一种改善产品选择性的催化裂解反应方法和系统 |
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申请号 | CN202210618439.5 | 申请日 | 2022-05-31 | 公开(公告)号 | CN117186935A | 公开(公告)日 | 2023-12-08 |
申请人 | 中国石油化工股份有限公司; 中国石油化工股份有限公司石油化工科学研究院; | 发明人 | 魏晓丽; 王迪; 时夏; 张晓樵; | ||||
摘要 | 本 申请 涉及一种改善产品选择性的催化裂解反应方法和系统,该方法包括将轻质油和再生催化剂输送裂解反应器进行催化裂解反应;将生焦原料和再生催化剂输送到生焦器进行生焦反应,反应物流和C4馏分或C5‑C6轻 汽油 混合输送到沉降段继续进行裂解反应,所得反应产物进行分离系统,所得待生催化剂送到再生器进行烧焦再生并循环使用。采用本申请的催化裂解方法,可以提高乙烯和丙烯选择性,减少甲烷生成,同时在解决反应热平衡问题的同时,对催化剂物理和化学性质无损害。 | ||||||
权利要求 | 1.一种轻质油催化裂解方法,该方法包括: |
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说明书全文 | 一种改善产品选择性的催化裂解反应方法和系统技术领域[0001] 本申请涉及一种流化催化裂解技术领域,更具体地说,涉及一种改善产品选择性的催化裂解的反应方法和系统。 背景技术[0002] 当前炼油能力过剩,成品油终端消费放缓,成品油结构过剩成为炼油企业亟需解决问题。化工原料市场方面,乙烯和丙烯作为基本化工原料,市场需求仍然保持旺盛。乙烯和丙烯消费量逐年上升,以我国为例,预计到2023年底,我国乙烯和丙烯产能将分别达到 4400万吨/年和5200万吨/年左右,年均复合增速分别为11.5%和8.7%。由此,国内炼油格局和资源流向将会发生结构性重组,成品油终端消费增速放缓,化工轻油消费大幅增长。因此,炼油向化工转型已成为炼厂发展的必然方向,催化裂解作为炼油与化工的纽带,是炼油向化工转型过程中的关键技术。 [0003] 催化裂解工艺通常以重质石油烃为原料,如尤其是以石蜡基的减压馏分或常压渣油为原料时,具有丙烯等低碳烯烃产率较高的特点。随着全球原油重质化和劣质化,优质的重质石油烃资源越来越少,亟需拓宽催化裂解技术的原料适应范围。随着产品结构调整转 型,炼厂提升油品质量的同时也副产了大量的轻质石油烃资源。对于典型千万吨级燃油型 炼油厂而言,全厂每年的轻质石油烃产量可达到百万吨,占原油加工量的10%左右。对于炼化一体化企业或化工型炼油厂,由于原油资源转化深度进一步提高,全厂的轻质石油烃产 量和比例将会大幅度增加,如何高效利用这部分轻烃资源已成为炼化行业关注和研究的重 点。 [0004] 以低碳烯烃为主要目标产物的催化裂解技术中,裂化反应转化率高,反应温度高,反应热大,在反应方面需要的热量较常规流化催化再生器或其它催化转化方法要多,自身裂化生成的焦炭往往不能满足反应‑再生系统自身热平衡的需求,如果原料轻质化,将加剧热源严重不足的问题。当反应过程中生焦不足时,通常采用油浆回炼或向再生器外补燃料 油的方式为反应提供所需热量。由于油浆中含有较多的稠环芳烃,极易吸附在催化剂活性 中心,影响原料分子的活性中心可接近性,从而影响到催化反应选择性,另外,由于催化裂解采用分子筛为活性组分的催化剂,再生器内燃料油的燃烧产生的局部高温使分子筛骨架 铝逐渐脱出,导致对催化剂的损害,而且这个损害是不可逆的,没有从根本上解决外补燃料油局部燃烧产生的高温热点对催化剂骨架结构与反应性能的影响。为了解决这个问题,现 有技术解决思路均是从再生器系统入手,如在再生器内设置贫氧区域,将燃料油引入到贫 氧与催化剂混合,进入再生器烧焦再生;或在再生器内布置加热器,并采用燃料喷嘴,燃料喷嘴构造成喷射燃料和含氧气体的混合物,用于燃烧补充热量;或注入甲烷,依靠甲烷的燃烧放热,为反应补充热量。上述技术中的补热方式对催化剂不利影响有所缓解,但没有从根本上解决外补燃料油局部燃烧产生的高温热点对催化剂骨架结构与反应性能的影响,从而 严重影响反应选择性。因此,开发轻质油催化裂解技术在提高低碳烯烃选择性同时,热平衡不足也是必须解决的技术问题。 发明内容 [0005] 本申请的目的是提供一种改善产品选择性的催化裂解反应方法和系统,提高乙烯和丙烯选择性,降低甲烷选择性,为再生过程提供焦源,从反应方面解决反应过程中热平衡的问题。 [0006] 一方面,本申请提供一种轻质油催化裂解方法,该方法包括: [0007] 1)将预热的轻质油从裂解反应器的下部引入,与来自再生器的再生催化剂接触并由下至上进行第一催化裂解反应,得到第一反应产物和第一待生催化剂, [0008] 2)将生焦原料引入到生焦器的生焦反应区,与来自再生器的再生催化剂接触并进行生焦反应,得到生焦器油剂;在生焦器的出口区的一个或一个以上位置向所述生焦器油 剂混入C4烃馏分和/或C5‑C6轻汽油馏分,并引入到沉降器的密相沉降段中进行第二催化裂解反应,得到第二反应产物和第二待生催化剂, [0009] 3)将来自沉降器的沉降器催化剂输送到再生器进行烧焦再生,所得再生催化剂循环使用,所述沉降器催化剂包括第一待生催化剂和第二待生催化剂; [0010] 4)将所述第一反应产物和第二反应产物引入分离系统进行分离。 [0011] 在一种实施方式中,所述轻质油包括气体烃和轻质馏分油;优选地,所述轻质油的性质满足以下指标中的一种、两种、三种或四种:20℃密度小于860千克/立方米,残炭0‑0.5重量%,总芳烃含量0%‑30重量%,馏程终馏点小于360℃。 [0012] 在一种实施方式中,所述第一催化裂解反应的条件包括:反应温度为510‑750℃,反应时间为0.5‑10秒,剂油重量比为10:1至50:1,预提升气体与原料油的重量比为0.05:1至2.0:1,催化剂密度为20‑100千克/立方米,线速度为4‑18米/秒,反应压力为130‑450千帕。 [0013] 在一种实施方式中,所述生焦反应的条件包括:反应温度为460‑650℃,反应时间为1‑20秒,剂油重量比为3:1至30:1,预提升气体与生焦原料的重量比为0.01:1至0.05:1,线速度为0.2‑0.8米/秒,催化剂颗粒密度为300‑700千克/立方米。 [0015] 在一种实施方式中,所述生焦原料选自装置自产裂解重油和二次加工馏分油,或它们的混合物;优选地,二次加工馏分油可以选自催化裂化柴油、催化裂解柴油、催化裂化油浆、催化裂解油浆、焦化汽油、焦化柴油和焦化蜡油中的一种或多种的混合油;更优选地,生焦原料为装置自产裂解重油。 [0016] 另一方面,本申请提供一种催化裂解反应‑再生系统,包括: [0017] 催化裂解反应器, [0018] 生焦器, [0019] 油剂分离设备, [0020] 沉降器,和 [0021] 再生器, [0022] 其中,所述催化裂解反应器从下到上依次包括: [0023] 任选的预提升区; [0024] 反应区,所述反应区包括至少一个缩径反应段,所述缩径反应段为横截面呈大致圆形且底端和顶端开口的空心柱体型式,其内径由下至上连续地或不连续地减小;和 [0025] 出口区; [0026] 其中,所述任选的预提升区与所述反应区的底端相连通,所述反应区的顶端与所述出口区相连通,所述任选的预提升区上和/或所述反应区的底部设有至少一个原料进料 口; [0027] 所述反应区的底端的横截面内径大于或等于所述任选的预提升区的横截面内径,且顶端的横截面内径等于或小于所述任选的预提升区的横截面内径和所述出口区的横截 面内径;在所述反应区和/或所述任选的预提升区的底部设置有所述再生催化剂入口; [0028] 所述催化裂解反应器与所述沉降器同轴设置,且所述油剂分离设备容纳在沉降器的内部,所述催化裂解反应器的出口区与所述油剂分离设备相连通,使得所述催化裂解反 应器的油剂进入油剂分离设备分离为第一反应产物和第一待生催化剂; [0029] 所述沉降器的下部设置有密相沉降段,所述沉降器的密相沉降段设置有催化剂出口;所述沉降器的催化剂出口与所述再生器相连通,使得所述沉降器内的沉降器催化剂输 送到所述再生器; [0030] 所述生焦器从下到上依次包括: [0031] 预提升区, [0033] 出口区, [0034] 其中,所述预提升区的顶端与所述生焦反应区相连通,所述生焦反应区的顶端与所述出口区相连通; [0035] 所述生焦器设有至少一个燃料油进料口; [0036] 其中,所述生焦器设置在沉降器的外部,且所述生焦器的出口区与所述沉降器的密相沉降段相连通,使得所述生焦器的物料进入沉降器的密相沉降段; [0037] 所述再生器设置有第一再生催化剂出口和第二再生催化剂出口,所述第一再生催化剂出口与所述催化裂解反应器的再生催化剂入口相连通,使得至少一部分再生催化剂循 环回所述催化裂解反应器; [0038] 所述生焦器的预提升区的底端和/或所述生焦反应区的底端经配置为与再生器的第二再生催化剂出口相连通,使得所述再生器的至少一部分再生催化剂输送到所述生焦 器。 [0039] 在一种实施方式中,所述催化裂解反应器的预提升区的内径与高度之比为0.02‑0.4:1;其高度与催化裂解反应器总高度之比为0.01:1至0.2:1; [0040] 和/或,所述催化裂解反应器的反应区底部横截面内径与催化裂解反应器总高度之比为0.01:1至0.5:1;所述反应区的总高度与催化裂解反应器总高度之比为0.15:1至 0.8:1; [0041] 和/或,所述反应器出口区的横截面内径与高度之比为0.01‑0.3:1,所述出口区的高度与反应器总高度之比为0.05:1至0.5:1。 [0042] 在一种实施方式中,所述催化裂解反应器的反应区包括1‑3个缩径反应段, [0043] 优选地,所述催化裂解反应器的缩径反应段呈空心截头圆锥体型式,纵切面呈等腰梯形;其顶端横截面的内径与所述缩径反应段的高度之比各自独立为0.005‑0.3:1,底端横截面的内径与所述缩径反应段的高度之比各自独立为0.015‑0.25:1,底端横截面内径与顶端横截面内径的之比各自独立为大于1.2且小于或等于10;所述缩径反应段的高度与催 化裂解反应器总高度之比各自独立为0.15:1至0.8:1。 [0045] 在一种实施方式中,所述生焦器从下到上依次设有所述预提升气体入口、催化剂入口和两个燃料油入口; [0046] 其中,一个所述燃料油入口设置在所述生焦器的生焦反应区的上游,一个所述燃料油入口设置在所述生焦器的生焦反应区的下游。 [0047] 在一种实施方式中,所述生焦反应区为中空圆柱形,其长径比为20:1至2:1。 [0048] 在一种实施方式中,生焦器的预提升区为中空圆柱形,其长径比为10:1‑2:1; [0049] 生焦器的出口区为中空圆柱形,其长径比为30:1‑5:1; [0050] 优选地,生焦器的预提升区、生焦器的生焦反应区、生焦器的出口区的内径之比为1:2:1至1:10:2。 [0051] 在本申请中,本申请系统中的裂解反应器所设置的缩径反应段特别是圆锥形反应段的缩径结构有利于加速反应油气离开反应区,缩短了反应时间,同时减少催化剂返混,有利于减少一次反应生成的低碳烯烃的二次转化反应,提高低碳烯烃的选择性。 [0052] 在本申请中,C4烃或C5‑C6轻汽油馏分通过生焦器出口管线输送到密相沉降段进行第二裂解反应,既避免了裂解反应器内烯烃组分的竞争反应,又为C4烃或C5‑C6轻汽油馏分的聚合再裂解反应提供了适宜的反应环境,提高了乙烯和丙烯选择性。 [0053] 在本申请中,通过设置生焦器可以使燃料油在低温、无氧的流态化条件下与催化剂混合,在具有鼓泡床或湍流流化床特征的生焦器反应区内发生生焦反应,不仅焦炭选择 性高,而且使焦炭在催化剂上均匀分布,有利于进行再生系统内均匀燃烧。 [0054] 在本申请中,生焦器生成的带焦炭催化剂可以与裂解反应器生成的带焦炭催化剂混合进入再生系统,催化剂上的焦炭在高温、富氧气体的作用下可以进行充分的烧焦放热,供给反应所需的热量,对催化剂性质无损害,实现了从反应系统端补充焦源,解决了催化裂解装置热平衡问题。 [0055] 采用本申请的方法和系统用于催化裂解反应时,原料与催化剂的接触效率高,催化反应选择性好,乙烯和丙烯等高附加值产物的产率高,甲烷等副产物产率低。助力炼厂从炼油向化工原料生产的转型、发展和延伸,既解决了石化原料短缺的问题,又提高了炼厂的经济效益。 附图说明 [0057] 图1为本申请系统中催化裂解反应器的示意图; [0058] 图2为本申请系统中生焦器的示意图; [0059] 图3为本申请提供的一种实施方式的催化裂解系统的示意图。 具体实施方式[0060] 下面通过附图和实施例对本申请进一步详细说明。通过这些说明,本申请的特点和优点将变得更为清楚明确。 [0061] 在这里专用的词“示例性”意为“用作例子、实施例或说明性”。这里作为“示例性”所说明的任何实施例不必解释为优于或好于其它实施例。尽管在附图中示出了实施例的各种方面,但是除非特别指出,不必按比例绘制附图。 [0062] 此外,下面所描述的本申请不同实施方式中涉及的技术特征只要彼此之间未构成冲突就可以相互结合。 [0063] 在本文中所披露的任何具体数值(包括数值范围的端点)都不限于该数值的精确值,而应当理解为还涵盖了接近该精确值的值,例如在该精确值±5%范围内的所有可能的 数值。并且,对于所披露的数值范围而言,在该范围的端点值之间、端点值与范围内的具体点值之间,以及各具体点值之间可以任意组合而得到一个或多个新的数值范围,这些新的 数值范围也应被视为在本文中具体公开。 [0064] 在本申请中,所谓“上游”和“下游”均是基于反应物料的流动方向而言的。例如,当反应物流自下而上流动时,“上游”表示位于下方的位置,而“下游”表示位于上方的位置。 [0065] 除非另有说明,本文所用的术语具有与本领域技术人员通常所理解的相同的含义,如果术语在本文中有定义,且其定义与本领域的通常理解不同,则以本文的定义为准。 [0066] 本申请提供一种轻质油催化裂解方法,该方法包括: [0067] 1)将预热的轻质油从裂解反应器的下部引入,与来自再生器的再生催化剂接触并由下至上进行第一催化裂解反应,得到第一反应产物和第一待生催化剂, [0068] 2)将生焦原料引入到生焦器的生焦反应区,与来自再生器的再生催化剂接触并进行生焦反应,得到生焦器油剂;在生焦器的出口区的一个或一个以上位置向所述生焦器油 剂混入C4烃馏分和/或C5‑C6轻汽油馏分,并引入到沉降器的密相沉降段中进行第二催化裂解反应,得到第二反应产物和第二待生催化剂, [0069] 3)将来自沉降器的沉降器催化剂输送到再生器进行烧焦再生,所得再生催化剂循环使用,所述沉降器催化剂包括第一待生催化剂和第二待生催化剂; [0070] 4)将所述第一反应产物和第二反应产物引入分离系统进行分离。 [0071] 本申请还提供一种催化裂解反应‑再生系统,包括: [0072] 催化裂解反应器, [0073] 生焦器, [0074] 油剂分离设备, [0075] 沉降器,和 [0076] 再生器, [0077] 其中,所述催化裂解反应器从下到上依次包括: [0078] 任选的预提升区; [0079] 反应区,所述反应区包括至少一个缩径反应段,所述缩径反应段为横截面呈大致圆形且底端和顶端开口的空心柱体型式,其内径由下至上连续地或不连续地减小;和 [0080] 出口区; [0081] 其中,所述任选的预提升区与所述反应区的底端相连通,所述反应区的顶端与所述出口区相连通,所述任选的预提升区上和/或所述反应区的底部设有至少一个原料进料 口; [0082] 所述反应区的底端的横截面内径大于或等于所述任选的预提升区的横截面内径,且顶端的横截面内径等于或小于所述任选的预提升区的横截面内径和所述出口区的横截 面内径;在所述反应区和/或所述任选的预提升区的底部设置有所述再生催化剂入口; [0083] 所述催化裂解反应器与所述沉降器同轴设置,且所述油剂分离设备容纳在沉降器的内部,所述催化裂解反应器的出口区与所述油剂分离设备相连通,使得所述催化裂解反 应器的油剂进入油剂分离设备分离为第一反应产物和第一待生催化剂; [0084] 所述沉降器的下部设置有密相沉降段,所述沉降器的密相沉降段设置有催化剂出口;所述沉降器的催化剂出口与所述再生器相连通,使得所述沉降器内的沉降器催化剂输 送到所述再生器; [0085] 所述生焦器从下到上依次包括: [0086] 预提升区, [0087] 生焦反应区,所述生焦反应区为鼓泡流化床或湍流流化床,和 [0088] 出口区, [0089] 其中,所述预提升区的顶端与所述生焦反应区相连通,所述生焦反应区的顶端与所述出口区相连通; [0090] 所述生焦器设有至少一个燃料油进料口; [0091] 其中,所述生焦器设置在沉降器的外部,且所述生焦器的出口区与所述沉降器的密相沉降段相连通,使得所述生焦器的物料进入沉降器的密相沉降段; [0092] 所述再生器设置有第一再生催化剂出口和第二再生催化剂出口,所述第一再生催化剂出口与所述催化裂解反应器的再生催化剂入口相连通,使得至少一部分再生催化剂循 环回所述催化裂解反应器; [0093] 所述生焦器的预提升区的底端和/或所述生焦反应区的底端经配置为与再生器的第二再生催化剂出口相连通,使得所述再生器的至少一部分再生催化剂输送到所述生焦 器。 [0094] 本申请的方法可以在本申请的系统中进行。以下结合该催化裂解反应‑再生系统进一步说明本发明催化裂解方法。以下关于本申请催化裂解方法的描述同样适合于本申请 的催化裂解反应‑再生系统,反之亦然。 [0095] 图3示出了本申请催化裂解反应‑再生系统,该催化裂解反应‑再生系统,包括: [0096] 催化裂解反应器100, [0097] 生焦器300, [0098] 油剂分离设备201, [0099] 沉降器200,和 [0100] 再生器500。 [0101] 如图1所示,该催化裂解反应器100可以设置有预提升气体入口101、一个或多个裂解原料油入口(例如下部的裂解原料进料口102等)、底部的催化剂入口103和顶部的油剂出 口104。裂解反应器的油剂出口104与所述油剂分离设备201流体相通,使得来自所述催化裂解反应器100的第一反应油气和第一待生催化剂在所述油剂分离设备201中分离。 [0102] 在一种实施方式中,该催化裂解反应器100从下到上依次包括: [0103] 任选的预提升区I, [0104] 反应区II,所述反应区II包括至少一个缩径反应段,所述缩径反应段为横截面呈大致圆形且底端和顶端开口的空心柱体,其内径由下至上连续地或不连续地减小;和 [0105] 出口区III, [0106] 其中,所述任选的预提升区I与所述反应区II的底端相连通,所述反应区II的顶端与所述出口区III相连通,所述任选的预提升区上和/或所述反应区的底部设有至少一个原 料进料口102; [0107] 所述反应区II的底端的横截面内径大于或等于所述任选的预提升区I的横截面内径,且顶端的横截面内径等于或小于所述任选的预提升区的横截面内径和所述出口区的横 截面内径。 [0108] 如图1所示,催化裂解反应器可以包括该预提升区I,该预提升区I设置在催化裂解反应器的最下部,用于预提升进入到反应器的催化剂等。如图1所示,该预提升区I的下部设置有催化剂入口103,用于输入催化剂。该预提升区I可以是中空的圆柱体结构,其内径与高度之比为0.02‑0.4:1;其高度与反应器总高度之比为0.01:1至0.2:1,优选0.05:1至0.15: 1。在一种实施方式中,所述预提升区I的内径可以为0.2‑5米,优选0.4‑3米。在存在预提升区I的实施方式中,可以通过预提升气体入口101向预提升区I输入预提升介质。在存在预提升区I的实施方式中,所述预提升区I的底部还可以设置有至少一个催化剂入口103,用于使得催化剂经过预提升区I进入到该反应器中。 [0109] 根据本申请,所述预提升区I并不是必须的,例如当本申请反应器的反应区II与其他反应器如提升管反应器串联使用时,所述反应区II可以直接与位于上游的其他反应器的 出口直接连通,而无需采用所述预提升区I。在一种实施方式中,催化裂解反应器可以不包括该预提升区I。此时,所述反应区II的底部可以设有至少一个原料进料口102,以便于原料等进入到该催化裂解反应器中。在不存在预提升区I的实施方式中,所述反应区II的底部可以设置有至少一个催化剂入口(未示出),用于使得催化剂进入到该反应器中。当然,所述反应区II也可以不设置催化剂入口,其中的催化剂可以来源于其他反应器物流中携带的催化 剂。这两种实施方式均在本申请的保护范围之内。 [0110] 如图1所示,催化裂解反应器可以包括反应区II。预提升区I与所述反应区II的底端110相连通,所述反应区II的顶端120与所述出口区III相连通,预提升区上和/或所述反 应区的底部设有至少一个催化剂入口103和至少一个原料进料口102。所述反应区II的底端 110的横截面内径大于或等于预提升区I的横截面内径,且顶端120的横截面内径等于或小 于所述预提升区I的横截面内径和所述出口区III的横截面内径。 [0111] 本申请提供的催化裂解反应器中,所述反应区II为流化床,优选地,流化床为输送流化床、湍流流化床和快速床中的一种或几种的组合。 [0112] 在一种实施方式中,所述预提升区I与反应区II通过第一过渡段I‑1相连接。该第一过渡段I‑1的纵切面可以为等腰梯形,等腰梯形侧边的外倾角α可以为5‑85°,优选15‑ 75°。 [0113] 如图1所示,原料进料口可以设置在预提升区I的上部,第一过渡段I‑1中,或者反应区II的下部。特别是,在不存在预提升区I的实施方式中,所述反应区II的下部可以设置有原料进料口102,用于进料原料。 [0114] 在一种实施方式中,所述反应区II的底部横截面内径与反应器总高度之比为0.01:1至0.5:1,优选0.05:1至0.2:1;所述反应区II的总高度与反应器总高度之比为0.15: 1至0.8:1,例如0.2:1至0.75:1。 [0115] 如图1所示,所述反应区II包括至少一个缩径反应段,所述缩径反应段为横截面呈大致圆形且底端和顶端开口的空心柱体,其内径由下至上连续地或不连续地减小。 [0116] 根据本申请,所谓“缩径”是指内径以不连续的方式例如阶梯式或跳跃式或者连续的方式减小。作为“由下至上内径不连续减小的缩径段”的例子,可以举出由两段或更多段内径递减的空心圆柱体构成的柱体。 [0117] 作为示例,所述反应区II可以为包括一个或多个空心截头圆锥体段的柱体型式、或者包括两个或更多个空心圆柱体段的柱体型式。根据本申请,当所述反应区包括两个或 更多个缩径反应段时,各缩径反应段可以具有相同或不同的高度,本申请对此并没有严格 的限制。 [0118] 在优选的实施方式中,所述反应区II包括由一个或多个空心截头圆锥体段与任选的用于连接相邻的空心截头圆锥体段的连接段构成的柱体型式、或者为由两个或更多个空 心圆柱体段与任选的用于连接相邻的空心圆柱体段的连接段构成的柱体型式。 [0119] 在一种实施方式中,如图1所示,所述反应区II包括1段缩径反应段,其呈空心截头圆锥体型式,其纵切面呈等腰梯形;其顶端横截面的内径D120与所述缩径反应段的高度hII之比各自独立为0.005‑0.3:1,底端横截面的内径D110与所述缩径反应段的高度hII之比各自独立为0.015‑0.25:1,底端横截面内径D110与顶端横截面内径D120的之比各自独立为大于1.2且小于或等于10,更优选1.5至5;所述缩径反应段hII的高度与反应器总高度h之比为0.15:1至0.8:1,优选0.2:1至0.75:1。在一种实施方式中,底端横截面的内径D110与反应器总高度h之比为0.01:1至0.5:1,优选0.05:1至0.2;所述缩径反应段的高度h1与反应器总高度h之比为0.15:1至0.8:1,优选0.2:1至0.75:1,并且所述反应区II的总高度hII与反应器总高度h之比为0.15:1至0.8:1,优选0.2:1至0.75:1。