專利名稱：一種石油烴催化轉化方法
技術領域：
本發(fā)明在現(xiàn)有技術的基礎上提供一種石油烴催化轉化方法，特別是將重質原料轉化為乙烯和丙烯等低碳烯烴，同時生產輕芳烴，從而實現(xiàn)石油資源高效利用的方法。
背景技術：
乙烯是石油化學工業(yè)最重要的基礎原料之一，通過乙烯聚合、與苯的烷基化以及與水、氧、鹵素的加成反應，可以得到一系列極有價值的衍生物。世界乙烯工業(yè)繼續(xù)保持著穩(wěn)步發(fā)展的態(tài)勢。預計2007 2012年，世界將新增乙烯能力3878萬噸/年，年均增長率達5. 6%，到2012年世界乙烯生產能力將達16267萬噸/年。目前，世界上約98%的乙烯來自于管式爐蒸汽裂解技術，在乙烯生產原料中，石腦油占46 %，乙烷占34 %。丙烯是最重要的烯烴之一，用量僅次于乙烯。2007年世界丙烯生產能力約8348萬噸，2006 2011年全球丙烯需求增長速度將達4. 9%，到2011年全球丙烯需求量將達8834 萬噸。丙烯最大用量的衍生物是聚丙烯，占全球丙烯用量的61%。2005年，全球大約62% 丙烯來自蒸汽裂解制乙烯的聯(lián)產，34 %丙烯來自煉廠催化裂化裝置副產，還有4 %丙烯來自丙烷脫氫和乙烯-丁烯易位反應。采用傳統(tǒng)的蒸汽裂解制乙烯、丙烯路線，對輕烴、石腦油等化工輕烴需求量較大， 預計2010年需化工輕油53萬噸/年，2020年需化工輕油70萬噸/年，而國內原油普遍偏重，化工輕油難以滿足乙烯、丙烯原料的需求，在石油資源不足的情況下，乙烯、丙烯原料的多樣化和重質化已成為乙烯、丙烯工業(yè)發(fā)展趨勢，重質油制乙烯和丙烯技術的開發(fā)也將給乙烯、丙烯工業(yè)開辟一條新的原料途徑。EP305720A2公開了一種制取低碳烯烴的烴類轉化方法，原料為不同沸程的石油餾分、渣油或原油，在流化床或移動床反應器內使用固體酸催化劑，在溫度500 650°C、壓力 1. 5X IO5 3X 105Pa、重時空速0. 2 2. Oh—1、劑油比2 12的條件下進行催化轉化反應， 反應后的催化劑經燒焦再生后返回反應器內循環(huán)使用。該方法丙烯和丁烯的總產率可以達到40重％左右，其中丙烯產率高達26. 34重％。W000/31215A1公開了一種生產烯烴的催化裂化方法，該方法采用ZSM-5和/或 ZSM-Il沸石做活性組分，以大量惰性物質為基質的催化劑，以減壓瓦斯油(VGO)為原料，丙
烯產率低于20重％。US 2002/0003103 Al公開了一種增加丙烯產率的催化裂化工藝。至少部分汽油產物引入第二個提升管內進行再裂化反應，并且所采用的催化劑組合物中除含有大孔USY沸石外，還含有ZSM-5等中孔沸石以及具有裂化性能的無機粘結劑組分，其中的無機粘結劑組分中含磷，其P/A1比為0. 1 10。US 5009769公開了一種烴類裂化方法采用雙提升管反應器裂化不同性質的烴類原料。蠟油和渣油注入第一根提升管，在劑油比5 10、停留時間1 4秒的條件下裂化；直餾汽油、直餾中間餾分油和催化重汽油注入第二根提升管，在劑油比3 12、停留時間1 5秒的條件下裂化，兩根提升管末端進入同一個沉降器中，并共用后續(xù)分餾系統(tǒng)。
