專利名稱：：一種制取輕質燃料油和丙烯的催化轉化方法
技術領域：
：本發明屬于烴油的催化轉化方法，更具體地說，是由烴油催化裂化和加氫處理/溶劑抽提工藝過程的組合將劣質原料轉化為大量的輕質燃料油和丙烯的方法。
背景技術：
：原油品質隨著原油開采量的不斷增加而越來越差，主要表現在原油密度變大，粘度變高，重金屬含量、硫含量、氮含量、膠質和瀝青質含量及酸值變高。目前，劣質原油與優質原油的價格差別隨著石油資源的短缺也越來越大，導致價格低廉的劣質原油開采和加工方法越來越受到關注，也就是說，從劣質原油中盡可能地提高輕質油的收率，這給傳統的原油的加工技術帶來了巨大的挑戰。傳統的重油加工主要包括兩類加工工藝，一類為加氫工藝，主要包括加氫處理和加氫精制；另一類為脫碳工藝，主要包括溶劑脫瀝青、延遲焦化和重油催化裂化。劣質重油通過這兩類工藝技術可以提高氫碳比，將劣質烴類轉化為低沸點的化合物。當劣質重油采用脫碳工藝處理時，劣質重油中的硫、氮和重金屬含量以及芳烴、膠質和瀝青質含量對脫碳工藝的影響較大，脫碳工藝存在問題是液體產品收率低，產品性質差，需要再處理。象延遲焦化工藝，雖然雜質脫除率高，但生焦量是原料油殘炭值的1.5倍以上，固體焦如何利用也是需要解決的問題。加氫處理工藝可彌補脫碳工藝的不足，劣質重油通過加氫處理后，液體產品收率高，產品性質好。針對加氫工藝和脫碳工藝各自存在的優勢和劣勢，CN1169920C公開了一種加氫工藝和脫碳工藝組合方法，該方法是將渣油進料首先進行緩和熱裂化，然后再與催化裂化油漿一起進行溶劑脫瀝青，脫瀝青油在加氫催化劑和氫氣存在的條件下進行加氫處理。該方法不僅降低了渣油加氫裝置的苛刻度，延長了加氫催化劑的使用壽命，而且液體產品收率高，性質好，但脫油瀝青難以利用。CN1844325A公開了一種處理重油的脫碳工藝和加氫工藝有機組合的方法，該方法是將劣質重油通過溶劑脫瀝青工藝和焦化工藝聯合處理，處理后的脫瀝青油和焦化蠟油作為重油加氫處理裝置的原料，從而改善重油加氫處理裝置進料的性質，緩和重油加氫處理裝置的操作條件，延長重油加氫處理裝置的操作周期，為下游的催化裂化等裝置提供優質的原料油。但該方法工藝流程復雜，且液體收率低。CN100350020C公開一種劣質油料的催化裂化加工工藝，該方法將劣質油經過催化裂化得到的輕柴油餾分返回催化裂化裝置回煉，得到的重油餾分進行溶劑抽提，抽提出的重芳烴作為產品，抽余油返回催化裂化裝置回煉。該方法一定程度上解決了重油的問題，但該方法需控制輕柴油餾分的終餾點《30(TC，重柴油的終餾點《45(TC，其中輕柴油餾分返回催化裂化裝置回煉，重柴油進入溶劑抽提裝置抽提，抽余油返回催化裂化裝置，結果雖然油漿量有所降低，但仍然相對較高，并且沒有柴油產品，干氣產量也較大。CN100340643C公開了一種劣質重油或渣油的處理方法，該方法首先將重油或渣油原料進入溶劑抽提裝置，多得的脫瀝青油進入固定床加氫處理裝置進行加氫處理，所得加氫尾油進入催化裂化裝置，其中所得的部分或全部油漿與由溶劑抽提得到脫瀝青油一起進入磁浮床加氫裝置，產物進分離得到輕質餾分和未轉化尾油，其中未轉化尾油循環至溶劑抽提裝置。該方法有機的將催化裂化工藝、抽提工藝和加氫工藝結合，并且在重油處理上有一定效果，但該方法工藝餾程復雜，且液體收率低。隨著采油技術的發展，大量高酸、高鈣原油被開采出來。原油中的鈣污染物主要是非卟啉有機鈣化合物，只溶于石油硫分，常規的脫鹽方法不能從原油中分離這些有機鈣化合物，原油中的酸值超過0.5mgK0H/g時，就會造成設備腐蝕，常規的常減壓裝置設備難以加工高酸原油。為此，CN1827744A公開了一種加工高酸值原油的方法，該方法是使預處理后的總酸值大于0.5mgK0H/g的原油經預熱后注入流化催化裂化反應器中與催化劑接觸，并在催化裂化反應條件下進行反應，分離反應后的油氣和催化劑，反應油氣送至后續分離系統，而反應后的催化劑經汽提、再生后循環使用。該方法具有工業實用性強、操作成本低和脫酸效果好等優點，但是干氣和焦炭產率較高，造成石油資源的利用效益降低。長期以來，本領域普通技術人員認為，重油催化裂化的轉化率越高越好。但發明人經過創造性地思考和反復實驗發現，重油催化裂化的轉化率并非越高越好，當轉化率高到一定程度，目的產物增加很少，干氣和焦炭的產率卻大幅度增加。為了高效利用劣質重油資源，滿足日益增長的輕質燃料油的需求，有必要開發一種將劣質重油原料轉化為大量的輕質且清潔燃料油的催化轉化方法。
發明內容本發明所要解決的技術問題是將劣質重油原料催化轉化為大量的清潔輕質燃料油和丙烯。本發明的技術方案為一種制取輕質燃料油和丙烯的催化轉化方法，該方法包括下列步驟(1)、預熱的劣質原料油進入催化轉化反應器與催化轉化催化劑接觸發生反應，分離反應物流得到待生催化劑和反應產物，其中待生催化劑經再生后，返回反應器循環使用；反應產物經分離得到包含丙烯、粗汽油、催化蠟油的產品；(2)、步驟(1)所述粗汽油進入另一個催化轉化反應器，與催化轉化催化劑接觸發生反應，分離反應物流得到待生催化劑和反應產物，其中待生催化劑經再生后，返回反應器循環使用；反應產物經分離得到包含丙烯和汽油的產品；(3)、步驟(1)所述催化蠟油經加氫處理或/和溶劑抽提后，得到加氫后的催化蠟油或/和催化蠟油的抽余油；(4)、步驟(3)所述加氫后的催化蠟油或/和催化蠟油的抽余油循環至步驟(1)所述的催化轉化反應器、步驟(2)所述的催化轉化反應器、其它催化轉化反應器中的一個或幾個進一步反應得到目的產物丙烯和汽油。所述的劣質原料油為重質石油烴和/或其它礦物油，其中重質石油烴選自減壓渣油(VR)、劣質的常壓渣油(AR)、劣質的加氫渣油、焦化瓦斯油、脫瀝青油、高酸值原油、高金屬原油中的一種或一種以上的任意比例的混合物；其它礦物油為煤液化油、油砂油、頁巖油中的一種或幾種。