CN1205319C - 用于选择性生产c2－c4烯烃的两段流化催化裂化方法 - Google Patents

用于选择性生产c2－c4烯烃的两段流化催化裂化方法 Download PDF

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Abstract

一种由粗柴油或残油选择性生产C2-C4烯烃的两段方法。粗柴油或残油在由流化催化裂化装置组成的第一段中进行反应，在所述装置中，在常规大孔沸石催化剂存在下，该原料转化成包括石脑油沸程物流在内的反应产物。将所述石脑油沸程物流加到由包含反应区、汽提区、催化剂再生区和分馏区的工艺装置组成的第二反应段中。在反应区让石脑油原料流与含有约10-50wt%平均孔直径小于约0.7纳米的结晶沸石的催化剂接触，其反应条件包括温度约500-650℃，烃分压为约10-40磅/英寸2。在塔顶收集蒸汽产物，而催化剂颗粒通过处在通往催化剂再生区的途中的汽提区。在汽提区用蒸汽汽提挥发性物质，催化剂颗粒送到催化剂再生区，在该区烧掉催化剂上的焦炭，然后将催化剂循环到反应区。

Description

用于选择性生产C2-C4烯烃的两段流化催化裂化方法
本发明涉及用于由粗柴油或残油选择性地生产C2-C4烯烃的两段方法。粗柴油或残油在由流化催化裂化装置组成的第一段中进行反应，在该装置中，在常规大孔沸石催化剂存在下，粗柴油或残油转化成包括石脑油沸程物流在内的反应产物。将石脑油沸程的物流加入由包含反应区、汽提区、催化剂再生区和分馏区的工艺装置组成的第二段。在反应区中，让石脑油原料流与含有约10-15wt％平均孔径小于约0.7纳米的结晶沸石的催化剂进行接触，其反应条件包括温度为500-650℃，烃分压为68.9-275.8kPa(10-40磅/英寸2)。在塔顶收集蒸汽产物，催化剂颗粒通过处在到达催化剂再生区途中的汽提区。在汽提区用蒸汽汽提出挥发物，而催化剂颗粒送到催化剂再生区，在该区域烧掉催化剂上的焦炭，然后将催化剂循环到反应区。
对低排放燃料的需要导致对用于烷基化作用、低聚合作用、MTBE和ETBE合成工艺方面的轻质烯烃的需求日益增加。此外，仍然需要低成本供应轻质烯烃，特别是丙烯用作聚烯烃，具体地是聚丙烯的生产原料。
轻质链烷烃脱氢作用的固定床方法近来吸引了人们重新燃起的对增加烯烃生产的兴趣。但是，这些类型的方法典型地需要相对高的投资以及高操作费用。因此，使用需要投资相对少的方法提高烯烃产率是有利的。用催化裂化方法提高烯烃产率应该是特别有利的。
催化裂化是一种在炼油工业中已确定的广泛使用的用于将相对高沸点的石油转成更有价值的包括汽油和中间馏分如煤油、喷气燃料和加热油在内的较低沸点产品的方法。目前使用的卓越的催化裂化方法是流化催化裂化法(FCC)，在该方法中，让预热的原料与热的裂化催化剂进行接触，对于进行所希望的裂化反应，该催化剂呈细粉末状，其粒度典型地是约10-300微米，通常地是约60-70微米。在裂化过程中，焦炭和烃物质沉积在催化剂颗粒上。这样导致失去催化剂的活性和选择性。焦化催化剂颗粒和结合的烃物质通常用蒸汽进行汽提处理，以便除去在技术上和经济上可除去的那些烃物质。含有非-可汽提焦炭的已汽提颗粒从汽提器出来，再送到再生器，在再生器中焦化的催化剂颗粒在升温下通过与空气或空气和氧气的混合物接触进行再生。这样造成焦炭燃烧，这是一个强放热反应，除了除去焦炭外，该反应还用来将催化剂加热到适宜进行吸热裂化反应的温度。该方法在一个包括裂化反应器、汽提器、再生器和适当附属设备的联合装置中进行。催化剂从反应器或反应区连续地循环到汽提器，然后到再生器并返回到反应器。典型地，相对于油的加料速率调节循环速率，以保持热平衡操作，其中在再生器产生的热足以维持裂化反应，同时循环用作传热介质的再生催化剂。在Venuto，P.B.和Habib，E.T.所著《使用沸石催化剂的流化催化裂化》，Marcel Dekker Inc.N.Y.1979中描述过典型的流化催化裂化法，该专著作为参考文献列于本文。如这本专著所述，通常使用的催化剂基于沸石，具体地是大孔合成八面沸石、沸石X和Y。