在一种实施方式中,所述缩径反应段100的顶端横截面的内径D110为0.2‑5米,优选0.4‑3米。在一种实施方式中,所述反应区II的总高度hII可以约2‑50米,优选约5‑40米,更优选约8‑20米。 [0120] 在本申请的催化裂解反应器中,所设置的缩径反应段特别是圆锥形反应段的底部空间大,可以有效提高反应器内的催化剂密度,从而大幅度提高反应器内催化剂和反应原 料之比,强化原料的一次裂解反应,不仅提高反应转化率,也可以提高低碳烯烃产率;而且,所设置的缩径反应段特别是圆锥形反应段的缩径结构有利于加速反应油气离开反应区,缩 短了反应时间,同时减少催化剂返混,有利于减少一次反应生成的低碳烯烃的二次转化反 应,提高低碳烯烃的选择性。 [0121] 本申请提供的催化裂解反应器中,所述反应器可以设置一个或多个,例如一个、两个或更多个原料进料口,所述一个或多个原料进料口可以各自独立地设置在预提升区I的出口端处,或者设置在反应区II的底部。进一步优选地,所述多个原料入口的位置各自独立地位于反应区II的同一高度或不同高度处。由此,可以在不同的原料进料口分别进料不同 性质的原料。 [0122] 如图1所示,催化裂解反应器可以包括出口区III。在一种实施方式中,该出口区III可以为中空的圆柱形形式,其横截面内径与高度hIII之比为0.01‑0.3:1,所述出口区的高度hIII与反应器总高度h之比为0.05:1至0.5:1,更优选0.1:1至0.35:1。在一种实施方式中,出口区III的内径为0.2‑5米,优选0.4‑3米。 [0123] 如前所述,反应区II顶端的横截面内径等于或小于所述出口区III的横截面内径。在一种实施方式中,反应区II顶端的横截面内径等于所述出口区III的横截面内径。 [0124] 在一种实施方式中,反应区II顶端的横截面内径小于所述出口区III的横截面内径。此时,所述反应区II与出口区III可以通过第三过渡段(未示出)相连接。该第三过渡段的纵切面可以为等腰梯形,等腰梯形侧边的外倾角可以为5‑85°,优选15‑75°。 [0125] 在本申请中,所述催化裂解反应器100与所述沉降器200同轴设置,且所述油剂分离设备201容纳在沉降器200的内部,所述催化裂解反应器的出口区与所述油剂分离设备相 连通,使得所述催化裂解反应器的油剂进入油剂分离设备分离为第一反应产物和第一待生 催化剂。在一种实施方式中,所述出口区III的出口端104可以和油剂分离设备201例如旋风分离器的入口直接连接。在本申请中,所述油剂分离设备201可采用本领域技术人员所熟知的设备,例如旋风分离器。 [0126] 在一种实施方式中,所述的轻质油包括气体烃和轻质馏分油。所述轻质油的性质满足以下指标中的一种、两种、三种或四种:20℃密度小于860千克/立方米,残炭0‑0.5重量%,总芳烃含量0%‑30重量%,馏程终馏点小于360℃。 [0127] 在一种实施方式中,所述气体烃可以选自饱和液化气、不饱和液化气、碳四馏分中的一种或多种的混合物;轻质馏分油包括馏程为25~360℃的石油烃、含氧化合物、生物质或废塑料生成油的馏分油;所述石油烃可以选自一次加工的直馏石脑油、直馏煤油、直馏柴油中的一种或多种的混合物;二次加工的拔头油、抽余油、加氢裂化轻石脑油、戊烷油、焦化汽油、费托合成油、催化裂化轻汽油、加氢汽油、加氢柴油中的一种或多种的混合油。 [0128] 在一种实施方式中,以干基计并以所述催化剂的干基重量为基准,所述催化剂包括1‑50重量%;5‑99重量%的无机氧化物,和0‑70重量%粘土。所述沸石包括中孔沸石和任选的大孔沸石,所述中孔沸石选自ZSM系列沸石、ZRP沸石,和它们的任意组合;所述大孔沸石选自稀土Y型沸石、稀土氢Y型沸石、超稳Y型沸石和高硅Y型沸石,和它们的任意组合。以干基计,所述中孔沸石占所述沸石总重量的10‑100重量%,优选50‑90重量%。 [0129] 在本申请中,所述中孔沸石和大孔沸石沿用本领域的常规定义,即中孔沸石的平均孔径为约0.5‑0.6nm,大孔沸石的平均孔径为约0.7‑1.0nm。 [0130] 作为示例,所述大孔沸石可以选自稀土Y(REY)型沸石、稀土氢Y(REHY)型沸石、由不同方法得到的超稳Y型沸石和高硅Y型沸石中的一种或多种。所述中孔沸石可以选自具有 MFI结构的沸石,例如ZSM系列沸石和/或ZRP沸石。任选地,还可对上述中孔沸石用磷等非金属元素和/或铁、钴、镍等过渡金属元素进行改性。有关ZRP沸石的更为详尽的描述可参见美国专利US5,232,675A。ZSM系列沸石优选选自ZSM‑5、ZSM‑11、ZSM‑12、ZSM‑23、ZSM‑35、ZSM‑ 38、ZSM‑48和其它类似结构的沸石之中的一种或多种的混合物。有关ZSM‑5的更为详尽的描述可参见美国专利US3,702,886A。 [0132] 在一种实施方式中,所述催化裂解反应的条件包括:反应温度为550‑750℃,反应时间为0.5‑10秒,剂油重量比为10:1至50:1,预提升气体与原料油的重量比为0.05:1至2.0:1,催化剂密度为20‑100千克/立方米,线速度为4‑18米/秒,反应压力为130‑450千帕。 [0133] 在一种实施方式中,在一个位置将所述原料油引入裂解反应器内,或在一个以上相同或不同的位置将所述原料油引入裂解反应器内。 [0134] 在一种实施方式中,所述方法还包括将C4烃馏分和/或C5‑C6轻汽油馏分引入所述密相沉降段进行第二催化裂解反应。 [0135] 本申请中,所述C4烃馏分是指以C4馏分为主要成分的常温、常压下以气体形式存在的低分子碳氢化合物,包括分子中碳原子数为4的烷烃、烯烃及炔烃,既可以包括本发明方法所产的富含C4烃馏分的气态烃产品(例如液化气),也可以包括其它装置所生产的富含 C4馏分的气态烃,其中优选本发明方法所产的C4烃馏分。