一種生產(chǎn)低碳烯烴和輕芳烴的催化轉化方法
【專利摘要】本發(fā)明提供了一種生產(chǎn)低碳烯烴和輕芳烴的催化轉化方法，其中，該方法包括：在催化裂解條件下，將鏈烷烴含量為30-90質量%的原料油、甲烷與催化裂解催化劑接觸，從接觸后的混合物中分離出裂解汽油；將所述裂解汽油進行加氫處理，將加氫處理產(chǎn)物進行分離，得到加氫后的裂解汽油。本發(fā)明提供的方法，能夠采用鏈烷烴含量較高的原料油（例如直餾柴油）作為原料，高選擇性的生產(chǎn)低碳烯烴特別是丙烯和輕芳烴，既解決了石化原料短缺的問題，又提高了煉廠的經(jīng)濟效益。
【專利說明】一種生產(chǎn)低碳烯烴和輕芳烴的催化轉化方法

【技術領域】
[0001] 本發(fā)明涉及一種生產(chǎn)低碳烯烴和輕芳烴的催化轉化方法。

【背景技術】
[0002] 乙烯和丙烯是重要的有機化工原料，據(jù)分析，2012年全球乙烯需求量增長3. 9%， 約132Mt ;丙烯需求增長量4. 0%，約83Mt，丙烯和乙烯需求比約為1. 0。近10年來，世界丙 烯需求的增長率一直高于乙烯，預計在今后20年，世界丙烯需求的增長率仍將超過乙烯需 求的增長率。
[0003] 采用傳統(tǒng)的蒸汽裂解制乙烯、丙烯路線，對輕烴、石腦油等化工輕烴需求量較大， 預計2020年需化工輕油70萬噸/年，而國內原油普遍偏重，化工輕油難以滿足乙烯、丙烯 原料的需求，在石油資源不足的情況下，蒸汽裂解原料的多樣化已成為乙烯、丙烯工業(yè)發(fā)展 趨勢。蒸汽裂解原料主要有輕烴(如乙烷、丙烷和丁烷)、石腦油、柴油、凝析油和加氫尾油， 其中，石腦油的質量分數(shù)約占50%以上，典型石腦油蒸汽裂解的乙烯收率約為29%-34%，丙 烯收率為13%_16%，丙烯/乙烯比約為0. 5,較低的丙烯/乙烯產(chǎn)出比難以滿足當前丙烯需 求的現(xiàn)狀。
[0004] 輕芳烴(苯、甲苯和二甲苯，簡稱BTX)也是一種重要的有機化工原料，產(chǎn)量和規(guī) 模僅次于乙烯和丙烯，其衍生物廣泛用于生產(chǎn)化纖、塑料和橡膠等化工產(chǎn)品和精細化學 品。輕芳烴生產(chǎn)主要來自于重整汽油和乙烯裂解汽油。據(jù)預測，要滿足未來的需求增長， 2006-2015年間，全球需要新增加大約1600萬噸/年的對二甲苯和1400萬噸/年的純苯產(chǎn) 能，預計未來，僅依靠目前的來源無法滿足純苯和對二甲苯的市場增長需求。
[0005] 采用石油烴催化裂解技術，通過工藝參數(shù)與催化劑性質的優(yōu)化，可以有效提高低 碳烯烴選擇性，同時多產(chǎn)輕芳烴，該技術是當前乃至未來低碳烯烴和芳烴生產(chǎn)技術的研究 執(zhí)占。
[0006] 為提高低碳烯烴特別是丙烯的產(chǎn)率，以及輕芳烴的產(chǎn)率，現(xiàn)有技術主要由如下研 究：
[0007] CN1234426A將重質石油烴和水蒸氣在提升管和密相流化床組成的復合反應器的 下部與催化劑接觸；輕質石油烴進入復合反應器的上部即密相流化床底部與催化劑接觸。
[0008] CN1667089A將原料油或部分加氫循環(huán)油與再生的催化裂解催化劑、水蒸氣在催化 裂解反應器內接觸反應。
[0009] CN101362669A是在不同裂化性能的烴類與原料與催化裂解催化劑接觸，在流化床 反應器內進行裂化反應得到目的產(chǎn)物低碳烯烴、芳烴和再裂化的原料，再將輕芳烴經(jīng)加氫、 抽提后，將可裂化原料返回提升管，其中C2-C4烷烴進入蒸汽裂解進一步反應，乙烯和丙烯 產(chǎn)率在20重量％以上，同時聯(lián)產(chǎn)甲苯與二甲苯等芳烴。
[0010] CN101362961A提出將餾程為160-260°C原料與催化裂解催化劑接觸，在流化床反 應器內進行裂化反應得到目的產(chǎn)物低碳烯烴和芳烴，以使乙烯和丙烯產(chǎn)率和選擇性增加。
[0011] CN102337154A提出在催化裂化條件下，將烴類原料與催化裂化催化劑在復合反應 器中接觸，得到低碳烯烴、富含輕芳烴汽油等產(chǎn)品，進一步分離得到輕芳烴。
[0012] 從現(xiàn)有技術來看，烴類催化轉化生產(chǎn)低碳烯烴和芳烴技術的開發(fā)主要集中于重質 油催化裂解技術方面，由于重油的餾程范圍較寬，烴類分子較大，產(chǎn)物結構紛繁復雜，非目 標產(chǎn)物產(chǎn)率較高，為了提高低碳烯烴收率，通常采用較高的反應溫度，造成在增加烯烴產(chǎn)率 情況下，干氣產(chǎn)率尤其是甲烷產(chǎn)率大幅度增加。
[0013] 而以輕質原料油如石腦油為原料的催化裂解技術正處于研發(fā)階段，就世界范圍而 言，乙烯生產(chǎn)一直以輕烴和石腦油為主要裂解原料，而直餾柴油在裂解原料中所占比例甚 少，但我國輕烴原料油資源有限，且大部分原油屬重質油，直餾石腦油產(chǎn)量很少，迫使乙烯 生產(chǎn)中柴油原料所占比例較高。
[0014] 目前，直餾柴油催化裂解技術一直進展緩慢，原因在于，一是丙烯和乙烯產(chǎn)率比偏 低，而副產(chǎn)物產(chǎn)率過高，影響其經(jīng)濟性；二是直餾柴油催化裂解反應過程中生焦不足，待生 催化劑再生過程產(chǎn)生熱量難以滿足反應熱需求。
[0015] 針對直餾柴油催化裂化裝置的熱平衡問題，現(xiàn)有技術主要是采用在汽提段、待生 劑輸送管線和再生器內噴入或混入燃料油或煤粉的技術，采用這些方法一般會造成局部溫 度過高，從而導致裝置受損，也會導致催化劑失活、催化劑骨架結構崩塌等不良結果。
