CN101531923B - 一种制取丙烯和高辛烷值汽油的催化转化方法 - Google Patents

Abstract

一种制取丙烯和高辛烷值汽油的催化转化方法，难裂化的原料先与热再生催化裂解催化剂接触，在反应温度600-750℃、重时空速100-800h^-1、的条件下进行裂化反应，反应物流与易裂化的原料油混合，在反应温度450-620℃、重时空速0.1-100h^-1的条件下进行裂化反应；分离待生催化剂和反应油气，待生催化剂经再生后返回反应器，反应油气经分离得到丙烯和汽油，＞260℃的馏分经加氢处理所得的加氢重油作为本催化裂解装置或常规催化裂化装置的原料油。该方法提高丙烯产率和选择性，高辛烷值汽油产率增加，降低干气产率，液体收率大幅度增加，实现石油资源高效利用。

Description

一种制取丙烯和高辛烷值汽油的催化转化方法

                    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工艺过程的组合将将重质原料转化为低碳烯烃尤其丙烯和高辛烷值汽油的催化转化方法。

                    背景技术

低碳烯烃如乙烯、丙烯等是重要的有机化工原料，其中丙烯是聚丙烯、丙烯腈等产品的合成单体。随着聚丙烯等衍生物需求的迅速增长，对丙烯的需求也在逐年俱增。世界丙烯市场的需求已经从20年前的1520万吨增加到2000年的5120万吨，年均增长率达6.3％。预计到2010年丙烯的需求量将达到8600万吨，其间年均增长率约为5.6％。

生产丙烯的方法主要是蒸汽裂解和催化裂化(FCC)，其中蒸汽裂解以石脑油等轻质油为原料通过热裂解生产乙烯、丙烯，但丙烯的产率仅为15重％左右，而FCC则以减压瓦斯油(VGO)等重质油为原料。目前，世界上66％的丙烯来自蒸汽裂解生产乙烯的副产品，32％来自炼油厂FCC生产汽、柴油的副产品，少量(约2％)由丙烷脱氢和乙烯-丁烯易位反应得到。

石油化工如果走传统的蒸汽裂解制乙烯、丙烯路线，将面临轻质原料油短缺、生产能力不足以及成本过高等几大制约因素。

FCC由于其原料适应性广、操作灵活等优势日益受到重视。在美国，几乎丙烯市场需求量的50％都来源于FCC装置。增产丙烯的催化裂化改进技术发展很快。

US4,980,053公开了一种制取低碳烯烃的烃类转化方法，原料为不同沸程的石油馏分、渣油或原油，在流化床或移动床反应器内使用固体酸催化剂，在温度500-650℃、压力1.5-3×10⁵Pa、重时空速0.2-2.0h^-1、剂油比2-12的条件下进行催化转化反应，反应后的催化剂经烧焦再生后返回反应器内循环使用。该方法丙烯和丁烯的总产率可以达到40％左右，其中丙烯产率高达26.34％。

WO00/31215A1公开了一种生产烯烃的催化裂化方法，该方法采用ZSM-5和/或ZSM-11沸石做活性组分，以大量惰性物质为基质的催化剂，以VGO为原料，丙烯的产率也不超过20重％。

US4,422,925公开了多种具有不同裂化性能的烃类与热再生催化剂接触并转化的方法，该方法所述的烃类至少含有一种气体烷烃原料和一种液体烃类原料，该方法依据不同的烃类分子具有不同裂化性能，将反应区分成多个反应区进行裂化反应，以多产低分子烯烃。

尽管这些方法能够多产丙烯，但随着液化气产率或丙烯产率的增加，汽油产率减少，汽油中的芳烃和苯含量也大幅度增加，高苯含量的汽油如果不经抽提或饱和，通常不适合去调合汽油，除汽油中的芳烃和苯含量高的问题之外，干气产率增长近5倍，从而造成重质油资源的浪费，石油资源未实现高效利用。

