CN103834435B - 一种碳四液化气临氢芳构化的两段反应工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明属于石油化工领域，涉及一种碳四液化气在固定床反应器中临氢芳构化的两段反应工艺。该反应工艺主要由丁烯低温芳构化反应器和异丁烷选择芳构化反应器构成，可以把碳四液化气加工成高辛烷值汽油馏分和蒸汽裂解料。两段反应器增加了操作的灵活性，非常有利于保证高辛烷值汽油产品和蒸汽裂解料的质量，并且有利于减少干气和焦炭等副产物。两个反应器都采用临氢条件大大延长了单程运行周期和催化剂的总寿命。
Description
技术领域
本发明属于石油化工领域。涉及一种碳四液化气在固定床反应器中临氢芳构化的两段反应工艺。
背景技术
炼油厂的蒸汽裂解装置和各种催化裂化等装置副产大量的碳四液化气。将碳四液化气中的各种烯烃通过芳构化反应转化为芳烃或汽油等液体燃料，是一条备受重视的液化气利用方法。
在公开文献和专利文献中，已有大量关于液化气以及其它低碳烃芳构化方面的报道。例如：
US4150062（1979年）披露的一种能用碳二～碳四烯烃生产高辛烷值芳烃汽油的沸石催化剂，是金属离子改性的ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-35或ZSM-38沸石。其实施例中详细介绍了一种钾改性ZSM-5在固定床反应器中的芳构化反应效果。其中，为了降低催化剂的积碳失活速度，该专利采用水作为共进料（水/烯烃摩尔比为0.5~15）。
CN1057476（1992年）披露的低碳烃芳构化催化剂是含锌ZSM沸石催化剂。其实施例中详细介绍了一种Zn-Ti（SO4）2-ZSM-5沸石催化剂在固定床反应器中的反应效果：在液化石油气原料进料空速为WHSV为1～2h-1，反应温度为500~550℃的条件下，共对所说的催化剂进行了1000小时的反应评价。但是，在1000小时的反应时间里共需要再生6次。在一次连续反应168小时的单程反应评价中，产物中苯、甲苯和二甲苯（BTX）的收率从开始的42.0％最终降至32％。
CN1154687（1997年）披露了一种水蒸汽钝化改性的ZSM-5沸石催化剂。在双反应塔式固定床单段绝热反应器中，用碳四混合物为原料，在进料空速WHSV为2.8h-1，压力为0.5MPa，反应温度为530℃的条件下，当反应进行至10小时时C6～C9芳烃产率达到了52.3wt%,连续反应至120小时时C6～C9芳烃产率降至49wt%。
CN1232071（1999年）披露的一种芳构化催化剂，是以ZSM-5沸石和γ-Al2O3为载体，Zn与混合稀土改性后再经水汽处理改性的催化剂。当以混合碳四为原料，在固定床反应器中，在反应温度为530℃，反应压力为0.2MPa，进料空速WHSV为0.65h-1的条件下，连续反应450小时，芳烃收率的初始值为50wt%，最终降至43wt％。
CN1321728（2001年）披露的一种催化剂，是以ZSM-5沸石和γ-Al2O3为载体，Zn与混合稀土改性后再经水汽处理改性得到的。当进料是液化石油气，反应在常压、530~540℃，WHSV为0.6±0.1h-1条件下连续进行16天，反应有效组份的转化率和芳烃产率的初始值分别为85%和40%，最终值分别为68%和38%。
CN1340601（2002年）披露的一种芳构化催化剂，其特征是，以ZSM-5沸石为母体，先浸渍金属离子（Zn），再引入第二改性组份VA或VIB族金属以防止Zn的流失，催化剂用粘结剂成型后再进行水蒸汽钝化改性。当以混合碳四为原料，反应在530℃、0.2MPa，WHSV为0.65h-1条件下进行时，芳烃收率的初始值为50wt%，连续反应450小时后的结果为43wt%。
