一种用于轻烯烃裂解、甲醇制烯烃的流化床反应器

摘要

本发明公开了用于轻烯烃裂解、或甲醇制烯烃的流化床反应器，包括反应器、预提升管等；反应器包括密相流化床反应器和稀相输送反应器两部分，两者在同一轴线上，预提升管和稀相输送反应器分别位于密相流化床反应器的上、下；预提升管的直径小于密相流化床反应器的直径，预提升管的上部分延伸到密相流化床反应器内；位于密相流化床反应器内的预提升管的上端口是密封的，在延伸入密相流化床反应器内的预提升管的管壁上设有开孔；或者，位于密相流化床反应器内的预提升管的上端为开口，在开口的上方设有挡板。该反应器提高气固接触效率、油气和催化剂返混程度小，可极大地改善轻烃裂解和甲醇制烯烃反应单程通过的转化率和目的产物小分子烯烃的选择性。

说明书

技术领域

本发明涉及一种用于轻烯烃裂解、甲醇制烯烃流化床反应器，具体的，涉及一 种用于轻烯烃裂解、甲醇制烯烃的高气固接触效率密相流化床反应器。

背景技术

丁烯、戊烯和己烯是非常好的催化裂解生产丙烯或生产乙烯和丙烯的原料，这 里所说的轻烯烃裂解，就是指丁烯、戊烯和己烯的催化裂解，裂解的目的产物可以 是丙烯，也可以是乙烯和丙烯。

催化裂解所用的催化剂活性组分都是酸性分子筛，轻烯烃裂解生成的目的产物 乙烯、丙烯，在酸性分子筛材料上很容易发生二次反应，转化成烷烃等低附加值产 物。因而，作为轻烯烃催化裂解反应器，既要保证轻烯烃单程通过能够充分转化， 又要尽量减少乙烯、丙烯发生二次反应转化成低附加值产物。

采用固定床反应器，固然有利于气相反应物与固体催化剂充分接触、反应，反 应器接近平推流也有利于减少目的产物的二次反应；但是，无论是轻烯烃裂解还是 甲醇制烯烃，催化剂都存在结焦失活现象，需要定期进行催化剂的烧焦再生，存在 一定的安全隐患，也不利于提高装置的生产效率。此外，轻烯烃催化裂解是吸热反 应，甲醇制烯烃为放热反应，前者需要供热，后者需要取热，固定床固有的传热特 点，决定了对于大型固定床反应器，及时给催化剂床层供热或取热，并保证催化剂 床层温度尽量均匀，尤其是产物分布对温度比较敏感的甲醇制烯烃反应，要保证温 度的均匀，都是不太好解决的问题。并且，在反应器内布置供热获取热装置，也降 低了需要长期运行的反应器的可靠性。

绝热操作是固定床反应器最理想的选择，对于轻烯烃裂解，原料的预热温度过 高，则烯烃会热解，必须采用多段绝热固定床反应器；对于甲醇制烯烃，采用多段 绝热固定床反应器，烯烃产物则容易发生二次反应转化成烷烃等低附加值产物。

由此可见，无论是从反应器的传热特性，还是从装置的安全性、长周期运行的 可靠性和操作的便利性考虑，可以连续进行反应和催化剂再生的循环流化床，都是 轻烯烃裂解和甲醇制烯烃反应的理想反应器。

然而，如果采用催化裂化过程中的提升管反应器，其中的催化剂处于稀相输送 状态，以分子形式分散的轻烯烃或甲醇并不能与催化剂充分接触，因而单程转化率 不高；如果采用鼓泡床或湍流床，催化剂和油气的返混较为严重，造成目的产物小 分子烯烃发生二次反应转化成低附加值产物，并且在这两类流化床的密相段中容易 形成大气泡或沟流现象，从而降低了气固接触的效率。

鉴于上述缺陷，特提出本发明。

发明内容

本发明的目的是提供一种用于轻烯烃裂解、或甲醇制烯烃的流化床反应器，该 反应器是一种气固接触效率高、油气和催化剂返混程度小的新型气固流化床反应器， 可极大地改善轻烃裂解和甲醇制烯烃反应单程通过的转化率和目的产物小分子烯烃 的选择性，尤其是提高丙烯选择性。

