專利名稱：：一種制取低碳烯烴和芳烴的催化轉(zhuǎn)化方法
技術領域：
：本發(fā)明屬于在不存在氫的情況下烴類的催化轉(zhuǎn)化方法，更具體地說，是一種將重質(zhì)原料轉(zhuǎn)化為富含丙烯和乙烯等低碳烯烴和富含甲苯和二甲苯等芳烴的方法。
背景技術：
：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倶增。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X左右，而FCC則以減壓蠟油(VG0)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500-650°C、壓力1.5-3Xl()Spa、重時空速0.2-2.Oh—^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%。W000/31215A1公開了一種生產(chǎn)烯烴的催化裂化方法，該方法采用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，丙烯的產(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。芳烴也是一種重要的化工原料，尤其是輕芳烴BTX(苯、甲苯、二甲苯)主要用于生產(chǎn)化纖、塑料等合成材料。目前生產(chǎn)芳烴的主要方法是催化重整，由于重整催化劑的活性組分為貴金屬，因此必須對原料進行嚴格的預處理。此外，重整催化劑的移動、再生流程也比較復雜。CN1667089A公開了一種生產(chǎn)低碳烯烴和芳烴的化工型煉油方法，原料油與經(jīng)再生的催化裂解催化劑、水蒸汽在催化裂解反應器內(nèi)接觸，在溫度50070(TC、壓力0.1540.4MPa、催化裂解催化劑與原料油的重量比550、水蒸汽與原料油的重量比0.050.6的條件下反應，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；分離反應油氣得到目的產(chǎn)物低碳烯烴和芳烴。該方法從重質(zhì)原料最大限度地生產(chǎn)丙烯、乙烯等低碳烯烴，其中丙烯的產(chǎn)率超過30重％，同時聯(lián)產(chǎn)甲苯與二甲苯等芳烴。CN1208431C公開了一種簡易的催化裂化汽油改質(zhì)降低烯烴的方法和裝置，該裝置是在常規(guī)催化裂化裝置設立輔助的流態(tài)化反應器來對催化裂化汽油進行改質(zhì)，該工藝在犧牲部分輕油收率的同時達到了降低汽油烯烴的目的，丙烯產(chǎn)率有所增加。上述現(xiàn)有技術對烷烴分子裂化反應設計仍存在不足，同時，現(xiàn)有技術的產(chǎn)品分布是按常規(guī)的FCC分餾系統(tǒng)來切割的，汽油或柴油中的芳烴潛含量和低碳烯烴潛含量未充分利用，造成丙烯和芳烴的產(chǎn)率偏低。為了滿足日益增長的丙烯、乙烯和芳烴等化工原料的需求，有必要開發(fā)一種將重質(zhì)原料轉(zhuǎn)化為大量的丙烯、乙烯和芳烴的催化轉(zhuǎn)化方法。
發(fā)明內(nèi)容本發(fā)明所要解決的技術問題是提供一種催化轉(zhuǎn)化方法將重質(zhì)原料轉(zhuǎn)化為低碳烯烴和芳烴。本發(fā)明的技術方案為一種制取低碳烯烴和芳烴的催化轉(zhuǎn)化方法，該方法包括下列步驟(1)難裂化的原料油進入第一提升管反應器底部，與熱再生的催化裂解催化劑接觸，在反應溫度550°C-80(rC、重時空速100h—^800h—\反應壓力0.lOMPa-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；(2)反應流出物不經(jīng)油劑分離，與易裂化的原料油混合，易裂化的原料油在反應溫度450。C-620"、重時空速0.lh—^100h—\反應壓力0.lOMPa-l.OMPa(絕壓)、催化裂解催化劑與原料的重量比2-30，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；(3)反應流出物不經(jīng)油劑分離，與任選的難裂化的原料油、易裂化原料油、冷激介質(zhì)中的一種或幾種混合，原料油在反應溫度400°C-5501\重時空速10h—^300h—\反應壓力0.lOMPa-l.OMPa(絕壓)、催化裂解催化劑與原料的重量比10-100，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；(4)分離待生催化劑和反應油氣，其中待生催化劑經(jīng)汽提后進入再生器經(jīng)燒焦再生后返回第一提升管，反應油氣去分離系統(tǒng)；(5)步驟(4)所述反應油氣進入分離系統(tǒng)分離得到包含低碳烯烴、C4烯烴和C5烴、餾程<7(TC的餾分、汽油、餾程為1S(TC25(TC的餾分和催化蠟油的產(chǎn)物，其中汽油經(jīng)輕芳烴抽提得到輕芳烴和汽油抽余油；(6)步驟(5)所述C4烯烴和C5烴、餾程〈70°C的餾分、汽油抽余油、餾程為18(TC25(TC的餾分中的一種或其中一種以上的混合物作為再裂化原料送入第二提升管反應器內(nèi)，與熱再生催化劑接觸，反應溫度25(TC-65(TC、重時空速100h-L800h入反應壓力0.lOMPa-l.OMPa(絕壓)、催化裂解催化劑與原料的重量比2_100，水蒸汽與原料的重量比為0.05-1.0的條件下進行催化轉(zhuǎn)化，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)汽提或不汽提、在所述再生器中燒焦再生后返回第二提升管反應器。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蠟油(VG0)、常壓蠟油(AGO)、焦化蠟油(CGO)、脫瀝青油(DAO)、減壓渣油(VR)、常壓渣油(AR)、重芳烴抽余油。其它礦物油為煤液化油、油砂油、頁巖油。優(yōu)選的原料選自減壓蠟油、常壓蠟油、焦化蠟油、脫瀝青油、減壓渣油、常壓渣油、重芳烴抽余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。所述的難裂化原料為低碳分子，選自碳原子數(shù)為28的烴類、油漿、柴油、汽油、輕芳烴抽余油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28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。