一种多产低碳烯烃和芳烃的方法和系统转让专利
申请号 : CN201810689048.6
文献号 : CN110655952B
文献日 : 2021-07-09
发明人 : 鞠雪艳 , 习远兵 , 王哲 , 梁家林 , 任亮 , 章然
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
摘要 :
权利要求 :
1.一种多产低碳烯烃和芳烃的方法,该方法包括:将柴油原料分离为轻柴油馏分和重柴油馏分,其中,所述轻柴油馏分与重柴油馏分的切割点在220‑240℃的范围内;
将所得重柴油馏分引入加氢精制反应器中与加氢精制催化剂接触并进行加氢精制处理,得到加氢精制产物;
将所得加氢精制产物引入第一催化裂解反应器中与第一催化裂解催化剂接触并进行第一催化裂解反应,得到第一催化裂解产物和半待生催化剂;
将所得第一催化裂解产物和半待生催化剂引入第二催化裂解反应器中进行第二催化裂解反应,得到第二催化裂解产物和第一待生催化剂;
将所得轻柴油馏分引入第三催化裂解反应器中与第二催化裂解催化剂接触并进行第三催化裂解反应,得到第三催化裂解产物和第二待生催化剂;
将所得第二催化裂解产物和第三催化裂解产物进行分离,得到低碳烯烃产物、轻石脑油产物、重石脑油产物、循环油产物和油浆产物;
将所得第一待生催化剂和第二待生催化剂送入再生器中进行再生,所得再生催化剂作为所述第一催化裂解催化剂和第二催化裂解催化剂使用。
2.根据权利要求1所述的方法,所述方法还包括如下至少一个步骤:(1)、将所得轻石脑油产物引入所述第三催化裂解反应器中进行所述第三催化裂解反应;
(2)、将所得循环油产物引入所述加氢精制反应器中进行所述加氢精制处理;
(3)、将至少部分第三催化裂解反应所得第二待生催化剂引入所述第二催化裂解反应器中进行所述第二催化裂解反应。
3.根据权利要求1所述的方法,其中,所述柴油原料的十六烷值小于25,馏程在170‑400℃的范围内。
4.根据权利要求1所述的方法,其中,所述柴油原料包括催化裂化柴油,包括或不包括焦化柴油。
5.根据权利要求1所述的方法,其中,所述加氢精制催化剂包括载体和负载在所述载体上的活性金属组分,所述载体为选自氧化铝、氧化硅、氧化铝‑氧化硅、氧化钛、氧化镁、氧化硅‑氧化镁、氧化硅‑氧化钍、氧化硅‑氧化铍、氧化硅‑氧化钛、氧化硅‑氧化锆、氧化钛‑氧化锆、氧化硅‑氧化铝‑氧化钍、氧化硅‑氧化铝‑氧化钛、氧化硅‑氧化铝‑氧化镁和氧化硅‑氧化铝‑氧化锆中的至少一种,所述活性金属组分为至少一种选自第VIB族金属元素和至少一种选自第VIII族金属元素;以加氢精制催化剂的总重量计,以氧化物计的至少一种选自第VIB族金属元素的含量为1‑30重量%,以氧化物计的至少一种选自第VIII族金属元素的含量为3‑35重量%;
所述加氢精制处理的条件包括:氢分压3‑12MPa,反应温度260‑450℃,氢油体积比400‑
3 3 ‑1
1600Nm/m,液时体积空速0.3‑4.0h 。
6.根据权利要求1所述的方法,其中,所述加氢精制处理中,重柴油馏分的多环芳烃饱和率不低于85重量%,重柴油馏分的总芳烃饱和率为12‑35重量%,所述加氢精制产物的馏程在200‑400℃的范围内。
7.根据权利要求1所述的方法,其中,所述第一催化裂解反应的条件包括:反应温度为
500‑650℃,反应时间为0.5‑8s,反应压力为0.10‑1.0MPa,所述第一催化裂解催化剂与加氢精制产物的重量比为(2‑100):1,雾化蒸汽与加氢精制产物的重量比为(0.05‑0.5):1;
所述第二催化裂解反应的反应温度比第一催化裂解反应的反应温度高10‑100℃,所述‑1
第二催化裂解反应的重时空速为1‑35h ;
所述第三催化裂解反应的条件包括:反应温度为600‑750℃,反应时间为0.5‑10s,反应压力为0.1‑1.0MPa,所述第二催化裂解催化剂与轻柴油馏分的重量比为(4‑100):1。
