低生焦、低能耗和高烯烃产率的中孔分子筛重油催化裂化工艺研发与工业实践

2022-08-09许友好左严芬欧阳颖罗一斌

石油炼制与化工 2022年8期

许友好，左严芬，欧阳颖，王鹏，罗一斌

(中国石化石油化工科学研究院，北京 100083)

随着环保法规和产品质量标准不断升级以及燃料产品消费不断减少，传统燃料型炼油厂面临转型发展的迫切需求，而以生产汽油为主的催化裂化工艺首当其冲，催化裂化装置逐步转向生产更多的低碳烯烃产品[1]。从现有的生产低碳烯烃技术来看，仍需要面对系列复杂的科学问题：一是针对复杂的原料组成，如何从烃类结构上揭示分子组成与烯烃产品之间的内在关系，也就是说如何表征原料油潜在的烯烃产品选择性，进而定义出以生产低碳烯烃为目的的催化裂化(简称低碳烯烃催化裂化)技术对原料油组成和性质的基本要求；二是从裂化反应过程上，如何精准实施碳-碳键断裂，提高碳效率的同时满足不同烯烃产品方案的变化；三是从反应和再生工艺与工程上，如何优化催化反应与热反应，大幅度减少干气，尤其是甲烷的生成，及如何实现反应与再生的热平衡，减少CO2排放[2]。

催化裂化原料油平均相对分子质量一般在300以上，初馏点大于350 ℃，分子碳数一般大于30，多数在60左右，分为饱和分、芳香分、胶质和沥青质(见图1)[3-5]。如果以汽油为目标产品，汽油的分子碳数(馏程)主要集中在C5～C12(40～200 ℃)；如果以低碳烯烃为目标产品，产品的分子碳数主要集中在C2～C4。两种生产方案的产品分子碳数分布见图1。

图1 原料、汽油生产方案产品和低碳烯烃生产方案产品的分子碳数分布

从分子水平上认识和区分原料油组成，目的就是从分子水平上更精确地裁剪重质烃的碳-碳键，做到市场需要什么，就能生产什么。催化裂化原料油组成极其复杂，如果以低碳烯烃为目的产品，只有重质烃中饱和烃或芳烃侧链可以裁剪成烯烃分子，而芳烃及芳核几乎不可能裁剪成烯烃分子，饱和烃中环烷烃开环成为烯烃分子也有一定的难度。此外，烃分子碳链长短对裂化反应生成烯烃的影响也需进行深入的理论研究。只有充分认识到不同结构和大小的烃分子在催化剂上发生裂化反应的规律，方可表征原料油潜在的烯烃产率，进而定义出多产低碳烯烃催化裂化技术对原料油组成和性质的基本要求。

重质烃在变径流化床反应器及相应的反应系统中，首先与高温(约700 ℃)热催化剂接触，在接触瞬间，一定伴随着少量的热裂化反应。虽然这部分热裂化反应造成干气尤其是甲烷的生成，但高温对重质烃中胶质和沥青质的分解与汽化有益。对于以低碳烯烃为目的产品的催化裂化工艺，重质烃裂解生成烯烃分子需要大量的热量，一般反应苛刻度较高。在热催化剂与油气接触瞬间及反应前期，催化剂中分子筛活性组元既有足够强的裂化活性，促使重质烃分子快速裂解生成烯烃分子，但同时分子筛活性组元又有足够强的氢转移活性，使裂解生成烯烃分子又转化为烷烃，此阶段最好通过更高的反应温度抑制烯烃氢转移反应，进一步促进烯烃裂解成更小分子烯烃[1，6]，但过高的反应温度会造成更多的干气生成。为此需要开发更加有效的重质烃与热催化剂接触技术。

低碳烯烃生产主要采用蒸汽裂解和催化裂解技术。随着低碳烯烃需求量增加，出现了多种生产低碳烯烃的技术，主要有甲醇制烯烃、烯烃裂化、丙烷脱氢等技术。对现有的低碳烯烃生产技术特征进行分析，发现蒸汽裂解和催化裂解工艺的乙烯与甲烷产率比过低，且甲烷产率过高，在烯烃产品选择性上仍有改善空间，而烯烃裂解工艺原料来源不足，甲醇制烯烃工艺原料主要来自煤制甲醇，造成高碳排放。为此提出靶向生产低碳烯烃的催化裂化(TCO)工艺，实现碳-碳键精准断裂，使饱和分尽可能转化为高价值的低碳烯烃、芳香分侧链转化为高价值的低碳烯烃，同时将多环芳烃芳核保留，作为化工原料，胶质和沥青质转化为焦炭，焦炭燃烧释放热量发生蒸汽，蒸汽再转化为电，促进催化裂化技术向绿色低碳发展[2，7]。

