專利名稱：：一種制取丙烯和高辛烷值汽油的催化轉(zhuǎn)化方法
技術(shù)領(lǐng)域：
：本發(fā)明屬于烴油的催化轉(zhuǎn)化方法，更具體地說，是由烴油催化裂化和加氫處理工藝過程的組合將將重質(zhì)原料轉(zhuǎn)化為低碳烯烴尤其丙烯和高辛烷值汽油的催化轉(zhuǎn)化方法。
背景技術(shù)：
：低碳烯烴如乙烯、丙烯等是重要的有機化工原料，其中丙烯是聚丙烯、丙烯腈等產(chǎn)品的合成單體。隨著聚丙烯等衍生物需求的迅速增長，對丙烯的需求也在逐年俱增。世界丙烯市場的需求已經(jīng)從20年前的1520萬噸增加到2000年的5120萬噸，年均增長率達6.3%。預計到2010年丙烯的需求量將達到8600萬噸，其間年均增長率約為5.6%。生產(chǎn)丙烯的方法主要是蒸汽裂解和催化裂化(FCC)，其中蒸汽裂解以石腦油等輕質(zhì)油為原料通過熱裂解生產(chǎn)乙烯、丙烯，但丙烯的產(chǎn)率僅為15重％左右，而FCC則以減壓瓦斯油(VGO)等重質(zhì)油為原料。目前，世界上66%的丙烯來自蒸汽裂解生產(chǎn)乙烯的副產(chǎn)品，32%來自煉油廠FCC生產(chǎn)汽、柴油的副產(chǎn)品，少量(約2%)由丙烷脫氫和乙烯-丁烯易位反應得到。石油化工如果走傳統(tǒng)的蒸汽裂解制乙烯、丙烯路線，將面臨輕質(zhì)原料油短缺、生產(chǎn)能力不足以及成本過高等幾大制約因素。FCC由于其原料適應性廣、操作靈活等優(yōu)勢日益受到重視。在美國，幾乎丙烯市場需求量的50%都來源于FCC裝置。增產(chǎn)丙烯的催化裂化改進技術(shù)發(fā)展很快。US4，980，053公開了一種制取低碳烯烴的烴類轉(zhuǎn)化方法，原料為不同沸程的石油餾分、渣油或原油，在流化床或移動床反應器內(nèi)使用固體酸催化劑，在溫度500隱650。C、壓力1.5-3x105Pa、重時空速0.2-2.0h1、劑油比2-12的條件下進行催化轉(zhuǎn)化反應，反應后的催化劑經(jīng)燒焦再生后返回反應器內(nèi)循環(huán)使用。該方法丙烯和丁烯的總產(chǎn)率可以達到40%左右，其中丙烯產(chǎn)率高達26.34%。WO00/31215A1公開了一種生產(chǎn)烯烴的催化裂化方法，該方法釆用ZSM-5和/或ZSM-ll沸石做活性組分，以大量惰性物質(zhì)為基質(zhì)的催化劑，以VGO為原料，丙歸的產(chǎn)率也不超過20重％。US4，422，925公開了多種具有不同裂化性能的烴類與熱再生催化劑接觸并轉(zhuǎn)化的方法，該方法所述的烴類至少含有一種氣體烷烴原料和一種液體烴類原料，該方法依據(jù)不同的烴類分子具有不同裂化性能，將反應區(qū)分成多個反應區(qū)進行裂化反應，以多產(chǎn)低分子烯烴。盡管這些方法能夠多產(chǎn)丙烯，但隨著液化氣產(chǎn)率或丙烯產(chǎn)率的增加，汽油產(chǎn)率減少，汽油中的芳烴和苯含量也大幅度增加，高苯含量的汽油如果不經(jīng)抽提或飽和，通常不適合去調(diào)合汽油，除汽油中的芳烴和苯含量高的問題之外，干氣產(chǎn)率增長近5倍，從而造成重質(zhì)油資源的浪費，石油資源未實現(xiàn)高效利用。隨著我國經(jīng)濟的發(fā)展，我國汽油車保有量逐年增加，因此對高質(zhì)量輕質(zhì)燃料油的需求則大幅度增加，尤其汽油。而目前世界正面臨著原油變重變劣的趨勢，對重質(zhì)燃料油的需求卻逐步減少。因此，渣油加氫處理作為重油催化裂化原料油的工藝得到廣泛地應用。