CN86101079A - 甲醇存在时分散型催化剂的裂化作用 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种催化裂化方法。其中的氧化剂，例如甲醇，作为反应参加物与油类例如粗柴油在一起，再加上酸性催化剂，最好是细颗粒的ZSM-5。放热的甲醇转化反应与吸热的催化裂化反应大致上热量平衡。

Description

本发明涉及在有微细沸石颗粒的分散体系例如ZSM-5存在时，将烃油与甲醇的混合物进行流化床催化裂化的方法。

石油工业现已广泛采用交换上稀土的X型和Y型沸石之类的沸石催化剂，将粗柴油裂化制得汽油和燃料油。大多数涉及沸石催化的烃反应方面已知的和已经提出的方法，都是用颗粒直径为2毫米或更粗粒子的固定床反应器，或者用催化剂颗粒大小在1到140微米，平均颗粒大小约60微米左右的流化床，就如同流化床催化裂化（FCC）中的一样。所有这些方法中，在任意一个指定时刻的反应都是在有相当大量的催化剂与进料接触下进行的。

第3，951，781号美国专利提出在流化床催化裂化之前向脱去沥青的残油中加入加氢剂（例如CH₃OH、C₂H₅OH、醚类等）。甲醇和烃的加料量之比为0.01到5。根据化学计量最好为0.05到0.30，可是这与从溶剂法脱沥青的真空塔底部得到的残油中缺氢的程度有关，与此残油中的硫、氮和氧含量有关，与多环芳香族化合物的含量，与采用的催化剂成份和与要求的转化深度有关。重要的是由于在某些条件下甲醇易与自身起反应，所以最好要避免在进料中加入太多或太过量的甲醇。

第3，974，063号美国专利叙述了在有C₂-C₅的烃类和/或甲醇存在的条件下用一种酸性沸石裂化催化剂将含氮油料（例如页岩合成原油）进行裂化。将氮含量高的原料与提供碳-氢的物质一起进行共裂化，对原料有显著的脱氮作用，这样就降低了以后对加氢处理的要求。在有加氢剂存在、温度为482-593℃（900-1000°F）、烃的停留时间为0.5秒到5分钟和采用分散在基质中的2-15（重量）%的八面沸石和/或丝光沸石的情况下，这种大孔和小孔沸石的混合物可促使反应进行。压力通常低于800千帕（100磅/平方英寸）。加料中甲醇与烃之比为0.01到5，根据化学计量该比值最好为0.05到0.30。

第4，002，557号美国专利叙述了将诸如甲醇这样一种H₂含量高、H₂给予体或者生成H₂的物质与粗柴油混合，然后预热，混入催化剂，再在流化床催化裂化设备中反应。由于在某些条件下甲醇易与自身起反应，所以最好要避免在进料中加入太多或太过量的甲醇。

第4，263，126号美国专利是关于如何将蜡质或粘性烃油进行转化，使倾点降低或生成粘性低的油类。采用了粒度小于0.01到5微米的超细粉末状沸石的活性分散体，例如HZSM-5、HZSM-11、HZSM-12、HZSM-23、HZSM-35和HZSM-38。最好要使用这样的粉末，原因是倘若不要求把粉末分离出来重复使用的话，则这样较为方便和最为经济。将活性分散体在200-500℃加热一段时间，使之有效地诱发转化作用，通常为0.1到72小时。

第4，328，834号美国专利提出了甲醇的转化，或者低级醇类与有关的氧化剂，如醚类、醛类和酮类混合物的转化方法，它是采用一种特殊的沸石催化剂，使之保持在上行的流化条件下，它还包含了一个向更密的催化剂粒子上升液流中释放催化剂分散相的提升管接触区。提升管内停留时间为1-10秒，在密相内的停留时间为5-80秒。催化剂密度在提升管中为0.016-0.24克/毫升（1-15磅/立方英尺），在密相中为0.32-0.64克/毫升（20-40磅/立方英尺）。热交换器把温升限制在195°F（108℃），把密相流化床温度限制在（427℃）800°F，最好是765°F（407℃）以下。密相床层底部的反应器压力限制在2-2.5大气压。催化剂是一种硅/铝摩尔比值高，同时甚至当硅/铝摩尔比值超过30时仍具有高度活性的沸石。

