CN1696083A - 低碳烷烃无氧直接转化的定向反应催化裂化方法 - Google Patents

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Abstract

一种低碳烷烃无氧直接转化的定向反应催化裂化方法，是将预热后的石油烃原料注入第一反应器与来自第一再生器的热的裂化催化剂接触、反应，分离反应后的油气和积炭的催化剂，积炭的催化剂经汽提后进入第一再生器再生；反应后的油气送入后续产品分离***；将低碳烷烃注入第二反应器中，与来自第二再生器的芳构化催化剂接触、反应，使低碳烷烃转化为芳烃和氢气；分离所得到的反应产物与积炭的芳构化催化剂，积炭的芳构化催化剂经汽提后进入第二再生器再生，所得到的反应产物送入后续产品分离***，进一步分离为产品。

Description

低碳烷烃无氧直接转化的定向反应催化裂化方法
技术领域
本发明属于低碳烷烃无氧直接转化的定向反应催化裂化方法，更具体地说，是一种低碳烷烃芳构化与烃油催化裂化相组合的工艺方法。
背景技术
在石油加工工业中，催化裂化工艺与工程是最重要的工艺工程之一。目前催化裂化处理的原料绝大多数是重质原料，如蜡油、常压或减压渣油以及其它劣质原料，其技术发展除了开发适合各种重质、劣质原料的裂化催化剂和助剂外，还包括各种热量回收技术以及对于反应器或再生器的改进等，以适应新的需要、达到某种目的或效果。如开发催化裂化新型催化剂和助剂，以降低生焦、提高目的产品收率以及适应产品性质要求的降低汽油烯烃和硫含量等；改善原料与催化剂接触状况，提高目的产品收率的各种重油进料新型雾化喷嘴的设计；减少过裂化的提升管出口油气快速高效分离技术；减少生焦与损失、提高产品收率的待生剂高效汽提技术；两段再生、快速床+湍流床烧焦、烧焦罐等新型高效再生技术；以水等物料作终止剂，缩短反应时间，减少二次反应，提高轻油收率的提升管反应终止技术；以及高效回收过剩热量，提高掺渣比、降低能耗的各种取热设施和毫秒催化裂化、下行式反应器等新型反应器。
但即使采用了上述各种新技术，催化裂化装置的干气产率一般为2-4％，液化气的产率为10-20％，大多为15％左右。其中干气主要为甲烷、乙烷，液化气中烷烃一般占40％左右，这些富氢的低碳烷烃对催化装置的产率约10％，且大多价值较低，这就大大浪费了宝贵的石油资源。
天然气是重要的能源之一。天然气随产地的不同分为干气和湿气两大类，其中干气90％以上为甲烷，湿气除甲烷外，还有15-20％的C2-C4烷烃。目前90％以上的天然气作为燃料使用，化工利用天然气的方法主要有：(1)采用多步转化法，先用能耗极高的合成气生产工序将甲烷转化为合成气，再通过费托合成反应合成汽油、柴油、甲醇、乙二醇等液体产品；(2)通过氯化、氧氯化过程制备氯化甲烷；(3)高温裂化制乙炔等。甲烷或其它低碳烷烃直接脱氢转化为芳烃需要很高的温度，如甲烷脱氢生成苯和氢气，需要1357℃的高温。因此，甲烷单独直接利用很困难。
苯及其衍生物(BTX)是重要的有机化工原料。BTX主要通过石脑油重整或蒸汽裂解生产。由于石脑油的成本较高，因此，如能用低价值的催化干气、低碳烷烃和丰富的天然气生产BTX，将是非常诱人的。
天然气的利用是世界各国广泛关注的课题。与本发明比较接近的技术是甲烷的无氧芳构化工艺或技术。USP4239658提到要通过甲烷转化、获得6-10％的苯，至少需要1480-1580K的高温。USP4507517公开了使用氮化硼、多功能复合金属氧化物、高硅沸石担载Pt-Cr及Ga的催化剂和碳纤维材料上甲烷转化为芳烃的方法。欧洲专利EP22867用Ga-Re/HZSM-5催化剂，在973K(700℃)的反应温度下，甲烷转化率为4.9％。中国专利CN1167653、CN1174757用钼改性的HZSM-5或含P五元环沸石催化剂，在700℃下可以得到9％以上的甲烷转化率。CN1183398、CN1190032公开了含钼的其它类型沸石的芳构化催化剂。CN126604则采用微波处理上述催化剂，以提高甲烷转化率。CN1401431公开了MCM-49上载W或Mo的氧化物用于甲烷的无氧转化。CN1310220公开了用含Mo的化合物为主活性组元、添加W、Cr、Zn、Zr或贵金属氧化物为助剂的沸石催化剂，在500～750℃、500～3000h-1条件下甲烷的转化率为10％以上。上述甲烷转化均为固定床实验结果，并且绝大多数使用纯甲烷作原料。
