CN101724431B - 一种制取轻质燃料油和丙烯的催化转化方法 - Google Patents

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Abstract

一种制取轻质燃料油和丙烯的催化转化方法，劣质原料油进入催化转化反应器与催化剂接触发生反应，反应产物经分离得到包含丙烯、粗汽油、催化蜡油的产品，其中粗汽油进入另一个催化转化反应器，与催化转化催化剂接触发生反应；催化蜡油经加氢处理或/和溶剂抽提后，得到加氢后的催化蜡油或/和催化蜡油的抽余油可以作为上述催化转化反应器或其它催化转化反应器的原料。该方法中劣质原料油经缓和催化转化得到的催化蜡油经加氢处理或/和溶剂抽提后，得到加氢后的催化蜡油或/和抽余油含链烷和环烷烃，非常适合进行催化转化，实现了石油资源高效利用。

Description

一种制取轻质燃料油和丙烯的催化转化方法
技术领域
本发明属于烃油的催化转化方法，更具体地说，是由烃油催化裂化和加氢处理/溶剂抽提工艺过程的组合将劣质原料转化为大量的轻质燃料油和丙烯的方法。
背景技术
原油品质随着原油开采量的不断增加而越来越差，主要表现在原油密度变大，粘度变高，重金属含量、硫含量、氮含量、胶质和沥青质含量及酸值变高。目前，劣质原油与优质原油的价格差别随着石油资源的短缺也越来越大，导致价格低廉的劣质原油开采和加工方法越来越受到关注，也就是说，从劣质原油中尽可能地提高轻质油的收率，这给传统的原油的加工技术带来了巨大的挑战。
传统的重油加工主要包括两类加工工艺，一类为加氢工艺，主要包括加氢处理和加氢精制；另一类为脱碳工艺，主要包括溶剂脱沥青、延迟焦化和重油催化裂化。劣质重油通过这两类工艺技术可以提高氢碳比，将劣质烃类转化为低沸点的化合物。当劣质重油采用脱碳工艺处理时，劣质重油中的硫、氮和重金属含量以及芳烃、胶质和沥青质含量对脱碳工艺的影响较大，脱碳工艺存在问题是液体产品收率低，产品性质差，需要再处理。象延迟焦化工艺，虽然杂质脱除率高，但生焦量是原料油残炭值的1.5倍以上，固体焦如何利用也是需要解决的问题。加氢处理工艺可弥补脱碳工艺的不足，劣质重油通过加氢处理后，液体产品收率高，产品性质好。
针对加氢工艺和脱碳工艺各自存在的优势和劣势，CN1169920C公开了一种加氢工艺和脱碳工艺组合方法，该方法是将渣油进料首先进行缓和热裂化，然后再与催化裂化油浆一起进行溶剂脱沥青，脱沥青油在加氢催化剂和氢气存在的条件下进行加氢处理。该方法不仅降低了渣油加氢装置的苛刻度，延长了加氢催化剂的使用寿命，而且液体产品收率高，性质好，但脱油沥青难以利用。
CN1844325A公开了一种处理重油的脱碳工艺和加氢工艺有机组合的方法，该方法是将劣质重油通过溶剂脱沥青工艺和焦化工艺联合处理，处理后的脱沥青油和焦化蜡油作为重油加氢处理装置的原料，从而改善重油加氢处理装置进料的性质，缓和重油加氢处理装置的操作条件，延长重油加氢处理装置的操作周期，为下游的催化裂化等装置提供优质的原料油。但该方法工艺流程复杂，且液体收率低。
CN100350020C公开一种劣质油料的催化裂化加工工艺，该方法将劣质油经过催化裂化得到的轻柴油馏分返回催化裂化装置回炼，得到的重油馏分进行溶剂抽提，抽提出的重芳烃作为产品，抽余油返回催化裂化装置回炼。该方法一定程度上解决了重油的问题，但该方法需控制轻柴油馏分的终馏点≤300℃，重柴油的终馏点≤450℃，其中轻柴油馏分返回催化裂化装置回炼，重柴油进入溶剂抽提装置抽提，抽余油返回催化裂化装置，结果虽然油浆量有所降低，但仍然相对较高，并且没有柴油产品，干气产量也较大。
CN100340643C公开了一种劣质重油或渣油的处理方法，该方法首先将重油或渣油原料进入溶剂抽提装置，多得的脱沥青油进入固定床加氢处理装置进行加氢处理，所得加氢尾油进入催化裂化装置，其中所得的部分或全部油浆与由溶剂抽提得到脱沥青油一起进入磁浮床加氢装置，产物进分离得到轻质馏分和未转化尾油，其中未转化尾油循环至溶剂抽提装置。该方法有机的将催化裂化工艺、抽提工艺和加氢工艺结合，并且在重油处理上有一定效果，但该方法工艺馏程复杂，且液体收率低。
随着采油技术的发展，大量高酸、高钙原油被开采出来。原油中的钙污染物主要是非卟啉有机钙化合物，只溶于石油硫分，常规的脱盐方法不能从原油中分离这些有机钙化合物，原油中的酸值超过0.5mgKOH/g时，就会造成设备腐蚀，常规的常减压装置设备难以加工高酸原油。为此，CN1827744A公开了一种加工高酸值原油的方法，该方法是使预处理后的总酸值大于0.5mgKOH/g的原油经预热后注入流化催化裂化反应器中与催化剂接触，并在催化裂化反应条件下进行反应，分离反应后的油气和催化剂，反应油气送至后续分离系统，而反应后的催化剂经汽提、再生后循环使用。该方法具有工业实用性强、操作成本低和脱酸效果好等优点，但是干气和焦炭产率较高，造成石油资源的利用效益降低。
长期以来，本领域普通技术人员认为，重油催化裂化的转化率越高越好。但发明人经过创造性地思考和反复实验发现，重油催化裂化的转化率并非越高越好，当转化率高到一定程度，目的产物增加很少，干气和焦炭的产率却大幅度增加。
为了高效利用劣质重油资源，满足日益增长的轻质燃料油的需求，有必要开发一种将劣质重油原料转化为大量的轻质且清洁燃料油的催化转化方法。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是将劣质重油原料催化转化为大量的清洁轻质燃料油和丙烯。
本发明的技术方案为一种制取轻质燃料油和丙烯的催化转化方法，该方法包括下列步骤：
(1)、预热的劣质原料油进入催化转化反应器与催化转化催化剂接触发生反应，分离反应物流得到待生催化剂和反应产物，其中待生催化剂经再生后，返回反应器循环使用；反应产物经分离得到包含丙烯、粗汽油、催化蜡油的产品；
(2)、步骤(1)所述粗汽油进入另一个催化转化反应器，与催化转化催化剂接触发生反应，分离反应物流得到待生催化剂和反应产物，其中待生催化剂经再生后，返回反应器循环使用；反应产物经分离得到包含丙烯和汽油的产品；
(3)、步骤(1)所述催化蜡油经加氢处理或/和溶剂抽提后，得到加氢后的催化蜡油或/和催化蜡油的抽余油；
(4)、步骤(3)所述加氢后的催化蜡油或/和催化蜡油的抽余油循环至步骤(1)所述的催化转化反应器、步骤(2)所述的催化转化反应器、其它催化转化反应器中的一个或几个进一步反应得到目的产物丙烯和汽油。
所述的劣质原料油为重质石油烃和/或其它矿物油，其中重质石油烃选自减压渣油(VR)、劣质的常压渣油(AR)、劣质的加氢渣油、焦化瓦斯油、脱沥青油、高酸值原油、高金属原油中的一种或一种以上的任意比例的混合物；其它矿物油为煤液化油、油砂油、页岩油中的一种或几种。
