重油的流化催化裂化法

摘要

提供一种重油的流化催化裂化法，其中重油在高温·短接触时间下经历流化催化裂化以获得高产率的例如丙烯和丁烯等轻烯烃，所述方法的特征在于，在通过使重油进行流化催化裂化来生产轻烯烃的方法中，在反应区出口温度是580‑630℃、催化剂/油比是15‑40重量/重量并且反应区中的烃的滞留时间是0.1‑1.0秒的条件下，使重油与包含具有超稳定Y型沸石的重量(Wusy)与活性基体的重量(Wmat)的比(Wmat/Wusy)是0‑0.3的流化催化裂化催化剂作为构成成分的催化剂接触。

权利要求

1.一种用于生产轻烯烃的重油的流化催化裂化法，所述重油的流化催化裂化法包括：

在反应区出口温度是580至630℃、催化剂/油比是15至40重量/重量并且在反应区中的烃的滞留时间是0.1至1.0秒的条件下，使所述重油与包含具有活性基体的重量Wmat与超稳定Y型沸石的重量Wusy的重量比Wmat/Wusy为大于0小于等于0.3的流化催化裂化催化剂作为构成成分的催化剂接触，所述催化剂包含50至95质量％的所述流化催化裂化催化剂和5至50质量％的含有形状选择性沸石的添加剂，且所述流化催化裂化催化剂包含所述超稳定Y型沸石和所述活性基体，其中，在所述流化催化裂化催化剂中的所述超稳定Y型沸石的含量是5至50质量％，所述超稳定Y型沸石具有24.20至 的晶格常数，在所述流化催化裂化催化剂中的稀土类金属氧化物的含量是1.5质量％以下，所述活性基体是具有裂化活性的基体。

2.根据权利要求1所述的重油的流化催化裂化法，其中使用具有下流型反应区、气固分离区、汽提区和催化剂再生区的流化催化裂化反应器。

说明书

重油的流化催化裂化法

技术领域

[0001] 本发明涉及重油的流化催化裂化法，具体地涉及用于以高产率从重油生产例如丙烯或丁烯等轻烯烃的流化催化裂化法。

背景技术

[0002] 在常规流化催化裂化法(fluid catalytic cracking process)中，将石油来源的烃使用催化剂催化裂化从而生产作为主要产物的汽油、少量的LPG和裂化瓦斯油，然后用空气将堆积在催化剂上的焦炭燃烧除去从而使催化剂再生和循环。

[0003] 然而，近年来，已存在使用流化催化裂化单元(unit)来作为用于生产用作石油化学原料的轻烯烃(特别是丙烯)的单元而不作为用于生产汽油的单元的趋势。同时，丙烯和丁烯等是作为高辛烷汽油配混料的烷基化物和甲基-叔丁基醚(MTBE)的原料。这样的用于生产烯烃的流化催化裂化单元的用途对于高度紧密结合石油精制设施和石油化学设施的炼油厂是特别经济有利的。

[0004] 通过重油的流化催化裂化来生产轻烯烃的方法的实例包括：包括原料油与催化剂短时间接触的方法(专利文献1至4)、包括裂化反应在升高的温度下进行的方法(专利文献5)和包括使用五硅环(pentasyl)型沸石的方法(专利文献6和7)。

[0005] 然而，这些方法依然不能充分地提高轻烯烃选择性。例如，其中裂化在升高的温度下进行的方法伴随着重油的热裂化，导致不必要的干气(dry gas)产率的增加，由此牺牲有用的轻烯烃的产率。此外，高温反应增加了二烯的生成，由此具有与轻烯烃一起生产的汽油的品质会差的缺点。其中在短接触时间内进行反应的方法可以抑制氢转移反应，由此降低轻烯烃向轻链烷烃的转化率，但在轻烯烃的产率方面依然不充分，这是因为其不能提高重油向轻烯烃的转化率。选择性地，已经提出了如下方法：其中将例如涉及高温反应、较高的催化剂/油比和短接触时间等技术组合从而抑制热裂化并且依然实现高的向烯烃的转化率(专利文献8)，但不能认为轻烯烃产率是充分的。使用五硅环型沸石的方法仅通过过度裂化所得汽油来提高轻烯烃的产率，由此具有轻烯烃产率不充分并且汽油产率明显降低的缺点。因此，使用这些方法难以从重油以高产率生产轻烯烃。