送到催化裂化器的典型原料特征一般是相对高沸点油或残油本身或与其他通常也是相对高沸点馏份的混合物。最普通的原料是粗柴油，即高沸点、起始沸点通常高于约230℃、更通常地高于约350℃、终点沸点直到约620℃的非残油。典型粗柴油包括直馏(常压)粗柴油、减压粗柴油和焦化粗柴油。
当这样的常见流化催化裂化方法适合于生产常规运输燃料时，这样的燃料一般不能满足对低排放燃料和化学原料生产更苛刻的要求。为了增加低排放燃料的体积，希望提高轻质烯烃如丙烯、异丁烯和正丁烯，和异戊烯的量。丙烯、异丁烯和异戊烯可以与甲醇反应生成甲基丙基醚、甲基叔丁基醚(MTBE)和叔戊基甲基醚(TAME)。这些是可以加到汽油中以满足法规所规定的对氧的要求的高辛烷值混合组分。除了增加其体积和提高汽油辛烷值之外，它们还降低排放。特别希望提高属于有价值的化学原料的乙烯和丙烯产率。通常的流化催化裂化方法不能产生足够大量这些轻质烯烃，特别是乙烯。因此，在现有技术中需要能够生产大量化学原料乙烯和丙烯以及诸如汽油和馏出油之类低排放运输燃料其他轻质烯烃的方法。
US 4830728公开了用于最大限度地生产烯烃的流化催化裂化(FCC)装置。FCC装置有两根分开的提升管，可往管中加入不同的原料物流。这些提升管操作如此设计，以致一种适宜的催化剂在一个提升管中发挥转化重粗柴油的作用，另一种适宜的催化剂在另一个提升管中发挥裂化较轻质烯烃/石脑油进料的作用。可以改变重质粗柴油提升管中的条件以便最大限度地生产汽油或烯烃。最大限度地生产目的产物的首要方法是使用特定的催化剂。
Arco的US 5026936说明了一种通过将裂化与复分解作用结合由C4或更高级原料制备丙烯的方法，其中更高级烃裂化生成乙烯和丙烯，而至少一部分乙烯复分解成丙烯。还可参见US 5026935和US 5043522。
US 5069776说明了一种在温度高于约500℃、停留时间低于约10秒的条件下通过将原料与含有孔径为0.3-0.7纳米的沸石的沸石催化剂移动床接触转化烃原料的方法。在制备烯烃的同时只有很少饱和气态烃形成。另外，Mobil的US 3928172说明了一种转化烃原料的方法，其中通过在ZSM-5催化剂存在下让所述的原料反应生产出烯烃。
在使用FCC装置生产烯烃产品时固有的问题是，该方法取决于使生产率达到最大的特定催化剂平衡。另外，即使可以保持特定催化剂平衡使总的烯烃生产率最大，但由于不希望有的副反应如深度裂化、异构化作用、芳构化作用和氢转移反应，烯烃的选择性一般很低。因此，希望使用允许高度控制C2、C3和C4烯烃选择性的方法以便最大限度地生产烯烃。
本发明提供一种由粗柴油或或残油选择性地生产C2-C4烯烃的两段法。在由流化催化裂化装置组成的第一段中使粗柴油或残油反应，在该装置中在常规大孔沸石催化剂存在下将粗柴油或或残油转化成包括石脑油沸程的物流在内的反应产物。该石脑油沸程的物流加入第二段，该段由处理装置组成，而处理装置由反应区、汽提区、催化剂再生区和分馏区组成。在反应区，在包括温度范围为约500-650℃和烃气分压为约68.9-275.8kPa(10-40磅/平方英寸)的反应条件下，让石脑油原料流与一种含有约10-50wt％平均孔径小于约0.7纳米的结晶沸石的催化剂接触。在塔顶收集蒸汽产物，催化剂颗粒通过处在通往催化剂再生区途中的汽提器。在汽提区用蒸汽汽提挥发物，而催化剂颗粒送到催化剂再生区，在该区域烧掉催化剂上的焦炭，然后催化剂再循环到反应区域。
在本发明的另一优选实施方案中，第二段催化剂是ZSM-5型催化剂。
在本发明的另一优选实施方案中，第二段原料含有约10-30wt％链烷烃和约20-70wt％烯烃。
在本发明的另一优选实施方案中，第二段反应区在温度约525-600℃下操作。
本发明第一段原料流优选地是起始ASTM沸点约为600°F的烃馏分。这样的烃馏分包括粗柴油(包括减压粗柴油)、导热油、残油、循环油、拔顶全馏分原油、油砂油、页岩油、合成燃料、由煤、焦油、焦油沥青、石油沥青经破坏氢化作用得到的重烃馏分、由前面任何一种得到的氢化原料。
