一種多產丙烯的催化轉化方法與流程
2023-10-11 18:20:34 2
本發明屬於石油烴類催化轉化
技術領域：
，特別涉及一種能提高丙烯產率的多產丙烯的催化轉化方法。
背景技術：
：丙烯是最重要的石油化工原料之一。70%的丙烯是石油烴經管式爐裂解法生產的，另外30%的丙烯由催化裂化工藝過程提供。借鑑常規重油催化裂化反應-再生系統的操作、設計經驗，國內外研究人員開發了一系列重油催化裂化生產丙烯的工藝技術。kbr與mobiltechnology公司共同開發了以重質油為原料生產丙烯的maxofin技術。該技術採用雙提升管反應器，第一根提升管中裂化常規的fcc原料，反應生成的石腦油進第二根提升管裂化增產丙烯，兩個提升管共用一個沉降器和再生器。uop公司開發了以碳四以上低碳烯烴為原料生產丙烯的rxpro技術，該技術同樣採用雙提升管反應器結構，第一提升管反應器用於重質原料的裂化，第二提升管反應器用於回煉第一反應器生成的c4組分和石腦油，兩個反應產物分別進入單獨的分餾系統；中國石油大學（華東）在兩段提升管催化裂化技術基礎上開發了tmp技術。該技術以重質油為原料，利用兩段提升管催化裂化工藝分段反應、催化劑接力和大劑油比的工藝特點，針對不同性質的反應物料進行進料方式的優化組合，控制不同物料適宜的反應條件，以達到提高丙烯產率的目的；實驗研究認為，流化床反應條件有利於提高丙烯的選擇性。中國石化石油化工科學研究院（石科院）開發了以重油為原料、丙烯為目的產品的dcc技術。該技術的反應器為提升管加流化床串聯式反應器，石科院在dcc工藝基礎上開發了採用新型組合式反應器體系的增強型催化裂解技術（dcc-plus），該技術與dcc工藝相同之處為均採用提升管反應器加流化床反應器的形式，不同之處在於dcc-plus工藝將再生器來的另外一股再生催化劑引入流化床反應器。無論dcc還是dcc-plus都將一個原料油反應器分為直接串聯的兩個裂化反應區，即提升管和流化床都進行催化裂化反應，提升管部分進行原料油裂化反應，流化床部分使提升管反應區的中間產物產品和催化劑進一步直接進入流化床反應區進行增產丙烯的二次裂化反應，原料油反應產物的全餾分，包括油漿、回煉油、柴油都進入流化床反應區繼續進行流化床內的二次反應，而油漿、回煉油、柴油部分富含芳烴，對丙烯產率貢獻很小，過度反應反而造成焦炭和幹氣產率增加；dcc和dcc-plus流化床裂化反應區的催化劑為原料油反應後的積碳催化劑，小分子組分催化裂化性能降低，為了提高丙烯產率往往需要進一步提高流化床反應區的反應溫度，必然導致催化裂化反應受到限制，熱反應增加，降低丙烯的選擇性，導致幹氣和焦炭產率偏高；流化床dcc和dcc-plus都使用再生劑循環，對固定的原料量流化床反應區的空速只能靠反應器內的催化劑藏量控制，為此反應部分自身需要設置催化劑藏量儲存、汽提和催化劑料位調節措施，增加了反應器的複雜性；另外在已有提升管和流化床串聯反應器中提升管底部也就是預提升段在整個反應過程溫度最高，提升管反應區是僅次於提升管底部預提升段的高溫區；流化床反應區與氣固分離器之間全部是稀相空間，並且油氣離開流化床時仍然攜帶大量催化劑，而油氣離開流化床到氣固分離器的停留時間20秒以上，造成反應不能及時終止，丙烯進一步熱裂解，影響產品分布及丙烯選擇性。現有雙提升管技術都是將不同餾分經分餾塔分離、換熱冷卻為液體後再返回反應器，不同餾分先經分餾塔換熱降溫為液體，分離後直接或經適當重新預熱後（仍然是液體）進第二反應系統進一步轉化，經過先降溫又升溫的過程，增加了設備和能耗投入，使工藝技術的經濟性大打折扣。技術實現要素：本發明為克服現有技術的缺陷，提供一種多產丙烯的催化轉化方法，第一反應器產物全部或部分直接以氣體狀態進入第二反應系統，降低了整個裝置的能耗，第二反應器採用再生劑在流化床或循環流化床進行反應，實現了獨立的高溫裂化反應；實現了流化床反應的快速終止，緩解了增產丙烯與降低幹氣之間的矛盾，在增加丙烯產率的同時，顯著降低了幹氣和焦炭等副產品的收率。