專利名稱：：甲醇或二甲醚轉(zhuǎn)化過程中提高乙烯、丙烯收率的方法
技術(shù)領(lǐng)域：
：本發(fā)明涉及一種甲醇或二甲醚轉(zhuǎn)化過程中提高乙烯、丙烯收率的方法。
背景技術(shù)：
：乙烯和丙烯是兩種重要的基礎(chǔ)化工原料，其需求量在不斷增加。一般地，乙烯、丙烯是通過石油路線來生產(chǎn)，但由于石油資源有限的供應量及較高的價格，由石油資源生產(chǎn)乙烯、丙烯的成本不斷增加。近年來，人們開始大力發(fā)展替代原料轉(zhuǎn)化制乙烯、丙烯的技術(shù)。其中，一類重要的用于低碳烯烴生產(chǎn)的替代原料是含氧化合物，例如醇類(甲醇、乙醇)、醚類(二甲醚、甲乙醚)、酯類(碳酸二甲酯、甲酸甲酯)等，這些含氧化合物可以通過煤、天然氣、生物質(zhì)等能源轉(zhuǎn)化而來。某些含氧化合物已經(jīng)可以達到較大規(guī)模的生產(chǎn)，如甲醇，可以由煤或天然氣制得，工藝十分成熟，可以實現(xiàn)上百萬噸級的生產(chǎn)規(guī)模。由于含氧化合物來源的廣泛性，再加上轉(zhuǎn)化生成低碳烯烴工藝的經(jīng)濟性，所以由含氧化合物轉(zhuǎn)化制烯烴(OTO)的工藝，特別是由甲醇轉(zhuǎn)化制烯烴(MTO)的工藝受到越來越多的重視。US4499327專利中對磷酸硅鋁分子篩催化劑應用于甲醇轉(zhuǎn)化制烯烴工藝進行了詳細研究，認為SAPO-34是MTO工藝的首選催化劑。SAPO-34催化劑具有很高的低碳烯烴選擇性，而且活性也較高，可使甲醇轉(zhuǎn)化為低碳烯烴的反應時間達到小于10秒的程度，更甚至達到提升管的反應時間范圍內(nèi)。世界范圍內(nèi)，有數(shù)量相當可觀的C4烴原料等待進一步深加工，而且在甲醇或二甲醚轉(zhuǎn)化為低碳烯烴反應過程中，也會產(chǎn)生相當數(shù)量的混合C4烴，混合C4烴的碳基收率一般在10wty。左右?；旌螩4烴的主要成分為丁烯-1、丁烯-2、正丁烷、異丁烷等。如果能將部分混合C4烴全部或部分轉(zhuǎn)化為具有更高附加值的產(chǎn)品，如乙烯、丙烯等，將會顯著提升整個甲醇或二甲醚轉(zhuǎn)化成低碳烯烴工藝的經(jīng)濟性。另外，本領(lǐng)域所公知的，要保證高的低碳烯烴選擇性，SAPO-34催化劑上需要積上一定量的碳，而且MTO工藝的劑醇比很小，生焦率較低，要實現(xiàn)較大的、容易控制的催化劑循環(huán)量，就需要在再生區(qū)中將催化劑上的積炭量控制在一定水平，進而達到控制反應區(qū)內(nèi)催化劑平均積炭量的目的。因此，MTO技術(shù)中如何將反應區(qū)內(nèi)的催化劑平均積炭量控制在某一水平是關(guān)鍵。US20060025646專利中涉及一種控制MTO反應器反應區(qū)中催化劑積炭量的方法，是將失活的催化劑一部分送入再生區(qū)燒炭，另一部分失活催化劑返回到反應區(qū)繼續(xù)反應。上述方法中會使得進入反應器內(nèi)的兩股催化劑之間的碳差很大，而含有較多碳的催化劑以及含有很少碳的催化劑都對低碳烯烴的收率不利，存在產(chǎn)物收率波動較大、目的產(chǎn)物收率較低的問題。
發(fā)明內(nèi)容本發(fā)明所要解決的技術(shù)問題是技術(shù)中存在的乙烯和丙烯收率較低、反應器溫度不好控制、再生器內(nèi)催化劑燒炭再生程度不好控制、反應器內(nèi)催化劑平均積炭水平不好保證的問題，提供一種新的甲醇或二甲醚轉(zhuǎn)化過程中提高乙烯、丙烯收率的方法。該方法用于乙烯、丙烯的生產(chǎn)中，具有再生器內(nèi)反應器溫度易控、能量利用合理、催化劑燒炭再生程度方便控制、反應器內(nèi)催化劑平均積炭水平更為合理、產(chǎn)品中乙烯、丙烯收率較高的優(yōu)點。