專利名稱:甲醇存在時分散型催化劑的裂化作用的制作方法
本發(fā)明涉及在有微細沸石顆粒的分散體系例如ZSM-5存在時，將烴油與甲醇的混合物進行流化床催化裂化的方法。
石油工業(yè)現已廣泛采用交換上稀土的X型和Y型沸石之類的沸石催化劑，將粗柴油裂化制得汽油和燃料油。大多數涉及沸石催化的烴反應方面已知的和已經提出的方法，都是用顆粒直徑為2毫米或更粗粒子的固定床反應器，或者用催化劑顆粒大小在1到140微米，平均顆粒大小約60微米左右的流化床，就如同流化床催化裂化(FCC)中的一樣。所有這些方法中，在任意一個指定時刻的反應都是在有相當大量的催化劑與進料接觸下進行的。
第3，951，781號美國專利提出在流化床催化裂化之前向脫去瀝青的殘油中加入加氫劑(例如CH3OH、C2H5OH、醚類等)。甲醇和烴的加料量之比為0.01到5。根據化學計量最好為0.05到0.30，可是這與從溶劑法脫瀝青的真空塔底部得到的殘油中缺氫的程度有關，與此殘油中的硫、氮和氧含量有關，與多環(huán)芳香族化合物的含量，與采用的催化劑成份和與要求的轉化深度有關。重要的是由于在某些條件下甲醇易與自身起反應，所以最好要避免在進料中加入太多或太過量的甲醇。
第3，974，063號美國專利敘述了在有C2-C5的烴類和/或甲醇存在的條件下用一種酸性沸石裂化催化劑將含氮油料(例如頁巖合成原油)進行裂化。將氮含量高的原料與提供碳-氫的物質一起進行共裂化，對原料有顯著的脫氮作用，這樣就降低了以后對加氫處理的要求。在有加氫劑存在、溫度為482-593℃(900-1000°F)、烴的停留時間為0.5秒到5分鐘和采用分散在基質中的2-15(重量)%的八面沸石和/或絲光沸石的情況下，這種大孔和小孔沸石的混合物可促使反應進行。壓力通常低于800千帕(100磅/平方英寸)。加料中甲醇與烴之比為0.01到5，根據化學計量該比值最好為0.05到0.30。
第4，002，557號美國專利敘述了將諸如甲醇這樣一種H2含量高、H2給予體或者生成H2的物質與粗柴油混合，然后預熱，混入催化劑，再在流化床催化裂化設備中反應。由于在某些條件下甲醇易與自身起反應，所以最好要避免在進料中加入太多或太過量的甲醇。
第4，263，126號美國專利是關于如何將蠟質或粘性烴油進行轉化，使傾點降低或生成粘性低的油類。采用了粒度小于0.01到5微米的超細粉末狀沸石的活性分散體，例如HZSM-5、HZSM-11、HZSM-12、HZSM-23、HZSM-35和HZSM-38。最好要使用這樣的粉末，原因是倘若不要求把粉末分離出來重復使用的話，則這樣較為方便和最為經濟。將活性分散體在200-500℃加熱一段時間，使之有效地誘發(fā)轉化作用，通常為0.1到72小時。
第4，328，834號美國專利提出了甲醇的轉化，或者低級醇類與有關的氧化劑，如醚類、醛類和酮類混合物的轉化方法，它是采用一種特殊的沸石催化劑，使之保持在上行的流化條件下，它還包含了一個向更密的催化劑粒子上升液流中釋放催化劑分散相的提升管接觸區(qū)。提升管內停留時間為1-10秒，在密相內的停留時間為5-80秒。催化劑密度在提升管中為0.016-0.24克/毫升(1-15磅/立方英尺)，在密相中為0.32-0.64克/毫升(20-40磅/立方英尺)。熱交換器把溫升限制在195°F(108℃)，把密相流化床溫度限制在(427℃)800°F，最好是765°F(407℃)以下。密相床層底部的反應器壓力限制在2-2.5大氣壓。催化劑是一種硅/鋁摩爾比值高，同時甚至當硅/鋁摩爾比值超過30時仍具有高度活性的沸石。
