應溫度275°C、反應壓力0. 2MPa、劑油比30、反應時間30秒、霧 化氣體（N2)與原料油重量比0. 1 :1的條件下進行反應。分離待生催化劑和反應油氣，待生 催化劑經汽提再生后返回反應器，反應油氣進入分離系統經分離得到汽油餾分，將該汽油 餾分與餾程< 80°C的輕餾分以及餾程> 150°C的重餾分混合，得到目標全餾分汽油產品， 操作條件、原料和產品分布列于表4。由表4可以看出，反應后汽油產率為91. 52%，芳構化 液體產品汽油餾分族組成中多甲基支鏈芳烴質量分數為59. 30%。目標全餾分汽油研究法 辛烷值（RON)高達93,提高了 5個單位。
[0066] 對比例1
[0067] 本對比例與實施例1相比，主要區別在于原料油未經過深度脫Na+處理，其他條件 基本相同，并以實施例1中的催化劑活性作為基準，設定其相對活性值為100.0。本對比例 所用原料油性質列于表2,操作條件、產品分布列于表5。由表5可以看出，在原料油未經深 度脫Na +處理的條件下，原料油中Na+含量大幅上升，進而導致芳構化催化劑活性明顯下降， 芳構化液體產品汽油餾分族組成中多甲基支鏈芳烴質量分數僅為50. 92%，目標全餾分汽 油研究法辛烷值（R0N)也僅為90。
[0068] 實施例2
[0069] 本實施例用于說明本發明提供的提高汽油辛烷值的方法。
[0070] 以表1所列中間餾分為原料油，使用表3所列芳構化催化劑A，在連續反應再生操 作的中型裝置上進行實驗。原料油進入提升管反應器，其中C 7~Cl。烯烴質量占該餾分段 汽油總質量的29. 02%，在反應溫度350°C、反應壓力0. 2MPa、劑油比30、反應時間30秒、霧 化氣體（N2)與原料油重量比0. 1 :1的條件下進行反應。分離待生催化劑和反應油氣，待生 催化劑經汽提再生后返回反應器，反應油氣進入分離系統經分離得到汽油餾分，將該汽油 餾分與餾程< 80°C的輕餾分以及餾程> 150°C的重餾分混合，得到目標全餾分汽油產品， 操作條件、原料和產品分布列于表4。由表4可以看出，反應后汽油產率為89. 41 %，芳構化 液體產品汽油餾分族組成中多甲基支鏈芳烴質量分數為65. 92%。目標全餾分汽油研究法 辛烷值（R0N)高達94,提高了 6個單位。
[0071] 實施例3
[0072] 本實施例用于說明本發明提供的提高汽油辛烷值的方法。
[0073] 以表1所列中間餾分為原料油，使用表3所列芳構化催化劑A，在連續反應再生操 作的中型裝置上進行實驗。原料油進入提升管反應器，其中C 7~Cl。烯烴質量占該餾分段 汽油總質量的29. 02%，在反應溫度275°C、