所述劣质原料油的性质至少满足下列指标中的一种：
密度为900～1000千克/米3，最好为930～960千克/米3；残炭为4～15重％最好为4～10重％；金属含量为15～600ppm，最好为15～100ppm；酸值为0.5～20mgKOH/g，最好为0.5～10.0mgKOH/g。
步骤(1)劣质原料油的反应条件：反应温度为510℃～650℃优选520℃～600℃、反应时间为0.05秒～1.0秒优选0.1秒～0.5秒、催化剂与原料油的重量比为3～15:1优选4～12:1、水蒸汽与原料油的重量比为0.03～0.3:1优选0.05～0.2:1、压力为130kPa～450kPa。
步骤(1)中，在劣质原料油注入点的下游或/和上游，优选在其下游注入冷激介质、步骤(3)所述加氢后的催化蜡油、步骤(3)所述催化蜡油的抽余油中的一种或几种。其中所述冷激介质是选自冷激剂、冷却的再生催化剂、冷却的半再生催化剂、待生催化剂和新鲜催化剂中的一种或一种以上的任意比例的混合物，其中冷激剂是选自液化气、丙烷、C4烃、粗汽油、稳定汽油、柴油、水中的一种或几种，液化气、丙烷、C4烃、粗汽油、稳定汽油、柴油可以是本装置自产或来自外装置；冷却的再生催化剂和冷却的半再生催化剂是待生催化剂分别经两段再生和一段再生后冷却得到。再生催化剂碳含量为0.1重％以下，最好为0.05重％以下，半再生催化剂碳含量为0.1重％～0.9重％，最好碳含量为0.15重％～0.7重％；待生催化剂碳含量为0.9重％以上，最好碳含量为0.9重％～1.2重％
步骤(1)中，所述注入物料(即冷激介质、步骤(3)所述加氢后的催化蜡油、步骤(3)所述催化蜡油的抽余油中的一种或几种)的反应条件：反应温度为420℃～550℃优选460℃～530℃、反应时间为1.5秒～20秒优选2秒～10秒。
所述催化蜡油为初馏点不小于260℃最好不小于330℃的馏分，氢含量不低于10.5重％最好不低于10.8重％。
步骤(2)中，在粗气油的注入点下游或/和上游注入轻质原料油，所述轻质原料油选自液化气、丙烷、C4烃、柴油中的一种或几种，液化气、丙烷、C4烃、柴油可以是本装置自产或来自外装置。
步骤(2)的反应条件：反应温度为350℃～650℃、反应时间为0.05秒～6.0秒、催化剂与原料油的重量比为3～15:1、水蒸汽与原料油的重量比为0.03～0.3:1、压力为130kPa～450kPa。
所述汽油或柴油馏程按实际需要进行调整，不仅限于全流程汽油或柴油。
所述的催化转化催化剂包括沸石、无机氧化物和任选的粘土，各组分分别占催化剂总重量：沸石1重％-50重％、无机氧化物5重％-99重％、粘土0重％-70重％。其中沸石作为活性组分，选自中孔沸石和/或任选的大孔沸石，中孔沸石占沸石总重量的0重％-100重％，优选20重％-80重％，大孔沸石占沸石总重量的0重％-100重％，优选20重％-80重％。中孔沸石选自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，也可对上述中孔沸石用磷等非金属元素和/或铁、钴、镍等过渡金属元素进行改性，有关ZRP更为详尽的描述参见US5,232,675，ZSM系列沸石选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它类似结构的沸石之中的一种或一种以上的混合物，有关ZSM-5更为详尽的描述参见US3,702,886。大孔沸石选自由稀土Y(REY)、稀土氢Y(REHY)、不同方法得到的超稳Y、高硅Y构成的这组沸石中的一种或一种以上的混合物。
无机氧化物作为粘接剂，选自二氧化硅(SiO2)和/或三氧化二铝(Al2O3)。粘土作为基质(即载体)，选自高岭土和/或多水高岭土。
步骤(1)或/和步骤(2)所述的再生催化剂可以经冷却后返回催化转化反应器。
步骤(1)和步骤(3)所述的反应器均选自提升管、等线速的流化床、等直径的流化床、上行式输送线、下行式输送线中的一种或几种组合，所述组合包括串联或/和并联，其中提升管是常规的等直径的提升管或者各种形式变直径的提升管。步骤(1)所述的反应器优选一种变直径提升管反应器，关于该反应器更为详细的描述参见CN1237477A。步骤(3)所述的反应器优选常规的等直径的提升管。
步骤(3)所述加氢处理催化剂是负载在氧化铝和/或无定型硅铝载体上的VIB族金属和/或VIII族金属催化剂，优选的加氢处理催化剂是由0～10重％添加剂、1～9重％的一种或一种以上第VIII族金属、12～39重％一种或一种以上第VIB族金属和余量氧化铝和/或无定型硅铝载体构成，其中所述添加剂选自氟、磷、钛、铂等非金属元素和金属元素。所述加氢处理的条件：氢分压3.0～20.0MPa、反应温度300～450℃、氢油体积比300～2000v/v、体积空速0.1～3.0h-1。
步骤(3)所述溶剂抽提的溶剂选自糠醛、二甲亚砜、二甲基甲酰胺、单乙醇胺、乙二醇、1，2-丙二醇中的一种或几种，温度为40～120℃，催化蜡油与溶剂的体积比为0.5～5.0:1。
该技术方案将催化裂化、加氢处理、溶剂抽提等工艺有机结合，从劣质原料最大限度地生产丙烯和清洁轻质燃料油，尤其是高辛烷值汽油，从而实现石油资源高效利用。
本发明与现有技术相比具有下列预料不到的技术效果：
1、劣质原料油经催化裂化后，所得到的催化蜡油含有较多的多环烷烃和较少的长链烷烃，催化蜡油经加氢处理后，其性质可以得到更明显地改善，加氢处理装置操作周期得到明显地提高，且加氢处理所生成的轻烃分子，尤其干气也明显地减少；
2、加氢处理装置从操作初期到末期所提供的催化裂化原料油性质较稳定，从而有利于催化裂化装置操作；
3、加氢后的催化蜡油性质得到了改善，从而轻质油收率明显地增加，油浆产率明显地降低，实现了石油资源高效利用。
4、劣质原料油经催化裂化后，所得到的催化蜡油经溶剂抽提，抽出油中富含双环芳烃，是很好的化工原料。抽余油富含链烷和环烷烃，非常适合进行催化转化。
5、汽油产品的性质得到明显改善，汽油中的烯烃大幅降低。
附图说明
图1为本发明的实施方式一的工艺流程示意图。
图2为本发明的实施方式二的工艺流程示意图。
具体实施方式
下面列举的具体实施方式是对本发明的技术方案进行进一步的说明，但并不因此而限制本发明。
实施方式一
本实施方式优选的技术方案包括下列步骤：