活性通常用α值來定義。在第3，354，078號美國專利和“催化劑雜志”(Journal of Catalysis)，第4卷，522-529頁，1965年8月號中給出了α活性的定義。
通常ZSM-5沸石是經過灼燒除去水份和有機模板來達到活化的。將沸石在空氣、氫氧或者一種惰性氣體例如氮氣中加熱灼燒，于是可達到所要求的活性。在典型例子中，雖然加熱可以在1-24小時之間，但是熱處理至少要進行1小時。熱處理是在干燥(無水)的條件下進行的，雖然灼燒氣氛內可以有高達3(重量)%的水蒸汽。
催化裂化是一種在比較高的反應速度下，會發(fā)生熱致自淬滅的吸熱反應。催化劑的再生可以通過將燒去焦炭達到最高約為(730℃)1350°F的溫度來完成。然后熱的催化劑重復使用與加入的原油混合。催化劑最好用一種固著在惰性較大的基質材料上的沸石，后者能起將熱量從再生器載送到裂化設備的熱庫作用，所有無定形的催化劑也都可以采用。
自從發(fā)現了高活性的沸石裂化催化劑以來，作為催化裂化方法的主要改進方面，人們長期在企圖尋找如何采用這種沸石晶體而又不必伴用大量的惰性材料?？墒牵@樣的做法在不設法對反應器提供熱量的情況下都是不合實際的。
在大量放熱的費-托法(Fischer-Tropsch)合成反應、氧化合成和氧化轉化反應中卻發(fā)生了相反的困難。曾經試圖通過熱交換器傳送熱量來達到放熱和吸熱反應之間的平衡，可是目前還是需要有一種方法使它們之間達到更靈敏的熱平衡。
現在已經發(fā)明了一種使吸熱的FCC反應與上述的放熱反應之間熱平衡，同時由于使焦炭的生成降低到最少而改善了裂化反應。
因而，本發(fā)明可提供一種不必進行催化劑再生就可以將烴催化裂化的方法，其特征在于在反應器中將烴、含碳氧化劑和細粒度、高活性的沸石催化劑互相接觸，后者能使烴裂化并且通過放熱反應將含碳氧化劑轉化成碳含量更高的烴，這里至少吸熱的催化裂化反應所需要的大部分熱量是由氧化劑轉化成烴類的放熱反應提供的。
圖1是催化熱平衡裂化/轉化方法的流程示意圖。
圖2是表明十六烷裂化反應的一級關系的圖。
圖3是十六烷裂化的阿倫尼烏斯(Arrhenius)圖。
圖4是在不同直徑的反應器中十六烷裂化的阿倫尼烏斯圖。
圖5是在十六烷裂化反應中丙烷/甲烷重量比與溫度的關系圖。
圖6為十六烷和十六烷/甲醇混合物裂化的阿倫尼烏斯圖。
這兩個反應是密切相關的，只要甲醇之類的氧化劑同油的比例恰當，就可以使得在催化劑表面上溫度很快達到局部的平衡，從焦炭生成量很少就可以看到這一點。最好在甲醇與油混合之前，先將甲醇與在裂化設備中向上走的催化劑混合起來。這可以防止在反應初始階段催化劑吸附上有毒的化合物(例如氮的化合物)，尤其在倘若甲醇不溶于非極性的烴的料液的情況下是這樣。
催化劑最好用一種處于制備時的結晶形態(tài)，而且顆粒更細的沸石，酸活性要很高，500以上為上品，1000以上則更好(例如α值為1600)，這樣按照油量的比例催化劑用量就很少(約為油量的0.02(重量)%，或催化劑/油的比值小于0.01)。催化劑顆粒大小最好在50微米以下。