1 TCO工艺特点及在炼化一体化中的作用

对反应物、催化剂和催化反应工程进行系统研究与创新，提出TCO工艺。TCO反应过程是以烯烃生成与烯烃转化为基础重塑低碳烯烃的生产工艺流程，旨在大幅度地提高石油烃有效利用率，其技术特点[2]如下：

(1)将现有的蒸汽裂解、催化裂解所加工的饱和烃原料高选择性转化为烯烃，再以烯烃为原料转化为低碳烯烃，精准实施碳-碳键断裂，在提高碳效率的同时实现低碳烯烃生产方案高效灵活切换。

(2)将现有的催化裂解催化剂活性组元更换为中孔和/或小孔分子筛，取代已使用近60年的大孔分子筛，以尽可能提高烯烃产物的选择性，使催化剂开发与低碳烯烃生产相适应，实现催化剂技术开发跨越式进步。

(3)深度开发变径流化床催化反应工程技术，采用两个变径流化床反应器并拓展到3个或4个反应区，同时实现烯烃变换反应、饱和烃裂化反应、含氧化合物转化反应。

(4)在原料结构、催化剂活性组元和催化反应工程创新基础上，开发出具有多产乙烯+丙烯+丁烯、多产乙烯+丙烯、多产丙烯、多产丙烯+丁烯4个不同生产技术方案的TCO工艺，且4个生产方案之间可灵活切换。

(5)TCO工艺装置与烷烃脱氢、烯烃和烷烃分离、烯烃叠合等装置深度耦合，构成新一代炼油与化工工艺流程，实现炼油与化工高度集成，为开发低碳排放的催化裂化工艺提供技术基础。

典型的TCO工艺流程示意及原料注入位置见图2。重质烃进入第一变径流化床第一反应区底部，与高温再生催化剂接触进行裂解反应，油气和催化剂上行，进入第二反应区，同时甲醇注入第二反应区底部，经沉降分离后，油气进入后续分离系统，乙烯和丙烯作为产品送出装置，丁烯和更大分子的烯烃进入第二变径流化床第一反应区底部，更大分子的烯烃与烷烃脱氢装置送来的烯烃混合进入第二反应区，与来自第一反应区物流混合，在第二反应区进行烯烃裂化反应。

图2 TCO工艺流程示意及不同类型原料注入位置

借助变径流化床催化裂化技术平台，重质烃在专用催化剂上进行裂解反应，最大量地生产烯烃产品，烯烃产品分离出低碳烯烃与小分子烯烃(碳数大于5)，低碳烯烃作为化工原料出装置，而小分子烯烃作为原料返回装置，与外来烯烃(烷烃脱氢装置产品)原料混合，进入反应器适当位置进行裂解生成低碳烯烃；含氧化合物也可以作为原料，注入反应器上部。由此可以看出：TCO工艺将现有的重质烃催化裂解(DCC)、甲醇制烯烃/甲醇制丙烯(MTO/MTP)和石脑油蒸汽裂解技术整合成一个工艺技术，其工艺内涵如图3所示。可以设想，TCO工艺将会明显地降低生产低碳烯烃的能耗和物耗，可实现低成本地生产低碳烯烃。

图3 TCO工艺技术内涵示意

开发重质烃中的大分子饱和烃及烷基侧链高选择性裂解成烯烃的技术是TCO工艺的核心，同时也是TCO工艺的基础平台，目的是将重质烃最大化裂解成烯烃(简称MFP)。MFP技术方案的目的是多产丙烯、丁烯和燃料油组分。MFP工艺的研究与开发面临两个问题：一是中孔分子筛能否加工重质烃；二是中孔分子筛催化剂匹配的反应器及反应工程。