所述C4烃馏分优选为富含烯烃的 C4烃馏分,C4烯烃的含量可以大于50重量%,优选大于60重量%,更优选在70重量%以上。 [0136] 本申请中,所述C5‑C6轻汽油馏分可以包括本发明方法所产裂解汽油,也可以包括其它装置所产的汽油馏分,例如可以为选自催化裂解汽油、催化裂化汽油、直馏汽油、焦化汽油、热裂解汽油、热裂化汽油和加氢汽油中的至少一种C5‑C6馏分。所述C5‑C6轻汽油优选为富含烯烃的馏分,其中烯烃的含量大于50重量%,优选大于60重量%。 [0137] 在一种实施方式中,在所述生焦器的出口区一个或一个以上位置引入C4烃或C5‑C6轻汽油馏分。如下所述。 [0138] 在一种实施方式中,第二催化裂解反应的条件包括:反应温度为490‑730℃,重时‑1空速0.5‑20小时 。 [0139] 在一种实施方式中,引入到生焦器的生焦原料的量占裂解反应器原料进料量为10‑50wt%;引入到生焦器的C4烃或C5‑C6轻汽油馏分的量占裂解反应器原料进料量为3‑ 30wt%。 [0140] 如图2所示,本申请的催化裂解生焦器300适用于调节热平衡。该生焦器300从下到上依次包括:预提升区I’,生焦反应区II’,和出口区III’。 [0141] 所述生焦器300从下到上依次设有预提升气体入口301、催化剂入口303、以及燃料油入口302,305,以及用于输入C4烃馏分和/或C5‑C6轻汽油馏分的。预提升气体入口301通常设置在预提升区I’,且一般在预提升区I’的底部。催化剂入口303可以设置在预提升区I’和/或生焦反应区II’,不过一般设置在预提升区I’,位于预提升区I’的下部,但是位于预提升气体入口301之上,以使得预提升气体能够提升输入的催化剂。如此,可以使再生催化剂得到预加速、预流化,改善催化剂的分布状况,有利于进入与燃料油的均匀接触和快速混 合。 [0142] 再生器500的底部(如图3所示)通过催化剂入口303与所述生焦器300相连通,使得催化剂能够进入生焦器发生生焦,得到带焦炭催化剂。所述生焦器300的顶部与油剂分离设备201相连通,使带焦炭催化剂与反应油气分离。 [0143] 在一种实施方式中,预提升区I’,生焦反应区II’,和出口区III’依次相连接,也即,预提升区I’的顶端与生焦反应区II’相连通,生焦反应区II’的顶端与出口区III’相连通。 [0144] 在本申请中,生焦器300上各自独立设置的预提升气体入口301、再生催化剂入口303、和一个或多个燃料油入口302位于生焦器300不同高度处。优选地,所述生焦器从下到上依次设有预提升气体入口301、和再生催化剂入口303。 [0145] 在本申请中,所述生焦器300的反应区为鼓泡床或湍流流化床。在一种实施方式中,所述反应区为中空圆柱形,其长径比为20:1至2:1。 [0146] 在一种实施方式中,从生焦器入口一个以上相同或不同的位置将所述生焦原料引入生焦器内。在一种实施方式中,从一个或以上相同或不同的位置将所述生焦原料引入生 焦器出口。 [0147] 在本申请中,所述生焦器可以设置一个或多个,例如一个、两个或更多个燃料油入口302,305。如图3所示,一个燃料油入口302位于生焦反应区的上游,一个燃料油入口305位于生焦反应区的下游。预提升气体经预提升气体入口301从生焦器300底部进入所述生焦器,来自再生器的高温再生催化剂和/或来自密相沉降段的沉降器催化剂进入生焦器300下 部,与预提升气体混合向上运动,通过燃料油入口302向生焦器注入生焦原油,与再生催化剂接触一起进入生焦器发生生焦反应。通过燃料油入口305向生焦器引入C4烃或C5‑C6轻汽油馏分,使之与生焦器的生焦反应区出来的物料混合,并一同引入到沉降器的密相沉降段 进行上述的第二催化裂解反应。 [0148] 本申请中,通过燃料油入口302喷入的燃料油可以包括直馏馏分油或二次加工馏分油。优选地,二次加工馏分油可以选自催化裂解柴油、催化裂解油浆、焦化汽油、焦化柴油和焦化蜡油中的一种或多种的混合油。 [0149] 在一种实施方式中,预提升区I’为中空圆柱形,其长径比为10:1‑2:1。在一种实施方式中,出口区III’为中空圆柱形,其长径比为30:1‑5:1。在一种实施方式中,预提升区I’、生焦反应区II’、出口区III’的内径之比为1:2:1‑:1:10:1。 [0150] 在一种实施方式中,所述生焦反应的条件包括:反应温度为460‑560℃,反应时间为1‑20秒,剂油重量比为(3‑30):1,预提升气体与生焦原料的重量比为(0.01‑0.5):1,线速度为0.2米/秒‑1.2米/秒,催化剂颗粒密度为300千克/立方米‑700千克/立方米。 [0151] 在一种实施方式中,所述生焦原料为装置自产裂解重油和二次加工馏分油,或它们的混合物。优选地,二次加工馏分油可以选自催化裂化柴油、催化裂解柴油、催化裂化油浆、催化裂解油浆、焦化汽油、焦化柴油和焦化蜡油中的一种或多种的混合油。更优选地,生焦原料为装置自产裂解重油。 [0152] 在一种实施方式中,所述生焦器的反应区线速度为0.2米/秒‑1.2米/秒,催化剂颗粒密度为300千克/立方米‑700千克/立方米。 [0153] 在一种实施方式中,所述预提升气体选自水蒸气、氮气、干气、富气或碳四馏分或它们的混合物,所述预提升气体与燃料油的质量比为0.01:1至0.05:1。 [0154] 在一种实施方式中,所述燃料油包括直馏馏分油或二次加工馏分油。优选地,二次加工馏分油可以选自催化裂解柴油、焦化汽油、焦化柴油和焦化蜡油中的一种或多种的混合油。 [0155] 在一种实施方式中,所述燃料油的雾化介质可以选自水蒸气、氮气或它们的混合物,所述雾化介质与燃烧油的质量比为0.01:1至0.5:1。 [0156] 在一种实施方式中,所述生焦器的出口温度为460‑560℃。 [0157] 在一种实施方式中,所述生焦器300设置在沉降器200的外部,且与催化裂解反应器100高低并列布置。