US 4422925公開了多種具有不同裂化性能的烴類與熱再生催化劑接觸并轉化的方法，該方法所述的烴類至少含有一種氣體烷烴原料和一種液體烴類原料，該方法依據(jù)不同的烴類分子具有不同裂化性能，采用多個反應區(qū)進行裂化反應，以多產低分子烯烴。輕芳烴(苯、甲苯和二甲苯，簡稱BTX)也是一種重要的有機化工原料，產量和規(guī)模僅次于乙烯和丙烯，其衍生物廣泛用于生產化纖、塑料和橡膠等化工產品和精細化學品。 輕芳烴生產主要來自于重整汽油和乙烯裂解汽油裝置。據(jù)預測，要滿足未來的需求增長， 2006 2015年間，全球需要新增加大約1600萬噸/年對二甲苯以及1400萬噸/年的純苯產能，預計未來以這些裝置的副產作為來源可能無法滿足純苯和對二甲苯的市場增長需求。CN101362963A公開了一種多產丙烯同時制取芳烴的催化轉化方法，不同裂化性能的烴類原料與催化裂解催化劑接觸，在450 750°C、重時空速0. 1 SOOh—1、反應壓力 0. 1 1. OMPa、催化裂解催化劑與原料的重量比1 150，水蒸汽與原料的重量比為0. 05 1.0條件下，在流化床反應器內進行裂化反應，分離待生催化劑和反應油氣，待生催化劑經再生后返回反應器，分離反應油氣，得到目的產物低碳烯烴、芳烴和再裂化的原料，該方法從重質原料最大限度地生產丙烯等低碳烯烴，其中丙烯產率為40重％以上，同時聯(lián)產甲苯與二甲苯等芳烴。CN100487080C公開了一種生產低碳烯烴和芳烴的化工型煉油方法，原料油與經再生的催化裂解催化劑、水蒸汽在催化裂解反應器內接觸，在反應溫度500 700°C、壓力0. 15 0. 4MPa、催化裂解催化劑與原料油的重量比5 50、水蒸汽與原料油的重量比 0. 05 0. 6條件下反應，分離待生催化劑和反應油氣，待生催化劑經再生后返回反應器；分離反應油氣得到目的產物低碳烯烴和芳烴。該方法從重質原料最大限度地生產丙烯、乙烯等低碳烯烴，其中丙烯的產率超過30重％，同時聯(lián)產BTX等輕芳烴。CN101362669A公開了一種制取乙烯、丙烯和芳烴的催化轉化方法，在不同裂化性能的烴類與原料與催化裂解催化劑接觸，在溫度550-800°C、重時空速0. 1 SOOtT^iE 壓力0. 10 1. OMPa、催化裂解催化劑與原料的重量比10 150，水蒸汽與原料的重量比為0. 15 1. 0條件下，在流化床反應器內進行裂化反應，分離待生催化劑和反應油氣，待生催化劑經再生后返回反應器，分離反應油氣經分離得到目的產物低碳烯烴和芳烴，其中 160 260°C餾分作為循環(huán)物料返回催化裂解，乙烷、丙烷、丁烷進入蒸汽裂解進一步生產乙烯、丙烯。乙烯和丙烯產率在20重％以上，同時聯(lián)產甲苯與二甲苯等芳烴。上述現(xiàn)有技術存在兩方面不足一是在生產低碳烯烴的同時，未充分利用汽油中芳烴潛含量；二是生產低碳烯烴和輕芳烴的技術，未能充分利用烴類資源，尤其是輕芳烴產率和質量還存在較大的提升空間。為了滿足日益增長的低碳烯烴和芳烴等化工原料的需求，有必要開發(fā)一種將重質原料最大限度地轉化為乙烯、丙烯和輕芳烴的催化轉化方法，從而實現(xiàn)石油資源的高效利用。

發(fā)明內容
本發(fā)明的目的是在現(xiàn)有技術的基礎上提供一種將重質原料轉化為乙烯、丙烯和 BTX的催化轉化方法。本發(fā)明提供的石油烴催化轉化方法的技術方案如下
原料油在反應器內與富含中孔沸石的催化劑接觸進行反應，反應溫度為500 750°C、重時空速100 SOOtT1、壓力0. 10 1. OMPa、催化劑與原料油的重量比1 100 (簡稱劑油比)，水蒸汽與原料油的重量比為0. 05 1. 0的條件下進行裂化反應，分離待生催化劑與反應油氣，待生催化劑經再生后返回反應器，分離反應油氣得到包括乙烯、丙烯、丙烷、 丁烷和富含芳烴的催化汽油的產物，其中催化汽油經選擇性加氫后，進入芳烴抽提裝置分離得到目的產物輕芳烴，而抽余油與丙烷、丁烷經蒸汽裂解進一步生產乙烯、丙烯。所述原料油選自或包括石油烴和/或其它礦物油，其中石油烴選自減壓瓦斯油、 常壓瓦斯油、焦化瓦斯油、脫浙青油、減壓渣油、常壓渣油中的一種或幾種，其它礦物油選自煤液化油、油砂油、頁巖油中的一種或幾種。