发明人通过对部分反应进行热力学理论计算发现，可以发生下述反应的反应温度数据如下：
化学反应方程式                    需要的反应温度，℃
1、                         1357
2、             607
3、                557
4、                       667
5、              787
6、                              517
即在有乙烷、丙烷、丁烷和戊烷共存时，甲烷的芳构化温度可以下降570～840℃，这就使得甲烷的直接转化能在较缓和的条件下进行，有可能提高甲烷的转化率而生产成本又能大大降低。
发明内容
本发明的目的是在现有技术的基础上提供一种低碳烷烃芳构化与烃油催化转化过程相结合的工艺方法，使得低碳烷烃芳构化过程与烃油催化转化过程在热量、原料等方面互补，并且使宝贵的石油资源得到最大限度的利用，真正做到根据反应机理的不同，从分子管理角度出发，控制产品质量和产量。
本发明提供的方法如下：预热后的石油烃原料注入第一反应器与来自第一再生器的热的裂化催化剂接触、反应，分离反应后的油气和积炭的催化剂，积炭的催化剂经汽提后进入第一再生器再生；反应后的油气送入后续产品分离***；将低碳烷烃注入第二反应器中，与来自第二再生器的芳构化催化剂接触、反应，使低碳烷烃转化为芳烃和氢气；分离所得到的反应产物与积炭的芳构化催化剂，积炭的芳构化催化剂经汽提后进入第二再生器再生，所得到的反应产物送入后续产品分离***，进一步分离为产品。
本发明的有益效果主要体现在以下方面：
1、本发明用两个相同或不相同的反应器和再生器以及不同的催化剂进行连续反应，根据反应机理与不同催化剂的不同性能，按照目的产品的质量与产量的不同需要，科学合理地安排反应过程。
2、本发明通过在甲烷转化过程中引入其它低碳烷烃，使甲烷可以在较为缓和的条件下直接嵌入其它低碳烷烃而转化为BTX，开辟了甲烷直接转化的新途径。
3、本发明将催化裂化与甲烷嵌入式直接转化新工艺有机结合，既大大降低了催化裂化装置的低碳烷烃生成量，使得石油资源利用率大大提高，更重要的是为甲烷直接转化提供了原料与热量。
4、本发明所用催化剂功能专一，而且可以让催化剂在最适合该催化剂的环境与条件下使用，因此可以最大限度发挥催化剂性能，从而获得最好的产品分布与产品质量。
5、本发明所安排的不同反应环境考虑了不同催化剂与反应的区别，并在热量利用、催化剂再生、产品分离等方面联系紧密。
6、工业实施本发明时，现有重油催化裂化装置单一催化剂两段再生技术可以提供有益的操作、生产与管理经验，因此容易为企业接受。
具体实施方式
在本发明所述方法中，对第一反应器而言，所述石油烃原料为常规催化裂化原料，例如，蜡油、常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、溶剂脱沥青油、加氢精制蜡油或渣油等，可以选用上述原料中的任何一种或一种以上的混合物。对第二反应器而言，所述低碳烷烃是指C1-C5烷烃的混合物，它包括甲烷、乙烷、丙烷、丁烷和戊烷中的任意两种或两种以上的混合物。所述低碳烷烃还包括丁烷和戊烷的同分异构体，例如，2-甲基丙烷，2-甲基丁烷等。所述低碳烷烃可以来自天然气，也可以是来自FCC装置的富含甲烷的低碳烷烃混合物，还可以来自其它炼油或化工装置，如加氢裂化的液化气、常减压“三顶”低压瓦斯等。
本发明所适用的裂化催化剂为常规FCC催化剂，它可以是活性组分选自含或不含稀土的Y或HY型沸石，含或不含稀土的USY、ZSM-5系列沸石或具有五员环结构的高硅沸石、β沸石、镁碱沸石中的一种或几种，也可以是无定型硅铝催化剂。