甲醇的放熱和烴油的吸熱之間，根據甲醇對油的重量比值，要求在催化裂化器內達到熱平衡。甲醇∶油的重量比最好在1∶20到2∶1之間。當加入的物料溫度低于反應溫度，則甲醇用量要多一些。其根據在于每轉化一克甲醇放熱300-400卡，而每裂化一克油需吸收熱量100-170卡。
這樣的關系使得有低濃度、高活性的沸石催化劑存在的情況下，裂化反應實際上完全靠大量放熱的甲醇轉化作用在維持，由此就可防止發(fā)生裂化反應的熱致自淬滅。
尤其發(fā)現了如果采用高活性的沸石催化劑，活性值α達到1600左右，而且粒度極細例如平均粒度為3×10-4厘米，則可以將烴(例如粗柴油)和氧化劑(例如甲醇)揮發(fā)，然后在450-650℃溫度范圍內反應1-60秒(最好為6-15秒)就可使粗柴油裂化同時將甲醇轉化，反應生成低沸點不飽和烴類的量得到了提高，同時不必外加多少熱量而且反應不會產生大量的焦炭或氣體。催化劑的用量能夠高達油的重量的5.0%，建議不要大于1.0(重量)%，最好不大于0.02(重量)%。催化劑不需要再生，因為在0.02%的數量級，催化劑的消耗量約與在再生過程中通常的損耗量相仿。
如圖1所示，本發(fā)明的方法包括將12號管道內預熱過的烴，例如粗柴油，與14號管道來的催化劑和13號管道來的氧化劑，如甲醇，混合成為21號管道中的混合物，再與49號管道回收來的烴類匯合成為23號管道中的混合料進入加熱器25。將料液加熱到500-650℃(932-1202°F)，通過26、28和29號管道加入提升管反應器31。產物、未反應掉的進料和催化劑經過33號管道排入熱交換器35，在這里將11號管道送來的粗柴油預熱。冷卻后的提升管出口液經過37號管道送到分餾器41。CO2和CO從43號管道排出，C1-C5產物從45號管道排出，C6-C15產物和水從47號管道排出。還有未反應掉的烴類，如粗柴油，從49號管道排出。47號管道內的物料送到傾析器51，C6-C15產物從這里通過53號管道排出，水和催化劑經過55號管道排出作廢物處理。
提升管反應器31采用常規(guī)型的，只是既不必有旋流分離器，也不必有催化劑洗滌區(qū)。
26號管道內的物料在進入反應器31之前，先加熱到接近反應的溫度。反應器內的溫度是根據對轉化深度的要求，通過調整進料混合物中氧化劑與烴的比值來控制的。反應器31上有一個有效而又自動化的內裝溫度控制機構，這是因為雖然放熱的甲醇轉化反應總是100%完全的，但吸熱的油類轉化反應卻受到甲醇轉化作用釋放熱量多少的限制。
如果進料中氮含量較高，加熱器25可以單獨對從17號管道進入加熱器的氧化劑/催化劑混合物進行加熱。單獨經過加熱的氧化劑/催化劑混合物通過27號管道進入26號管道，再經過28、29號管道進入反應器31。此外，烴和氧化劑可以經過加熱處理，當二者是混合的，則可通過21、23和26號管道傳送，或者當二者是單獨分開的，則烴經過21、23和26號管道傳送，氧化劑從17和27號管道傳送，而催化劑的傳送是通過14號管道去與28號管道相連的。
實例一這些裂化反應都是在一個空的、恒溫的單向流動反應器內進行的，料液是含有0、02(重量)%到1.0(重量)%ZSM-5粉末的正十六烷。晶體顆粒平均大小為0.02到0.05微米。催化劑顆粒小于44微米。
表1和表2總結了這些十六烷裂化的試驗結果。作為一種純物質十六烷的裂化速度與烴濃度的關系應當是一級的，而與該裂化過程是通過正碳離子還是自由基進行的無關。圖2表示了在幾種催化劑濃度和二個溫度的情況下ln(1-轉化率)與LHSV-1的關系圖，它證實了這些都是一級動力學關系。從這些數據求出來的活化能見圖3。