CN1382776A公開了渣油加氫處理與重油催化裂化聯(lián)合的方法，是渣油和油漿蒸出物、催化裂化重循化油、任選的餾分油一起進入加氬處理裝置，在氬氣和加氬催化劑存在下進行加氫反應；反應所得的生成油蒸出汽柴油后，加氫渣油與任選的減壓瓦斯油一起進入催化裂化裝置，在裂化催化劑存在下進行裂化反應，反應所得重循環(huán)油進入渣油加氫裝置，蒸餾油漿得到蒸出物返回至加氫裝置。該方法能將油漿和重循環(huán)油轉(zhuǎn)化為輕質(zhì)油品，提高了汽油和柴油的收率。盡管重油通過加氳處理工藝后，催化裂化工藝可以生產(chǎn)更多的液體產(chǎn)品，且產(chǎn)品的雜質(zhì)含量低，性質(zhì)有所改善，但當重油的密度大，粘度高、重金屬含量高及膠質(zhì)和瀝青質(zhì)含量高時，加氫處理裝置的操作條件十分苛刻，操作壓力高，反應溫度高，空速低，開工周期短，操作費用高，且裝置的一次性投資也高。此外，該方法處理重油時，還生產(chǎn)小分子烴類，尤其是干氣，造成重油資源的利用效率的降低，同時，加氫渣油進入催化裂化裝置處理時，仍然生產(chǎn)出8~10重％的重油，又造成重油資源的利用效率的降低。該重油可以返到渣油加氫裝置，但該重油與渣油性質(zhì)相差較大，且氫含量低，即使經(jīng)加氫處理，該重油的性質(zhì)改善有限。對原料中的其它烴類S子裂化反應過度，造成干二和焦炭產(chǎn)率^幅度增加，同時，現(xiàn)有技術(shù)對汽油辛烷值和柴油中的汽油潛含量未充分利用，造成丙烯產(chǎn)率偏低，同時汽油產(chǎn)率和質(zhì)量存在改善的余地。為了滿足曰益增長的丙烯化工原料的需求和車用汽油的產(chǎn)率，有必要開發(fā)一種將重質(zhì)原料轉(zhuǎn)化為大量的丙烯和高辛烷值汽油的催化轉(zhuǎn)化方法。
發(fā)明內(nèi)容本發(fā)明的目的是在現(xiàn)有技術(shù)的基礎(chǔ)上提供一種由催化裂化工藝和加氫處理工藝有機組合，將重質(zhì)原料轉(zhuǎn)化為低碳烯烴，尤其是丙烯和高辛烷值汽油的催化轉(zhuǎn)化方法。組合方法是催化裂化工藝只處理重質(zhì)原料中烷烴基團，而剩下的芳烴基團由加氫處理工藝來加工，從而實現(xiàn)石油資源高效利用。本發(fā)明提供的方法包括不同裂化性能的烴類原料與催化裂解催化劑接觸，該方法包括難裂化的原料先與熱再生催化裂解催化劑接觸，在反應溫度600~750。C、重時空速100-800h"、反應壓力0.10MPa~l.OMPa(絕壓)、催化裂解催化劑與原料的重量比30-150，水蒸汽與原料的重量比為0.05~1.0的條件下進行裂化反應，反應物流與易裂化的原料油混合，在反應溫度450~620"C、重時空速0.1~100h1、反應壓力0.10~1.0MPa(絕壓)、催化裂解催化劑與原料的重量比1.0-30，水蒸汽與原料的重量比為0.05~1.0的條件下進行裂化反應；待生催化劑和反應油氣通過旋風分離器分離，待生催化劑進入汽提器，經(jīng)汽提、燒焦再生后返回反應器，反應油氣經(jīng)分離得到目的產(chǎn)物丙烯、高辛烷值汽油及餾程為180260"C的餾分、>260€的餾分，其中>260°0的餾分與氫氣、加氫處理催化劑接觸，在氫分壓3.0~20.0MPa、反應溫度300~450。C、氫油體積比300~2000v/v、體積空速0.13.01T1的反應條件下進行加氫處理，所得到的加氫重油作為本催化裂解裝置的原料油或常規(guī)催化裂化裝置的原料油。所述餾程為180260i:的餾分返回作為本催化裂解裝置的原料油。所述不同裂化性能的烴類原料分為易裂化和難裂化原料。所述的易裂化原料為石油烴和/或其它礦物油，其中石油烴選自減壓瓦斯油(VGO)、常壓瓦斯油(AGO)、焦化瓦斯油(CGO)、脫瀝青油(DAO)、減壓渣油(VR)、常壓渣油(AR)、加氫重油中的一種或一種以上的混合物。