在第一段，优选地在流化催化裂化反应器中使原料反应(转化)，在反应器中让原料与连续循环的催化裂化催化剂进行接触。
原料与蒸汽或惰性气体在会生成可进行反应的高雾化蒸汽烃-催化剂悬浮物流的条件下混合。优选地，这种反应悬浮物通过一根提升管进入反应器。反应区容器优选地在温度约426.7-648.9℃(800-1200°F)、压力约0-689.5kPa(0-100磅/平方英寸)条件下操作。
通过催化剂与蒸汽分离可基本上使催化裂化反应结束。分离的蒸汽含有裂化烃产物，分离的催化剂含有作为催化裂化反应结果的含碳物质(即焦炭)。
焦化催化剂优选地在除去焦炭物质后循环以便与其它烃原料接触。优选地，在再生容器中，通过燃烧催化剂上的焦炭从催化剂上除去焦炭。优选地，在温度约482.2-760℃(900-1400°F)和压力约0-689.5kPa(0-100磅/平方英寸)下燃烧焦炭。在燃烧步骤后，再生的催化剂提升循环到提升管与其它烃原料接触。
在本发明第一段使用的催化剂可以是典型地用于催化“裂化”烃原料的任何催化剂。优选催化裂化催化剂含有结晶四面体骨架氧化物组分。这种组分用于促进将催化裂化反应初产物分解成清洁产物如用于燃料的石脑油和用于化学原料的烯烃。优选地，结晶四面体骨架氧化物组分选自沸石、网硅酸盐、四面体铝磷酸盐(ALPO)和四面体硅铝磷酸盐(SAPO)。更优选地，结晶骨架氧化物组分是沸石。
可以在本发明第一段催化剂中使用的沸石包括平均孔径大于约0.7纳米的天然和合成沸石。这些沸石包括钠菱沸石、菱沸石、环晶沸石、斜发沸石、八面沸石、片沸石、方沸石、插晶菱沸石、毛沸石、方钠石、钙霞石、霞石、天青石、钙沸石、钠沸石、菱钾沸石、中沸石、丝光沸石、锶沸石和镁碱沸石。在合成沸石中包括沸石X、Y、A、L、ZK-4、ZK-5、B、E、F、H、J、M、Q、T、W、Z、α、β和ω，以及USY沸石。USY沸石是优选的。
一般地，硅铝酸盐沸石可有效地用于本发明。但是，铝以及硅组分可以被其他骨架组分取代。例如，铝部分可以被硼、镓、钛或比铝重的三价金属取代。锗可以用来取代硅部分。
在本发明第一段使用的催化裂化催化剂还可以含有活性多孔无机氧化物催化剂骨架组分和惰性催化剂骨架组分。优选地，通过使用无机氧化物基体组分将每种催化剂组分保持在一起。
活性多孔无机氧化物催化剂骨架组分催化通过裂化尺寸太大以致无法装在四面体骨架氧化物组分内的烃分子生成初产物的过程。本发明的活性多孔无机氧化物催化剂骨架组分优选地是与可接受的热坯料相比能够将较大量烃裂化成具备更低分子量的烃的多孔无机氧化物。低表面积的二氧化硅(例如石英)是一类可接受的热坯料。裂化程度可用如MAT(微活性试验，ASTM#D3907-8)之类的各种ASTM试验中任何一种试验进行测量。例如在Greensfelder，B.S.等人， 工业和工 程化学，第2573-83页，1949年11月中公开的化合物是人们希望的。氧化铝、二氧化硅-氧化铝和二氧化硅-氧化铝-二氧化锆化合物是优选的。
惰性催化剂骨架组分发生致密、增强和作为保护热穴起作用。优选地，在本发明中使用的惰性催化剂骨架组分的裂化活性并非明显地高于可接受热坯料。高岭土和其他粘土以及α-氧化铝、二氧化钛、二氧化锆、石英和二氧化硅是优选惰性组分实例。
无机氧化物基体组分将催化剂组分结合在一起，因此催化剂产品足够硬，经受得住颗粒间与反应器壁的碰撞。无机氧化物基体可以用无机氧化物溶胶或凝胶制得，干燥溶胶或凝胶，使催化剂组分粘合在一起。优选地，无机氧化物基体应由硅和铝的氧化物组成。同样优选的是将分散的氧化铝相加入无机氧化物基体中。可以使用碱式氢氧化铝-g-氧化铝、勃姆石、水铝石和如a-氧化铝、b-氧化铝、g-氧化铝、d-氧化铝、e-氧化铝、k-氧化铝和r-氧化铝之类的过渡氧化铝。优选地，氧化铝是氢氧化铝如三水铝石、三羟铝石、诺三水铝石或doyelite。基体材料还可以含有磷化合物或磷酸铝。
