CN103131463B

CN103131463B - 一种多产丙烯的烃类催化转化方法

Info

Publication number: CN103131463B
Application number: CN201110375175.7A
Authority: CN
Inventors: 成晓洁; 谢朝钢; 李正; 魏晓丽; 方明月; 沙有鑫
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2011-11-23
Filing date: 2011-11-23
Publication date: 2015-07-01
Anticipated expiration: 2031-11-23
Also published as: CN103131463A

Abstract

一种多产丙烯的烃类催化转化方法，是将烃类原料在催化裂解反应区内与催化剂接触，所得富含丁烯的碳四馏分和/或富含烯烃的汽油馏分在齐聚/裂化反应区内与经孔道修饰的催化剂接触进行齐聚和裂化反应，分离得到包括富含丙烯的产品，积炭催化剂经汽提、再生后分为两部分，其中一部分回催化裂解反应区循环使用，另一部分先送至催化剂孔道修饰区，与修饰剂接触并反应，再送去齐聚/裂化反应区循环使用。本发明采用对催化剂孔道进行修饰的方法，使含大孔沸石和中孔沸石的双活性组分催化裂解催化剂不但对重质烃类原料催化裂解具有高的重油转化能力和高的丙烯选择性，而且丁烯和高烯烃汽油催化转化也具有高的丙烯选择性，从而达到多产丙烯的目的。

Description

一种多产丙烯的烃类催化转化方法

技术领域

本发明涉及一种烃类的催化转化方法，更具体地说，本发明涉及一种使烃类原料油在复合式反应器中催化裂化获得高丙烯产率的方法。

背景技术

以乙烯、丙烯为代表的低碳烯烃是最基本的化工原料，从石油烃制取低碳烯烃的传统方法是蒸汽热裂解法，适用的原料为乙烷、丙烷、丁烷、天然气、石脑油或轻柴油等轻质石油烃，其丙烯/乙烯比不能满足市场的需求。而重油催化裂化在生产汽油和柴油的同时也副产一定量的丙烯，但其产率仅占原料油的12％以下。

目前低碳烯烃生产主要以轻烃作为原料，但原料的短缺日益严重，所以开发以重油为原料而直接生产低碳烯烃的技术路线已成为潮流。

USP5670037公开了一种制取低碳烯烃的烃类催化转化方法，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480-680℃，压力0.12-0.4MPa，反应时间在0.1-6秒，剂油比4-12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。与常规的催化裂化及水蒸气热裂解方法比较，该方法可以得到更多的丙烯和丁烯。

USP5009769中公开的烃类裂化方法采用双提提升管反应器裂化不同性质的烃类原料。蜡油和渣油注入第一提升管，在剂油比5～10、停留时间1～4秒的条件下裂化；直馏汽油、直馏中间馏分油和催化重汽油注入第二提升管，在剂油比3～12、停留时间1～5秒的条件下裂化。两个提升管末端进入同一个沉降器中，且共用后续分馏系统。这种反应型式主要用于生产高芳烃高辛烷值汽油及低碳烃类。

USP7261807中公开了一种增加丙烯产率的催化裂化工艺。该工艺将至少部分汽油产物进入第二个提升管内重新进行裂化反应，并且所采用的催化剂组合物中除含有大孔USY沸石外，还含有ZSM-5等中孔沸石以及具有裂化性能的无机粘结剂组分。其中的无机粘结剂组分中含磷，其P/Al比为0.1～10。该工艺过程可大幅度增产低碳烯烃，特别是增加丙烯产率。

USP7323099公开了一种选择性生产低碳烯烃的两段催化裂化方法。在第一反应区，重质原料在含大孔和中孔分子筛催化剂的催化转化下，生产富含烯烃的汽油组分，第一反应区生成的富含烯烃汽油组分再在第二反应区在含中孔分子筛催化剂的催化转化下，生成低碳烯烃。

CN1299403A中公开了一种由重质烃原料选择性生产C2～C4烯烃的两段催化裂化方法。重质原料在常规大孔沸石催化裂化催化剂存在下，在由催化裂化装置组成的第一反应段中将转化成较低沸点产物；将所生成的较低沸点产物中的石脑油馏分进入第二反应段中，在500～600℃温度下与含约10～50％平均孔径小于约0.7纳米的沸石催化剂接触生成裂化产物，其中丙烯产率最高达16.8％。