所述生焦器的出口区III’与位于所述沉降器下部的密相沉降段205相连通,使得所述生焦器的物料进入密相沉降段205。在该密相沉降段205内,通过燃料油入口 305注入的C4烃或C5‑C6轻汽油馏分以及来自生焦器的物料(包括油气和油气)与油剂分离 设备201分离的第一待生催化剂接触,进行第二催化裂化反应,得到第二反应产物和第二待生催化剂。在一种实施方式中,生焦器300的出口端304与沉降器的密相沉降段205连通。在一种实施方式中,所述油剂分离设备201容纳在沉降器200的内部,用于使得所述油剂分离 设备201分离的催化剂在沉降器200内沉降。同时,密相沉降段205的下部设置有汽提气体入口207用于输入汽提气体例如水蒸气等,用于汽提密相沉降段205内的催化剂(包括第一待 生催化剂和第二待生催化剂,本申请总称之为沉降器催化剂)。所述再生器500与所述密相 沉降段205相连通,使得经过汽提的沉降器催化剂输送到所述再生器500。 [0158] 在一种实施方式中,所述沉降器的密相沉降段205设置有催化剂出口206;所述沉降器的催化剂出口206与所述再生器500相连通,使得所述沉降器内的沉降器催化剂输送到 所述再生器。 [0159] 如图3所示,再生器500用于再生待生催化剂,下部设置含氧气体入口501、待生催化剂入口505和两个再生催化剂出口506和出口508,内部设置有旋风分离器503,顶部设置 有烟气出口504。 [0160] 如图3所示,第一再生催化剂出口506与所述催化裂解反应器的再生催化剂入口103相连通,使得至少一部分再生催化剂循环回所述催化裂解反应器100。在一种实施方式 中,所述生焦器的预提升区I’的底端和/或所述生焦反应区II’的底端经配置为与所述再生器的第二再生催化剂出口508相连通;在一种实施方式中,生焦器的催化剂入口303与再生 器的第二再生催化剂出口508相连接,使得所述再生器的至少一部分再生催化剂循环回所 述生焦器300,使得催化剂能够进入生焦器发生生焦,得到带焦炭催化剂。 [0161] 在一种实施方式中,再生器的条件为:再生温度为550‑750℃,优选为600‑730℃,更优选为650‑700℃;气体表观线速为0.5‑3米/秒、优选为0.8‑2.5米/秒、更优选为1‑2米/秒,待生催化剂平均停留时间为0.6‑3分钟、优选0.8‑2.5分钟、更优选1‑2分钟。 [0162] 在一种实施方式中,循环回催化裂解反应器100的再生催化剂占再生催化剂总量的50‑90%,基于再生催化剂的总重量;循环回生焦器300的再生催化剂占再生催化剂总量的10‑50%,基于再生催化剂的总重量。 [0163] 经油剂分离设备201分离得到的反应油气(即反应产物)在集气室202中集气后经管线203输送至后继的反应产物分离装置(未示出)进行分离。该反应产物分离装置可以设 置有反应产物入口、干气出口、液化气出口、裂解汽油出口、和裂解重油出口,用于根据反应产物的馏程分离成干气、液化气、裂解汽油、以及裂解重油等组成。然后将干气和液化气经气体分离设备进一步分离得到甲烷、乙烯、丙烯、混合C4组分等,裂解汽油进一步分离得到裂解轻汽油和重汽油,从反应产物中分离乙烯、丙烯等方法与本领域常规技术方法相似,本发明对此没有限制,在此不详细描述。 [0164] 本申请提供的催化裂解系统中,所述沉降器、油剂分离设备、再生器、其他装置、反应产物分离系统等均可采用本领域技术人员所熟知的设备,这些设备之间的连接方式也可以按照本领域已知的方式进行。例如,所述油剂分离设备可以包括旋风分离器、出口快速分离器。 [0165] 采用本申请的催化裂解方法和系统,可以从轻质石油烃高效生产乙烯、丙烯等化工原料,不仅可以从根本上解决热平衡的问题,而且减少了传统喷燃烧油的方式对催化剂 和再生系统带来的损害,节约了催化剂成本,助力炼厂从炼油向化工原料生产的转型、发展和延伸,既解决了石化原料短缺的问题,又提高了炼厂的经济效益。 [0166] 下面将结合附图所示的优选实施方式来进一步说明本申请,但是并不因此而限制本申请。 [0167] 图3给出了本申请的催化裂解反应系统的优选实施方式。 [0168] 预提升气体经预提升气体入口101从裂解反应器100底部进入所述裂解反应器的预提升区I,自再生器的高温再生催化剂经催化剂入口103进入裂解反应器100下部的预提 升区I,与预提升气体混合向上运动,与来自原料油入口102的原料油接触在反应区II发生 第一催化裂解反应;带炭的催化剂和反应生成油气向上流动,进入出口区III经出口104进 入油剂分离设备201; [0169] 预提升气体经预提升气体入口301从生焦器300底部进入所述生焦器,来自再生器的高温再生催化剂经催化剂入口303进入生焦器300下部,与预提升气体混合向上运动,与 来自燃料油入口302的生焦原油接触一起进入生焦器发生生焦反应;带炭的催化剂和反应 生成油气向上流动,与经燃料油入口305引入的C4烃馏分或C5‑C6轻汽油馏分混合,经出口区304进入密相沉降段205。 [0170] 经油剂分离设备201分离后的反应油气进入集气室202,经油气管线203引入产品分离系统;分离后的待生催化剂进入沉降器的密相沉降段205,与经燃料油入口305引入的 C4烃馏分或C5‑C6轻汽油馏分接触并发生第二裂解反应,反应后的待生催化剂进入再生器 500;来自含氧气体入口501的含氧气体经气体分布器502后进入再生器,与带焦炭催化剂接触发生完全燃烧反应,彻底放出热量,再生后的部分催化剂返回催化裂化反应器循环使用,部分催化剂返回生焦器循环使用,再生烟气经旋风分离器503回收夹带的催化剂,经烟气出口504送至后续能量回收系统。 [0171] 实施例 [0172] 下面的实施例将对本申请予以进一步的说明,但并不因此而限制本申请。试验所用催化剂工业催化剂,商品牌号为NCC,裂解反应原料油为燕山直馏石脑油,取自燕山石化常减压装置。生焦原料为催化柴油,取自安庆石化催化裂解装置,两种原料性质见表1。 [0173] 实施例1 [0174] 在图3的系统进行试验,其中, [0175] 所用的催化裂解反应器的结构如下: [0176] 反应器总高度为10米,其中预提升区2米,内径为0.2米;反应区高度为5米,顶端横截面的内径为0.2米,底端横截面的内径为0.3米;出口区高度为3米,内径为0.2米。 [0177] 所用的生焦器300包括: [0178] 预提升区I,其长度为1米,内径为0.2米; [0179] 生焦反应区II,为湍流床反应器,其长度为3米,内径为0.4米; [0180] 出口区III,其长度为2米,内径为0.2米。 [0181] 该生焦器从下到上依次设有预提升气体入口301、再生催化剂入口303、和燃料油入口302,且均位于生焦器300的下部。 [0182] 燃料油入口302距生焦器底部的距离各自独立地为生焦器高度的10%。 [0183] 在催化裂解反应器上进行直馏石脑油的裂解反应试验,将预热的原料油从裂解反应器的下部引入,与来自再生器的再生催化剂接触并由下至上进行催化裂解反应,得到反 应产物和待生催化剂的油剂混合物,油剂混合物从反应器出口进入旋风分离器,反应产物 和待生催化剂快速分离,反应产物经冷却收集。 [0184] 预提升介质氮气进入生焦器下部与再生催化剂混合后向上流动,安庆油浆(生焦原料)与雾化介质(水蒸气)的混合物通过燃料油入口进入生焦器,与热的再生催化剂接触 并进行生焦反应,得到反应产物和带炭催化剂的油剂混合物;并在生焦器的出口区注入C5‑C6轻汽油馏分,连同油剂混合物一起送入沉降器下面的密相沉降段。 [0185] 待生催化剂和带炭催化剂在重力作用下进入密相沉降段,由水蒸气汽提出待生催化剂上吸附的烃类产物,汽提后的待生催化剂进入到再生器,与空气接触进行再生;再生后的催化剂再返回到催化裂解反应器和生焦器中循环使用。其中,循环回催化裂解反应器的 再生催化剂占全部再生催化剂的重量百分比为85%,循环回生焦器的再生催化剂占全部再 生催化剂的重量百分比为15%。操作条件和产品分布列于表2。 [0186] 从表2的结果可以看出,乙烯产率为24.95重量%,丙烯产率为25.13重量%,乙烯和丙烯总选择性为57.88%,甲烷产率为10.10%,甲烷选择性为11.67%,焦炭产率5.97%。 [0187] 对比例1 [0188] 按照图3的流程并参照实施例1进行试验,不同的是,该对比例1不开启生焦器,即如下进行催化剂的再生: [0189] 待生催化剂在重力作用下进入沉降器的汽提段,由水蒸气汽提出待生催化剂上吸附的烃类产物,汽提后的待生催化剂直接进入到再生器,与空气接触进行再生,同时在再生器床层内喷入燃料油进行燃烧放热,补充再生器热量;再生后的催化剂再返回到反应器中 循环使用。操作条件和产品分布列于表2。 [0190] 从表2的结果可以看出,乙烯产率为23.81重量%,丙烯产率为24.36重量%,乙烯和丙烯总选择性为56.57%,甲烷产率为10.54%,甲烷选择性为12.38%,焦炭产率3.7%。 [0191] 由以上实施例的结果可以看出,采用本申请的催化裂解反应系统,不仅可以降低甲烷产率、提高乙烯和丙烯选择性,而且可以高选择性地生焦,从反应系统方面为再生器提供热源,对再生系统无影响,有助于保持催化剂的物理与化学性能。 [0192] 在本申请的描述中,需要说明的是,术语“上”、“下”、“内”、“外”、“前”、“后”、“左”、“右”等指示的方位或位置关系为基于本申请工作状态下的方位或位置关系,仅是为了便于描述本申请和简化描述,而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作,因此不能理解为对本申请的限制。 [0193] 在本申请的描述中,需要说明的是,除非另有明确的规定和限定,术语“安装”“相连”“连接”应作广义理解。对于本领域的普通技术人员而言,可以具体情况理解上述术语在本申请中的具体含义。 [0194] 以上结合了优选的实施方式对本申请进行了说明,不过这些实施方式仅是范例性的,仅起到说明性的作用。在此基础上,可以对本申请进行多种替换和改进,这些均落入本申请的保护范围内。 [0195] 表1裂解反应原料和生焦原料性质 [0196] 直馏石脑油 安庆油浆3 20℃密度,千克/米 752.5 1068.6 70℃折射率 1.6361 2 100℃粘度,毫米/秒 11.5 残炭,%(重量) 0 4.79 碳含量,%(重量) 87.47 91.22 氢含量,%(重量) 14.53 8.06 硫含量,%(重量) 0.014 0.331 氮含量,毫克/千克 1.2 2100 碱性氮,毫克/千克 / 86 馏程,℃ 5%(体积) / 364.5 10%(体积) 90.9 373.2 30%(体积) 121.7 400.6 50%(体积) 145.8 425.6 70%(体积) 167.3 464.8 95%(体积) 197.5 / [0197] 表2实施例和对比例操作条件和结果 [0198] 实施例 对比例裂解反应器条件 裂解反应器出口温度,℃ 670 670 催化剂与原料进料量重量比 30:1 30:1 反应时间,秒 2.1 2 水蒸气与原料进料量重量比 0.3 0.3 生焦器条件 生焦器出口温度,℃ 650 催化剂与生焦原料进料量重量比 30 反应时间,秒 5 水蒸气与生焦原料进料量重量比 0.3 生焦原料占裂解反应器原料进料量比例,% 35 C5‑C6轻汽油馏分进料占裂解反应器原料进料量比例,% 5 再生器条件 再生器内的温度,℃ 720 720 再生器中油浆进料量占裂解反应器进料量比例,% 30 产品产率,重量% 干气 40.53 40.13 其中甲烷 10.10 10.54 其中乙烯 24.95 23.81 液化气 38.39 39.00 其中丙烯 25.13 24.36 裂解汽油 13.48 14.85 裂解重油 1.63 2.30 焦炭 5.97 3.7 合计 100.00 100.00 甲烷选择性,% 11.67 12.38 乙烯和丙烯总选择性,% 57.88 56.57 |