醇和/或醚制烯烃产物的分离和副产利用的方法

摘要

本发明涉及一种醇和/或醚制烯烃产物分离和副产利用的方法，主要解决现有技术中醇和/或醚制烯烃生产过程中能耗高、副产利用的问题。本发明通过采用包含如下步骤：醇和/或醚在反应器中转化为烯烃为主要反应产物，反应产物经产品气浓缩区浓缩后获得混合烃类产物；混合烃类产物送入预分离塔中分离为碳五及更重组分和碳四及更轻组分；碳四及更轻组分经增压后送入吸收解吸系统，分离为吸收尾气、碳三组分、碳四组分；吸收尾气作为乙苯反应区的一股进料；碳四组分至少部分返回醇和/或醚制烯烃反应器的技术方案，较好地解决了上述问题，可用于醇和/或醚制烯烃的工业生产中。

权利要求

1.一种醇和/或醚制烯烃产物分离和副产利用的方法，包含如下步骤：醇和/或醚在反应器中转化为烯烃为主要反应产物，反应产物经产品气浓缩区浓缩后获得混合烃类产物；

混合烃类产物送入预分离塔中分离为碳五及更重组分和碳四及更轻组分；碳四及更轻组分经增压后送入吸收解吸系统，分离为吸收尾气、碳三组分、碳四组分；吸收尾气作为乙苯反应区的一股进料；碳四组分至少部分返回醇和/或醚制烯烃反应器；

其中，所述预分离塔操作压力为0.1～1.2MPa，塔釜温度为70～171℃；

所述吸收解吸系统包含吸收塔、解吸塔和脱丙烷塔；

所述吸收塔操作压力为1.0～1.6MPa，操作温度为30～60℃，吸收剂用量为吸收塔气相进料质量流量的1.0～3.0倍；所述解吸塔操作压力为1.0～2.0MPa，塔釜操作温度为60～

100℃；所述脱丙烷塔操作压力为0.6～1.5MPa，塔釜操作温度为70～110℃。

2.根据权利要求1所述醇和/或醚制烯烃产物分离和副产利用的方法，其特征在于所述碳四及更轻组分增压后压力为1.0～2.0MPa。

3.根据权利要求1所述醇和/或醚制烯烃产物分离和副产利用的方法，其特征在于从所述脱丙烷塔釜获得碳四组分，该碳四组分至少部分作为吸收塔的吸收剂。

4.根据权利要求1所述醇和/或醚制烯烃产物分离和副产利用的方法，其特征在于从所述吸收尾气与外界送入含苯物料在乙苯反应区反应生成乙苯。

5.根据权利要求1所述醇和/或醚制烯烃产物分离和副产利用的方法，其特征在于所述混合烃类产物中以重量百分比计，碳五及更重组分的含量为大于2.1％。

6.根据权利要求5所述醇和/或醚制烯烃产物分离和副产利用的方法，其特征在于所述混合烃类产物中以重量百分比计，碳五及更重组分的含量优选为大于4.2％。

说明书

醇和/或醚制烯烃产物的分离和副产利用的方法

技术领域

[0001] 本发明涉及一种醇和/或醚制烯烃产物分离和副产利用的方法。技术背景

[0002] 乙烯、丙烯是一种需求量很大的基本有机化工原料，受环氧乙烷、聚乙烯、聚丙烯、丙烯腈、异丙苯、环氧丙烷等乙烯、丙烯衍生物需求的增长，相应乙烯、丙烯的需求也快速增长。传统的乙烯和丙烯主要来自于石油加工过程，随着石油资源的日益匾乏，发展由煤或天然气等非石油资源制备乙烯、丙烯的技术越来越引起国内外的重视。由煤制乙烯、丙烯通常采用煤制合成气、合成气制取甲醇、再经醇和/或醚制乙烯、丙烯的工艺路线。其中煤制合成气和合成气制取甲醇工艺技术已经非常成熟。醇和/或醚制乙烯、丙烯技术经过多年发展，也已经实现了工业化，其代表的技术有中国石化的S-MTO技术、大连物化所D-MTO技术、UOP的MTO技术、Lurgi的MTP技术、中国石化的S-MTP技术等。但是由于醇和/或醚制乙烯、丙烯产物组成复杂，产物包括碳一至碳九甚至更重的组分，普遍存在分离工艺流程长、装置能耗高的问题。如何降低醇和/或醚制乙烯、丙烯工艺的能耗，尤其是开发低能耗的产物分离方法，成为需要重点研究的课题。