CN 1341699（2002年）披露的一种芳构化催化剂，是Zn-Ni-ZSM-5沸石。当混合碳四在固定床反应器中和温度500℃，压力0.5~1MPa，WHSV为1.0~1.5h-1条件下进料反应时，反应40小时时液收为60.37wt%，总芳烃收率为57.30wt%；反应120小时时，液收降至47.80wt％，总芳烃收率降至45.34wt％。
CN101429452(2007)披露了一种生产高辛烷值汽油的方法。其特征是，将催化裂化汽油和C4混合原料在芳构化反应器上与催化剂接触进行芳构化反应生产高辛烷值汽油。本发明是降低催化裂化汽油中的烯烃。
CN101530813(2008)披露了碳四液化气芳构化反应的分子筛催化剂的制备方法。该发明催化剂主要针对碳四液化气原料中丁烯的转化。其制备催化剂的特征是，将含有稀土的ZSM-5/ZSM-11共结晶分子筛挤条催化剂前体，先用强碱溶液处理再进行铵交换、高温水蒸汽处理和负载锌改性。
研制芳构化催化剂的关键在于提高其抗积碳失活能力。我们在前期专利（CN1586721）中，发明了一种制备低碳烃芳构化催化剂的方法。其主要特征是，选用纳米ZSM-5沸石分子筛作为催化剂母体，同时在对催化剂进行改性时注意保护分子筛微孔的扩散畅通性。基于该方法制备的芳构化催化剂不论在非临氢还是在临氢的反应条件下都表现出超强的抗积碳失活能力。
但是，通过分析专利文献和公开文献可以发现，以往人们在研制液化气芳构化催化剂时，主要关心的是催化剂的抗积碳失活能力和主产物芳烃的选择性和产率，极少关心芳构化的副产物甲烷乙烷和未参与芳构化反应的丁烷的用途。已经报道的各种芳构化催化剂在碳四液化气芳构化反应中的液体(包括芳烃在内的C5以上产物)收率一般不超过60%。产品收率低是影响芳构化技术经济性的关键。虽然在高于500℃的温度下进行芳构化反应可以在一定程度上强化丁烷参与芳构化反应的程度，但是高温芳构化反应将不可避免地加速催化剂的积碳失活并且增加贬值副产物甲烷和乙烷的生成量。
因此，为了改善芳构化技术的经济性，芳构化反应对液化气等低碳烃的转化应着眼于资源的综合利用。
以碳四液化气资源为例：让芳构化反应在低温下进行，只将碳四液化气中活泼性较高的各种丁烯（如1-丁烯、顺-丁烯-2，反-丁烯-2和异丁烯）转化为芳烃，就可以有效限制贬值副产物甲烷乙烷的生成。在低温下不能反应的丁烷，以及在低温下丁烯通过氢转移反应芳构化时伴随生成的丙烷（仍然属于液化气）可以用作蒸汽裂解制乙烯的原料。这是一条能够充分利用碳四液化气资源，颇具吸引力的芳构化反应方式。
要想在工业上按照上述想法实现液化气的综合利用，首先要保证液化气原料中的烯烃在芳构化反应中尽可能完全转化，以防止作为蒸汽裂解原料的剩余烷烃因烯烃含量过高造成蒸汽裂解炉管结焦过快。我们在固定床反应器上开展的研究表明，采用适度临氢的芳构化反应条件可以使液化气原料中的烯烃在低温芳构化反应中接近完全转化。临氢芳构化同时具有抑制催化剂结焦的优点。有关研究成果已经在公开文献中做了报道。
然而，作为碳四液化气重要来源的催化裂化碳四液化气中，异丁烷的含量远高于正丁烷，其比值可达3/1。在蒸汽裂解生成乙烯和丙烯的工艺中，正丁烷生成乙烯丙烯的产率高，但异丁烷生成乙烯丙烯的产率很低。因此，低温芳构化反应剩余的丁烷直接作为蒸汽裂解原料因正异比低，缺乏吸引力。
发明内容
本发明的目的是提供一种新的临氢芳构化工艺，既要满足低温下丁烯芳构化生产高辛烷值汽油组分的需要，又要能灵活地调变剩余丁烷的正异比，使之满足蒸汽裂解原料的要求。我们发现，本发明的目的可以通过采用两段固定床反应器实现。即，在反应工艺流程中设置一个位于上游的丁烯低温芳构化反应器和位于下游的异丁烷选择芳构化反应器。