本发明所述芳构化催化剂是以甲烷直接“嵌入”其它低碳烷烃特别是丙烷、丁烷生产芳烃为目的的芳构化催化剂。该催化剂的主要活性组元是以含或不含Zn、Ga、Mo、Re等元素周期表第4、5周期中的一种或几种金属修饰的多孔分子筛，为提高分子筛活性和稳定性，分子筛还含有P。分子筛包括ZSM-5系列沸石、β沸石和HMCM-22等。本发明所述芳构化催化剂可以是按照CN1167653、CN1174757、CN1183398、CN1190032、CN1401431、CN1310220等专利文献中所述的方法或与它们的类似方法制备的催化剂。
本发明所述的第一反应器为常规的催化裂化反应器，例如，提升管反应器、流化床反应器、下行式反应器、毫秒催化裂化(MSCC)、短接触(SCT)或折叠式等反应器以及它们的改进型式。第二反应器可以选用提升管反应器、流化床反应器、移动床反应器或固定床反应器中的任意一种。
在本发明提供的方法中，来自第二反应器的液体产品可与来自第一反应器的液体产品汇合后共同完成后续的产品分离、回收过程，而来自第二反应器的气体产品最好在与氢气和低碳烯烃分离后返回第二反应器继续参与反应(即回炼)。
在本发明提供的方法中，由于第二反应器中低碳烷烃的生焦率较低，为维持反应-再生***的热平衡，最好将第一再生器出口的高温烟气的一部分或全部通入第二再生器底部，为第二再生器中催化剂的再生提供足够的热量。
本发明所述方法可具体描述如下：来自第一再生器的热的裂化催化剂(650-800℃左右)经第一再生滑阀输送到第一反应器的底部，用蒸汽、干气或其它提升介质进行提升，使催化剂流化稳定后喷入预热后并良好雾化的石油烃原料，原料与催化剂接触并立即汽化、反应。反应条件如下：反应温度490-600℃，最好为495-530℃，反应压力0.05-0.40MPa，最好为0.1-0.25MPa，催化剂与原料的重量比为1-20∶1，最好为6-15∶1，水蒸汽与原料油的重量比为0.1-0.5∶1，最好为0.2-0.4∶1，反应时间为0.05-5.0秒，优选0.1-3.0秒，最优选0.5-1.5秒。反应产物与水蒸汽及反应后积炭的催化剂(待生剂)通过第一反应器出口的快速分离设施(如粗旋等)进行分离。待生剂经汽提后进入第一再生器烧焦，再生后的催化剂返回至第一反应器循环使用。由第一再生器排出的高温烟气的一部分或全部最好由第二再生器的底部输入第二再生器，为第二再生器中芳构化催化剂的再生提供一定的热量。
由第一反应器排出的反应油气经分馏、精馏(气分)分离液体油品和烯烃后，将所得到的干气(主要为甲烷、乙烷)、丙烷和丁烷馏分或含有上述馏分的天然气注入第二反应器，与来自第二再生器、温度为650-800℃的芳构化催化剂接触，在反应温度为450-780℃，最好500-750℃，反应压力0.05-0.40MPa，最好为0.1-0.25MPa，催化剂与低碳烷烃的重量比为1-40∶1，最好为10-25∶1的条件下进行芳构化反应。反应时间为1-50秒，最好为5-30秒。分离反应后的油气和催化剂。反应后的芳构化催化剂经汽提后进入第二再生器再生。反应油气进入产品分离单元，其中，分离出的液体产品可与第一反应器的液体产品合并，气体产品分离出氢气和烯烃后所得到的低碳烷烃返回第二反应器继续参与反应。
下面列举几种具体的实施方式进一步说明本发明提供的方法，但本发明并不因此而受到任何限制。
实施方式之一：采用二个独立的反应-再生***，且第一、第二反应器均为提升管反应器。预热到180～220℃的蜡油与减压渣油(掺渣比为40％以下)的混合物，在2-6％的雾化蒸汽作用下，与来自第一再生器、温度为700℃左右的重油催化裂化催化剂接触、反应，油气与带碳的催化剂一起向上流动。第一提升管的出口温度控制在520℃以下。约1.5-2.5秒后油气与催化剂进入二级旋风分离器分离，催化剂进入与第一反应器相连的第一沉降器的汽提段，经蒸汽汽提后进入第一再生器再生，高温的再生烟气由第二再生器底部进入第二再生器。第一沉降器的顶部压力为0.20MPa以下。油气进入分离***，分离汽油、柴油等液体产品和气体烯烃后的富含甲烷的低碳烷烃和/或富含低碳烷烃的天然气进入第二提升管反应器内，与来自第二再生器、温度为760℃左右的芳构化催化剂发生甲烷直接嵌入其它低碳烷烃的芳构化反应。第二提升管出口温度控制在650℃以下。约10秒后油气与带碳的芳构化催化剂进入与第二提升管出口相连的第二沉降器的二级旋分，油气去分馏***，带碳的芳构化催化剂经汽提后去第二再生器再生。第二沉降器的顶部压力为0.15MPa以下。