[0006] 已提出了一种方法，其中除了高温反应、较高的催化剂/油比和短接触时间以外，反应区是抑制原料油的逆混合的下流型反应区(downflow type reaction zone)，并且调节在流化催化裂化催化剂中的稀土类金属氧化物的含量和含有形状选择性沸石的添加剂的混合比率，从而进一步提高轻烯烃产率(专利文献9)。然而，当流化催化裂化催化剂的活性不充分时，这些方法在重质原料油的裂化方面不足，由此尚未实现轻烯烃产率的最大化。

[0007] 引用列表

[0008] 专利文献

[0009] 专利文献1：美国专利No.4,419,221号公报

[0010] 专利文献2：美国专利No.3,074,878号公报

[0011] 专利文献3：美国专利No.5,462,652号公报

[0012] 专利文献4：欧洲专利No.315,179A号公报

[0013] 专利文献5：美国专利No.4,980,053号公报

[0014] 专利文献6：美国专利No.5,326,465号公报

[0015] 专利文献7：日本专利特开译文No.7-506389号公报

[0016] 专利文献8：日本专利申请特开No.10-60453号公报

[0017] 专利文献9：日本专利No.3948905号公报

发明内容

[0018] 发明要解决的问题

[0019] 本发明的目的在于提供在反应模式、反应条件和催化剂等的特定组合下，可以以高产率生产轻烯烃并且降低通过热裂化产生的干气的量的重油的流化催化裂化法。

[0020] 用于解决问题的方案

[0021] 作为着重于在通过使油与催化剂在升高的温度下短时间接触从而生产例如丙烯和丁烯等轻烯烃的重油的流化催化裂化法中以高产率生产轻烯烃的深入研究的结果，基于通过在特定条件下使用含有特定流化催化裂化催化剂的催化剂进行重油的流化催化裂化来达成以上目的的发现，已经完成了本发明。

[0022] 即，本发明涉及一种用于生产轻烯烃的重油的流化催化裂化法，所述方法包括：在反应区出口温度是580至630℃、催化剂/油比是15至40重量/重量并且在反应区中的烃的滞留时间是0.1至1.0秒的条件下，使所述重油与包含具有活性基体的重量(Wmat)与超稳定Y型沸石的重量(Wusy)的重量比(Wmat/Wusy)为0至0.3的流化催化裂化催化剂作为构成成分的催化剂接触。

[0023] 本发明也涉及前述重油的流化催化裂化法，其中所述催化剂包含50至95质量％的所述流化催化裂化催化剂和5至50质量％的含有形状选择性沸石的添加剂。

[0024] 本发明也涉及前述重油的流化催化裂化法，其中在所述流化催化裂化催化剂中的所述超稳定Y型沸石的含量是5至50质量％。

[0025] 本发明也涉及前述重油的流化催化裂化法，其中所述超稳定Y型沸石具有24.20至的晶格常数。

[0026] 本发明也涉及前述重油的流化催化裂化法，其中在所述流化催化裂化催化剂中的稀土类金属氧化物的含量是1.5质量％以下。

[0027] 本发明也涉及前述重油的流化催化裂化法，其中使用具有下流型反应区、气固分离区、汽提区(stripping zone)和催化剂再生区的流化催化裂化反应器。

[0028] 发明的效果

[0029] 本发明可以以高产率生产例如丙烯和丁烯等轻烯烃而具有较少量的通过热裂化产生的干气。

附图说明

[0030] 图1示出具有下流型反应区、气固分离区、汽提区和催化剂再生区的流化催化裂化反应器的实例。

具体实施方式

[0031] 本发明将在以下详细地描述。

[0032] 本发明是用于生产轻烯烃的重油的流化催化裂化法。在本发明中，流化催化裂化被认为是其中重油连续与保持流化状态的催化剂接触从而裂化为轻烯烃和主要由汽油组成的轻质烃的方法。

[0033] 此处使用的流化催化裂化单元可以是具有反应区、气固分离区、汽提区和催化剂再生区的流化催化裂化单元。

[0034] 反应区可以是例如其中催化剂颗粒和原料油二者上升通过管道的所谓的上升管反应区(riser reaction zone)或其中催化剂颗粒和原料油二者下降通过管道的下流型(下降管(downer))反应区。

