CN101760239B

CN101760239B - 一种催化裂化柴油的利用方法

Info

Publication number: CN101760239B
Application number: CN 200810240865
Authority: CN
Inventors: 龙军; 何宗付; 高永灿; 聂红; 高晓冬; 王子文; 卫剑
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: 2008-12-24
Filing date: 2008-12-24
Publication date: 2013-09-04
Anticipated expiration: 2028-12-24
Also published as: CN101760239A

Abstract

一种催化裂化柴油的利用方法，其中，该方法包括以下步骤：(1)将催化裂化柴油分离成沸点小于230℃的组分和沸点为230℃以上的组分；(2)在将多环芳烃转化为单环芳烃的条件下，对步骤(1)中得到的沸点为230℃以上的组分进行加氢；(3)从步骤(1)得到沸点小于230℃的组分和步骤(2)的加氢产物中分离出富含单环芳烃的柴油，并将得到的富含单环芳烃的柴油进行催化裂化。本发明的方法先将催化裂化柴油分离成沸点小于230℃的组分和沸点为230℃以上的组分，然后使沸点为230℃以上的组分中的多环芳烃加氢精制为单环芳烃，可以提高加氢选择性，制得芳烃含量和辛烷值高的FCC汽油。

Description

一种催化裂化柴油的利用方法

技术领域

本发明涉及一种催化裂化柴油的利用方法。

背景技术

随着原油资源劣质化、含酸油的加工以及流化床催化裂化(FCC)原料掺渣比的提高，导致催化裂化柴油(LCO)的性质越来越差，主要表现为十六烷值极低(＜25)。

对于LCO改质的方法通常是加氢精制或加氢改质后作为柴油产品或调和组分(欧Ш柴油要求十六烷值大于51)。对于上述劣质LCO的加氢改质，需要将其十六烷值提高25个单位以上，才能满足欧Ш排放要求。但这种劣质LCO的加氢改质需要消耗大量的氢气和极低的反应空速，装置建设和操作费用很高。因此，劣质LCO(十六烷值＜25)加氢改质生产柴油在某些情况下已不是一条经济可行的路线。

将劣质LCO先进行加氢饱和，然后作为FCC装置进料，生产高辛烷值汽油或调和组分，在某些情况下是一条经济可行的路线。

US 5,152,883公开了一种LCO、HCO以及澄清油经过加氢再回炼到FCC装置生产高辛烷值汽油的方法。该方法为重油经过FCC装置后，将FCC反应产物中LCO、HCO以及澄清油分离后，经加氢装置处理后，再将大于221℃以上的馏份分离出来后，回炼到FCC装置，可生产高辛烷值汽油。该方法将HCO和澄清油全回炼，FCC装置积炭等副反应增加，而且加氢装置加氢深度没有给出具体说明。

US 5,582,711公开了一种FCC和加氢装置联合加工方法。该方法包括两个或两个以上的催化裂化反应部分，其中在两个反应部分之间存在着一个加氢反应部分。原料经过FCC装置第一裂化反应部分后，分离出气体、石脑油、柴油以及塔底重组分，柴油和塔底重组分经过加氢装置处理后，加氢反应产物再经过分离，将石脑油和气体等轻组分分离，精制柴油和重组分再回炼到FCC装置第二裂化反应部分。将FCC装置第一反应部分产物、加氢装置分离出的轻组分以及FCC装置第二反应部分产物混合后再进行分离。该技术也是为了获得低分子烯烃和高辛烷值汽油。但由于塔底重组分回炼，导致FCC装置积炭增加，而且加氢装置处理难度也增加。

US 5,944,982为FCC工艺和加氢工艺的组合工艺，其中FCC工艺采用的是双提升管工艺，重质原料经过FCC装置第一提升管反应后，分离出相对较轻的组分和较重的组分，较轻组分(重石脑油和LCO)进加氢装置加氢处理后，加氢产物回炼到FCC装置第二提升管进行裂化反应。两部分产物具有独立的分离设备。该工艺为生产低碳烯烃和高辛烷值汽油。