实施方式之二：第一反应器为提升管反应器，第二反应器为移动床反应器。预热到180-220℃的蜡油与减压渣油(掺渣比为60％以下)的混合物，在4-6％的雾化蒸汽作用下，与来自第一再生器、温度为730℃以下的重油催化裂化催化剂接触、反应，油气与带碳的催化剂一起向上流动。第一提升管的出口温度控制在530℃以下。约1.5-3.0秒后油气与催化剂进入二级旋风分离器分离，催化剂进入第一沉降器的汽提段，经蒸汽汽提后进入第一再生器再生，高温的再生烟气由第二再生器底部进入第二再生器。第一沉降器的顶部压力为0.20MPa以下。油气经分离后，干气、丙烷及丁烷与天然气进入第二反应器(移动床反应器)内，在低于30h-1的空速、600℃以下的反应温度以及第二沉降器的顶部压力为0.15MPa的条件下，发生甲烷直接嵌入低碳烷烃的芳构化反应。30秒后油气经二级旋分分离催化剂后去分馏***。催化剂经汽提后进入第二再生器烧焦再生。移动床的移动速率为10t/h。
实施方式之三：第一反应器为提升管反应器，第二反应器为固定床反应器。预热到180-220℃的蜡油与减压渣油(掺渣比为60％以下)的混合物，在4-6％的雾化蒸汽作用下，与来自第一再生器、温度为730℃以下的重油催化裂化催化剂接触、反应，油气与带碳的催化剂一起向上流动。第一提升管的出口温度控制在530℃以下。约1.5-3.0秒后油气与催化剂进入二级旋风分离器分离，催化剂进入第一沉降器的汽提段，第一沉降器的顶部压力为0.20MPa以下，经蒸汽汽提后进入第一再生器再生。引出一部分高温再生烟气，同时补充适量燃料到高温再生烟气中，使烟气的氧含量降低到0.001％以下。油气经分离后，无氧高温烟气、干气、丙烷及丁烷与天然气进入第二反应器(固定床反应器)内，在低于30h-1的空速、600℃以下的反应温度以及顶部压力为0.15MPa的条件下，发生甲烷直接嵌入低碳烷烃的芳构化反应。30秒后油气去单独或联合的分馏***。单独的分馏***分出气体，气体脱除大部分CO2后与第一反应器出口分离的气体合并，液体产品直接与第一反应器出口分离的液体合并。固定床反应器可以设置一个或一个以上。固定床内芳构化催化剂的寿命一般为半年或半年以上。芳构化催化剂失活后切换(一个以上反应器时)到另一个反应器，或切断进料进行烧焦再生。
下面的实施例将对本发明提供的方法予以进一步的说明，但本发明并不因此而受到任何限制。实施例中的原料油、天然气和催化剂的性质参见表1-4。其中，催化剂1为裂化催化剂，该剂是由中国石化股份公司齐鲁催化剂厂工业生产的，其商品牌号为MLC-500；催化剂2为芳构化催化剂，该剂是由抚顺石化公司石油三厂工业生产的，商品牌号为LAC-1。
                           实施例
本实施例说明：本发明提供的方法可将甲烷等低碳烷烃在较缓和的条件下直接嵌入其它低碳烷烃，从而转化为BTX。
采用表1所列的原料油2和表2所列的催化剂1，在连续反应-再生的中型提升管FCC装置上进行试验。试验步骤如下：原料油和高温水蒸汽混合后进入提升管反应器内与催化剂1接触、反应。反应产物、蒸汽和待生催化剂在沉降器内分离，反应产物进一步分离为气体和液体产品，待生催化剂经汽提后进入再生器烧焦，再生后的催化剂循环使用。从所得到的气体产品中分离出干气(甲烷、乙烷、丙烷等低碳烷烃的混合物)。将上述低碳烷烃的混合物即干气、表3中的天然气单独或干气与天然气按照一定比例(如1∶1)混合。在另一个小型固定床装置中，使上述气体烃类混合物分别与催化剂2接触、反应。分离反应产物。表4.1、4.2为实验条件、实验结果和产品性质。由表4.1和4.2可见，采用本发明提供的方法，可以将甲烷等低碳烷烃再转化为高价值的液体烃类化合物，其中大多为BTX。