活性通常用α值来定义。在第3，354，078号美国专利和“催化剂杂志”（Journal    of    Catalysis），第4卷，522-529页，1965年8月号中给出了α活性的定义。

通常ZSM-5沸石是经过灼烧除去水份和有机模板来达到活化的。将沸石在空气、氢氧或者一种惰性气体例如氮气中加热灼烧，于是可达到所要求的活性。在典型例子中，虽然加热可以在1-24小时之间，但是热处理至少要进行1小时。热处理是在干燥（无水）的条件下进行的，虽然灼烧气氛内可以有高达3（重量）%的水蒸汽。

催化裂化是一种在比较高的反应速度下，会发生热致自淬灭的吸热反应。催化剂的再生可以通过将烧去焦炭达到最高约为（730℃）1350°F的温度来完成。然后热的催化剂重复使用与加入的原油混合。催化剂最好用一种固着在惰性较大的基质材料上的沸石，后者能起将热量从再生器载送到裂化设备的热库作用，所有无定形的催化剂也都可以采用。

自从发现了高活性的沸石裂化催化剂以来，作为催化裂化方法的主要改进方面，人们长期在企图寻找如何采用这种沸石晶体而又不必伴用大量的惰性材料。可是，这样的做法在不设法对反应器提供热量的情况下都是不合实际的。

在大量放热的费-托法（Fischer-Tropsch）合成反应、氧化合成和氧化转化反应中却发生了相反的困难。曾经试图通过热交换器传送热量来达到放热和吸热反应之间的平衡，可是目前还是需要有一种方法使它们之间达到更灵敏的热平衡。

现在已经发明了一种使吸热的FCC反应与上述的放热反应之间热平衡，同时由于使焦炭的生成降低到最少而改善了裂化反应。

因而，本发明可提供一种不必进行催化剂再生就可以将烃催化裂化的方法，其特征在于：在反应器中将烃、含碳氧化剂和细粒度、高活性的沸石催化剂互相接触，后者能使烃裂化并且通过放热反应将含碳氧化剂转化成碳含量更高的烃，这里至少吸热的催化裂化反应所需要的大部分热量是由氧化剂转化成烃类的放热反应提供的。

图1是催化热平衡裂化/转化方法的流程示意图。

图2是表明十六烷裂化反应的一级关系的图。

图3是十六烷裂化的阿伦尼乌斯（Arrhenius）图。

图4是在不同直径的反应器中十六烷裂化的阿伦尼乌斯图。

图5是在十六烷裂化反应中丙烷/甲烷重量比与温度的关系图。

图6为十六烷和十六烷/甲醇混合物裂化的阿伦尼乌斯图。

这两个反应是密切相关的，只要甲醇之类的氧化剂同油的比例恰当，就可以使得在催化剂表面上温度很快达到局部的平衡，从焦炭生成量很少就可以看到这一点。最好在甲醇与油混合之前，先将甲醇与在裂化设备中向上走的催化剂混合起来。这可以防止在反应初始阶段催化剂吸附上有毒的化合物（例如氮的化合物），尤其在倘若甲醇不溶于非极性的烃的料液的情况下是这样。

催化剂最好用一种处于制备时的结晶形态，而且颗粒更细的沸石，酸活性要很高，500以上为上品，1000以上则更好（例如α值为1600），这样按照油量的比例催化剂用量就很少（约为油量的0.02（重量）%，或催化剂/油的比值小于0.01）。催化剂颗粒大小最好在50微米以下。

甲醇的放热和烃油的吸热之间，根据甲醇对油的重量比值，要求在催化裂化器内达到热平衡。甲醇∶油的重量比最好在1∶20到2∶1之间。当加入的物料温度低于反应温度，则甲醇用量要多一些。其根据在于每转化一克甲醇放热300-400卡，而每裂化一克油需吸收热量100-170卡。

这样的关系使得有低浓度、高活性的沸石催化剂存在的情况下，裂化反应实际上完全靠大量放热的甲醇转化作用在维持，由此就可防止发生裂化反应的热致自淬灭。

尤其发现了如果采用高活性的沸石催化剂，活性值α达到1600左右，而且粒度极细例如平均粒度为3×10^-4厘米，则可以将烃（例如粗柴油）和氧化剂（例如甲醇）挥发，然后在450-650℃温度范围内反应1-60秒（最好为6-15秒）就可使粗柴油裂化同时将甲醇转化，反应生成低沸点不饱和烃类的量得到了提高，同时不必外加多少热量而且反应不会产生大量的焦炭或气体。催化剂的用量能够高达油的重量的5.0%，建议不要大于1.0（重量）%，最好不大于0.02（重量）%。催化剂不需要再生，因为在0.02%的数量级，催化剂的消耗量约与在再生过程中通常的损耗量相仿。