不用催化劑的十六烷反應測得活化能為50.1千卡/摩爾和46.5千卡/摩爾，這與通常認為純烴類的自由基裂化反應為50-60千卡/摩爾的范圍很相近。與此類似，對催化劑與油的比值為2×10-4時的裂化試驗測得活化能為20.5千卡/摩爾和23.6千卡/摩爾，這正是在通常對其它正脂肪烴的正碳離子催化反應認為的15-30千卡/摩爾的范圍內。這些活化能實驗值都在范圍的低值端，其原因可解釋為反應器入口處出現的不恒溫情況造成的，料液在該處要揮發(fā)。反應開始時溫度較低，這時催化劑活性很高，可以想象這就人為造成轉化率變低，因而如果再假定恒溫的話，活化能就人為地變低。
當催化劑濃度提高到催化劑-油比值為1×10-2，則活化能降為2.5千卡/摩爾左右。雖然活化能的這一下降意味著進入傳質受限制的區(qū)域，可是已經從數學上推導出的判據指出，在這種反應條件下，無論是相間或是晶間的傳質受限制均不應當發(fā)生。
簡言之，就如表1所示和圖2-5中分析的那樣，這些試驗(1號-12號)驗證了一種為預計用低濃度、細粒度催化劑進行裂化的條件設計的理論模型，把這種模型應用到含有分散的細晶體ZSM-5的十六烷的裂化作用中，就得到了驗證。轉化深度高的時候，由于裂化作用的大量吸熱和催化劑的內蘊活性高，因而反應變成受熱傳導的限制。
有一個重要的發(fā)現是，少量(約0.02(重量)%左右)、高活性(α為1600)的ZSM-5，當它分散在烴的液流中，加到提升管反應器去時，能夠達到很高的轉化率。圖4所示的圖線是尤其重要的，因為它指出在較細的管子中的操作，要比較粗的管子具有更高的表面積對體積的比值，因而從反應器受熱的外壁進入反應的熱傳導就更好。
其它結論是，濃度只有0.02(重量)%的ZSM-5催化劑，在610℃(1130°F)和氣相停留時間小于1.5秒的情況下，就可使得近于50%的正十六烷轉化掉。在這些情況下，測不出對晶間或相間的傳質受什么限制。另一個重要結論是隨著高酸性的ZSM-5B催化劑(α值為1600)的濃度提高到1.0(重量)%，吸熱的十六烷裂化反應的熱傳導受到限制。
實例二又進行了另一組12個試驗，編號13-24，用與1-12號試驗同樣的催化劑，研究了十六烷單獨的裂化行為、甲醇單獨的轉化作用和十六烷與甲醇(80%正-C16∶20%CH3OH)混合物的轉化作用，同時提供了關于四種選定溫度和LHSV值為18.6的條件下，這兩個反應之間的熱平衡的情況。這組試驗是在一個浸在加熱的恒溫流化砂浴中的空的管式反應器中進行的。LHSV值可從加熱的反應器的空體積求得。
13-24號試驗的數據小結見表2，產品分析的細則尤其引人注意。至于13-24號試驗的LHSV值，因而是介于第1、2、5、6、9和10號試驗中的高LHSV值和第3、4、7、8、11和12號試驗中的低LHSV值之間的。13號和19號試驗都不加催化劑，因而在這方面它們與第9-12號試驗相似。第15、18、21和24號試驗是對于重量比為80%正十六烷和20%甲醇的混合料，在四種溫度下的熱平衡試驗。溫度比較高的分別為607℃(1125°F)和588℃(1090°F)的第15和18號試驗指出，它們在將十六烷轉化為較大量的低沸點物質上是極佳的，同時甲烷的生成量也是微乎其微的。