表1
  原料编号   原料1   原料2
  密度(20℃)千克/米3   890.6   882.6
  凝点，℃   43   46
  残碳(CCR)，重％   4.3   2.9
  溴价，gBr/100g   3.6   4.6
运动粘度mm2/s   80℃   44.18   34.12
  100℃   24.84   19.18
  元素组成       碳，重％   86.54   86.35
      氢，重％   13.03   13.28
      硫，ppm   3000   2300
      氮，ppm   1300   1400
  馏程分析℃       初馏点   282   284
      10％   370   438
      30％   482   482
      50％   553   540
      70％   -   55(55％)
      90％   -   -
      终馏点   -   -
  烃族组，重％成       饱和烃   51.2   59.8
      芳烃   29.7   26.4
      胶质   18.3   13.2
      沥青质   0.8   0.6
  BMCI   52   50
表2
  催化剂编号   CAT1   CAT2
  化学组成，重％   氧化铝   52.1   -
  氧化稀土   1.00   -
  表观密度，千克/米3   890   690
  孔体积，毫升/克   -   0.212
  比表面积，米2/克   100   295.14
  磨损指数，重％时-1   2.1   2～4nm[1]   46.5
  筛分组成重％   0-40um   22.2   4～6nm[1]   12.78
  40-80um   63.9   6～10nm[1]   18.90
  ＞80um   13.9   10～21nm[1]   10.49
  微活，790℃，100％水蒸汽，27h   62   21～36nm[1]   8.09
  ＞36nm[1]   3.24
[1]、孔径分布，％
表3
  天然气的组成，体％   天然气1   天然气2
  O2   0.04   0.03
  N2   1.40   1.22
  CO2   1.40   1.30
  CH4   85.41   93.09
  C2H6   5.22   1.84
  C3H8   4.80   1.70
  C4H10   1.48   0.50
  C5H12   0.25   0.32
表4.1
  原料油   原料2
  催化剂   CAT1
  注水量，重％   1
  反应温度，℃   520
  剂油比   6
  停留时间，s   2.0
  压力，MPa   0.08
  产品分，重％布   干气   4.49
  液化气   15.70
  汽油   43.77
  柴油   24.70
  油浆   5.09
  焦炭   5.25
  损失   1.00
  对原料的干气产率，重％   氢气   0.15
  硫化氢   0.04
  甲烷   1.35
  乙烷   0.95
  乙烯   1.55
  丙烷   0.15
  丙烯   0.30
表4.2
  原料   干气   干气∶天然气1＝1∶1   干气∶天然气2＝1∶1   天然气2
  催化剂   CAT2   CAT2   CAT2   CAT2
  反应温度℃   550   600   650   650
  空速，h-1   1000   1000   1800   2000
  压力，MPa   常压   常压   常压   常压
  甲烷转化率，m％   26.01   30.54   37.23   38.15