[0016] 為了滿足日益增長的低碳烯烴特別是丙烯需求以及輕芳烴的需求，并提高柴油 如直餾柴油資源利用率，有必要開發(fā)一種將柴油餾分最大限度地轉化為乙烯和丙烯，以及 輕芳烴收率高，同時，解決反應過程中熱平衡的催化轉化方法，進而實現(xiàn)石油資源的高效利 用。


【發(fā)明內容】

[0017] 本發(fā)明的目的在于在現(xiàn)有技術的基礎上，提供一種干氣產(chǎn)率低、低碳烯烴、輕芳烴 產(chǎn)率高的生產(chǎn)低碳烯烴和輕芳烴的催化轉化方法。
[0018] 為實現(xiàn)前述目的，本發(fā)明提供了一種生產(chǎn)低碳烯烴和輕芳烴的催化轉化方法，其 中，該方法包括：在催化裂解條件下，將鏈烷烴含量為30-90質量％的原料油、甲烷與催化裂 解催化劑接觸，從接觸后的混合物中分離出裂解汽油；將所述裂解汽油進行加氫處理，將加 氫處理產(chǎn)物進行分離，得到加氫后的裂解汽油。
[0019] 本發(fā)明提供的方法針對鏈烷烴含量較高的原料油(例如直餾柴油）的化學組成特 性，采用催化轉化方法降低烴類裂解反應活化能，同時在催化轉化過程中加入甲烷原料，且 使原料中更多鏈烷烴和環(huán)烷烴等烴類發(fā)生裂解反應和開環(huán)裂解反應生成小分子烴類，提高 了低碳烯烴特別是丙烯的選擇性；并且在本發(fā)明的優(yōu)選的實施方式中，將待生催化劑氣提 后預熱再進行再生，使得待生催化劑為再生器帶去了更多的熱量，減少了再生器內炭堆積 發(fā)生的可能性，提高了操作穩(wěn)定性。并且本發(fā)明采用再生產(chǎn)生的高溫煙氣預熱待生催化劑， 有效的節(jié)約了能耗。
[0020] 本發(fā)明的方法可以有效提高低碳烯烴特別是丙烯的產(chǎn)率，并且，本發(fā)明可以通過 合理的控制工藝參數(shù)和催化劑性質，靈活的調整產(chǎn)品結構。
[0021] 本發(fā)明提供的方法，能夠采用鏈烷烴含量較高的原料油(例如直餾柴油）作為原 料，高選擇性的生產(chǎn)低碳烯烴特別是丙烯和輕芳烴，克服了傳統(tǒng)的鏈烷烴含量較高的原料 油(例如直餾柴油）用于作為催化裂解原料導致的干氣產(chǎn)率高，低碳烯烴產(chǎn)率低的缺陷，并 且使得石化企業(yè)可以采用催化加工方法替代熱加工方法從石油餾分油最大限度生產(chǎn)低碳 烯烴特別是丙烯和輕芳烴，從而實現(xiàn)煉廠概念的技術突破，從傳統(tǒng)的燃料型和燃料-潤滑 油型煉廠生產(chǎn)模式向化工型轉變，使煉廠從單一的煉油向化工原料及高附加值下游產(chǎn)品生 產(chǎn)發(fā)展和延伸，既解決了石化原料短缺的問題，又提高了煉廠的經(jīng)濟效益。且與蒸汽裂解技 術相比，降低了反應過程能耗，節(jié)省了生產(chǎn)成本，并減少了反應過程中CO 2排放量。
[0022] 本發(fā)明的其他特征和優(yōu)點將在隨后的【具體實施方式】部分予以詳細說明。

【專利附圖】

【附圖說明】
[0023] 附圖是用來提供對本發(fā)明的進一步理解，并且構成說明書的一部分，與下面的具 體實施方式一起用于解釋本發(fā)明，但并不構成對本發(fā)明的限制。在附圖中：
[0024] 圖1為按照現(xiàn)有技術的催化轉化方法的流程示意圖。
[0025] 圖2為根據(jù)本發(fā)明的一種優(yōu)選的實施方式的生產(chǎn)低碳烯烴和輕芳烴的催化轉化 方法的流程示意圖。
[0026] 附圖標記說明
[0027] 1-提升管反應器；2-再生器；3-沉降器；4-汽提段；5-脫氣罐；
[0028] 6-(提升管反應器1出口端）旋風分離器；
[0029] 7-(連通旋風分離器6的氣體出口與大油氣管線20)集氣室；
[0030] 8-催化劑斜管管線；9-待生滑閥；
[0031] 10-(連通所述再生器2的催化劑出口與脫氣罐5)管線；
[0032] 11-(連通脫氣罐5氣體出口與再生器2)管線；
[0033] 12-(連通脫氣罐5與提升管反應器1)再生催化劑斜管管線；
[0034] 13-再生滑閥；
[0035] 14-為提升管反應器1輸送預提升介質的管線；
[0036] 15-為提升管反應器1輸送原料的管線；
[0037] 16-為提升管反應器1輸送霧化蒸汽并輸送原料的管線；
[0038] 17-為提升管反應器1輸送C4烯烴的管線；
[0039] 18-為提升管反應器1輸送霧化蒸汽并輸送C4烯烴的管線；
[0040] 19-為汽提段4輸送霧化蒸汽的管線；
[0041] 20-大油氣管線；21-(再生器2)主風入口管線；22-空氣分配器；
[0042] 23-脫氣罐5輸送霧化蒸汽的管線；24-再生器旋風分離器；
[0043] 25-(與旋風分離器24氣體出口連通）煙氣管道；
[0044] 30-分尚系統(tǒng)(分饋塔）；31_輸送干氣的管線；32-輸送C2-C4燒經(jīng)的管線；
[0045] 33-輸送丙烯的管線；34-輸送C4烯烴的管線；35-輸送裂解汽油的管線；
[0046] 36-輸送裂解柴油的管線；37-輸送油漿的管線；40-蒸汽裂解單元；
[0047] 41-輸送氫氣和甲烷的管線；42-輸送乙烯的管線；
[0048] 43-輸送丙烯的管線；44-輸送C2-C4烷烴（乙烷、丙烷和丁烷）的管線；
[0049] 45-輸送裂解石腦油的管線；50-汽油選擇性加氫單元；
[0050] 51-輸送加氫單元輕質產(chǎn)物的管線；52-輸送加氫汽油的管線；
[0051] 60-芳烴抽提單元；61-輸送抽余油的管線；62-輸送抽出油的管線；
[0052] 70-換熱器；71-高溫煙氣管道；72-低溫煙氣管道。

【具體實施方式】
[0053] 以下對本發(fā)明的【具體實施方式】進行詳細說明。應當理解的是，此處所描述的具體 實施方式僅用于說明和解釋本發(fā)明，并不用于限制本發(fā)明。