所述冷激介質(zhì)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(wěn)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(jīng)兩段再生和一段再生后冷卻得到。所述的再裂化原料為餾程<7(TC的餾分、汽油(即餾程為70°C18(TC的餾分)輕芳烴抽提的抽余油、餾程為18(TC25(TC的餾分、C4烯烴和C5烴中的一種或其中一種以上的混合物，其中各原料可以來自本裝置以及本裝置外的原料。所述催化蠟油的餾程大于25(TC，催化蠟油的出路有下列項目中的一種或幾種作為燃料油，經(jīng)加氫精制作為柴油組分，經(jīng)加氫精制后返回反應器，經(jīng)溶劑抽提出重芳烴后的抽余油返回反應器。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10重％-50重％、無機氧化物5重％-90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(wěn)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(zhì)(即載體)，選自高嶺土和/或多水高嶺土。每個反應器內(nèi)的催化裂解催化劑相同，待生催化劑共用同一個再生器。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(jīng)兩段再生和一段再生后冷卻得到的，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％。所述的低碳烯烴為乙烯、丙烯和丁烯，即低碳烯烴為乙烯、丙烯，或者乙烯、丙烯與丁烯。從反應油氣中分離乙烯的方法與本領域普通技術人員熟知的方法相同，從反應油氣中分離丙烯和任選的丁烯的方法與本領域普通技術人員熟知的方法相同。從反應油氣的裂解汽油餾分中分離芳烴的方法與本領域普通技術人員熟知的方法即溶劑抽提相同，在從本方法所得催化裂解汽油分離芳烴之前，可以將該汽油中的C「C8先分離出來作為循環(huán)物料。所述的180-25(TC的餾分是介于常規(guī)的FCC汽油重餾分和柴油輕餾分，其分離方法不同于現(xiàn)有的FCC分餾塔的分離方法，其分離方法見發(fā)明專利200710120105.0，經(jīng)分離單元分離后，返到裂解單元；大于25(TC的餾分進入重芳烴抽提裝置，抽余油返到裂解單元，重芳烴作為化工原料或作為燃燒油。該方法從重質(zhì)原料最大限度地生產(chǎn)丙烯、乙烯等低碳烯烴，其中丙烯的產(chǎn)率為25重％以上，優(yōu)選40重％以上，同時聯(lián)產(chǎn)甲苯與二甲苯等芳烴。圖1是實施方式一的方法流程示意圖。圖2是實施方式二的方法流程示意圖。圖3是實施方式三的方法流程示意圖。圖4是實施方式四的方法流程示意圖。具體實施例方式下面列舉的具體實施方式是對本發(fā)明的技術方案進行進一步的說明，但并不因此而限制本發(fā)明。實施方式一本實施方式優(yōu)選的技術方案包括下列步驟(1)難裂化的原料油進入第一提升管反應器底部，與熱再生的催化裂解催化劑接觸，在反應溫度550°C-80(rC、重時空速100h—^800h—\反應壓力0.lOMPa-l.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；(2)反應流出物不經(jīng)油劑分離，與易裂化的原料油混合，易裂化的原料油在反應溫度450。C-620"、重時空速0.lh—^100h—\反應壓力0.lOMPa-l.0MPa(絕壓)、催化裂解催化7劑與原料的重量比2-30，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；(3)反應流出物不經(jīng)油劑分離，與任選的難裂化的原料油、易裂化原料油、冷激介質(zhì)中的一種或幾種混合，原料油在反應溫度400°C-5501\重時空速10h—^300h—\反應壓力0.lOMPa-l.OMPa(絕壓)、催化裂解催化劑與原料的重量比10-100，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；(4)分離待生催化劑和反應油氣，其中待生催化劑經(jīng)汽提后進入再生器經(jīng)燒焦再生后返回第一提升管，反應油氣去分離系統(tǒng)；(5)步驟(4)所述反應油氣進入分離系統(tǒng)分離得到包含低碳烯烴、C4烯烴和C5烴、餾程<7(TC的餾分、汽油、餾程為1S(TC25(TC的餾分和催化蠟油的產(chǎn)物，其中汽油經(jīng)輕芳烴抽提得到輕芳烴和汽油抽余油；(6)步驟(5)所述C4烯烴和C5烴、餾程〈7(TC的餾分、汽油抽余油、餾程為18(TC25(TC的餾分中的一種或其中一種以上的混合物作為再裂化原料送入第二提升管反應器內(nèi)，與熱再生催化劑接觸，反應溫度250°C-6501\重時空速100h^-800h入反應壓力0.lOMPa-l.OMPa(絕壓)、催化裂解催化劑與原料的重量比2_100，水蒸汽與原料的重量比為0.05-1.0的條件下進行催化轉(zhuǎn)化，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)汽提或不汽提、在所述再生器中燒焦再生后返回第二提升管反應器；(7)催化蠟油經(jīng)重芳烴抽提出重芳烴后的抽余油返回第一提升管反應器或/和第二提升管反應器。實施方式二本實施方式優(yōu)選的技術方案包括下列步驟(1)難裂化的原料油進入第一提升管反應器底部，與熱再生的催化裂解催化劑接觸，在反應溫度550°C-800"、重時空速100h—^800h—\反應壓力0.lOMPa-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；(2)反應流出物不經(jīng)油劑分離，與易裂化的原料油混合，易裂化的原料油在反應溫度450。