随着我国经济的发展，我国汽油车保有量逐年增加，因此对高质量轻质燃料油的需求则大幅度增加，尤其汽油。而目前世界正面临着原油变重变劣的趋势，对重质燃料油的需求却逐步减少。因此，渣油加氢处理作为重油催化裂化原料油的工艺得到广泛地应用。CN1382776A公开了渣油加氢处理与重油催化裂化联合的方法，是渣油和油浆蒸出物、催化裂化重循化油、任选的馏分油一起进入加氢处理装置，在氢气和加氢催化剂存在下进行加氢反应；反应所得的生成油蒸出汽柴油后，加氢渣油与任选的减压瓦斯油一起进入催化裂化装置，在裂化催化剂存在下进行裂化反应，反应所得重循环油进入渣油加氢装置，蒸馏油浆得到蒸出物返回至加氢装置。该方法能将油浆和重循环油转化为轻质油品，提高了汽油和柴油的收率。尽管重油通过加氢处理工艺后，催化裂化工艺可以生产更多的液体产品，且产品的杂质含量低，性质有所改善，但当重油的密度大，粘度高、重金属含量高及胶质和沥青质含量高时，加氢处理装置的操作条件十分苛刻，操作压力高，反应温度高，空速低，开工周期短，操作费用高，且装置的一次性投资也高。此外，该方法处理重油时，还生产小分子烃类，尤其是干气，造成重油资源的利用效率的降低，同时，加氢渣油进入催化裂化装置处理时，仍然生产出8～10重％的重油，又造成重油资源的利用效率的降低。该重油可以返到渣油加氢装置，但该重油与渣油性质相差较大，且氢含量低，即使经加氢处理，该重油的性质改善有限。

上述现有技术对原料油中的烷烃分子裂化反应设计仍存在不足，而对原料中的其它烃类分子裂化反应过度，造成干气和焦炭产率大幅度增加，同时，现有技术对汽油辛烷值和柴油中的汽油潜含量未充分利用，造成丙烯产率偏低，同时汽油产率和质量存在改善的余地。为了满足日益增长的丙烯化工原料的需求和车用汽油的产率，有必要开发一种将重质原料转化为大量的丙烯和高辛烷值汽油的催化转化方法。

                    发明内容

本发明的目的是在现有技术的基础上提供一种由催化裂化工艺和加氢处理工艺有机组合，将重质原料转化为低碳烯烃，尤其是丙烯和高辛烷值汽油的催化转化方法。组合方法是催化裂化工艺只处理重质原料中烷烃基团，而剩下的芳烃基团由加氢处理工艺来加工，从而实现石油资源高效利用。

本发明提供的方法包括不同裂化性能的烃类原料与催化裂解催化剂接触，该方法包括：

难裂化的原料先与热再生催化裂解催化剂接触，在反应温度600～750℃、重时空速100～800h^-1、反应压力0.10MPa～1.0MPa(绝压)、催化裂解催化剂与原料的重量比30～150，水蒸汽与原料的重量比为0.05～1.0的条件下进行裂化反应，反应物流与易裂化的原料油混合，在反应温度450～620℃、重时空速0.1～100h^-1、反应压力0.10～1.0MPa(绝压)、催化裂解催化剂与原料的重量比1.0～30，水蒸汽与原料的重量比为0.05～1.0的条件下进行裂化反应；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、烧焦再生后返回反应器，反应油气经分离得到目的产物丙烯、高辛烷值汽油及馏程为180～260℃的馏分、＞260℃的馏分，其中＞260℃的馏分与氢气、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，所得到的加氢重油作为本催化裂解装置的原料油或常规催化裂化装置的原料油。