為解決上述問題，本發(fā)明采用的技術(shù)方案如下一種甲醇或二甲醚轉(zhuǎn)化過程中提高乙烯、丙烯收率的方法，包括以下步驟a)以甲醇、二甲醚中的至少一種為原料，原料從第一流化床反應器底部進入反應區(qū)，與催化劑接觸生成含乙烯、丙烯、C4及以上烴和催化劑的流出物1;b)流出物1在第一流化床反應器上部的沉降段經(jīng)沉降和旋風分離器分離后，含乙烯、丙烯及C4及以上烴的氣相從第一流化床反應器頂部排出，進入后續(xù)的分離工段，經(jīng)分離得到C4及以上烴類流出物2、乙烯產(chǎn)品和丙烯產(chǎn)品；C)流出物2進入第二提升管反應器底部，與再生器中輸送來的催化劑或從第一流化床反應器底部和再生器輸送來催化劑的混合物接觸生成含乙烯、丙烯、C4及以上烴和催化劑的流出物3;d)流出物3進入第一流化床反應器上部的沉降段，通過沉降和旋風分離器分離后進入后續(xù)的分離工段；e)第一流化床反應器上部沉降段中分離出的催化劑經(jīng)汽提后1070%(重量)進入再生器的底部，3090%(重量)進入第一流化床反應器底部；f)待再生的催化劑經(jīng)再生器再生、汽提器汽提后進入第二提升管反應器；g)第一流化床反應器反應區(qū)內(nèi)的催化劑一部分隨流出物1進入第一流化床反應器的沉降段，一部分從反應區(qū)底部進入第二提升管反應器的底部；其中再生器為提升管。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選方案為第一流化床反應器的反應區(qū)內(nèi)至少一個位置的氣體表觀速度至少大于0.9米/秒；所述催化劑為SAPO型分子篩，優(yōu)選方案為SAPO-34分子篩；經(jīng)再生器燒炭再生后的催化劑平均積炭量小于6%(重量)，優(yōu)選方案為小于3%(重量)；再生器內(nèi)至少一個位置上的氣體表觀速度為312米/秒，優(yōu)選方案為512米/秒；再生器內(nèi)的溫度為55070(TC之間，優(yōu)選方案為600650°C;再生器內(nèi)的壓力以表壓計為0lMPa，優(yōu)選方案為0.10.3MPa;第一流化床反應器的反應區(qū)的溫度為350600°C，優(yōu)選方案為40055(TC，更優(yōu)選方案為42550(TC;第一流化床反應器的壓力以表壓計為0lMPa，優(yōu)選方案為0.10.3MPa;第一流化床反應器的原料重量空速為0.120小時—1，優(yōu)選方案為38小時"；第二提升管反應器的反應區(qū)的溫度為350650°C，優(yōu)選方案為450580°C，第二提升管反應器內(nèi)的壓力以表壓計為01MPa，優(yōu)選方案為0.10.3MPa，第二提升管反應器的原料重量空速為1100小時—1，優(yōu)選方案為1060小時"；從反應區(qū)底部進入第二提升管反應器的底部的催化劑質(zhì)量流量與經(jīng)汽提的再生催化劑進入第二提升管反應器的催化劑質(zhì)量流量之比為0.25，經(jīng)汽提后的再生催化劑可在第二提升管反應器軸向方向上隔開的多個位置進入。在第一流化床反應器進料中還可以非強制性的添加一定比例的稀釋劑共同進料，稀釋劑可以是低碳垸烴(甲垸、乙烷、丙烷等)、低碳醇(乙醇、正丙醇、異丙醇、正丁醇、異丁醇等)、CO、氮氣、水蒸氣、單環(huán)芳烴等，其中，優(yōu)選低碳烷烴、低碳醇、水蒸氣，更優(yōu)選低碳醇、水蒸氣，最優(yōu)選方案為水蒸氣，稀釋劑的量與原料的體積比在0.110:1范圍內(nèi)調(diào)節(jié)。在甲醇或二甲醚轉(zhuǎn)化為乙烯、丙烯的反應過程中，催化劑上含有一定量的積炭可以提高低碳烯烴的選擇性，本發(fā)明將含碳量較低的再生催化劑首先在第二提升管反應器中與C4及以上烴進行反應，達到預積炭的效果，與第一流化床反應器內(nèi)的催化劑混合后，可以將反應區(qū)內(nèi)的催化劑平均積炭量控制在所需的水平上，以提高產(chǎn)品中乙烯、丙烯的收率。