用十六烷-甲醇混合料做的這些試驗又是很引人注意的，因為它們指出所有的甲醇都被至少轉化成二甲醚(DME)，而大部分DME分解為甲烷和水，因而釋放出相當數量的水。又好象看來在溫度較高的15號和18號試驗中，分別為607℃(1125°F)和588℃(1090°F)，甲醇后來結合成更為復雜的產物如丙烯，同時C5和C6產物有相當數量的增加。在607℃(1125°F)做的第15號試驗中，又有相當數量變?yōu)镃7、C8和C9產物。在兩個溫度較低的試驗(21號和24號)中，生成的丙烯要超過甲醇單獨生成的和十六烷單獨生成的量。此外，在21號試驗中還生成了C+6產物。
更有意思的是，同16號試驗相比，15號試驗生成水的量小于16號試驗的2/3，這可能表示了DME反應生成了其它產物而不是甲烷和水。不過，18號試驗表明溫度稍有降低則生成的水量甚至更少，這是與溫度為521℃(970°F)的第21號試驗中生成大量水特別不同的，對比之下與后者同樣溫度的第22號試驗生成的水卻很少。這些試驗又表明在二個較高的溫度下十六烷的轉化深度都在90%以上，在三個較高的溫度下甲醇的轉化率都為100%。
總結表2的數據可得到圖6關于十六烷和十六烷/甲醇混合物裂化作用的阿倫尼烏斯(Arrhenius)圖。這些圖表明當在十六烷料液中按20(重量)%甲醇∶80%正十六烷的比例加入甲醇，然后與高活性的ZSM-5催化劑(按總料液重量的1%)混合，這樣甲醇能將十六烷的轉化率提高到超過用純十六烷作料液或用純甲醇作料液得到的轉化率。在最低的溫度482℃(900°F)下，反應產物中甲醇稀釋了十六烷，并且因為甲醇的反應速度較低，故將十六烷的轉化率降低得比純十六烷的還要低。因此十六烷-甲醇混合物在高溫下的轉化率高，主要是因為對裂化反應的限制變成在于反應器的熱傳導。結果，放熱的甲醇反應能夠在整個反應區(qū)域內向十六烷反應提供熱量，從而不僅沿著熱傳導表面而且在選定的部位上保持反應溫度均勻。
表3是甲醇十六烷試驗的熱力學分析。該表指出十六烷中加入甲醇會把十六烷反應的轉化率提高，達到使甲醇變成DME，再變成脂肪烴和芳香烴，反應中釋放的凈熱量非常接近于現在十六烷更強烈的吸熱裂化反應中吸收的熱量。
雖然在實例中，對放熱的氧化轉化作用和吸熱的催化裂化反應的催化都是用ZSM-5，但是還可以用其它沸石或其它酸性催化劑來促成這些反應。
大孔類沸石，例如X型和Y型沸石或絲光沸石，只要它們有足夠的酸活性來促成裂化反應和氧化轉化兩個反應就可以采用。無定形的物質如氧化鋁、氧化硅鋁和粘土等，只要它們達到要求的酸活性就也能夠使用。很多情況下，可以通過無定形物質與其它酸性化合物作用，把酸活性加入到無定形物質中去，例如將活性較弱的物質浸在可溶性無機強酸溶液中，或是將氧化鋁與弗瑞德-克拉夫茲(Friedel-Crafts)金屬鹵化物一起作用即可。
有些情況下，無機強酸例如HF酸、Hcl和H2SO4，可以用純的或是用稀釋成所需酸度的水溶液或非水溶液。另外還可以用固體磷酸來促成此反應。
選用的物質，其α試驗測得的酸活性要在100到100，000，500以上為上品，最好在1000以上。
特別要推薦Constrait指數達到1-12的定形選擇性沸石，原因是由此從氧化劑生成的產品要比用其他沸石得到的更符合要求。這類沸石的定形選擇性又使它們不易老化(通常由于焦炭沉積會造成老化)，常用的大孔類沸石是很快就會老化的。