[0035] 然而，当使用通常的上升管反应区时，逆混合会发生，局部地导致气体长的滞留时间，由此会伴随热裂化。特别地，当如本发明那样，催化剂/油比与通常的流化催化裂化法相比极端大时，逆混合的程度变大。热裂化是不优选的，这是因为其增加了不必要产生的干气的量并且降低预获得的轻烯烃和汽油的产率。因此，其中催化剂颗粒和原料油二者下降通过管道的下流型(下降管)反应区优选用于本发明。

[0036] 然后将包含在反应区中已进行流化催化裂化的裂化反应产物、未反应物和使用后的催化剂的混合物的裂化反应混合物输送至气固分离区，在气固分离区中从催化剂颗粒除去包含裂化反应产物和未反应物的烃的大部分。如果需要，将裂化反应混合物在气固分离区的紧接(immediately)上游或紧接下游处急冷从而抑制不必要的热裂化或过度的裂化。

[0037] 然后将已经除去大部分烃的使用后的催化剂输送至汽提区从而使用汽提用气体除去在气固分离区中尚未除去的烃。在将使用后的催化剂和烃以该方式分离之后，将具有富碳物质和沉积其上的一部分重质烃的使用后的催化剂从汽提区输送至催化剂再生区从而使使用后的催化剂再生。在催化剂再生区中，使用后的催化剂通过进行氧化从而除去沉积和附着在催化剂上的富碳物质和重质烃而再生。将已通过氧化而再生的催化剂再次输送至反应区并且连续地如此循环。

[0038] 图1示出具有下流型反应区、气固分离区、汽提区和催化剂再生区的流化催化裂化反应器的实例。以下，本发明将参考图1来描述。

[0039] 将作为原料油的重油通过管线10供给至混合区7，在混合区中，其与从催化剂储槽6循环的再生催化剂混合。混合物向下并流流过反应区1，此时原料重油与催化剂彼此在升高的温度下短时间接触从而裂化重油。裂化反应混合物从反应区1向下流动至位于反应区1下方的气固分离区2，其中将使用后的催化剂与裂化反应产物和未反应材料分离，然后经由料腿(dipleg)9导入汽提区3的上部。

[0040] 然后将已除去大部分的使用后的催化剂的烃气体导入二次分离器8中。在该分离器中，除去残存在烃气体中的少量使用后的催化剂，并且将烃气体从该体系中提取出而回收。二次分离器8优选切线型旋风分离器(tangential cyclone)。

[0041] 将汽提区3中的使用后的催化剂与从管线11导入的汽提用气体接触从而除去沉积和残存在催化剂颗粒上或催化剂颗粒之间的烃。汽提用气体可以是例如产生自锅炉(boiler)的蒸汽和使用压缩机加压的氮等惰性气体。

[0042] 汽提条件通常是包括500至900℃，优选500至700℃的温度和1至10分钟的催化剂颗粒的滞留时间的那些。在汽提区3中，采用汽提用气体将沉积和残存在使用后的催化剂上的裂化反应产物和未反应材料除去，并且通过从其顶部延伸的管线12从汽提区3一起提取出从而导入回收体系。同时，将已汽提的使用后的催化剂通过装配有第一流速调节器13的管线供给至催化剂再生区4。

[0043] 汽提区3中的气体空塔速度(gas superficial velocity)通常保持在优选0.05至0.4m/s的范围，由此将汽提区中的流化床形成为鼓泡流化床。鼓泡流化床的气体速度相对慢，由此可以降低汽提用气体的消耗；并且其床密度相对大，由此可以明显地扩大第一流速调节器13的压力控制范围，导致容易将催化剂颗粒从汽提区3转移至催化剂再生区4。汽提区3可以装配有以多段方式设置的水平多孔板或其它插入物，从而使使用后的催化剂与汽提用气体之间良好接触，由此改善汽提效率。

[0044] 将催化剂再生区4分段为上部圆锥状区域和下部圆筒状容器区域，上部圆锥状区域与直立导管(上升管型再生器)5连通。优选地，催化剂再生区4具有顶角通常为30至90度且高度为下部圆筒状区域的直径的1/2至2倍的上部圆锥状区域。在将从汽提区3供给至催化剂再生区4的使用后的催化剂使用从其底部导入的再生气体(典型地为例如空气等含氧气体)流化的同时，其通过燃烧基本上全部的沉积在催化剂表面上的富碳物质和重质烃而再生。再生条件通常是包括600至1000℃，优选650至750℃的温度，1至5分钟的催化剂滞留时间和优选0.4至1.2m/s的气体空塔速度的那些。