众所周知，在固体酸催化的正碳离子型反应中，碳四烃中丁烯的活泼性最高，正丁烷的活泼性最低。相比之下，异丁烷分子因有叔碳原子和活泼氢，其酸式反应活性明显高于正丁烷。这是本发明对剩余丁烷进行异丁烷选择芳构化反应的催化基础。在两段反应中，上游的丁烯低温芳构化反应器的主要任务是尽可能使丁烯完全转化，并生产高质量的汽油产品；下游的异丁烷选择芳构化反应器的主要任务是选择性转化异丁烷，调节液化气中正丁烷和异丁烷的含量，使之产物满足蒸汽裂解的原料要求。由于丁烯和丁烷的活泼性差异较大，所以在同一个反应器中完成丁烯和异丁烷的转化反应难度很大。我们发现，在丁烯的临氢低温芳构化反应中，有丁烯和异丁烷的烷基化反应发生。但是这种烷基化反应对于减少剩余丁烷中的异丁烷含量贡献很小。这是因为，在芳构化的反应温度下（＞300℃），热力学平衡对于烷基化反应不利。如果使丁烯和异丁烷在同一个反应器中发生芳构化反应，则必须使反应温度在丁烯芳构化反应温度的基础上上调。但提高反应温度，则不但会加剧丁烯的裂解反应和生焦反应，导致干气（主要是甲烷、乙烷）生成量急剧增大，催化剂积碳失活速度加快，单程反应周期缩短，而且还会使丁烯芳构化的目的产品-汽油的品质变差（苯含量上升、干点上升、密度变大）。
本发明是采用下面方法实现的：
第一段工艺：碳四液化气原料与氢气混合进入丁烯低温芳构化反应器，与烯烃芳构化催化剂接触反应，反应条件为：温度300~420℃，最好是320~380℃；反应压力0.3~3.0MPa，最好是1.0~2.0MPa；碳四液化气的进料空速0.3~3.0h-1，最好是1.0~2.0h-1；氢油比50~600：1（v/v），最好是100~200：1（v/v）。该反应器出料经分离变成三股物流：富氢干气、富异丁烷液化气和C5以上液态烃。其中，富氢干气中还含有反应生成的少量碳一、碳二，可以送入管网作为循环氢使用；C5以上液态烃作为汽油产品处理；富异丁烷液化气中主要是剩余异丁烷、正丁烷和少量未转化的丁烯以及反应生成的丙烷和少量丙烯；
第二段工艺：将上述第一段工艺中产生的富异丁烷液化气送入异丁烷选择芳构化反应器，在临氢条件下与烷烃芳构化催化剂接触反应，反应条件为：温度380~500℃，最好是400~460℃；反应压力0.3~2.0MPa，最好是1.0~2.0MPa；进料空速0.2~5.0h-1，最好是1.0~3.0h-1；氢油比50~200（v/v），最好是100~200：1（v/v）。该反应器出料经分离也变成三股物流：富氢干气、贫异丁烷液化气和C5以上液态烃。其中，富氢干气中会含有碳一、碳二，同样可以送入管网作为循环氢使用；C5以上液态烃中芳烃含量在80%以上，可作为芳烃抽提装置的原料，也可以作为高辛烷值调和组分使用；贫异丁烷液化气中95%以上是丙烷和丁烷，烯烃含量小于3%，原料碳四液化气中的异丁烷经过选择芳构化反应含量大大减少，贫异丁烷液化气无需再作进一步处理，可以直接作为优质蒸汽裂解原料使用。
其中第二段工艺中的反应温度高于第一段工艺中的反应温度。
本发明并不特别限定所用催化剂的类型，只要能完成本发明的功能的催化剂均可。第一段工艺中和第二段工艺中的芳构化催化剂可以相同也可以不同。
本发明推荐第一段工艺或/和第二段工艺中使用的芳构化催化剂最好是含纳米ZSM-5沸石分子筛的催化剂，还可以是含HZSM-5、Al2O3的催化剂，如可以是CN1586721A公开方法制备的催化剂，也可以使用大连理工齐旺达科技有限公司生产的SHY-DL型碳四临氢芳构化催化剂，其主要特征见表1：
表1 SHY-DL型碳四临氢芳构化催化剂基本指标
| 序号 | 项目 | 指标 | 序号 | 项目 | 指标 |
| 1 | 基体结构 | 纳米分子筛 | 5 | 堆密度 | 0.6～0.7g/ml |
| 2 | 基本组成 | 纳米ZSM-5+Al2O3 | 6 | 比表面积 | 330～340m2/g |
| 3 | 颗粒外形 | 圆柱条，φ1.5～3.0 | 7 | 比孔容积 | 0.25～0.28ml/g |
| 4 | 侧压强度 | >15N/mm |