本發明技術方案如下：一種多產丙烯的催化轉化方法，設置一個催化劑再生器和兩個反應系統；原料油在第一反應系統催化反應，本發明第一反應系統以增產丙烯和高烯烴汽油組分等丙烯前生物產率為目標，其反應產物即第一反應油氣全部或部分以氣態的形式進入第二反應系統進一步進行催化反應，提高丙烯產率；第二反應系統在比第一反應系統低的壓力下運行，第二反應系統的壓力一般比第一反應系統低50kpa至90kpa，技術人員可以根據具體設計情況調整；催化劑在一個再生器和兩個不同壓力的反應系統之間循環；兩個反應系統使用相同的催化劑；第一反應系統由第一反應器、第一沉降器、第一汽提器組成；第二反應系統由單獨的第二反應器、第二沉降器、第二汽提器組成；第一反應器與第一沉降器、第一汽提器同軸設置或第一反應器設置在第一沉降器和第一汽提器的外部；第二反應器自下而上依次包括原料氣輸送區、主反應區、反應產物輸送區；主反應區採用流化床或循環流化床；第二反應器與第二沉降器、第二汽提器同軸設置或第二反應器設置在第二沉降器和第二汽提器的外部；當第二反應器與第二沉降器、第二汽提器同軸設置時，第二沉降器和第二汽提器設置在主反應區流化床或循環流化床上方；第二反應器待生劑（即第二反應系統的待生劑）和來自再生器的催化劑進入第二反應器，實現第一反應油氣的再次流化催化裂化反應；其中來自再生器的催化劑直接進入主反應區，向第二反應器提供熱量，主反應區的反應溫度由來自再生器的催化劑量控制；部分第二反應器待生劑返回第二反應器，主反應區的空速由該部分第二反應器待生劑量控制；兩個反應系統的反應產物（即反應油氣）在各自的沉降器內實現氣固分離後流出沉降器，分離出的待生劑在各自的汽提器內經過汽提後進入共同的再生器再生，然後從再生器分別進入第一反應器底部的預提升段和第二反應器主反應區的流化床或循環流化床。本發明中，來自再生器的催化劑，或者為完全再生的再生劑（再生催化劑），或者為未完全再生的半再生劑，其區別在於積炭量不同，只要半再生劑的活性也能夠實現所需的催化反應。本發明提供了在第二反應器中部的主反應區向第二反應器提供熱量和來自再生器的催化劑、使高溫區出現在第二反應器中部的方案；本發明中所述流化床和循環流化床是氣固流態化專業的技術名稱，有明確的定義。上述的多產丙烯的催化轉化方法，第一反應系統以增產高烯烴汽油組分等丙烯前生物產率為目標，所述第一反應油氣（第一反應系統的反應產物）先進入預冷卻系統或預分餾系統，預冷卻系統使重組分液化，分成液體狀態的重組分和氣體狀態的輕組分，輕組分保持氣相狀態進入第二反應器進行再反應，達到增產丙烯的目的。本發明中，當油氣處理系統將第一反應油氣僅僅分成氣體和液體時，油氣處理系統可稱為預冷卻系統；當第一反應油氣分成三種及以上組分即液態重組分細分成兩個以上組分時，油氣處理系統成為預分餾系統。第一反應系統的反應產物先進入預冷卻系統或預分餾系統時，有工程設計經驗的技術人員能夠實施。本發明中，實踐上，重組分和輕組分的分割點是不固定的，可以調整，一般分割點在90℃至250℃。實際應用中可根據產品要求調整，通過調整預冷卻系統或預分餾系統的換熱實現，如何進行調整涉及分餾系統具體設計，為所屬領域的公知技術。上述的多產丙烯的催化轉化方法，所述第一反應油氣先進入預冷卻系統或預分餾系統，汽油餾分及沸點（或終餾點）更低的組分作為未液化烴類即氣體狀態輕組分，保持氣相狀態從第二反應器原料引入管和原料氣輸送區進入主反應區進行再反應；部分回煉油、加氫回煉油或加氫柴油（柴油組分進入加氫單元加氫後的成分）進入第二反應器主反應區下遊即裝置上方的反應產物輸送區，利用主反應區的反應產物和催化劑的熱量和催化劑進行再反應。