所述劣質原料油的性質至少滿足下列指標中的一種密度為9001000千克/米3，最好為930960千克/米3;殘炭為415重％最好為410重％;金屬含量為15600卯m，最好為15100卯m;酸值為0.520mgK0H/g，最好為0.510.OmgKOH/g。步驟(1)劣質原料油的反應條件反應溫度為51(TC65(TC優選52(rC60(rC、反應時間為0.05秒1.0秒優選0.1秒0.5秒、催化劑與原料油的重量比為315:1優選412:1、水蒸汽與原料油的重量比為0.030.3:l優選O.050.2:1、壓力為130kPa450kPa。步驟(1)中，在劣質原料油注入點的下游或/和上游，優選在其下游注入冷激介質、步驟(3)所述加氫后的催化蠟油、步驟(3)所述催化蠟油的抽余油中的一種或幾種。其中所述冷激介質是選自冷激劑、冷卻的再生催化劑、冷卻的半再生催化劑、待生催化劑和新鮮催化劑中的一種或一種以上的任意比例的混合物，其中冷激劑是選自液化氣、丙烷、C4烴、粗汽油、穩定汽油、柴油、水中的一種或幾種，液化氣、丙烷、C4烴、粗汽油、穩定汽油、柴油可以是本裝置自產或來自外裝置；冷卻的再生催化劑和冷卻的半再生催化劑是待生催化劑分別經兩段再生和一段再生后冷卻得到。再生催化劑碳含量為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％步驟(1)中，所述注入物料(即冷激介質、步驟(3)所述加氫后的催化蠟油、步驟(3)所述催化蠟油的抽余油中的一種或幾種)的反應條件反應溫度為420°C55(TC優選460°C530。C、反應時間為1.5秒20秒優選2秒10秒。所述催化蠟油為初餾點不小于26(TC最好不小于33(TC的餾分，氫含量不低于10.5重％最好不低于10.8重％。步驟(2)中，在粗氣油的注入點下游或/和上游注入輕質原料油，所述輕質原料油選自液化氣、丙烷、C4烴、柴油中的一種或幾種，液化氣、丙烷、C4烴、柴油可以是本裝置自產或來自外裝置。步驟(2)的反應條件反應溫度為350°C65(TC、反應時間為0.05秒6.0秒、催化劑與原料油的重量比為315:1、水蒸汽與原料油的重量比為0.030.3:1、壓力為130kPa450kPa。所述汽油或柴油餾程按實際需要進行調整，不僅限于全流程汽油或柴油。所述的催化轉化催化劑包括沸石、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％、無機氧化物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/或任選的大孔沸石，中孔沸石占沸石總重量的0重％-100重％，優選20重％_80重％，大孔沸石占沸石總重量的0重％_100重％，優選20重％-80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ZRP更為詳盡的描述參見US5，232，675，ZSM系列沸石選自ZSM-5、ZSM-ll、ZSM_12、ZSM_23、ZSM_35、ZSM_38、ZSM-48和其它類似結構的沸石之中的一種或一種以上的混合物，有關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Y、高硅Y構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(即載體)，選自高嶺土和/或多水高嶺土。步驟(1)或/和步驟(2)所述的再生催化劑可以經冷卻后返回催化轉化反應器。步驟(1)和步驟(3)所述的反應器均選自提升管、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幾種組合，所述組合包括串聯或/和并聯，其中提升管是常規的等直徑的提升管或者各種形式變直徑的提升管。步驟(1)所述的反應器優選一種變直徑提升管反應器，關于該反應器更為詳細的描述參見CN1237477A。步驟(3)所述的反應器優選常規的等直徑的提升管。步驟(3)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，優選的加氫處理催化劑是由010重％添加劑、19重％的一種或一種以上第VIII族金屬、1239重％—種或一種以上第VIB族金屬和余量氧化鋁和/或無定型硅鋁載體構成，其中所述添加劑選自氟、磷、鈦、鉬等非金屬元素和金屬元素。所述加氫處理的條件氫分壓3.020.0MPa、反應溫度30045(TC、氫油體積比3002000v/v、體積空速0.13.Oh—、步驟(3)所述溶劑抽提的溶劑選自糠醛、二甲亞砜、二甲基甲酰胺、單乙醇胺、乙二醇、l，2-丙二醇中的一種或幾種，溫度為4012(TC，催化蠟油與溶劑的體積比為0.55.0:1。該技術方案將催化裂化、加氫處理、溶劑抽提等工藝有機結合，從劣質原料最大限度地生產丙烯和清潔輕質燃料油，尤其是高辛烷值汽油，從而實現石油資源高效利用。本發明與現有技術相比具有下列預料不到的技術效果1、劣質原料油經催化裂化后，所得到的催化蠟油含有較多的多環烷烴和較少的長鏈烷烴，催化蠟油經加氫處理后，其性質可以得到更明顯地改善，加氫處理裝置操作周期得到明顯地提高，且加氫處理所生成的輕烴分子，尤其干氣也明顯地減少；2、加氫處理裝置從操作初期到末期所提供的催化裂化原料油性質較穩定，從而有利于催化裂化裝置操作；3、加氫后的催化蠟油性質得到了改善，從而輕質油收率明顯地增加，油漿產率明顯地降低，實現了石油資源高效利用。4、劣質原料油經催化裂化后，所得到的催化蠟油經溶劑抽提，抽出油中富含雙環芳烴，是很好的化工原料。抽余油富含鏈烷和環烷烴，非常適合進行催化轉化。