流化催化裂化装置产物流的石脑油沸程的馏分用作第二反应段的原料流，以便选择性地生产C2-C4烯烃。这种第二反应段的原料流优选地是适合生产较高产率C2、C3和C4烯烃的原料流。这样的原料流是在石脑油沸程内沸腾的原料流，该原料流含有约5-35wt％，优选地约10-30wt％，更优选地约10-25wt％链烷烃，和约15-70wt％，优选地20-70wt％烯烃。该原料还可以含有环烷烃和芳烃。石脑油沸程物流典型地是沸程为约65-430°F，优选地65-300°F的物流。炼油厂中其他来源的石脑油流可以与上述原料物流掺混，然后加到第二反应段。
第二段在由反应区、汽提区、催化剂再生区和分馏区组成的工艺装置中进行。石脑油原料流加入反应区，在该区原料流接触热源，再生的催化剂。热催化剂在约260-343.3℃(500-650°F)，优选地约260-315.6℃(500-600°F)蒸发并裂化原料。裂化反应在催化剂上沉积含碳烃，即焦炭，因此使催化剂失活。裂化的产物与焦化的催化剂分离后送到分馏器。焦化的催化剂通过汽提区，在该区用蒸汽从催化剂颗粒上汽提挥发物。为了保留热平衡吸附烃，该汽提可以在不严格的条件下进行。然后汽提的催化剂通过再生区，在该再生区在含氧气体，优选空气存在下，通过燃烧催化剂上的焦炭再生催化剂。脱焦可恢复催化剂的活性，同时将催化剂加热到例如650-750℃。然后热催化剂循环到反应区，与新石脑油原料反应。通过在再生器中燃烧焦炭生成的烟道气可被处理以除去微粒并且转化一氧化碳，此后烟道气体通常排入大气。来自反应区的裂化产物送到分馏区，在该区回收各种产物，特别是C2、C3和C4馏分。
虽然曾试图用FCC工艺装置本身提高轻质烯烃产率，但本发明实践使用其特有的上述工艺装置，该装置接受来自炼油厂适当来源的石脑油。反应区在使C2-C4烯烃，特别是丙烯达到最多，选择性地且C5+烯烃转化率相对高的工艺条件下操作。适用于本发明第二段的催化剂是由平均孔径小于约0.7纳米(nm)的结晶沸石组成的催化剂，所述结晶沸石含有约10-50wt％总流化催化剂组合物。优选结晶沸石选自中等孔大小(＜0.7纳米)其它方面参见沸石的结晶硅铝酸盐。特别有意义的是中等孔的沸石，其二氧化硅与氧化铝的摩尔比小于约75∶1，优选地小于约50∶1，更优选地小于40∶1。孔径(有时也称之有效孔径)可以采用标准吸附技术和已知最小动力学直径的烃化合物进行测定。可参见Breck，《沸石分子筛》，1974年和Anderson等人，《催化剂杂志》，58，114(1979)，这两篇文章作为参考文献列于本文中。
可以用于本发明实践的中等孔尺寸沸石被描述在《沸石结构类型汇编》中，该汇编由W.H.Meier和D.H.Olson编辑，Butterworth-Heineman出版，第三版，1992年，作为参考文献列于本文中。中等孔尺寸沸石的孔尺寸一般是约5-7埃，例如包括MIF、MFS、MEL、MTW、EUO、MTT、HEU、FER和TON结构类型沸石(沸石命名IUPAC委员会)。这类中等孔尺寸沸石的非限制性实例包括ZSM-5、ZSM-12、ZSM-22、ZSM-23、ZSM-34、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48、ZSM-50、硅质岩和硅质岩2。最优选被描述在US 3702886和US 3770614中的ZSM-5；US 3709979描述过ZSM-11；US 3832449描述过ZSM-12；US3948758描述过ZSM-21和ZSM-38；US 4076842描述过ZSM-23；US4016245描述过ZSM-35。所有上述专利都作为参考文献列于本文中。其他合适的中等孔尺寸沸石包括硅铝磷酸盐(SAPO)，如被描述在US 4440871中的SAPO-4和SAPO-11；在US 4310440中描述的硅铬酸盐；硅酸镓；硅酸铁；磷酸铝(ALPO)，如ALPO-11；在EP-A-229295中描述的硅铝酸钛(TASO)，如TASO-45；在US 4254297中描述的硅酸硼；在US 4500651中描述的磷铝酸钛(TAPO)，如TAPO-11；以及硅铝酸铁。在本发明一个具体实施方案中，所述沸石的Si/Al比大于约40。