[0045] 将再生区4中再生并且从湍流流化床的上部飞散出的再生催化剂伴随使用后的再生用气体从上部圆锥状区域转移至上升管型再生器5。与催化剂再生区4的上部圆锥状区域连通的上升管型再生器5具有优选为下部圆筒状区域的直径的1/6至1/3的直径。因此，在催化剂再生区4中的流化床的气体空塔速度可以保持在适于形成湍流流化床的0.4至1.2m/s的范围内，并且上升管型再生器5的气体空塔速度可以保持在适于向上转移再生催化剂的4至12m/s的范围内。

[0046] 将上升通过上升管型再生器5的再生催化剂转移至设置在上升管型再生器的顶部的催化剂储槽6。催化剂储槽6也用作气固分离器，其中将包含二氧化碳的使用后的再生用气体与再生催化剂分离，并且经由旋风分离器15排出体系以外。

[0047] 同时，将催化剂储槽6中的再生催化剂经过装配有第二流速调节器17的下流管供给至混合区7。如果需要，为了容易控制上升管型再生器5中的催化剂循环速度，催化剂储槽6中的再生催化剂可以经由装配有第三流速调节器16的旁路导管(bypass conduit)部分地返回至催化剂再生区4。以该方式，催化剂按照下流型反应区1、气固分离区2、汽提区3、催化剂再生区4、上升管型再生器5、催化剂储槽6和混合区7、和再次下流型反应区1的顺序在体系中循环。

[0048] 用于本发明的重油的实例包括减压瓦斯油、常压残油、减压残油、热裂化瓦斯油、和通过氢化精制这些油的任何油生产的重油。这些重油可以单独或以组合使用，或可以是这些重油的任何油与小部分的轻油的混合物。

[0049] 用作原料油的重油具有沸点范围优选170至800℃，更优选190至780℃的蒸馏特性。

[0050] 此处涉及的"反应区出口温度"是反应区的出口温度，并且是裂化反应产物与催化剂分离之前即刻或在它们在气固分离区的紧接上游处急冷时的情况下急冷之前即刻的温度。在本发明中的反应区出口温度在580至630℃，优选590至620℃的温度。如果温度低于580℃，则不会以高产率生产轻烯烃，而如果温度高于630℃，热裂化将明显地发生，导致干气的产生量增加。

[0051] 此处涉及的催化剂/油比是催化剂循环速度(ton/h)和原料油供给速度(ton/h)的比。在本发明中，催化剂/油比必要为15至40重量/重量，优选20至30重量/重量。如果催化剂/油比小于15重量/重量，供给至反应区的再生催化剂的温度将由于热平衡而增加，导致通过热裂化产生的干气的量增加。如果催化剂/油比大于40重量/重量，则催化剂循环速度将增加，由此催化剂再生区的容量将不期望地太大而不能确保在催化剂再生区中催化剂再生所需要的催化剂滞留时间。

[0052] 此处涉及的烃的滞留时间是从催化剂与原料油开始接触至在反应区出口中催化剂与所得裂化反应产物分离的时间，或如果裂化反应产物在气固分离区的紧接上游处急冷，则为从催化剂与原料油开始接触至急冷的时间。在本发明中，滞留时间必要为0.1至1.0秒，优选0.2至0.7秒。如果在反应区中的烃的滞留时间小于0.1秒，则裂化反应会不充分，导致不能以高产率生产轻烯烃。如果滞留时间大于1.0秒，则热裂化进行地太多。

[0053] 对除了上述那些以外的本发明的流化催化裂化反应器的操作条件没有特别限制，其通常在优选150至400kPa的反应压力下操作。

[0054] 用于本发明的催化剂包含流化催化裂化催化剂和添加剂。

[0055] 流化催化裂化催化剂包含作为沸石的活性组分和作为所述沸石的支承材料的基体。

[0056] 所述沸石的主要组分是超稳定Y型沸石。

[0057] 所述基体包含活性基体、粘合剂(二氧化硅等)、填料(粘土矿物等)和其它组分(稀土类金属氧化物或捕金属组分(metal trap component)等)。