所述馏程为180～260℃的馏分返回作为本催化裂解装置的原料油。

所述不同裂化性能的烃类原料分为易裂化和难裂化原料。

所述的易裂化原料为石油烃和/或其它矿物油，其中石油烃选自减压瓦斯油(VGO)、常压瓦斯油(AGO)、焦化瓦斯油(CGO)、脱沥青油(DAO)、减压渣油(VR)、常压渣油(AR)、加氢重油中的一种或一种以上的混合物。其它矿物油为煤液化油、油砂油、页岩油中的一种或几种。优选的原料选自减压瓦斯油、常压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、减压渣油、常压渣油的一种或其中一种以上的混合物。其中VGO、AGO、CGO、DAO、VR、AR为未加氢的全馏分或部分馏分，或为加氢后的全馏分或部分馏分。

所述的难裂化原料选自柴油、汽油、碳原子数为4-8的烃、馏程范围为180～260℃的馏分中的一种或其中一种以上的混合物。

所述汽油选自本方法所得催化裂解汽油、催化裂化汽油、直馏汽油、焦化汽油、热裂解汽油、热裂化汽油、加氢汽油中的一种或其中一种以上的混合物，其中催化裂化汽油、直馏汽油、焦化汽油、热裂解汽油、热裂化汽油、加氢汽油是来自本装置外的汽油。

所述柴油是选自本方法所得催化裂解柴油、催化裂化柴油、直馏柴油、焦化柴油、热裂化柴油、加氢柴油中的一种或其中一种以上的混合物，其中催化裂化柴油、直馏柴油、焦化柴油、热裂化柴油、加氢柴油是来自本装置外的柴油。

碳原子数为4～8的烃可以是来自本发明的催化裂解方法，也可以来自常规催化裂化、焦化、热裂化、加氢等工艺。

所述加氢重油是本装置或外来装置如常规催化裂化所生产的馏程大于260℃的重油，最好大于330℃的重油在氢气存在情况下，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所得到。

所述的催化裂解催化剂包括沸石、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，选自中孔沸石和任选的大孔沸石，中孔沸石占沸石总重量的50重％-100重％，优选70重％-100重％，大孔沸石占沸石总重量的0重％-50重％，优选0重％-30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。

每个反应器内的催化裂解催化剂可以相同，也可以不同。

所述的流化床反应器选自提升管、等线速的流化床、等直径的流化床、上行式输送线、下行式输送线一种或两种串联组合。提升管可以是常规的等直径的提升管，也可以是各种形式变径的提升管。其中流化床的气速为0.1米/秒-2米/秒，提升管的气速为2米/秒-30米/秒(不计催化剂)。

本发明的最佳实施方式是在一种变径提升管反应器中进行，关于该反应器更为详细的描述参见CN1237477A。

为了增加反应下游区的剂油比，提高催化剂的裂解活性，可通过补充热或冷的再生催化剂、半再生催化剂、待生的催化剂、新鲜催化剂。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的，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％。

所述的低碳烯烃为丙烯和丁烯。

从反应油气中分离丙烯和任选的丁烯的方法与本领域普通技术人员熟知的方法相同；从反应油气分离C₅-C₈出来作为循环物料方法与本领域普通技术人员熟知的方法相同；分离所述的180～260℃的馏分，优选190～250℃的馏分可以在现有的FCC分馏塔内进行分离方法，大于250℃或260℃的馏分，最好大于330℃的馏分可以作为加氢处理装置的原料油，或者大于250℃或260℃的馏分，最好大于330℃的馏分作为常规催化裂化装置的原料油。

加氢处理装置是处理本装置或外来装置如常规催化裂化所生产的大于260℃的重油，最好大于330℃的重油。在氢气存在情况下，该重油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，所得到的加氢重油可以作为本装置的原料油或常规催化裂化装置的原料油。

所述的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VIB族金属选自Mo或/和W，VIII族金属选自Co或/和Ni。

该技术方案将催化裂解和加氢处理等工艺有机结合，从氢含量较低的重质原料最大限度地生产低碳烯烃，尤其是丙烯和轻质燃料油，尤其高辛烷值汽油，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、丙烯产率和丙烯在液化气中的选择性大幅度增加，对于石蜡基VGO，丙烯产率近30重％。