其它礦物油為煤液化油、油砂油、頁巖油中的一種或幾種。優(yōu)選的原料選自減壓瓦斯油、常壓瓦斯油、焦化瓦斯油、脫瀝青油、減壓渣油、常壓渣油的一種或其中一種以上的混合物。其中VGO、AGO、CGO、DAO、VR、AR為未加氫的全餾分或部分餾分，或為加氫后的全餾分或部分餾分。所述的難裂化原料選自柴油、汽油、碳原子數(shù)為4-8的烴、餾程范圍為180260。C的餾分中的一種或其中一種以上的混合物。所述汽油選自本方法所得催化裂解汽油、催化裂化汽油、直餾汽油、焦化汽油、熱裂解汽油、熱裂化汽油、加氫汽油中的一種或其中一種以上的混合物，其中催化裂化汽油、直餾汽油、焦化汽油、熱裂解汽油、熱裂化汽油、加氫汽油是來自本裝置外的汽油。所述柴油是選自本方法所得催化裂解柴油、催化裂化柴油、直餾柴油、焦化柴油、熱裂化柴油、加氫柴油中的一種或其中一種以上的混合物，其中催化裂化柴油、直餾柴油、焦化柴油、熱裂化柴油、加氫柴油是來自本裝置外的柴油。碳原子數(shù)為48的烴可以是來自本發(fā)明的催化裂解方法，也可以來自常規(guī)催化裂化、焦化、熱裂化、加氫等工藝。所述加氫重油是本裝置或外來裝置如常規(guī)催化裂化所生產(chǎn)的餾程大于260"C的重油，最好大于330。C的重油在氫氣存在情況下，與加氳處理催化劑接觸，在氫分壓3.0-20.0MPa、反應溫度300~450"C、氫油體積比300~2000v/v、體積空速0.1~3.0h-1的反應條件下進行加氫處理所得到。所述的催化裂解催化劑包括沸石、無機氧化物和任選的粘土，各組分分別占催化劑總重量沸石1重％-50重％、無才幾氧化物5重％-99重％、粘土0重％-70重％。其中沸石作為活性組分，選自中孔沸石和任選的大孔沸石，中孔沸石占沸石總重量的50重％-100重％，優(yōu)選70重％-100重％,大孔沸石占沸石總重量的0重％-50重％,優(yōu)選0重％-30重％。中孔沸石選自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，也可對上述中孔沸石用磷等非金屬元素和/或鐵、鈷、鎳等過渡金屬元素進行改性，有關(guān)ZRP更為詳盡的描述參見US5，232，675，ZSM系列沸石選自ZSM-5、ZSM誦ll、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它類似結(jié)構(gòu)的沸石之中的一種或一種以上的混合物，有關(guān)ZSM-5更為詳盡的描述參見US3，702，886。大孔沸石選自由稀土Y(REY)、稀土氫Y(REHY)、不同方法得到的超穩(wěn)Y、高硅Y構(gòu)成的這組沸石中的一種或一種以上的混合物。無機氧化物作為粘接劑，選自二氧化硅(Si02)和/或三氧化二鋁(A1203)。粘土作為基質(zhì)(即載體)，選自高嶺土和/或多水高嶺土。每個反應器內(nèi)的催化裂解催化劑可以相同，也可以不同。所述的流化床反應器選自提升管、等線速的流化床、等直徑的流化床、上行式輸送線、下行式輸送線一種或兩種串聯(lián)組合。提升管可以是常規(guī)的等直徑的提升管，也可以是各種形式變徑的提升管。其中流化床的氣速為0.1米/秒-2米/秒，提升管的氣速為2米/秒-30米/秒(不計催化劑)。本發(fā)明的最佳實施方式是在一種變徑提升管反應器中進行，關(guān)于該反應器更為詳細的描述參見CN1237477A。為了增加反應下游區(qū)的劑油比，提高催化劑的裂解活性，可通過補充熱或冷的再生催化劑、半再生催化劑、待生的催化劑、新鮮催化劑。冷卻段再生后冷卻得至l的，再生催化劑^含量為0.1重％以下，最好為0.05重%以下，半再生催化劑碳含量為0.1重％0.9重％,最好碳含量為0.15重%~0.7重％;待生催化劑碳含量為0.9重％以上，最好碳含量為0.9重％~1.2重％。