[0058] 所述活性基体具有裂化活性并且可以是氧化铝或二氧化硅-氧化铝。

[0059] 当重质原料油进行流化催化裂化时，流化催化裂化催化剂通常包含活性基体，从而以可以使用超稳定Y型沸石裂化的这样的形式粗裂化原料油，但具有较小含量的活性基体的催化剂可以在本发明的优选条件下获得较高的裂化活性。本发明的流化催化裂化催化剂具有活性基体的重量(Wmat)与超稳定Y型沸石的重量(Wusy)的比(Wmat/Wusy)在必要为0至0.3、优选0至0.28的范围内。

[0060] 如果活性基体的重量(Wmat)与超稳定Y型沸石的重量(Wusy)的比(Wmat/Wusy)超过0.3，则重油的裂化率趋于降低，并且相对于裂化率，焦炭选择性会高，导致轻烯烃的产率降低。

[0061] 在流化催化裂化催化剂中的稀土类金属氧化物的含量优选1.5质量％以下，更优选1.2质量％以下，特别优选1.0质量％以下。如果在流化催化裂化催化剂中的稀土类金属氧化物的含量大于1.5质量％，则所得催化剂的氢转移活性会太高，由此虽然裂化活性高，但轻烯烃的产率降低。

[0062] 通常，在流化催化裂化催化剂中的稀土类金属氧化物的含量越大，耐热性越高，并且平衡催化剂的活性越高。同时，含有大量稀土类金属氧化物的平衡催化剂的氢转移活性也会高。当流化催化裂化催化剂的氢转移活性高时，所得产物的烯烃的量降低，但其链烷烃的量增加。在汽油馏分中的烯烃使用包含后述形状选择性沸石的添加剂主要裂化为轻烯烃。然而，因为使用添加剂的汽油馏分中的链烷烃的裂化率明显慢于烯烃的，流化催化裂化催化剂的氢转移活性越高，使用添加剂的轻烯烃的生成速度越慢。

[0063] 超稳定Y型沸石的晶格常数优选24.20至 更优选24.36至 在这些范围内，晶格常数越小，汽油产率越小，但轻烯烃产率越大。然而，如果晶格常数小于则所得流化催化裂化催化剂的裂化活性太低而不能获得高的转化率，并且轻烯烃产率降低。如果晶格常数大于 则所得催化剂的氢转移活性会太高。

[0064] 此处涉及的沸石的晶格常数依照ASTM D-3942-80来测量。

[0065] 在流化催化裂化催化剂中的超稳定Y型沸石的含量优选5至50质量％，更优选15至40质量％。流化催化裂化催化剂优选具有0.5至1.0g/ml的体积密度、50至90μm的平均粒径、
2
50至350m/g的表面积和0.05至0.5ml/g的孔容积。

[0066] 作为用于本发明的催化剂的构成成分的添加剂包含形状选择性沸石。除了形状选择性沸石以外的构成成分的实例包括粘合剂(二氧化硅等)和填料(粘土矿物等)等。

[0067] 形状选择性沸石是具有与Y型沸石相比较小的孔径的沸石，以致只有具有限定形状的烃可以进入孔内。这样的沸石的实例包括ZSM-5、β、Ω，SAPO-5，SAPO-11，SAPO-34和五硅环(pentasil)型金属硅酸盐。这些形状选择性沸石中，更优选使用ZSM-5。

[0068] 在添加剂中的形状选择性沸石的含量优选20至70质量％，更优选30至60质量％。添加剂优选具有0.5至1.0g/ml的体积密度、50至90μm的平均粒径、10至200m2/g的表面积和
0.01至0.3ml/g的孔容积。

[0069] 在用于本发明的催化剂中的流化催化裂化催化剂和添加剂的比例是：50至95质量％、优选55至90质量％的流化催化裂化催化剂，5至50质量％、优选10至45质量％的包含形状选择性沸石的添加剂。如果流化催化裂化催化剂的比例小于50质量％，或添加剂的比例大于50质量％，则原料油即重油的转化率会降低，并且不能获得较高的轻烯烃产率。同时，流化催化裂化催化剂的比例大于95质量％，或添加剂的比例小于5质量％，可以获得高的转化率，但不能获得较高的轻烯烃产率。

[0070] 实施例

[0071] 下文中，本发明将通过以下实施例更详细地描述，这不应该解释为限制本发明的范围。

[0072] (实施例1)