5、汽油產品的性質得到明顯改善，汽油中的烯烴大幅降低。圖1為本發明的實施方式一的工藝流程示意圖。圖2為本發明的實施方式二的工藝流程示意圖。具體實施例方式下面列舉的具體實施方式是對本發明的技術方案進行進一步的說明，但并不因此而限制本發明。實施方式一本實施方式優選的技術方案包括下列步驟(1)、預熱的劣質原料油進入第一反應器的第一反應區與熱的再生催化劑接觸，在反應溫度為510°C65(TC最好為520°C60(TC、反應時間為0.05秒1.0秒最好為0.1秒0.5秒、催化劑與原料油的重量比(以下簡稱劑油比)為315:1最好為412:1、水蒸汽與原料油的重量比(以下簡稱水油比)為0.030.3:l最好為0.050.2:1、壓力為130kPa450kPa的條件下發生反應；生成的油氣和用過的催化劑上行或與注入的冷激介質、步驟(3)所述加氫后的催化蠟油、步驟(3)所述催化蠟油的抽余油中的一種或幾種混合后上行至第一反應器的第二反應區，在反應溫度為420°C55(TC最好為460°C530°C、反應時間為1.5秒20秒最好為2秒10秒的條件下進行裂化反應、氫轉移反應和異構化反應；待生催化劑和反應油氣通過旋風分離器分離，待生催化劑經汽提或不汽提、燒焦再生、冷卻后返回反應器；分離反應產物得到粗汽油餾分、柴油、催化蠟油及其它產品；(2)、粗汽油的全餾分或部分餾分進入第二反應器與熱的再生催化劑/待生催化劑接觸，在反應溫度為35065(TC最好為41051(TC、反應時間為0.056.0秒最好為0.82秒、劑油比為315:l最好為412:1、水油比為0.030.3:l最好為0.050.2:l的條件下進行催化轉化反應，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，經汽提或不汽提、燒焦再生、冷卻后返回反應器；反應產物經分離得到包含丙烯和汽油的產品；(3)、步驟(1)所述催化蠟油經過濾除去細顆粒催化劑，單獨或與柴油和/或其它重油混合后，輸送到加氫處理反應器，在氫氣存在情況下，與加氫處理催化劑接觸，在氫分壓3.020.0MPa、反應溫度300450。C、氫油體積比3002000v/v、體積空速0.13.Oh—1的反應條件下進行加氫處理，得到加氫后的催化蠟油；或/和步驟(1)所述催化蠟油輸送到溶劑抽提裝置，溶劑選自二甲亞砜、糠醛、二甲基甲酰胺、單乙醇胺、乙二醇、l，2-丙二醇中的一種或幾種，在溫度4012(TC，溶劑與原料之間的體積比為0.55.0的條件下抽提，得到催化蠟油的抽出油即重芳烴和催化蠟油的抽余油(4)、所得加氫后的催化蠟油或/和催化蠟油的抽余油作為步驟(1)所述的催化轉化反應器、步驟(2)所述的催化轉化反應器、其它催化轉化反應器中的一個或幾個的原料，進一步反應得到目的產物丙烯和汽油。實施方式二本實施方式優選的技術方案包括下列步驟(1)、預熱的劣質原料油進入第一反應器的第一反應區與熱的再生催化劑接觸，在反應溫度為510°C65(TC最好為520°C60(TC、反應時間為0.05秒1.0秒最好為0.1秒0.5秒、催化劑與原料油的重量比(以下簡稱劑油比)為315:1最好為412:1、水蒸汽與原料油的重量比(以下簡稱水油比)為0.030.3:l最好為0.050.2:1、壓力為130kPa450kPa的條件下發生反應；生成的油氣和用過的催化劑上行或與注入的冷激介質、步驟(3)所述加氫后的催化蠟油、步驟(3)所述催化蠟油的抽余油中的一種或幾種混合后上行至第一反應器的第二反應區，在反應溫度為420°C55(TC最好為46(TC53(TC、反應時間為1.5秒20秒最好為2秒10秒的條件下進行裂化反應、氫轉移反應和異構化反應；待生催化劑和反應油氣通過旋風分離器分離，待生催化劑經汽提或不汽提、燒焦再生、冷卻后返回反應器；分離反應產物得到粗汽油餾分、柴油、催化蠟油及其它產品；(2)、粗汽油的全餾分或部分餾分進入第二反應器與熱的再生催化劑/待生催化劑接觸，在反應溫度為35065(TC最好為41051(TC、反應時間為0.056.0秒最好為0.82秒、劑油比為315:l最好為412:1、水油比為0.030.3:l最好為0.050.2:l的條件下進行催化轉化反應，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，經汽提或不汽提、燒焦再生、冷卻后返回反應器；反應產物經分離得到包含丙烯和汽油的產品；(3)、步驟(1)所述催化蠟油經過濾除去細顆粒催化劑，單獨或與柴油和/或其它重油混合后，輸送到加氫處理反應器，在氫氣存在情況下，與加氫處理催化劑接觸，在氫分壓3.020.OMPa、反應溫度300450。C、氫油體積比3002000v/v、體積空速0.13.Oh—1的反應條件下進行加氫處理，得到加氫后的催化蠟油；或/和步驟(1)所述催化蠟油輸送到溶劑抽提裝置，溶劑選自二甲亞砜、糠醛、二甲基甲酰胺、單乙醇胺、乙二醇、l，2-丙二醇中的一種或幾種，在溫度4012(TC，溶劑與原料之間的體積比為0.55.0的條件下抽提，得到催化蠟油的抽出油即重芳烴和催化蠟油的抽余油(4)、所得加氫后的催化蠟油或/和催化蠟油的抽余油作為步驟(1)所述的催化轉化反應器、步驟(2)所述的催化轉化反應器、其它催化轉化反應器中的一個或幾個的原料，進一步反應得到目的產物丙烯和汽油。下面結合附圖對本發明所提供的方法進行進一步的說明，但并不因此限制本發明。圖1是實施方式一的工藝流程示意圖。其工藝流程如下預提升介質經管線1由提升管反應器2底部進入，來自管線7的再生催化劑在預提升介質的提升作用下沿提升管2向上加速運動，劣質的原料油經管線3與來自管線4的霧化蒸汽一起注入提升管2反應區I的底部，與提升管反應器已有的物流混合，劣質原料在熱的催化劑上發生裂化反應，并向上加速運動。