C-620"、重時空速0.lh—^100h—\反應壓力0.lOMPa-l.OMPa(絕壓)、催化裂解催化劑與原料的重量比2-30，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；(3)反應流出物不經(jīng)油劑分離，與任選的難裂化的原料油、易裂化原料油、冷激介質(zhì)中的一種或幾種混合，原料油在反應溫度400°C-5501\重時空速10h—^300h—\反應壓力0.lOMPa-l.OMPa(絕壓)、催化裂解催化劑與原料的重量比10-100，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；(4)分離待生催化劑和反應油氣，其中待生催化劑經(jīng)汽提后進入再生器經(jīng)燒焦再生后返回第一提升管，反應油氣去分離系統(tǒng)；(5)步驟(4)所述反應油氣進入分離系統(tǒng)分離得到包含低碳烯烴、C4烯烴和C5烴、餾程<7(TC的餾分、汽油、餾程為1S(TC25(TC的餾分和催化蠟油的產(chǎn)物，其中汽油經(jīng)輕芳烴抽提得到輕芳烴和汽油抽余油；(6)步驟(5)所述C4烯烴和C5烴、餾程〈7(TC的餾分、汽油抽余油、餾程為18(TC25(TC的餾分中的一種或其中一種以上的混合物作為再裂化原料送入第二提升管反應器內(nèi)，與熱再生催化劑接觸，反應溫度250°C-6501\重時空速100h^-800h入反應壓力80.lOMPa-1.0MPa(絕壓)、催化裂解催化劑與原料的重量比2_100，水蒸汽與原料的重量比為0.05-1.0的條件下進行催化轉(zhuǎn)化，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)汽提或不汽提、在所述再生器中燒焦再生后返回第二提升管反應器；(7)催化蠟油經(jīng)加氫精制后返回第一提升管反應器或/和第二提升管反應器。實施方式三本實施方式優(yōu)選的技術方案包括下列步驟(1)難裂化的原料油進入第一提升管反應器底部，與熱再生的催化裂解催化劑接觸，在反應溫度550°C-80(rC、重時空速lOOh—^800h—\反應壓力0.lOMPa-1.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；(2)反應流出物不經(jīng)油劑分離，與易裂化的原料油混合，易裂化的原料油在反應溫度450°C-620。C、重時空速0.lh—^100hl入反應壓力0.lOMPa-1.OMPa(絕壓)、催化裂解催化劑與原料的重量比2-30，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；(3)反應流出物不經(jīng)油劑分離，與任選的難裂化的原料油、易裂化原料油、冷激介質(zhì)中的一種或幾種混合，原料油在反應溫度400°C-5501\重時空速lOh—^300h—\反應壓力0.lOMPa-1.OMPa(絕壓)、催化裂解催化劑與原料的重量比10-100，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；(4)分離待生催化劑和反應油氣，其中待生催化劑經(jīng)汽提后進入再生器經(jīng)燒焦再生后返回第一提升管，反應油氣去分離系統(tǒng)；(5)步驟(4)所述反應油氣進入分離系統(tǒng)分離得到包含低碳烯烴、C2°_C4°、C4烯烴和C5烴、餾程<70°C的餾分、汽油、餾程為180°C250°C的餾分和催化蠟油的產(chǎn)物，其中汽油經(jīng)輕芳烴抽提得到輕芳烴和汽油抽余油；(6)步驟(5)所述C4烯烴和C5烴、餾程〈7(TC的餾分、汽油抽余油、餾程為18(TC25(TC的餾分中的一種或其中一種以上的混合物作為再裂化原料送入第二提升管反應器內(nèi)，與熱再生催化劑接觸，反應溫度250°C-6501\重時空速100h^-800h入反應壓力0.lOMPa-l.OMPa(絕壓)、催化裂解催化劑與原料的重量比2_100，水蒸汽與原料的重量比為0.05-1.0的條件下進行催化轉(zhuǎn)化，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)汽提或不汽提、在所述再生器中燒焦再生后返回第二提升管反應器；(7)催化裂解(V_C4°與水蒸汽進入蒸汽裂解反應器，在反應溫度70(TC-100(rC下進行裂化反應，分離反應油氣得到^、(^4、蒸汽裂解(:2=-(:3=、蒸汽裂解(:2°_C3°、蒸汽裂解(;-(:5、蒸汽裂解石腦油、燃料油，其中蒸汽裂解(:2=-(:3=為目的產(chǎn)物之一，蒸汽裂解c2°-c3°循環(huán)回蒸汽裂解反應器，蒸汽裂解c;-C5循環(huán)回催化裂解反應器；(8)步驟(7)的蒸汽裂解石腦油先經(jīng)選擇性加氫后，再經(jīng)溶劑抽提得到芳烴和抽余油，其中芳烴為目的產(chǎn)物之一，抽余油返回步驟(7)作為蒸汽裂解的原料之一。實施方式四本實施方式優(yōu)選的技術方案包括下列步驟(1)難裂化的原料油進入第一提升管反應器底部，與熱再生的催化裂解催化劑接觸，在反應溫度550°C-80(rC、重時空速100h—^800h—\反應壓力0.lOMPa-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；(2)反應流出物不經(jīng)油劑分離，與易裂化的原料油混合，易裂化的原料油在反應溫度450。C-620"、重時空速0.lh—^lOOh—\反應壓力0.lOMPa-1.OMPa(絕壓)、催化裂解催化劑與原料的重量比2-30，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；(3)反應流出物不經(jīng)油劑分離，與任選的難裂化的原料油、易裂化原料油、冷激介質(zhì)中的一種或幾種混合，原料油在反應溫度400°C-5501\重時空速10h—^300h—\反應壓力0.lOMPa-1.OMPa(絕壓)、催化裂解催化劑與原料的重量比10-100，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；(4)分離待生催化劑和反應油氣，其中待生催化劑經(jīng)汽提后進入再生器經(jīng)燒焦再生后返回第一提升管，反應油氣去分離系統(tǒng)；(5)步驟(4)所述反應油氣進入分離系統(tǒng)分離得到包含低碳烯烴即乙烯和丙烯、C2°_C4°、丁烯和C5烴、餾程<7(TC的餾分、汽油、餾程為180°C25(TC的餾分和催化蠟油的產(chǎn)物，其中汽油經(jīng)輕芳烴抽提得到輕芳烴和汽油抽余油；(6)步驟(5)所述C5烴、餾程<70°C的餾分、汽油抽余油、餾程為180°C25(TC的餾分中的一種或其中一種以上的混合物作為再裂化原料送入第二提升管反應器內(nèi)，與熱再生催化劑接觸，反應溫度250°C-6501\重時空速100h—^800h—\反應壓力0.lOMPa-l.0MPa(絕壓)、催化裂解催化劑與原料的重量比2_100，水蒸汽與原料的重量比為0.05-1.0的條件下進行催化轉(zhuǎn)化，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)汽提或不汽提、在所述再生器中燒焦再生后返回第二提升管反應器；(7)乙烯和丁烯進入烯烴易位反應裝置，將乙烯和丁烯通過易位反應轉(zhuǎn)化為丙烯。