上述的多產丙烯的催化轉化方法，所述第一反應油氣先進入預冷卻系統或預分餾系統，汽油餾分及沸點更低的組分作為輕組分保持氣相狀態從第二反應器原料引入管進入主反應區進行再反應；回煉油、柴油、加氫得到的加氫柴油、加氫回煉油中的一種或者組合進入第一反應器再進行催化裂化反應。上述的多產丙烯的催化轉化方法，來自再生器的催化劑通過分配器分配到反應區。本發明中，為了使催化劑在主反應區均勻分配，在主反應區內設置催化劑分配器，來自再生器的催化劑或再生劑和/或來自第二汽提器的第二反應器待生劑通過該分配器分配到主反應區，實現與第二反應器內催化劑的均勻混合。催化劑分配器是工業裝置常用的手段，催化劑分配器參數行業內技術人員能夠實施。第二反應器反應需要用蒸汽降低第二反應器內烴分壓，蒸汽總質量流量大於輕烴質量流量的15%，優選為20~40%；優先選擇在主反應區上遊的氣體輸送分配過程中或在主反應區補充蒸汽。上述的多產丙烯的催化轉化方法，所述的返回第二反應器的第二反應器待生劑，自第二汽提器引出，返回主反應區或原料氣輸送區。本發明從第二汽提器引出部分第二反應待生劑返回主反應區或原料氣輸送區，實現對反應空速的調節控制。上述的多產丙烯的催化轉化方法，所述的返回第二反應器的第二反應器待生劑，返回主反應區時，該催化劑通過分配器在主反應區內分配。上述的多產丙烯的催化轉化方法，從第二汽提器引出部分第二反應器待生劑返回第一反應器預提升段參與第一反應系統的反應。本發明提供了從第二反應系統汽提部分即第二汽提器引出部分第二反應器待生劑返回第一反應器預提升段，使第二反應器待生劑與再生劑混合後共同參與第一反應系統的反應的方案。上述的多產丙烯的催化轉化方法，在主反應區的流化床或循環流化床與原料氣輸送區間設置分布板或分布管，來自原料氣輸送區的反應物料經過分布板或分布管進入主反應區。本發明中，第一反應器和第二反應器各自設置獨立的汽提器和沉降器。第二反應器中，在主反應區完成反應後的第二反應油氣和催化劑快速進行氣固分離，實現在流化床或循環流化床內完成催化裂化反應後的反應快速終止。本發明的效果在於：1.本發明第一反應器餾分全部或部分直接以氣體狀態進入第二反應系統，降低了整個裝置的能耗；2.本發明第二反應器採用再生劑在流化床或循環流化床進行反應，實現了獨立的高溫裂化反應；3.本發明實現了流化床反應的快速終止，緩解了增產丙烯與降低幹氣之間的矛盾，在增加丙烯產率的同時，顯著降低了幹氣和焦炭等副產品的收率。附圖說明：圖1為本發明多產丙烯的催化轉化方法實施方式一示意圖；圖2為本發明多產丙烯的催化轉化方法實施方式二示意圖；圖3為本發明多產丙烯的催化轉化方法實施方式三示意圖；圖4為本發明多產丙烯的催化轉化方法實施方式四示意圖。圖中編號標記內容如下：1第一反應器，11第一再生斜管/立管，12第一待生立管，12a第一反應器待生劑，13新鮮原料油（即原料油），14原料油入口管，15第一反應器待生劑引入管，16第一反應器回煉油或加氫回煉油入口管；2第二反應器，2-1原料氣輸送區，2-2主反應區，2-3反應產物輸送區；21第二再生斜管/立管，22第二待生立管，22a、24a第二反應器待生劑，23第二反應器待生劑回流管/循環管，24第二反應器待生劑引出口，25第二反應器原料引入管，26分布板，26a分布管；27反應產物輸送區介質入口管；3第一沉降器，31第一反應器氣固旋風分離器，32第一反應油氣出口管，33第一反應油氣；4第一汽提器；5再生器，51再生器第一反應器待生劑入口管，52再生劑去第一反應器出口管，52a第一反應器再生劑，53再生劑去第二反應器出口管，53a第二反應器再生劑，54再生器第二反應器待生劑入口管；6第二沉降器，61第二反應器氣固旋風分離器，62第二反應油氣出口管，63第二反應油氣；7第二汽提器；8預冷卻系統或預分餾系統，81第一反應油氣入口管，82未液化烴類或氣體狀態輕組分，83油漿，84、86回煉油，85柴油；9、10加氫單元，91加氫回煉油；101加氫柴油；ar空氣；gas幹氣；va再生煙氣；ls蒸汽；w催化劑藏量；t溫度；c控制；wc藏量控制；tc溫度控制。