US 6,123,830为FCC和加氢的组合工艺，原料首先经过第一套加氢装置处理后，去第一套FCC装置，反应产物经过分离后，柴油及塔底重组分去第二套加氢装置，进行加氢处理后，再去第二套FCC装置。两套FCC装置的反应产物混合后进行分离。该工艺采用了两套加氢装置和两套FCC装置，投资较高。

US 6,569,315原料经过FCC装置，将FCC装置产物中LCO和HCO分离出，将LCO和HCO经加氢装置处理后，再回炼到FCC装置，生产低分子烯烃和石脑油。

US 6,811,682为FCC装置提升管上有两个反应区域和两个进料注入口，原料进第一个注入口，反应产物中的LCO和HCO经加氢装置处理后，再回炼到FCC装置提升管上的第二个注入口(在第一个注入口的上游)，生产低分子烯烃和石脑油。

US 6,837,989装置提升管上有两个反应区域和两个进料注入口，原料进第一个注入口，反应产物中的LCO经加氢装置处理后，再回炼到FCC装置提升管上的第二个注入口(在第一个注入口的上游)，生产低分子烯烃和石脑油。

上述方法将劣质LCO先进行加氢饱和，然后作为FCC装置进料，虽然可以在一定程度上提高劣质LCO的利用率，但是以加氢过程的产物作为FCC装置的原料，会导致FCC汽油中芳烃含量降低，而导致FCC汽油辛烷值降低。

发明内容

本发明的目的是提供一种催化裂化柴油的利用方法，该方法可以制得芳烃含量和辛烷值高的FCC汽油。

本发明的发明人发现，在LCO中芳烃的主要以单环芳烃、双环芳烃为主，还有部分三环及三环以上的芳烃。芳烃化合物的分布取决于它们的沸点和碳原子数，单环芳烃如烷基苯、茚满或四氢萘等集中在低沸点馏分中(＜230℃)，双环芳烃如萘、萘类、苊类以及苊烯类则集中在柴油的中间馏分段中(230～310℃)，而三环和三环以上的芳烃则集中在柴油的重馏分中(＞310℃)。对于回炼到FCC装置的加氢精制LCO，生产高辛烷值汽油方案，要求精制后的LCO中，应富含单环芳烃，尽可能不含双环芳烃和三环芳烃，因为这些物质会导致FCC装置焦炭量的增加。现有的LCO利用方法将全部的劣质LCO加氢，在加氢过程中饱和选择性较差，使部分单环芳烃被饱和成环烷，以这样的加氢产物作为FCC装置的原料，会导致FCC汽油中芳烃含量降低，而导致FCC汽油辛烷值降低。在研究LCO中芳烃的组成及分布、加氢脱芳和催化裂化反应之后，提出了本发明的技术方案。

本发明提供了一种催化裂化柴油的利用方法，其中，该方法包括以下步骤：

(1)将催化裂化柴油分离成沸点小于230℃的组分和沸点为230℃以上的组分；

(2)在将多环芳烃转化为单环芳烃的条件下，对步骤(1)中得到的沸点为230℃以上的组分进行加氢；

(3)从步骤(1)得到沸点小于230℃的组分和步骤(2)的加氢产物中分离出富含单环芳烃的柴油，并将得到的富含单环芳烃的柴油进行催化裂化。

本发明的方法先将催化裂化柴油分离成沸点小于230℃的组分和沸点为230℃以上的组分，然后使沸点为230℃以上的组分中的多环芳烃加氢精制为单环芳烃，可以提高加氢选择性，制得芳烃含量和辛烷值高的FCC汽油。

附图说明

图1表示本发明的方法的一种优选实施方式的流程图。

具体实施方式

本发明提供的催化裂化柴油的利用方法包括以下步骤：

所述催化裂化柴油的馏程范围为180-400℃。本发明的方法尤其适用于劣质LCO，例如十六烷值小于25的LCO。

按照本发明的一种优选实施方式，在步骤(1)中可以将沸点为230℃以上的组分进一步分离成沸点为230-310℃的组分和沸点大于310℃的组分，并且在步骤(2)中分别对沸点为230-310℃的组分和沸点大于310℃的组分进行加氢，沸点为230-310℃的组分加氢的温度低于沸点大于310℃的组分加氢的温度。按照该优选实施方式，沸点为230-310℃的组分主要含有二环芳烃，沸点大于310℃的组分主要含有三环或三环以上的芳烃，对它们分别加氢，可以提高加氢选择性，有利于将多环芳烃加氢精制为单环芳烃，从而进一步降低FCC装置的焦炭量。