[0054] 本發(fā)明提供了一種生產(chǎn)低碳烯烴和輕芳烴的催化轉化方法，其中，該方法包括：在 催化裂解條件下，將鏈烷烴含量為30-90質量％的原料油、甲烷與催化裂解催化劑接觸，從 接觸后的混合物中分離出裂解汽油；將所述裂解汽油進行加氫處理，將加氫處理產(chǎn)物進行 分離，得到加氫后的裂解汽油。
[0055] 從加氫處理產(chǎn)物中分離除了得到加氫后的裂解汽油外，還得到剩余的輕組分，主 要為C4以下烴類，一般作為燃料氣，其中，得到的輕組分收率較低，小于0. 5重量％。
[0056] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉化方法，所述裂解汽油進行加氫的條件可以為常規(guī)選擇，優(yōu) 選加氫的條件包括：氫分壓I. 2-8. OMPa (絕壓)、溫度150-40CTC、氫油體積比150-600Nm3/ m3、體積空速HOtr1 ;加氫催化劑為以Ni-W、Co-Ni-W、Ni-Mo或Co-Mo為活性組分，活性氧 化鋁為載體的非貴金屬催化劑。
[0057] 本發(fā)明提供的催化轉化方法，可以在現(xiàn)有技術的各種反應器中進行，例如可以在 提升管反應器、流化床反應器(等線速的流化床或等直徑的流化床)、上行式輸送線或下行 式輸送線中進行，其中，在流化床反應器中進行時，優(yōu)選氣速為〇. 1-2米/秒，而在提升管反 應器中進行時，優(yōu)選氣速為2-30米/秒。
[0058] 針對本發(fā)明，優(yōu)選在提升管反應器中進行，且當在提升管反應器中進行時，優(yōu)選甲 烷在所述的原料油進料位置之后引入反應器，由此可以進一步提高丙烯的選擇性。
[0059] 本發(fā)明提供的催化轉化方法，可以在一個進料位置將全部所述原料油引入反應器 內，或在至少兩個不同的進料位置將所述原料油按照相同或不同的比例引入反應器內。
[0060] 本發(fā)明中，所述提升管反應器可以為本領域技術人員公知的常規(guī)的催化裂化提升 管反應器，例如，所述提升管可以選自等直徑提升管反應器和/或等線速提升管反應器，優(yōu) 選使用等直徑提升管。更優(yōu)選情況下，所述提升管反應器自下而上依次包括預提升段以及 至少一個反應區(qū)，為了使原料油能夠充分反應，并根據(jù)不同的目的產(chǎn)物品質需求，所述反應 區(qū)可以為2-8個，優(yōu)選為2-3個。
[0061] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉化方法，優(yōu)選所述原料油中鏈烷烴含量為35-80質量％。
[0062] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉化方法，為了進一步提高低碳烯烴特別是丙烯的產(chǎn)率和輕芳 烴的產(chǎn)率，優(yōu)選甲烷與所述原料油的質量比為1-20:100,更優(yōu)選為2-15:100,進一步優(yōu)選 為 5-10:100。
[0063] 本發(fā)明的催化轉化方法特別適合于餾程為180-350°C，優(yōu)選餾程為190_330°C的 烴餾分的催化轉化，更加適合于直餾柴油、催化柴油、焦化柴油、加氫柴油和煤液化柴油中 的一種或多種的催化轉化。采用本發(fā)明的方法處理前述原料油，能夠大大提高低碳烯烴特 別是丙烯的產(chǎn)率和輕芳烴的產(chǎn)率。
[0064] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉化方法，優(yōu)選本發(fā)明的方法還包括：將所述加氫后的裂解汽 油進行芳烴抽提，得到抽出油和抽余油。更優(yōu)選將所述抽出油作為富含輕芳烴的目標產(chǎn)物 BTX。
[0065] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉化方法，所述芳烴抽提的方法為本領域的常規(guī)方法，針對本 發(fā)明，優(yōu)選芳烴抽提使用的抽提溶劑選自環(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N-甲?；鶈徇阎械囊环N或多種。更優(yōu)選，抽提過程溶劑回收 并循環(huán)使用于芳烴抽提。優(yōu)選芳烴抽提的溫度為40-120°C，抽提溶劑與芳烴抽提的原料加 氫后的裂解汽油的體積比為0. 5-5。
[0066] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉化方法，所述抽余油即非芳烴可以返回與催化裂解催化劑進 行接觸。
[0067] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉化方法，優(yōu)選本發(fā)明的方法還包括：從接觸后的混合物中分 離出待生催化劑、甲烷、C2-C3烯烴、C2-C4烷烴、C4烯烴與裂解柴油。
[0068] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉化方法，一般首先將待生催化劑與反應油氣分離得到待生催 化劑和反應油氣，然后將得到的反應油氣經(jīng)后續(xù)的分離系統(tǒng)(例如旋風分離器）分離干氣、 液化氣、裂解汽油和裂解柴油等餾分，然后將干氣和液化氣經(jīng)氣體分離設備進一步分離得 到甲烷、C2-C3烯烴、C2-C4烷烴、C4烯烴等，從反應產(chǎn)物中分離C2-C3烯烴、C2-C4烷烴、C4 烯烴等方法與本領域常規(guī)技術方法相似，本發(fā)明對此沒有限制，在此不詳細描述。