所述的低碳烯烴為丙蜂和丁烯。從反應油氣中分離丙烯和任選的丁烯的方法與本領(lǐng)域普通技術(shù)人員熟知的方法相同；從反應油氣分離C5-C8出來作為循環(huán)物料方法與本領(lǐng)域普通技術(shù)人員熟知的方法相同；分離所述的18026(TC的餾分，優(yōu)選1卯~250。C的餾分可以在現(xiàn)有的FCC分餾塔內(nèi)進行分離方法，大于250"C或260。C的餾分，最好大于330。C的餾分可以作為加氫處理裝置的原料油，或者大于250TC或260X:的餾分，最好大于330。C的餾分作為常規(guī)催化裂化裝置的原料油。加氫處理裝置是處理本裝置或外來裝置如常規(guī)催化裂化所生產(chǎn)的大于260。C的重油，最好大于330X:的重油。在氫氣存在情況下，該重油與加氫處理催化劑接觸，在氫分壓3.020.0MPa、反應溫度300-450。C、氫油體積比30(V2000v/v、體積空速(U3.01T1的反應條件下進行加氫處理，所得到的加氫重油可以作為本裝置的原料油或常規(guī)催化裂化裝置的原料油。所述的加氫處理催化劑是負載在氧化鋁和/或無定型硅鋁載體上的VIB族金屬和/或VIII族金屬催化劑，優(yōu)選的加氫處理催化劑是由0~10重％添加劑、19重％的一種或一種以上第VIII族金屬、12~39重％—種或一種以上笫VIB族金屬和余量氧化鋁和/或無定型硅鋁栽體構(gòu)成，其中所述添加劑選自氟、磷、鈦、鉑等非金屬元素和金屬元素。所述VIB族金屬選自Mo或/和W,VIII族金屬選自Co或/和Ni。該技術(shù)方案將催化裂解和加氫處理等工藝有機結(jié)合，從氫含量較低的重質(zhì)原料最大限度地生產(chǎn)低碳烯烴，尤其是丙烯和輕質(zhì)燃料油，尤其高辛烷值汽油，從而實現(xiàn)石油資源高效利用。本發(fā)明與現(xiàn)有技術(shù)相比具有下列預料不到的技術(shù)效果1、丙烯產(chǎn)率和丙烯在液化氣中的選擇性大幅度增加，對于石蠟基VGO,丙烯產(chǎn)率近30重％。2、汽油產(chǎn)率明顯地增加，汽油辛烷值明顯地改善。3、在丙烯產(chǎn)率大幅度增加的情況下，干氣產(chǎn)率明顯地降低，可降低達80重％以上。4、輕質(zhì)油收率明顯地增加，油漿產(chǎn)率明顯地降低，從而石油資源利用效率得到改善。5、加氫處理裝置操作周期得到明顯地提高，加氫重油性質(zhì)得到明顯的改善。附圖為本發(fā)明提供的制取丙烯和高辛烷值汽油的催化轉(zhuǎn)化方法流程示意圖。具體實施例方式下面結(jié)合附圖對本發(fā)明所提供的方法進行進一步的說明，但并不因此限制本發(fā)明。附圖為本發(fā)明提供的制取丙烯和高辛烷值汽油的催化轉(zhuǎn)化方法流程示意圖。其工藝流程如下預提升介質(zhì)經(jīng)管線l由提升管反應器2底部進入，來自管線16的再生催化劑在預提升介質(zhì)的提升作用下沿提升管向上加速運動，難裂化原料油經(jīng)管線3與來自管線4的霧化蒸汽一起注入提升管2反應區(qū)I的底部，與提升管反應器已有的物流混合，難裂化原料在熱的催化劑上發(fā)生裂化反應，并向上加速運動。易裂化原料油經(jīng)管線5與來自管線6的霧化蒸汽一起注入提升管2反應區(qū)I的中下部，與提升管反應器已有的物流混合，易裂化原料在較低的含有一定炭的催化劑上發(fā)生裂化反應，并向上加速運動進入反應區(qū)II繼續(xù)反應，生成的油氣和失活的待生催化劑經(jīng)管線7進入沉降器8中的旋風分離器，實現(xiàn)待生催化劑與油氣的分離，油氣進入集氣室9，催化劑細粉由料腿返回沉降器。