(1)、预热的劣质原料油进入第一反应器的第一反应区与热的再生催化剂接触，在反应温度为510℃～650℃最好为520℃～600℃、反应时间为0.05秒～1.0秒最好为0.1秒～0.5秒、催化剂与原料油的重量比(以下简称剂油比)为3～15:1最好为4～12:1、水蒸汽与原料油的重量比(以下简称水油比)为0.03～0.3:1最好为0.05～0.2:1、压力为130kPa～450kPa的条件下发生反应；生成的油气和用过的催化剂上行或与注入的冷激介质、步骤(3)所述加氢后的催化蜡油、步骤(3)所述催化蜡油的抽余油中的一种或几种混合后上行至第一反应器的第二反应区，在反应温度为420℃～550℃最好为460℃～530℃、反应时间为1.5秒～20秒最好为2秒～10秒的条件下进行裂化反应、氢转移反应和异构化反应；待生催化剂和反应油气通过旋风分离器分离，待生催化剂经汽提或不汽提、烧焦再生、冷却后返回反应器；分离反应产物得到粗汽油馏分、柴油、催化蜡油及其它产品；
(2)、粗汽油的全馏分或部分馏分进入第二反应器与热的再生催化剂/待生催化剂接触，在反应温度为350～650℃最好为410～510℃、反应时间为0.05～6.0秒最好为0.8～2秒、剂油比为3～15:1最好为4～12:1、水油比为0.03～0.3:1最好为0.05～0.2:1的条件下进行催化转化反应，待生催化剂和反应油气通过旋风分离器分离，待生催化剂进入汽提器，经汽提或不汽提、烧焦再生、冷却后返回反应器；反应产物经分离得到包含丙烯和汽油的产品；
(3)、步骤(1)所述催化蜡油经过滤除去细颗粒催化剂，单独或与柴油和/或其它重油混合后，输送到加氢处理反应器，在氢气存在情况下，与加氢处理催化剂接触，在氢分压3.0～20.0MPa、反应温度300～450℃、氢油体积比300～2000v/v、体积空速0.1～3.0h-1的反应条件下进行加氢处理，得到加氢后的催化蜡油；或/和步骤(1)所述催化蜡油输送到溶剂抽提装置，溶剂选自二甲亚砜、糠醛、二甲基甲酰胺、单乙醇胺、乙二醇、1，2-丙二醇中的一种或几种，在温度40～120℃，溶剂与原料之间的体积比为0.5～5.0的条件下抽提，得到催化蜡油的抽出油即重芳烃和催化蜡油的抽余油
(4)、所得加氢后的催化蜡油或/和催化蜡油的抽余油作为步骤(1)所述的催化转化反应器、步骤(2)所述的催化转化反应器、其它催化转化反应器中的一个或几个的原料，进一步反应得到目的产物丙烯和汽油。
实施方式二
本实施方式优选的技术方案包括下列步骤：
(1)、预热的劣质原料油进入第一反应器的第一反应区与热的再生催化剂接触，在反应温度为510℃～650℃最好为520℃～600℃、反应时间为0.05秒～1.0秒最好为0.1秒～0.5秒、催化剂与原料油的重量比(以下简称剂油比)为3～15:1最好为4～12:1、水蒸汽与原料油的重量比(以下简称水油比)为0.03～0.3:1最好为0.05～0.2:1、压力为130kPa～450kPa的条件下发生反应；生成的油气和用过的催化剂上行或与注入的冷激介质、步骤(3)所述加氢后的催化蜡油、步骤(3)所述催化蜡油的抽余油中的一种或几种混合后上行至第一反应器的第二反应区，在反应温度为420℃～550℃最好为460℃～530℃、反应时间为1.5秒～20秒最好为2秒～10秒的条件下进行裂化反应、氢转移反应和异构化反应；待生催化剂和反应油气通过旋风分离器分离，待生催化剂经汽提或不汽提、烧焦再生、冷却后返回反应器；分离反应产物得到粗汽油馏分、柴油、催化蜡油及其它产品；
(2)、粗汽油的全馏分或部分馏分进入第二反应器与热的再生催化剂/待生催化剂接触，在反应温度为350～650℃最好为410～510℃、反应时间为0.05～6.0秒最好为0.8～2秒、剂油比为3～15:1最好为4～12:1、水油比为0.03～0.3:1最好为0.05～0.2:1的条件下进行催化转化反应，待生催化剂和反应油气通过旋风分离器分离，待生催化剂进入汽提器，经汽提或不汽提、烧焦再生、冷却后返回反应器；反应产物经分离得到包含丙烯和汽油的产品；
(3)、步骤(1)所述催化蜡油经过滤除去细颗粒催化剂，单独或与柴油和/或其它重油混合后，输送到加氢处理反应器，在氢气存在情况下，与加氢处理催化剂接触，在氢分压3.0～20.0MPa、反应温度300～450℃、氢油体积比300～2000v/v、体积空速0.1～3.0h-1的反应条件下进行加氢处理，得到加氢后的催化蜡油；或/和步骤(1)所述催化蜡油输送到溶剂抽提装置，溶剂选自二甲亚砜、糠醛、二甲基甲酰胺、单乙醇胺、乙二醇、1，2-丙二醇中的一种或几种，在温度40～120℃，溶剂与原料之间的体积比为0.5～5.0的条件下抽提，得到催化蜡油的抽出油即重芳烃和催化蜡油的抽余油
(4)、所得加氢后的催化蜡油或/和催化蜡油的抽余油作为步骤(1)所述的催化转化反应器、步骤(2)所述的催化转化反应器、其它催化转化反应器中的一个或几个的原料，进一步反应得到目的产物丙烯和汽油。
下面结合附图对本发明所提供的方法进行进一步的说明，但并不因此限制本发明。
图1是实施方式一的工艺流程示意图。
其工艺流程如下：
预提升介质经管线1由提升管反应器2底部进入，来自管线7的再生催化剂在预提升介质的提升作用下沿提升管2向上加速运动，劣质的原料油经管线3与来自管线4的雾化蒸汽一起注入提升管2反应区I的底部，与提升管反应器已有的物流混合，劣质原料在热的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动。冷激介质、加氢后的催化蜡油、催化蜡油的抽余油中的一种或几种经管线5与来自管线6的雾化蒸汽一起注入提升管2反应区II的底部，与提升管反应器已有的物流混合，轻质原料在较低的含有一定炭的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动，生成的油气和失活的待生催化剂经管线9进入第一沉降器10中的旋风分离器，实现待生催化剂与油气的分离，油气进入集气室23，催化剂细粉由料腿返回第一沉降器。第一沉降器中待生催化剂流向汽提段12，与来自管线21的蒸汽接触。从待生催化剂中汽提出的油气经旋风分离器后进入集气室23。汽提后的待生催化剂经管线8进入再生器27。
预提升介质经管线11由提升管反应器12底部进入，来自管线17的再生催化剂在预提升介质的提升作用下沿提升管向上加速运动，来自本装置或外来的汽油/汽油轻馏分/汽油重馏分经管线13与来自管线14的雾化蒸汽一起注入提升管12，反应后的物流与分别来自管线15、16的轻质原料油(如本装置所产丙烷、C4烃、柴油中的一种或几种)、雾化蒸汽混合并继续反应，并向上加速运动，生成的油气和失活的待生催化剂经管线19进入第一沉降器20中的旋风分离器，实现待生催化剂与油气的分离，油气进入集气室24，催化剂细粉由料腿返回第二沉降器。第二沉降器中待生催化剂流向汽提段22，与来自管线29的蒸汽接触。从待生催化剂中汽提出的油气经旋风分离器后进入集气室24。汽提后的待生催化剂经管线18进入再生器27。
主风经管线28进入再生器，烧去待生催化剂上的焦炭，使失活的待生催化剂再生，烟气经管线进入烟机。再生后的催化剂分别经斜管7和17进入提升管2和提升管12。