如图1所示，本发明的方法包括：将12号管道内预热过的烃，例如粗柴油，与14号管道来的催化剂和13号管道来的氧化剂，如甲醇，混合成为21号管道中的混合物，再与49号管道回收来的烃类汇合成为23号管道中的混合料进入加热器25。将料液加热到500-650℃（932-1202°F），通过26、28和29号管道加入提升管反应器31。产物、未反应掉的进料和催化剂经过33号管道排入热交换器35，在这里将11号管道送来的粗柴油预热。冷却后的提升管出口液经过37号管道送到分馏器41。CO₂和CO从43号管道排出，C₁-C₅产物从45号管道排出，C₆-C₁₅产物和水从47号管道排出。还有未反应掉的烃类，如粗柴油，从49号管道排出。47号管道内的物料送到倾析器51，C₆-C₁₅产物从这里通过53号管道排出，水和催化剂经过55号管道排出作废物处理。

提升管反应器31采用常规型的，只是既不必有旋流分离器，也不必有催化剂洗涤区。

26号管道内的物料在进入反应器31之前，先加热到接近反应的温度。反应器内的温度是根据对转化深度的要求，通过调整进料混合物中氧化剂与烃的比值来控制的。反应器31上有一个有效而又自动化的内装温度控制机构，这是因为虽然放热的甲醇转化反应总是100%完全的，但吸热的油类转化反应却受到甲醇转化作用释放热量多少的限制。

如果进料中氮含量较高，加热器25可以单独对从17号管道进入加热器的氧化剂/催化剂混合物进行加热。单独经过加热的氧化剂/催化剂混合物通过27号管道进入26号管道，再经过28、29号管道进入反应器31。此外，烃和氧化剂可以经过加热处理，当二者是混合的，则可通过21、23和26号管道传送，或者当二者是单独分开的，则烃经过21、23和26号管道传送，氧化剂从17和27号管道传送，而催化剂的传送是通过14号管道去与28号管道相连的。

实例一

这些裂化反应都是在一个空的、恒温的单向流动反应器内进行的，料液是含有0、02（重量）%到1.0（重量）%ZSM-5粉末的正十六烷。晶体颗粒平均大小为0.02到0.05微米。催化剂颗粒小于44微米。

表1和表2总结了这些十六烷裂化的试验结果。作为一种纯物质十六烷的裂化速度与烃浓度的关系应当是一级的，而与该裂化过程是通过正碳离子还是自由基进行的无关。图2表示了在几种催化剂浓度和二个温度的情况下ln（1-转化率）与LHSV^-1的关系图，它证实了这些都是一级动力学关系。从这些数据求出来的活化能见图3。

不用催化剂的十六烷反应测得活化能为50.1千卡/摩尔和46.5千卡/摩尔，这与通常认为纯烃类的自由基裂化反应为50-60千卡/摩尔的范围很相近。与此类似，对催化剂与油的比值为2×10^-4时的裂化试验测得活化能为20.5千卡/摩尔和23.6千卡/摩尔，这正是在通常对其它正脂肪烃的正碳离子催化反应认为的15-30千卡/摩尔的范围内。这些活化能实验值都在范围的低值端，其原因可解释为反应器入口处出现的不恒温情况造成的，料液在该处要挥发。反应开始时温度较低，这时催化剂活性很高，可以想象这就人为造成转化率变低，因而如果再假定恒温的话，活化能就人为地变低。

当催化剂浓度提高到催化剂-油比值为1×10^-2，则活化能降为2.5千卡/摩尔左右。虽然活化能的这一下降意味着进入传质受限制的区域，可是已经从数学上推导出的判据指出，在这种反应条件下，无论是相间或是晶间的传质受限制均不应当发生。