沉降器中待生催化劑流向汽提段IO,與來自管線11的蒸汽接觸。從待生催化劑中汽提出的油氣經(jīng)旋風分離器后進入集氣室9。汽提后的待生催化劑經(jīng)斜管12進入再生器13，主風經(jīng)管線14進入再生器，燒去待生催化劑上的焦炭，使失活的待生催化劑再生，煙氣經(jīng)管線15進入煙機。再生后的催化劑經(jīng)斜管16進入提升管。集氣室9中的油氣經(jīng)過大油氣管線17，進入后續(xù)的分離系統(tǒng)18，分離得到的丙烯經(jīng)管線19引出，分離得到的丙烷經(jīng)管線28引出，而碳四烴經(jīng)管線20引出，也可以返回提升管2的反應區(qū)I底部，催化裂解干氣經(jīng)管線21引出，催化裂解汽油經(jīng)管線27引出，餾程為180260X:的餾分經(jīng)管線22返回提升管2的反應區(qū)I底部，餾程〉260。C的餾分經(jīng)管線23進入加氫處理單元24，分離出輕組分經(jīng)管線25引出，加氫重油經(jīng)管線26返回提升管2的反應區(qū)I中下部。下面的實施例將對本方法予以進一步的說明，但并不因此限制本方法。實施例中所用的原料為VGO,其性質(zhì)如表l所示。實施例中所用的抽提溶劑為糠醛。實施例中所用的催化裂解催化劑制備方法筒述如下1)、將20gNH4Cl溶于lOOOg水中，向此溶液中加入lOOg(干基)晶化產(chǎn)品ZRP-1沸石(齊魯石化公司催化劑廠生產(chǎn)，SiO2/Al2O3=30,稀土含量RE2O3=2.0重％)，在卯。C交換0.5h后，過濾得濾餅；加入4.0gH3PO4(濃度85%)與4.5gFe(N03)3溶于卯g水中，與濾餅混合浸漬烘干；接著在550。C溫度下焙燒處理2小時得到含磷和鐵的MFI結(jié)構(gòu)中孔沸石，其元素分析化學組成為0.1Na2O.5.1Al2O32.4P2O5.1.5Fe2O3.3.8RE2O3.88.1SiO2。2)、用250kg脫陽離子水將75.4kg多水高呤土(蘇州瓷土公司工業(yè)產(chǎn)品，固含量71.6m%)打漿，再加入54.8kg擬薄水鋁石(山東鋁廠工業(yè)產(chǎn)品，固含量63m。/Q)，用鹽酸將其PH調(diào)至2-4，攪拌均勻，在60-70°C下靜置老化l小時，保持PH為2-4，將溫度降至60。C以下，加入4L5Kg鋁溶膠(齊魯石化公司催化劑廠產(chǎn)品，人1203含量為21.7m%)，攪拌40分鐘，得到混合漿液。3)、將步驟1)制備的含磷和鐵的MFI結(jié)構(gòu)中孔沸石(干基為22.5kg)以及DASY沸石(齊魯石化公司催化劑廠工業(yè)產(chǎn)品，晶胞常數(shù)為2.445-2.448nm，干基為2.0kg)加入到步驟2)得到的混合漿液中，攪拌均勻，噴霧干燥成型，用磷酸二氫銨溶液(磷含量為lm%)洗滌，洗去游離Na+，干燥即得催化裂解催化劑樣品，該催化劑的組成為15重％含磷和鐵的MFI結(jié)構(gòu)中孔沸石、3重Q/。DASY沸石、32重％擬薄水鋁石、6重o/。鋁溶膠和余量高嶺土。實施例中所用的加氫處理催化劑制備方法簡述如下稱取偏鵪酸銨((NH4)2W4013.18H20，化學純)和硝酸鎳(Ni(N03)2.18H20，化學純)，用水配成200mL溶液。將溶液加入到氧化鋁載體50克中，在室溫下浸漬3小時，在浸漬過程中使用超聲波處理浸漬液30分鐘，冷卻，過濾，放到微波爐中干燥約15分鐘。該催化劑的組成為30.0重％\￥03、3.1重。/。NiO和余量氧化鋁。