冷激介質、加氫后的催化蠟油、催化蠟油的抽余油中的一種或幾種經管線5與來自管線6的霧化蒸汽一起注入提升管2反應區II的底部，與提升管反應器已有的物流混合，輕質原料在較低的含有一定炭的催化劑上發生裂化反應，并向上加速運動，生成的油氣和失活的待生催化劑經管線9進入第一沉降器10中的旋風分離器，實現待生催化劑與油氣的分離，油氣進入集氣室23，催化劑細粉由料腿返回第一沉降器。第一沉降器中待生催化劑流向汽提段12，與來自管線21的蒸汽接觸。從待生催化劑中汽提出的油氣經旋風分離器后進入集氣室23。汽提后的待生催化劑經管線8進入再生器27。預提升介質經管線11由提升管反應器12底部進入，來自管線17的再生催化劑在預提升介質的提升作用下沿提升管向上加速運動，來自本裝置或外來的汽油/汽油輕餾分/汽油重餾分經管線13與來自管線14的霧化蒸汽一起注入提升管12，反應后的物流與分別來自管線15、16的輕質原料油(如本裝置所產丙烷、C4烴、柴油中的一種或幾種)、霧化蒸汽混合并繼續反應，并向上加速運動，生成的油氣和失活的待生催化劑經管線19進入第一沉降器20中的旋風分離器，實現待生催化劑與油氣的分離，油氣進入集氣室24，催化劑細粉由料腿返回第二沉降器。第二沉降器中待生催化劑流向汽提段22，與來自管線29的蒸汽接觸。從待生催化劑中汽提出的油氣經旋風分離器后進入集氣室24。汽提后的待生催化劑經管線18進入再生器27。主風經管線28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，煙氣經管線進入煙機。再生后的催化劑分別經斜管7和17進入提升管2和提升管12。集氣室23中的油氣經過大油氣管線25，進入后續的分離系統34，分離得到的丙烯經管線36引出，分離得到的丙烷經管線37引出，而碳四(C4)烴經管線39引出，催化裂化干氣經管線35引出，粗汽油餾分經管線39引出，柴油餾分經管線40引出，其中丙烷、C4烴、柴油中的一種或幾種可以分別經管線5或/和15引入提升管2或/和提升管12;催化蠟油餾分經管線41輸送到加氫處理或/和溶劑抽提單元42，分離出的輕組分或抽出油經管線43引出，加氫后的催化蠟油或/和催化蠟油的抽余油經管線44輸送到常規催化裂化單元或本裝置催化裂化單元，如分別經管線5或/和15引入提升管2和提升管12，生產低烯烴高辛烷值汽油、丙烯和柴油。集氣室24中的油氣經大油氣管線26，進入后續的分離系統30，分離的裂化氣經管31弓I入，進入分離系統34，汽油餾分經管線32引出，汽油以上餾分經管線33引出，進入分離系統34。本實施方式也可以將第二提升管反應器12直接連在沉降器10上，即雙反應器，單沉降器，單再生器，單分餾系統模式。本實施方式也可以將集氣室24中的油氣經管線26，進入分離系統34中進行產品分離，即雙反應器，雙沉降器，單再生器，單分餾系統模式。圖2是實施方式二的工藝流程示意圖。本實施方式的工藝流程與實施方式一的基本相同，區在于再生后的催化劑分別經斜管進入催化劑取熱罐46和45，經取熱后的催化劑分別經斜管7和17進入提升管2和提升管12。其中取熱罐的處理過程可以為，對再生催化劑進行取熱處理，取熱罐45取熱后催化劑溫度為560680°C，最好為580630°C，取熱罐46取熱后催化劑溫度為600720°C，最好為62070(TC。該取熱罐也可以將來自再生器的催化劑與來自本裝置的待生劑或外來的催化劑/待生劑混合和取熱后分別經管線7和17進入提升管2和提升管12。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減壓渣油、劣質常壓渣油、劣質加氫渣油和含酸原油，其性質如表1所示。實施例中所用的催化裂化催化劑GZ-1制備方法簡述如下1)、將20gNH4Cl溶于1000g水中，向此溶液中加入100g(干基)晶化產品ZRP-1沸石(齊魯石化公司催化劑廠生產，Si02/Al203=30，稀土含量RE203=2.0重％)，在9(TC交換O.5h后，過濾得濾餅;加入4.081^04(濃度85%)與4.5gFe(N03)3溶于90g水中，與濾餅混合浸漬烘干；接著在55(TC溫度下焙燒處理2小時得到含磷和鐵的MFI結構中孔沸石，其元素分析化學組成為0.lNa205.1A12032.4P2051.5Fe2033.8RE20388.lSi02。2)、用250kg脫陽離子水將75.4kg多水高嶺土(蘇州瓷土公司工業產品，固含量71.6m%)打槳，再加入54.8kg擬薄水鋁石(山東鋁廠工業產品，固含量63m%)，用鹽酸將其ra調至2-4，攪拌均勻，在60-7(TC下靜置老化1小時，保持ra為2-4，將溫度降至60°C以下，加入41.5Kg鋁溶膠(齊魯石化公司催化劑廠產品，A1203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結構中孔沸石(干基為22.5kg)以及DASY沸石(齊魯石化公司催化劑廠工業產品，晶胞常數為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結構中孔沸石、3重％DASY沸石、32重％擬薄水鋁石、6重％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鎢酸銨((NH4)2W401318H20，化學純)和硝酸鎳(Ni(N03)218H20，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％W03、3.1重％NiO和余量氧化鋁。常規的催化裂化催化劑分別為MLC-500和CGP-1，其性質列于表2。