具體實施方式：以下以具體實施例來說明本發明的技術方案，但本發明的保護範圍不限於此。具體實施過程如下：實施方式一：如圖1所示，設置一個催化劑再生器和兩個反應系統；原料油在第一反應系統催化反應，其反應產物即第一反應油氣33全部以氣態的形式進入第二反應系統進一步進行催化反應；兩個反應系統使用相同的催化劑；第一反應系統由第一反應器1、第一沉降器3、第一汽提器4組成；第二反應系統由單獨的第二反應器2、第二沉降器6、第二汽提器7組成；新鮮原料油13被蒸汽ls霧化後，經原料油入口管14進入第一反應器1，與經第一再生斜管11再生器5送來的第一反應器再生劑52a接觸後被氣化，並沿第一反應器1的提升管向上流動完成反應，第一反應油氣33經第一反應器氣固旋風分離器31分離出夾帶的催化劑後沿第一反應油氣出口管32流出；第一反應器1分離出的待生劑通進入第一沉降器3下方的第一汽提器4；被汽提後的第一反應器待生劑12a經第一待生立管12、再生器第一反應器待生劑入口管51進入再生器5再生；第二反應器2自下而上依次由原料氣輸送區2-1、主反應區2-2、反應產物輸送區2-3組成；主反應區2-2採用流化床或循環流化床；第二反應器2與第二沉降器6、第二汽提器7同軸設置，第二沉降器6和第二汽提器7設置在主反應區2-2流化床或循環流化床上方；第二反應器待生劑22a和來自再生器的催化劑同時進入第二反應器2，實現第一反應油氣33的再次流化催化裂化反應，具體地，第一反應油氣33以氣體狀態由第二反應器原料引入管25進入第二反應器2的流化床內，與經第二反應器待生劑引出口24從第二汽提器7引出的第二反應器待生劑24a和經第二再生斜管21、再生器5送來的第二反應器再生劑53a接觸並反應，反應產物和催化劑進入第二沉降器6，經第二反應器氣固旋風分離器61分離出夾帶的催化劑，第二反應油氣63從第二油氣出口管62流出第二沉降器6；第一反應器2分離出的待生劑進入第二沉降器6下方的第二汽提器7；被汽提後的第二反應器待生劑24a，一部分經第二反應器待生劑引出口24返回第二反應器2，其餘經第二待生立管22進入再生器5再生。返回第二反應器2的第二反應器待生劑24a的數量調節主反應區的催化劑空速；主反應區的反應溫度由第二反應器再生劑53a的數量調節控制；兩個反應系統的反應產物在各自的沉降器內實現氣固分離後流出沉降器，分離出的待生劑在各自的汽提器內經過汽提後進入共同的再生器5再生，然後從再生器5分別進入第一反應器1底部的預提升段和第二反應器主反應區2-2的流化床或循環流化床。實施方式二：如圖2所示，設置一個催化劑再生器和兩個反應系統；原料油在第一反應系統催化反應，其反應產物即第一反應油氣33全部以氣態的形式進入第二反應系統進一步進行催化反應；兩個反應系統使用相同的催化劑；新鮮原料油13被蒸汽ls霧化後，經原料油入口管14進入第一反應器1，與經第一再生斜管11再生器5送來的第一反應器再生劑52a接觸後被氣化，並沿第一反應器1的提升管向上流動進行反應；從第二待生立管22引出部分第二反應器待生劑22a，進入第一反應器1，與向上流動的第一反應器再生劑52a混合，繼續用於原料油的反應，反應溫度由第二反應器待生劑22a的量控制。