[0003] 传统烃类产物分离普遍采用精馏分离。典型的分离流程包括前脱甲烷的顺序分离流程、前脱乙烷分离流程和前脱丙烷分离流程。例如在CN1431982A专利中，醇和/或醚制丙烯反应产物经过冷却分离出烃类和水后，气相烃类经前脱乙烷流程首先分离出碳二及更轻组分和碳三及更重组分，然后在脱丙烷塔中分离出含有丙烯的碳三组分和碳四及更重组分，由于碳二烯烃和碳四碳五烯烃都可以在醇和/或醚制丙烯反应器中进一步转化为丙烯，从脱乙烷塔获得的碳二及更轻组分和从脱丙烷塔获得的碳四及更重组分部分的返回醇和/或醚制丙烯反应器。传统的烃类产物分离方法由于采用了精馏操作，要么是高压来提高精馏塔的操作温度，要么是采用低温冷剂，因此普遍存在能耗高的问题。

[0004] 美国专利US5326929提出了一种用溶剂吸收分离氢、甲烷与碳二组分的方法。但是该方法在大于3.2MPa的压力下再生溶剂，导致再生温度很高，高达150℃，溶剂再生后又需要降温冷却，从而导致该工艺能耗巨大。

[0005] 中国专利CN101353286提出了一种含轻质气体的非深冷低碳烃分离方法。该方法首先把进料气体通过压缩机升压至2.0至4.0MPa，然后通过预切割塔分离把大部分碳二组分和甲烷分离，然后在吸收塔中用溶剂吸收甲烷中夹带的碳二。由于大部分碳二和全部的碳三及更重组分在预分离塔中切出，吸收塔的气相进料负荷下降，吸收剂用量也相应的下降，因此，该专利称该方法的能耗比现有油吸收分离技术的能耗低。但是当进料气体中含有碳六及更重组分时，该方法由于没有把碳六及更重组分从吸收剂中切出，导致大量的碳六及更重组分在吸收解吸系统中循环，使得能耗会大幅增加，吸收效率下降，吸收解析系统中的塔设备塔径增大，从而也使得投资也相应增加。而在醇和/或醚制烯烃工艺中，反应产物中含有一定量的碳六及更重组分，因此采用该方法不可避免的会有能耗高、投资增加的缺点。

[0006] 由于现有技术均存在装置能耗高、、副产利用的问题，本发明有针对性的解决了上述问题，充分利用副产。

发明内容

[0007] 本发明所要解决的技术问题是现有技术中存在装置能耗高、副产利用的问题，提供一种醇和/或醚制烯烃产物分离和副产利用的方法。该方法用于醇和/或醚制烯烃产物的分离时具有能耗低、经济性好、副产利用充分的优点。

[0008] 为解决上述问题，本发明采用的技术方案如下：一种醇和/或醚制烯烃产物分离和副产利用的方法，包含如下步骤：醇和/或醚在反应器中转化为烯烃为主要反应产物，反应产物经产品气浓缩区浓缩后获得混合烃类产物；混合烃类产物送入预分离塔中分离为碳五及更重组分和碳四及更轻组分；碳四及更轻组分经增压后送入吸收解吸系统，分离为吸收尾气、碳三组分、碳四组分；吸收尾气作为乙苯反应区的一股进料；碳四组分至少部分返回醇和/或醚制烯烃反应器。