本发明的另一个目的是提供一种利用上述反应器的轻烯烃裂解的方法。

本发明的再一个目的是提供一种利用上述反应器的甲醇制烯烃的方法。

为实现本发明的发明目的，采取如下技术方案：

一种用于轻烯烃裂解、或甲醇制烯烃的流化床反应器，包括反应器、沉降器、 催化剂待生斜管、催化剂再生器、预提升管和催化剂再生斜管；其中，所述的反应 器包括密相流化床反应器和稀相输送反应器两部分，密相流化床反应器和稀相输送 反应器在同一轴线上，预提升管和稀相输送反应器分别位于密相流化床反应器的上 部和下部；预提升管的直径小于密相流化床反应器的直径，预提升管的上部分延伸 到密相流化床反应器内；

其特征在于，位于密相流化床反应器内的预提升管的上端口是密封的，在延伸 入密相流化床反应器内的预提升管的管壁上设有开孔；或者，位于密相流化床反应 器内的预提升管的上端为开口，在开口的上部设有挡板。

所述稀相输送反应器的直径小于密相流化床反应器的直径。

从预提升管上端口到扩径密相流化段的底部之间，在密相流化床反应器内设有 进料分布器。

从预提升管上端口到进料分布器之间，在密相流化床反应器内设有分布板或者 格栅。

优选的，在进料分布器以上的预提升管的管壁设有开孔，开孔的数量为2个以 上。所述开孔可以有规律排列，也可以随机排列。

所述开孔的形状可以为任何形状，优选为圆形、方形、六方形，更优选为圆形。

为了保证催化剂在密相流化床反应器的径向上能够均匀分布，优选的，在预提 升管的管壁的各个方向上，开孔的数量相同和开孔的面积相同。

更优选，在预提升管的同一横截面上，沿预提升管圆周等距离开孔，开孔的直 径相同。

同一横截面上开孔的总面积占预提升管该横截面积的10～100％，最好在40～ 80％之间。

可以在预提升管的多个横截面上，沿预提升管圆周等距离开孔，且开孔的直径 相同。优选，在预提升管距离进料分布器0.2～0.4m以上部分的横截面上开孔。

开孔的横截面数理论上不受限制，但考虑装置的可靠性和实用性，更优选，开 孔横截面数为1～4；开孔的相邻横截面的间距为0.1～1.5m，优选在0.3～0.8m之间。

优选的，在预提升管的具有开孔的相邻横截面上之间，在密相流化床反应器内 设有格栅或分布板。

优选的，在进料分布器与预提升管的出口之间安装1～5层格栅；最好2～3层。

相邻格栅之间的距离在0.1～1m之间；最好在0.3～0.8m之间。

在环状进料器与预提升管上端部之间形成的密相流化床，在格栅和在预提升管 出口或开孔处沿径向喷出的催化剂的作用下，不仅催化剂沿反应器径向可以均匀分 布，而且不容易形成大气泡和沟流，从而改善原料和催化剂的接触反应效率。气固 接触效率的提高，不但有利于促进催化反应，而且还可以利用催化剂终止自由基的 传递作用，来减少热反应，提高目的产物的选择性。

一种利用上述反应器的轻烯烃裂解的方法，轻烯烃从进料分布器进入密相流化 床反应器，与催化剂接触，并进入稀相输送反应器内进行催化反应，其中，密相流 化床反应器内的平均线速度控制在0.2～1.5m/s，反应温度最好控制在520～600℃之 间；优选的，密相流化床反应器内的平均线速度控制在0.5～1.2m/s。

在密相流化床反应器内平均停留时间控制在0.2～0.8s。

其中，剂油比（催化剂与轻烯烃的质量比）大于6

对于与密相流化床反应器上部相连的稀相输送反应器内，其温度分布由实际操 作条件下的热平衡决定，不人为去控制。稀相输送高度以满足整个反应再生系统的 压力平衡，保证催化剂能够平稳循环为宜。稀相输送反应器的直径，按油气在稀相 输送反应器部分的平均停留时间为0.5～3s，最好在0.8～1.5s来控制。

一种利用上述反应器的甲醇制备烯烃的方法，甲醇从进料分布器进入密相流化 床反应器，与催化剂接触，并进入稀相输送反应器内进行催化反应，其中，密相流 化床反应器内的平均线速度控制在0.2～1.5m/s，反应温度最好控制在450～550℃之 间；优选的，密相流化床反应器内的平均线速度控制在0.5～1.2m/s。