CN102051213A中公开了一种催化裂解方法。重质原料与含择型沸石的裂化催化剂于至少包括两个反应区的第一提升管反应器的反应区I中接触反应，然后将反应物流引入第一提升管反应器的反应区II中并与引入反应区II的裂化催化剂接触反应，引入反应区I与反应区II的裂化催化剂之比为1∶0.05～0.5；将汽油馏分和/或C4烃送入第二提升管加流化床反应器的底部与含择型沸石的裂化催化剂接触并反应，同时将裂解重油引入第二提升管反应器和/或流化床反应器底部。

CN102071054A中公开了一种催化裂化方法。将重质原料送入第一提升管反应器内与含择型沸石的催化剂接触并反应；将汽油馏分和/或C4烃引入第二提升管反应器，与含择型沸石催化剂接触反应后引入与第二提升管反应器串联的流化床反应器反应，同时将裂解重油引入第二提升管反应器和/或流化床反应器。

CN102206509A中公开了一种生产丙烯和轻芳烃的烃类催化转化方法。将重质原料送入第一反应器与含有改性β沸石的裂化催化剂接触并进行催化裂化反应，将C4烃馏分和/或轻汽油馏分送入第二反应器与含有改性β沸石的裂化催化剂接触并进行催化裂化反应，第二反应器反应后的催化剂和油气产物引入第三反应器继续进行反应。

虽然上述方法中增加催化裂化汽油在第二反应区的催化转化可以增加丙烯产率，但有些技术牺牲了催化裂化汽油转化的丙烯选择性，有些技术靠重油催化裂化装置和生成的催化裂化汽油再在另外一套独立的装置进行催化转化、两套装置的催化剂及再生装置都不相同来实现增产丙烯的目的，使得工艺过程复杂。

发明内容

本发明的目的是提出一种以石油烃为原料，使用含大孔沸石和中孔沸石的催化裂解催化剂，在复合反应器内和一定的操作条件下发生催化裂解反应，制取低碳烯烃特别是丙烯的方法，其特征在于上述反应生成的富含烯烃的碳四馏分和/或汽油馏分与经过孔道修饰处理的催化裂解催化剂在复合反应器内接触，在一定的操作条件下进行齐聚和裂化反应，进一步转化为丙烯。

本发明的目的是通过下述方案达到的：

(1)将经过预热的烃类原料送入复合反应器的催化裂解反应区内，与热的含大孔沸石和中孔沸石的催化裂解催化剂接触发生催化裂解反应，催化裂解反应所产生的产物物流和积炭催化剂经气固快速分离；

(2)步骤(1)所述积炭催化剂经汽提后进入再生器在含氧气体存在下进行烧焦再生；

(3)步骤(1)所述产物物流经分离得到包括富含丙烯的碳三馏分、富含丁烯的碳四馏分和富含烯烃的汽油馏分；

(4)富含丁烯的碳四馏分和/或富含烯烃的汽油馏分送入复合反应器的齐聚/裂化反应区内，与热的经过孔道修饰处理的催化裂解催化剂接触进行齐聚和裂化反应，齐聚和裂化反应所产生的产物物流和积炭催化剂经气固快速分离；

(5)步骤(4)所述积炭催化剂经汽提后进入再生器在含氧气体存在下进行烧焦再生；

(6)步骤(4)所述产物物流与步骤(1)所述产物物流一起进入产品分离系统经分离得到包括富含丙烯的碳三馏分的产品；

(7)步骤(2)、(5)再生后的催化剂分为两部分，其中一部分直接送去催化裂解反应区循环使用，另一部分先送至催化剂孔道修饰区，与富含二环和/或三环芳烃的修饰剂接触并反应，再送去齐聚/裂化反应区循环使用。

本发明的具体操作步骤如下：

(1)烃类原料经过预热后送入复合反应器的催化裂解反应区内，与热的含大孔沸石和中孔沸石的催化裂解催化剂接触，在反应温度为480～650℃、反应压力为0.15～0.4MPa、进料重时空速为1～200h^-1、催化剂与原料的重量比为5～25∶1、水蒸气与原料的重量比为0.05～1∶1的条件下发生催化裂解反应，催化裂解反应所产生的产物物流1和积炭催化剂1经气固快速分离设施分离；