  芳烃收率，m％   12.96   18.56   23.44   25.31
  其中：苯，m％   20.5   21.0   24.8   16.4
  甲苯，m％   28.4   29.8   32.1   23.0
  C8芳烃，m％   44.1   31.2   12.6   48.9
  C9+芳烃，m％   7.0   18.0   30.5   11.7

Claims (12)

1、一种低碳烷烃无氧直接转化的定向反应催化裂化方法，其特征在于预热后的石油烃原料注入第一反应器与来自第一再生器的热的裂化催化剂接触、反应，分离反应后的油气和积炭的催化剂，积炭的催化剂进入第一再生器再生；反应后的油气送入后续产品分离***；将低碳烷烃注入第二反应器中，与来自第二再生器的芳构化催化剂接触、反应，使低碳烷烃转化为芳烃和氢气；分离所得到的反应产物与积炭的芳构化催化剂，积炭的芳构化催化剂进入第二再生器再生，所得到的反应产物送入后续产品分离***，进一步分离为产品。
2、按照权利要求1的方法，其特征在于所述的石油烃原料选自：蜡油、常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、溶剂脱沥青油、加氢精制蜡油或渣油中的任意一种或一种以上的混合物。
3、按照权利要求1的方法，其特征在于所述的低碳烷烃是指C1-C5烷烃的混合物，它选自：甲烷、乙烷、丙烷、丁烷和戊烷以及它们的同分异构体中的任意两种或两种以上的混合物。
4、按照权利要求1或3的方法，其特征在于所述的低碳烷烃来自天然气、催化裂化装置或其它炼油或化工装置中富含甲烷的低碳烷烃混合物。
5、按照权利要求1的方法，其特征在于所述来自第一反应器和第二反应器的反应产物中的液体产品进入共用的产品分离***进行处理；而来自第一反应器的气体产品脱除低碳烯烃和氢气后注入第二反应器作为低碳烷烃原料的一部分或全部参与反应；来自第二反应器的气体产品脱除低碳烯烃和氢气后返回第二反应器继续参与反应。
6、按照权利要求1的方法，其特征在于将由所述第一再生器排出的再生烟气的一部分或全部经第二再生器底部引入第二再生器。
7、按照权利要求1的方法，其特征在于所述第一反应器中石油烃原料的反应条件如下：反应温度490-600℃、反应压力0.05-0.40Mpa、催化剂与原料的重量比为1-20∶1、水蒸汽与原料油的重量比为0.1-0.5∶1、反应时间为0.05-5.0秒。
8、按照权利要求7的方法，其特征在于所述第一反应器中石油烃原料的反应条件如下：反应温度490-530℃、反应压力0.1-0.25Mpa、催化剂与原料的重量比6-15∶1、水蒸汽与原料油的重量比0.2-0.4∶1、反应时间0.1-3.0秒。
9、按照权利要求1的方法，其特征在于所述第二反应器中低碳烷烃与来自第二再生器、温度为650-800℃的芳构化催化剂接触，反应条件如下：反应温度为450-780℃、反应压力0.05-0.40Mpa、催化剂与低碳烷烃的重量比为1-40∶1、反应时间为1-50秒。
10、按照权利要求9的方法，其特征在于所述第二反应器中低碳烷烃的反应条件如下：反应温度为500-750℃、反应压力0.1-0.25Mpa、催化剂与低碳烷烃的重量比为10-25∶1、反应时间为5-30秒。
11、按照权利要求1的方法，其特征在于所述第一反应器中反应后积炭的催化剂经汽提后进入第一再生器再生。
12、按照权利要求1的方法，其特征在于所述第二反应器中反应后积炭的芳构化催化剂经汽提后进入第二再生器再生。
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Cited By (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN103721743A (zh) * 2012-10-12 2014-04-16 中国石油化工股份有限公司 一种降低二氧化碳排放的催化剂再生方法
CN104250183A (zh) * 2013-06-26 2014-12-31 中石化洛阳工程有限公司 一种甲醇制芳烃并副产低碳烯烃的方法及装置