[0009] 上述技术方案中，所述预分离塔操作压力为0.1～1.2MPa，塔釜温度为70～171℃。

[0010] 上述技术方案中，所述碳四及更轻组分增压后压力为1.0～2.0MPa。

[0011] 上述技术方案中，所述吸收解吸系统包含吸收塔、解吸塔和脱丙烷塔。

[0012] 上述技术方案中，所述脱丙烷塔釜获得碳四组分，该碳四组分至少部分作为吸收塔的吸收剂。

[0013] 上述技术方案中，所述吸收尾气与外界送入含苯物料在乙苯反应区反应生成乙苯。

[0014] 上述技术方案中，所述吸收塔操作压力为1.0～1.6MPa，操作温度为30～60℃，吸收剂用量为吸收塔气相进料质量流量的1.0～3.0倍。

[0015] 上述技术方案中，所述解吸塔操作压力为1.0～2.0MPa，塔釜操作温度为60～100℃。

[0016] 上述技术方案中，所述脱丙烷塔操作压力为0.6～1.5MPa，塔釜操作温度为70～110℃。

[0017] 上述技术方案中，所述混合烃类产物中以重量百分比计，碳五及更重组分的含量为大于2.2％。

[0018] 上述技术方案中，所述混合烃类产物中以重量百分比计，碳五及更重组分的含量为大于4.1％。

[0019] 上述技术方案中，所述醇和/或醚为甲醇和/或二甲醚；更优选的醇和/或醚为甲醇。

[0020] 上述技术方案中，所述一种醇和/或醚制烯烃产物的分离方法，包含如下步骤甲醇在反应器中转化为丙烯为主要反应产物，经脱水、含氧化合物和二氧化碳后获得混合烃类产物，混合烃类物在预分离塔中分离为低压碳四及更轻组分和碳五及更重组分；碳四及更轻组分经过增压后送入解吸塔；在解吸塔中碳三组分从塔釜采出得到脱丙烷塔进料，全部的乙烯从解吸塔塔顶采出得到吸收塔进料；在吸收塔中，以来自脱丙烷塔釜的碳四组分作为吸收剂吸收进料中的丙烯，吸收液返回解吸塔；吸收尾气与外界送入含苯物料在乙苯反应区反应生成乙苯，较好的利用了副产；脱丙烷塔将脱丙烷塔进料分离为碳三组分和碳四组分；碳三组分可以进一步在丙烯精馏塔中分离出聚合级丙烯产品和丙烷；部分的碳四组分经吸收剂冷却器冷却后送入吸收塔作为吸收剂，至少部分碳四组分返回醇和/或醚制烯烃反应器，其余部分作为外排碳四组分排出。

[0021] 上述技术方案中，所述预分离塔的操作压力高于混合烃类产物的压力时，采用增压设备对混合烃类产物增压至高于该操作压力后送入预分离塔中。

[0022] 本发明打破了本领域技术人员的固有思维，没有采用本领域技术人员很容易想到的通过在吸收解吸系统内脱除碳五及更重组分，而是采用在混合烃类产物进入吸收解吸系统前直接从中脱除碳五及更重组分的方法，以此来避免碳六及更重组分累积，从而造成吸收效率下降，能耗会大幅增加的现象。采用本发明的方法，混合烃类产物在预分离塔中脱除了碳五及更重组分，避免了碳六及更重组分在吸收解吸系统中的累积和循环，降低了解吸塔釜和脱丙烷塔釜的温度，从而降低了过程能耗；另一方面由于少了碳六及更重组分的累积和循环，使得吸收解吸系统塔径也相应减小，从而也节省了设备投资费用。

[0023] 采用本发明的方法，吸收解吸系统在较低的压力下进行，进一步降低了解吸塔釜和脱丙烷塔釜的温度，进一步降低了过程能耗。吸收塔采用较高的吸收温度，操作温度为30～60℃，进一步降低了冷量的消耗。脱丙烷塔釜获得碳四组分至少部分可以作为吸收剂。采用本发明的方法，丙烯的回收率为99.99％，且能耗低，取得了较好的技术效果。

附图说明

[0024] 图1为本发明所述方法的流程示意图。

[0025] 图1中，1为混合烃类产物；2为低压碳四及更轻组分；3为高压碳四及更轻组分；4为吸收塔进料；5为脱丙烷塔进料；6为吸收剂；7为吸收尾气；8为吸收液；9为碳三组分；10为碳四组分；11为吸收剂；12为外排碳四组分；13为碳五及更重组分；101为甲醇进料；102为返回的碳四组分；103为甲醇制丙烯反应产物；104为废水；105为含苯的流股；106位含乙苯的流股；R1为醇和/或醚制烯烃反应器；R2为乙苯反应区；S1为产品气浓缩区；T1为预分离塔；C1为增压设备；T2为解吸塔；T3为吸收塔；T4为脱丙烷塔；E1为吸收剂冷却器。