[0069] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉化方法，優(yōu)選本發(fā)明的方法還包括：將分離得到的甲烷返回 作為甲烷原料與催化裂解催化劑接觸。
[0070] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉化方法，優(yōu)選本發(fā)明的方法還包括：將所述C2-C4烷烴進行 蒸汽裂解得到蒸汽裂解石腦油和C2-C3烯烴，將所述蒸汽裂解石腦油返回與所述加氫后的 裂解汽油一起進行芳烴抽提。
[0071] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉化方法，優(yōu)選本發(fā)明的方法還包括：將所述待生催化劑再生； 且優(yōu)選所述催化裂解催化劑的至少一部分為再生后的催化劑。
[0072] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉化方法，優(yōu)選本發(fā)明的方法還包括將再生得到的再生催化劑 進行氣提(一般用水蒸氣氣提）脫去氣體等雜質。
[0073] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉化方法，再生過程中，一般從再生器的底部引入含氧氣體，含 氧氣體例如可以為空氣引入再生器后，待生催化劑與氧氣接觸燒焦再生，催化劑燒焦再生 后生成的煙氣在再生器上部氣固分離，例如經(jīng)旋風分離器氣固分離后，分離出的再生煙氣 排出再生器用于作為待生催化劑的預熱源。
[0074] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉化方法，所述待生催化劑再生的操作條件優(yōu)選為：溫度為 550-750°C，更優(yōu)選為600-730°C，進一步優(yōu)選為650-700°C;氣體表觀線速為0. 5-3米/秒， 優(yōu)選為0. 8-2. 5米/秒，更優(yōu)選為1-2米/秒，待生催化劑平均停留時間為0. 6-3分鐘，優(yōu) 選0. 8-2. 5分鐘，更優(yōu)選1-2分鐘。
[0075] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉化方法，優(yōu)選本發(fā)明的方法還包括：在將所述待生催化劑再 生前，將所述待生催化劑氣提(采用水蒸氣氣提)，然后與待生催化劑再生產(chǎn)生的高溫煙氣 進行換熱。如此使得待生催化劑為再生器帶去了更多的熱量，減少了再生器內炭堆積發(fā)生 的可能性，提高了操作穩(wěn)定性。并且本發(fā)明采用再生產(chǎn)生的高溫煙氣預熱待生催化劑，有效 的節(jié)約了能耗。氣提的方法為本領域技術人員所公知，在此不詳細描述。
[0076] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉化方法，優(yōu)選與所述高溫煙氣換熱后的待生催化劑溫度為 550-750°C，優(yōu)選為 580-720°C，更優(yōu)選為 600-700°C。
[0077] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉化方法，所述催化裂解催化劑可以為本領域的常規(guī)選擇，針 對本發(fā)明，優(yōu)選以催化劑的總重量計，所述催化裂解催化劑含有：沸石1-60重量％、無機氧 化物5-99重量％和粘土 0-70重量％。
[0078] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉化方法，其中，所述沸石作為活性組分，優(yōu)選所述沸石選自中 孔沸石和/或大孔沸石，且優(yōu)選中孔沸石占沸石總重量的50-100重量％，更優(yōu)選中孔沸石占 沸石總重量的70-100重量％，大孔沸石占沸石總重量的0-50重量％，優(yōu)選大孔沸石占沸石 總重量的0-30重量％。
[0079] 本發(fā)明中，所述中孔沸石和大孔沸石沿用本領域常規(guī)的定義，即中孔沸石的平均 孔徑0· 5-0. 6nm，大孔沸石的平均孔徑0· 7-1. Onm。例如，所述大孔沸石可以選自由稀土 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更多種 的混合物。
[0080] 所述中孔沸石可以選自具有MFI結構的沸石，例如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-I l、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更多種的混合物，有關ZSM-5 更為詳盡的描述參見US3, 702, 886。
[0081] 本發(fā)明中，所述的無機氧化物作為粘接劑，優(yōu)選選自二氧化硅（SiO2)和/或三氧化 二鋁(ai 2o3)。
[0082] 本發(fā)明中，所述的粘土作為基質（即載體)，優(yōu)選選自高嶺土和/或多水高嶺土。
[0083] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉化方法，優(yōu)選本發(fā)明的方法還包括：將所述C4烯烴返回與所 述原料油一起與所述催化裂解催化劑接觸。
[0084] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉化方法，優(yōu)選將所述C4烯烴在所述的原料油進料位置之后 引入反應器。