本發(fā)明提供的方法涉及到的裝置包括催化裂解單元、分餾單元、輕/重芳烴抽提單元、氣體分離單元，蒸汽裂解單元、易位單元。以下分別敘述。催化裂解單元裂解單元包括催化裂解和蒸汽裂解兩部分。催化裂解部分由反應器和再生器組成，原料油與裂解催化劑在反應器內(nèi)接觸，在溫度400-80(TC、重時空速0.l-750h—1的條件下反應，反應后的油氣與催化劑分離，待生催化劑經(jīng)汽提、再生后返回反應器，分離出的油氣送分餾單元、氣體分離單元和抽提單元，分餾單元的18025(TC的餾分返到裂解單元，抽提單元的抽余油返到裂解單位，氣體分離單元的乙烷，丙烷和丁烷送蒸汽裂解單元或返催化裂解單元。氣體分離單元的碳四烯烴返催化裂解單元或進易位單元或作為產(chǎn)品出裝置。C5-C6烴類返裂解單元。分餾單元分餾單元由分餾塔、汽液分離罐和汽提塔組成，在分餾單元反應油氣被分成富氣、輕芳烴料、回煉料、重芳烴料和燃料油。從裂解單元來的催化裂解反應油氣和蒸汽裂解反應油氣送入分餾塔進行分離。經(jīng)過分餾從分餾塔底抽出餾程范圍高于36(TC的餾分，該餾分中主要含有多環(huán)芳烴，在過濾掉其中攜帶的少量催化劑細粉后可用作調(diào)和燃料油的組分或作為生產(chǎn)碳黑的原料。從分餾塔中下部抽出餾程范圍為25036(TC的餾分，該餾分中主要含有雙環(huán)芳烴和多環(huán)芳烴，并含有少量的單環(huán)芳烴、環(huán)烷烴和鏈烷烴，這些原料是優(yōu)質(zhì)的多產(chǎn)低碳烯烴和芳烴的原料，送至重芳烴抽提單元處理，將單環(huán)芳烴、環(huán)烷烴和鏈烷烴與雙環(huán)芳烴和多環(huán)芳烴分開，單環(huán)芳烴、環(huán)烷烴和鏈烷烴作為裂解單元的原料，而雙環(huán)芳烴和多環(huán)芳烴作為化工原料。從分餾塔中上部抽出餾程范圍為180250°C的餾分，該餾分中主要含有鏈烷烴、環(huán)烷烴及部分單環(huán)芳烴，是優(yōu)質(zhì)的多產(chǎn)低碳烯烴和芳烴的原料，返回裂解單元進一步反應，使鏈烷烴和單環(huán)芳烴上的側(cè)鏈斷裂，最大限度生產(chǎn)低碳烯烴和芳烴。從分餾塔頂排出的油氣經(jīng)冷凝、冷卻后進入汽液分離罐分離，分出的富氣送氣體分離單元，分出的粗輕芳烴料送本單元內(nèi)的汽提塔處理，分出的水處理后循環(huán)使用。汽提塔實際上是一個脫戊烷塔，在汽提塔內(nèi)粗輕芳烴料被分成C6+餾分和C5-餾分。C6+餾分中主要含單環(huán)芳烴，是優(yōu)質(zhì)的輕芳烴抽提原料，送至輕芳烴抽提單元處理，將芳烴和飽和烴分開，飽和烴作為裂解單元的原料，芳烴作為化工原料。C5-餾分送至氣體分離單元處理。氣體分離單元氣體分離單元由富氣壓縮機、脫丙烷塔、脫甲烷塔、脫乙烷塔、乙烯精餾塔和丙烯精餾塔組成。富氣經(jīng)富氣壓縮機提高壓力后送入脫丙烷塔，分餾單元的C5-餾分也送入脫丙烷塔。經(jīng)過分離，脫丙烷塔底排出C4和C5餾分，經(jīng)冷卻后進入脫丁烷塔。脫丁烷塔頂物流進入丁烯精餾塔，脫丁烷塔底物流排出C5餾分，該餾分返回裂解單元的反應器進一步反應。丁烯精餾塔頂?shù)亩∠┓祷卮呋呀鈫卧蜻M入易位單元或出裝置，丁烯精餾塔底的丁烷餾分返回裂解單元的反應器進一步反應。塔頂排出C3-餾分，經(jīng)冷卻后送入脫甲烷塔。脫甲烷塔頂排出主要含甲烷和氫氣的燃料氣，脫甲烷塔底物流送入脫乙烷塔。脫乙烷塔頂物流送入乙烯精餾塔，脫乙烷塔底物流送入丙烯精餾塔。乙烯精餾塔頂聚合級乙烯出裝置，乙烯精餾塔底乙烷送裂解單元的乙烷裂解爐裂解。丙烯精餾塔頂聚合級丙烯出裝置，丙烯精餾塔底丙烷送裂解單元的乙烷裂解爐裂解。蒸汽裂解單元在該單元內(nèi)，催化裂解(V_C3°與水蒸汽在70(TC-100(TC下接觸，分離反應油氣得到4、(^4、蒸汽裂解(:2=-(:3=、蒸汽裂解(:2°_C3°、蒸汽裂解C4-Cs、蒸汽裂解石腦油、燃料油，其中蒸汽裂解C2=_C3=為目的產(chǎn)物之一；在該單元內(nèi)，催化裂解石腦油和蒸汽裂解石腦油先經(jīng)選擇性加氫后得到選擇性加氫石腦油；易位單元在該單元內(nèi)，催化裂解的乙烯和丁烯在溫度10-45(TC，壓力0.1-3.OMPa，丁烯重量空速0.01_3h—、乙烯/丁烯比為0.2-10條件下與易位催化劑接觸發(fā)生易位反應得到目的產(chǎn)物丙烯。選擇性加氫單元抽提單元抽提單元包括輕芳烴抽提和重芳烴抽提兩部分。輕芳烴抽提包括抽提蒸餾塔、抽提蒸餾溶劑回收塔、液液抽提塔、汽提塔、液液抽提回收塔等。重芳烴抽提包括液液抽提塔、汽提塔、液液抽提回收塔等。11在該單元內(nèi)，選擇性加氫石腦油經(jīng)溶劑抽提得到芳烴和抽余油，其中芳烴為目的產(chǎn)物之一，抽余油返回蒸汽裂解單元作為蒸汽裂解的原料之一。輕芳烴抽提的溶劑選自由環(huán)丁砜、N-甲基吡咯烷酮、二乙二醇醚、三乙二醇醚、四乙二醇、二甲基亞砜和^甲?；鶈徇褬嫵傻倪@組物質(zhì)的一種或一種以上的混合物。溶劑回收后循環(huán)使用。溶劑抽提的溫度為80-12(TC，溶劑與溶劑抽提原料之間的體積比為2-6。溶劑抽提的抽出油即為目的產(chǎn)物之一芳烴，抽余油即非芳烴作為催化裂解的原料之一。重芳烴抽提溶劑選自二甲亞砜、糠醛、二甲基甲酰胺、單乙醇胺、乙二醇、l，2-丙二醇等物質(zhì)中的一種或一種以上的混合物。抽提過程溶劑回收循環(huán)使用。抽提溫度為4012(TC，溶劑與原料之間的體積比為0.55.0。抽提物為目的產(chǎn)物之一重芳烴，抽余油即非芳烴作為步驟(3)催化裂解的原料之一。易位反應的催化劑選自Mo、W和Re化合物負載于分子篩載體上，分子篩包括Y、P、SAPO系列、ZSM系列和MCM系列。反應溫度10-45(TC，壓力0.1_3.OMPa，丁烯重量空速0.01-3h—、乙烯/丁烯比為0.2-10。易位反應的目的產(chǎn)物為丙烯。該技術方案將催化裂解、蒸汽裂解、油氣分餾、氣體分離、易位反應、輕芳烴溶劑抽提和重芳烴溶劑抽提等工藝有機結合，從氫含量較低的重質(zhì)原料最大限度地生產(chǎn)丙烯、乙烯等低碳烯烴，尤其是丙烯，其產(chǎn)率可以超過40重％，同時聯(lián)產(chǎn)甲苯、二甲苯等芳烴。下面結合附圖對本發(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。圖1是實施方式一的方法流程示意圖。