另外，在甲醇或二甲醚轉(zhuǎn)化為乙烯、丙烯的反應過程中，不可避免的會產(chǎn)生C4及其以上烴，影響乙烯、丙烯的收率和收率。本發(fā)明通過采用第二提升管反應器將分離工段分離出的C4及其以上烴裂解生成乙烯、丙烯，進一步達到提高乙烯、丙烯收率的目的。還有，甲醇或二甲醚轉(zhuǎn)化為乙烯、丙烯的反應過程中會放出大量的熱量，而產(chǎn)物的收率對反應溫度十分敏感，反應溫度的升高會使得反應過程中副產(chǎn)物增多，如甲烷、COx等，從而降低乙烯、丙烯的收率。因為C4以上烴等副產(chǎn)物裂解為強吸熱反應，因此本發(fā)明所設置的第二提升管反應器，除了達到將C4以上烴等副產(chǎn)物轉(zhuǎn)化為乙烯、丙烯的目的外，還起到從第一流化床反應器內(nèi)取熱的作用，合理有效的利用了甲醇或二甲醚轉(zhuǎn)化過程中的反應熱，使得第一流化床反應器內(nèi)的溫度梯度減小，有效降低了甲醇熱分解等副反應的發(fā)生。采用本發(fā)明的技術(shù)方案第一流化床反應器的反應區(qū)內(nèi)至少一個位置的氣體表觀速度至少大于0.9米/秒，第一流化床反應器的反應區(qū)的溫度為350600°C;第一流化床反應器的壓力以表壓計為01MPa;第一流化床反應器的原料重量空速為0.120小時"；第二提升管反應器的反應區(qū)的溫度為350650°C，第二提升管反應器內(nèi)的壓力以表壓計為0lMPa，第二提升管反應器的原料重量空速為1100小時"；經(jīng)再生器燒炭再生后的催化劑平均積炭量小于6%(重量)；再生器內(nèi)至少一個位置上的氣體表觀速度為312米/秒；再生器內(nèi)的溫度為55070(TC之間；再生器內(nèi)的壓力以表壓計為01MPa;催化劑為SAPO型分子篩；再生催化劑可在第二提升管反應器軸向方向上隔開的多個位置進入，低碳烯烴收率最高可達到83.37%(重量)，取得了較好的技術(shù)效果。圖l為本發(fā)明所述方法的流程示意圖。圖1中，1為第一流化床反應器底部的進料管線；2為第一流化床反應器的反應區(qū)；3為第一流化床反應器的氣固快速分離區(qū)；4為第一流化床反應器的旋風分離器；5為第一流化床反應器的沉降段；6為第一流化床反應器的出口管線；7為產(chǎn)品分離工段；8為乙烯；9為丙烯；10為C4及以上烴；11為C4及以上烴進入第二提升管反應器的管線；12為第二提升管反應器；13為從催化劑第一流化床反應器底部進入第二提升管反應器底部的管線；14為汽提后催化劑進入再生器的輸送管線；15為再生器的進料管線；16為再生器；17為再生催化劑沉降段；18為再生催化劑的汽提器；19為煙氣排出口；20為再生催化劑進入第二提升管反應器的輸送管線；21為第一流化床反應器上部沉降分離下的催化劑返回反應區(qū)2下部的管線；22為再生催化劑經(jīng)沉降分離后返回再生器16底部的管線。原料經(jīng)管線1進入第一流化床反應器的反應區(qū)2，與催化劑接觸并發(fā)生反應，氣固混合物經(jīng)氣固快速分離區(qū)3分離后進入第一流化床反應器的沉降段5，部分催化劑和產(chǎn)品氣經(jīng)旋風分離器4分離后，產(chǎn)品氣經(jīng)出口管線6進入后續(xù)的分離工段7，分離出含乙烯8、丙烯9、C4及以上烴10的產(chǎn)品。C4及以上烴10經(jīng)管線ll進入第二提升管反應器12，與從第一流化床反應器反應區(qū)2底部和從再生催化劑汽提器18底部分別經(jīng)管線13和經(jīng)管線20輸送來的催化劑接觸并發(fā)生反應，生成的產(chǎn)品及催化劑進入第一流化床反應器的沉降段5。