(2)积炭催化剂1去汽提器，用水蒸气汽提出催化剂上吸附的反应产物，汽提后的积炭催化剂1进入再生器，在空气等含氧气体存在下于650～800℃下进行烧焦再生；

(3)产物物流1经分离得到包括富含丙烯的碳三馏分、富含丁烯的碳四馏分和富含烯烃的汽油馏分；

(4)富含丁烯的碳四馏分和/或富含烯烃的汽油馏分送入复合反应器的齐聚/裂化反应区内，与热的经过孔道修饰处理的催化裂解催化剂接触，在反应温度为500～650℃、反应压力为0.15～0.4MPa、进料重时空速为0.1～50h-1、催化剂与原料(包括碳四馏分和/或富含烯烃的汽油馏分)的重量比为8～40∶1、水蒸气与原料的重量比为0.05～1∶1的条件下进行齐聚和裂化反应，齐聚和裂化反应所产生的产物物流2和积炭催化剂2经气固快速分离设施分离；

(5)积炭催化剂2去汽提器，用水蒸气汽提出催化剂上吸附的反应产物，汽提后的积炭催化剂2和积炭催化剂1一起进入再生器，在空气等含氧气体存在下于650～800℃下进行烧焦再生；

(6)产物物流2与产物物流1一起进入产品分离系统经分离得到包括富含丙烯的碳三馏分；

(7)再生后的催化剂分为两部分，其中一部分直接送去催化裂解反应区循环使用，另一部分先送至催化剂孔道修饰区，在温度为650～780℃、接触时间为0.1～3秒的条件下与富含二环和/或三环芳烃的修饰剂接触并反应，使其在催化裂解催化剂的大孔沸石上产生一定量的焦炭从而选择性堵塞催化剂大孔沸石的孔道，再送去齐聚/裂化反应区循环使用，循环至齐聚/裂化反应区与催化裂解反应区的催化剂重量比为0.3～3∶1，催化剂孔道修饰处理的修饰剂与烃类原料的重量比为0.05～0.3∶1。

本发明所用烃类原料选自直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢精制油、加氢裂化尾油、减压渣油、常压渣油中的一种或几种。

本发明提出的催化转化装置包括复合反应器、汽提器、再生器和产品分离系统。所述的复合反应器包括烃类原料催化裂解反应区、富含烯烃馏分齐聚/裂化反应区和催化剂孔道修饰区的组合式反应器，是由一个或一个以上的提升管反应器与流化床反应器构成的复合反应器，或者是由一个或一个以上的提升管反应器与两个流化床反应器构成的复合反应器，或者是由两个或两个以上的流化床反应器构成的复合反应器。另外，上述每种反应器可以根据需要分成两个或两个以上的反应区。优选的反应器是一个以上的提升管反应器与流化床反应器构成的复合反应器，更优选的反应器是由两个提升管反应器与流化床反应器构成的复合反应器。

其中，所述的提升管选自等直径提升管反应器、等线速提升管反应器和变直径提升管反应器中的一种或几种。所述流化床反应器选自固定流化床反应器、散式流化床反应器、鼓泡床反应器、湍动床反应器、快速床反应器、输送床反应器和密相流化床反应器中的一种或几种。

所述汽提器位于所述流化床反应器的下方，并且所述汽提器与所述流化床反应器的底部直接连通，至少一个所述提升管反应器的出口和所述流化床反应器的下部任意位置连通，而且所述流化床反应器的出口与所述沉降器内的气固分离设备的入口连通。

本发明的催化转化装置的催化剂再生器至少有两条催化剂输送通路向复合反应器提供热的再生催化剂。

在本发明中，使汽提器位于流化床反应器的下方，并且使汽提器与流化床反应器的底部连通。由此，向汽提器中供应的水蒸气可以向上通过流化床反应器作为其中发生的催化转化反应的注水蒸气而得到二次利用，有利于降低反应的总体能耗。