將兩種不同的物質混合起來，就可以達到要求的酸活性，例如可以將酸性比較大的ZSM-5或其它沸石與惰性大得多的物質如氧化鋁或粘土混合起來。
也可以用活性較差的物質，只要增加酸作用物質的量來彌補就行。加入0.02(重量)%α值1600的ZSM-5或加入0.2(重量)%α活性為160的ZSM-5，將得到大致相同的轉化作用。
總的來說，提高溫度可使催化反應和非催化反應都可以進行得更快。因此提高了溫度催化劑的需用量就可減少，因為那時有少量的催化劑就非常有效了。這方面必須對高溫下同時存在的一般不希望有的熱裂化作用作出權衡安排。
停留時間也是一個重要的變量。催化劑停留時間加長(例如增加提升管反應器的長度)，就能允許使用酸活性較低的催化劑或者減少催化劑用量。
一般地說來，提高反應溫度需要能量，因而可以加入更大量的催化劑、酸性更高的催化劑材料，或者用更長的停留時間來使反應溫度盡量低。
有時候在較高的溫度下操作會是最有利的，尤其是在要求重整類反應的情況下。為了要將反應條件改變?yōu)樵诟邷叵逻M行穩(wěn)定而大致上熱平衡的操作，則要藉助于用酸活性較低的催化劑較短的停留時間或者較少量的催化劑，這樣就能夠在有利于重整的較高溫度下達到反應的熱平衡。
使用較大量的低酸性催化劑，則也有可能在不作催化劑再生的情況下進行熱平衡的反應。在這種操作方式中，可以在加入的油料和氧化劑要通過的固定床或者最好是流化床中，用氧化硅含量很高的ZSM-5(或其它穩(wěn)定的酸作用物質)。活性較低的催化劑有它有用的場合，原因是有時要用極大量的催化劑，例如根據料液總量，LHSV為0.1-10(最好在0.5-5)，這就使得能采用體積大而活性低，又能進行所要求的催化裂化和氧化轉化反應的催化劑。采用大型密相流化床操作有另外幾個優(yōu)點，即這里催化劑可以起熱庫的作用，如果將氧化劑和油料混合時發(fā)生問題，則溫度的波動可以控制在最小限度。當兩種料液之間不相容或者難于混合時就可能發(fā)生此類問題。要把氧化劑(它在較低的溫度下就容易揮發(fā))和較重的烴類(它們難于汽化)混合在一起也是困難的。
這種操作方式可以認為是連續(xù)攪拌罐式反應器操作(CSTR)，這種情況下在要求沸石的酸活性高這點上不如要求它長期穩(wěn)定工作那么重要，因為后者將使得對連續(xù)再生的需求變得盡量的小。
當然，再生是一件可能發(fā)生的事，催化劑再生設施可以與反應器有密切的聯系。催化劑再生器不會對設備起熱平衡的作用，它的主要目的將是除去催化劑上失活性的焦炭。很可能此流程中焦炭會生成得很少，以致于催化劑再生提供的熱量不會比流程正常所需熱量的最低值(也許是10%或者更低些)更多。當然，焦炭燃燒的熱量可以通過熱的再生廢氣與進料之間的熱交換來進行回收。
另一種可能的操作方式是采用移動床反應器。這種設計或許會成功，可是它比起流化床密相反應器或簡單的填充床反應器來，都要復雜得多。
本發(fā)明的方法使得催化裂化流程不需要靠催化劑再生來維持設備的熱平衡。做到不用再生的熱平衡操作有兩個方法一是使用少量分散型的高活性催化劑(這種操作已經在實例中使用);或者是采用大量的高穩(wěn)定性催化劑，雖則它在活性上或許要稍為差些。