第一流化床反應器中經(jīng)過汽提的催化劑經(jīng)輸送管線14進入再生器16的進料口15，與再生介質(zhì)接觸并一起進入再生器16，催化劑上的積炭與再生介質(zhì)發(fā)生氧化反應。從再生器16出來的氣固混合物進入再生催化劑的沉降段17，煙氣經(jīng)旋風分離后經(jīng)管線19排出，沉降或分離出的催化劑經(jīng)汽提器18后通過管線20進入第二提升管反應器。在再生器16中，通過控制再生參數(shù)，如再生時間、再生溫度等，可以達到控制再生程度的目的，如果再生催化劑的含碳量沒有達到所需的含碳水平，再生后的催化劑可以通過管線22與失活催化劑混合進入再生器16，進一步的燒炭再生。為保證第一流化床反應器反應區(qū)2內(nèi)的催化劑積炭量和操作空速，第一流化床反應器上部沉降段5中的催化劑經(jīng)汽提后可通過管線21返回到反應區(qū)2的下部。下面通過實施例對本發(fā)明作進一步的闡述，但不僅限于本實施例。具體實施例方式實施例14在如圖1所示的反應裝置中，第一流化床反應器采用快速流化床，再生器16采用提升管，提升氣體為空氣，再生溫度600。C，通過改變提升管再生器內(nèi)的氣體表觀速度來調(diào)整再生催化劑的平均積炭量。第一流化床反應器中純甲醇進料，反應區(qū)2中的氣體表觀速度為1.2米/秒，反應溫度為425°C，甲醇重量空速為3小時"，以表壓計反應壓力為OMPa。第一流化床反應器上部沉降段中分離出的催化劑經(jīng)汽提后10%(重量)進入再生器的底部，90%(重量)進入第一流化床反應器底部，從反應區(qū)底部進入第二提升管反應器的底部的催化劑質(zhì)量流量與經(jīng)汽提的再生催化劑進入第二提升管反應器的催化劑質(zhì)量流量之比為0.2。再生催化劑經(jīng)管線20與第二提升管反應器12連接，連接點與第二提升管反應器12底部進料口的距離為第二提升管反應器12總高度的1/4。第二提升管反應器12中進料中含80%(重量)(:4烴和20%(重量)(:5+烴，反應溫度為58(TC，基于混合進料的重量空速為60小時—1，以表壓計反應壓力為OMPa。再生劑和待生劑的取樣口分別位于管線20和管線14上，催化劑上碳含量的分析采用紅外碳硫高速分析儀。將催化劑的循環(huán)量保持在一個合理的值，使得系統(tǒng)運行穩(wěn)定、控制方便。催化劑采用經(jīng)噴霧干燥成型的SAPO-34改性催化劑。反應器出口產(chǎn)物采用在線氣相色譜分析，實驗結(jié)果見表l。表1<table>tableseeoriginaldocumentpage8</column></row><table>實施例57按照實施例2所述的條件，只是改變再生器16的再生溫度，實驗結(jié)果見表2。表2<table>tableseeoriginaldocumentpage9</column></row><table>實施例812按照實施例3所述的條件，只是改變第一流化床反應器反應區(qū)2的反應溫度，實驗結(jié)果見表3。表3<table>tableseeoriginaldocumentpage9</column></row><table>實施例1315按照實施例3所述的條件，只是改變第一流化床反應器反應區(qū)2的甲醇重量空速，實驗結(jié)果見表4。表4<table>tableseeoriginaldocumentpage9</column></row><table>實施例1618按照實施例3所述的條件，兩個反應器與再生器采用同壓操作，改變系統(tǒng)的壓力，實驗結(jié)果見表5。表5<table>tableseeoriginaldocumentpage10</column></row><table>驗結(jié)果為乙烯碳基收率為41.51%(重量)丙烯碳基收率為40.38%(重量)乙烯+丙烯碳基收率81.89%(重量)。