本发明所述的碳四液化气原料包括炼化企业中的各种副产碳四馏分，如催化裂化碳四液化气、催化裂化碳四经过甲基叔丁基醚装置抽出异丁烯后的醚后碳四、蒸汽裂解装置的抽余碳四（抽出丁二烯和异丁烯之后）等，可以是其中一种或多种。
本发明的有益效果是，该工艺下游的异丁烷选择芳构化反应器因反应温度相对较高，可以轻而易举地彻底转化掉上游反应器的剩余烯烃，这使得上游丁烯低温芳构化反应器的反应温度可以进一步降低，从而进一步减少干气和焦炭产率，为优化汽油品质提供了更多条件选择；另一方面，由于下游异丁烷选择芳构化反应器的进料中主要是烷烃，其化学性质差异相对减小，所以在提高反应温度时不会引起严重的深度副反应。该反应器的液化气产物的正异比可以根据需要在较大范围内通过反应温度和进料空速来调整。异丁烷选择芳构化反应可以与丁烯低温芳构化反应使用同一种催化剂，也可以使用脱氢选择性高的专门催化剂。由于下游异丁烷选择芳构化反应器的催化剂在设计理念上采用活化碳氢键的脱氢反应来转化异丁烷，因此虽然反应温度较高，但不产生大量干气副产物。另外，由于下游异丁烷选择芳构化反应器的进料中烯烃含量很低，所以反应温度高也不会加速催化剂的结焦失活。总之，两段反应器增加了操作的灵活性，非常有利于保证高辛烷值汽油产品和蒸汽裂解料的质量，并且有利于减少干气和焦炭等副产物。两个反应器都采用临氢条件将大大延长单程运行周期和催化剂的总寿命。
附图说明
附图是本发明的工艺流程图。
具体实施方式
实施例1
用催化裂化装置副产的碳四液化气为原料，其组成为：异丁烷：26.24%,正丁烷：11.53%，正异丁烯：29.54%，反-丁烯-2：18.60%，顺-丁烯-2：13.86%，碳五（C5）：0.23%。该原料中碳四烷烃的正异比值约为0.44。在上游丁烯低温芳构化反应器中装入根据CN1586721A中实施例10制备的芳构化催化剂SIHZSM-5(A)-12，命名为DS-1，并选择温度380℃，反应压力3.0MPa，进料空速2.0h-1，氢油比500（v/v）的反应条件。对该反应器的出料作物料平衡分析，并将其中的液化气馏分（异丁烷、正丁烷和少量未转化的丁烯以及反应生成的丙烷和少量丙烯）送入下游异丁烷选择芳构化反应器，反应器中可装入根据CN1586721A中实施例9制备的芳构化催化剂SIHZSM-5(A)-07，命名为DS-2，并选择温度440℃，反应压力1.6MPa，进料空速1.0h-1，氢油比50（v/v）的反应条件。对该反应器的出料做物料平衡分析。
结果表明，上游丁烯低温芳构化反应器的干气产率（甲烷、乙烷、乙烯）为1.6%，液化气产率为60.4%，C5以上液态烃收率为38.0%。其中，C5以上液态烃中的芳烃含量为41.0%，苯含量0.9%，其余为烷烃和环烷烃；液化气的组成为丙烷24.0%，异丁烷52.0%，正丁烷23.3%，总丁烯0.7%，碳四烷烃的正异比为0.45。将上述富异丁烷液化气作为原料送入下游异丁烷选择芳构化反应器得到的产物分布是：干气4.5%，丙烷28.2%，异丁烷28.1%，正丁烷21.5%，总丁烯0.2%，C5以上液态烃收率为17.0%。其中，C5以上液态烃中的芳烃含量为83.5%。液化气中碳四烷烃的正异比上升到约0.77。
实施例2
重复实施例1，但是将上游丁烯低温芳构化反应器的操作条件改为反应温度360℃，反应压力2.0MPa，进料空速1.0h-1，氢油比50（v/v）。则上游反应器的干气产率（甲烷、乙烷、乙烯）为1.2%，液化气产率为58.2%，C5以上液态烃收率为40.6%。其中，C5以上液态烃中的芳烃含量为35.4%，苯含量0.7%，烯烃含量9.2%，其余为烷烃和环烷烃；富异丁烷液化气的组成为丙烷18.3%，异丁烷62.8%，正丁烷21.7%，总丁烯5.19%，碳四烷烃的正异比约为0.35。将上述富异丁烷液化气作为原料送入下游异丁烷选择芳构化反应器，操作条件为：反应温度460℃，反应压力2.0MPa，液化气的进料空速0.5h-1，氢油比100（v/v）。反应器得到的产物分布是：干气5.0%，丙烷28.4%，异丁烷27.0%，正丁烷22.1%，总丁烯0.3%，C5以上液态烃收率为17.5%。其中，C5以上液态烃中的芳烃含量为84.8%，产物液化气中碳四烷烃的正异比上升到约0.82。从中可以看出，降低上游反应器的操作温度，可以减少该反应器的干气生成量，同时提高主要为汽油馏分的液态烃收率。富异丁烷液化气中的烯烃含量虽然有所上升，但可以在下游异丁烷选择芳构化反应器中被完全转化掉，不会增加作为蒸汽裂解料使用的液化气中烯烃含量。