實施例1該實施例按照附圖1的流程進行試驗，減壓渣油原料油A作為催化裂化的原料，在提升管反應器的中型裝置上進行試驗，劣質原料進入第一提升管反應區I底部，與催化劑GZ-1接觸并發生反應，在反應區I底部，劣質的原料在反應溫度60(TC、重時空速lOOh—、催化劑與原料的重量比6，水蒸汽與原料的重量比為0.05條件下進行裂化反應；在第一提升管反應區II，油氣與循環的丙烷和C4烴、柴油混合后在反應溫度50(TC、重時空速30h—、水蒸汽與原料的重量比為0.05條件下進行裂化反應，油氣和待炭的催化劑在沉降器分離，產品在分離系統按餾程進行切割，從而得到干氣、液化氣(包括丙烯、丙烷和C4烴，下同)、汽油、柴油和大于33(TC的催化蠟油。50X粗汽油進入第二提升管反應區底部，與催化劑GZ-1接觸并反應，粗汽油的反應溫度42(TC、劑油比為4、水蒸氣與原料重量比為0.07條件下進行裂化反應，油氣和帶碳的催化劑在第二沉降器中分離，產品在第二分離系統按餾程進行切割，從而得到裂化氣、汽油和汽油以上餾分，其中裂化氣和汽油以上餾分進入第一分離系統。催化蠟油原料經加氫處理，在氫分壓18.0MPa、反應溫度35(TC、氫油體積比1500v/v、體積空速1.5h—1的反應條件下進行加氫處理，加氫后的加氫催化蠟油進入常規的中型催化裂化裝置，采用催化劑MLC-500，在反應區I，反應溫度60(TC、重時空速100h—、催化劑與原料的重量比6，在反應區II，反應溫度50(TC、重時空速20h—、催化裂解催化劑與原料的重量比6，分離出干氣、液化氣及丙烯、汽油，柴油和催化蠟油，催化蠟油返到加氫處理裝置。操作條件和產品分布列于表3。從表3可以看出，總液體收率高達87.86重％，其中汽油產率為48.30重％，丙烯產率為5.56重％，而干氣產率為2.75重％，油漿產率為1.10重％。對比例1該對比例是以減壓渣油原料A直接作為催化裂化的原料，在中型提升管反應器裝置上進行試驗，在反應溫度50(TC、反應時間為2.5秒，催化劑與原料的重量比6，水蒸汽與原料的重量比為0.05條件下進行裂化反應；油氣和待炭的催化劑在沉降器分離，產品在分離系統按餾程進行切割，從而得到干氣、液化氣及丙烯、汽油、重油。操作條件和產品分布列于表3。從表3可以看出，總液體收率為77.44重％，其中汽油產率為43.76重％，丙烯產率為4.21重％，而干氣產率為3.49重％，油漿產率為9.18重％。與實施例l相比，對比例總液體收率大幅度降低，造成石油資源利用效率的降低。實施例2該實施例按照附圖1的流程進行試驗，劣質加氫渣油原料C作為催化裂化的原料，在提升管反應器的中型裝置上進行試驗，劣質原料進入第一提升管反應區I底部，與催化劑GZ-1接觸并發生反應，在反應區I底部，劣質的原料在反應溫度600°C、重時空速100h—、催化劑與原料的重量比6，水蒸汽與原料的重量比為0.05條件下進行裂化反應；在第一提升管反應區II，油氣與作為冷激介質的冷卻再生催化劑混合后在反應溫度50(TC、重時空速30h—、水蒸汽與原料的重量比為0.05條件下進行裂化反應，油氣和待炭的催化劑在沉降器分離，產品在分離系統按餾程進行切割，從而得到干氣、液化氣及丙烯、汽油，柴油和大于33(TC的催化蠟油。50X粗汽油進入第二提升管反應區底部，與催化劑GZ-1接觸并反應，粗汽油的反應溫度50(TC、劑油比為4、水蒸氣與原料重量比為0.07條件下進行裂化反應，油氣和帶碳的催化劑在第二沉降器中分離，產品在第二分離系統按餾程進行切割，從而得到裂化氣、汽油和汽油以上餾分，其中裂化氣和汽油以上餾分進入第一分離系統。催化蠟油原料經加氫處理，在氫分壓18.0MPa、反應溫度35(TC、氫油體積比1500v/v、體積空速1.5h—1的反應條件下進行加氫處理，加氫后的催化蠟油返回第一提升管反應區II進行反應，，產物分離出干氣、液化氣及丙烯、汽油、柴油和催化蠟油，催化蠟油返到加氫處理裝置。操作條件和產品分布列于表4。從表4可以看出，總液體收率高達86.57重％，其中汽油產率為35.58重％，丙烯產率高達8.92重％，而干氣產率為3.21重％，油漿產率為1.30重％。對比例2該對比例是以劣質加氫渣油原料C直接作為催化裂化的原料，在中型提升管反應器裝置上進行試驗，采用催化劑CGP-1，在反應溫度50(TC、反應時間為2.5秒，催化劑與原料的重量比6，水蒸汽與原料的重量比為0.10條件下進行裂化反應；油氣和待炭的催化劑在沉降器分離，產品在分離系統按餾程進行切割，從而得到干氣、液化氣及丙烯、汽油、重油。操作條件和產品分布列于表4。從表4可以看出，總液體收率為77.29重％，其中汽油產率為33.04重％，丙烯產率為7.06重％，而干氣產率為3.63重％，油漿產率為9.77重％。與實施例2相比，對比例總液體收率大幅度降低，造成石油資源利用效率的降低。實施例3該實施例是按照附圖2的流程進行試驗，高酸原油原料E作為催化裂化的原料，在提升管反應器的中型裝置上進行試驗，劣質原料進入第一提升管反應區I底部，與催化劑GZ-1接觸并發生反應，在反應區I底部，劣質的原料在反應溫度60(TC、重時空速100h-l，催化劑與原料的重量比6，水蒸汽與原料的重量比為0.05條件下進行裂化反應；在第一提升管反應區II，油氣在反應溫度50(TC、重時空速30h-l，水蒸汽與原料的重量比為0.05條件下進行裂化反應，油氣和待炭的催化劑在第一沉降器分離，產品在第一分離系統按餾程進行切割，從而得到干氣、液化氣及丙烯、粗汽油，柴油和大于33(TC的催化蠟油。50%粗汽油進入第二提升管反應區底部，與催化劑GZ-1接觸并反應，粗汽油的反應溫度42(TC、劑油比為4、水蒸氣與原料重量比為0.07條件下進行裂化反應，油氣和帶碳的催化劑在第二沉降器中分離，產品在第二分離系統按餾程進行切割，從而得到裂化氣、汽油和汽油以上餾分，其中裂化氣和汽油以上餾分進入第一分離系統。