在密相流化床反应器内平均停留时间控制在0.5～1.5s。

剂醇比（催化剂与甲醇的质量比）以催化剂能够在系统中形成稳定的循环即可， 优选，大于5。

对于与密相流化床反应器上部相连的稀相输送反应器内，其温度分布由实际操 作条件下的热平衡决定，不人为去控制。稀相输送高度以满足整个反应再生系统的 压力平衡，保证催化剂能够平稳循环为宜。稀相输送反应器的直径，按油气在稀相 输送反应器部分的平均停留时间为0.5～3s，最好在0.8～1.5s来控制。

与现有技术相比，本发明突出的优点在于：

1）气固两相接触效率高，从而有利于促进催化反应，减少热反应。鼓泡床和湍 流床，催化剂的流化密度高，应该有利于反应物吸附能力弱的气固相催化反应；然 而，实际反应结果总是与预想的相距甚远。究其原因，催化剂的流化密度高，并不 意味着气体反应物就能够与催化剂充分接触，大气泡、沟流现象的存在严重降低了 气固接触效率，从而影响了原料的催化转化。本发明的密相流化床反应器，利用气、 固两相逆流、错流接触，来破坏大气泡和减少沟流现象，并用格栅来进一步强化这 种作用，进一步改善气固接触效率。气固接触效率的提高，不但有利于促进催化反 应，而且还可以利用催化剂终止自由基的传递作用，来减少热反应，提高目的产物 的选择性。

2）可以减少气体的返混。在本发明中，无论是气固两相逆流也好，还是错流也 好，原料气都是从反应器底部向上流动。反应物轻烯烃、甲醇和反应产物，在催化 剂上的吸附能力都很弱。因而，在所发明的密相流化床反应器中，催化剂返混严重， 但催化剂结焦失活慢，返混并不影响其发挥催化作用，且催化剂的返混还有利于提 高催化剂的流化密度，提高气固接触效率；密相流化床反应器上面直接与稀相输送 反应器相连，密相流化床反应器本身基本不存在稀相空间，因而气体的返混程度低， 有利于减少目的产物发生二次反应，转化成低附加值的产物。

3）反应器的操作弹性大。所发明的密相流化床反应器安装在可以实现连续反应 和催化剂再生的循环流化床上，反应器内的催化剂流化域可以是鼓泡床，也可以是 湍流床，进料量增大，经稀相输送管带走的催化剂的量增大，但密相流化床反应器 内的催化剂可以通过增大整个反应器催化剂的循环量来补充。此外，反应器内采取 的破碎气泡、减少沟流的措施，可以有效解决因进料量增大，气速升高所带来的气 固接触效率下降的问题。

附图说明

图1本发明的循环流化床连续反应再生装置示意图；

图2本发明反应器的密相流化床反应器的一种实施方式；

图3本发明反应器的密相流化床反应器的另一种实施方式；

图标：1.密相流化床反应器；2.稀相输送反应器；3.预提升管；4.进料分 布器；5.分布板或格栅；6.开孔；7.再生斜管；8.再生滑阀；9.待生斜管；10. 待生滑阀；11.再生器；12.沉降器；13.挡板

具体实施方式

以下用实施例对本发明的技术方案作进一步的说明，将有助于对本发明的技术 方案的优点、效果有更进一步的了解，但是实施例不限定本发明的保护范围。

实施例1

如图1-3所示，本发明的一种用于轻烯烃裂解、甲醇制烯烃的高气固接触效率 密相流化床反应器，包括反应器、沉降器12、催化剂待生斜管9、催化剂再生器11、 预提升管3和催化剂再生斜管7；所述的反应器包括密相流化床反应器1和稀相输送 反应器2，密相流化床反应器1和稀相输送反应器2在同一轴线上，预提升管3和稀 相输送反应器2分别位于密相流化床反应器1的上部和下部；预提升管3的直径小 于密相流化床反应器1的直径，预提升管3的上部分延伸到密相流化床反应器1内。 从预提升管3上端口到密相流化床反应器的底部之间，在密相流化床反应器1内设 有进料分布器4，从预提升管3上端口到进料分布器4之间，在密相流化床反应器1 内设有分布板5或者格栅。