集气室23中的油气经过大油气管线25，进入后续的分离系统34，分离得到的丙烯经管线36引出，分离得到的丙烷经管线37引出，而碳四(C4)烃经管线39引出，催化裂化干气经管线35引出，粗汽油馏分经管线39引出，柴油馏分经管线40引出，其中丙烷、C4烃、柴油中的一种或几种可以分别经管线5或/和15引入提升管2或/和提升管12；催化蜡油馏分经管线41输送到加氢处理或/和溶剂抽提单元42，分离出的轻组分或抽出油经管线43引出，加氢后的催化蜡油或/和催化蜡油的抽余油经管线44输送到常规催化裂化单元或本装置催化裂化单元，如分别经管线5或/和15引入提升管2和提升管12，生产低烯烃高辛烷值汽油、丙烯和柴油。
集气室24中的油气经大油气管线26，进入后续的分离系统30，分离的裂化气经管31引入，进入分离系统34，汽油馏分经管线32引出，汽油以上馏分经管线33引出，进入分离系统34。
本实施方式也可以将第二提升管反应器12直接连在沉降器10上，即双反应器，单沉降器，单再生器，单分馏系统模式。
本实施方式也可以将集气室24中的油气经管线26，进入分离系统34中进行产品分离，即双反应器，双沉降器，单再生器，单分馏系统模式。
图2是实施方式二的工艺流程示意图。
本实施方式的工艺流程与实施方式一的基本相同，区在于再生后的催化剂分别经斜管进入催化剂取热罐46和45，经取热后的催化剂分别经斜管7和17进入提升管2和提升管12。其中取热罐的处理过程可以为，对再生催化剂进行取热处理，取热罐45取热后催化剂温度为560～680℃，最好为580～630℃，取热罐46取热后催化剂温度为600～720℃，最好为620～700℃。该取热罐也可以将来自再生器的催化剂与来自本装置的待生剂或外来的催化剂/待生剂混合和取热后分别经管线7和17进入提升管2和提升管12。
下面的实施例将对本方法予以进一步的说明，但并不因此限制本方法。
实施例中所用的原料为减压渣油、劣质常压渣油、劣质加氢渣油和含酸原油，其性质如表1所示。
实施例中所用的催化裂化催化剂GZ-1制备方法简述如下：
1)、将20gNH4Cl溶于1000g水中，向此溶液中加入100g(干基)晶化产品ZRP-1沸石(齐鲁石化公司催化剂厂生产，SiO2/Al2O3＝30，稀土含量RE2O3＝2.0重％)，在90℃交换0.5h后，过滤得滤饼；加入4.0gH3PO4(浓度85％)与4.5gFe(NO3)3溶于90g水中，与滤饼混合浸渍烘干；接着在550℃温度下焙烧处理2小时得到含磷和铁的MFI结构中孔沸石，其元素分析化学组成为
0.1Na2O·5.1Al2O3·2.4P2O5·1.5Fe2O3·3.8RE2O3·88.1SiO2。
2)、用250kg脱阳离子水将75.4kg多水高岭土(苏州瓷土公司工业产品，固含量71.6m％)打浆，再加入54.8kg拟薄水铝石(山东铝厂工业产品，固含量63m％)，用盐酸将其PH调至2-4，搅拌均匀，在60-70℃下静置老化1小时，保持PH为2-4，将温度降至60℃以下，加入41.5Kg铝溶胶(齐鲁石化公司催化剂厂产品，Al2O3含量为21.7m％)，搅拌40分钟，得到混合浆液。
3)、将步骤1)制备的含磷和铁的MFI结构中孔沸石(干基为22.5kg)以及DASY沸石(齐鲁石化公司催化剂厂工业产品，晶胞常数为2.445-2.448nm，干基为2.0kg)加入到步骤2)得到的混合浆液中，搅拌均匀，喷雾干燥成型，用磷酸二氢铵溶液(磷含量为1m％)洗涤，洗去游离Na+，干燥即得催化裂解催化剂样品，该催化剂的组成为15重％含磷和铁的MFI结构中孔沸石、3重％DASY沸石、32重％拟薄水铝石、6重％铝溶胶和余量高岭土。
实施例中所用的加氢处理催化剂制备方法简述如下：称取偏钨酸铵((NH4)2W4O13·18H2O，化学纯)和硝酸镍(Ni(NO3)2·18H2O，化学纯)，用水配成200mL溶液。将溶液加入到氧化铝载体50克中，在室温下浸渍3小时，在浸渍过程中使用超声波处理浸渍液30分钟，冷却，过滤，放到微波炉中干燥约15分钟。该催化剂的组成为：30.0重％WO3、3.1重％NiO和余量氧化铝。
常规的催化裂化催化剂分别为MLC-500和CGP-1，其性质列于表2。
实施例1
该实施例按照附图1的流程进行试验，减压渣油原料油A作为催化裂化的原料，在提升管反应器的中型装置上进行试验，劣质原料进入第一提升管反应区I底部，与催化剂GZ-1接触并发生反应，在反应区I底部，劣质的原料在反应温度600℃、重时空速100h-1，催化剂与原料的重量比6，水蒸汽与原料的重量比为0.05条件下进行裂化反应；在第一提升管反应区II，油气与循环的丙烷和C4烃、柴油混合后在反应温度500℃、重时空速30h-1，水蒸汽与原料的重量比为0.05条件下进行裂化反应，油气和待炭的催化剂在沉降器分离，产品在分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气(包括丙烯、丙烷和C4烃，下同)、汽油、柴油和大于330℃的催化蜡油。50％粗汽油进入第二提升管反应区底部，与催化剂GZ-1接触并反应，粗汽油的反应温度420℃、剂油比为4、水蒸气与原料重量比为0.07条件下进行裂化反应，油气和带碳的催化剂在第二沉降器中分离，产品在第二分离系统按馏程进行切割，从而得到裂化气、汽油和汽油以上馏分，其中裂化气和汽油以上馏分进入第一分离系统。催化蜡油原料经加氢处理，在氢分压18.0MPa、反应温度350℃、氢油体积比1500v/v、体积空速1.5h-1的反应条件下进行加氢处理，加氢后的加氢催化蜡油进入常规的中型催化裂化装置，采用催化剂MLC-500，在反应区I，反应温度600℃、重时空速100h-1，催化剂与原料的重量比6，在反应区II，反应温度500℃、重时空速20h-1，催化裂解催化剂与原料的重量比6，分离出干气、液化气及丙烯、汽油，柴油和催化蜡油，催化蜡油返到加氢处理装置。操作条件和产品分布列于表3。
从表3可以看出，总液体收率高达87.86重％，其中汽油产率为48.30重％，丙烯产率为5.56重％，而干气产率为2.75重％，油浆产率为1.10重％。
对比例1
该对比例是以减压渣油原料A直接作为催化裂化的原料，在中型提升管反应器装置上进行试验，在反应温度500℃、反应时间为2.5秒，催化剂与原料的重量比6，水蒸汽与原料的重量比为0.05条件下进行裂化反应；油气和待炭的催化剂在沉降器分离，产品在分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气及丙烯、汽油、重油。操作条件和产品分布列于表3。
从表3可以看出，总液体收率为77.44重％，其中汽油产率为43.76重％，丙烯产率为4.21重％，而干气产率为3.49重％，油浆产率为9.18重％。与实施例1相比，对比例总液体收率大幅度降低，造成石油资源利用效率的降低。