[0085] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉化方法，優(yōu)選地，將分離得到的甲烷與所述C4烯烴混合后引 入反應器(例如提升管反應器)。
[0086] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉化方法，優(yōu)選本發(fā)明的方法還包括：在將所述原料油與催化 裂解催化劑接觸之前，將所述原料油預熱為氣態(tài)，例如將原料油預熱至350-420°C后引入反 應器與催化裂解催化劑接觸，優(yōu)選預熱至380-400°C。
[0087] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉化方法，優(yōu)選所述催化裂解的條件包括：溫度為500-750°C， 優(yōu)選為550-750°C，更優(yōu)選為550-700°C，特別優(yōu)選為580-680°C ;時間為1-lOs，優(yōu)選為 2_5s，更優(yōu)選為2-4s ;反應壓力為0.05-lMPa，劑油比為1-100:1，優(yōu)選為10-50:1，更優(yōu)選為 20-40:1。
[0088] 根據(jù)本發(fā)明的催化轉化方法，更優(yōu)選，所述催化裂解的條件還包括：預提升介質與 原料油的重量比為0.05-1.0,所述載體為常規(guī)選擇，例如可以為水蒸氣。預提升介質為常規(guī) 選擇，例如可以為水蒸氣、煉油廠干氣、輕質烷烴、輕質烯烴中的一種或多種。預提升介質的 作用是使催化劑加速上升，在反應器底部形成密度均勻的催化劑活塞流。預提升介質的用 量為本領域的技術人員所公知，一般來說，預提升介質的用量占原料油總量的1-30重量％， 優(yōu)選2-15重量％。
[0089] 根據(jù)本發(fā)明的一種實施方式，當本發(fā)明的方法在提升管反應器中進行時，一般按 如下步驟進行：
[0090] 富含中孔沸石的再生催化劑進入提升管反應器的預提升段，在預提升介質的作 用下向上流動，預熱后的烴油原料經(jīng)與部分甲烷混合后，與霧化蒸汽一起注入提升管反應 器下部，與再生催化劑接觸進行催化裂解反應同時向上流動；反應后物流經(jīng)提升管反應器 出口進入旋風分離器中，分離出的反應油氣引出裝置，進一步分離得到甲烷、C2-C3烯烴、 C2-C4烷烴、C4烯烴、裂解汽油和裂解柴油等餾分；部分甲烷和/或C4烯烴返回提升管反應 器，分離出的待生催化劑經(jīng)汽提后進入換熱器，加熱后的待生催化劑進入催化劑再生器中 燒焦再生，恢復活性的再生催化劑返回提升管反應器中循環(huán)使用。裂解汽油經(jīng)選擇性加氫 后，進入芳烴抽提裝置分離得到目的產(chǎn)物輕芳烴，而抽余油與C2-C4烷烴一起經(jīng)蒸汽裂解 進一步生產(chǎn)乙烯、丙烯。
[0091] 下面結合附圖進一步說明本發(fā)明所提供的方法，但本發(fā)明并不因此而受到任何限 制。
[0092] 圖2為本發(fā)明提供的中間餾分烴油原料生產(chǎn)低碳烯烴和輕芳烴的催化轉化方法 的流程示意圖。預提升介質經(jīng)管線14由提升管反應器1底部進入，來自管線12的再生催 化劑經(jīng)再生滑閥13調節(jié)后進入提升管反應器1的底部，在預提升介質的提升作用下沿提升 管向上加速運動，原料油與部分甲烷在管線15混合后，與來自管線16的霧化蒸汽一起注入 提升管1的底部，與提升管反應器已有的物流混合，原料油在熱的催化劑上發(fā)生裂解反應， 并向上加速運動。生成的反應產(chǎn)物油氣和失活的待生催化劑進入沉降器3中的旋風分離器 6,實現(xiàn)待生催化劑與反應產(chǎn)物油氣的分離，反應產(chǎn)物油氣進入集氣室7,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4,與來自管線19的蒸汽接觸。從待生催化 劑中汽提出的反應產(chǎn)物油氣經(jīng)旋風分離器后進入集氣室7。汽提后的待生催化劑經(jīng)待生催 化劑斜管管線8進入換熱器70,與來自換熱器底部的管線71的高溫煙氣換熱后，加熱后的 待生催化劑經(jīng)待生滑閥9調節(jié)后進入再生器2,來自管線21的空氣經(jīng)空氣分配器22分配后 進入再生器2,燒去位于再生器2底部的密相床層中待生催化劑上的焦炭，使失活的待生催 化劑再生，煙氣經(jīng)旋風分離器24的上部氣體管道25進入換熱器70,經(jīng)與待生催化劑換熱后 經(jīng)管線72進入后續(xù)能量回收系統(tǒng)。
[0093] 再生后的催化劑經(jīng)與再生器2催化劑出口連通的管線10進入脫氣罐5,與來自脫 氣罐5底部的管線23的汽提介質接觸，脫除再生催化劑夾帶的煙氣，脫氣后的再生催化劑 經(jīng)再生催化劑斜管12循環(huán)到提升管反應器1的底部，可以通過再生滑閥13控制催化劑循 環(huán)量，氣體經(jīng)管線11返回再生器2內，集氣室7中的反應產(chǎn)物油氣經(jīng)過大油氣管線20進入 后續(xù)分離系統(tǒng)。其中，所述預提升介質可以為干氣、水蒸氣或它們的混合物。