8.根据权利要求7所述的方法,其中,所述第三催化裂解反应的反应温度比第二催化裂解反应的反应温度高30‑100℃。
9.根据权利要求1所述的方法,其中,所述第一催化裂解催化剂和第二催化裂解催化剂各自独立地包括沸石、无机氧化物粘结剂和任选的粘土;
以催化剂的总重量计,所述沸石的含量为10‑50重量%,无机氧化物的含量为5‑90重量%,粘土的含量为0‑70重量%;
所述沸石为选自含或不含稀土的Y型或HY型沸石、含或不含稀土的超稳Y型沸石和具有MFI结构的沸石中的至少一种。
10.根据权利要求1所述的方法,其中,所述轻石脑油产物的馏程范围在65‑135℃之内,所述重石脑油产物的馏程范围在130‑175℃之内,所述循环油产物的馏程范围在175‑450℃之内。
11.根据权利要求1所述的方法,其中,所述第一催化裂解反应器和第三催化裂解反应器均为提升管反应器,所述第二催化裂解反应器为流化床反应器。
12.一种多产低碳烯烃和芳烃的系统,该系统包括分馏装置(2)、加氢精制反应器(5)、第一催化裂解反应器(12)、第二催化裂解反应器(13)、第三催化裂解反应器(15)、再生器(14)、第二油剂分离装置(17)和产物分离装置(18);
所述分馏装置(2)设置有柴油原料入口、轻柴油馏分出口和重柴油馏分出口,所述加氢精制反应器(5)设置有氢气入口、原料油入口和加氢精制产物出口,所述第一催化裂解反应器(12)、第二催化裂解反应器(13)和第三催化裂解反应器(15)各自独立地设置有物料入口和物料出口,所述第二油剂分离装置(17)设置有物料入口、油气出口和催化剂出口,所述再生器(14)设置有催化剂入口和催化剂出口,所述产物分离装置(18)设置有油气入口、低碳烯烃出口、轻石脑油出口、重石脑油出口、循环油出口和油浆出口;
所述分馏装置(2)的重柴油馏分出口与所述加氢精制反应器(5)的原料油入口连通,所述加氢精制反应器(5)的加氢精制产物出口与所述第一催化裂解反应器(12)的物料入口连通,所述第一催化裂解反应器(12)的物料出口与所述第二催化裂解反应器(13)的物料入口连通,所述第二催化裂解反应器(13)的物料出口与所述第二油剂分离装置(17)的物料入口连通,所述分馏装置(2)的轻柴油馏分出口与所述第三催化裂解反应器(15)的物料入口连通,所述第三催化裂解反应器(15)的物料出口与所述第二油剂分离装置(17)的物料入口连通;所述第二油剂分离装置(17)的催化剂出口与所述再生器(14)的催化剂入口连通,所述再生器(14)的催化剂出口分别与所述第一催化裂解反应器(12)和第三催化裂解反应器(15)的物料入口连通,所述第二油剂分离装置(17)的油气出口与所述产物分离装置(18)的油气入口连通。
13.根据权利要求12所述的系统,其中,所述系统还包括第一油剂分离装置(16),所述第一油剂分离装置(16)设置有物料入口、催化剂出口和油气出口,所述第三催化裂解反应器(15)的物料出口与所述第一油剂分离装置(16)的物料入口连通,所述第一油剂分离装置(16)的催化剂出口与所述第二催化裂解反应器(13)的物料入口连通,所述第一油剂分离装置(16)的油气出口与所述第二油剂分离装置(17)的物料入口连通;和/或所述产物分离装置(18)的轻石脑油出口与所述第三催化裂解反应器(15)的物料入口连通;和/或
所述产物分离装置(18)的循环油出口与加氢精制反应器(5)的原料油入口连通。
14.根据权利要求12所述的系统,其中,所述第一催化裂解反应器和第三催化裂解反应器均为提升管反应器,所述第二催化裂解反应器为流化床反应器。
说明书 :
一种多产低碳烯烃和芳烃的方法和系统
技术领域
背景技术
重,轻质油产率偏低,蒸汽裂解生产原料明显不足,因此传统的蒸汽裂解工艺在我国受到原
料供应的制约,同时近年来,以页岩气作为原料的蒸汽裂解装置在北美的广泛应用不断压