实施例2
该实施例按照附图1的流程进行试验，劣质加氢渣油原料C作为催化裂化的原料，在提升管反应器的中型装置上进行试验，劣质原料进入第一提升管反应区I底部，与催化剂GZ-1接触并发生反应，在反应区I底部，劣质的原料在反应温度600℃、重时空速100h-1，催化剂与原料的重量比6，水蒸汽与原料的重量比为0.05条件下进行裂化反应；在第一提升管反应区II，油气与作为冷激介质的冷却再生催化剂混合后在反应温度500℃、重时空速30h-1，水蒸汽与原料的重量比为0.05条件下进行裂化反应，油气和待炭的催化剂在沉降器分离，产品在分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气及丙烯、汽油，柴油和大于330℃的催化蜡油。50％粗汽油进入第二提升管反应区底部，与催化剂GZ-1接触并反应，粗汽油的反应温度500℃、剂油比为4、水蒸气与原料重量比为0.07条件下进行裂化反应，油气和带碳的催化剂在第二沉降器中分离，产品在第二分离系统按馏程进行切割，从而得到裂化气、汽油和汽油以上馏分，其中裂化气和汽油以上馏分进入第一分离系统。催化蜡油原料经加氢处理，在氢分压18.0MPa、反应温度350℃、氢油体积比1500v/v、体积空速1.5h-1的反应条件下进行加氢处理，加氢后的催化蜡油返回第一提升管反应区II进行反应，，产物分离出干气、液化气及丙烯、汽油、柴油和催化蜡油，催化蜡油返到加氢处理装置。操作条件和产品分布列于表4。
从表4可以看出，总液体收率高达86.57重％，其中汽油产率为35.58重％，丙烯产率高达8.92重％，而干气产率为3.21重％，油浆产率为1.30重％。
对比例2
该对比例是以劣质加氢渣油原料C直接作为催化裂化的原料，在中型提升管反应器装置上进行试验，采用催化剂CGP-1，在反应温度500℃、反应时间为2.5秒，催化剂与原料的重量比6，水蒸汽与原料的重量比为0.10条件下进行裂化反应；油气和待炭的催化剂在沉降器分离，产品在分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气及丙烯、汽油、重油。操作条件和产品分布列于表4。
从表4可以看出，总液体收率为77.29重％，其中汽油产率为33.04重％，丙烯产率为7.06重％，而干气产率为3.63重％，油浆产率为9.77重％。与实施例2相比，对比例总液体收率大幅度降低，造成石油资源利用效率的降低。
实施例3
该实施例是按照附图2的流程进行试验，高酸原油原料E作为催化裂化的原料，在提升管反应器的中型装置上进行试验，劣质原料进入第一提升管反应区I底部，与催化剂GZ-1接触并发生反应，在反应区I底部，劣质的原料在反应温度600℃、重时空速100h-1，催化剂与原料的重量比6，水蒸汽与原料的重量比为0.05条件下进行裂化反应；在第一提升管反应区II，油气在反应温度500℃、重时空速30h-1，水蒸汽与原料的重量比为0.05条件下进行裂化反应，油气和待炭的催化剂在第一沉降器分离，产品在第一分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气及丙烯、粗汽油，柴油和大于330℃的催化蜡油。50％粗汽油进入第二提升管反应区底部，与催化剂GZ-1接触并反应，粗汽油的反应温度420℃、剂油比为4、水蒸气与原料重量比为0.07条件下进行裂化反应，油气和带碳的催化剂在第二沉降器中分离，产品在第二分离系统按馏程进行切割，从而得到裂化气、汽油和汽油以上馏分，其中裂化气和汽油以上馏分进入第一分离系统。本实施例启用催化剂取热罐45，采用取热的方式对再生剂取热，取热后催化剂温度为600℃。催化蜡油原料经加氢处理，在氢分压18.0MPa、反应温度350℃、氢油体积比1500v/v、体积空速1.5h-1的反应条件下进行加氢处理，加氢后的加氢催化蜡油进入常规的中型催化裂化装置，采用催化剂CGP-1，在反应区I，反应温度600℃、重时空速100h-1，催化裂解催化剂与原料的重量比6，在反应区II，反应温度500℃、重时空速20h-1，催化裂解催化剂与原料的重量比6，分离出干气、液化气及丙烯、汽油、柴油和催化蜡油，催化蜡油返到加氢处理装置。操作条件和产品分布列于表5。
从表5可以看出，总液体收率高达87.33重％，其中汽油产率为37.67重％，丙烯产率高达8.01重％，而干气产率为3.29重％。
对比例3
该对比例是以高酸原油原料E直接作为催化裂化的原料，在中型提升管反应器装置上进行试验，采用催化剂CGP-1，在反应温度500℃、反应时间为2.5秒，催化剂与原料的重量比6，水蒸汽与原料的重量比为0.10条件下进行裂化反应；油气和待炭的催化剂在沉降器分离，产品在分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气及丙烯、汽油、重油。操作条件和产品分布列于表5。
从表5可以看出，总液体收率为77.29重％，其中汽油产率为35.43重％，丙烯产率为6.52重％，而干气产率为5.51重％，油浆产率为6.22重％。与实施例3相比，对比例总液体收率大幅度降低，造成石油资源利用效率的降低。
实施例4
该实施例是按照附图1的流程进行试验，常压渣油B作为催化裂化的原料，在提升管反应器的中型装置上进行试验，劣质原料进入第一提升管反应区I底部，与催化剂GZ-1接触并发生反应，在反应区I底部，劣质的原料在反应温度600℃、重时空速100h-1，催化剂与原料的重量比6，水蒸汽与原料的重量比为0.05条件下进行裂化反应；在第一提升管反应区II，油气在反应温度500℃、重时空速30h-1，水蒸汽与原料的重量比为0.05条件下进行裂化反应，油气和待炭的催化剂在第一沉降器分离，产品在第一分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气及丙烯、粗汽油，柴油和大于330℃的催化蜡油。50％粗汽油进入第二提升管反应区底部，与催化剂GZ-1接触并反应，粗汽油的反应温度500℃、剂油比为6、水蒸气与原料重量比为0.07条件下进行裂化反应，油气和带碳的催化剂在第二沉降器中分离，产品在第二分离系统按馏程进行切割，从而得到裂化气、汽油和汽油以上馏分，其中裂化气和汽油以上馏分进入第一分离系统。催化蜡油原料经加氢处理，在氢分压18.0MPa、反应温度350℃、氢油体积比2000v/v、体积空速1.5h-1的反应条件下进行加氢处理，加氢后的加氢催化蜡油进入常规的中型催化裂化装置，采用催化剂MLC-500，在反应区I，反应温度600℃、重时空速100h-1，催化剂与原料的重量比6，在反应区II，反应温度500℃、重时空速20h-1，催化剂与原料的重量比6，分离出干气、液化气及丙烯、汽油，柴油和催化蜡油，催化蜡油返到加氢处理装置。操作条件和产品分布列于表6。