在步骤(1)中，可以采用常规的分离方法，例如，所述分离可以在分馏塔中进行，分馏塔的操作条件可以包括：进料温度为180-280℃、塔底温度为250-350℃，塔顶温度为120-250℃，塔顶压力为0.05-1.05MPa(表压)。从分馏塔顶部分出轻馏分段(沸点小于230℃的组分)、从分馏塔侧线分出中间馏分段(沸点为230-310℃的组分)以及从塔底分出重馏分段(沸点大于310℃的组分)。

在步骤(2)中，所述加氢的方法包括在加氢精制催化剂的存在下，将待加氢的组分与氢气接触。所述待加氢的组分是指沸点为230℃以上的组分、沸点为230-310℃的组分或沸点大于310℃的组分。接触的条件可以包括：反应温度为250-450℃，氢分压为1-12MPa，液时空速为0.3-10h^-1，氢油体积比为100-1500Nm³/m³；接触的条件优选包括：反应温度为260-420℃，氢分压为2-10MPa，液时空速为0.5-8.0h^-1，氢油体积比为150-1000Nm³/m³。在步骤(2)中，在加氢精制催化剂的作用下进行加氢脱硫、加氢脱氮、烯烃饱和和部分芳烃饱和反应。对于沸点为230-310℃的组分与氢气接触的条件，反应温度优选为250-400℃；对于沸点大于310℃的组分与氢气接触的条件，反应温度优选为280-450℃。

所述加氢精制催化剂可以为常规的各种加氢精制催化剂。加氢精制催化剂含有加氢活性成分和载体。所述的加氢活性成分为第VI族和/或第VIII族金属，所述的载体为耐热无机氧化物载体，优选为氧化铝、氧化硅、氧化钛、氧化锆以及分子筛中的一种或几种混合物。

本发明优选的加氢精制活性成分包括氧化镍、氧化钼、氧化钨、氟和氧化磷，载体为氧化硅-氧化铝。以催化剂的总量为基准，各成分的含量可以为：氧化镍1～10重量％，氧化钼和氧化钨之和为10～50重量％，氟1～10重量％，氧化磷0.5～8重量％，氧化硅-氧化铝40-85重量％。以所述载体为基准，优选地，氧化硅-氧化铝中的氧化硅的含量为2-45重量％，氧化铝的含量为55-98重量％；进一步优选氧化硅的含量为5-40重量％，氧化铝的含量为60-95重量％。所述氧化硅-氧化铝具有常规氧化硅-氧化铝载体的比表面和孔体积，氧化硅-氧化铝的比表面优选为150～350m²/g，进一步优选为180～300m²/g，氧化硅-氧化铝的孔容优选为0.4～1ml/g，进一步优选为0.5～0.8ml/g。

所述加氢精制催化剂还可以含有有机助剂，该有机助剂可以为含氧有机化合物和/或含氮有机物。优选的含氧有机化合物选自有机醇、有机酸中的一种或几种；优选的含氮有机化合物选自有机胺、有机铵盐中的一种或几种。例如，含氧化合物可以是乙二醇、丙三醇、聚乙二醇(分子量为200-1500)、二乙二醇、丁二醇、乙酸、马来酸、草酸、氨基三乙酸、1，2-环己烷二胺四乙酸、柠檬酸、酒石酸、苹果酸中的一种或几种，含氮有机化合物可以是乙二胺、乙二胺四乙酸(EDTA)和乙二胺四乙酸的铵盐中的一种或几种。所述有机物与以氧化物计的镍、钼和钨之和的摩尔比为0.03-2，优选为0.08-1.5。

加氢精制之后，可以对加氢精制产物进行冷却，然后进行气液分离，对液相物流进行切割。气液分离可以利用常规的方法，例如依次用高压分离器和低压分离器。

从步骤(1)得到沸点小于230℃的组分和步骤(2)的加氢产物中分离出富含单环芳烃的柴油。可以分别从沸点小于230℃的组分和步骤(2)的加氢产物中分离出富含单环芳烃的柴油，或者将沸点小于230℃的组分和步骤(2)的加氢产物混合，然后从混合物中分离出富含单环芳烃的柴油。