榨着以石脑油为乙烯裂解原料工艺的经济性。相对乙烯产品市场,丙烯受页岩气革命的冲
击较小,市场对丙烯的缺口依然较大。因此,在原油价格相对低迷期,开发多产丙烯的工艺
技术,在未来将有广泛的应用前景。
元的产率可达到20%甚至30%以上。然而,以柴油为原料的催化裂解装置丙烯产率较低。因
此,通过选择合适的工艺路线,提高柴油催化裂解丙烯产率以及生产轻芳烃,有较大的改进
空间。
烃的液化气、富含轻芳烃的汽油馏分、柴油馏分和油浆。但所用原料油可以为C4馏分油、汽
油、柴油、原油、蜡油、煤液化油和油砂油中的至少一种,该方法可将富含芳烃的汽油组分进
一步催化裂化,并将所得到的富含芳烃的汽油组分进行芳烃抽提,但对原料并没有进行优
化,而汽油组分的来源有限,因此轻芳烃产率提高幅度有限。
可以分别在两个装填不同加氢催化剂的加氢反应区中进行反应,其反应流出物经冷却、分
离和分馏后,所得的重质液相馏分去催化裂解单元,分离器分离催化裂解反应产物得到最
终产品。该专利提供的方法通过加氢处理的方法提高了催化裂解单元蜡油原料的性质,但
并没有对柴油原料进行切割,在加氢过程中一方面增加氢耗,另一方面会降低轻芳烃产率,
且对轻石脑油馏分没有进行回炼,进一步降低了低碳烯烃的产率。
320℃,其中的加氢重组分直接进入裂解炉中,最终得到低碳烯烃乙烯、丙烯以及丁二烯的
产率为27%左右,该专利可以有效扩大焦化柴油的利用领域,但是对焦化柴油中的轻馏分
并没有进行合理利用,因而造成最终烯烃的产率较低。
发明内容
化锆、氧化硅‑氧化钍、氧化硅‑氧化铍、氧化硅‑氧化钛、氧化硅‑氧化锆、氧化钛‑氧化锆、氧
化硅‑氧化铝‑氧化钍、氧化硅‑氧化铝‑氧化钛、氧化硅‑氧化铝‑氧化镁和氧化硅‑氧化铝‑
氧化锆中的至少一种,所述活性金属组分为至少一种选自第VIB族金属元素和至少一种选
自第VIII族金属元素;以加氢精制催化剂的总重量计,以氧化物计的至少一种选自第VIB族
金属元素的含量为1‑30重量%,以氧化物计的至少一种选自第VIII族金属元素的含量为3‑
35重量%;
400‑1600Nm/m,液时体积空速0.3‑4.0h 。
内。
(2‑100):1,雾化蒸汽与加氢精制产物的重量比为(0.05‑0.5):1;
所述第二催化裂解反应的重时空速为1‑35h ;
剂分离装置和产物分离装置;
器、第二催化裂解反应器和第三催化裂解反应器各自独立地设置有物料入口和物料出口,
所述第二油剂分离装置设置有物料入口、油气出口和催化剂出口,所述再生器设置有催化
剂入口和催化剂出口,所述产物分离装置设置有油气入口、低碳烯烃出口、轻石脑油出口、
重石脑油出口、循环油出口和油浆出口;
一催化裂解反应器的物料出口与所述第二催化裂解反应器的物料入口连通,所述第二催化
裂解反应器的物料出口与所述第二油剂分离装置的物料入口连通,所述分馏装置的轻柴油
馏分出口与所述第三催化裂解反应器的物料入口连通,所述第三催化裂解反应器的物料出
口与所述第二油剂分离装置的物料入口连通;所述第二油剂分离装置的催化剂出口与所述
再生器的催化剂入口连通,所述再生器的催化剂出口分别与所述第一催化裂解反应器和第
三催化裂解反应器的物料入口连通,所述第二油剂分离装置的油气出口与所述产物分离装
置的油气入口连通。
装置的物料入口连通,所述第一油剂分离装置的催化剂出口与所述第二催化裂解反应器的
物料入口连通,所述第一油剂分离装置的油气出口与所述第二油剂分离装置的物料入口连
通;和/或
乙烯和芳烃等高价值产物。
附图说明
具体实施方式
所述加氢精制反应器中进行所述加氢精制处理;(3)、将至少部分第三催化裂解反应所得第
二待生催化剂引入所述第二催化裂解反应器中进行所述第二催化裂解反应。步骤(1)‑(2)
可以提高原料的利用率,提高低碳烯烃的产率,步骤(3)可以提高第三催化裂解反应所得低
生焦的第二待生催化剂的利用率。