實施例2528按照實施例3所述的條件，改變第二提升管反應器中的反應溫度以及原料重量空速，原料重量空速的改變通過改變管線13和管線20中的催化劑流量以調(diào)整第二提升管反應器12中的催化劑藏量來實現(xiàn)。實驗結(jié)果見表8。表8<table>tableseeoriginaldocumentpage11</column></row><table>實施例29按照實施例3所述的條件，第一流化床反應器上部沉降段中分離出的催化劑經(jīng)汽提后65%(重量)進入再生器的底部，35%(重量)進入第一流化床反應器底部，從反應區(qū)底部進入第二提升管反應器的底部的催化劑質(zhì)量流量與經(jīng)汽提的再生催化劑進入第二提升管反應器的催化劑質(zhì)量流量之比改為5，再生催化劑經(jīng)管線20與第二提升管反應器12的連接點位置，連接點與第二提升管反應器12底部進料口的距離為第二提升管反應器12總高度的1/2，實驗結(jié)果為乙烯碳基收率為40.62%(重量)丙烯碳基收率為39.47%(重量)乙烯+丙烯碳基收率80.09%(重量)。比較例1按照實施例3所述的條件，不設置第二提升管反應器12，再生催化劑通過管線20直接返回第一流化床反應器的反應區(qū)2底部，實驗結(jié)果為乙烯碳基收率為36.75%(重量)丙烯碳基收率為37.46%(重量)乙烯+丙烯碳基收率74.21%(重量)。比較例2按照實施例3所述的條件，不設置第二提升管反應器12，再生催化劑通過管線20直接返回第一流化床反應器的反應區(qū)2底部，再生器采用傳統(tǒng)鼓泡床，實驗結(jié)果為乙烯碳基收率為34.12%(重量)丙烯碳基收率為36.24%(重量)乙烯+丙烯碳基收率70.36%(重量)。顯然，采用本發(fā)明的方法，可實現(xiàn)提高乙烯、丙烯收率的目的，具有較大的技術(shù)優(yōu)勢，可用于乙烯、丙烯的工業(yè)生產(chǎn)中。權(quán)利要求1、一種甲醇或二甲醚轉(zhuǎn)化過程中提高乙烯、丙烯收率的方法，包括以下步驟a)以甲醇、二甲醚中的至少一種為原料，原料從第一流化床反應器底部進入反應區(qū)，與催化劑接觸生成含乙烯、丙烯、C4及以上烴和催化劑的流出物1；b)流出物1在第一流化床反應器上部的沉降段經(jīng)沉降和旋風分離器分離后，含乙烯、丙烯及C4及以上烴的氣相從第一流化床反應器頂部排出，進入后續(xù)的分離工段，經(jīng)分離得到C4及以上烴類流出物2、乙烯產(chǎn)品和丙烯產(chǎn)品；c)流出物2進入第二提升管反應器底部，與再生器中輸送來的催化劑或從第一流化床反應器底部和再生器輸送來催化劑的混合物接觸生成含乙烯、丙烯、C4及以上烴和催化劑的流出物3；d)流出物3進入第一流化床反應器上部的沉降段，通過沉降和旋風分離器分離后進入后續(xù)的分離工段；e)第一流化床反應器上部沉降段中分離出的催化劑經(jīng)汽提后10～70％(重量)進入再生器的底部，30～90％(重量)進入第一流化床反應器底部；f)待再生的催化劑經(jīng)再生器再生、汽提器汽提后進入第二提升管反應器；g)第一流化床反應器反應區(qū)內(nèi)的催化劑一部分隨流出物1進入第一流化床反應器的沉降段，一部分從反應區(qū)底部進入第二提升管反應器的底部；其中再生器為提升管。2、根據(jù)權(quán)利要求1所述甲醇或二甲醚轉(zhuǎn)化過程中提高乙烯、丙烯收率的方法，其特征在于第一流化床反應器的反應區(qū)內(nèi)至少一個位置的氣體表觀速度至少大于0.9米/秒；所述催化劑為SAPO型分子篩；經(jīng)再生器燒炭再生后的催化劑平均積炭量小于6%重量。3、根據(jù)權(quán)利要求1所述甲醇或二甲醚轉(zhuǎn)化過程中提高乙烯、丙烯收率的方法，其特征在于再生器內(nèi)至少一個位置上的氣體表觀速度為312米/秒；再生器內(nèi)的溫度為550700'C之間，再生器內(nèi)以表壓計壓力為01MPa。