所述催化劑包括沸石、無機氧化物和任選的粘土，各組分分別占催化劑總重量沸石1 50重％、無機氧化物5 99重％、粘土 0 70重％。其中沸石作為活性組分，選自中孔沸石和任選的大孔沸石，中孔沸石占沸石總重量的50 100重％，優(yōu)選70 100重％，大孔沸石占沸石總重量的0 50重％，優(yōu)選0 30重％。中孔沸石選自ZSM系列沸石和/或 ZRP沸石，也可對上述中孔沸石用磷等非金屬元素和/或鐵、鈷、鎳等過渡金屬元素進行改性，有關ZRP更為詳盡的描述參見US5，232，675，ZSM系列沸石選自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、 ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它類似結構的沸石之中的一種或幾種，有關ZSM-5更為詳盡的描述參見US3，702，886。大孔沸石選自由稀土 Y(REY)、稀土氫Y(REHY)、不同方法得到的超穩(wěn)Y、高硅Y構成的這組沸石中的一種或幾種。無機氧化物作為粘接劑，選自二氧化硅(SiO2)和/或三氧化二鋁(Al2O3)。粘土作為基質(即載體)，選自高嶺土和/或多水高嶺土。所述反應器選自提升管、等線速的流化床、等直徑的流化床、上行式輸送線、下行式輸送線中的一種或幾種的組合，或同一種反應器兩個或兩個以上的組合，所述組合包括串聯(lián)或/和并聯(lián)，其中提升管是常規(guī)的等直徑的提升管或者各種形式變徑的提升管。其中流化床的氣速為0. 1 2米/秒，提升管的氣速為2 30米/秒(不計催化劑)。在更優(yōu)選的實施方案中，在一個位置將所述原料油引入反應器內，或在一個以上相同或不同的位置將所述原料油弓丨入反應器內。在更優(yōu)選的實施方案中，反應溫度為540 700°C，重時空速為30 δΟ Γ1、催化劑與原料油的重量比為2 50。在更優(yōu)選的實施方案中，反應溫度為560 650°C，重時空速為40 ΘΟΙΓ1，催化劑與原料油的重量比為4 25。所述該方法還包括將反應產物和催化劑進行分離，催化劑經汽提、燒焦再生后返回反應器，分離后的產物包括乙烯、丙烯和富含芳烴的汽油等。所述催化汽油中輕芳烴含量為40 90重％。在更優(yōu)選的實施方案中，所述催化汽油中輕芳烴含量為60 85重％。催化汽油選擇性加氫是在氫氣存在情況下，與選擇性加氫催化劑接觸，在氫分壓 1. 2 8. OMPa(絕壓)、反應溫度150 400°C、氫油體積比150 600Nm7m3、體積空速1 201Γ1條件下反應，得到的選擇性加氫汽油作為芳烴抽提裝置的原料。所述選擇性加氫催化劑是以Ni-W、Co-Ni-W、Ni-Mo或Co-Mo為活性組分、活性氧化鋁為載體的非貴金屬催化劑， 要求該催化劑具備高的脫二烯活性和脫硫活性。
芳烴抽提裝置所用抽提溶劑選自環(huán)丁砜、N-甲基吡咯烷酮、二乙二醇醚、三乙二醇醚、四乙二醇、二甲基亞砜和N-甲?；鶈徇阎械囊环N或幾種。抽提過程溶劑回收循環(huán)使用。抽提溫度為40 120°C，溶劑與芳烴抽提裝置的原料之間的體積比為0. 5 5. 0。抽出油為目的產物BTX，抽余油即非芳烴作為催化裂解的原料之一。催化轉化單元得到的抽余油和丙烷、丁烷進入蒸汽裂解單元，與水蒸汽在700 1000°C下接觸，分離反應產物油氣得到H2、CH4、乙烯、丙烯、蒸汽裂解乙烷、丙烷、蒸汽裂解 C4 C5、蒸汽裂解石腦油、燃料油，其中蒸汽裂解乙烯、丙烯為目的產物，蒸汽裂解石腦油可進一步進行芳烴抽提。