[0094] 集氣室7中的反應產(chǎn)物油氣經(jīng)過大油氣管線20,進入后續(xù)的分離系統(tǒng)30,分離得 到催化裂解干氣經(jīng)管線31引出，分離得到甲烷，部分甲烷可以與原料油混合后經(jīng)管線15返 回提升管反應器，也可以與C4烯烴混合后經(jīng)管線17返回提升管反應器。分離得到的C2-C4 烷烴經(jīng)管線32引出進入蒸汽裂解單元40 ;丙烯經(jīng)管線33引出得到目的產(chǎn)物丙烯；而C4烯 烴經(jīng)管線34引出，可以與原料油混合后，經(jīng)管線15返回提升管反應器1，也可以經(jīng)管線17 與來自管線18的霧化蒸汽一起注入提升管反應器1 ;裂解柴油經(jīng)管線36引出返回提升管 1 ;油漿經(jīng)管線37引出；C5-205°C的富含芳烴的裂解汽油經(jīng)管線35引出到選擇性加氫單元 50,分離出輕組分經(jīng)管線51引出，加氫后的裂解汽油經(jīng)管線52進入芳烴抽提單元60,抽余 油經(jīng)管線61引出進入蒸汽裂解單元40,抽出油管線62引出作為目的產(chǎn)物BTX。蒸汽裂解 單元分離出的目的產(chǎn)物乙烯和丙烯分別經(jīng)管線42和管線43引出，分離出的氫氣和甲烷經(jīng) 管線41引出，分離出的C2-C4烷烴（乙烷、丙烷和丁烷）經(jīng)管線44引出返回蒸汽裂解單元 40,分離出的蒸汽裂解石腦油經(jīng)管線45進入選擇性加氫單元50。
[0095] 下面的實施例將對本發(fā)明的方法予以進一步的說明，但并不因此限制本方法。
[0096] 實施例中所用的抽提溶劑為環(huán)丁砜。實施例中所用的選擇性加氫催化劑牌號為 RSDS-1，由中國石化催化劑分公司生產(chǎn)。
[0097] 實施例中所用的催化裂解催化劑制備方法簡述如下：
[0098] 1)將20gNH4Cl溶于IOOOg水中，向此溶液中加入IOOg (干基）晶化產(chǎn)品ZRP-I沸 石(齊魯石化公司催化劑廠生產(chǎn)，Si/Al=30 (摩爾比)，稀土含量1?203 = 2.0重％)，在901： 交換0. 5h后，過濾得濾餅；加入4. OgH3PO4(濃度85重量％)與4. 5gFe (NO3) 3溶于90g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結構中孔 沸石，其元素分析化學組成為：
[0099] 0· INa2O · 5. IAl2O3 · 2· 4P205 · I. 5Fe203 · 3. 8RE203 · 88. lSi02。
[0100] 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. 6重量％)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63重量％)，用鹽 酸將其PH調至2-4,攪拌均勻，在60-70°C下靜置老化1小時，保持PH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，Al2O3含量為21. 7重量％)，攪 拌40分鐘，得到混合漿液。
[0101] 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1重量％) 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18重量％含磷和鐵 的MFI結構中孔沸石、2重量％DASY沸石、28重量％擬薄水鋁石、7重量％的鋁溶膠和余量高 嶺土。
[0102] 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) 具O 13 · 18H20,化學純）和硝酸鎳(Ni (NO3) 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重量％W03、3. 1重 量％附0和余量氧化鋁。
[0103] 對比例1
[0104] 按照附圖1的流程(與圖2所示流程一致，不同的是，不包括換熱器的換熱部分，即 待生催化劑不進行預熱而直接進行再生）進行試驗，燕山直餾柴油作為催化裂解的原料，在 提升管反應器中型裝置上進行試驗，原料油進入提升管底部，在反應溫度為620°C、反應時 間為2. 5秒，催化裂解催化劑與原料油的重量比為25,水蒸氣與原料油的重量比為0. 30的 條件下進行裂解反應，反應產(chǎn)物油氣和待生催化劑在沉降器分離，待生催化劑進入汽提段 汽提夾帶的反應油氣，汽提后的待生催化劑進入到再生器，與空氣接觸進行再生。再生后的 催化劑進入脫氣罐，以除去再生催化劑吸附和攜帶的非烴氣體雜質。汽提后的再生催化劑 再返回到提升管反應中循環(huán)使用。反應油氣在分離系統(tǒng)按餾程進行切割，從而得到甲烷，乙 烯、丙烯、C2-C4烷烴、C4烯烴和富含芳烴的裂解汽油等產(chǎn)物，其中C2-C4烷烴進行蒸汽裂 解，富含芳烴的裂解汽油進入選擇性加氫單元，在氫分壓為4. OMPa、反應溫度為200°C、氫 油體積比為350、體積空速為2. 51Γ1的反應條件下進行選擇性加氫，加氫后的裂解汽油進入 芳烴抽提單元經(jīng)環(huán)丁砜抽提，抽提溫度為l〇〇°C，環(huán)丁砜溶劑與加氫后的裂解汽油的體積比 為3. 0,分出抽余油(主要為飽和烴)和抽出油（輕芳烴)，抽余油與前述得到的C2-C4烷烴混 合后進入蒸汽裂解裝置，在裂解溫度為830°C下，與水蒸氣接觸反應，分離得到目的產(chǎn)物乙 烯和丙烯以及蒸汽裂解石腦油，蒸汽裂解石腦油返回到芳烴抽提裝置，操作條件和產(chǎn)品分 布列于表2。
[0105] 對比例2