从表6可以看出，总液体收率分别为85.57重％，其中汽油产率为37.27重％，而干气产率为3.16重％，油浆产率为2.30重％。
实施例5
该实施例是按照附图1的流程进行试验，高酸值原油D作为催化裂化的原料，在提升管反应器的中型装置上进行试验，劣质原料进入第一提升管反应区I底部，与催化剂GZ-1接触并发生反应，在反应区I底部，劣质的原料在反应温度600℃、重时空速100h-1，催化剂与原料的重量比6，水蒸汽与原料的重量比为0.05条件下进行裂化反应；在第一提升管反应区II，油气在反应温度500℃、重时空速30h-1，水蒸汽与原料的重量比为0.05条件下进行裂化反应，油气和待炭的催化剂在第一沉降器分离，产品在第一分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气及丙烯、粗汽油，柴油和大于330℃的催化蜡油。丙烷、C4烃和50％粗汽油进入第二提升管反应区底部，与催化剂GZ-1接触并反应，粗汽油的反应温度420℃、剂油比为4、水蒸气与原料重量比为0.07条件下进行裂化反应，油气和带碳的催化剂在第二沉降器中分离，产品在第二分离系统按馏程进行切割，从而得到裂化气、汽油和汽油以上馏分，其中裂化气和汽油以上馏分进入第一分离系统。催化蜡油原料经加氢处理，在氢分压18.0MPa、反应温度350℃、氢油体积比2000v/v、体积空速1.5h-1的反应条件下进行加氢处理，加氢后的加氢催化蜡油进入常规的中型催化裂化装置，采用催化剂MLC-500，在反应区I，反应温度600℃、重时空速100h-1，催化剂与原料的重量比6，在反应区II，反应温度500℃、重时空速20h-1，催化剂与原料的重量比6，分离出干气、液化气及丙烯、汽油，柴油和催化蜡油，催化蜡油返到加氢处理装置。操作条件和产品分布列于表6。
从表6可以看出，总液体收率分别为84.93重％，其中汽油产率为42.30重％，而干气产率为3.15重％，油浆产率为2.18重％。
实施例6
该实施例是按照附图1的流程进行试验，高酸值原油D作为催化裂化的原料，在提升管反应器的中型装置上进行试验，劣质原料进入第一提升管反应区I底部，与催化剂GZ-1接触并发生反应，在反应区I底部，劣质的原料在反应温度600℃、重时空速100h-1，催化剂与原料的重量比6，水蒸汽与原料的重量比为0.05条件下进行裂化反应；在第一提升管反应区II，油气在反应温度500℃、重时空速30h-1，水蒸汽与原料的重量比为0.05条件下进行裂化反应，油气和待炭的催化剂在第一沉降器分离，产品在第一分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气及丙烯、粗汽油，柴油和大于330℃的催化蜡油。50％粗汽油进入第二提升管反应区底部，与催化剂GZ-1接触并反应，粗汽油的反应温度420℃、剂油比为4、水蒸气与原料重量比为0.07条件下进行裂化反应，油气和带碳的催化剂在第二沉降器中分离，产品在第二分离系统按馏程进行切割，从而得到裂化气、汽油和汽油以上馏分，其中裂化气和汽油以上馏分进入第一分离系统。催化蜡油原料经糠醛抽提处理，重循环油与糠醛比为2，抽提段温度为75℃，抽余油进入常规的中型催化裂化装置，采用催化剂MLC-500，在反应区I，反应温度600℃、重时空速100h-1，催化剂与原料的重量比6，在反应区II，反应温度500℃、重时空速20h-1，催化剂与原料的重量比6，分离出干气、液化气及丙烯、汽油，柴油和催化蜡油，催化蜡油返到加氢处理装置。操作条件和产品分布列于表7。
从表7可以看出，总液体收率分别为77.78重％，其中汽油产率为38.44重％，而干气产率为2.93重％，油浆产率为2.02重％，另外有8.26重％的富含芳烃的化工原料。
实施例7
该实施例按照附图1的流程进行试验，减压渣油原料油A作为催化裂化的原料，在提升管反应器的中型装置上进行试验，劣质原料进入第一提升管反应区I底部，与催化剂GZ-1接触并发生反应，在反应区I底部，劣质的原料在反应温度600℃、重时空速100h-1，催化剂与原料的重量比6，水蒸汽与原料的重量比为0.05条件下进行裂化反应；在第一提升管反应区II，油气在反应温度500℃、重时空速30h-1，水蒸汽与原料的重量比为0.05条件下进行裂化反应，油气和待炭的催化剂在第一沉降器分离，产品在第一分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气及丙烯、粗汽油，柴油和大于330℃的催化蜡油。50％粗汽油进入第二提升管反应区底部，与催化剂GZ-1接触并反应，粗汽油的反应温度420℃、剂油比为4、水蒸气与原料重量比为0.07条件下进行裂化反应，油气和带碳的催化剂在第二沉降器中分离，产品在第二分离系统按馏程进行切割，从而得到裂化气、汽油和汽油以上馏分，其中裂化气和汽油以上馏分进入第一分离系统。催化蜡油原料经糠醛抽提处理，催化蜡油与糠醛体积比为2，抽提段温度为75℃，催化蜡油的抽余油进入常规的中型催化裂化装置，采用催化剂MLC-500，在反应区I，反应温度600℃、重时空速100h-1，催化剂与原料的重量比6，在反应区II，反应温度500℃、重时空速20h-1，催化裂解催化剂与原料的重量比6，分离出干气、液化气及丙烯、汽油，柴油和催化蜡油，催化蜡油返到加氢处理装置。操作条件和产品分布列于表7。
从表7可以看出，总液体收率高达81.53重％，其中汽油产率为44.51重％，丙烯产率为5.33重％，而干气产率为2.59重％，油浆产率为1.04重％，另外获得7.07重％的富含芳烃的化工原料。
表1
 
原料油名称 减压渣油 减压渣油 劣质加氢渣油     高酸原油 高酸原油
原料油代号 A B C D E
密度(20℃)，千克/米3 920.9 980 942.7 932.5 902.2
运动粘度，毫米2/秒
80℃ / / 137.7 156.45 52.5
100℃ 114.4 / 62.78 / /
残炭，重％ 8.2 13.95 8.0 6.7 7.89
凝点，℃ 25 / / / /
酸值，mgKOH/g / / / 12.52 3.62
总氮，重％ 0.33 1.02 / / 0.36
硫，重％ 0.21 1.39 0.24 / 0.14
碳，重％ 86.91 85.35 87.82 / 86.33
氢，重％ 12.55 11.14 12.07 / 12.66
金属含量，ppm
镍 8.8 64.0 7.4 19.3 61.0
钒 0.1 5.3 8.2 1.1 3.4