实施例3
重复实施例1，但是将下游异丁烷选择芳构化反应器的操作温度改为480°C，反应压力1.0MPa，进料空速4.0h-1，氢油比200（v/v）。则上游反应器的富异丁烷液化气在下游反应器中反应后的产物分布是：干气6.1%，丙烷31.0%，丙烯0.1%，异丁烷15.9%，正丁烷21.5%，总丁烯0.2%，C5以上液态烃收率为25.2%。其中，C5以上液态烃中的芳烃含量为92.6%，贫异丁烷液化气中碳四烷烃的正异比上升到约1.35。从中可以看出，下游反应器的操作温度是调节碳四烷烃正异比的有效手段。
实施例4
重复实施例1，但是将上游丁烯低温芳构化反应器的操作条件改为：反应温度340℃，反应压力1.5MPa，进料空速1.5h-1，氢油比100（v/v）。则上游反应器的干气产率（甲烷、乙烷、乙烯）为1.0%，液化气产率为57.5%，C5以上液态烃收率为41.5%。其中，C5以上液态烃中的芳烃含量为32.9%，苯含量0.6%，烯烃含量10.9%，其余为烷烃和环烷烃；液化气的组成为丙烷14.2%，异丁烷58.2%，正丁烷21.0%，总丁烯6.6%，碳四烷烃的正异比约为0.36。将上述富异丁烷液化气作为原料送入下游异丁烷选择芳构化反应器，操作条件为：反应温度420℃，反应压力1.0MPa，富异丁烷液化气的进料空速1.0h-1，氢油比200（v/v）。反应器得到的产物分布是：干气4.0%，丙烷27.0%，异丁烷31.2%，正丁烷21.1%，C5以上液态烃收率为16.7%。其中，C5以上液态烃中的芳烃含量为80.1%，贫异丁烷液化气中碳四烷烃的正异比上升到约0.66。
实施例5
重复实施例1，但是将上游丁烯低温芳构化反应器的操作条件改为：反应温度300℃，反应压力1.0MPa，进料空速0.5h-1，氢油比50（v/v）。上游反应器中装入SHY-DL型碳四芳构化催化剂，则上游反应器的干气产率（甲烷、乙烷、乙烯）为0.7%，液化气产率为56.2%，C5以上液态烃收率为43.1%。其中，C5以上液态烃中的芳烃含量为31.1%，苯含量0.3%，烯烃含量13.4%，其余为烷烃和环烷烃；液化气的组成为丙烷11.0%，异丁烷60.7%，正丁烷20.1%，总丁烯8.2%，碳四烷烃的正异比约为0.33。将上述液化气作为原料送入下游异丁烷选择芳构化反应器，操作条件为：反应温度400°C，反应压力0.5MPa，碳四液化气的进料空速0.5h-1，氢油比80（v/v）。反应器得到的产物分布是：干气3.4%，丙烷26.7%，异丁烷33.0%，正丁烷20.4%，C5以上液态烃收率为16.5%。其中，C5以上液态烃中的芳烃含量为78.4%，液化气中碳四烷烃的正异比上升到约0.62。
对比例1
重复实施例1，但只有上有丁烯低温芳构化反应器，操作条件为：反应温度400℃，反应压力2.0MPa，进料空速1.0h-1，氢油比200（v/v）。则反应器的干气产率（甲烷、乙烷、乙烯）为2.4%，液化气产率为60.8%，C5以上液态烃收率为36.8%。其中，C5以上液态烃中的芳烃含量为44.9%，苯含量1.2%，烯烃含量0.3%，其余为烷烃和环烷烃；液化气的组成为丙烷28.2%，异丁烷46.5%，正丁烷25.1%，总丁烯0.2%，碳四烷烃的正异比约为0.54。
对比例2