在本发明优选的催化转化装置中，并用了两个提升管反应器和流化床反应器，其中第一提升管是一个单独的反应器、而第二提升管反应器的出口和该流化床反应器的下部连通。

原料油在第一提升管反应器中与来自再生器的催化裂解催化剂接触发生催化裂解反应，催化裂解所产生的产物物流1和积炭催化剂1经气固快速分离设施分离，积炭催化剂1去汽提器汽提出催化剂上吸附的反应产物，而产物物流1经分离得到包括富含丙烯的碳三馏分、富含丁烯的碳四馏分和富含烯烃的汽油馏分。汽提后的积炭催化剂1进入再生器在含氧气体存在下进行烧焦再生。再生后的催化剂送至第一提升管下部循环使用。

富含丁烯的碳四馏分和/或富含烯烃的汽油馏分在第二提升管上部与来自同一提升管下部的经催化剂孔道修饰处理的催化裂解催化剂一起进入流化床反应器进行齐聚和裂化反应，齐聚和裂化反应所产生的产物物流2和积炭催化剂2经气固快速分离设施分离，积炭催化剂2去汽提器汽提出催化剂上吸附的反应产物，而产物物流2与产物物流1一起进入产物分离系统分离出富含丙烯的产物。汽提后的积炭催化剂2和积炭催化剂1一起进入再生器在含氧气体存在下进行烧焦再生。

再生后的催化剂一部分直接送去催化裂解反应区循环使用，另一部分先送至催化剂孔道修饰区与富含二环和/或三环芳烃的修饰剂接触并反应，使其在催化裂解催化剂的大孔沸石上产生一定量的焦炭从而选择性堵塞催化剂大孔沸石的孔道，再送去齐聚和裂化反应区循环使用。

所述富含二环和/或三环芳烃的催化剂孔道修饰剂是二环和/或三环芳烃含量不低于60％的化合物，选自萘、萘的衍生物、蒽、蒽的衍生物、菲、菲的衍生物、催化裂化重柴油、催化裂化回炼油、蒸汽裂解重柴油、蒸汽裂解焦油、焦化循环油、煤焦油中的一种或几种。

所述含大孔沸石和中孔沸石的双活性组分催化裂解催化剂，以催化剂的总重量为基准，其含有1％～60％的沸石混合物、5％～99％的耐热无机氧化物和0～70％的粘土。以所述沸石混合物的总重量为基准，所述沸石混合物中含有5％～75％的Y沸石、25％～95％的具有MFI结构的中孔沸石。

所述由Y沸石可以是各种已知方法制得的稀土Y沸石、稀土氢Y沸石、超稳Y沸石、稀土超稳Y沸石、或它们中的两种或两种以上的混合物。

所述具有MFI结构的沸石为具有pentasil结构的高硅沸石，选自ZSM-5和ZRP系列沸石中的一种或几种，特别是选自含稀土的ZRP沸石(CN1052290A、CN1058382A、US5232675)、含磷的ZRP沸石(CN1194181A、US5951963)、含磷和稀土的ZRP沸石(CN1147420A)、含磷和碱土金属的ZRP沸石(CN1211469A、CN1211470A、US6080698)以及含磷和过渡金属的ZRP沸石(CN1465527A、CN1611299A)中的一种或几种。

另外，所述具有MFI结构的沸石可以采用市售品，也可以采用本领域公知的各种方法进行制备，在此不赘述。

所述的耐热无机氧化物选自SiO₂和/或Al₂O₃；粘土选自高岭土和/或多水高岭土。

在本发明烃类催化转化方法的一个优选实施方案中，以所述烃类催化裂解催化剂的总重量为基准，所述烃类转化催化剂含有10％～50％的所述沸石混合物、10％～70％的所述耐热无机氧化物和0～60％的所述粘土。

本发明可以同时使用多种原料油，特别适于加工蜡油和/或渣油原料。

与现有技术相比，本发明采用对催化剂孔道进行修饰的方法，使含大孔沸石和中孔沸石的双活性组分催化裂解催化剂不但对重质烃类原料催化裂解具有高的重油转化能力和高的丙烯选择性，而且丁烯和高烯烃汽油催化转化也具有高的丙烯选择性，从而达到多产丙烯的目的。而且与工艺操作条件结合，还可以显著降低干气和焦炭的产率，改善柴油质量。

