一种用于芳烃抽提的复合溶剂和抽提芳烃的方法 |
|||||||
| 申请号 | CN202211338170.1 | 申请日 | 2022-10-28 | 公开(公告)号 | CN117946729A | 公开(公告)日 | 2024-04-30 |
| 申请人 | 中国石油化工股份有限公司; 中石化石油化工科学研究院有限公司; | 发明人 | 高思亮; 田龙胜; 唐文成; 赵明; 郄思远; 庞伟伟; | ||||
| 摘要 | 本 发明 提供了一种用于芳 烃 抽提的复合 溶剂 ，该复合溶剂含有20～80 质量 ％的烷基环丁砜、10～60质量％的环丁砜、5～15质量％的链式砜和0.1～3质量％的甘醇醚。本发明还提供了一种抽提芳烃的方法，该方法包括：将含芳烃的馏分油与如上所述的复合溶剂在萃取精馏塔中逆流 接触 进行萃取精馏，得到萃取物料和萃余物料；将所述萃取物料在溶剂回收塔中进行蒸馏，得到芳烃产品和粗循环溶剂。通过上述技术方案，本发明能够在芳烃抽提长期运行过程中针对芳烃含量 波动 较大的原料保持复合溶剂具有较高的选择性和溶解性，由此使得芳烃抽提装置能够长期稳定高效地运行。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种用于芳烃抽提的复合溶剂，其特征在于，该复合溶剂含有20～80质量％的烷基环丁砜、10～60质量％的环丁砜、5～15质量％的链式砜和0.1～3质量％的甘醇醚； |
||||||
| 说明书全文 | 一种用于芳烃抽提的复合溶剂和抽提芳烃的方法技术领域[0001] 本发明涉及石油化工领域，具体地，涉及一种用于芳烃抽提的复合溶剂和一种抽提芳烃的方法。 背景技术[0002] 从汽油馏分中分离芳烃主要有两类工艺。一类是液液抽提，适合从宽馏分原料中分离芳烃；另一类为抽提蒸馏(ED)工艺。采用液液抽提技术，需要用大量的水回收抽提塔顶物流中的溶剂，能耗较高；采用抽提蒸馏技术，抽提蒸馏塔内操作不稳定、分离效率低。 [0003] 在萃取精馏分离芳烃中，采用复合溶剂能够取得较高的芳烃分离效果。例如CN111978143A公开了一种包括65～91质量％的主溶剂和9～35质量％的助溶剂，所述的主溶剂选自砜类化合物或四甘醇，所述砜类化合物选自环丁砜、3‑甲基环丁砜、二甲基砜或二正丙基砜，所述的助溶剂选自二甘醇醚或二醇醚。又例如，CN108997077B公开了中含50质量％的甲乙砜，50质量％的环丁砜复合溶剂用于分离高芳烃含量的裂解加氢汽油C6‑C8馏分，分离的混合芳烃纯度为99.9质量％，收率为99.9质量％。 [0004] 但是，经过更长期的实验研究发现，已有的复合溶剂针对芳烃含量较低的宽馏分汽油原料存在溶解性不足的问题，导致芳烃收率明显下降，并且原料中的重组分会在溶剂中积累，影响装置的长周期运行。 发明内容[0005] 本发明的目的在于在芳烃抽提长期运行过程中保持复合溶剂针对芳烃含量波动较大的原料(尤其是低芳烃含量原料)具有稳定较高的选择性和溶解性。 [0006] 为了实现上述目的，本发明提供了一种用于芳烃抽提的复合溶剂，该复合溶剂含有20～80质量％的烷基环丁砜、10～60质量％的环丁砜、5～15质量％的链式砜和0.1～3质量％的甘醇醚；其中，所述烷基环丁砜、所述链式砜和所述甘醇醚分别如式1、式2和式3所示； [0007] [0008] 式1中，R1、R2、R3和R4各自独立地为氢、甲基或乙基，且R1、R2、R3和R4中至少有一个不为氢；式2中，R5和R6彼此不同且各自独立地为苯基或C1至C6的烷基；式3中，n为2‑5的整数，R7和R8各自独立地为氢或C1至C6的烷基，R7和R8中至少有一个不为氢。 [0009] 本发明还提供了一种抽提芳烃的方法，该方法包括：将含芳烃的馏分油与如上所述的复合溶剂在萃取精馏塔中逆流接触进行萃取精馏，得到萃取物料和萃余物料；将所述萃取物料在溶剂回收塔中进行蒸馏，得到芳烃产品和粗循环溶剂。 [0010] 通过上述技术方案，本发明能够在芳烃抽提长期运行过程中，针对芳烃含量波动较大的原料也能稳定保持复合溶剂具有较高的选择性和溶解性，并且避免重组分在溶剂中的积累，由此使得芳烃抽提装置能够长期稳定高效地运行。 [0013] 图1为本发明优选的一种实施方式中的反应装置的结构示意图。 [0014] 附图标记说明 [0015] 图1中，101为第一分馏塔，102为第二分馏塔，103为萃取精馏塔，104为溶剂回收塔，105为反萃塔，106为反萃剂精馏塔，107为闪蒸罐，108至111分别代表回流罐；1至29分别代表管线。 具体实施方式[0016] 以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。 [0017] 本发明提供了一种用于芳烃抽提的复合溶剂，该复合溶剂含有20～80质量％的烷基环丁砜、10～60质量％的环丁砜、5～15质量％的链式砜和0.1～3质量％的甘醇醚；其中，所述烷基环丁砜、所述链式砜和所述甘醇醚分别如式1、式2和式3所示； [0018] [0019] 式1中，R1、R2、R3和R4各自独立地为氢、甲基或乙基，且R1、R2、R3和R4中至少有一个不为氢；式2中，R5和R6彼此不同且各自独立地为苯基或C1至C6的烷基；式3中，n为2‑5的整数，R7和R8各自独立地为氢或C1至C6的烷基，R7和R8中至少有一个不为氢。 [0020] 本发明中，在环丁砜中添加烷基环丁砜，有利于提高复合溶剂对非芳烃的溶解性，再加入少量具有不对称结构的链式砜类衍生物，能够在基本不改变溶解性的前提下明显提高复合溶剂的选择性。通过调节环丁砜与烷基环丁砜的比例，可使复合溶剂适用于不同芳烃含量(尤其是低芳烃含量)的原料，而不对称结构的链式砜类衍生物的添加可使复合溶剂在全抽提蒸馏塔范围内保持较高的选择性。复合溶剂中添加少量甘醇醚有利于降低抽提蒸馏过程中气液相间的表面张力，起到减少发泡的作用。由于复合溶剂在长周期循环使用过程中溶解性和选择性下降的原因可能是积累了一些沸点较高的烃类物质，其难以通过常规的溶剂回收和再生加以脱除，如果利用预分馏得到的C5‑馏分作为反萃剂去除循环溶剂中重组分，能够使得循环溶剂在较长的时间内保持对芳烃的溶解性和选择性。 [0021] 其中，优选地，所述烷基环丁砜为3‑甲基环丁砜、2,4‑二甲基环丁砜和1,2,3,4‑四甲基环丁砜中的至少一种；所述链式砜为乙基甲基砜、甲基异丙基砜和甲基苯基砜中的至少一种；所述甘醇醚四甘醇单甲醚和/或四甘醇二甲醚。 [0022] 其中，作为一种优选实施方式，该复合溶剂中，所述烷基环丁砜的含量为60～80质量％，环丁砜的含量为10～34.9质量％，所述链式砜的含量为5～10质量％，所述甘醇醚的含量为0.1～3质量％；优选地，所述烷基环丁砜的含量为65～75质量％，环丁砜的含量为15～29.9质量％，所述链式砜的含量为5～8质量％，所述甘醇醚的含量为0.1～3质量％。 [0023] 其中，作为一种优选实施方式，该复合溶剂中，所述烷基环丁砜的含量为40～60质量％，环丁砜的含量为30～50质量％，所述链式砜的含量为7～12质量％，所述甘醇醚的含量为0.1～3质量％；优选地，所述烷基环丁砜的含量为45～55质量％，环丁砜的含量为35～45质量％，所述链式砜的含量为9～12质量％，所述甘醇醚的含量为0.1～3质量％。 [0024] 其中，作为一种优选实施方式，该复合溶剂中，所述烷基环丁砜的含量为20～49.9质量％，环丁砜含量优选40～65质量％，所述链式砜的含量为10～15质量％，所述甘醇醚的含量为0.1～3质量％；优选地，所述烷基环丁砜的含量为25～40质量％，环丁砜含量优选46～60质量％，所述链式砜的含量为13～15质量％，所述甘醇醚的含量为0.1～3质量％。 [0025] 本发明还提供了一种抽提芳烃的方法，该方法包括：将含芳烃的馏分油与如上所述的复合溶剂在萃取精馏塔中逆流接触进行萃取精馏，得到萃取物料和萃余物料；将所述萃取物料在溶剂回收塔中进行蒸馏，得到芳烃产品和粗循环溶剂。 [0026] 其中，可选地，进入所述萃取精馏塔的所述复合溶剂与所述含芳烃的馏分油的质量比为1～20，所述萃取精馏塔的理论板数为10～40，回流比为0.2～2，塔底温度为120℃～185℃，塔顶压力为0.1MPa～0.3MPa；所述溶剂回收塔的理论塔板数为20～50，回流比为0.5～2.0，塔顶压力为0.01MPa～0.07MPa，塔底温度为150℃～190℃。 [0027] 其中，可选地，当所述含芳烃的馏分油中的芳烃含量小于20质量％时，该复合溶剂中，所述烷基环丁砜的含量为60～80质量％，环丁砜的含量为10～34.9质量％，所述链式砜的含量为5～10质量％，所述甘醇醚的含量为0.1～3质量％；优选地，所述烷基环丁砜的含量为65～75质量％，环丁砜的含量为15～29.9质量％，所述链式砜的含量为5～8质量％，所述甘醇醚的含量为0.1～3质量％。 [0028] 其中，可选地，当所述含芳烃的馏分油中的芳烃含量为20～40质量％时，该复合溶剂中，所述烷基环丁砜的含量为40～60质量％，环丁砜的含量为30～50质量％，所述链式砜的含量为7～12质量％，所述甘醇醚的含量为0.1～3质量％；优选地，所述烷基环丁砜的含量为45～55质量％，环丁砜的含量为35～45质量％，所述链式砜的含量为9～12质量％，所述甘醇醚的含量为0.1～3质量％。 [0029] 其中，可选地，当所述含芳烃的馏分油中的芳烃含量大于40质量％且不大于60质量％时，该复合溶剂中，所述烷基环丁砜的含量为20～49.9质量％，环丁砜含量优选40～65质量％，所述链式砜的含量为10～15质量％，所述甘醇醚的含量为0.1～3质量％；优选地，所述烷基环丁砜的含量为25～40质量％，环丁砜含量优选45～60质量％，所述链式砜的含量为13～15质量％，所述甘醇醚的含量为0.1～3质量％。 [0030] 其中，可选地，该方法还包括：将所述粗循环溶剂的部分或全部与反萃剂和循环水在反萃塔逆流接触进行反萃，得到反萃物料和反萃余物料；所述反萃剂含有C5以下的烃；将所述反萃物料在反萃剂精馏塔中进行精馏，得到第一重馏分和第一循环反萃剂；将所述反萃余物料在闪蒸罐中进行闪蒸，得到精循环溶剂和第二循环反萃剂；将所述精循环溶剂导入所述溶剂回收塔中分离出所述精循环溶剂中的水作为所述循环水。 [0031] 其中，可选地，将所述粗循环溶剂中的0.1～20质量％进行所述反萃；所述反萃塔中的反萃条件包括：理论板数为5～10，塔顶压力为0.2MPa～0.8MPa，反萃剂入塔温度为20℃～50℃，反萃剂与进入所述反萃塔的所述粗循环溶剂的质量比为0.2～3：1，所述循环水的入塔温度为30℃～60℃，所述循环水与进入所述反萃塔的所述粗循环溶剂的质量比为0.2～0.6：1。 [0032] 其中，可选地，所述反萃剂精馏塔中的精馏条件包括：理论塔板数为10～30，塔顶压力0.1MPa～0.4MPa，塔底温度150℃～210℃，回流比为0.1～1。 [0033] 其中，可选地，所述闪蒸罐中的闪蒸条件包括：压力为0.1MPa～0.7MPa，温度为50℃～100℃。 [0034] 其中，可选地，该方法还包括将汽油馏分原料进行分馏，得到所述含芳烃的馏分油以及轻于所述含芳烃的馏分油的轻馏分油和重于所述含芳烃的馏分油的重馏分油，所述含芳烃的馏分油的初馏点为40‑70℃之间的任意温度，所述含芳烃的馏分油的终馏点为85‑180℃之间的任意温度。 [0036] 其中，可选地，将所述轻馏分油中的部分或全部作为所述反萃剂参与所述反萃。 [0037] 特别优选地，参照图1，汽油馏分原料由管线1进入第一分馏塔101，塔顶蒸汽冷凝后经管线2进入回流罐108，一部分轻馏分(C5‑馏分)经管线3返回至第一分馏塔101塔顶，另一部分轻馏分经管线4进入反萃塔105下部，其余轻馏分作为产品进入汽油池；第一分馏塔101塔釜得到C6+馏分经管线5进入第二分馏塔102。第二分馏塔102塔顶蒸汽冷凝后经管线6进入回流罐109，部分凝液经管线7返回至第二分馏塔102塔顶，其余凝液作为含芳烃的馏分油经管线8进入萃取精馏塔103中部，第二分馏塔102塔釜得到重馏分经管线9进入汽油池。 粗循环溶剂经管线10进入萃取精馏塔103塔上部，与含芳烃的馏分油逆流接触进行萃取精馏，萃取精馏塔103塔顶蒸汽冷凝后经管线11进入回流罐110，部分凝液经管线12返回至萃取精馏塔103塔顶，其余凝液作为含非芳烃产品的萃余物料经管线13采出，萃取精馏塔103塔釜得到的萃取物料经管线14进入溶剂回收塔104。萃取物料在溶剂回收塔104中进行减压蒸馏，溶剂回收塔104塔顶蒸汽冷凝后经管线15进入回流罐111，部分凝液经管线16返回至 104塔顶，其余凝液作为芳烃产品经管线17采出，104塔釜得到粗循环溶剂经管线18排出。粗循环溶剂中的一部分经管线19进入反萃塔105上部，其余经管线10返回至萃取精馏塔103塔。循环水经管线20进入反萃塔105塔上部，反萃塔105塔顶物流经管线21进入反萃剂精馏塔106，反萃塔105塔釜物流经管线26进入闪蒸罐107。反萃剂精馏塔106塔顶蒸汽冷凝后经管线22进入回流罐112，部分凝液经管线23返回至106塔顶，另一部分经管线24作为第一循环反萃剂返回反萃塔105，其余排入汽油池，反萃剂精馏塔106塔釜得到重组分经管线25进入汽油池。闪蒸罐107罐顶得到的蒸汽作为第二循环反萃剂经管线27进入反萃剂精馏塔106塔顶冷凝器，与管线22物流汇合后进入回流罐112，闪蒸罐107罐底所得物流作为精循环溶剂经管线28进入溶剂回收塔104塔底。精循环溶剂中的水在溶剂回收塔104得以分离，进入溶剂回收塔104塔顶回流罐111的水包，作为循环水经管线20回用至反萃塔105(图1中未示出)。 [0038] 以下通过实施例进一步详细说明本发明。在没有特别说明的情况下，实施例中所用到的原材料均可通过商购途径获得。实施例1‑12以及对比例1‑6的原料如表1所示。 [0039] 表1 [0040] 组成 原料1 原料2 原料3由管线1进入第一分馏塔101的原料 烷烃，质量％ C5‑ 8.50 11.12 14.58 C6 11.06 8.52 4.6 C7 5.02 4.05 4.92 C8 8.55 2.78 2.46 C9+ 4.99 7.44 7.19 烯烃及环烷烃，质量％ C5‑ 7.55 10.48 6.15 C6 11.48 7.57 3.13 C7 6.27 5.67 2.77 C8 5.89 4.81 1.66 C9+ 3.87 3.93 1.13 芳烃，质量％ C6 0.88 1.45 3.99 C7 3.91 7.80 9.38 C8 5.95 9.04 15.74 C9+ 16.08 15.34 22.3 26.82 33.63 52.51 经管线8进入萃取精馏塔103的含芳烃的馏分油 芳烃含量 18.20％ 35.38％ 59.83％ 馏程，℃ 55‑155 53‑165 48‑158 经管线4进入反萃塔105的轻馏分(C5‑馏分) 馏程，℃ 25‑54 28‑52 20‑47 [0041] 实施例1 [0042] 按图1的流程，以催化裂化汽油馏分(原料1)为原料(组成见表1)由管线1进入第一分馏塔101，萃取剂由1,2,3,4‑四甲基环丁砜、环丁砜、甲基苯基砜、四甘醇单甲醚组成，质量百分含量分别为70％，20％，8％，2％，经管线8进入萃取精馏塔103的含芳烃的馏分油的组成见表1，主要操作条件见表2，经管线17采出的芳烃产品的芳烃纯度及收率见表3。 [0043] 实施例2 [0044] 使用实施例1的原料和萃取剂，按图1的流程进行芳烃产品的抽提，所不同的是设备中不含反萃塔及反萃剂精馏塔，将物流19直接送入闪蒸罐107中，物流27、28返回至溶剂回收塔104底，芳烃产品的芳烃纯度及收率见表3。可以看出，由于溶剂中的少量重组分未能完全分离，导致复合溶剂选择性下降，芳烃产品纯度及收率都比实施例1降低。 [0045] 实施例3 [0046] 按照实施例1的方法进行芳烃抽提。萃取剂由2,4‑二甲基环丁砜、环丁砜、甲基异丙基砜、四甘醇二甲醚组成，质量百分含量分别为50％，39％，10％，1％，主要操作条件见表2，芳烃产品纯度及收率见表3。与实施例1对比可以看出，芳烃产品的收率仍明显下降。 [0047] 实施例4 [0048] 按照实施例1的方法进行芳烃抽提。萃取剂由3‑甲基环丁砜、环丁砜、乙基甲基砜、四甘醇单甲醚组成，质量百分含量分别为25％，60％，14％，1％，主要操作条件见表2，芳烃产品纯度及收率见表3。与实施例1对比可以看出，芳烃产品的收率仍明显下降。 [0049] 对比例1 [0050] 按照实施例1的方法进行芳烃抽提。萃取剂采用环丁砜‑甲乙砜复合溶剂，二者的质量比为1:1，主要操作条件见表2，芳烃产品纯度及收率见表3。与实施例1对比可以看出，芳烃产品的收率仍明显下降。 [0051] 对比例2 [0052] 按照实施例1的方法进行芳烃抽提。萃取剂采用环丁砜/3‑甲基环丁砜复合溶剂，二者质量比为3:1，主要操作条件见表2，芳烃产品纯度及收率见表3。与实施例1对比可以看出，芳烃产品的纯度和收率有所降低。 [0053] 表2 [0054] [0055] 表3 [0056] 组成 实施例1 实施例2 实施例3 实施例4 对比例1 对比例2芳烃产品纯度，质量％ 99.92 97.75 99.90 99.91 99.29 98.47 芳烃产品收率，质量％ 99.9 98.3 97.2 96.3 93.6 95.6 [0057] 实施例5 [0058] 按图1的流程，以催化裂化汽油馏分(原料2)为原料(组成见表1)由管线1进入第一分馏塔101，萃取剂由2,4‑二甲基环丁砜、环丁砜、甲基异丙基砜、四甘醇二甲醚组成，质量百分含量分别为50％，39％，10％，1％，经管线8进入萃取精馏塔103的含芳烃的馏分油的组成见表1，主要操作条件见表4，经管线17采出的芳烃产品的芳烃纯度及收率见表5。 [0059] 实施例6 [0060] 使用实施例5的原料和萃取剂，按图1的流程进行芳烃产品的抽提，所不同的是设备中不含反萃塔及反萃剂精馏塔，将物流19直接送入闪蒸罐107中，物流27、28返回至溶剂回收塔104底，芳烃产品的芳烃纯度及收率见表5。可以看出，由于溶剂中的少量重组分未能完全分离，导致复合溶剂选择性下降，芳烃产品纯度及收率都比实施例5降低。 [0061] 实施例7 [0062] 按照实施例5的方法进行芳烃抽提。萃取剂由1,2,3,4‑四甲基环丁砜、环丁砜、甲基苯基砜、四甘醇单甲醚组成，质量百分含量分别为70％，20％，8％，2％，主要操作条件见表4，芳烃产品纯度及收率见表5。与实施例5对比可以看出，由于所用溶剂对该原料的选择性较差，芳烃产品的纯度明显下降。 [0063] 实施例8 [0064] 按照实施例5的方法进行芳烃抽提。萃取剂由3‑甲基环丁砜、环丁砜、乙基甲基砜、四甘醇单甲醚组成，质量百分含量分别为25％，60％，14％，1％，主要操作条件见表4，芳烃产品纯度及收率见表5。与实施例5对比可以看出，由于所用溶剂对原料的溶解性不足，芳烃产品的收率明显下降。 [0065] 对比例3 [0066] 按照实施例5的方法进行芳烃抽提。萃取剂采用环丁砜‑甲乙砜复合溶剂，二者的质量比为1:1，主要操作条件见表4，芳烃产品纯度及收率见表5。与实施例5对比可以看出，芳烃产品的收率明显下降。 [0067] 对比例4 [0068] 按照实施例5的方法进行芳烃抽提。萃取剂采用环丁砜/3‑甲基环丁砜复合溶剂，二者质量比为3:1，主要操作条件见表4，芳烃产品纯度及收率见表5。与实施例5对比可以看出，芳烃产品的纯度和收率有所降低。 [0069] 表4 [0070] [0071] 表5 [0072] 组成 实施例5 实施例6 实施例7 实施例8 对比例3 对比例4芳烃产品纯度，质量％ 99.93 97.62 99.67 99.91 99.50 98.02 芳烃产品收率，质量％ 99.9 98.5 99.0 97.1 95.3 96.5 [0073] 实施例9 [0074] 按图1的流程，以催化裂化汽油馏分(原料3)为原料(组成见表1)由管线1进入第一分馏塔101，萃取剂由3‑甲基环丁砜、环丁砜、乙基甲基砜、四甘醇单甲醚组成，质量百分含量分别为25％，60％，14％，1％，经管线8进入萃取精馏塔103的含芳烃的馏分油的组成见表1，主要操作条件见表6，经管线17采出的芳烃产品的芳烃纯度及收率见表7。 [0075] 实施例10 [0076] 使用实施例9的原料和萃取剂，按图1的流程进行芳烃产品的抽提，所不同的是设备中不含反萃塔及反萃剂精馏塔，将物流19直接送入闪蒸罐107中，物流27、28返回至溶剂回收塔104底，芳烃产品的芳烃纯度及收率见表7。可以看出，由于溶剂中的少量重组分未能完全分离，导致复合溶剂选择性下降，芳烃产品纯度及收率都比实施例9降低。 [0077] 实施例11 [0078] 按照实施例9的方法进行芳烃抽提。萃取剂由1,2,3,4‑四甲基环丁砜、环丁砜、甲基苯基砜、四甘醇单甲醚组成，质量百分含量分别为70％，20％，8％，2％，主要操作条件见表6，芳烃产品纯度及收率见表7。与实施例9对比可以看出，芳烃产品的纯度明显下降。 [0079] 实施例12 [0080] 按照实施例9的方法进行芳烃抽提。萃取剂由2,4‑二甲基环丁砜、环丁砜、甲基异丙基砜、四甘醇二甲醚组成，质量百分含量分别为50％，39％，10％，1％，主要操作条件见表6，芳烃产品纯度及收率见表7。与实施例9对比可以看出，芳烃产品的纯度明显下降。 [0081] 对比例5 [0082] 按照实施例9的方法进行芳烃抽提。萃取剂采用环丁砜‑甲乙砜复合溶剂，二者的质量比为1:1，主要操作条件见表6，芳烃产品纯度及收率见表7。与实施例9对比可以看出，芳烃产品的收率仍明显下降。 [0083] 表6 [0084] [0085] 对比例6 [0086] 按照实施例9的方法进行芳烃抽提。萃取剂采用环丁砜/3‑甲基环丁砜复合溶剂，二者质量比为3:1，主要操作条件见表6，芳烃产品纯度及收率见表7。与实施例9对比可以看出，芳烃产品的纯度和收率有所降低。 [0087] 表7 [0088] 组成 实施例9 实施例10 实施例11 实施例12 对比例5 对比例6芳烃产品纯度，质量％ 99.95 98.10 99.62 99.71 99.37 97.89 芳烃产品收率，质量％ 99.9 98.7 99.7 99.6 97.4 98.2 [0089] 以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。 [0090] 另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。 [0091] 此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。 |
||||||