[0026] 图1的工艺流程如下：醇和/或醚在反应器R1中转化为烯烃为主要反应产物，经产品气浓缩区S1浓缩后获得混合烃类产物1。混合烃类物流1在预分离塔T1中分离为低压碳四及更轻组分2和碳五及更重组分12。低压碳四及更轻组分2经过增压设备C1增压后获得高压碳四及更轻组分3后送入解吸塔T2。在解吸塔T2中碳三及组分更重组分从塔釜采出得到脱丙烷塔进料5，全部的乙烯从解吸塔T2塔顶采出得到吸收塔进料4。在吸收塔T3中，以来自脱丙烷塔釜的碳四组分6作为吸收剂吸收进料4中的丙烯，吸收液8返回解吸塔T2。吸收尾气7和含苯流股101一起送入乙苯反应区R2，反应后得到含乙苯流股102。脱丙烷塔T4将进料5中分离出碳三组分9和碳四组分10。部分的碳四组分10经吸收剂冷却器E1冷却后送入吸收塔T2作为吸收剂11吸收丙烯，部分的碳四组分102返回至反应器R1，其余部分作为外排碳四组分12排出。

[0027] 图2为采用碳四以上组分作为吸收剂的流程示意图。

[0028] 图2中，1为混合烃类产物；2为解吸塔进料；3为吸收塔进料；4为脱丙烷塔进料；5为碳四及更重组分；6为吸收剂；7为吸收尾气；8为吸收液；9为碳三组分；10为外排碳四及更重组分；C1为增压设备；T1为解吸塔；T2为吸收塔；T3为脱丙烷塔；E1为吸收剂冷却器。

[0029] 图2的工艺流程如下：醇和/或醚在反应器中转化为丙烯为主要反应产物，经脱水、含氧化合物和二氧化碳后获得气相混合烃类产物1。气相烃类物流1经增压设备C1增压后，送入解吸塔T1。在解吸塔T1塔釜采出脱丙烷塔进料4，全部的乙烯从解吸塔T1塔顶采出得到吸收塔进料3。在吸收塔T2中，以来自脱丙烷塔釜的部分碳四及更重组分5经吸收剂冷却器E1冷却后作为吸收剂6送入吸收塔T2作为吸收剂吸收丙烯，吸收液8返回解吸塔T1。吸收尾气7排出吸收解吸系统。脱丙烷塔T3进料4在脱丙烷塔T3中分离为碳三组分9和碳四及更重组分5。

[0030] 下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。

具体实施方式

[0031] 【实施例1】

[0032] 采用本发明所述工艺方法，以30万/年丙烯的甲醇或/和二甲醚制烯烃装置为例，甲醇在醇和/或醚制烯烃反应器R1中转化为丙烯为主要反应产物，经产品气浓缩区S1脱水和酸性气体二氧化碳后获得气相烃类物流1。气相烃类物流1温度为43℃，压力为0.10MPa。气相烃类物流1在预分离塔T1中分离为低压碳四及更轻组分2和碳五及更重组分12。低压碳四及更轻组分2经过压缩机C1增压至1.3MPa获得高压碳四及更轻组分3后送入解吸塔T2。在解吸塔中70％质量分数的碳三组分从塔釜采出得到脱丙烷塔进料5，全部的乙烯从塔顶采出得到吸收塔进料4。在吸收塔T3中，以来自脱丙烷塔釜的碳四组分6作为吸收剂吸收进料4中的丙烯，吸收液8返回解吸塔T2。吸收尾气7和含苯流股101一起送入乙苯反应区R1，反应后得到含乙苯流股102。脱丙烷塔T4将进料5中分离出碳三组分9和碳四组分10。碳三组分9在后续的丙烯精馏塔中分离出聚合级丙烯产品和丙烷。50％质量分数的碳四组分103返还至反应器R1增产烯烃，碳四组分部分经吸收剂冷却器E1冷却至40℃后送入吸收塔作为吸收剂，其余部分作为外排碳四组分11排出。该工艺流程增产丙烯10.2％，丙烯回收率99.99％。

[0033] 各个塔的操作条件和系统能耗见表1。表中吸收塔吸收剂用量为吸收剂6的质量流量和吸收塔进料4的质量流量之比。表中能耗为压缩机、泵、换热器、精馏塔能耗的总和。