實施例1該實施例按照附圖的流程進行試驗，原料油A直接作為催化裂解的原料，在由提升管反應器的中型裝置上進行試驗，易裂化的原料進入反應區(qū)I中下部，難裂化的原料進入反應區(qū)I底部，在反應區(qū)I底部，難裂化的原料在反應溫度640X:、重時空速180h—1,催化裂解催化劑與原料的重量比60,水蒸汽與原料的重量比為0.20條件下進行裂化反應；在反應區(qū)I中部，易裂化的原料在反應溫度580C、重時空速60h"，催化裂解催化劑與原料的重量比10,水蒸汽與原料的重量比為0.15條件下進行裂化反應，在反應區(qū)II,油氣在反應溫度540。C、重時空速301T1,水蒸汽與原料的重量比為0.15條件下進行裂化反應，油氣和待炭的催化劑在沉降器分離，產(chǎn)品在分離系統(tǒng)按餾程進行切割，從而得到丙烯和汽油，部分碳四烴、餾程為180-26(TC的餾分進行回煉，餾程〉26(TC的餾分經(jīng)加氬處理，在氫分壓18.0MPa、反應溫度350。C、氫油體積比1500v/v、體積空速1.5h"的反應條件下進行加氫處理，加氫后的加氫重油循環(huán)回上述中型催化裂化裝置。操作條件和產(chǎn)品分布列于表2。從表2可以看出，丙烯產(chǎn)率高達30.02重％,干氣產(chǎn)率僅為3.32重％,液體收率為90.68重％。實施例2該實施例與實施例1的試驗裝置相同，原料油B直接作為催化裂解的原料，在由提升管反應器的中型裝置上進行試驗，易裂化的原料進入反應區(qū)I中下部，難裂化的原料進入反應區(qū)I底部，在反應區(qū)I底部，難裂化的原料在反應溫度640。C、重時空速180h—1，催化裂解催化劑與原料的重量比60,水蒸汽與原料的重量比為0.20條件下進行裂化反應；在反應區(qū)I中下部，易裂化的原料在反應溫度580。C、重時空速60h—1，催化裂解催化劑與原料的重量比10，水蒸汽與原料的重量比為0.15條件下進行裂化反應，另外，從汽提段補充部分已汽提的待生催化劑進入反應區(qū)II底部，以降低反應區(qū)II的溫度和反應重時空速。在反應區(qū)II，油氣在反應溫度530。C、重時空速20h—1，水蒸汽與原料的重量比為0.15條件下進行裂化反應，油氣和待炭的催化劑在沉降器分離，產(chǎn)品在分離系統(tǒng)按餾程進行切割，從而得到丙烯和汽油，部分碳四烴、餾程為180-260。C的餾分進行回煉，餾程>260"€的餾分經(jīng)加氫處理，在氫分壓10.0MPa、反應溫度450"C、氫油體積比500v/v、體積空速0.5h"的反應條件下進行加氳處理，加氫后的加氫重油循環(huán)回上述中型催化裂化裝置。操作條件和產(chǎn)品分布列于表2。從表2可以看出，丙烯產(chǎn)率高達27.55重％，干氣產(chǎn)率僅為3.16重％,液體收率為90.64重％。表l<table>tableseeoriginaldocumentpage13</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage14</column></row><table>權(quán)利要求1、一種制取丙烯和高辛烷值汽油的催化轉(zhuǎn)化方法，其特征在于該方法包括難裂化的原料先與熱再生催化裂解催化劑接觸，在反應溫度600～750℃、重時空速100～800h-1、反應壓力0.10MPa～1.0MPa(絕壓)、催化裂解催化劑與原料的重量比30～150，水蒸汽與原料的重量比為0.05～1.0的條件下進行裂化反應，反應物流與易裂化的原料油混合，在反應溫度450～620℃、重時空速0.1～100h-1、反應壓力0.10～1.0MPa(絕壓)、催化裂解催化劑與原料的重量比1.0～30，水蒸汽與原料的重量比為0.05～1.0的條件下進行裂化反應；待生催化劑和反應油氣通過旋風分離器分離，待生催化劑進入汽提器，經(jīng)汽提、燒焦再生后返回反應器，反應油氣經(jīng)分離得到目的產(chǎn)物丙烯、高辛烷值汽油及餾程為180～260℃的餾分、>260℃的餾分，其中>260℃的餾分與氫氣、加氫處理催化劑接觸，在氫分壓3.0～20.0MPa、反應溫度300～450℃、氫油體積比300～2000v/v、體積空速0.1～3.0h-1的反應條件下進行加氫處理，所得到的加氫重油作為本催化裂解裝置的原料油或常規(guī)催化裂化裝置的原料油。