2 重质烃最大化生产烯烃的催化裂化工艺研发

2.1 中孔分子筛催化裂化催化剂

20世纪40年代首次发现分子筛的催化作用，50年代国外石油公司首次将大孔X/Y分子筛应用到催化裂化装置，实现了催化裂化技术变革，开启了分子筛催化裂化时代，Y分子筛作为催化裂化催化剂活性组元一直使用至今；1972年发现中孔ZSM-5分子筛，作为丙烯助剂或汽油辛烷值助剂应用到催化裂化装置；20世纪80年代随着渣油催化裂化技术开发，又开发出USY分子筛，作为渣油催化裂化催化剂活性组元使用至今；1990年首次成功合成小孔SAPO分子筛，2010年其应用于甲醇制烯烃装置上并实现工业化；1994年研发出用于催化裂解的中孔和大孔组合分子筛并实现工业化；2021年首次提出使用纯中孔的ZSM-5分子筛并在重质烃高选择性生产低碳烯烃的催化裂化工艺中成功应用。分子筛催化剂自首次发现以来，在石油炼制与化工领域中发挥着巨大的作用，形成系列标志性的技术。这些标志性技术首次应用年代见图4[8-9]。

图4 分子筛催化剂开发及技术首次应用年代

Y分子筛孔道较大，且存在超笼空间，适用于生成分子尺寸较大的异构产品，尤其异构烷烃，并较容易扩散出去，如图5所示[8-10]；ZSM-5分子筛特殊孔道结构决定其分子催化择形性，能限制大分子烃类分子进入。在ZSM-5分子筛孔道内，分子碳数大于5的异构烷烃产品难以生成。由于没有笼状结构等更大的空间，烯烃的二次反应(如双分子氢转移等)在ZSM-5分子筛上难以发生，使产品烯烃得以保留；SAPO-34为CHA 型的磷硅铝分子筛，在SAPO-34分子筛的孔道限制下，其对反应物的择形效应更加明显且烃类产物分布主要集中在C1～C3，碳数大于3的烷烃中，异构烷烃如异丁烷、异戊烷很难扩散出分子筛，只有少量正构烷烃得以出现在产品中。

图5 小分子烃类及非烃类的动力学直径与分子筛孔道尺寸对比

目前生产低碳烯烃的催化裂化工艺在催化剂设计上采用等级孔理念，大孔Y分子筛用来裂解大分子重质烃，中孔分子筛用来裂解中等分子，将其转化为低碳烯烃。以大孔分子筛为主的催化剂，在催化裂化工艺过程中表现出良好重油转化能力，但其易导致低碳烯烃发生副反应，进而影响低碳烯烃的选择性和产率。在催化裂化催化剂设计时应充分考虑反应物在扩散过程中限域催化，见图6。但当前催化剂设计未充分注意到烯烃反应物在扩散过程中限域催化，对于低碳烯烃产物，扩散到Y分子筛处，烯烃在其表面发生氢转移反应，又被转化为烷烃，见图7。因此，要实现烯烃产品高选择性，在催化剂设计上要采用中孔分子筛为活性组元。在此，以异丁烯与异丁烷产率比作为有效限域催化指数，筛选与评估中孔分子筛催化反应性能。

图6 反应物在催化剂孔道内扩散顺序

图7 烯烃产物在催化剂孔道内扩散顺序

经过系统研究与多次反复筛选，开发出一种中孔分子筛，并制备成催化剂，其商品名称为TCC-1。在小型固定流化床催化裂化装置(FFB)上，以大庆减压蜡油为原料，对TCC-1催化裂化反应性能进行试验评价，同时选用DCC专用催化剂MMC-2作为对比催化剂，该催化剂是以常规的中孔分子筛为活性组元，并辅助少量的大孔Y分子筛为活性组元。采用两组工艺条件，一组为缓和的评价条件，目标是多产烯烃；另一组为苛刻的评价条件，目标是多产低碳烯烃。两组试验结果列于表1。