CN106609154A (zh) * 2015-10-21 2017-05-03 中国石油化工股份有限公司 一种由费托合成油生产汽油的方法
CN113620767A (zh) * 2020-05-08 2021-11-09 中国石油化工股份有限公司 一种生产低碳烯烃和芳烃的方法及反应***
WO2024108510A1 (zh) * 2022-11-24 2024-05-30 中国神华煤制油化工有限公司 一种石脑油制芳烃装置及方法
WO2024108511A1 (zh) * 2022-11-24 2024-05-30 中国神华煤制油化工有限公司 一种石脑油和甲醇耦合制芳烃装置及方法

Family Cites Families (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4816939A (en) * 1986-08-21 1989-03-28 Polaroid Corporation Magnetic recording media and servo systems using light-transmitting optical gratings
US4912273A (en) * 1988-01-19 1990-03-27 Mobil Oil Corp. Production of aromatic hydrocarbons from alkanes
CN1032697C (zh) * 1992-03-05 1996-09-04 中国石化洛阳石油化工工程公司 劣质汽油催化改质——芳构化方法
KR100228997B1 (ko) * 1994-10-03 1999-11-01 테라사끼 이와오 방향족 탄화수소의 제조방법
CN1317543A (zh) * 2000-04-07 2001-10-17 中国石油化工集团公司 多产乙烯和丙烯的烃类催化热裂解方法

Cited By (10)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN103721743A (zh) * 2012-10-12 2014-04-16 中国石油化工股份有限公司 一种降低二氧化碳排放的催化剂再生方法
CN103721743B (zh) * 2012-10-12 2016-01-20 中国石油化工股份有限公司 一种降低二氧化碳排放的催化剂再生方法
CN104250183A (zh) * 2013-06-26 2014-12-31 中石化洛阳工程有限公司 一种甲醇制芳烃并副产低碳烯烃的方法及装置
CN104250183B (zh) * 2013-06-26 2016-06-08 中石化洛阳工程有限公司 一种甲醇制芳烃并副产低碳烯烃的方法及装置
CN106609154A (zh) * 2015-10-21 2017-05-03 中国石油化工股份有限公司 一种由费托合成油生产汽油的方法
CN106609154B (zh) * 2015-10-21 2018-06-19 中国石油化工股份有限公司 一种由费托合成油生产汽油的方法
CN113620767A (zh) * 2020-05-08 2021-11-09 中国石油化工股份有限公司 一种生产低碳烯烃和芳烃的方法及反应***
CN113620767B (zh) * 2020-05-08 2023-11-10 中国石油化工股份有限公司 一种生产低碳烯烃和芳烃的方法及反应***
WO2024108510A1 (zh) * 2022-11-24 2024-05-30 中国神华煤制油化工有限公司 一种石脑油制芳烃装置及方法
WO2024108511A1 (zh) * 2022-11-24 2024-05-30 中国神华煤制油化工有限公司 一种石脑油和甲醇耦合制芳烃装置及方法

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