围内,柴油原料中芳烃主要包括单环芳烃、双环芳烃和三环芳烃,其中双环芳烃和三环芳烃
占总芳烃含量的大部分。加氢精制处理可以发生加氢脱硫、加氢脱氮、芳烃加氢饱和以及加
氢脱金属等反应,其中一个重要目的在于使重柴油馏分中至少部分多环芳烃饱和,以提高
裂解性能,产生更多的烯烃和芳烃,所述加氢精制处理中,重柴油馏分的多环芳烃饱和率可
以不低于85重量%,优选不低于90重量%,优选不高于95重量%,重柴油馏分的总芳烃饱和
率可以为12‑35重量%,优选为15‑32重量%,所述加氢精制产物的馏程优选在200‑400℃的
范围内;其中,
烃和芳烃。
镁、氧化硅‑氧化锆、氧化硅‑氧化钍、氧化硅‑氧化铍、氧化硅‑氧化钛、氧化硅‑氧化锆、氧化
钛‑氧化锆、氧化硅‑氧化铝‑氧化钍、氧化硅‑氧化铝‑氧化钛、氧化硅‑氧化铝‑氧化镁和氧
化硅‑氧化铝‑氧化锆中的至少一种,所述活性金属组分为至少一种选自第VIB族金属元素
和至少一种选自第VIII族金属元素,所述第VIB族金属元素优选为钼和/或钨,所述第VIII
族金属元素优选为钴和/或镍;以加氢精制催化剂的总重量计,以氧化物计的至少一种选自
第VIB族金属元素的含量为1‑30重量%,以氧化物计的至少一种选自第VIII族金属元素的
含量为3‑35重量%;加氢精制处理催化剂可以呈挤出物或球形,堆密度可以为0.4‑1.3g/
3
cm ,催化剂平均颗粒直径(球形直径或条形直径)可以为0.08‑1.2mm,比表面积可以为100‑
2
300m/g。
12MPa,反应温度260‑450℃,优选为280‑400℃,氢油体积比400‑1600Nm/m ,优选为500‑
3 3 ‑1 ‑1
1000Nm/m,液时体积空速0.3‑4.0h ,优选为0.5‑2.0h 。
所述第一催化裂解反应的条件可以包括:反应温度为500‑650℃,优选为540‑600℃,反应时
间为0.5‑8s,优选为1‑5s,反应压力(绝对压力)为0.10‑1.0MPa,所述第一催化裂解催化剂
与加氢精制产物的重量比为(2‑100):1,优选为(5‑50):1,雾化蒸汽与加氢精制产物的重量
比为(0.05‑0.5):1,优选为(0.1‑0.25):1;所述第二催化裂解反应的反应温度比第一催化
裂解反应的反应温度高10‑100℃,优选高20‑60℃,所述第二催化裂解反应的重时空速为1‑
‑1 ‑1
35h ,优选为2‑33h ;所述第三催化裂解反应的条件包括:反应温度为600‑750℃,优选为
600‑700℃,反应时间为0.5‑10s,优选为2‑8s,反应压力(绝对压力)为0.1‑1.0MPa,所述第
二催化裂解催化剂与轻柴油馏分的重量比为(4‑100):1,优选为(5‑80):1。进一步优选地,
所述第三催化裂解反应的反应温度比第二催化裂解反应的反应温度高,优选高30‑100℃,
更优选高40‑80℃,从而提高低碳烯烃和芳烃产率。
裂解反应器的轻柴油馏分、抽余油和轻石脑油产物预热至100‑250℃。
一油剂分离装置中进行油剂粗分离后,所得第二待生催化剂送入第二催化裂解反应器中反
应,而所得携带催化剂的第三反应产物与第二催化裂解反应器所得油剂一起进行分离。
化物粘结剂和任选的粘土;以催化剂的总重量计,所述沸石的含量可以为10‑50重量%,无
机氧化物的含量可以为5‑90重量%,粘土的含量可以为0‑70重量%(当粘土含量为0重量%
时,说明不含粘土);所述沸石为可以选自含或不含稀土的Y型或HY型沸石、含或不含稀土的
超稳Y型沸石和具有MFI结构的沸石中的至少一种,无机氧化物粘结剂可以为氧化铝和/或
氧化硅,粘土可以为高岭土和埃洛石等。
之内,所述循环油产物的馏程范围可以在175‑450℃之内。
化床反应器和下行管反应器中的至少一种,各反应器可以为等径或变径,优选地,所述第一
催化裂解反应器和第三催化裂解反应器均为提升管反应器,所述第二催化裂解反应器为流
化床反应器。