從反應產物中分離乙烯、丙烯等方法與本領域普通技術人員熟知的方法相同；從反應油氣的催化汽油中分離輕芳烴的方法與本領域普通技術人員熟知的從蒸汽裂解或重整汽油中分離芳烴的方法即溶劑抽提相同。該技術方案將催化裂解、催化汽油選擇性加氫和催化汽油芳烴抽提等工藝有機結合，從氫含量較低的重質原料最大限度地生產乙烯、丙烯等低碳烯烴以及輕芳烴。本發(fā)明與現(xiàn)有技術相比具有下列技術效果1、乙烯、丙烯產率及選擇性增加，其中乙烯產率可高達20. 31重％，丙烯產率高達 31. 67 重％。2、BTX產率高達約24. 39重％，其中苯產率為4. 37重％，甲苯產率為12. 38重％，
二甲苯產率為7. 64重％。3、催化裂解裝置的丙烷、丁烷以及抽余油中富含的飽和烴，經蒸汽裂解后可以明顯增加乙烯和丙烯含量。4、C4烯烴與重質原料油混合進入反應器時，C4烯烴起到稀釋劑的作用，有助于重質原料轉化，使重油產率明顯地降低。5、干氣中其它組分產率明顯地降低。采用本發(fā)明提供的方法，煉廠可以從重質原料最大限度生產乙烯、丙烯和輕芳烴， 從而實現(xiàn)煉廠概念的技術突破，從傳統(tǒng)的燃料型和燃料-潤滑油型煉廠生產模式向化工型轉變，使煉廠從單一的煉油向化工原料及高附加值下游產品生產發(fā)展和延伸，既解決了石化原料短缺的問題，又提高了煉廠的經濟效益。


附圖為與本發(fā)明的催化轉化方法的基本流程示意圖。
具體實施例方式下面結合附圖進一步說明本發(fā)明所提供的方法，但本發(fā)明并不因此而受到任何限制。附圖為與本發(fā)明的催化轉化方法的基本流程示意圖。其工藝流程如下預提升介質經管線1由提升管反應器2底部進入，來自管線16的再生催化劑在預提升介質的提升作用下沿提升管向上加速運動，C4烯烴與原料油混合物經管線3與來自管線4的霧化蒸汽一起注入提升管2，與提升管反應器已有的物流混合，原料油在熱的催化劑上發(fā)生裂化反應。生成的反應產物油氣和失活的待生催化劑經管線7進入沉降器8中的旋風分離器，實現(xiàn)待生催化劑與反應產物油氣的分離，反應產物油氣進入集氣室9，催化劑細粉由料腿返回沉降器。沉降器中待生催化劑流向汽提段10，與來自管線11的蒸汽接觸。從待生催化劑中汽提出的反應產物油氣經旋風分離器后進入集氣室9。汽提后的待生催化劑經斜管12進入再生器13，主風經管線14進入再生器，燒去待生催化劑上的焦炭，使失活的待生催化劑再生，煙氣經管線15進入煙機。再生后的催化劑經斜管16進入提升管。集氣室9中的反應產物油氣經過大油氣管線17，進入后續(xù)的分離系統(tǒng)18，分離得到催化裂解干氣經管線19引出，經進一步分離得到目的產物乙烯；分離得到的丙烷和丁烷經管線20引出進入蒸汽裂解單元32 ；丙烯經管線21引出得到目的產物丙烯；而碳四烯烴經管線22引出，返回提升管反應器2，碳四烯烴可以與重質原料油混合經管線3注入提升管 2，也可以經管線5與來自管線6的霧化蒸汽一起注入提升管2 ；柴油經管線M引出返回提升管2 ；油漿經管線25引出；催化裂解C5 180°C的富含芳烴汽油經管線23引出到選擇性加氫單元26，分離出輕組分經管線27引出，加氫后汽油經管線管線觀進入芳烴抽提單元四，抽余油經管線30引出進入蒸汽裂解單元32，抽出油管線31引出作為目的產物BTX。蒸汽裂解單元分離出的目的產物乙烯和丙烯分別經管線34和管線35引出，分離出的氫氣和甲烷經管線33引出，分離出的乙烷、丙烷和丁烷經管線36引出返回蒸汽裂解單元32，分離出的蒸汽裂解石腦油經管線37進入選擇性加氫單元26。下面的實施例將對本方法予以進一步的說明，但并不因此限制本方法。實施例中所用的原料為VG0，其性質如表1所示。