[0073] 重油的流化催化裂化使用下流反应器(下降管)型FCC导向单元来进行。设备的规模包括5kg的贮存量和1kg/h的供给量，同时操作条件包括600℃的反应区出口温度、196kPa2
(1.0kg/cm G)的反应压力、25重量/重量的催化剂/油比和720℃的催化剂再生区温度。在反应器中的烃的滞留时间是0.5秒。用于该实施例的原料油是中东生产的油(阿拉伯轻质油(Arabian light))的脱硫常压残油(脱硫AR)。用于该实施例的催化剂是75质量％的流化催化裂化催化剂(A)和25质量％的包含ZSM-5的添加剂(Davison生产，商品名OlefinsMax)的混合物。流化催化裂化催化剂(A)以活性基体的重量(Wmat)与超稳定Y型沸石的重量(Wusy)的比(Wmat/Wusy)为0(零)包含活性基体和超稳定Y型沸石，并且超稳定Y型沸石具有的晶格常数。在供给至单元之前，流化催化裂化催化剂(A)和添加剂分别使用100％的蒸汽在810℃下进行汽蒸6小时。裂化反应的结果在表1中示出。

[0074] (实施例2)

[0075] 使用与实施例1相同的单元在与实施例1相同的条件下进行重油的流化催化裂化。用于该实施例的原料油与用于实施例1的中东生产的油(阿拉伯轻质油)的脱硫常压残油(脱硫AR)相同。用于该实施例的流化催化裂化催化剂(B)以活性基体的重量(Wmat)与超稳定Y型沸石的重量(Wusy)的比(Wmat/Wusy)为0.13包含活性基体和超稳定Y型沸石。裂化反应的结果在表1中示出。

[0076] (实施例3)

[0077] 使用与实施例1相同的单元在与实施例1相同的条件下进行重油的流化催化裂化。用于该实施例的原料油与用于实施例1的中东生产的油(阿拉伯轻质油)的脱硫常压残油(脱硫AR)相同。用于该实施例的流化催化裂化催化剂(C)以活性基体的重量(Wmat)与超稳定Y型沸石的重量(Wusy)的比(Wmat/Wusy)为0.26包含活性基体和超稳定Y型沸石，并且具有1.50质量％的稀土类金属氧化物含量。裂化反应的结果在表1中示出。

[0078] (实施例4)

[0079] 使用与实施例1相同的单元在与实施例1相同的条件下进行重油的流化催化裂化。用于该实施例的原料油是与用于实施例1的中东生产的相同的油(阿拉伯轻质油)的脱硫减压瓦斯油(脱硫VGO)。用于该实施例的流化催化裂化催化剂(A)以活性基体的重量(Wmat)与超稳定Y型沸石的重量(Wusy)的比(Wmat/Wusy)为0(零)包含活性基体和超稳定Y型沸石。裂化反应的结果在表1中示出。

[0080] (实施例5)

[0081] 使用与实施例1相同的单元在与实施例1相同的条件下进行重油的流化催化裂化。用于该实施例的原料油是与用于实施例1的中东生产的相同的油(阿拉伯轻质油)的脱硫减压瓦斯油(脱硫VGO)。用于该实施例的流化催化裂化催化剂(B)以活性基体的重量(Wmat)与超稳定Y型沸石的重量(Wusy)的比(Wmat/Wusy)为0.13包含活性基体和超稳定Y型沸石。裂化反应的结果在表1中示出。

[0082] (实施例6)

[0083] 使用与实施例1相同的单元在与实施例1相同的条件下进行重油的流化催化裂化。用于该实施例的原料油是与用于实施例1的中东生产的相同的油(阿拉伯轻质油)的脱硫减压瓦斯油(脱硫VGO)。用于该实施例的流化催化裂化催化剂(C)以活性基体的重量(Wmat)与超稳定Y型沸石的重量(Wusy)的比(Wmat/Wusy)为0.26包含活性基体和超稳定Y型沸石，并且具有1.50质量％的稀土类金属氧化物含量。裂化反应的结果在表1中示出。

[0084] (实施例7)

[0085] 除了使用为53质量％的流化催化裂化催化剂(B)和47质量％的包含ZSM-5的添加剂(由Davison生产，商品名OlefinsMax)的混合物的催化剂以外，在与实施例2相同的条件下进行重油的流化催化裂化。裂化反应的结果在表1中示出。

[0086] (比较例1)