完成反應後，第一反應油氣33經第一反應器氣固旋風分離器31分離出夾帶的催化劑後沿第一反應油氣出口管32流出；第一反應器1分離出的待生劑通進入第一沉降器3下方的第一汽提器4；被汽提後的第一反應器待生劑12a經第一待生立管12、再生器第一反應器待生劑入口管51進入再生器5再生；第二反應器待生劑22a和來自再生器的催化劑同時進入第二反應器2，實現第一反應油氣33的再次流化催化裂化反應，具體地，第一反應油氣33以氣體狀態由第二反應器原料引入管25進入第二反應器2的流化床內，與經第二反應器待生劑引出口24從第二汽提器7引出的第二反應器待生劑24a和經第二再生斜管21、再生器5送來的第二反應器再生劑53a接觸並反應，反應產物和催化劑進入第二沉降器6，經第二反應器氣固旋風分離器61分離出夾帶的催化劑，第二反應油氣63從第二油氣出口管62流出第二沉降器6；第一反應器2分離出的待生劑進入第二沉降器6下方的第二汽提器7；被汽提後的第二反應器待生劑24a，一部分經第二反應器待生劑引出口24返回第二反應器2，其餘經第二待生立管22進入再生器5再生；返回第二反應器2的第二反應器待生劑24a的數量調節主反應區的催化劑空速；主反應區的反應溫度由第二反應器再生劑53a的數量調節控制。實施方式三：如圖3所示，設置一個催化劑再生器和兩個反應系統；原料油在第一反應系統催化反應，其反應產物即第一反應油氣33部分以氣態的形式進入第二反應系統進一步進行催化反應；兩個反應系統使用相同的催化劑；第一反應系統由第一反應器1、第一沉降器3、第一汽提器4組成；第二反應系統由單獨的第二反應器2、第二沉降器6、第二汽提器7組成；新鮮原料油13被蒸汽ls霧化後，經原料油入口管14進入第一反應器1，與經第一再生斜管11再生器5送來的第一反應器再生劑52a接觸後被氣化，並沿第一反應器1的提升管向上流動完成反應，第一反應油氣33經第一反應器氣固旋風分離器31分離出夾帶的催化劑後沿第一反應油氣出口管32流出；第一反應器1分離出的待生劑通進入第一沉降器3下方的第一汽提器4；被汽提後的第一反應器待生劑12a經第一待生立管12、再生器第一反應器待生劑入口管51進入再生器5再生；第一反應油氣33經第一反應油氣入口管81先進入預冷卻系統或預分餾系統8，分離得到未液化烴類或氣體狀態輕組分82、油漿83和回煉油84，其中氣體狀態輕組分82為汽油餾分及沸點更低的組分，這部分組分作為第二反應器的原料，保持氣相狀態進入第二反應器2進行再反應；將回煉油84引入加氫單元9得到的加氫回煉油91經第一反應器回煉油或加氫回煉油入口管16進入第一反應器1，進行催化裂化反應；第二反應器2與第二沉降器6、第二汽提器7同軸設置；第二反應器待生劑22a和來自再生器的催化劑同時進入第二反應器2，實現第一反應油氣33的再次流化催化裂化反應，具體地，氣體狀態輕組分82由第二反應器原料引入管25進入第二反應器2的流化床內，與經第二反應器待生劑引出口24從第二汽提器7引出的第二反應器待生劑24a和經第二再生斜管21、再生器5送來的第二反應器再生劑53a接觸並反應，反應產物和催化劑進入第二沉降器6，經第二反應器氣固旋風分離器61分離出夾帶的催化劑，第二反應油氣63從第二油氣出口管62流出第二沉降器6；第一反應器2分離出的待生劑進入第二沉降器6下方的第二汽提器7；被汽提後的第二反應器待生劑24a，一部分經第二反應器待生劑引出口24返回第二反應器2，其餘經第二待生立管22進入再生器5再生。返回第二反應器2的第二反應器待生劑24a的數量調節主反應區的催化劑空速；主反應區的反應溫度由第二反應器再生劑53a的數量調節控制與實施方式一相比，本實施方式中第一反應油氣33僅未液化烴類進入第二反應器2進行催化裂化反應。液化下來的液體狀態的重組分一部分作為油漿83輸出裝置，一部分作為回煉油84先進入加氫單元9進行加氫，加氫回煉油91返回第一反應器1繼續進行催化裂化反應。