其工藝流程如下預提升介質(zhì)經(jīng)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(zhì)的提升作用下沿提升管向上加速運動，乙烷、丙烷、丁烷和輕芳烴抽余油等難裂化的原料經(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，難裂化的原料在熱的催化劑上發(fā)生裂化反應，并向上加速運動。易裂化的原料經(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)II的底部，與提升管反應器已有的物流混合，易裂化的原料在較熱的含有少量炭的催化劑上發(fā)生裂化反應，并向上加速運動；急冷劑或其他原料(也可不設)經(jīng)管線13與來自管線14的霧化蒸汽一起注入提升管2反應區(qū)III的底部，與提升管反應器已有的物流混合，急冷劑或其他原料(也可不設)在含有一定炭的較低溫度的催化劑上發(fā)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(jīng)管線9進入沉降器10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(jīng)旋風分離器后進入集氣室23。汽提后的待生催化劑經(jīng)待生立管8進入再生器47。預提升介質(zhì)經(jīng)管線ll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(zhì)的提升作用下沿提升管向上加速運動，C4烯烴和C5烴等再裂化的原料經(jīng)管線15與來自管線16的霧化蒸汽一起注入提升管12反應區(qū)IV的底部，與提升管反應器已有的物流混合，再裂化的原料在熱的催化劑上發(fā)生裂化反應，并向上加速運動。180-25(TC等再裂化的原料經(jīng)管線50與來自管線51的霧化蒸汽一起注入提升管12反應區(qū)V的底部，與提升管反應器已有的物流混合，再裂化的原料在含有一定炭的較低溫度的催化劑上發(fā)生裂化12反應，并向上加速運動。生成的油氣和失活的待生催化劑經(jīng)管線19進入第二沉降器20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49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24。汽提后的待生催化劑經(jīng)待生立管18進入再生器47。主風經(jīng)管線48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)管線進入煙機。再生后的催化劑經(jīng)斜管7和17進入提升管。集氣室23和24中的油氣分別經(jīng)過大油氣管線25和26，在油氣管線27中混合后進入后續(xù)的分離系統(tǒng)28(集氣室23和24中的油氣也可分別進入各自分離系統(tǒng))，分離得到的丙烯經(jīng)管線35引出；而碳四烯烴經(jīng)管線37引出；催化裂解干氣經(jīng)管線32引出；催化裂解乙烯經(jīng)管線33引出；催化裂解乙烷經(jīng)管線34引出；催化裂解丙烷經(jīng)管線36引出；催化裂解丁烷經(jīng)管線38引出；催化裂解C5經(jīng)管線39引出；輕芳烴原料經(jīng)管線40引出，進入選擇性加氫裝置30;然后再進入輕芳烴抽提裝置31，分出芳烴經(jīng)管線45引出，非芳烴(即輕芳烴抽余油)經(jīng)管線46引出；18025(TC的餾分經(jīng)管線41引出；催化蠟油原料經(jīng)管線42引出到重芳烴抽提單元29，分離出的重芳烴經(jīng)管線43引出。圖2是實施方式二的方法流程示意圖。其工藝流程如下預提升介質(zhì)經(jīng)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(zhì)的提升作用下沿提升管向上加速運動，乙烷、丙烷、丁烷和輕芳烴抽余油等難裂化的原料經(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，難裂化的原料在熱的催化劑上發(fā)生裂化反應，并向上加速運動。易裂化的原料經(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)II的底部，與提升管反應器已有的物流混合，易裂化的原料在較熱的含有少量炭的催化劑上發(fā)生裂化反應，并向上加速運動；急冷劑或其它原料經(jīng)管線(也可不設)13與來自管線14的霧化蒸汽一起注入提升管2反應區(qū)III的底部，與提升管反應器已有的物流混合，急冷劑或其他原料(也可不設)在含有一定炭的較低溫度的催化劑上發(fā)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(jīng)管線9進入沉降器10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23，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(jīng)旋風分離器后進入集氣室23。汽提后的待生催化劑經(jīng)待生立管8進入再生器18。預提升介質(zhì)經(jīng)管線ll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(zhì)的提升作用下沿提升管向上加速運動，C4烯烴和C5烴等再裂化的原料經(jīng)管線13與來自管線14的霧化蒸汽一起注入提升管12反應區(qū)IV的底部，與提升管反應器已有的物流混合，再裂化的原料在熱的催化劑上發(fā)生裂化反應，并向上加速運動。180-25(TC等再裂化的原料經(jīng)管線15與來自管線16的霧化蒸汽一起注入提升管12反應區(qū)V的底部，與提升管反應器已有的物流混合，再裂化的原料在含有一定炭的較低溫度的催化劑上發(fā)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(jīng)管線19進入降器10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23，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(jīng)旋風分離器后進入集氣室23。汽提后的待生催化劑經(jīng)待生立管8進入再生器18。主風經(jīng)管線20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)管線進入煙機。