中等孔尺寸沸石可以包括“结晶混合物”，它们被认为是在沸石合成期间，在晶体或结晶范围内出现缺陷的结果。在US 4229424中公开了ZSM-5和ZSM-11结晶混合物实例，该专利作为参考文献列于本文中。结晶混合物本身是中等孔尺寸的沸石，不应与沸石物理混合物混淆，在沸石物理混合物中，不同沸石微晶的各个晶体以物理方式存在于同样的催化剂复合物或水热反应混合物中。
本发明第二段催化剂与无机氧化物基体组分保持在一起。无机氧化物基体组分将催化剂组分结合在一起，这样催化剂产物足够硬，经受得住颗粒间与反应器壁的碰撞。无机氧化物基体可以用无机氧化物溶胶或凝胶制得，干燥溶胶或凝胶，使催化剂组分粘合在一起。优选地，无机氧化物基体是非催化活性的，应由硅和铝的氧化物组成。同样优选地将分散的氧化铝相加入无机氧化物基体中。可以使用碱式氢氧化铝-g-氧化铝、勃姆石、水铝石和如a-氧化铝、b-氧化铝、g-氧化铝、d-氧化铝、e-氧化铝、k-氧化铝和r-氧化铝之类的过渡氧化铝。优选地，氧化铝是氢氧化铝如三水铝石、三羟铝石、诺三水铝石或doyelite。
优选的第二段工艺条件包括温度约500-650℃，优选地是约525-600℃；烃分压约68.9-275.8kPa(10-40磅/平方英寸)，优选地约137.9-241.3kPa(20-35磅/平方英寸)；催化剂与石脑油(重量/重量)比是约3-12，优选地是约4-10，其中催化剂重量是催化剂复合物的总重量。同样优选地，蒸汽随石脑油一起并流加到反应区，该蒸汽含有高到约50wt％烃原料。另外，优选石脑油在反应区中的停留时间少于约10秒，例如约1-10秒。上述条件应使得石脑油流中至少约60wt％C5+烯烃转化成C4-产物，少于约25％wt，优选地少于20wt％链烷烃转化成C4-产物，并且丙烯构成至少约90mol％，优选地约95mol％全部C3反应产物，丙烯/全部C2反应产物比高于约3.5。同样优选地，乙烯构成至少90mol％C2产物，丙烯∶乙烯重量比高于约4，相对于石脑油原料，“全馏程”C5+石脑油产物的马达法辛烷值和研究法辛烷值都得到提高。为了进一步改善对丙烯的选择性，在进料之前使第二段催化剂进行预焦化过程也属于本发明范围。也是为了改善丙烯相对于乙烯的选择性，将有效量的单环芳烃加到所述第二段反应区同样属于本发明范围。芳烃可以来自外源，例如重整工艺装置或它们可以由来自瞬时工艺的重质石脑油循环产物组成。
在本发明一个具体实施方案中，将第一段和第二段再生器烟道合并，轻质烃即产物回收部分还可以与适当的硬件改进结合起来。在第二段中目的轻质烯烃产物的高选择性降低了为回收附加轻质烯烃而改装现有轻质烃设备所需要的投资。典型地选择第一段催化剂的组成，以便最大限度地完成氢转移。以这种方式，可以优化第二段石脑油原料以便使用优选的第二段催化剂和操作条件，达到最大的C2、C3和C4烯烃产率和较高选择性。由联合两段得到的全部高值轻质烯烃产物包括在第一段以相对低的产率生成的产物加上在第二段以相对高的产率生成的产物。
下列实施例仅以说明目的给出，不以任何方式限制本发明。
实施例1-12
下面实施例说明了使用在ZCAT-40(一种含有ZSM-5的催化剂)上裂化的催化汽油馏份样品，保持化学段丙烯纯度的工艺操作条件临界值，ZCAT-40在815.6℃(1500°F)被蒸汽处理16小时，模拟工业生产平衡。实施例1和2的比较结果表明，催化剂/油比增加可提高丙烯产率，但是降低了丙烯纯度。实施例3与4、5与6比较结果表明降低油分压可大大提高丙烯纯度而不损害丙烯产率。实施例7与8、9与10比较结果表明增加温度可提高丙烯产率和纯度。实施例11和12比较结果表明，缩短催化剂停留时间可提高丙烯产率和纯度。实施例13表明，在该实施例中，在使用第二段的常规FCC反应器/再生器设计可以达到的反应器温度和催化剂/油比的条件下，获得高丙烯产率和纯度。