器15、再生器14、第二油剂分离装置17和产物分离装置18;所述分馏装置2设置有柴油原料
入口、轻柴油馏分出口和重柴油馏分出口,所述加氢精制反应器5设置有氢气入口、原料油
入口和加氢精制产物出口,所述第一催化裂解反应器12、第二催化裂解反应器13和第三催
化裂解反应器15各自独立地设置有物料入口和物料出口,所述第二油剂分离装置17设置有
物料入口、油气出口和催化剂出口,所述再生器14设置有催化剂入口和催化剂出口,所述产
物分离装置18设置有油气入口、低碳烯烃出口、轻石脑油出口、重石脑油出口、循环油出口
和油浆出口;所述分馏装置2的重柴油馏分出口与所述加氢精制反应器5的原料油入口连
通,所述加氢精制反应器5的加氢精制产物出口与所述第一催化裂解反应器12的物料入口
连通,所述第一催化裂解反应器12的物料出口与所述第二催化裂解反应器13的物料入口连
通,所述第二催化裂解反应器13的物料出口与所述第二油剂分离装置17的物料入口连通,
所述分馏装置2的轻柴油馏分出口与所述第三催化裂解反应器15的物料入口连通,所述第
三催化裂解反应器15的物料出口与所述第二油剂分离装置17的物料入口连通;所述第二油
剂分离装置17的催化剂出口与所述再生器14的催化剂入口连通,所述再生器14的催化剂出
口分别与所述第一催化裂解反应器12和第三催化裂解反应器15的物料入口连通,所述第二
油剂分离装置17的油气出口与所述产物分离装置18的油气入口连通。
与所述第一油剂分离装置16的物料入口连通,所述第一油剂分离装置16的催化剂出口可以
与所述第二催化裂解反应器13的物料入口连通,所述第一油剂分离装置16的油气出口可以
与所述第二油剂分离装置17的物料入口连通;和/或所述产物分离装置18的轻石脑油出口
可以与所述第三催化裂解反应器15的物料入口连通;和/或所述产物分离装置18的循环油
出口可以与加氢精制反应器5的原料油入口连通。设置第一油剂分离装置可以提高第三催
化裂解反应所得低生焦的第二待生催化剂的利用率,将循环油产物和轻石脑油产物回用可
以提高原料的利用率,提高低碳烯烃和芳烃的产率。
化床反应器和下行管反应器中的至少一种,各反应器可以为等径或变径,优选地,所述第一
催化裂解反应器和第三催化裂解反应器均为提升管反应器,所述第二催化裂解反应器为流
化床反应器。
物。
到混合氢,该混合氢经过管线8循环回加氢精制反应器5中。分离器10分离得到的液相产物
作为加氢精制产物经管线11引入至第一催化裂解反应器12的底部与来自再生器14的一部
分再生催化剂接触并进行第一催化裂解反应;第一催化裂解反应器12出口得到的第一催化
裂解产物和半待生催化剂由下至上进入同轴设置的第二催化裂解反应器13中进行第二催
化裂解反应。将柴油分馏塔2分离的轻柴油馏分经管线3进入第三催化裂解反应器15中与来
再生器14的另一部分再生催化剂接触并进行第三催化裂解反应;然后将第三催化裂解反应
器15出口处获得的第三反应产物和第二待生催化剂引入至第一油剂分离装置16中进行分
离,将分离得到的第二待生催化剂引入至第二催化裂解反应器13中进行第二催化裂解反
应。并且将第二催化裂解反应器出口处获得的第二催化裂解产物和第一待生催化剂以及来
自第三催化裂解反应器15中的第三催化裂解产物引入至第二油剂分离装置17中进行分离,
分别得到油气和待生催化剂,分离得到的待生催化剂引入至再生器14中进行再生,而分离
得到的油气引入至进一步的产物分离装置18中进行分离,得到低碳烯烃、轻石脑油、重石脑
油、循环油和催化裂解油浆分别经管线23、管线19、管线20、管线24和管线21引出。将所述循
环油循环至加氢精制反应器5中。来自管线19的轻石脑油引入第三催化裂解反应器15进行
第三催化裂解反应。第一和第三催化裂解反应器均为提升管反应器,第三催化裂解反应器
为流化床反应器,第一催化裂解反应器与第二催化裂解反应器同轴设置,且第二催化裂解