所述分离在分馏塔中进行，分馏塔的操作条件可以包括：进料温度为180-280℃、塔底温度为250-350℃，塔顶温度为120-250℃，塔顶压力为0.05-1.05MPa(表压)。汽油馏分(小于200℃馏分)从塔顶拔出，塔底得到富含单环芳烃的柴油馏分。

催化裂化可以采用本领域常规的催化裂化方法。催化裂化的条件可以包括：反应温度为450-600℃，剂油比为1-20，反应时间为0.2-8秒，雾化水蒸汽占进料量的1-20重量％，反应压力为常压-300千帕(表压)。催化裂化的条件优选包括：反应温度为490-560℃，剂油比为3-12，反应时间为1-2秒，雾化水蒸汽占进料量的4-8重量％，反应压力为100-300千帕(表压)。

所述催化裂化反应的装置可以为本领域所公知，一般为提升管反应器或提升管和床层反应器的结合。例如可以是重油流化催化裂化(RFCC)，也可以是催化裂解(DCC，提升管和密相床层反应器的组合)、多产异构烷烃催化裂化(MIP，提升管串联快速床层反应器的组合，即中国专利99105903.4中所描述的反应器)等装置中的一种或几种。

所述的催化裂化催化剂可以是由现有技术提供的任意一种或几种的组合。这些催化裂化催化剂通常含有沸石、无机氧化物和任选的粘土，各组分的含量分别为：沸石5～50重量％、无机氧化物5～95重量％、粘土0～70重量％。

所述沸石作为活性组分，选自大孔沸石和任选的中孔沸石，大孔沸石占活性组分的25～100重量％，优选50～100重量％，中孔沸石占活性组分的0～75重量％，优选0～50重量％。

所述大孔沸石选自Y型沸石、稀土Y型沸石(REY)、稀土氢Y型沸石(REHY)、超稳Y型沸石(USY)、稀土超稳Y型沸石(REUSY)中的一种或两种以上的混合物。

所述中孔沸石选自ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，也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，ZSM系列沸石选自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任一种或任几种的混合物。

所述无机氧化物作为粘接剂，选自二氧化硅(SiO₂)和/或三氧化二铝(Al₂O₃)。

所述粘土作为基质，即载体，选自高岭土和/或多水高岭土。

关于催化裂化加工工艺及其所采用的催化剂在US 6,495,028、CN110116C、CN1072032C、CN1814705A、CN1814707A、CN1854251A和CN1854254A等中都分别进行了描述，这里一并作为参考引用。

图1表示本发明的方法的一种优选实施方式的流程图。来自原料油管线1的催化裂化原料油(蜡油或渣油)与来自加氢柴油管线2的加氢柴油混合后，进入催化裂化装置3。从催化裂化装置3出来的反应产物经管线4进入分馏和吸收稳定***5，可得到干气6、液化气7、高辛烷值汽油8、劣质柴油9以及重油10。劣质柴油9进入第一分馏塔11，从塔顶分出柴油轻馏分段(＜230℃)12，从塔侧线分出柴油中间馏分段(230～3 10℃)13，富含双环芳烃，从塔底分出柴油重馏分段(＞310℃)14，富含三环芳烃。柴油中间馏分段13进第一加氢反应区域15，将双环芳烃饱和成单环芳烃。柴油重馏分段14进入第二加氢反应区域16，将三环芳烃饱和成单环芳烃。第一加氢反应区域的液相产物17、第二加氢反应区域的液相产物18以及第一分馏塔顶柴油轻馏分段12混合，混合油19进入第二分馏塔20，塔顶拔出汽油馏分21，塔底为精制柴油22，富含单环芳烃。精制柴油与催化裂化原料混合作为催化裂化装置进料。

下面的实施例将对本发明提供的方法，予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。

实施例中所用加氢精制催化剂的商品牌号为RS-1000，由中国石化股份有限公司催化剂长岭分公司生产。催化裂化催化剂为MLC-500平衡剂，由中国石化股份有限公司催化剂齐鲁分公司生产、提供，其具体性质见表6所示。