                                              表1
   实施例    原料烯烃，wt％    温度℃   催化剂/油  油，kPa(磅/英寸2)   油停留时间，秒 催化剂停留时间，秒  重量％C3 -   重量％C3 =   丙烯纯度，％   重量％C2 ＝   重量％C2 -   C3 ＝/C2 ＝比  C3 ＝/C2 -比
    1     38.6     566     4.2   248.2(36)     0.5     4.3   11.4    0.5   95.8％     2.35     2.73    4.9     4.2
    2     38.6     569     8.4   220.6(32)     0.6     4.7   12.8    0.8   94.1％     3.02     3.58    4.2     3.6
    3     22.2     510     8.8   124.1(18)     1.2     8.6   8.2    1.1   88.2％     2.32     2.53    3.5     3.2
    4     22.2     511     9.3   262.0(38)     1.2     5.6   6.3    1.9   76.8％     2.16     2.46    2.9     2.6
    5     38.6     632     16.6   137.9(20)     1.7     9.8   16.7    1.0   94.4％     6.97     9.95    2.4     1.7
    6     38.6     630     16.6   89.6(13)     1.3     7.5   16.8    0.6   96.6％     6.21     8.71    2.7     1.9
    7     22.2     571     5.3   186.2(27)     0.4     0.3   6.0    0.2   96.8％     1.03     1.64    5.8     3.7
    8     22.2     586     5.1   186.2(27)     0.3     0.3   7.3    0.2   97.3％     1.48     2.02    4.9     3.6
    9     22.2     511     9.3   262.0(38)     1.2     5.6   6.3    1.9   76.8％     2.16     2.46    2.9     2.6
    10     22.2     607     9.2   255.1(37)     1.2     6.0   10.4    2.2   82.5％     5.21     6.74    2.0     1.5
11 22.2 576 18.0 220.6(32) 1.0 9.0 9.6 4.0 70.6％ 4.99 6.67 1.9 1.4
    12     22.2     574     18.3   220.6(32)     1.0     2.4   10.1    1.9   84.2％     4.43     6.27    2.3     1.6
    13     38.6     606     8.5   151.68(22)     1.0     7.4   15.0    0.7   95.5％     4.45     5.76    3.3     2.6
C2 -＝CH4+C2H4+C2H6
上述实施例(1、2、7和8)表明，通过选择适当的反应器条件可以达到C3 ＝/C2 ＝＞4和C3 ＝/C2 -＞3.5。