铁 1.8 / 11.1 / 13.2
铜 <0.1 / / / /
钠 3.0 / 1.2 / 43
钙 7.4 557 4.4
馏程，℃
初馏点 415 / 287 / /
10％ 545 / 394 / /
30％ / / 473 / /
50％ / / 558 / /
70％ / / / / /
90％ / / / / /
终馏点 / / / / /
表2
 
催化剂编号 MLC-500 GZ-1 CGP-1
沸石类型 大孔沸石 中孔和大孔沸石           中孔和大孔沸石          
化学组成，重％
氧化铝 50.2 40.0 56.3
氧化钠 0.321 0.29 0.19
氧化铁 / 1.1 /
稀土 2.5 3.2
表观密度，kg/m3 700 750 630
孔体积，毫升/克 0.38 0.40 0.36
比表面积，米2/克 229 196 221
磨损指数，重％时-1 1.9 1.5 1.7
筛分组成，重％
0～40微米 17.3 20.2 13.1
40～80微米 49.3 50.1 41.8
>80微米 33.4 29.7 45.1
表3
 
实施例1 对比例1
原料油编号 A A
反应器 串联+并联提升管 提升管
催化裂化单元
操作条件
催化剂 GZ-1
第一提升管
提升管出口温度，℃ 500
反应区I/II温度，℃ 600/500
反应区I/II重时空速，h-1 100/25
水蒸汽/原料的重量比 0.05
第二提升管
反应温度，℃ 420
剂油比 4
水蒸气/原料的重量比 0.07
加氢处理单元
温度，℃ 350 /
体积空速，h-1 1.5 /
氢油体积比，v/v 1500 /
常规催化裂化单元
催化剂 MLC-500 MLC-500
提升管出口温度，℃ 500 520
反应区I/II温度，℃ 600/500 /
反应区I/II重时空速，h-1 100/20 2.5秒
水蒸汽/原料的重量比 0.05 0.05
产品分布，重％
干气 2.75 3.49
液化气 17.66 13.50
丙烯 5.56 4.21
汽油 48.30 43.76
烯烃，体积％ 20.2 29.8
柴油 21.90 20.18
油浆 1.10 9.18
焦炭 8.29 9.89
合计 100.00 100.00
总液体收率，重％ 87.86 77.44
汽油辛烷值
RON 90.1 91.0
MON 81.2 78.1
表4
 
实施例2 对比例2
原料油编号 C C
反应器 串联+并联提升管 提升管
催化裂化单元
操作条件
催化剂 GZ-1
第一提升管
提升管出口温度，℃ 500
反应区I/II温度，℃ 600/500
反应区I/II重时空速，h-1 100/25
水蒸汽/原料的重量比 0.05
第二提升管
反应温度，℃ 500
剂油比 4
水蒸气/原料的重量比 0.07
加氢处理单元
温度，℃ 350 /
体积空速，h-1 1.5 /
氢油体积比，v/v 1500 /
常规催化裂化单元
催化剂 CGP-1
提升管出口温度，℃ 500
反应时间，秒 2.5
水蒸汽/原料的重量比 0.10
产品分布，重％
干气 3.21 3.63
液化气 26.52 20.17
丙烯 8.92 7.06
汽油 35.58 33.04
烯烃，体积％ 19.9 31.2
柴油 24.47 24.08
油浆 1.30 9.77
焦炭 8.92 9.31
合计 100.00 100.0
总液体收率，重％ 86.57 77.29
汽油辛烷值
RON 90.1 94.0
MON 81.2 83.1
表5
 
实施例3 对比例3
原料油编号 E E
反应器 串联+并联提升管 提升管
催化裂化单元
操作条件
催化剂 GZ-1
第一提升管
提升管出口温度，℃ 500
反应区I/II温度，℃ 600/500
反应区I/II重时空速，h-1 100/25
水蒸汽/原料的重量比 0.05
第二提升管
反应温度，℃ 420
剂油比 4
水蒸气/原料的重量比 0.07
加氢处理单元
温度，℃ 350 /
体积空速，h-1 1.5 /
氢油体积比，v/v 1500 /
常规催化裂化单元
催化剂 CGP-1 CGP-1
提升管出口温度，℃ 500 500
反应区I/II温度，℃ 600/500
反应区I/II重时空速，h-1 100/20 2.5秒
水蒸汽/原料的重量比 0.10 0.10
产品分布，重％
干气 3.29 5.51
液化气 23.36 19.10
丙烯 8.01 6.52
汽油 37.67 35.43
烯烃，体积％ 25.8 30.0
柴油 26.30 22.76
油浆 / 6.22
焦炭 8.60 10.16
含氧化合物 0.78 0.82
合计 100.00 100.00
总液体收率，重％ 87.33 77.29
汽油辛烷值
RON 90.1 90.0
MON 81.2 78.8
表6
 
实施例4 实施例5
原料油编号 B D
反应器 串联+并联提升管 串联+并联提升管
催化裂化单元
操作条件
催化剂 GZ-1 GZ-1
第一提升管
提升管出口温度，℃ 500 500
反应区I/II温度，℃ 600/500 600/500
反应区I/II重时空速，h-1 100/25 100/25
水蒸汽/原料的重量比 0.05 0.05
第二提升管
反应温度，℃ 500 420
剂油比 6 4
水蒸气/原料的重量比 0.07 0.07
加氢处理单元
温度，℃ 350 350
体积空速，h-1 1.5 1.5
氢油体积比，v/v 2000 2000
常规催化裂化单元
催化剂 MLC-500 MLC-500
提升管出口温度，℃ 500 500
反应区I/II温度，℃ 600/500 600/500
反应区I/II重时空速，h-1 100/20 100/20
水蒸汽/原料的重量比 0.05 0.05
产品分布，重％
干气 3.16 3.15
液化气 16.43 15.74
丙烯 6.07 4.78
汽油 37.27 42.30
烯烃，体积％ 21.6 21.4
柴油 31.86 26.91
油浆 2.30 2.18
焦炭 8.97 9.41
含氧化合物 / 0.32
合计 100.00 100
总液体收率，重％ 85.57 84.93
汽油辛烷值
RON 96.3 92.3
MON 85.2 83.3
表7
 
实施例6 实施例7
原料油编号 D A
反应器 串联+并联提升管 串联+并联提升管
催化裂化单元
操作条件
催化剂 GZ-1 GZ-1
第一提升管
提升管出口温度，℃ 500 500
反应区I/II温度，℃ 600/500 600/500
反应区I/II重时空速，h-1 100/25 100/25
水蒸汽/原料的重量比 0.05 0.05