简言之，就如表1所示和图2-5中分析的那样，这些试验（1号-12号）验证了一种为预计用低浓度、细粒度催化剂进行裂化的条件设计的理论模型，把这种模型应用到含有分散的细晶体ZSM-5的十六烷的裂化作用中，就得到了验证。转化深度高的时候，由于裂化作用的大量吸热和催化剂的内蕴活性高，因而反应变成受热传导的限制。

有一个重要的发现是，少量（约0.02（重量）%左右）、高活性（α为1600）的ZSM-5，当它分散在烃的液流中，加到提升管反应器去时，能够达到很高的转化率。图4所示的图线是尤其重要的，因为它指出在较细的管子中的操作，要比较粗的管子具有更高的表面积对体积的比值，因而从反应器受热的外壁进入反应的热传导就更好。

其它结论是，浓度只有0.02（重量）%的ZSM-5催化剂，在610℃（1130°F）和气相停留时间小于1.5秒的情况下，就可使得近于50%的正十六烷转化掉。在这些情况下，测不出对晶间或相间的传质受什么限制。另一个重要结论是：随着高酸性的ZSM-5B催化剂（α值为1600）的浓度提高到1.0（重量）%，吸热的十六烷裂化反应的热传导受到限制。

实例二

又进行了另一组12个试验，编号13-24，用与1-12号试验同样的催化剂，研究了十六烷单独的裂化行为、甲醇单独的转化作用和十六烷与甲醇（80%正-C₁₆∶20%CH₃OH）混合物的转化作用，同时提供了关于四种选定温度和LHSV值为18.6的条件下，这两个反应之间的热平衡的情况。这组试验是在一个浸在加热的恒温流化砂浴中的空的管式反应器中进行的。LHSV值可从加热的反应器的空体积求得。

13-24号试验的数据小结见表2，产品分析的细则尤其引人注意。至于13-24号试验的LHSV值，因而是介于第1、2、5、6、9和10号试验中的高LHSV值和第3、4、7、8、11和12号试验中的低LHSV值之间的。13号和19号试验都不加催化剂，因而在这方面它们与第9-12号试验相似。第15、18、21和24号试验是对于重量比为80%正十六烷和20%甲醇的混合料，在四种温度下的热平衡试验。温度比较高的分别为607℃（1125°F）和588℃（1090°F）的第15和18号试验指出，它们在将十六烷转化为较大量的低沸点物质上是极佳的，同时甲烷的生成量也是微乎其微的。

用十六烷-甲醇混合料做的这些试验又是很引人注意的，因为它们指出所有的甲醇都被至少转化成二甲醚（DME），而大部分DME分解为甲烷和水，因而释放出相当数量的水。又好象看来在温度较高的15号和18号试验中，分别为607℃（1125°F）和588℃（1090°F），甲醇后来结合成更为复杂的产物如丙烯，同时C₅和C₆产物有相当数量的增加。在607℃（1125°F）做的第15号试验中，又有相当数量变为C₇、C₈和C₉产物。在两个温度较低的试验（21号和24号）中，生成的丙烯要超过甲醇单独生成的和十六烷单独生成的量。此外，在21号试验中还生成了C⁺ ₆产物。

更有意思的是，同16号试验相比，15号试验生成水的量小于16号试验的2/3，这可能表示了DME反应生成了其它产物而不是甲烷和水。不过，18号试验表明温度稍有降低则生成的水量甚至更少，这是与温度为521℃（970°F）的第21号试验中生成大量水特别不同的，对比之下与后者同样温度的第22号试验生成的水却很少。这些试验又表明在二个较高的温度下十六烷的转化深度都在90%以上，在三个较高的温度下甲醇的转化率都为100%。

总结表2的数据可得到图6关于十六烷和十六烷/甲醇混合物裂化作用的阿伦尼乌斯（Arrhenius）图。这些图表明：当在十六烷料液中按20（重量）%甲醇∶80%正十六烷的比例加入甲醇，然后与高活性的ZSM-5催化剂（按总料液重量的1%）混合，这样甲醇能将十六烷的转化率提高到超过用纯十六烷作料液或用纯甲醇作料液得到的转化率。在最低的温度482℃（900°F）下，反应产物中甲醇稀释了十六烷，并且因为甲醇的反应速度较低，故将十六烷的转化率降低得比纯十六烷的还要低。因此十六烷-甲醇混合物在高温下的转化率高，主要是因为对裂化反应的限制变成在于反应器的热传导。结果，放热的甲醇反应能够在整个反应区域内向十六烷反应提供热量，从而不仅沿着热传导表面而且在选定的部位上保持反应温度均匀。