如图2所示，本发明用于轻烯烃裂解、甲醇制烯烃的反应器一种实施方式，位 于密相流化床反应器1内的预提升管3的上端为开口，在开口的上部设有挡板13， 在进料分布器4与预提升管3的出口之间安装1～5层格栅或分布板5，优选，安装 2-3层格栅或分布板5。相邻格栅或分布板5之间的距离在0.1～1m之间；最好在0.3～ 0.8m之间。在预提升管顶部安装挡板，这样，在预提升管中沿轴向向上流动的催化 剂在出口挡板的作用下，沿径向喷出，在进料分布器与预提升管出口之间形成的密 相流化床，在格栅或分布板和在预提升管出口沿径向喷出的催化剂的作用下，不仅 催化剂沿反应器径向可以均匀分布，而且不容易形成大气泡和沟流，从而改善原料 和催化剂的接触反应效率。

如图3所示，本发明用于轻烯烃裂解、甲醇制烯烃的反应器一种实施方式，位 于密相流化床反应器1内的预提升管3的上端口是密封的，在延伸入密相流化床反 应器1内的预提升管3的管壁上设有开孔6，所述开孔6的形状可以为任何形状，优 选为圆形、方形、六方形，更优选为圆形。所述开孔6可以有规律排列，也可以随 机排列，优选的，在进料分布器4以上的预提升管3的管壁设有开孔6，开孔6的数 量为2个以上。为了保证催化剂在密相流化床反应器1的径向上能够均匀分布；优 选的，在预提升管3的管壁的各个方向上，开孔6的数量相同和开孔的面积相同； 更优选，在预提升管的同一横截面上，沿预提升管圆周等距离开孔，开孔的直径相 同。同一横截面上开孔的总面积占预提升管该横截面积的10～100％，最好在40～ 80％之间。

进一步优选，在预提升管3的多个横截面上，沿预提升管圆周等距离开孔6， 且开孔6的直径相同。优选，在距离进料分布器0.2～0.4m处的预提升管3的管壁的 横截面上开孔6。

开孔的横截面数理论上不受限制，但考虑装置的可靠性和实用性，更优选，开 孔横截面数为1～4；开孔的相邻横截面的间距为0.1～1.5m，优选在0.3～0.8m之间。

优选的，在预提升管3的具有开孔6的相邻横截面上之间，在密相流化床反应 器1内设有格栅或分布板5。

催化剂再生器11和预提升管3通过催化剂再生斜管5相连，催化剂再生器11 和沉降器12通过待生斜管9相连，稀相输送反应器的上端伸入沉降器12内，在沉 降器12和催化剂再生器11内分别设有旋风分离器14。原料轻烯烃或甲醇在进入密 相流化床反应器1之前，先进行预热，通过进料分布器4进入密相流化床反应器1， 预提升气由预提升管3下端开口向上运动，在预提升气的提升作用下，催化剂从预 提升管3出口或者开孔6处喷出，进入密相流化床反应器1中气速突然减小，大部 分催化剂会向下坠落，与经分布板或格栅5重新分布后向上流动的原料气发生逆流 接触，进入稀相输送反应器2内进一步反应；随后进入沉降器内的用于油气和催化 剂分离的旋风分离器，反应后的物质经旋风分离器流出，催化剂通过待生斜管9进 入催化剂再生器11内，待生斜管9上设有待生滑阀10，用于调节催化剂的流量；再 生器11内部还设有补充燃料分布器（未显示）、空气分布器（未显示）和用于改善 催化剂烧焦效果的格栅（未显示）；催化剂再生斜管上与催化剂待生斜管一样，设有 再生滑阀6，来调节催化剂的流量，再生的催化剂利用预提升气进入密相反应器内再 次使用。对于甲醇制烯烃，催化剂在进入反应器之前，需要进行取热以降低温度， 以避免反应器内的温度过高。催化剂取热装置可以设置在再生器底部，也可以设置 在再生斜管中，也可以采用其它的方式，如将部分温度较低的待生剂引入到再生斜 管中与高温再生剂混合来降低催化剂的温度。

实施例2

甲醇制烯烃反应实施例中所采用的催化剂均为工业LTB-8催化剂，活性组分为 多级孔HZSM-11分子筛（ZL201210003750.5），将喷雾造粒所得微球催化剂在 800℃、100％水蒸汽条件下老化4h后备用。

将附2所示的密相流化床反应器安装到如附图1所示的循环流化床反应再生装 置中，将20kg老化的LTB-8催化剂装入如附图1所示的循环流化床反应再生装置中。 进料分布器与预提升管出口之间安装3层格栅，格栅之间的距离为0.4m。纯甲醇进 料量为4kg/h，预热到200℃，经进料分布器进入密相流化床反应器，反应温度控制 在500℃；气体在密相流化床反应器内的平均线速度为0.7m/s，平均停留时间约为 1.1s；气体在稀相区内的平均线速为5.5m/s，平均停留时间约为1.0s。