本實施例啟用催化劑取熱罐45，采用取熱的方式對再生劑取熱，取熱后催化劑溫度為600°C。催化蠟油原料經加氫處理，在氫分壓18.0MPa、反應溫度35(TC、氫油體積比1500v/v、體積空速1.5h—1的反應條件下進行加氫處理，加氫后的加氫催化蠟油進入常規的中型催化裂化裝置，采用催化劑CGP-1，在反應區I，反應溫度60(TC、重時空速100h—、催化裂解催化劑與原料的重量比6，在反應區II，反應溫度50(TC、重時空速20h—、催化裂解催化劑與原料的重量比6，分離出干氣、液化氣及丙烯、汽油、柴油和催化蠟油，催化蠟油返到加氫處理裝置。操作條件和產品分布列于表5。從表5可以看出，總液體收率高達87.33重％，其中汽油產率為37.67重％，丙烯產率高達8.01重％，而干氣產率為3.29重％。對比例3該對比例是以高酸原油原料E直接作為催化裂化的原料，在中型提升管反應器裝置上進行試驗，采用催化劑CGP-1，在反應溫度50(TC、反應時間為2.5秒，催化劑與原料的重量比6，水蒸汽與原料的重量比為0.10條件下進行裂化反應；油氣和待炭的催化劑在沉降器分離，產品在分離系統按餾程進行切割，從而得到干氣、液化氣及丙烯、汽油、重油。操作條件和產品分布列于表5。從表5可以看出，總液體收率為77.29重％，其中汽油產率為35.43重％，丙烯產率為6.52重％，而干氣產率為5.51重％，油漿產率為6.22重％。與實施例3相比，對比例總液體收率大幅度降低，造成石油資源利用效率的降低。實施例4該實施例是按照附圖1的流程進行試驗，常壓渣油B作為催化裂化的原料，在提升管反應器的中型裝置上進行試驗，劣質原料進入第一提升管反應區I底部，與催化劑GZ-1接觸并發生反應，在反應區I底部，劣質的原料在反應溫度600°C、重時空速100h-l，催化劑與原料的重量比6，水蒸汽與原料的重量比為0.05條件下進行裂化反應；在第一提升管反應區II，油氣在反應溫度50(TC、重時空速30h-l，水蒸汽與原料的重量比為0.05條件下進行裂化反應，油氣和待炭的催化劑在第一沉降器分離，產品在第一分離系統按餾程進行切割，從而得到干氣、液化氣及丙烯、粗汽油，柴油和大于33(TC的催化蠟油。50%粗汽油進入第二提升管反應區底部，與催化劑GZ-1接觸并反應，粗汽油的反應溫度50(TC、劑油比為6、水蒸氣與原料重量比為0.07條件下進行裂化反應，油氣和帶碳的催化劑在第二沉降器中分離，產品在第二分離系統按餾程進行切割，從而得到裂化氣、汽油和汽油以上餾分，其中裂化氣和汽油以上餾分進入第一分離系統。催化蠟油原料經加氫處理，在氫分壓18.0MPa、反應溫度350°C、氫油體積比2000v/v、體積空速1.5h—1的反應條件下進行加氫處理，加氫后的加氫催化蠟油進入常規的中型催化裂化裝置，采用催化劑MLC-500，在反應區I，反應溫度600°C、重時空速100h—、催化劑與原料的重量比6，在反應區II，反應溫度500°C、重時空速20h—、催化劑與原料的重量比6，分離出干氣、液化氣及丙烯、汽油，柴油和催化蠟油，催化蠟油返到加氫處理裝置。操作條件和產品分布列于表6。從表6可以看出，總液體收率分別為85.57重％，其中汽油產率為37.27重％，而干氣產率為3.16重％，油漿產率為2.30重％。實施例5該實施例是按照附圖1的流程進行試驗，高酸值原油D作為催化裂化的原料，在提升管反應器的中型裝置上進行試驗，劣質原料進入第一提升管反應區I底部，與催化劑GZ-1接觸并發生反應，在反應區I底部，劣質的原料在反應溫度60(TC、重時空速lOOh-l，催化劑與原料的重量比6，水蒸汽與原料的重量比為0.05條件下進行裂化反應；在第一提升管反應區II，油氣在反應溫度50(TC、重時空速30h-l，水蒸汽與原料的重量比為0.05條件下進行裂化反應，油氣和待炭的催化劑在第一沉降器分離，產品在第一分離系統按餾程進行切割，從而得到干氣、液化氣及丙烯、粗汽油，柴油和大于33(TC的催化蠟油。丙烷、C4烴和50%粗汽油進入第二提升管反應區底部，與催化劑GZ-1接觸并反應，粗汽油的反應溫度42(TC、劑油比為4、水蒸氣與原料重量比為0.07條件下進行裂化反應，油氣和帶碳的催化劑在第二沉降器中分離，產品在第二分離系統按餾程進行切割，從而得到裂化氣、汽油和汽油以上餾分，其中裂化氣和汽油以上餾分進入第一分離系統。催化蠟油原料經加氫處理，在氫分壓18.OMPa、反應溫度35(TC、氫油體積比2000v/v、體積空速1.5h—1的反應條件下進行加氫處理，加氫后的加氫催化蠟油進入常規的中型催化裂化裝置，采用催化劑MLC-500，在反應區I，反應溫度60(TC、重時空速100h—、催化劑與原料的重量比6，在反應區II，反應溫度50(TC、重時空速20h—、催化劑與原料的重量比6，分離出干氣、液化氣及丙烯、汽油，柴油和催化蠟油，催化蠟油返到加氫處理裝置。操作條件和產品分布列于表6。從表6可以看出，總液體收率分別為84.93重％，其中汽油產率為42.30重％，而干氣產率為3.15重％，油漿產率為2.18重％。實施例6該實施例是按照附圖1的流程進行試驗，高酸值原油D作為催化裂化的原料，在提升管反應器的中型裝置上進行試驗，劣質原料進入第一提升管反應區I底部，與催化劑GZ-1接觸并發生反應，在反應區I底部，劣質的原料在反應溫度60(TC、重時空速100h-l，催化劑與原料的重量比6，水蒸汽與原料的重量比為0.05條件下進行裂化反應；在第一提升管反應區II，油氣在反應溫度50(TC、重時空速30h-l，水蒸汽與原料的重量比為0.05條件下進行裂化反應，油氣和待炭的催化劑在第一沉降器分離，產品在第一分離系統按餾程進行切割，從而得到干氣、液化氣及丙烯、粗汽油，柴油和大于33(TC的催化蠟油。