实施例14-17
用如ZSM-5之类的小孔或中孔沸石裂化在石脑油流(例如FCC汽油馏分、焦化汽油馏分)中含有的烯烃和链烷烃，可以产生大量乙烯和丙烯。乙烯或丙烯选择性和丙烯对丙烷的选择性随催化剂和工艺操作条件而改变。业已发现通过将蒸汽随催化汽油馏份并流加到反应器中可以提高丙烯产率。催化剂可以是ZSM-5或其他小孔或中孔沸石。下面表2说明当将5wt％蒸汽与含有38.8wt％烯烃的FCC汽油馏分一起加入时，丙烯产率增加。尽管丙烯产率增加，但丙烯纯度降低。因此，可能需要调整其他操作参数，以保持目的产物丙烯的选择性。
                                                       表2
  实施例  一起加入的蒸汽   温度℃  催化剂/油  油，kPa(磅/英寸2) 油停留时间，秒  催化剂停留时间，秒    重量％丙烯 重量％丙烷   丙烯纯度，％
    14     无   630   8.7   124.1(18)     0.8     8.0     11.7   0.3   97.5％
    15     有   631   8.8   151.7(22)     1.2     6.0     13.9   0.6   95.9％
    16     无   631   8.7   124.1(18)     0.8     7.8     13.6   0.4   97.1％
    17     有   632   8.4   151.7(22)     1.1     6.1     14.6   0.8   94.8％

Claims (8)

1、一种由重质烃原料选择性生产C2-C4烯烃的两段方法，该方法包括：
a)在由流化催化裂化装置组成的第一段中使所述原料反应，在所述装置中，在平均孔径大于0.7纳米并且具有结晶四面体骨架氧化物组分的大孔沸石催化裂化催化剂存在下该原料转化成较低沸点的反应产物；
b)将所述的较低沸点的反应产物分馏成各种沸点的馏分，其中一种是石脑油沸程馏分，并且其中之一是汽相馏分；
c)让所述的石脑油沸程馏分在由工艺装置组成的第二反应段中在温度范围为500-650℃、烃分压为68.9-275.8kPa、催化剂/油重量比为4～10的反应条件下反应，而该工艺装置由反应区、汽提区、催化剂再生区和分馏区组成，其中含有10～30wt％链烷烃和15～70wt％烯烃的石脑油沸程馏分在反应区与含有10-50wt％平均孔径小于0.7纳米、氧化硅/氧化铝摩尔比小于75∶1的结晶沸石的催化剂接触并且其中丙烯构成C3产物总量的至少90mol％；
d)收集得到的塔顶气相产物并且使催化剂颗粒通过汽提区，其中用蒸汽汽提挥发性物质；
e)让经过汽提的催化剂颗粒通过再生区，其中烧掉催化剂上的焦炭；以及
f)让热催化剂颗粒循环到反应区。
2、根据权利要求1的方法，其中结晶沸石选自ZSM-5和ZSM-11。
3、根据权利要求2的方法，其中所述第二反应段反应温度是500-600℃。
4、根据权利要求3的方法，其中在石脑油沸程原料中至少60wt％C5+烯烃转化成C4-产物，少于25wt％链烷烃转化成C4-产物。
5、根据权利要求4的方法，其中丙烯构成至少95mol％全部C3产物。
6、根据权利要求5的方法，其中丙烯与全部C2-产物的重量比大于3.5。
7、根据权利要求1的方法，其中第一级的大孔沸石催化裂化催化剂选自钠菱沸石、菱沸石、环晶沸石、斜发沸石、八面沸石、片沸石、方沸石、插晶菱沸石、毛沸石、方钠石、钙霞石、霞石、天青石、钙沸石、钠沸石、菱钾沸石、中沸石、丝光沸石、锶沸石和镁碱沸石与合成沸石X、Y、A、L、ZK-4、ZK-5、B、E、F、H、J、M、Q、T、W、Z、α、β和ω，以及USY沸石。
8、根据权利要求7的方法，其中大孔沸石催化裂化催化剂为USY沸石。
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