4、根據(jù)權(quán)利要求3所述甲醇或二甲醚轉(zhuǎn)化過程中提高乙烯、丙烯收率的方法，其特征在于再生器內(nèi)至少一個位置上的氣體表觀速度為512米/秒；再生器內(nèi)的溫度為60065CTC，再生器內(nèi)以表壓計壓力為0.10.3MPa。5、根據(jù)權(quán)利要求2所述甲醇或二甲醚轉(zhuǎn)化過程中提高乙烯、丙烯收率的方法，其特征在于SAPO型分子篩為SAPO-34分子篩；經(jīng)再生器燒炭再生后的催化劑平均積炭量小于3%重量。6、根據(jù)權(quán)利要求1所述甲醇或二甲醚轉(zhuǎn)化過程中提高乙烯、丙烯收率的方法，其特征在于第一流化床反應器的反應區(qū)的溫度為35060(TC，第一流化床反應器內(nèi)的壓力以表壓計為0lMPa，第一流化床反應器的原料重量空速為0.120小時—!之間；第二提升管反應器的反應區(qū)的溫度為350650°C，第二提升管反應器內(nèi)的壓力以表壓計為01MPa，第二提升管反應器的原料重量空速為1100小時"。7、根據(jù)權(quán)利要求6所述甲醇或二甲醚轉(zhuǎn)化過程中提高乙烯、丙烯收率的方法，其特征在于第一流化床反應器的反應區(qū)的溫度為400550°C，第一流化床反應器內(nèi)的壓力以表壓計為0.10.3MPa，第一流化床反應器的原料重量空速為38小時"；第二提升管反應器的反應區(qū)的溫度為450580°C，第二提升管反應器內(nèi)的壓力以表壓計為0.10.3MPa，第二提升管反應器的原料重量空速為1060小時—、8、根據(jù)權(quán)利要求7所述甲醇或二甲醚轉(zhuǎn)化過程中提高乙烯、丙烯收率的方法，其特征在于第一流化床反應器的反應區(qū)的溫度為425500°C。9、根據(jù)權(quán)利要求1所述甲醇或二甲醚轉(zhuǎn)化過程中提高乙烯、丙烯收率的方法，其特征在于從反應區(qū)底部進入第二提升管反應器的底部的催化劑質(zhì)量流量與經(jīng)汽提的再生催化劑進入第二提升管反應器的催化劑質(zhì)量流量之比為0.25;經(jīng)汽提后的再生催化劑可在第二提升管反應器軸向方向上隔開的多個位置進入。全文摘要本發(fā)明涉及一種甲醇或二甲醚轉(zhuǎn)化過程中提高乙烯、丙烯收率的方法，主要解決現(xiàn)有技術(shù)中乙烯及丙烯收率較低、反應器溫度不好控制、再生器燒炭程度不好控制的問題。本發(fā)明通過采用以甲醇、二甲醚中的至少一種為原料，包括以下步驟a)原料從第一流化床反應器底部進入反應區(qū)，與催化劑接觸生成流出物1；b)流出物1經(jīng)沉降和旋風分離器分離后，得到C₄及以上烴類流出物2、乙烯產(chǎn)品和丙烯產(chǎn)品；c)流出物2進入第二提升管反應器底部，與催化劑接觸生成含乙烯、丙烯、C₄及以上烴和催化劑的流出物3；d)流出物3進入第一流化床反應器上部的沉降段，分離后進入后續(xù)的分離工段；e)第一流化床反應器上部沉降段中分離出的催化劑經(jīng)汽提后10～70％(重量)進入再生器的底部；f)待再生的催化劑經(jīng)再生器再生、汽提器汽提后進入第二提升管反應器；g)第一流化床反應器反應區(qū)內(nèi)的催化劑一部分隨流出物1進入第一流化床反應器的沉降段，一部分從反應區(qū)底部進入第二提升管反應器的底部；其中再生器為提升管的技術(shù)方案，較好地解決了該問題，可用于乙烯、丙烯的工業(yè)生產(chǎn)中。文檔編號C07C1/20GK101348404SQ200710043959公開日2009年1月21日申請日期2007年7月18日優(yōu)先權(quán)日2007年7月18日發(fā)明者楊為民,謝在庫,鐘思青,齊國禎申請人:中國石油化工股份有限公司;中國石油化工股份有限公司上海石油化工研究院