2、汽油产率明显地增加，汽油辛烷值明显地改善。

3、在丙烯产率大幅度增加的情况下，干气产率明显地降低，可降低达80重％以上。

4、轻质油收率明显地增加，油浆产率明显地降低，从而石油资源利用效率得到改善。

5、加氢处理装置操作周期得到明显地提高，加氢重油性质得到明显的改善。

                      附图说明

附图为本发明提供的制取丙烯和高辛烷值汽油的催化转化方法流程示意图。

                    具体实施方式

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。

附图为本发明提供的制取丙烯和高辛烷值汽油的催化转化方法流程示意图。

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16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，难裂化原料油经管线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，难裂化原料在热的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动。易裂化原料油经管线5与来自管线6的雾化蒸汽一起注入提升管2反应区I的中下部，与提升管反应器已有的物流混合，易裂化原料在较低的含有一定炭的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动进入反应区II继续反应，生成的油气和失活的待生催化剂经管线7进入沉降器8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9，催化剂细粉由料腿返回沉降器。沉降器中待生催化剂流向汽提段10，与来自管线11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9。汽提后的待生催化剂经斜管12进入再生器13，主风经管线14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15进入烟机。再生后的催化剂经斜管16进入提升管。

集气室9中的油气经过大油气管线17，进入后续的分离系统18，分离得到的丙烯经管线19引出，分离得到的丙烷经管线28引出，而碳四烃经管线20引出，也可以返回提升管2的反应区I底部，催化裂解干气经管线21引出，催化裂解汽油经管线27引出，馏程为180～260℃的馏分经管线22返回提升管2的反应区I底部，馏程＞260℃的馏分经管线23进入加氢处理单元24，分离出轻组分经管线25引出，加氢重油经管线26返回提升管2的反应区I中下部。

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VGO，其性质如表1所示。实施例中所用的抽提溶剂为糠醛。

实施例中所用的催化裂解催化剂制备方法简述如下：

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。

实施例1

该实施例按照附图的流程进行试验，原料油A直接作为催化裂解的原料，在由提升管反应器的中型装置上进行试验，易裂化的原料进入反应区I中下部，难裂化的原料进入反应区I底部，在反应区I底部，难裂化的原料在反应温度640℃、重时空速180h^-1，催化裂解催化剂与原料的重量比60，水蒸汽与原料的重量比为0.20条件下进行裂化反应；在反应区I中部，易裂化的原料在反应温度580℃、重时空速60h^-1，催化裂解催化剂与原料的重量比10，水蒸汽与原料的重量比为0.15条件下进行裂化反应，在反应区II，油气在反应温度540℃、重时空速30h^-1，水蒸汽与原料的重量比为0.15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，从而得到丙烯和汽油，部分碳四烃、馏程为180～260℃的馏分进行回炼，馏程＞260℃的馏分经加氢处理，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，加氢后的加氢重油循环回上述中型催化裂化装置。操作条件和产品分布列于表2。

从表2可以看出，丙烯产率高达30.02重％，干气产率仅为3.32重％，液体收率为90.68重％。

实施例2

该实施例与实施例1的试验装置相同，原料油B直接作为催化裂解的原料，在由提升管反应器的中型装置上进行试验，易裂化的原料进入反应区I中下部，难裂化的原料进入反应区I底部，在反应区I底部，难裂化的原料在反应温度640℃、重时空速180h^-1，催化裂解催化剂与原料的重量比60，水蒸汽与原料的重量比为0.20条件下进行裂化反应；在反应区I中下部，易裂化的原料在反应温度580℃、重时空速60h^-1，催化裂解催化剂与原料的重量比10，水蒸汽与原料的重量比为0.15条件下进行裂化反应，另外，从汽提段补充部分已汽提的待生催化剂进入反应区II底部，以降低反应区II的温度和反应重时空速。在反应区II，油气在反应温度530℃、重时空速20h^-1，水蒸汽与原料的重量比为0.15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，从而得到丙烯和汽油，部分碳四烃、馏程为180～260℃的馏分进行回炼，馏程＞260℃的馏分经加氢处理，在氢分压10.0MPa、反应温度450℃、氢油体积比500v/v、体积空速0.5h^-1的反应条件下进行加氢处理，加氢后的加氢重油循环回上述中型催化裂化装置。操作条件和产品分布列于表2。