50%粗汽油進入第二提升管反應區底部，與催化劑GZ-1接觸并反應，粗汽油的反應溫度42(TC、劑油比為4、水蒸氣與原料重量比為0.07條件下進行裂化反應，油氣和帶碳的催化劑在第二沉降器中分離，產品在第二分離系統按餾程進行切割，從而得到裂化氣、汽油和汽油以上餾分，其中裂化氣和汽油以上餾分進入第一分離系統。催化蠟油原料經糠醛抽提處理，重循環油與糠醛比為2，抽提段溫度為75t:，抽余油進入常規的中型催化裂化裝置，采用催化劑MLC-500，在反應區I，反應溫度600°C、重時空速100h—、催化劑與原料的重量比6，在反應區II，反應溫度50(TC、重時空速20h—、催化劑與原料的重量比6，分離出干氣、液化氣及丙烯、汽油，柴油和催化蠟油，催化蠟油返到加氫處理裝置。操作條件和產品分布列于表7。從表7可以看出，總液體收率分別為77.78重％，其中汽油產率為38.44重％，而干氣產率為2.93重％，油漿產率為2.02重％，另外有8.26重％的富含芳烴的化工原料。實施例7該實施例按照附圖1的流程進行試驗，減壓渣油原料油A作為催化裂化的原料，在提升管反應器的中型裝置上進行試驗，劣質原料進入第一提升管反應區I底部，與催化劑GZ-1接觸并發生反應，在反應區I底部，劣質的原料在反應溫度60(TC、重時空速lOOh—、催化劑與原料的重量比6，水蒸汽與原料的重量比為0.05條件下進行裂化反應；在第一提升管反應區II，油氣在反應溫度50(TC、重時空速30h—、水蒸汽與原料的重量比為0.05條件下進行裂化反應，油氣和待炭的催化劑在第一沉降器分離，產品在第一分離系統按餾程進行切割，從而得到干氣、液化氣及丙烯、粗汽油，柴油和大于33(TC的催化蠟油。50%粗汽油進入第二提升管反應區底部，與催化劑GZ-1接觸并反應，粗汽油的反應溫度42(TC、劑油比為4、水蒸氣與原料重量比為0.07條件下進行裂化反應，油氣和帶碳的催化劑在第二沉降器中分離，產品在第二分離系統按餾程進行切割，從而得到裂化氣、汽油和汽油以上餾分，其中裂化氣和汽油以上餾分進入第一分離系統。催化蠟油原料經糠醛抽提處理，催化蠟油與糠醛體積比為2，抽提段溫度為75t:，催化蠟油的抽余油進入常規的中型催化裂化裝置，采用催化劑MLC-500，在反應區1，反應溫度60(TC、重時空速100h—、催化劑與原料的重量比6，在反應區II，反應溫度500°C、重時空速20h—、催化裂解催化劑與原料的重量比6，分離出干氣、液化氣及丙烯、汽油，柴油和催化蠟油，催化蠟油返到加氫處理裝置。操作條件和產品分布列于表7。從表7可以看出，總液體收率高達81.53重％，其中汽油產率為44.51重％，丙烯產率為5.33重％，而干氣產率為2.59重％，油槳產率為1.04重％，另外獲得7.07重％的富含芳烴的化工原料。表1<table>tableseeoriginaldocumentpage15</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage16</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage17</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage18</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage19</column></row><table>表4<table>tableseeoriginaldocumentpage19</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage20</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage21</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage22</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage23</column></row><table>表6<table>tableseeoriginaldocumentpage23</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage24</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage25</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage26</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage27</column></row><table>權利要求一種制取輕質燃料油和丙烯的催化轉化方法，其特征在于該方法包括下列步驟(1)、預熱的劣質原料油進入催化轉化反應器與催化轉化催化劑接觸發生反應，分離反應物流得到待生催化劑和反應產物，其中待生催化劑經再生后，返回反應器循環使用；反應產物經分離得到包含丙烯、粗汽油、催化蠟油的產品；(2)、步驟(1)所述粗汽油進入另一個催化轉化反應器，與催化轉化催化劑接觸發生反應，分離反應物流得到待生催化劑和反應產物，其中待生催化劑經再生后，返回反應器循環使用；反應產物經分離得到包含丙烯和汽油的產品；(3)、步驟(1)所述催化蠟油經加氫處理或/和溶劑抽提后，得到加氫后的催化蠟油或/和催化蠟油的抽余油；(4)、步驟(3)所述加氫后的催化蠟油或/和催化蠟油的抽余油循環至步驟(1)所述的催化轉化反應器、步驟(2)所述的催化轉化反應器、其它催化轉化反應器中的一個或幾個進一步反應得到目的產物丙烯和汽油。