附图说明

附图为与本发明提供的多产丙烯的烃类催化转化方法的基本流程示意图。

具体实施方式

下面结合附图进一步说明本发明所提供的方法，但本发明并不因此而受到任何限制。

附图为与本发明提供的多产丙烯的烃类催化转化方法的基本流程示意图。其中

1-重油催化裂解提升管反应器，

11-向提升管反应器1输送再生催化剂的输送管，

12-输送管11上的再生催化剂流量控制阀，

13-提升管反应器1的原料油进料喷嘴，

14-提升管反应器1出口的气固快速分离装置，

2-含催化剂修饰区的轻质烯烃提升管反应器，

21-向提升管反应器2输送再生催化剂的输送管，

22-输送管21上再生催化剂流量控制阀，

23-催化剂修饰区的修饰剂喷嘴，

24-提升管反应器2的碳四和/或汽油馏分喷嘴，

25-提升管反应器2出口分布器，

3-流化床反应器，

31-流化床反应器3内的挡板。

4-沉降器，

41-初级旋风分离器；

42-顶部旋风分离器，

5-汽提器，

51-汽提器5内的挡板，

52-与汽提器5相连的待生催化剂输送管，

53-输送管52上的待生催化剂流量控制阀，

6-再生器。

本发明的反应器是由提升管1、提升管2、流化床3构成的复合反应器。本示意图为简化流程，但这并不影响本领域普通技术人员对本发明的理解。

烃类原料经过预热至180～360℃后，与水蒸气一起通过喷嘴13喷入提升管反应器1，在温度480～650℃、优选500～600℃，压力0.15～0.4MPa优选0.18～0.28MPa(绝压)，催化剂与烃类原料的重量比为5～25，反应时间为0.1～6秒优选1～5秒的条件下，与由来自输送管11的热再生催化剂接触、反应。反应物流和积炭催化剂通过初级旋风分离器41和顶部旋风分离器42分离，反应物流进入产品分离回收系统，积炭催化剂进入汽提器5。

在本发明一个优选方案中，为了提高丙烯的产率，先将富含二环和/或三环芳烃的修饰剂通过喷嘴23喷入提升管反应器2的底部，与来自输送管21的热再生催化剂接触，通过选择性生焦进行催化剂孔道修饰以堵塞催化剂大孔沸石的孔道，然后将分离得到的富含烯烃的C4烃类和轻汽油组分，通过喷嘴24喷入提升管反应器2的上部，与经过孔道修饰的催化剂接触反应，反应物流和催化剂通过提升管出口分布器25进入流化床反应器3底部，在流化床反应器中，在温度500～650℃优选520～600℃，压力0.15～0.4MPa优选0.18～0.28MPa(绝压)，催化剂与原料的重量比为8～40，重时空速0.1～50h^-1优选1～20h^-1的条件下进一步发生齐聚和裂化反应，将反应物流高选择性地转化为丙烯。

生成富含低碳烯烃的反应物流以及积炭催化剂经顶部旋风分离器42分离，反应物流进入产品分离回收系统，积炭催化剂进入汽提器5。

分离得到的反应产物在产品分离回收系统进行进一步分离，得到富含乙烯的干气、富含丙烯的C3馏分、富含丁烯的C4馏分、富含烯烃的轻汽油、富含轻芳烃的重汽油、少量柴油和重油。

分离得到的积炭催化剂在汽提器5中用水蒸气汽提出吸附的烃类产物，由输送管52送至再生器6进行再生，再生后热催化剂分为两部分，其中一部分经输送管11及流量控制阀12返回提升管1的底部，另一部分则经输送管21及流量控制阀22返回提升管2的底部重复使用。

下面的实施例将对本发明予以进一步说明，但并不因此而限制本发明。实施例和对比例中所使用的烃类原料为直馏蜡油，其性质列于表1。修饰剂为萘、催化裂化重柴油或蒸汽裂解重柴油，其性质列于表2。催化剂由中国石油化工股份有限公司催化剂齐鲁分公司生产，商品名称为MMC-2。