反应结果如附表1所示。测定水中的甲醇含量，由此计算得到的甲醇转化率。 甲醇在方案一反应器中反应，转化率较高，干气、液化气中的乙烯、丙烯含量高。

实施例3

其它条件与实施例2相同，将纯甲醇进料量降为1.5kg/h，密相流化床反应器内 的气体平均线速度为0.3m/s，平均停留时间约为2.0s；气体在稀相区内的平均线速为 3.0m/s，平均停留时间约为1.8s。反应结果如附表1所示，转化率与实施例1相近， 但由于油气在反应器内的停留时间较长，干气、液化气中的乙烯、丙烯含量有所下 降。

实施例4

其它条件同实施例2，将原料换成粗甲醇，其质量组成为甲醇80.75%、乙醇 3.49%、丙醛5.68%、丙酮3.64%和水6.40％，进料量为10kg/h。提高反应压力，使 得气体在密相流化床反应器内的平均线速度为1.2m/s，平均停留时间约为0.7s，气体 在稀相区内的平均线速为10.0m/s，平均停留时间约为0.55s。反应结果亦列于表1 中。

粗甲醇中的乙醇、丙酮和丙醛也非常容易反应，在收集到的水相产物中这几种 化合物的含量非常低，因而转化率按如下方法计算：分析反应生成的水相的甲醇含 量，根据水相的总量计算甲醇的量；扣除进料中的水，作为总的进料量；由100减 去水相中的甲醇的量除以总的进料量，作为转化率。

从表1中的数据可见，粗甲醇也非常容易转化，且产物分布与实施例1也十分 相近。

实施例5

其它条件同实施例2，进料分布器与预提升管出口之间安装2层格栅，格栅之 间的距离为0.5m。催化剂同样为老化后的LTB-8，装填量仍然是20kg。纯甲醇预热 到温度为200℃进入反应器，密相流化床反应器内的温度控制在500℃。纯甲醇的进 料量为5kg/h，气体在密相流化床反应器内的平均线速度为0.62m/s，平均停留时间 约为1.24s，气体在稀相区内的平均停留时间约为1.5s。反应结果如附表1所示，甲 醇转化率超过99％，同时保持了很高的丙烯、乙烯选择性。

实施例6

将附图3所示的密相流化床反应器安装到如附图1所示的循环流化床反应再生 装置中，在进料分布器到预提生管顶部之间在预提升管上等距离选取两个截面进行 开孔，截面间距为0.5m，在每个截面上等间距开直径为5mm直径的孔6个，开孔面 积占预提升管出口截面积的50％，在两个开孔截面之间设置一层格栅。催化剂同样 为老化后的LTB-8，装填量仍然是20kg。

与实施例5相同，纯甲醇预热到温度为200℃进入反应器，密相流化床反应器 内的温度控制在500℃。纯甲醇的进料量为5kg/h，气体在密相流化床反应器内的平 均线速度为0.63m/s，平均停留时间约为1.20s，气体在稀相区内的平均停留时间约为 1.48s。反应结果如附表1所示，甲醇转化99％以上，液化气和干气中的丙烯、乙烯 含量比实施例5也略有提高。

实施例7

其它条件同实施例6，将原料换成实施例4所用的粗甲醇，进料量为10kg/h。 提高反应压力，使得气体在密相流化床反应器内的平均线速度为1.2m/s，平均停留 时间约为0.7s，气体在稀相区内的平均线速为10.0m/s，平均停留时间约为0.55s。反 应结果亦列于表1中，与实施例4相比，甲醇的转化率和乙烯、丙烯在干气和液化 气中的含量均有所上升，说明附图3所示的密相反应器在进料量大幅度提高的情况 下，气固接触、反应效率更高，有利于改善甲醇的转化和提高烯烃的选择性。

实施例8

采用与实施例6相同的反应器，在系统中装入老化后的LTB-2催化裂解催化剂 20kg。进料异丁烯的纯度为99.85wt%，进料量为15kg/h。在常压、稀相输送反应器 出口为560℃的条件下操作，调整预提升氮气的量，来控制油气在密相流化床反应 器和稀相输送反应器的平均停留时间分别约为0.7s和0.8s。反应结果如附表2所示。