表3是甲醇：十六烷试验的热力学分析。该表指出十六烷中加入甲醇会把十六烷反应的转化率提高，达到使甲醇变成DME，再变成脂肪烃和芳香烃，反应中释放的净热量非常接近于现在十六烷更强烈的吸热裂化反应中吸收的热量。

虽然在实例中，对放热的氧化转化作用和吸热的催化裂化反应的催化都是用ZSM-5，但是还可以用其它沸石或其它酸性催化剂来促成这些反应。

大孔类沸石，例如X型和Y型沸石或丝光沸石，只要它们有足够的酸活性来促成裂化反应和氧化转化两个反应就可以采用。无定形的物质如氧化铝、氧化硅铝和粘土等，只要它们达到要求的酸活性就也能够使用。很多情况下，可以通过无定形物质与其它酸性化合物作用，把酸活性加入到无定形物质中去，例如将活性较弱的物质浸在可溶性无机强酸溶液中，或是将氧化铝与弗瑞德-克拉夫兹（Friedel-Crafts）金属卤化物一起作用即可。

有些情况下，无机强酸例如HF酸、Hcl和H₂SO₄，可以用纯的或是用稀释成所需酸度的水溶液或非水溶液。另外还可以用固体磷酸来促成此反应。

选用的物质，其α试验测得的酸活性要在100到100，000，500以上为上品，最好在1000以上。

特别要推荐Constrait指数达到1-12的定形选择性沸石，原因是由此从氧化剂生成的产品要比用其他沸石得到的更符合要求。这类沸石的定形选择性又使它们不易老化（通常由于焦炭沉积会造成老化），常用的大孔类沸石是很快就会老化的。

将两种不同的物质混合起来，就可以达到要求的酸活性，例如可以将酸性比较大的ZSM-5或其它沸石与惰性大得多的物质如氧化铝或粘土混合起来。

也可以用活性较差的物质，只要增加酸作用物质的量来弥补就行。加入0.02（重量）%α值1600的ZSM-5或加入0.2（重量）%α活性为160的ZSM-5，将得到大致相同的转化作用。

总的来说，提高温度可使催化反应和非催化反应都可以进行得更快。因此提高了温度催化剂的需用量就可减少，因为那时有少量的催化剂就非常有效了。这方面必须对高温下同时存在的一般不希望有的热裂化作用作出权衡安排。

停留时间也是一个重要的变量。催化剂停留时间加长（例如增加提升管反应器的长度），就能允许使用酸活性较低的催化剂或者减少催化剂用量。

一般地说来，提高反应温度需要能量，因而可以加入更大量的催化剂、酸性更高的催化剂材料，或者用更长的停留时间来使反应温度尽量低。

有时候在较高的温度下操作会是最有利的，尤其是在要求重整类反应的情况下。为了要将反应条件改变为在高温下进行稳定而大致上热平衡的操作，则要藉助于用酸活性较低的催化剂较短的停留时间或者较少量的催化剂，这样就能够在有利于重整的较高温度下达到反应的热平衡。

使用较大量的低酸性催化剂，则也有可能在不作催化剂再生的情况下进行热平衡的反应。在这种操作方式中，可以在加入的油料和氧化剂要通过的固定床或者最好是流化床中，用氧化硅含量很高的ZSM-5（或其它稳定的酸作用物质）。活性较低的催化剂有它有用的场合，原因是有时要用极大量的催化剂，例如根据料液总量，LHSV为0.1-10（最好在0.5-5），这就使得能采用体积大而活性低，又能进行所要求的催化裂化和氧化转化反应的催化剂。采用大型密相流化床操作有另外几个优点，即这里催化剂可以起热库的作用，如果将氧化剂和油料混合时发生问题，则温度的波动可以控制在最小限度。当两种料液之间不相容或者难于混合时就可能发生此类问题。要把氧化剂（它在较低的温度下就容易挥发）和较重的烃类（它们难于汽化）混合在一起也是困难的。

这种操作方式可以认为是连续搅拌罐式反应器操作（CSTR），这种情况下在要求沸石的酸活性高这点上不如要求它长期稳定工作那么重要，因为后者将使得对连续再生的需求变得尽量的小。