2、按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述難裂化的原料所述的難裂化原料選自油漿、柴油、汽油、碳原子數(shù)為4-8的烴中的一種或一種以上的混合物。3、按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述易裂化原料為石油烴和/或其它礦物油，其中石油烴選自減壓瓦斯油、常壓瓦斯油、焦化瓦斯油、脫瀝青油、減壓渣油、常壓渣油、加氫重油中的一種或一種以上的混合物，其它礦物油為煤液化油、油妙、油、頁巖油中的一種或幾種。4、按照權(quán)利要求1或3的方法，其特征在于所述加氫重油是本裝置或常規(guī)催化裂化所生產(chǎn)的餾程大于260X:的重油，經(jīng)加氫處理所得。5、按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述的催化裂解催化劑包括沸石、無機氧化物和任選的粘土，各組分分別占催化劑總重量沸石l重%-50重％、無機氧化物5重％-99重％、粘土0重％-70重％,其中沸石為中孔沸石和任選的大孔沸石，中孔沸石占沸石總重量的50重％-100重%，大孔沸石占沸石總重量的0重％-50重％,中孔沸石選自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，大孔沸石選自Y系列沸石。6、按照權(quán)利要求l的方法，其特征在于所用的反應器選自提升管、等線速的流化床、等直徑的流化床、上行式輸送線、下行式輸送線中的一種或兩種串聯(lián)組合，其中提升管是常規(guī)的等直徑的提升管或者各種形式變徑的提升管。7、按照權(quán)利要求l的方法，其特征在于所述加氫處理催化劑是負載在氧化鋁和/或無定型硅鋁載體上的VIB族金屬和/或VIII族金屬催化劑。8、按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述餾程為180-26(TC的餾分返回作為本催化裂解裝置的原料油。全文摘要一種制取丙烯和高辛烷值汽油的催化轉(zhuǎn)化方法，難裂化的原料先與熱再生催化裂解催化劑接觸，在反應溫度600-750℃、重時空速100-800h^-1、的條件下進行裂化反應，反應物流與易裂化的原料油混合，在反應溫度450-620℃、重時空速0.1-100h^-1的條件下進行裂化反應；分離待生催化劑和反應油氣，待生催化劑經(jīng)再生后返回反應器，反應油氣經(jīng)分離得到丙烯和汽油，＞260℃的餾分經(jīng)加氫處理所得的加氫重油作為本催化裂解裝置或常規(guī)催化裂化裝置的原料油。該方法提高丙烯產(chǎn)率和選擇性，高辛烷值汽油產(chǎn)率增加，降低干氣產(chǎn)率，液體收率大幅度增加，實現(xiàn)石油資源高效利用。文檔編號C10G45/02GK101531923SQ20081010185公開日2009年9月16日申請日期2008年3月13日優(yōu)先權(quán)日2008年3月13日發(fā)明者濤劉,劉澤龍,崔守業(yè),常學良,張久順,戴立順,許友好,謝朝鋼,馬建國,高永燦申請人:中國石油化工股份有限公司;中國石油化工股份有限公司石油化工科學研究院