反应器设置于第三催化裂解反应器上方。
一催化裂解反应器与第二催化裂解反应器同轴设置,且第二催化裂解反应器设置于第三催
化裂解反应器上方,第一催化裂解反应器的内径为24mm,高度为6m,第二催化裂解反应器的
内径为40mm,高度为2m,第三催化裂解反应器的内径为24mm,高度为8m。
的WO3、4.50重量%的NiO,余量为载体。
将重柴油馏分引入加氢精制反应器5中进行加氢精制处理,得到加氢精制反应流出物。
循环回加氢精制反应器5中。分离器分离得到的液相产物作为加氢精制产物引入至第一催
化裂解反应器12中,并且来自再生器14的一部分再生催化剂进入第一催化裂解反应器中参
与第一催化裂解反应;第一催化裂解反应器出口获得的第一催化裂解产物和半待生催化剂
一起向上进入第二催化裂解反应器13中进行第二催化裂解反应。
解产物经第一油剂分离装置16分离后,第二待生催化剂引入至第二催化裂解反应器中参与
第二催化裂解反应。
进行分离,分别得到反应油气和待生催化剂,分离得到的待生催化剂引入至再生器中进行
再生,而分离得到的反应油气引入产物分离装置18中进行进一步分离,得到低碳烯烃、轻石
脑油(馏程为65‑135℃)、重石脑油(馏程为130‑175℃)、循环油(馏程为175‑400℃)和催化
裂解油浆。将所述循环油循环至所述加氢精制反应器中。
将重柴油馏分引入加氢精制反应器5中进行加氢精制处理,得到加氢精制反应流出物。
循环回加氢精制反应器5中。分离器分离得到的液相产物作为加氢精制产物和轻柴油馏分F
一起引入至第一催化裂解反应器12中,并且来自再生器14的一部分再生催化剂进入第一催
化裂解反应器中参与第一催化裂解反应;第一催化裂解反应器出口获得的第一催化裂解产
物和半待生催化剂一起向上进入第二催化裂解反应器13中与补充的再生催化剂进行第二
催化裂解反应。
生催化剂引入至再生器中进行再生,而分离得到的反应油气引入产物分离装置18中进行进
一步分离,得到低碳烯烃、轻石脑油(馏程为65‑135℃)、重石脑油(馏程为130‑170℃)、循环
油(馏程为175‑331℃)和催化裂解油浆。将所述循环油循环至所述加氢精制反应器中。
例2的方法获得的产物分布如表4中所示。
例2的方法获得的产物分布如表4中所示。
地,本实施例的加氢精制反应器的反应条件和产物分布如表3中所示,催化裂解反应器的反
应条件如表4中所示。本实施例的方法获得的产物分布如表4中所示。
件同实施例1,催化裂解反应器的条件和具体反应结果见表5。
反应条件同实施例1,催化裂解反应器的条件和具体反应结果见表5。
著提高组合工艺中丙烯、乙烯等高价值产品产率。
单变型,这些简单变型均属于本发明的保护范围。
能的组合方式不再另行说明。
密度(20℃),(g/cm) 0.9357 0.8786 0.9960
硫含量,(μg/g) 2500 1300 3200
氮含量,(μg/g) 350 128 536
总芳烃,重量% 81.1 70.9 82.7
单环芳烃含量,重量% 25.6 60.4 12.2
多环芳烃含量,重量% 53.9 10.2 71.1
馏程(ASTM D‑86),℃
初馏点 175 175 231
50体积% 253 219 279
终馏点 331 231 331
十六烷值 19 / /
RE2O3(稀土氧化物占催化剂的重量比) 0.56
活性金属元素组成,重量%(相对于活性金属氧化物总量)
Fe2O3 5.8
CeO2 5.2
La2O3 5.1
Nd2O3 3.4
Y2O3 12.2
Al2O3 54.0
物理性质
2
比面积,m/g 120
3
孔体积,cm/g 0.17
3
表观密度,g/cm 0.91
筛分,重量%
0‑20μm 0.8
0‑40μm 10.4
0‑80μm 70.8
0‑110μm 88.5
0‑149μm 97.8
>149μm 2.2
平均粒径,μm 64.3