当然，再生是一件可能发生的事，催化剂再生设施可以与反应器有密切的联系。催化剂再生器不会对设备起热平衡的作用，它的主要目的将是除去催化剂上失活性的焦炭。很可能此流程中焦炭会生成得很少，以致于催化剂再生提供的热量不会比流程正常所需热量的最低值（也许是10%或者更低些）更多。当然，焦炭燃烧的热量可以通过热的再生废气与进料之间的热交换来进行回收。

另一种可能的操作方式是采用移动床反应器。这种设计或许会成功，可是它比起流化床密相反应器或简单的填充床反应器来，都要复杂得多。

本发明的方法使得催化裂化流程不需要靠催化剂再生来维持设备的热平衡。做到不用再生的热平衡操作有两个方法：一是使用少量分散型的高活性催化剂（这种操作已经在实例中使用）;或者是采用大量的高稳定性催化剂，虽则它在活性上或许要稍为差些。

现有技术的工作者已经很接近于这个想法了，其中他们在FCC料液中加进甲醇，参见例如第3，974，062号和第3，974，063号美国专利。在这两份专利中，FCC反应都要靠经过再生的热催化剂来维持设备的热平衡。加入甲醇并未造成在将料液转化成轻烃产品上有明显的变化。现有技术设备中的催化剂连续累积了1%左右的焦炭，这表明损失了一些有价值的液体产品。或许加入这么大量的催化剂，每份重量的油加入3份重量的催化剂，造成过早地把甲醇转化成了其他产品。与此相反，本发明的方法中，就如在实例中公开的那样，几乎不加什么催化剂。用更确切的话说，FCC料液中加甲醇的现有技术的方法中要求每千克油料中加3千克催化剂，而本发明的方法中每千克油料只需要0.2克催化剂。现有技术的方法中催化剂用量是本发明的15000倍。

由于催化裂化过程不需要依靠催化剂再生来对反应作热平衡，于是省掉了FCC再生器、空气压缩器等大量投资和运行费用。本发明的热平衡方法不会生成SOx，而后者在FCC再生器内当硫（存在于沉积在催化剂上的焦炭里）燃烧时，SOx是不可避免地要生成的。因而本发明的方法消除了常规的催化裂化设备造成的可观的空气污染问题，也就是SOx的产生和再生器的烟道气问题。

可以相信本发明方法的产品在性质上具有比用常规的烃类催化裂化法得到的产品优越的地方。其原因之一是转化作用不再像过去那样受到反应器温度的约束。转化作用可以通过增加或减少催化剂的加入量来加以调整。反应区域的温度主要取决于料液预热的量，而不是再生后加进反应器的热的催化剂的温度和用量。

勘误表

Claims (13)

1、一种用酸性催化剂将烃催化裂化为较轻产品的方法，其特征在于将烃、含碳氧化剂和酸性催化剂一起放在反应器内反应，这种酸性催化剂能够将烃裂化并且将含碳氧化剂放热转化为含碳量较高的烃，其中吸热的催化裂化反应的反应热，至少大部分是由放热的氧化剂变成烃类的转化反应提供的。

2、权利要求1的方法，其中反应器是一个提升管反应器。

3、权利要求1或2的方法，其中烃是粗柴油。

4、以上各项权利要求的方法，其中含碳氧化剂可选自于低级的醇类、醚类、醛类和酮类。

5、权利要求4的方法，其中含碳氧化剂是甲醇。

6、以上各项权利要求的方法，其中催化剂是一种沸石。

7、权利要求6的方法，其中的沸石是HZSM-5。

8、以上各项权利要求的方法，其中沸石加入量是油的0.01到5（重量）%。

9、权利要求8的方法，其中沸石加入量是油的0.02到1.0（重量）%。

10、以上各项权利要求的方法，其中反应是在450-650℃和反应器中油的停留时间为1到10秒的条件下进行的。

11、以上各项权利要求的方法，其中含碳氧化剂与油的重量比为1∶20到2∶1。

12、以上各项权利要求的方法，其中氧化剂和催化剂在与油混合之前，两者预先混合成催化剂在氧化剂中的分散体。

13、以上各项权利要求的方法，其中催化剂是α活性在500以上、颗粒小于50微米的ZSM-5。

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