實施例中所用的抽提溶劑為環(huán)丁砜。實施例中所用的選擇性加氫催化劑牌號為RSDS-1，由中國石化催化劑分公司生產。實施例中所用的催化裂解催化劑制備方法簡述如下1)將20gNH4Cl溶于IOOOg水中，向此溶液中加入IOOg (干基)晶化產品ZRP-1沸石(齊魯石化公司催化劑廠生產，SiO2Al2O3 = 30，稀土含量RE2O3 = 2. 0重％ )，在90°C交換0. 5h后，過濾得濾餅；加入4. OgH3PO4 (濃度85% )與4. 5gFe (NO3) 3溶于90g水中，與濾餅混合浸漬烘干；接著在550°C溫度下焙燒處理2小時得到含磷和鐵的MFI結構中孔沸石， 其元素分析化學組成為0. INa2O · 5. IAl2O3 · 2. 4Ρ205 · 1. 5Fe203 · 3. 8RE2O3 · 88. ISiO2。2)用250kg脫陽離子水將75. 4kg多水高嶺土(蘇州瓷土公司工業(yè)產品，固含量 71. 6重％)打漿，再加入54. 8kg擬薄水鋁石(山東鋁廠工業(yè)產品，固含量63重％)，用鹽酸將其PH調至2 4，攪拌均勻，在60 70°C下靜置老化1小時，保持PH為2 4，將溫度降至60°C以下，加入41. 5kg鋁溶膠(齊魯石化公司催化劑廠產品，Al2O3含量為21. 7重％ )， 攪拌40分鐘，得到混合漿液。3)將步驟1)制備的含磷和鐵的MFI結構中孔沸石(干基為22. 5kg)以及DASY 沸石(齊魯石化公司催化劑廠工業(yè)產品，晶胞常數(shù)為2. 445 2. 448nm，干基為2. Okg)加入到步驟幻得到的混合漿液中，攪拌均勻，噴霧干燥成型，用磷酸二氫銨溶液(磷含量為1 重％ )洗滌，洗去游離Na+，干燥即得催化裂解催化劑樣品，該催化劑的組成為18重％含磷和鐵的MFI結構中孔沸石、2重％ DASY沸石、觀重％擬薄水鋁石、7重％鋁溶膠和余量高嶺土。實施例
該實施例按照附圖的流程進行試驗，原料油A直接作為催化裂解的原料，在由提升管反應器的中型裝置上進行試驗，原料油進入提升管底部，在反應溫度640°C、重時空速 1801Γ1，催化裂解催化劑與原料油的重量比60，水蒸汽與原料油的重量比為0. 20條件下進行裂化反應，反應產物油氣和待生的催化劑在沉降器分離，產品在分離系統(tǒng)按餾程進行切割，從而得到富含乙烯的干氣，乙烷、丙烷、丁烷，丙烯、碳四烯烴和富含芳烴汽油等產物，其中乙烷、丙烷和丁烷進入蒸汽裂解，碳四烯烴返回反應器再裂化，富含芳烴汽油進入選擇性加氫單元，在氫分壓1. 6MPa、反應溫度270°C、氫油體積比350、體積空速4. OtT1的反應條件下進行選擇性加氫，加氫后的汽油進入抽提單元經環(huán)丁砜抽提，抽提溫度為100°C，環(huán)丁砜溶劑與加氫后的汽油的體積比為3.0，分出抽余油(主要為飽和烴)和抽出油(輕芳烴即目的產物BTX)，抽余油與催化裂解的丙烷和丁烷混合進入蒸汽裂解裝置，在830°C與水蒸汽接觸反應，分離得到目的產物乙烯和丙烯以及蒸汽裂解石腦油，蒸汽裂解石腦油返回到芳烴抽提裝置。操作條件和產品分布列于表2。從表2可以看出，乙烯產率可達20. 31重％，丙烯產率可達31. 67重％ ；苯產率為 4. 37重％ ；甲苯產率為12. 38重％，二甲苯產率為7. 64重％，焦炭產率僅為7. 49重％，油漿產率為7.51重％。表 權利要求