再生后的催化劑經(jīng)斜管7和17進入提升管。集氣室23中的油氣經(jīng)過大油氣管線25，進入后續(xù)的分離系統(tǒng)28，分離得到的丙烯經(jīng)管線35引出；而碳四烯烴經(jīng)管線37引出；催化裂解干氣經(jīng)管線32引出；催化裂解乙烯經(jīng)管線33引出；催化裂解乙烷經(jīng)管線34引出；催化裂解丙烷經(jīng)管線36引出；催化裂解丁烷經(jīng)管線38引出；催化裂解C5經(jīng)管線39引出；輕芳烴原料經(jīng)管線29引出，進入選擇性加氫裝置30;然后再進入輕芳烴抽提裝置31，分出芳烴經(jīng)管線24引出，非芳烴(即輕芳烴抽余油)經(jīng)管線22進入管線返回提升管反應器；18025(TC的餾分經(jīng)管線27引出返回提升管反應器；25(TC以上的餾分經(jīng)管線26引出。圖3是實施方式三的方法流程示意圖。預提升介質(zhì)經(jīng)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(zhì)的提升作用下沿提升管向上加速運動，難裂化的原料經(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，難裂化的原料在熱的催化劑上發(fā)生裂化反應，并向上加速運動。易裂化的原料經(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)II的底部，與提升管反應器已有的物流混合，易裂化的原料在較熱的含有少量炭的催化劑上發(fā)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(jīng)管線9進入沉降器10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23，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(jīng)旋風分離器后進入集氣室23。汽提后的待生催化劑經(jīng)待生立管8進入再生器18。預提升介質(zhì)經(jīng)管線ll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(zhì)的提升作用下沿提升管向上加速運動，再裂化的原料經(jīng)管線13與來自管線14的霧化蒸汽一起注入提升管12反應區(qū)III的底部，與提升管反應器已有的物流混合，再裂化的原料在熱的催化劑上發(fā)生裂化反應，并向上加速運動。再裂化的原料經(jīng)管線15與來自管線16的霧化蒸汽一起注入提升管12反應區(qū)IV的底部，與提升管反應器已有的物流混合，再裂化的原料在熱的催化劑上發(fā)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(jīng)反應區(qū)IV和管線19進入沉降器10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23，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(jīng)旋風分離器后進入集氣室23。汽提后的待生催化劑經(jīng)待生立管8進入再生器18。主風經(jīng)管線20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)管線進入煙機。再生后的催化劑經(jīng)斜管7和17進入提升管。集氣室23中的油氣經(jīng)過大油氣管線22，進入后續(xù)的分離系統(tǒng)45，分離得到的丙烯經(jīng)管線47引出，而碳四烴類經(jīng)管線48引出，部分碳四烯烴進入管線44返回提升管反應器，催化裂解干氣經(jīng)管線46引出，催化裂解乙烯經(jīng)管線41引出，催化裂解C5經(jīng)管線42弓I出返回提升管反應器12，輕芳烴原料經(jīng)管線24引出，進入選擇性加氫裝置25，然后再進入輕芳烴抽提裝置26，分出的輕芳烴經(jīng)管線27引出，非芳烴(即輕芳烴抽出油)經(jīng)管線45返回蒸汽裂解單元35，或/和經(jīng)管線28返回提升管反應器2，18025(TC的餾分經(jīng)管線29返回提升管反應器12，催化蠟油原料(即〉25(TC的餾分)經(jīng)管線30引出到重芳烴抽提單元31，分離出重芳烴經(jīng)管線32引出，重芳烴抽余油經(jīng)管線33返回提升管反應器2;催化裂解的乙烷、丙烷和丁烷經(jīng)管線34引出進入蒸汽裂解單元35，分出的目的產(chǎn)物乙烯和丙烯分別經(jīng)管線36和43引出，分出的氫氣和甲烷經(jīng)管線37引出，分出的乙烷、丙烷、丁烷和戊烷經(jīng)管線38返回蒸汽裂解單元35，分出的丁烯和戊烯經(jīng)管線39進入管線5返回提升管2，分出的蒸汽裂解石腦油經(jīng)管線40進入加氫單元25。圖4是實施方式四的方法流程示意圖。預提升介質(zhì)經(jīng)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(zhì)的提升作用下沿提升管向上加速運動，難裂化的原料經(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，難裂化的原料在熱的催化劑上發(fā)生裂化反應，并向上加速運動。易裂化的原料經(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)II的底部，與提升管反應器已有的物流混合，易裂化的原料在較熱的含有少量炭的催化劑上發(fā)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(jīng)管線9進入沉降器10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23，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(jīng)旋風分離器后進入集氣室23。汽提后的待生催化劑經(jīng)待生立管8進入再生器18。預提升介質(zhì)經(jīng)管線ll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(zhì)的提升作用下沿提升管向上加速運動，再裂化的原料經(jīng)管線13與來自管線14的霧化蒸汽一起注入提升管12反應區(qū)III的底部，與提升管反應器已有的物流混合，再裂化的原料在熱的催化劑上發(fā)生裂化反應，并向上加速運動。