現有技術的工作者已經很接近于這個想法了，其中他們在FCC料液中加進甲醇，參見例如第3，974，062號和第3，974，063號美國專利。在這兩份專利中，FCC反應都要靠經過再生的熱催化劑來維持設備的熱平衡。加入甲醇并未造成在將料液轉化成輕烴產品上有明顯的變化?，F有技術設備中的催化劑連續(xù)累積了1%左右的焦炭，這表明損失了一些有價值的液體產品?；蛟S加入這么大量的催化劑，每份重量的油加入3份重量的催化劑，造成過早地把甲醇轉化成了其他產品。與此相反，本發(fā)明的方法中，就如在實例中公開的那樣，幾乎不加什么催化劑。用更確切的話說，FCC料液中加甲醇的現有技術的方法中要求每千克油料中加3千克催化劑，而本發(fā)明的方法中每千克油料只需要0.2克催化劑?，F有技術的方法中催化劑用量是本發(fā)明的15000倍。
由于催化裂化過程不需要依靠催化劑再生來對反應作熱平衡，于是省掉了FCC再生器、空氣壓縮器等大量投資和運行費用。本發(fā)明的熱平衡方法不會生成SOx，而后者在FCC再生器內當硫(存在于沉積在催化劑上的焦炭里)燃燒時，SOx是不可避免地要生成的。因而本發(fā)明的方法消除了常規(guī)的催化裂化設備造成的可觀的空氣污染問題，也就是SOx的產生和再生器的煙道氣問題。
可以相信本發(fā)明方法的產品在性質上具有比用常規(guī)的烴類催化裂化法得到的產品優(yōu)越的地方。其原因之一是轉化作用不再像過去那樣受到反應器溫度的約束。轉化作用可以通過增加或減少催化劑的加入量來加以調整。反應區(qū)域的溫度主要取決于料液預熱的量，而不是再生后加進反應器的熱的催化劑的溫度和用量。
勘誤表
權利要求
1.一種用酸性催化劑將烴催化裂化為較輕產品的方法，其特征在于將烴、含碳氧化劑和酸性催化劑一起放在反應器內反應，這種酸性催化劑能夠將烴裂化并且將含碳氧化劑放熱轉化為含碳量較高的烴，其中吸熱的催化裂化反應的反應熱，至少大部分是由放熱的氧化劑變成烴類的轉化反應提供的。
2.權利要求
1的方法，其中反應器是一個提升管反應器。
3.權利要求
1或2的方法，其中烴是粗柴油。
4.以上各項權利要求
的方法，其中含碳氧化劑可選自于低級的醇類、醚類、醛類和酮類。
5.權利要求
4的方法，其中含碳氧化劑是甲醇。
6.以上各項權利要求
的方法，其中催化劑是一種沸石。
7.權利要求
6的方法，其中的沸石是HZSM-5。
8.以上各項權利要求
的方法，其中沸石加入量是油的0.01到5(重量)%。
9.權利要求
8的方法，其中沸石加入量是油的0.02到1.0(重量)%。
10.以上各項權利要求
的方法，其中反應是在450-650℃和反應器中油的停留時間為1到10秒的條件下進行的。
11.以上各項權利要求
的方法，其中含碳氧化劑與油的重量比為1∶20到2∶1。
12.以上各項權利要求
的方法，其中氧化劑和催化劑在與油混合之前，兩者預先混合成催化劑在氧化劑中的分散體。
13.以上各項權利要求
的方法，其中催化劑是α活性在500以上、顆粒小于50微米的ZSM-5。
專利摘要
本發(fā)明涉及一種催化裂化方法。其中的氧化劑，例如甲醇，作為反應參加物與油類例如粗柴油在一起，再加上酸性催化劑，最好是細顆粒的ZSM-5。放熱的甲醇轉化反應與吸熱的催化裂化反應大致上熱量平衡。
文檔編號C10G11/05GK86101079SQ86101079
公開日1987年12月23日 申請日期1986年2月6日
發(fā)明者陳乃沅, 小托馬斯·弗朗西斯·德格南 申請人:無比石油公司導出引文BiBTeX, EndNote, RefMan