[0106] 按照附圖1的流程(與圖2所示流程一致，不同的是，不包括換熱器的換熱部分， 即待生催化劑不進行預熱而直接進行再生）進行試驗，燕山直餾柴油直接作為催化裂解的 原料，在提升管反應器中型裝置上進行試驗，原料油進入提升管底部，在反應溫度為640°C、 反應時間為2.0秒，催化裂解催化劑與原料油的重量比為20,水蒸氣與原料油的重量比為 0. 30的條件下進行裂解反應，反應產(chǎn)物油氣和待生的催化劑在沉降器分離，待生催化劑進 入汽提段汽提夾帶的反應油氣，汽提后的待生催化劑進入到再生器，與空氣接觸進行再生。 再生后的催化劑進入脫氣罐，以除去再生催化劑吸附和攜帶的非烴氣體雜質。汽提后的再 生催化劑再返回到提升管反應中循環(huán)使用。反應油氣在分離系統(tǒng)按餾程進行切割，從而得 到甲烷，乙烯、丙烯、C2-C4烷烴、C4烯烴和富含芳烴的裂解汽油等產(chǎn)物，其中C2-C4烷烴進 行蒸汽裂解，C4烯烴返回提升管反應器再裂解，富含芳烴的裂解汽油進入選擇性加氫單元， 在氫分壓為4. OMPa、反應溫度為200°C、氫油體積比為350、體積空速為2. 51Γ1的反應條件下 進行選擇性加氫，加氫后的裂解汽油進入芳烴抽提單元經(jīng)環(huán)丁砜抽提，抽提溫度為l〇〇°C， 環(huán)丁砜溶劑與加氫后的裂解汽油的體積比為3. 0,分出抽余油(主要為飽和烴)和抽出油(輕 芳烴即目的產(chǎn)物BTX)，抽余油與前述催化裂解得到的C2-C4烷烴混合后進入蒸汽裂解裝 置，在裂解溫度830°C下，與水蒸氣接觸反應，分離得到目的產(chǎn)物乙烯和丙烯以及蒸汽裂解 石腦油，蒸汽裂解石腦油返回到芳烴抽提裝置。操作條件和產(chǎn)品分布列于表2。
[0107] 實施例1
[0108] 該實施例按照圖2的流程進行試驗，燕山直餾柴油作為催化裂解的原料，在提升 管反應器的中型裝置上進行試驗，預熱的原料油與部分甲烷混合后（甲烷與原料油的質量 比為5:100)進入提升管底部，在反應溫度為620°C，反應時間為2. 5秒，催化裂解催化劑與 原料油的重量比為25,水蒸氣與原料油的重量比為0. 30的條件下進行裂解反應，反應產(chǎn) 物油氣和待生的催化劑在沉降器分離，待生催化劑在重力作用下進入汽提段，由水蒸氣汽 提出待生催化劑上吸附的烴類產(chǎn)物，汽提后的待生催化劑與來自再生器的高溫煙氣換熱后 (換熱后待生催化劑的溫度為600°C)再進入到再生器，與空氣接觸進行再生；再生后的催化 劑進入脫氣罐，以除去再生催化劑吸附和攜帶的非烴氣體雜質。汽提后的再生催化劑再返 回到提升管反應中循環(huán)使用。反應油氣在分離系統(tǒng)按餾程進行切割，從而得到甲烷，乙烯、 丙烯、C2-C4烷烴、C4烯烴和富含芳烴的裂解汽油等產(chǎn)物，其中C2-C4烷烴進入蒸汽裂解， 其中，部分甲烷返回提升管反應器底部，富含芳烴的裂解汽油進入選擇性加氫單元，在氫分 壓4. OMPa、反應溫度200°C、氫油體積比350、體積空速2. 51Γ1的反應條件下進行選擇性加 氫，加氫后的裂解汽油進入芳烴抽提單元經(jīng)環(huán)丁砜抽提，抽提溫度為l〇〇°C，環(huán)丁砜溶劑與 加氫后的裂解汽油的體積比為3.0,分出抽余油(主要為飽和烴)和抽出油(輕芳烴)，抽余油 與前述催化裂解得到的C2-C4烷烴(丙烷和丁烷）混合后進入蒸汽裂解裝置，在裂解溫度為 830°C下，與水蒸氣接觸反應，分離得到目的產(chǎn)物乙烯和丙烯以及蒸汽裂解石腦油，蒸汽裂 解石腦油返回到芳烴抽提裝置。操作條件和產(chǎn)品分布列于表2。
[0109] 實施例2
[0110] 該實施例按照圖2的流程進行試驗，燕山直餾柴油直接作為催化裂解的原料油， 在由提升管反應器的中型裝置上進行試驗，預熱的原料油與部分甲烷混合（甲烷與原料油 的質量比為7. 5:100)后進入提升管底部，在反應溫度為640°C、反應時間為2秒，催化裂 解催化劑與原料油的重量比為20,水蒸氣與原料油的重量比為0. 30的條件下進行裂解反 應，反應產(chǎn)物油氣和待生的催化劑在沉降器分離，待生催化劑在重力作用下進入汽提段，由 水蒸氣汽提出待生催化劑上吸附的烴類產(chǎn)物，汽提后的待生催化劑與來自再生器的高溫煙 氣換熱后（換熱后待生催化劑的溫度為600°C)再進入到再生器，與空氣接觸進行再生；再 生后的催化劑進入脫氣罐，以除去再生催化劑吸附和攜帶的非烴氣體雜質。汽提后的再生 催化劑再返回到提升管反應中循環(huán)使用。反應油氣在分離系統(tǒng)按餾程進行切割，從而得到 甲烷，乙烯、丙烯、C2-C4烷烴、C4烯烴和富含芳烴的裂解汽油等產(chǎn)物，其中C2-C4烷烴進入 蒸汽裂解，C4烯烴返回反應器再裂化，富含芳烴的裂解汽油進入選擇性加氫單元，在氫分壓 為4. OMPa、反應溫度為200°C、氫油體積比為350、體積空速為2. 51Γ1的反應條件下進行選 擇性加氫，加氫后的裂解汽油進入抽提單元經(jīng)環(huán)丁砜抽提，抽提溫度為l〇〇°C，環(huán)丁砜溶劑 與加氫后的汽油的體積比為3. 0,分出抽余油(主要為飽和烴)和抽出油(輕芳烴即目的產(chǎn)物 BTX)，抽余油與前述催化裂解得到的C2-C4烷烴(丙烷和丁烷)混合進入蒸汽裂解裝置，在裂 解溫度830°C下，與水蒸氣接觸反應，分離得到目的產(chǎn)物乙烯和丙烯以及蒸汽裂解石腦油， 蒸汽裂解石腦油返回到芳烴抽提裝置。操作條件和產(chǎn)品分布列于表2。
[0111] 實施例3