实施例9

采用与实施例8相同的反应器和催化剂，反应温度、压力和预提升氮气的量也 基本不变。进料改为组成如附表3所示的轻汽油，进料量为15kg/h。油气在密相流 化床反应器和稀相输送反应器的平均停留时间分别约为0.9s和1.0s。反应结果如附 表4所示。

实施例10

其它条件同实施例6，在预提生管距离进料分布器0.3m以上的三个截面进行开 孔，相邻截面间距为1.0m，在每个截面上，开孔面积占预提升管出口截面积的80％， 在两个开孔截面之间设置一层格栅。催化剂同样为老化后的LTB-8，装填量仍然是 20kg。

将原料换成实施例4所用的粗甲醇，进料量为10kg/h。提高反应压力，使得气 体在密相流化床反应器内的平均线速度为0.2m/s，平均停留时间约为1.4s，气体在稀 相区内的平均线速为10.0m/s，平均停留时间约为0.55s。与实施例4相比，甲醇的转 化率和乙烯、丙烯在干气和液化气中的含量均有所上升，说明附图3所示的密相反 应器在进料量大幅度提高的情况下，气固接触、反应效率更高，有利于改善甲醇的 转化和提高烯烃的选择性。

对比例1

将反应器更换成上下等径的提升管，且不设挡板。系统内仍然装填20kg LTB-8 老化后的催化剂。纯甲醇进料量也与实施例1相同，为4kg/h，预热到200℃，经进 料分布器进入反应器；与实施例1相同的控温点仍然控制在500℃；油气在反应器内 总的平均停留时间约为2.1s，也与实施例1总的平均停留时间一致。反应结果如附 表1所示，转化率比实施例1低10个百分点，干气、液化气中的乙烯、丙烯含量明 显下降。由此可见，密相流化对甲醇的转化和乙烯、丙烯选择性的提高是至关重要 的。

对比例2

将实施例1中密相床反应器的高度延长为原来的三倍，直径为原来的1.2倍， 且不设挡板，进料量、反应温度和催化剂装填量与实施例1相同。在进料量为4kg/h 的情况下，密相区的线速度约为0.5m/s。调整催化剂循环量，保证反应器密相床的 高度与实施例相近（实施例1的密相流化床反应器内的催化剂都处于密相流化状态）， 这样油气在密相床的平均停留时间约为1.3s。

反应结果同样列于附表1中。从中可见，甲醇的转化率非常高，接近99％；但 由于返混较为严重，干气、液化气中的乙烯、丙烯含量都很低。

由此可见，本发明将密相流化与稀相输送有机结合，前者保证了甲醇单程通过 能够充分转化，后者则有效减少了传统鼓泡床、湍流床的稀相空间的油气返混，从 而提高了乙烯和丙烯的选择性。

对比例3

将反应器更换成对比例1所用的传统的提升管反应器，将异丁烯进料量降为 10kg/h，其它条件与实施例8相同。油气在整个提升管内的平均停留时间约为1.5s， 也与实施例8相同。从附表2的结果来看，丁烯的转化率、丙烯的收率（液化气收 率与液化气中丙烯含量的乘积）和选择性（丙烯收率除以转化率）都低于采用密相 流化床反应器的实施例8，并且，干气的收率几乎是实施例8的二倍。由此可见，所 发明的密相流化床反应器在促进丁烯裂解、提高丙烯收率和选择性方面作用显著。

对比例4

将反应器更换成对比例3所用的传统的等径提升管反应器，将轻汽油进料量降 为10kg/h，其它条件与实施例10相同。油气在整个提升管内的平均停留时间约为 1.9s，也与实施例10相同。反应结果见附表4。

从附表4的结果来看，采用传统提升管反应器，轻汽油的转化率（轻汽油进料 量与收集到产物中汽油的量之差除以轻汽油进料量）略低；而液化气的收率和其中 的丙烯含量比采用密相流化床反应器的要低得多。这说明采用密相流化床反应器对 促进轻汽油的裂解，尤其是在提高丙烯收率和选择性方面具有明显的优势。

1.附表

附表1.甲醇在不同反应器中反应的转化率和产物分布，wt%

附表2.C₄烯烃反应结果，wt%

附表3齐鲁轻汽油的族组成，wt%

附表4齐鲁轻汽油反应结果，wt%