从表2可以看出，丙烯产率高达27.55重％，干气产率仅为3.16重％，液体收率为90.64重％。

表1

	实施例1	实施例2
			原料油编号	A	B
原料油性质
			密度(20℃)，g/cm3	0.8886	0.9134
硫含量，ppm	4700	5800
			氮含量，ppm	1600	2900
芳烃，m％	26.3	32.6
			C，m％	86.46	86.23
H，m％	12.86	12.69
			馏程(ASTM D-1160)，℃
IBP	312	327
			10％	361	363
30％	412	409
			50％	452	450
70％	478	482
			90％	506	504
95％	532	526
			EP	546	542

表2

	实施例1	实施例2
			原料油编号	A	B
催化裂解单元
			操作条件
提升管出口温度，℃	530	520
			提升管反应区II
反应温度，℃	540	530
			重时空速，h-1	30	20
水蒸汽/原料的重量比	0.15	0.15
			提升管反应区I
平均温度，℃	640/580	640/550
			剂油比，m/m	60/10	60/10
重时空速，h-1	180/60	180/60
			水蒸汽/原料的重量比	0.20/0.15	0.25/0.15
加氢处理单元
			氢分压，MPa	18.0	10.0
反应温度，℃	350	450
			氢油体积比，v/v	1500	500
体积空速，h-1	1.5	0.5
			产品分布，m％
干气	3.32	3.16
			浸化气	51.23	48.12
丙烯	30.02	27.55
			汽油	31.12	33.05
柴油	8.33	9.47
			焦炭	6.0	6.2
合计	100.00	100.00

Claims (5)

1.一种制取丙烯和高辛烷值汽油的催化转化方法，其特征在于该方法包括：难裂化的原料先与热再生催化裂解催化剂接触，在反应温度600～750℃、重时空速100～800h^-1、反应绝对压力0.10MPa～1.0MPa、催化裂解催化剂与原料的重量比30～150，水蒸汽与原料的重量比为0.05～1.0的条件下进行裂化反应，反应物流与易裂化的原料油混合，在反应温度450～620℃、重时空速0.1～100h^-1、反应绝对压力0.10～1.0MPa、催化裂解催化剂与原料的重量比1.0～30，水蒸汽与原料的重量比为0.05～1.0的条件下进行裂化反应；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、烧焦再生后返回反应器，反应油气经分离得到目的产物丙烯、高辛烷值汽油及馏程为180～260℃的馏分、＞260℃的馏分，其中＞260℃的馏分与氢气、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，所得到的加氢重油作为易裂化原料；所述难裂化的原料选自油浆、柴油、汽油、碳原子数为4-8的烃中的一种或一种以上的混合物；所述易裂化原料为石油烃和/或其它矿物油，其中石油烃选自减压瓦斯油、常压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、减压渣油、常压渣油、加氢重油中的一种或一种以上的混合物，其它矿物油为煤液化油、油砂油、页岩油中的一种或几种。

2.按照权利要求1的方法，其特征在于所述的催化裂解催化剂包括沸石、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％，其中沸石为中孔沸石和任选的大孔沸石，中孔沸石占沸石总重量的50重％-100重％，大孔沸石占沸石总重量的0重％-50重％，中孔沸石选自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，大孔沸石选自Y系列沸石。

3.按照权利要求1的方法，其特征在于所用的反应器选自提升管、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两种串联组合，其中提升管是常规的等直径的提升管或者各种形式变径的提升管。

4.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。

5.按照权利要求1的方法，其特征在于所述馏程为180～260℃的馏分返回作为本催化裂解装置的原料油。