实施例1～3

实施例1～3说明采用本发明提供的烃类原料催化转化方法时的效果。

将催化剂MMC-2在800℃，用100％水蒸气老化10小时，使用中型试验装置，复合反应器中催化剂的装量为60千克。

实施例1中烃类原料进提升管反应器1，修饰剂萘由喷嘴23进提升管反应器2，C4和轻汽油由喷嘴24送入提升管反应器2。

实施例2中烃类原料进提升管反应器1，修饰剂催化裂化重柴油由喷嘴23进提升管反应器2，C4和轻汽油由喷嘴24送入提升管反应器2。

实施例3中烃类原料进提升管反应器1，修饰剂蒸汽裂解重柴油由喷嘴23进提升管反应器2，C4和轻汽油由喷嘴24送入提升管反应器2。

实施例中剂油比是指催化剂与新鲜进料的重量比。

操作条件和试验结果见表3。

对比例1

与实施例相比，对比例1说明在相同的反应器中没有加修饰剂进行烃类原料催化转化方法时的效果。结果见表3。

通过对比例和实施例的比较可以明显地看出，实施例的丙烯产率更高。

虽然以上通过实施例对本发明进行了详细的说明，但要指出的是，各种变形对本领域技术人员来说是显而易见的。因此，这些变形应包含在本发明中，除非这些变形超出了本发明的范围。

表1

密度(20℃)，千克/米³	0.8934
		运动粘度(80℃)，毫米²/秒	9.46
凝点，℃	36
		苯胺点，℃	88.5
残炭值，重％	0.29
		元素组成，重％
碳	86.56
		氢	12.56
硫	0.18
		氮	0.70
族组成，重％
		饱和烃	69.5
芳烃	25.1
		胶质	5.2
沥青质	0.2
		金属含量，ppm
铁	2.3
		钠	1.8
镍	0.3
		钒	0.1
馏程，℃
		初馏点	286
5％	335
		10％	372
30％	409
		50％	436
70％	460
		90％	498
95％	523
		终馏点	538

表2

	催化裂化重柴油	蒸汽裂解重柴油
			密度(20℃)，千克/米³	0.9708	0.9867
馏程，℃	282～356	285～362
			烃族组成，重％
链烷烃	8.6	5.6
			环烷烃	4.8	3.2
总芳烃	86.6	91.2
			其中，单环芳烃	5.2	4.7
双环芳烃	60.8	50.1
			三环芳烃	15.1	29.6
三环以上芳烃	5.5	6.8

表3

Claims

1.一种多产丙烯的烃类催化转化方法，其特征是反应在包括催化裂解反应区、齐聚/裂化反应区和催化剂孔道修饰区的复合反应器中进行，该方法包括下列步骤：

(7)步骤(2)、(5)再生后的催化剂分为两部分，其中一部分直接送去催化裂解反应区循环使用，另一部分先送至复合反应器的催化剂孔道修饰区，与富含二环和/或三环芳烃的修饰剂接触并反应，所述催化剂在催化剂孔道修饰区与修饰剂接触的温度为650～780℃、接触时间为0.1～3秒，所述修饰剂与烃类原料的重量比为0.05～0.3∶1，再送去齐聚/裂化反应区循环使用，循环至齐聚/裂化反应区与催化裂解反应区的催化剂比例为0.3～3∶1。

2.按照权利要求1的方法，其特征是所述烃类原料选自直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢精制油、加氢裂化尾油、减压渣油、常压渣油中的一种或几种。

3.按照权利要求1的方法，其特征是步骤(1)的反应条件为：反应温度为480～650℃、反应压力为0.15～0.4MPa、进料重时空速为1～200h^-1、催化剂与原料的重量比为5～25∶1、水蒸气与原料的重量比为0.05～1∶1。

4.按照权利要求1的方法，其特征是所述富含二环和/或三环芳烃的催化剂孔道修饰剂是二环和/或三环芳烃含量不低于60％的化合物，选自萘、萘的衍生物、蒽、蒽的衍生物、菲、菲的衍生物、催化裂化重柴油、催化裂化回炼油、蒸汽裂解重柴油、蒸汽裂解焦油、焦化循环油、煤焦油中的一种或几种。

5.按照权利要求1的方法，其特征是步骤(4)的反应条件为：反应温度为500～650℃、反应压力为0.15～0.4MPa、进料重时空速为0.1～50h^-1、催化剂与原料的重量比为8～40∶1、水蒸气与原料的重量比为0.05～1∶1。

6.按照权利要求5的方法，其特征是所述原料包括碳四馏分和/或富含烯烃的汽油馏分。