實施方式四：如圖4所示，設置一個催化劑再生器和兩個反應系統；原料油在第一反應系統催化反應，其反應產物即第一反應油氣33部分以氣態的形式進入第二反應系統進一步進行催化反應；兩個反應系統使用相同的催化劑；第一反應系統由第一反應器1、第一沉降器3、第一汽提器4組成；第二反應系統由單獨的第二反應器2、第二沉降器6、第二汽提器7組成；新鮮原料油13被蒸汽ls霧化後，經原料油入口管14進入第一反應器1，與經第一再生斜管11再生器5送來的第一反應器再生劑52a接觸後被氣化，並沿第一反應器1的提升管向上流動完成反應，第一反應油氣33經第一反應器氣固旋風分離器31分離出夾帶的催化劑後沿第一反應油氣出口管32流出；第一反應器1分離出的待生劑通進入第一沉降器3下方的第一汽提器4；被汽提後的第一反應器待生劑12a經第一待生立管12、再生器第一反應器待生劑入口管51進入再生器5再生；第一反應油氣33經第一反應油氣入口管81先進入預冷卻系統或預分餾系統8，分離得到未液化烴類或氣體狀態輕組分82、油漿83、柴油85和回煉油86，其中氣體狀態輕組分82為汽油餾分及沸點更低的組分，這部分組分作為第二反應器2的原料，保持氣相狀態進入第二反應器2進行再反應；將回煉油86經第一反應器回煉油或加氫回煉油入口管16返回第一反應器1回煉，進行催化裂化反應；將柴油85引入加氫單元10得到的加氫柴油101，進入第二反應器主反應區下遊即裝置上方的反應產物輸送區2-3，利用主反應區的反應產物和催化劑的熱量和催化劑進行再反應；第二反應器2設置在第二沉降器6和第二汽提器7的外部；第二反應器待生劑22a和來自再生器的催化劑同時進入第二反應器2，實現第一反應油氣33的再次流化催化裂化反應，具體地，氣體狀態輕組分82由第二反應器原料引入管25進入第二反應器2的流化床內，與經第二反應器待生劑引出口24從第二汽提器7引出的第二反應器待生劑24a和經第二再生斜管21、再生器5送來的第二反應器再生劑53a接觸並反應，反應產物和催化劑進入第二沉降器6，經第二反應器氣固旋風分離器61分離出夾帶的催化劑，第二反應油氣63從第二油氣出口管62流出第二沉降器6；第一反應器2分離出的待生劑進入第二沉降器6下方的第二汽提器7；被汽提後的第二反應器待生劑24a，一部分經第二反應器待生劑引出口24返回第二反應器2，其餘經第二待生立管22進入再生器5再生。返回第二反應器2的第二反應器待生劑24a的數量調節主反應區的催化劑空速；主反應區的反應溫度由第二反應器再生劑53a的數量調節控制。實施例1本實施例使用的裝置見圖1；第一反應器：採用提升管形式，加工原料：150t/h重油，原料油性質見表1，重油預熱340℃；採用來自再生器的680℃再生劑，反應出口溫度510℃，反應時間1.5s；第二反應器：採用循環流化床形式，反應原料為第一反應器反應油氣，氣相進料。採用來自再生器的680℃再生劑和560℃待生劑進行反應，反應溫度560℃，循環流化床重時空速41/h，循環流化床內油氣流速1.2m/s，停留時間3.5s。再生器再生溫度680℃。實施例1實施結果如表2所示。對比例：使用石科院（石油化工科學研究院）dcc工藝，採用與實施例1相同的原料油，實施結果如表2所示。從表2可以看出，本發明與dcc工藝相比，轉化率增加了6.48個百分點，低價值產品幹氣、焦炭產率明顯下降，高價值產品丙烯產率明顯提高，其中幹氣產率下降了3.9個百分點，焦炭產率降低2.49個百分點，總烯烴產率增加5.11個百分點，丙烯產率增加了2.67個百分點。可見，本發明大幅的增加了丙烯產率，幹氣和焦炭產率大幅下降。表1原料油性質項目數據密度g/cm3（20℃）0.9035殘碳，w%0.22氫含量，w%12.56硫含量，w%0.31氮含量，w%0.19餾程，℃256～545表2實施例與已有技術對比項目實施例dcc工藝原料油提升管出口溫度510580第二反應器流化床反應溫度560560再生溫度680680產物分布%幹氣（h2～c2）5.329.13液化氣（c3～c4）40.5935.33汽油30.1828.81柴油13.2412.19重油3.084.28焦炭7.239.72損失0.360.54轉化率87.0980.61總烯烴產率35.7630.65丙烯18.1615.49丁烯13.2411.03乙烯4.364.13當前第1頁12