实施例中所用的原料油A为一种常规劣质重油，其主要性质如表1所示。

实施例1

原料油A进入催化裂化装置，反应产物经过主分馏塔和吸收稳定***后，得到干气、液化气、高辛烷值汽油、重油以及LCO(十六烷值为24)。其中所得的LCO经过第一分馏塔后分成轻、中、重三个馏分段，中间馏分段和重馏分段分别进入第一加氢区域和第二加氢区域。将轻馏分油、第一加氢区域的液相产物、第二加氢区域液相产物混合后进入第二分馏塔。在第二分馏塔中将汽油馏分拔出，精制柴油回炼到催化裂化装置。本实施例原料油A的性质见表1，经过加氢后的回炼精制柴油B的性质见表2，联合装置的操作条件见表3。产品分布见表7，主要性质见表8。

表1催化裂化装置进料性质

原料油编号	A
		密度(20℃)，g/cm³	0.9025
粘度(80℃)，mm²/s	24.38
		粘度(100℃)，mm²/s	13.88
凝点，℃	37
		残炭，重量％	3.82
元素组成，重量％
		C	86.86
H	12.86
		S	0.13
N	0.26
		金属含量，μg/g
Fe/Na	8.9/7.1
		Ni/V	5.2/.9
Ca	9.9
		组成，重量％
饱和烃	67.6
		芳烃	21.1
胶质	10.5
		沥青质	0.8
馏程，℃
		HK	307
50％	479
		70％	551

表2回炼精制柴油性质

回炼精制柴油	B
		密度，g/cm³	0.8605
折光，(20℃)	1.4820
		硫含量，μg/g	33.7
氮含量，μg/g	18.6
		组成
链烷烃	35.3
		总环烷烃	7.7
总饱和烃	43
		总单环芳烃	54.1
总双环芳烃	2.6
		三环芳烃	0.3
总芳烃	57
		馏程D-86，℃
HK，℃	187
		50％	248
KK，℃	358

表3装置主要反应参数

编号	实施例1
		第一加氢反应区
氢分压，MPa	6.4
		反应温度，℃	310
液时体积空速，h^-1	2.5
		氢油体积比，Nm³/m³	400
第二加氢反应区
		氢分压，MPa	6.4
反应温度，℃	320
		液时体积空速，h^-1	2.0
氢油体积比，Nm³/m³	500
		催化裂化反应区
反应器模式	MIP反应器
		提升管出口反应温度，℃	510
第二快速床反应区温度，℃	490
		再生温度，℃	698
精制柴油回炼比，重量％	20-25
		油浆回炼比，重量％	5-8

表4催化裂化试验催化剂性质

催化剂名称	MLC-500平衡剂
		化学组成，，重量％
Al₂O₃	54.5
		Na₂O	0.33
RE₂O₃	0.2
		物理性质：
孔体积，ml/g	0.12
		比表面积，m²/g	94
堆积密度，g/cm³	0.84

对比例1

原料油A混合后进入催化裂化装置，反应产物经过主分馏塔和吸收稳定***后，得到干气、液化气、高辛烷值汽油、重油以及LCO(十六烷值为24)。其中所得的LCO直接进入加氢反应器进行反应，将汽油馏分拔出，精制柴油回炼到催化裂化装置。经过加氢后的回炼精制柴油C的性质见表5。联合装置的操作条件见表6。产品分布见表7，主要性质见表8。

表5回炼精制柴油性质

回炼精制柴油	C
		密度，g/cm3	0.8569
折光，(20℃)	1.4799
		硫含量，μg/g	18
氮含量，μg/g	9.6
		组成
链烷烃	35.2
		总环烷烃	27.8
总饱和烃	53
		总单环芳烃	34.0
总双环芳烃	2.7
		三环芳烃	0.3
总芳烃	37
		馏程D-86，℃
HK，℃	185
		50％	246
KK，℃	357

表6装置主要反应参数

编号	对比例1
		加氢反应区
氢分压，MPa	6.4
		反应温度，℃	340
液时体积空速，h^-1	1.5
		氢油体积比，Nm³/m³	400
催化裂化反应区
		反应器模式	MIP反应器
提升管出口反应温度，℃	505
		第二快速床反应区温度，℃	490
再生温度，℃	698
		精制柴油回炼比，重量％	20-25
油浆回炼比，重量％	5-8