第二提升管
反应温度，℃ 420 420
剂油比 4 4
水蒸气/原料的重量比 0.07 0.07
溶剂抽提单元
温度，℃ 75 75
溶剂 糠醛 糠醛
催化蜡油/溶剂比 2 2
常规催化裂化单元
催化剂 MLC-500 MLC-500
提升管出口温度，℃ 500 500
反应区I/II温度，℃ 600/500 600/500
反应区I/II重时空速，h-1 100/20 100/20
水蒸汽/原料的重量比 0.05 0.05
产品分布，重％
干气 2.93 2.59
液化气 14.83 16.83
丙烯 4.54 5.33
汽油 38.44 44.51
烯烃，体积％ 22.1 20.0
柴油 24.51 20.19
油浆 2.02 1.04
焦炭 8.70 7.77
含氧化合物 0.31 /
抽提芳烃 8.26 7.07
合计 100.00 100.00
总液体收率，重％ 77.78+8.26 81.53+7.07
汽油辛烷值
RON 92.1 90.0
MON 83.0 81.1

Claims (18)

1.一种制取轻质燃料油和丙烯的催化转化方法，其特征在于该方法包括下列步骤：
(1)、预热的劣质原料油进入催化转化反应器与催化转化催化剂接触发生反应，劣质原料油的反应条件包括反应温度为510℃～650℃、反应时间为0.05秒～1.0秒、催化剂与原料油的重量比为3～15∶1、水蒸汽与原料油的重量比为0.03～0.3∶1、压力为130kPa～450kPa，分离反应物流得到待生催化剂和反应产物，其中待生催化剂经再生后，返回反应器循环使用；反应产物经分离得到包含丙烯、粗汽油、催化蜡油的产品；
(2)、步骤(1)所述粗汽油进入另一个催化转化反应器，与催化转化催化剂接触发生反应，步骤(2)的反应条件包括反应温度为350℃～650℃、反应时间为0.05秒～6.0秒、催化剂与原料油的重量比为3～15∶1、水蒸汽与原料油的重量比为0.03～0.3∶1、压力为130kPa～450kPa，分离反应物流得到待生催化剂和反应产物，其中待生催化剂经再生后，返回反应器循环使用；反应产物经分离得到包含丙烯和汽油的产品；
(3)、步骤(1)所述催化蜡油经加氢处理或/和溶剂抽提后，得到加氢后的催化蜡油或/和催化蜡油的抽余油，所述加氢处理的条件：氢分压3.0～20.0MPa、反应温度300～450℃、氢油体积比300～2000v/v、体积空速0.1～3.0h-1；
(4)、步骤(3)所述加氢后的催化蜡油或/和催化蜡油的抽余油循环至步骤(1)所述的催化转化反应器、步骤(2)所述的催化转化反应器、其它催化转化反应器中的一个或几个进一步反应得到目的产物丙烯和汽油。
2.按照权利要求1的方法，其特征在于所述劣质原料油为重质石油烃和/或其它矿物油，其中重质石油烃选自减压渣油、劣质的常压渣油、劣质的加氢渣油、焦化瓦斯油、脱沥青油、高酸值原油、高金属原油中的一种或几种；其它矿物油为煤液化油、油砂油、页岩油中的一种或几种。
3.按照权利要求1或2的方法，其特征在于所述劣质原料油的性质至少满足下列指标中的一种：密度为900～1000千克/米3，残炭为4～15重％，金属含量为15～600ppm，酸值为0.5～20mgKOH/g。
4.按照权利要求1的方法，其特征在于所述的催化转化催化剂包括沸石、无机氧化物和任选的粘土，各组分分别占催化剂总重量：沸石1重％-50重％、无机氧化物5重％-99重％、粘土0重％-70重％，其中沸石作为活性组分，为中孔沸石和/或任选的大孔沸石，中孔沸石选自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，大孔沸石选自由稀土Y、稀土氢Y、不同方法得到的超稳Y、高硅Y构成的这组沸石中的一种或一种以上的混合物。
5.按照权利要求1的方法，其特征在于步骤(1)劣质原料油的条件：反应温度为520℃～600℃、反应时间为0.1秒～0.5秒、催化剂与原料油的重量比为4～12∶1、水蒸汽与原料油的重量比为0.05～0.2∶1。
6.按照权利要求1的方法，其特征在于步骤(1)中在劣质原料油注入点的下游或/和上游注入冷激介质、步骤(3)所述加氢后的催化蜡油、步骤(3)所述催化蜡油的抽余油中的一种或几种。
7.按照权利要求6的方法，其特征在于所述冷激介质是选自冷激剂、冷却的再生催化剂、冷却的半再生催化剂、待生催化剂和新鲜催化剂中的一种或一种以上的任意比例的混合物，其中冷激剂是选自液化气、丙烷、C4烃、粗汽油、稳定汽油、柴油、水中的一种或几种；冷却的再生催化剂和冷却的半再生催化剂是待生催化剂分别经两段再生和一段再生后冷却得到。
8.按照权利要求6的方法，其特征在于注入物料的反应条件：反应温度为420℃～550℃、反应时间为1.5秒～20秒。
9.按照权利要求8的方法，其特征在于注入物料的反应条件：反应温度为460℃～530℃、反应时间为2秒～10秒。
10.按照权利要求1的方法，其特征在于所述催化蜡油为初馏点不小于260℃的馏分，氢含量不低于10.5重％。
11.按照权利要求10的方法，其特征在于所述催化蜡油为初馏点不小于330℃的馏分，氢含量不低于10.8重％。
12.按照权利要求1的方法，其特征在于所述加氢处理催化剂是负载在氧化铝和/或无定型硅铝载体上的VIB族金属和/或VIII族金属催化剂。
13.按照权利要求1的方法，其特征在于所述溶剂抽提的溶剂选自糠醛、二甲亚砜、二甲基甲酰胺、单乙醇胺、乙二醇、1，2-丙二醇中的一种或几种，温度为40～120℃，催化蜡油与溶剂的体积比为0.5～5.0∶1。
14.按照权利要求1的方法，其特征在于步骤(3)中在劣质原料油注入点的下游或/和上游注入轻质原料油，所述轻质原料油选自液化气、丙烷、C4烃、柴油中的一种或几种。
15.按照权利要求1的方法，其特征在于步骤(2)的反应条件：反应温度为350℃～650℃、反应时间为0.05秒～6.0秒、催化剂与原料油的重量比为3～15∶1、水蒸汽与原料油的重量比为0.03～0.3∶1、压力为130kPa～450kPa。
16.按照权利要求1的方法，其特征在于步骤(1)或/和步骤(2)所述的再生催化剂经冷却后返回催化转化反应器。
17.按照权利要求1的方法，其特征在于步骤(1)和步骤(2)所述反应器均选自提升管、等线速的流化床、等直径的流化床、上行式输送线、下行式输送线中的一种或几种组合，所述组合包括串联或/和并联，其中提升管是常规的等直径的提针管或者各种形式变直径的提针管。
18.按照权利要求17的方法，其特征在于步骤(1)所述反应器为变直径的提升管，步骤(2)所述反应器为常规的等直径或/和变直径的提升管。
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