表1 大庆减压蜡油在TCC-1催化剂和MMC-2催化剂上的反应结果

从表1可以看出：在相同的反应苛刻度下，相对于MMC-2催化剂，TCC-1催化剂的重油转化能力较弱，汽油收率较低，但烯烃产品收率和选择性大幅度增加，更适合作为多产烯烃技术的专用催化剂；在低反应苛刻度下，相比于MMC-2催化剂，TCC-1催化剂的重油转化能力较弱，前者转化率为83.32%，而后者转化率只有71.87%，两者相差11.45百分点，此时TCC-1催化剂上重油和轻循环油产率之和为28.13%，可作为燃料油组分。如果不考虑作为燃料组分，那必须将这部分重油进行充分转化；在高反应苛刻度下，两者重油产率和轻循环油产率大幅度降低，即使采用TCC-1催化剂，轻循环油产率只有10.60%，重油产率只有5.75%，接近常规催化裂化重油转化能力。这表明：即使TCC-1催化剂的重油转化能力较差，但可以通过提高反应苛刻度来弥补专用催化剂重油转化能力的不足，不必一定依靠Y分子筛；对于TCC-1催化剂，高反应苛刻度的操作方式带来的好处是不仅弥补了TCC-1重油转化能力的不足，而且充分利用其裂解性能，表现出烯烃产品选择性特别优异，液化气中的丙烯质量分数高达48.71%，液化气中的烯烃质量分数高达89.25%。同样在高的反应苛刻度下，采用MMC-2催化剂时液化气中的丙烯质量分数只有41.41%(目前工业装置液化气中的丙烯质量分数略低于此值)，液化气中的烯烃质量分数只有78.09%。

从表1还可以看出：在相近的转化率下，使用TCC-1催化剂时液化气中烯烃质量分数为89.25%，而使用MMC-2催化剂时液化气中烯烃质量分数只有64.21%，两者相差25.04百分点；使用TCC-1催化剂时烯烃产品收率高达55.07%，而使用MMC-2催化剂时烯烃产品收率只有41.42%，两者相差13.65百分点。这表明催化剂中含有Y分子筛虽然能改善重油转化能力，但却以牺牲烯烃产品收率为代价。对于多产烯烃的催化裂化工艺，尽可能少使用Y分子筛或者不使用Y分子筛，方可实现石油资源高效利用。在相近转化率下，使用TCC-1催化剂时的汽油收率只有28.71%，使用MMC-2催化剂时的汽油收率高达40.36%，这也表明TCC-1催化剂更适合作为多产低碳烯烃技术的专用催化剂。

2.2 与专用催化剂性能匹配的变径流化床反应器及其反应工程

2.2.1反应器开发与设计

20世纪80年代中期以来，中国石化石油化工科学研究院(石科院)开发出以重质油为原料生产低碳烯烃的DCC工艺[11]，原料油经水蒸气雾化后进入反应器与再生后的高温催化剂接触，反应在提升管加密相流化床反应器进行，采用专用催化剂。以石蜡基馏分油为原料，丙烯收率超过24%，乙烯、丙烯和丁烯收率之和超过 40%。提升管出口设有分布板或分配器，油气与催化剂通过均匀分布后，在其上部建立密相流化床，其密度约为350～450 kg/m3。正是密相流化床具有较高的催化剂密度，从而带来更强的重油转化能力。密相流化床和快速流化床中型试验结果差异很清楚地证明这一点。中型试验以安庆加氢混合渣油[密度(20 ℃)0.913 7 g/cm3，残炭2.83%，氢质量分数12.56%]为原料，采用相同的专用催化剂，分别在以密相流化床和快速流化床为反应器的中型试验装置上进行，结果见表2[12]。

表2 加氢混合渣油在不同类型的流化床中型试验装置上的反应结果

从表2可以看出，提升管+密相流化床的裂解柴油和裂解重油产率之和为15.11%，而单独使用快速流化床，裂解柴油和裂解重油产率之和高达21.26%。这表明提升管+密相流化床反应器具有较强的重油转化能力。由于密相流化床和Y分子筛均具有较强的重油转化能力，但两者在控制氢转移反应上存在明显差异，从而可以从反应器类型与专用催化剂Y分子筛含量组合来构建系列催化裂解技术，如图8所示。

图8 反应器类型与专用催化剂Y分子筛含量相图

Ⅰ型催化裂解技术(DCC-Ⅰ)就是充分利用密相流化床具有较强的重油转化能力，在专用催化剂设计上尽可能少用Y分子筛，多用中孔分子筛以提高气体收率及气体中的烯烃含量；Ⅱ型催化裂解技术(DCC-Ⅱ)采用提升管反应器，不设置密相流化床，但在专用催化剂设计上使用更多Y分子筛以改善重油转化能力，同时使用合适量的中孔分子筛以提高气体收率和烯烃含量。