表7催化裂化装置产品分布

产物分布，重量％	实施例1	对比例1
			干气	4.50	5.00
液化气	17.00	17.50
			汽油	62.00	62.60
油浆	6.50	5.50
			焦炭	9.50	8.90
损失	0.5	0.50
			合计	100.00	100.00

表8催化裂化汽油主要性质

汽油产品组成，重量％	实施例1	对比例1
			链烷烃	38.82	42.32
烯烃	28.00	28.50
			环烷烃	9.80	10.20
芳烃	23.38	19.98
			辛烷值RON	92.1	90.7

从表8可以看出，实施例1的FCC汽油的芳烃含量为23.38重量％，辛烷值为92.1，对比例1的FCC汽油的芳烃含量仅为19.98重量％，辛烷值也仅为90.7，说明采用本发明的方法可以显著提高FCC汽油的芳烃含量和辛烷值。将表2和表5中的结果对比可以看出，本发明的方法还可以显著提高精制柴油的芳烃含量。

Claims

1.一种催化裂化柴油的利用方法，其特征在于，该方法包括以下步骤：

(3)从步骤(1)得到沸点小于230℃的组分和步骤(2)的加氢产物中分离出富含单环芳烃的柴油，并将得到的富含单环芳烃的柴油进行催化裂化；其中，所述催化裂化柴油的十六烷值小于25。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化裂化柴油的馏程范围为180-400℃。

3.根据权利要求1所述的方法，其中，在步骤(1)中将沸点为230℃以上的组分进一步分离成沸点为230-310℃的组分和沸点大于310℃的组分，并且在步骤(2)中分别对沸点为230-310℃的组分和沸点大于310℃的组分进行加氢，沸点为230-310℃的组分加氢的温度低于沸点大于310℃的组分加氢的温度。

4.根据权利要求3所述的方法，其中，对沸点为230-310℃的组分进行加氢的方法包括在加氢精制催化剂的存在下，将沸点为230-310℃的组分与氢气接触，接触的条件包括：反应温度为250-400℃，氢分压为1.0-12.0MPa，液时空速为0.3-10.0h^-1，氢油体积比为100-1500Nm³/m³；对沸点大于310℃的组分进行加氢的方法包括在加氢精制催化剂的存在下，将沸点大于310℃的组分与氢气接触，接触的条件包括：反应温度为280-450℃，氢分压为1.0-12.0MPa，液时空速为0.3-10.0h^-1，氢油体积比为100-1500Nm³/m³。

5.根据权利要求3所述的方法，其中，在步骤(1)中，所述分离在分馏塔中进行，从分馏塔顶部分出沸点小于230℃的组分、从分馏塔侧线分出沸点为230-310℃的组分以及从塔底分出沸点大于310℃的组分，分馏塔的操作条件包括：进料温度为180-280℃、塔底温度为250-350℃，塔顶温度为120-250℃，塔顶压力为0.05-1.05MPa。

6.根据权利要求1所述的方法，其中，在步骤(2)中，所述加氢的方法包括在加氢精制催化剂的存在下，将沸点为230℃以上的组分与氢气接触，接触的条件包括：反应温度为250-450℃，氢分压为1-12MPa，液时空速为0.3-10h^-1，氢油体积比为100-1500Nm³/m³。

7.根据权利要求6所述的方法，其中，接触的条件包括：反应温度为260-420℃，氢分压为2-10MPa，液时空速为0.5-8h^-1，氢油体积比为150-1000Nm³/m³。

8.根据权利要求1所述的方法，其中，在步骤(3)中，所述分离在分馏塔中进行，从塔底分出富含单环芳烃的柴油，分馏塔的操作条件包括：进料温度为180-280℃、塔底温度为250-350℃，塔顶温度为120-250℃，塔顶压力为0.05-1.05MPa。

9.根据权利要求1所述的方法，其中，在步骤(3)中，催化裂化的条件包括：反应温度为450-600℃，剂油比为1-20，反应时间为0.2-8秒，雾化水蒸汽占进料量的1-20重量％，反应压力为常压-300千帕。