1.一種石油烴催化轉化方法，其特征在于原料油在反應器內與富含中孔沸石的催化劑接觸進行反應，反應溫度為500 750°C、重時空速100 80( -1、壓力0. 10 1. OMPaJI 化劑與原料油的重量比1 100，水蒸汽與原料油的重量比為0. 05 1. 0的條件下進行裂化反應，分離待生催化劑與反應油氣，待生催化劑經再生后返回反應器，分離反應油氣得到包括乙烯、丙烯、丙烷、丁烷和富含芳烴的催化汽油的產物，其中催化汽油經選擇性加氫后， 進入芳烴抽提裝置分離得到目的產物輕芳烴，而抽余油與丙烷、丁烷經蒸汽裂解進一步生產乙烯、丙烯。
2.按照權利要求1的方法，其特征在于所述原料油選自或包括石油烴和/或其它礦物油，其中石油烴選自減壓瓦斯油、常壓瓦斯油、焦化瓦斯油、脫浙青油、減壓渣油、常壓渣油中的一種或幾種，其它礦物油選自煤液化油、油砂油、頁巖油中的一種或幾種。
3.按照權利要求1的方法，其特征在于所述催化劑包括沸石、無機氧化物和任選的粘土，各組分分別占催化劑總重量沸石1 50重％、無機氧化物5 99重％、粘土 0 70S % O
4.按照權利要求3的方法，其特征在于所述沸石作為活性組分，選自中孔沸石和任選的大孔沸石，中孔沸石占沸石總重量的50 100重％，大孔沸石占沸石總重量的0 50S % O
5.按照權利要求1的方法，其特征在于所述反應器選自提升管、等線速的流化床、等直徑的流化床、上行式輸送線、下行式輸送線中的一種或幾種的組合，或同一種反應器兩個或兩個以上的組合，所述組合包括串聯(lián)或/和并聯(lián)，其中提升管是常規(guī)的等直徑的提升管或者各種形式變徑的提升管。
6.按照權利要求1的方法，其特征在于反應溫度為540 700°C，重時空速為30 SOh—1、催化劑與原料油的重量比為2 50。
7.按照權利要求6的方法，其特征在于反應溫度為560 650°C，重時空速為40 eoh—1，催化劑與原料油的重量比為4 25。
8.按照權利要求1的方法，其特征在于催化汽油選擇性加氫是在氫氣存在情況下，與選擇性加氫催化劑接觸，在氫分壓1. 2 8. OMPa、反應溫度150 400°C、氫油體積比150 600Nm7m3、體積空速1 2( .1條件下反應。
9.按照權利要求8的方法，其特征在于所述選擇性加氫催化劑是以Ni-W、Co-Ni-W、 Ni-Mo或Co-Mo為活性組分、活性氧化鋁為載體的非貴金屬催化劑。
10.按照權利要求1的方法，其特征在于芳烴抽提裝置所用抽提溶劑選自環(huán)丁砜、N-甲基吡咯烷酮、二乙二醇醚、三乙二醇醚、四乙二醇、二甲基亞砜和N-甲?；鶈徇阎械囊环N或幾種。
11.按照權利要求1的方法，其特征在于芳烴抽提溫度為40 120°C，溶劑與芳烴抽提原料之間的體積比為0. 5 5. 0。
12.按照權利要求1的方法，其特征在于蒸汽裂解溫度為700 1000°C。
全文摘要
一種石油烴催化轉化方法，原料油在反應器內與富含中孔沸石的催化劑接觸進行反應，反應溫度為500～750℃、重時空速100～800h-1、壓力0.10～1.0MPa、催化劑與原料油的重量比1～100，水蒸氣與原料油的重量比為0.05～1.0的條件下進行裂化反應，分離待生催化劑與反應油氣，待生催化劑經再生后返回反應器，分離反應油氣得到包括乙烯、丙烯、丙烷、丁烷和富含芳烴的催化汽油的產物，其中催化汽油經選擇性加氫后，進入芳烴抽提裝置分離得到目的產物輕芳烴，而抽余油與丙烷、丁烷經蒸汽裂解進一步生產乙烯、丙烯。該方法乙烯、丙烯產率分別高達20.31重％、31.67重％，BTX產率高達24.39重％。
文檔編號C07C15/06GK102344832SQ20111006438
公開日2012年2月8日 申請日期2011年3月17日 優(yōu)先權日2010年7月29日
發(fā)明者張久順, 謝朝鋼, 魏曉麗 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石油化工科學研究院