[0112] 該實施例按照圖2的流程進行試驗，燕山直餾柴油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，預熱的原料油與部分甲烷混合（甲烷與原料油的 質量比為10:100)后進入提升管底部，在反應溫度為640°C、反應時間為2秒，催化裂解催 化劑與原料油的重量比為20,水蒸氣與原料油的重量比為0. 30的條件下進行裂解反應，反 應產(chǎn)物油氣和待生的催化劑在沉降器分離，待生催化劑在重力作用下進入汽提段，由水蒸 氣汽提出待生催化劑上吸附的烴類產(chǎn)物，汽提后的待生催化劑與來自再生器的高溫煙氣換 熱后（換熱后待生催化劑的溫度為600°C )再進入到再生器，與空氣接觸進行再生；再生后 的催化劑進入脫氣罐，以除去再生催化劑吸附和攜帶的非烴氣體雜質。汽提后的再生催化 劑再返回到提升管反應器中循環(huán)使用。反應油氣在分離系統(tǒng)按餾程進行切割，從而得到甲 烷，乙烯、丙烯、C2-C4烷烴、碳四烯烴和富含芳烴的裂解汽油等產(chǎn)物，其中C2-C4烷烴進入 蒸汽裂解，部分甲烷和C4烯烴返回反應器再裂解，富含芳烴的裂解汽油進入選擇性加氫單 元，在氫分壓為4. OMPa、反應溫度為200°C、氫油體積比為350、體積空速為2. 51Γ1的反應條 件下進行選擇性加氫，加氫后的裂解汽油進入芳烴抽提單元經(jīng)環(huán)丁砜抽提，芳烴抽提溫度 為100°C，環(huán)丁砜溶劑與加氫后的裂解汽油的體積比為3. 0,分出抽余油（主要為飽和烴）和 抽出油（輕芳烴即目的產(chǎn)物BTX)，抽余油與前述催化裂解得到的C2-C4烷烴(丙烷和丁烷） 混合進入蒸汽裂解裝置，在830°C下，與水蒸氣接觸反應，分離得到目的產(chǎn)物乙烯和丙烯以 及蒸汽裂解石腦油，蒸汽裂解石腦油返回到芳烴抽提裝置。操作條件和產(chǎn)品分布列于表2。
[0113] 實施例4
[0114] 按照實施例3的方法生產(chǎn)丙烯和輕芳烴，不同的是甲烷與原料油的質量比為 20:100，其余條件均相同，結果見表3。
[0115] 實施例5
[0116] 按照實施例3的方法生產(chǎn)丙烯和輕芳烴，不同的是使用的原料油為滄州直餾柴油 (性質見表1)，其余條件均相同，結果見表3。
[0117] 實施例6
[0118] 按照實施例3的方法生產(chǎn)丙烯和輕芳烴，不同的是使用的原料油為石家莊直餾柴 油(性質見表1 )，其余條件均相同，結果見表3。
[0119] 實施例7
[0120] 按照實施例3的方法生產(chǎn)丙烯和輕芳烴，不同的是部分甲烷在預熱的原料之后的 進料位置進入提升管底部，引入甲烷時原料油的反應時間為ls，其余條件均相同，結果見表 3 〇
[0121] 實施例8
[0122] 按照實施例3的方法生產(chǎn)丙烯和輕芳烴，不同的是使用的原料油為柴油餾分的芳 烴抽余油(性質見表1 )，其余條件均相同，結果見表3。
[0123] 表 1
[0124]

【權利要求】
1. 一種生產(chǎn)低碳烯烴和輕芳烴的催化轉化方法，其特征在于，該方法包括：在催化裂 解條件下，將鏈烷烴含量為30-90質量％的原料油、甲烷與催化裂解催化劑接觸，從接觸后 的混合物中分離出裂解汽油；將所述裂解汽油進行加氫處理，將加氫處理產(chǎn)物進行分離，得 到加氫后的裂解汽油。
2. 根據(jù)權利要求1所述的催化轉化方法，其中，所述原料油中鏈烷烴含量為35-80質 量％。
3. 根據(jù)權利要求1所述的催化轉化方法，其中，甲烷與所述原料油的質量比為 1-20:100。
4. 根據(jù)權利要求3所述的催化轉化方法，其中，甲烷與所述原料油的質量比為 5-10:100。
5. 根據(jù)權利要求1-4中任意一項所述的催化轉化方法，其中，所述原料油為餾程為 180-350°C的烴餾分。
6. 根據(jù)權利要求5所述的催化轉化方法，其中，所述原料油為直餾柴油、催化柴油、焦 化柴油、加氫柴油和煤液化柴油中的一種或多種。
7. 根據(jù)權利要求1-4中任意一項所述的催化轉化方法，其中，該方法還包括：將所述加 氫后的裂解汽油進行芳烴抽提，得到抽出油和抽余油；將所述抽出油作為富含輕芳烴的目 標產(chǎn)物BTX ;將所述抽余油返回與催化裂解催化劑接觸。
8. 根據(jù)權利要求1或7所述的催化轉化方法，其中，該方法還包括：從所述接觸后的混 合物中分離出待生催化劑、甲烷、C2-C3烯烴、C2-C4烷烴、C4烯烴與裂解柴油，且將分離得 到的甲烷返回作為甲烷原料與催化裂解催化劑接觸。
9. 根據(jù)權利要求8所述的催化轉化方法，其中，該方法還包括：將所述待生催化劑再 生；所述催化裂解催化劑的至少一部分為再生后的催化劑。
10. 根據(jù)權利要求9所述的催化轉化方法，其中，該方法還包括：在將所述待生催化劑 再生前，將所述待生催化劑氣提，然后與待生催化劑再生產(chǎn)生的高溫煙氣進行換熱。
11. 根據(jù)權利要求8所述的催化轉化方法，其中，該方法還包括：將所述C2-C4烷烴進 行蒸汽裂解得到蒸汽裂解石腦油和C2-C3烯烴，將所述蒸汽裂解石腦油返回與所述加氫后 的裂解汽油一起進行芳烴抽提。
12. 根據(jù)權利要求8所述的催化轉化方法，其中，該方法還包括：將所述C4烯烴返回與 所述原料油一起與所述催化裂解催化劑接觸。
13. 根據(jù)權利要求1-4中任意一項所述的催化轉化方法，其中，該方法還包括：在將所 述原料油與催化裂解催化劑接觸之前，將所述原料油預熱至350-420°C。
14. 根據(jù)權利要求1-4中任意一項所述的催化轉化方法，其中，該方法還包括：在將甲 烷引入與原料油和催化裂解催化劑接觸之前，將所述原料油預先與催化裂解催化劑接觸， 接觸的時間為0.8-1. 2s。
15. 根據(jù)權利要求1-4中任意一項所述的催化轉化方法，其中，所述催化裂解條件包 括：溫度為500-750°C，時間為l-10s，反應壓力為0.05-lMPa，劑油比為1-100:1。
【文檔編號】C07C11/06GK104418686SQ201310389813
【公開日】2015年3月18日 申請日期:2013年8月30日 優(yōu)先權日:2013年8月30日
【發(fā)明者】毛安國, 魏曉麗, 張久順 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