提升管+密相流化床的优点在于：高温再生催化剂在提升管内与原料油接触并发生反应，此时反应温度较高，抑制了分子筛氢转移反应活性，从而极大地保留了产物中的烯烃产品；带炭催化剂和油气进入密相流化床再进行烯烃反应，此时催化剂上积炭又抑制了氢转移反应，烯烃裂解成小分子烯烃的选择性得到充分改善。从反应角度来看，对于多产低碳烯烃的催化裂解工艺，提升管+密相流化床反应器与以中孔分子筛为活性组元的催化剂组合是最优的，采用单一反应区的快速床或提升管反应器不适合作为重质烃生产低碳烯烃技术的专用反应器。

尽管表2所列火灾数据还很不全面，但从中也可以看到：（1）目前保温火灾所造成的人员伤亡明显减少；（2）彩钢板使用阶段的火灾现象较为突出；（3）外保温施工阶段火灾仍然占比较高；（4）外保温使用阶段的火灾已逐渐显现。

采用提升管+密相流化床，油气经密相流化床催化裂解反应后，进入沉降器顶部进行沉降分离。密相流化床反应器及沉降空间如图9所示。从工业装置运转实践来看，密相流化床上部稀相段内油气和催化剂靠沉降分离，分离时间太长，大约为20 s以上，造成两个严重问题：①干气产率明显增加；②沉降器顶部区域结焦，影响装置长周期运转。

图9 密相流化床反应器及沉降空间

反应后油气停留时间对干气产率的影响主要是由热裂化反应所造成。反应后的油气在沉降器自由空间内发生热反应，热裂化产物产率是停留时间和反应温度的函数，其表达式如下：

y=t×k0×e-Ea/RT

(1)

式中：y为热裂化产物产率；t为停留时间，s；k0为指前因子，s-1；Ea为反应活化能，J/mol；T为反应温度，K；R为普适气体常数，8.314 J/(mol·K)。

基于式(1)对工业装置运行数据进行关联，得到油气在沉降器内停留时间以及沉降器内温度对干气产率增加幅度的定量影响，结果见图10[13]。

图10 油气在沉降器内停留时间对干气产率的影响

从图10可以看出，当沉降器内部温度为560 ℃时，若能将油气在沉降器内停留时间从20 s降低到5 s时，干气产率降低幅度至少在2.5百分点以上，尤其是甲烷产率。变径流化床反应器既体现了提升管+密相流化床反应器特点，又能充分利用已开发的新型密闭提升管终端设备(Riser Termination Device ，简称RTD)技术。新型密闭RTD技术可使油气停留时间缩短到5 s内[1，14]。

从裂化反应角度上来看，变径流化床反应器第二反应区(快速流化床)催化剂密度只有150 kg/m3，难以达到密相流化床的催化剂密度(350～450 kg/m3)，导致变径流化床反应器对大分子烯烃裂化和重质烃转化能力均差于提升管+密相流化床反应器。考虑到反应后的油气和催化剂分离必须设置变径流化床反应器出口段，权衡反应效率和油剂快速分离需求，认为采用变径流化床反应器更有利于大型装置的长周期运转和干气产率的降低。同时，要改善变径流化床反应器反应效率，在现有的变径流化床反应器基础上，增加高温区反应时间，即增加第一反应区停留时间，同时降低第二反应区油气线速，尽可能提高第二反应区(快速流化床)催化剂密度。从反应角度上，反应器设计尽可能接近提升管+密相流化床型式；在油剂快速分离上要求反应器出口尽可能接近提升管或变径流化床出口区。

权衡油气催化反应与油剂气固分离，在MFP/TCO工艺反应器设计上，将提升管+密相流化床和变径流化床进行优化集成，第一反应区和第二反应区气固流化状态和油气停留时间尽可能接近提升管+密相流化床，由此设计出改进的新型变径流化床反应器，如图11所示。

图11 提升管+密相流化床和变径流化床的优化集成

2.2.2中型试验研究

中型试验在变径流化床反应器连续催化裂化装置上进行，中型装置包括进料、反应、再生和分馏4部分[15]。试验所用原料油是大庆重质油(石蜡基)，其组成为70%减压蜡油+30%减压渣油，其性质为：密度(20 ℃)0.890 5 g/cm3，残炭2.94%，氢质量分数13.18%，饱和烃质量分数64.5%，芳烃质量分数24.2%，胶质质量分数11.1%，沥青质质量分数0.2%。催化剂为类似TCC专用催化剂，操作条件和反应结果列于表3[15]。