[0087] 使用与实施例1相同的单元在与实施例1相同的条件下进行重油的流化催化裂化。用于该实施例的原料油与用于实施例1的中东生产的油(阿拉伯轻质油)的脱硫常压残油(脱硫AR)相同。用于该实施例的流化催化裂化催化剂(D)以活性基体的重量(Wmat)与超稳定Y型沸石的重量(Wusy)的比(Wmat/Wusy)为0.50包含活性基体和超稳定Y型沸石，并且具有0(零)的稀土类金属氧化物含量。裂化反应的结果在表1中示出。

[0088] (比较例2)

[0089] 使用与实施例1相同的单元在与实施例1相同的条件下进行重油的流化催化裂化。用于该实施例的原料油与用于实施例4的中东生产的油(阿拉伯轻质油)的脱硫减压瓦斯油(脱硫VGO)相同。用于该实施例的流化催化裂化催化剂(D)以活性基体的重量(Wmat)与超稳定Y型沸石的重量(Wusy)的比(Wmat/Wusy)为0.50包含活性基体和超稳定Y型沸石，并且具有0(零)的稀土类金属氧化物含量。裂化反应的结果在表1中示出。

[0090] (比较例3)

[0091] 重油的流化催化裂化使用上流反应器(上升管)型FCC导向单元来进行。设备的规模包括3kg的贮存量和1kg/h的供给量，并且操作条件包括520℃的反应区出口温度、196kPa2
(1.0kg/cm G)的反应压力、5重量/重量的催化剂/油比和720℃的催化剂再生区温度。在该反应器中的烃的滞留时间是1.5秒。用于该实施例的原料油是中东生产的油(阿拉伯轻质油)的脱硫常压残油(脱硫AR)。用于该实施例的催化剂是75质量％的流化催化裂化催化剂(A)和25质量％的包含ZSM-5的添加剂(Davison生产，商品名OlefinsMax)的混合物。流化催化裂化催化剂(A)以活性基体的重量(Wmat)与超稳定Y型沸石的重量(Wusy)的比(Wmat/Wusy)为0(零)包含活性基体和超稳定Y型沸石，并且超稳定Y型沸石具有 的晶格常数。在供给至单元之前，流化催化裂化催化剂(A)和添加剂分别使用100％的蒸汽在810℃下进行汽蒸6小时。裂化反应的结果在表1中示出。

[0092] (比较例4)

[0093] 使用与比较例3相同的单元在与比较例3相同的条件下进行重油的流化催化裂化。用于该实施例的原料油是用于实施例1的中东生产的油(阿拉伯轻质油)的脱硫常压残油(脱硫AR)。用于该实施例的催化剂与用于实施例2的流化催化裂化催化剂(B)相同，以活性基体的重量(Wmat)与超稳定Y型沸石的重量(Wusy)的比(Wmat/Wusy)为0.13包含活性基体和超稳定Y型沸石。裂化反应的结果在表1中示出。

[0094] (比较例5)

[0095] 使用与比较例3相同的单元在与比较例3相同的条件下进行重油的流化催化裂化。用于该实施例的原料油是与用于实施例1的中东生产的相同的油(阿拉伯轻质油)的脱硫常压残油(脱硫AR)。用于该实施例的流化催化裂化催化剂(C)以活性基体的重量(Wmat)与超稳定Y型沸石的重量(Wusy)的比(Wmat/Wusy)为0.26包含活性基体和超稳定Y型沸石，并且具有1.50质量％的稀土类金属氧化物含量。裂化反应的结果在表1中示出。

[0096] (参考例1)

[0097] 除了使用上流反应器(上升管)型FCC导向单元代替下流反应器(下降管)型FCC导向单元以外，在与实施例5相同的条件下进行重油的流化催化裂化。结果在表1中示出。

[0098] 因为在上升反应区中，滞留时间由于逆混合的影响而部分地延长，汽油馏分的过度裂化提高并且干气增加，导致与使用下降管反应区的实施例5的结果相比液体产率降低。

[0099]

[0100] 附图标记说明

[0101] 1  下流型反应区

[0102] 2  气固分离区

[0103] 3  汽提区

[0104] 4  催化剂再生区

[0105] 5  上升管型再生器

[0106] 6  催化剂储槽

[0107] 7  混合区

[0108] 8  二次分离器

[0109] 9  浸入管

[0110] 13 第一流速调节器

[0111] 15 旋风分离器

[0112] 16 第三流速调节器

[0113] 17 第二流速调节器