再裂化的原料經(jīng)管線15與來自管線16的霧化蒸汽一起注入提升管12反應區(qū)IV的底部，與提升管反應器已有的物流混合，再裂化的原料在熱的催化劑上發(fā)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(jīng)反應區(qū)IV和管線19進入沉降器10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23，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(jīng)旋風分離器后進入集氣室23。汽提后的待生催化劑經(jīng)待生立管8進入再生器18。主風經(jīng)管線20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)管線進入煙機。再生后的催化劑經(jīng)斜管7和17進入提升管。集氣室23中的油氣經(jīng)過大油氣管線22，進入后續(xù)的分離系統(tǒng)41，分離得到的丙烯經(jīng)管線43引出；而丁烯經(jīng)管線44引出進入易位單元35;催化裂解乙烯經(jīng)管線34進入易位單元35;催化裂解氫氣和甲烷經(jīng)管線42引出；催化裂解乙烷經(jīng)管線37引出；丙烷經(jīng)管線38引出；丁烷經(jīng)管線39引出；C5經(jīng)管線40引出；輕芳烴原料經(jīng)管線24引出，進入選擇性加氫裝置25;然后再進入輕芳烴抽提裝置26，分出芳烴經(jīng)管線27引出，非芳烴(即輕芳烴抽余油)經(jīng)管線28返回提升管12;18025(TC的餾分經(jīng)管線29引出返回提升管12;催化蠟油原料經(jīng)管線30引出到重芳烴抽提單元31，分離出的重芳烴經(jīng)管線32引出，重芳烴抽余油經(jīng)管線33返回提升管2;易位單元目的產(chǎn)物丙烯經(jīng)管線36引出。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VG0，其性質(zhì)如表1所示。實施例中所用的抽提溶劑為環(huán)丁砜。實施例中所用的催化裂解催化劑制備方法簡述如下1)、將20gNH4Cl溶于1000g水中，向此溶液中加入100g(干基)晶化產(chǎn)品ZRP-1沸石(齊魯石化公司催化劑廠生產(chǎn)，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(yè)產(chǎn)品，固含量71.6m%)打槳，再加入54.8kg擬薄水鋁石(山東鋁廠工業(yè)產(chǎn)品，固含量63m%)，用鹽酸將其ra調(diào)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(chǎn)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(yè)產(chǎn)品，晶胞常數(shù)為2.445-2.448nm，干基為2.Okg)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1該實施例按照圖1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，反應區(qū)I、II、IV、V的反應溫度依次為600°C、500°C、54(TC、47(TC。進料管線3進料為乙烷、丙烷、丁烷和輕芳烴抽余油；進料管線5進料為重芳烴抽余油和原料A;進料管線15進料為C4烯烴和C5烴類；進料管線50進料為180-250°C餾分。集氣室23和24中油氣分別經(jīng)管線25和26在管線27中混合進入后續(xù)分離系統(tǒng)28中。反應操作條件、產(chǎn)品分布如表2所示。從表2可以看出，丙烯、乙烯收率分別高達40.60重％、16.65重％，甲苯和二甲苯收率分別為7.09重％和10.43重％。實施例2該實施例按照圖2的流程進行試驗，原料油B直接作為催化裂解的原料，在中型提升管反應器中進行試驗，反應區(qū)1、11、IV、V的反應溫度依次為590°C、505°C、530°C、47(TC。進料管線3進料為乙烷、丙烷、丁烷和輕芳烴抽余油；進料管線5進料為重芳烴抽余油和原料B;進料管線13進料為C4烯烴和C5烴類；進料管線15進料為180-25(TC餾分。集氣室23中油氣經(jīng)管線25進入后續(xù)分離系統(tǒng)28中。反應操作條件、產(chǎn)品分布如表2所示。從表2可以看出，丙烯、乙烯收率分別高達32.97重％、11.43重％，甲苯和二甲苯收率分別為4.38重％和7.10重％。實施例3該實施例按照圖3的流程進行試驗，原料油C直接作為催化裂解的原料，在中型提升管反應器中進行試驗，反應區(qū)I、II、III、IV的反應溫度依次為62(TC、53(TC、52(rC、470°C。進料管線3進料為輕芳烴抽余油；進料管線5進料為重芳烴抽余油和原料C;進料管線13進料為C4烯烴和C5烴類；進料管線15進料為180-25(TC餾分。集氣室23中油氣經(jīng)管線22進入后續(xù)分離系統(tǒng)45中。反應操作條件、產(chǎn)品分布如表4所示。從表4可以看出，丙烯、乙烯收率分別高達29.13重％、19.87重％，甲苯和二甲苯收率分別為8.54重％和12.89重％。實施例4該實施例按照圖4的流程進行試驗，原料油A直接作為催化裂解的原料，在中型提升管反應器中進行試驗，反應區(qū)I、II、III、IV的反應溫度依次為63(TC、54(TC、53(rC、50(TC。進料管線3進料為乙烷、丙烷、丁烷輕芳烴抽余油；進料管線5進料為重芳烴抽余油和原料B;進料管線13進料為C4烯烴和C5烴類；進料管線15進料為180-25(TC餾分。集氣室23中油氣經(jīng)管線22進入后續(xù)分離系統(tǒng)41中。反應操作條件、產(chǎn)品分布如表4所示。從表4可以看出，丙烯高達46.38重％，甲苯和二甲苯收率分別為3.67重％和9.72重％。