2.按照權利要求1的方法，其特征在于所述劣質原料油為重質石油烴和/或其它礦物油，其中重質石油烴選自減壓渣油、劣質的常壓渣油、劣質的加氫渣油、焦化瓦斯油、脫瀝青油、高酸值原油、高金屬原油中的一種或幾種；其它礦物油為煤液化油、油砂油、頁巖油中的一種或幾種。3.按照權利要求1或2的方法，其特征在于所述劣質原料油的性質至少滿足下列指標中的一種密度為9001000千克/米3，殘炭為415重％，金屬含量為15600ppm，酸值為0.520mgK0H/g。4.按照權利要求1的方法，其特征在于所述的催化轉化催化劑包括沸石、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％、無機氧化物5重％-99重％、粘土0重％-70重％，其中沸石作為活性組分，為中孔沸石和/或任選的大孔沸石，中孔沸石選自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，大孔沸石選自由稀土Y、稀土氫Y、不同方法得到的超穩Y、高硅Y構成的這組沸石中的一種或一種以上的混合物。5.按照權利要求1的方法，其特征在于步驟(1)劣質原料油的反應條件反應溫度為510°C65(TC、反應時間為0.05秒1.0秒、催化劑與原料油的重量比為315:1、水蒸汽與原料油的重量比為0.030.3:1、壓力為130kPa450kPa。6.按照權利要求5的方法，其特征在于步驟(1)劣質原料油的條件反應溫度為520°C60(TC、反應時間為0.1秒0.5秒、催化劑與原料油的重量比為412:1、水蒸汽與原料油的重量比為0.050.2:1。7.按照權利要求l的方法，其特征在于步驟(1)中在劣質原料油注入點的下游或/和上游注入冷激介質、步驟(3)所述加氫后的催化蠟油、步驟(3)所述催化蠟油的抽余油中的一種或幾種。8.按照權利要求7的方法，其特征在于所述冷激介質是選自冷激劑、冷卻的再生催化劑、冷卻的半再生催化劑、待生催化劑和新鮮催化劑中的一種或一種以上的任意比例的混合物，其中冷激劑是選自液化氣、丙烷、C4烴、粗汽油、穩定汽油、柴油、水中的一種或幾種；冷卻的再生催化劑和冷卻的半再生催化劑是待生催化劑分別經兩段再生和一段再生后冷卻得到。9.按照權利要求7的方法，其特征在于注入物料的反應條件反應溫度為420°C550。C、反應時間為1.5秒20秒。10.按照權利要求9的方法，其特征在于注入物料的反應條件反應溫度為460°C53(TC、反應時間為2秒10秒。11.按照權利要求l的方法，其特征在于所述催化蠟油為初餾點不小于26(TC的餾分，氫含量不低于10.5重％。12.按照權利要求ll的方法，其特征在于所述催化蠟油為初餾點不小于33(TC的餾分，氫含量不低于10.8重％。13.按照權利要求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。14.按照權利要求1的方法，其特征在于所述加氫處理的條件氫分壓3.020.OMPa、反應溫度300450。C、氫油體積比3002000v/v、體積空速0.13.Oh一1。15.按照權利要求1的方法，其特征在于所述溶劑抽提的溶劑選自糠醛、二甲亞砜、二甲基甲酰胺、單乙醇胺、乙二醇、1，2-丙二醇中的一種或幾種，溫度為4012(TC，催化蠟油與溶劑的體積比為O.55.0:1。16.按照權利要求l的方法，其特征在于步驟(3)中在劣質原料油注入點的下游或/和上游注入輕質原料油，所述輕質原料油選自液化氣、丙烷、C4烴、柴油中的一種或幾種。17.按照權利要求1的方法，其特征在于步驟(2)的反應條件反應溫度為350°C65(TC、反應時間為0.05秒6.0秒、催化劑與原料油的重量比為315:1、水蒸汽與原料油的重量比為0.030.3:1、壓力為130kPa450kPa。18.按照權利要求1的方法，其特征在于步驟(1)或/和步驟(2)所述的再生催化劑經冷卻后返回催化轉化反應器。19.按照權利要求1的方法，其特征在于步驟(1)和步驟(2)所述反應器均選自提升管、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幾種組合，所述組合包括串聯或/和并聯，其中提升管是常規的等直徑的提升管或者各種形式變直徑的提升管。20.按照權利要求19的方法，其特征在于步驟(1)所述反應器為變直徑的提升管，步驟(2)所述反應器為常規的等直徑或/和變直徑的提升管。全文摘要一種制取輕質燃料油和丙烯的催化轉化方法，劣質原料油進入催化轉化反應器與催化劑接觸發生反應，反應產物經分離得到包含丙烯、粗汽油、催化蠟油的產品，其中粗汽油進入另一個催化轉化反應器，與催化轉化催化劑接觸發生反應；催化蠟油經加氫處理或/和溶劑抽提后，得到加氫后的催化蠟油或/和催化蠟油的抽余油可以作為上述催化轉化反應器或其它催化轉化反應器的原料。該方法中劣質原料油經緩和催化轉化得到的催化蠟油經加氫處理或/和溶劑抽提后，得到加氫后的催化蠟油或/和抽余油含鏈烷和環烷烴，非常適合進行催化轉化，實現了石油資源高效利用。文檔編號C07C11/06GK101724431SQ20081022560公開日2010年6月9日申請日期2008年10月31日優先權日2008年10月31日發明者劉守軍,崔守業,張執剛,楊軼男,程從禮,許友好,馬建國,龔劍洪申請人: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