重复实施例1，两个反应器均在非临氢的条件下操作。则上游反应器的干气产率（甲烷、乙烷、乙烯）为3.8%，液化气产率为61.3%，C5以上液态烃收率为34.9%。其中，C5以上液态烃中的芳烃含量为37.2%，苯含量1.2%，烯烃含量1.0%，其余为烷烃和环烷烃；液化气的组成为丙烷21.8%，异丁烷54.1%，正丁烷23.9%，总丁烯0.2%，碳四烷烃的正异比约为0.44。将上述液化气作为原料送入下游异丁烷选择芳构化反应器，操作条件为：反应温度400°C，反应压力0.5MPa，碳四液化气的进料空速0.5h-1，氢油比80（v/v）。反应器得到的产物分布是：干气6.39%，丙烷24.3%，异丁烷31.2%，正丁烷20.7%，C5以上液态烃收率为16.4%。其中，C5以上液态烃中的芳烃含量为81.2%，液化气中碳四烷烃的正异比上升到约0.66。在非临氢的条件下，芳构化产物干气量较临氢条件下大，液态烃中的芳烃含量低，碳四烷烃的正异比低。
Claims (11)
1.一种碳四液化气临氢芳构化的两段反应工艺，其特征在于该两段反应工艺为：
第一段工艺：碳四液化气原料与氢气混合进入位于反应工艺流程上游的丁烯低温芳构化反应器，与烯烃芳构化催化剂接触反应；反应条件为：温度300～420℃，反应压力0.3～3.0MPa，碳四液化气的进料空速0.3～3.0h-1，氢油体积比50～600；该反应器出料经分离变成三股物流：富氢干气、富异丁烷液化气和C5以上液态烃；
第二段工艺：上述第一段工艺中产生的富异丁烷液化气送入位于反应工艺流程下游的异丁烷选择芳构化反应器，在临氢条件下与烷烃芳构化催化剂接触反应；反应条件为：温度380～500℃，反应压力0.3～2.0MPa，混合烷烃的进料空速0.2～5.0h-1，氢油体积比50～200；该反应器出料经分离也变成三股物流：富氢干气、贫异丁烷液化气和C5以上液态烃；贫异丁烷液化气中95％以上是丙烷和丁烷，烯烃含量小于3％；
其中第二段工艺中的反应温度高于第一段工艺中的反应温度。
2.根据权利要求1所述的两段反应工艺，其特征在于第一段工艺中反应条件为：温度320～380℃，反应压力1.0～2.0MPa，碳四液化气的进料空速1.0～2.0h-1，氢油体积比100～200：1。
3.根据权利要求1所述的两段反应工艺，其特征在于第一段工艺中：富氢干气送入管网作为循环氢使用，C5以上液态烃作为汽油产品处理。
4.根据权利要求1所述的两段反应工艺，其特征在于第二段工艺中：反应条件为：温度400～460℃，反应压力1.0～2.0MPa，混合烷烃的进料空速1.0～3.0h-1，氢油体积比100～200：1。
5.根据权利要求1所述的两段反应工艺，其特征在于第二段工艺中：富氢干气送入管网作为循环氢使用；C5以上液态烃中芳烃含量在80％以上，作为芳烃抽提装置的原料或高辛烷值调和组分使用。
6.根据权利要求1所述的两段反应工艺，其特征在于第一段工艺中的烯烃芳构化催化剂含有纳米ZSM-5沸石分子筛。
7.根据权利要求1所述的两段反应工艺，其特征在于第二段工艺中的烷烃芳构化催化剂含有纳米ZSM-5沸石分子筛。
8.根据权利要求1所述的两段反应工艺，其特征在于第一段工艺中的烯烃芳构化催化剂含有HZSM-5和Al2O3。
9.根据权利要求1所述的两段反应工艺，其特征在于第二段工艺中的烷烃芳构化催化剂含有HZSM-5和Al2O3。
10.根据权利要求1至9任一所述的两段反应工艺，其特征在于含丁烯碳四液化气原料为催化裂化碳四液化气、催化裂化碳四经过甲基叔丁基醚装置抽出异丁烯后的醚后碳四、蒸汽裂解装置抽出丁二烯和异丁烯之后的抽余碳四中的一种或多种。
11.根据权利要求1至9任一所述的两段反应工艺，其特征在于第二段工艺贫异丁烷液化气作为蒸汽裂解原料使用。
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