表l<table>tableseeoriginaldocumentpage17</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage18</column></row><table>表2<table>tableseeoriginaldocumentpage18</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage19</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage20</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage21</column></row><table>權利要求一種制取低碳烯烴和芳烴的催化轉(zhuǎn)化方法，其特征在于該方法包括下列步驟(1)難裂化的原料油進入第一提升管反應器底部，與熱再生的催化裂解催化劑接觸，在反應溫度550℃-800℃、重時空速100h-1-800h-1、反應壓力0.10MPa-1.0MPa、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；(2)反應流出物不經(jīng)油劑分離，與易裂化的原料油混合，易裂化的原料油在反應溫度450℃-620℃、重時空速0.1h-1-100h-1、反應壓力0.10MPa-1.0MPa、催化裂解催化劑與原料的重量比2-30，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；(3)反應流出物不經(jīng)油劑分離，與任選的難裂化的原料油、易裂化原料油、冷激介質(zhì)中的一種或幾種混合，原料油在反應溫度400℃-550℃、重時空速10h-1-300h-1、反應壓力0.10MPa-1.0MPa、催化裂解催化劑與原料的重量比10-100，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；(4)分離待生催化劑和反應油氣，其中待生催化劑經(jīng)汽提后進入再生器經(jīng)燒焦再生后返回第一提升管，反應油氣去分離系統(tǒng)；(5)步驟(4)所述反應油氣進入分離系統(tǒng)分離得到包含低碳烯烴、C4烯烴和C5烴、餾程＜70℃的餾分、汽油、餾程為180℃～250℃的餾分和催化蠟油的產(chǎn)物，其中汽油經(jīng)輕芳烴抽提得到輕芳烴和汽油抽余油；(6)步驟(5)所述C4烯烴和C5烴、餾程＜70℃的餾分、汽油抽余油、餾程為180℃～250℃的餾分中的一種或其中一種以上的混合物作為再裂化原料送入第二提升管反應器內(nèi)，與熱再生催化劑接觸，反應溫度250℃-650℃、重時空速100h-1-800h-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2-100，水蒸汽與原料的重量比為0.05-1.0的條件下進行催化轉(zhuǎn)化，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)汽提或不汽提、在所述再生器中燒焦再生后返回第二提升管反應器。2.按照權利要求l的方法，其特征在于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蠟油、常壓蠟油、焦化蠟油、脫瀝青油、減壓渣油、常壓渣油、重芳烴抽余油。其它礦物油為煤液化油、油砂油、頁巖油。優(yōu)選的原料選自減壓蠟油、常壓蠟油、焦化蠟油、脫瀝青油、減壓渣油、常壓渣油、重芳烴抽余油的一種或其中一種以上的混合物。3.按照權利要求l的方法，其特征在于所述的難裂化原料為低碳分子，選自碳原子數(shù)為28的烴類、油漿、柴油、汽油、輕芳烴抽余油的一種或其中一種以上的混合物。4.按照權利要求l的方法，其特征在于所述的催化轉(zhuǎn)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10重％-50重％、無機氧化物5重％-90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(wěn)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，其特征在于所述冷激介質(zhì)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(wěn)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(jīng)兩段再生和一段再生后冷卻得到。6.按照權利要求l的方法，其特征在于所述催化蠟油的餾程大于25(TC，催化蠟油的出路有下列項目中的一種或幾種作為燃料油，經(jīng)加氫精制作為柴油組分，經(jīng)加氫精制后返回反應器，經(jīng)溶劑抽提出重芳烴后的抽余油返回反應器。7.按照權利要求1的方法，其特征在于該方法還包括下列步驟(7)催化裂解(V-C4°與水蒸汽進入蒸汽裂解反應器，在反應溫度70(TC-IOO(TC下進行裂化反應，分離反應油氣得到^、(^4、蒸汽裂解(:2=-(:3=、蒸汽裂解(:2°-c3°、蒸汽裂解(;-(:5、蒸汽裂解石腦油、燃料油，其中蒸汽裂解(:2=-(:3=為目的產(chǎn)物之一，蒸汽裂解c2°-c3°循環(huán)回蒸汽裂解反應器，蒸汽裂解c;-C5循環(huán)回催化裂解反應器；(8)步驟(7)的蒸汽裂解石腦油先經(jīng)選擇性加氫后，再經(jīng)溶劑抽提得到芳烴和抽余油，其中芳烴為目的產(chǎn)物之一，抽余油返回步驟(7)作為蒸汽裂解的原料之一。8.按照權利要求1的方法，其特征在于該方法還包括下列步驟(7)乙烯和丁烯進入烯烴易位反應裝置，將乙烯和丁烯通過易位反應轉(zhuǎn)化為丙烯。全文摘要一種制取低碳烯烴和芳烴的催化轉(zhuǎn)化方法，不同裂化性能的原料油進入第一提升管反應器的不同反應區(qū)與催化裂解催化劑接觸進行裂化反應，分離待生催化劑和反應油氣，其中反應油氣經(jīng)分離得到包含低碳烯烴、汽油、餾程為180℃～250℃的餾分和催化蠟油的產(chǎn)物，其中汽油經(jīng)輕芳烴抽提得到輕芳烴和汽油抽余油；再裂化原料送入第二提升管反應器內(nèi)，與熱再生催化劑接觸，進行催化轉(zhuǎn)化，兩個提升管反應器的待生催化劑在同一個再生器中燒焦再生后分別返回兩個提升管反應器。該方法從重質(zhì)原料最大限度地生產(chǎn)丙烯、乙烯等低碳烯烴，尤其是丙烯，其產(chǎn)率可以超過40重％，同時聯(lián)產(chǎn)甲苯與二甲苯等芳烴。文檔編號C07C15/02GK101747928SQ20081022765公開日2010年6月23日申請日期2008年11月28日優(yōu)先權日2008年11月28日發(fā)明者劉守軍,崔守業(yè),張執(zhí)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