表3 MFP工艺中型试验操作条件和反应结果

从表3可以看出，对于大庆重质原料油，烯烃产品收率在50%左右，而干气产率在4%以下，且生产方案具有多样性。MFP工艺在液化气收率大幅度增加的前提下，干气产率较低，液化气与干气产率之比在10以上，而FCC和DCC工艺液化气与干气产率之比一般在2.5～6.0之间。试验结果表明：缩短油气与催化剂分离时间，对降低干气产率具有明显的效果。MFP工艺、MIP工艺和DCC工艺的液化气组成比较列于表4。

表4 MFP、MIP和DCC工艺的液化气组成比较

从表4可以看出，MFP工艺在抑制丙烯和丁烯转化为丙烷和丁烷反应方面具有明显优势。

2.2.3反应工程技术

MFP工艺可采用更高的反应压力和更低的蒸汽注入量，这是因为MFP工艺专用催化剂表面上酸性位较少，从而在催化剂表面上发生双分子反应的几率降低，即使采用更高的反应压力和更低的蒸汽注入量，造成反应物浓度上升，催化剂表面发生双分子反应的几率也可能低于高酸密度的含Y分子筛催化剂表面上发生双分子反应的几率，这是因为含Y分子筛催化剂表面具有较多的酸位。两种专用催化剂表面上发生双分子反应的几率如图12所示。

图12 专用催化剂表面上双分子反应发生几率示意

纯择形分子筛催化剂相对于含Y分子筛催化剂，酸密度更低，孔道尺寸更加适宜，可在更高的烃分压下控制氢转移反应发生的概率，获得更高的烯烃选择性。由于专用催化剂活性组元差异，在与其他多产低碳烯烃工艺液化气产物中烯烃含量大致相当的情况下，MFP工艺参数设计存在着相同点和不同点。相同点为两者均采用更高的反应温度，更长的反应时间；不同点为MFP工艺可采用更高的反应压力和更低的蒸汽注入量。

MFP工艺可采用更高的反应压力和更低的蒸汽注入量，不仅有利于生产低碳烯烃时降低装置能耗，实现节能减排，而且更易将现有催化裂化装置改造后来生产低碳烯烃，从而可有效地利用现有的存量资产。中国石化青岛石油化工有限责任公司(青岛石化)催化裂化装置采用MFP技术，多产丙烯和丁烯产品，标定时装置能耗(对原料)为2.655 GJ/t，具体见表5。表5同时列出现有的多产低碳烯烃催化裂化装置能耗，A装置、B装置和C装置对应不同装置规模。

表5 现有不同的多产低碳烯烃的催化裂化装置的能耗

3 工业实践

在青岛石化1.40 Mt/a催化裂化装置上进行多产丙烯和燃料油组分的催化裂化工业试验。从产品选择角度上来看，可以满足青岛石化转型发展，拓展特色产品要求，同时为中国石化炼油企业逐步向化工原料和特色产品发展提供可靠的技术支撑[16]。从烃类反应角度来看，此次工业试验是考察重质烃中的大分子饱和烃在中孔分子筛催化剂上高选择地裂解成烯烃产品的性能与效率，为TCO技术开发奠定可靠的基础。考虑为后续TCO技术开发积累工业实践经验，在装置硬件条件许可下，尽可能提高反应苛刻度，以最大量生产丙烯、丁烯和C5+烯烃，测试重质烃中的大分子饱和烃及烷基侧链是否能够高选择性地裂解成烯烃分子，此时不考虑重油作为燃料油组分，只是考察MFP工艺作为TCO工艺基础平台的结果。MFP和MIP工艺第一反应区出口温度提高到550 ℃以上，第二反应区温度控制在535 ℃左右，低于DCC工艺密相流化床温度约25 ℃以上。装置标定结果列于表6。

表6 MFP和MIP工业装置标定结果

从表6可以看出：MIP工艺液化气收率为21.00%，其中丙烯收率为6.16%，异丁烯收率为1.45%，汽油收率为42.64%；而MFP工艺液化气收率可达29.80%，丙烯收率可达12.17%，丁烯收率可达11.57%，异丁烯收率可达4.76%，汽油收率只有29.80%。在此操作状态下，MFP/TCO工艺转化率略低于MIP工艺，轻循环油密度和油浆密度也略低于MIP工艺。如果第一反应区出口温度继续提高5～10 ℃，那么MFP工艺转化率还会增加。这表明：尽管MFP工艺专用催化剂具有较差的重油转化能力，但可以通过强化工艺参数，提高反应苛刻度以弥补专用催化剂重油转化能力差的不足。