[0034] 【实施例2】

[0035] 采用本发明所述工艺方法，以30万/年丙烯的甲醇或/和二甲醚制烯烃装置为例，甲醇在醇和/或醚制烯烃反应器R1中转化为丙烯为主要反应产物，经产品气浓缩区S1脱水和酸性气体二氧化碳后获得气相烃类物流1。气相烃类物流1温度为43℃，压力为0.12MPa。气相烃类物流1在预分离塔T1中分离为低压碳四及更轻组分2和碳五及更重组分12。低压碳四及更轻组分2经过压缩机C1增压至1.6MPa获得高压碳四及更轻组分3后送入解吸塔T2。在解吸塔中72％质量分数的碳三组分从塔釜采出得到脱丙烷塔进料5，全部的乙烯从塔顶采出得到吸收塔进料4。在吸收塔T3中，以来自脱丙烷塔釜的碳四组分6作为吸收剂吸收进料4中的丙烯，吸收液8返回解吸塔T2。吸收尾气7和含苯流股101一起送入乙苯反应区R1，反应后得到含乙苯流股102。脱丙烷塔T4将进料5中分离出碳三组分9和碳四组分10。碳三组分9在后续的丙烯精馏塔中分离出聚合级丙烯产品和丙烷。60％质量分数的碳四组分102返还至反应器R1增产烯烃，碳四组分部分经吸收剂冷却器E1冷却至40℃后送入吸收塔作为吸收剂，其余部分作为外排碳四组分11排出。该工艺流程增产丙烯12.2％，丙烯回收率99.99％。

[0036] 各个塔的操作条件和系统能耗见表1。表中吸收塔吸收剂用量为吸收剂6的质量流量和吸收塔进料4的质量流量之比。表中能耗为压缩机、泵、换热器、精馏塔能耗的总和。

[0037] 【实施例3】

[0038] 采用本发明所述工艺方法，以30万/年丙烯的甲醇或/和二甲醚制烯烃装置为例，甲醇在醇和/或醚制烯烃反应器R1中转化为丙烯为主要反应产物，经产品气浓缩区S1脱水和酸性气体二氧化碳后获得气相烃类物流1。气相烃类物流1温度为43℃，压力为0.14MPa。气相烃类物流1在预分离塔T1中分离为低压碳四及更轻组分2和碳五及更重组分12。低压碳四及更轻组分2经过压缩机C1增压至1.8MPa获得高压碳四及更轻组分3后送入解吸塔T2。在解吸塔中73％质量分数的碳三组分从塔釜采出得到脱丙烷塔进料5，全部的乙烯从塔顶采出得到吸收塔进料4。在吸收塔T3中，以来自脱丙烷塔釜的碳四组分6作为吸收剂吸收进料4中的丙烯，吸收液8返回解吸塔T2。吸收尾气7和含苯流股101一起送入乙苯反应区R1，反应后得到含乙苯流股102。脱丙烷塔T4将进料5中分离出碳三组分9和碳四组分10。碳三组分9在后续的丙烯精馏塔中分离出聚合级丙烯产品和丙烷。70％质量分数的碳四组分102返还至反应器R1增产烯烃，碳四组分部分经吸收剂冷却器E1冷却至40℃后送入吸收塔作为吸收剂，其余部分作为外排碳四组分11排出。该工艺流程增产丙烯14.2％，丙烯回收率99.99％。

[0039] 各个塔的操作条件和系统能耗见表1。表中吸收塔吸收剂用量为吸收剂6的质量流量和吸收塔进料4的质量流量之比。表中能耗为压缩机、泵、换热器、精馏塔能耗的总和。

[0040] 【实施例4】

[0041] 采用本发明所述工艺方法，以30万/年丙烯的甲醇或/和二甲醚制烯烃装置为例，甲醇在醇和/或醚制烯烃反应器R1中转化为丙烯为主要反应产物，经产品气浓缩区S1脱水和酸性气体二氧化碳后获得气相烃类物流1。气相烃类物流1温度为43℃，压力为0.16MPa。气相烃类物流1在预分离塔T1中分离为低压碳四及更轻组分2和碳五及更重组分12。低压碳四及更轻组分2经过压缩机C1增压至2.0MPa获得高压碳四及更轻组分3后送入解吸塔T2。在解吸塔中74％质量分数的碳三组分从塔釜采出得到脱丙烷塔进料5，全部的乙烯从塔顶采出得到吸收塔进料4。在吸收塔T3中，以来自脱丙烷塔釜的碳四组分6作为吸收剂吸收进料4中的丙烯，吸收液8返回解吸塔T2。吸收尾气7和含苯流股101一起送入乙苯反应区R1，反应后得到含乙苯流股102。脱丙烷塔T4将进料5中分离出碳三组分9和碳四组分10。碳三组分9在后续的丙烯精馏塔中分离出聚合级丙烯产品和丙烷。70％质量分数的碳四组分102返还至反应器R1增产烯烃，碳四组分部分经吸收剂冷却器E1冷却至40℃后送入吸收塔作为吸收剂，其余部分作为外排碳四组分11排出。该工艺流程增产丙烯16.2％，丙烯回收率99.99％。

[0042] 各个塔的操作条件和系统能耗见表1。表中吸收塔吸收剂用量为吸收剂6的质量流量和吸收塔进料4的质量流量之比。表中能耗为压缩机、泵、换热器、精馏塔能耗的总和。

[0043] 【比较例1】

[0044] 工艺流程见图2，采用和实施例1相同的混合烃类产物，经压缩机增压至1.6MPa后，送入解吸塔T1。解吸塔操作压力1.5MPa，塔釜温度96℃。在解吸塔T1中73.2％质量分数的碳三组分从塔釜采出得到脱丙烷塔进料4，全部的乙烯从塔顶采出得到吸收塔进料3。吸收塔操作压力1.25MPa，吸收温度43℃。在吸收塔T2中，以来自脱丙烷塔釜的碳四及更重组分5作为吸收剂吸收进料3中的丙烯，吸收液8返回解吸塔T1。吸收尾气7排出吸收解吸系统。脱丙烷塔进料4在脱丙烷塔T3中分离为碳三组分9和碳四及更重组分5，脱丙烷塔操作压力1.15MPa，塔釜温度81℃，碳三组分9经丙烯精馏获得聚合级丙烯产品和丙烷。85％质量分数的碳四及更重组分5经吸收剂冷却器E1冷却后送入吸收塔作为吸收剂6，其余部分排出系统。该工艺流程的丙烯回收率98.2％，能耗见表1。

[0045] 【比较例2】

[0046] 工艺流程见图2，采用和实施例1相同的混合烃类产物，经压缩机增压至1.4MPa后，送入解吸塔T1。解吸塔操作压力1.3MPa，塔釜温度74℃。在解吸塔T1中71.2％质量分数的碳三组分从塔釜采出得到脱丙烷塔进料4，全部的乙烯从塔顶采出得到吸收塔进料3。吸收塔操作压力1.45MPa，吸收温度44℃。在吸收塔T2中，以来自脱丙烷塔釜的碳四及更重组分5作为吸收剂吸收进料3中的丙烯，吸收液8返回解吸塔T1。吸收尾气7排出吸收解吸系统。脱丙烷塔进料4在脱丙烷塔T3中分离为碳三组分9和碳四及更重组分5，脱丙烷塔操作压力0.9MPa，塔釜温度86℃，碳三组分9经丙烯精馏获得聚合级丙烯产品和丙烷。80％质量分数的碳四及更重组分5经吸收剂冷却器E1冷却后送入吸收塔作为吸收剂6，其余部分排出系统。该工艺流程的丙烯回收率98.4％，能耗见表1。

[0047] 表1

[0048]  实施例1 实施例2 实施例3 实施例4 比较例1 比较例2
预分离塔操作压力 0.11 0.55 0.8 1.2 - -
预分离塔顶操作温度 -13 21 41 56 - -
预分离塔釜操作温度 72 103 144 167 - -
吸收塔吸收剂用量 2.01 2.85 2.55 1.24 2.23 2.58
吸收塔操作压力 1.05 1.25 1.35 1.55 1.25 1.45
吸收塔釜操作温度 35 43 47 58 43 44
解吸塔操作压力 1.25 1.55 1.75 1.95 1.5 1.3
解吸塔釜操作温度 63 78 86 95 96 74
脱丙烷塔操作压力 0.6 1.1 1.2 1.5 1.15 0.9
脱丙烷塔顶操作温度 6 23.3 27 47 25 16
脱丙烷塔釜操作温度 73 92 97 109 81 86
能耗(kg标油/kg丙烯) 0.172 0.177 0.183 0.185 0.226 0.231