一种多产高辛烷值清洁汽油的催化裂化组合方法和系统与流程

本发明涉及一种多产高辛烷值清洁汽油的催化裂化组合方法和系统。
背景技术：
：我国催化裂化工艺处理量近100mt/a；催化裂化产品在我国商品市场中占重要地位，催化裂化汽油占成品汽油池近80％，但催化裂化汽油中硫、氮含量高，催化裂化汽油中的硫含量对整个商品汽油中硫含量的贡献值近90％。需通过加氢脱硫或吸附脱硫将催化裂化汽油中的硫含量降低到国家汽柴油标准。催化裂化轻循环油由于硫含量高，十六烷值低，只能作为一种质量较差的柴油调合组分或燃料油使用。随着我国环保要求日趋严格，对汽柴油质量提出了更严格的要求。因此，利用低成本的催化裂化原料进行一系列的预处理、生产清洁的高价值的催化裂化产品有重大经济效益和现实意义。中国专利cn103773495a公布了一种多产汽油的加氢组合方法。该方法通过一种蜡油加氢处理-加氢改质-催化裂化的组合工艺，将催化裂化原料进入到催化裂化装置，经转化反应得到干气、液化气、催化裂化汽油、催化裂化轻循环油(lco)、回炼油、油浆和焦炭。催化裂化轻循环油自循环，回炼油进入加氢装置。通过适度加氢的方法，将两环及以上芳烃适度加氢为单环芳烃，从而生成高辛烷值汽油。中国专利cn104593062a公开了一种渣油加氢和催化裂化联合加工方法。该方法将渣油和加氢回炼油混合后进入加氢装置，经加氢处理后进入催化裂化装置，在催化裂化催化剂的催化作用下反应生成得到干气、液化气、催化裂化汽油、催化裂化轻柴油、回炼油和油浆。回炼油和氢气与柴油加氢催化剂接触反应，得到加氢回炼油，并循环至渣油加氢装置和渣油混合后进料。该方法降低渣油加氢装置进料粘度，促进沥青质和转化，同时降低加氢生成油中的硫、镍、钒含量。同时提高催化裂化液体产品的收率。中国专利cn101724431a公开了一种制取轻质燃料油和丙烯的催化转化方法，该方法将催化裂化蜡油经加氢处理或/和溶剂抽提后，得到加氢后的催化蜡油或/和催化蜡油的抽余油作为催化裂化反应器的原料，经该方法处理后的催化裂化原料非常适合催化转化、实现了石油资源的高效利用。从上述公开的文献中可以发现，对催化裂化原料进行预处理是生产高价值的高辛烷值汽油产品的重要途径，加氢处理能够有效降低催化裂化原料中硫含量、同时胶质、沥青质和重质芳烃的含量也有效减低。但是需要指出的是，根据催化裂化原料性质，控制加氢处理的加氢程度，实现理想组分适当加氢才是实现最大化是实现多产高辛烷值汽油的有效途径。技术实现要素：本发明的目的是提供一种多产高辛烷值清洁汽油的催化裂化组合方法和系统，本发明提供的方法和系统能够多产高辛烷值汽油。为了实现上述目的，本发明提供一种多产高辛烷值清洁汽油的催化裂化组合方法，该方法包括：将重质原料送入溶剂抽提装置进行溶剂抽提处理，得到抽出油和抽余油；将抽出油送入第一加氢装置与第一加氢催化剂接触并进行第一加氢处理，得到气体产物、加氢石脑油、加氢柴油和加氢尾油；将所得加氢尾油从第一喷嘴送入提升管反应器的第一反应区的下部和将所述抽余油从第二喷嘴送入所述第一反应区的中部与来自第一反应区底部的催化裂化催化剂接触并进行第一催化裂化反应，得到第一产物和半待生催化剂；其中，所述提升管反应器还包括位于所述第一反应区上方的第二反应区，所述第一反应区和第二反应区的连接处设置有第三喷嘴；将所得第一产物和半待生催化剂送入所述第二反应区中进行第二催化裂化反应，得到第二产物和待生催化剂；将第二待生催化剂进行再生后作为所述催化裂化催化剂送入所述第一反应区中；将第二产物进行分离，得到干气、液化气、汽油产物、轻循环油产物、回炼油产物和油浆产物；将所得轻循环油产物进行分馏处理，得到轻馏分和重馏分；将所得重馏分送入第二加氢装置与第二加氢催化剂接触并进行第二加氢处理，得到加氢重馏分与所述轻馏分一起从所述第三喷嘴送入所述第二反应区中进行所述第二催化裂化反应；将所述回炼油产物送入所述溶剂抽提装置与重质原料一起进行所述溶剂抽提处理。可选的，所述重质原料为选自减压蜡油、加氢减压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、常压渣油和减压渣油中的至少一种。可选的，所述溶剂抽提处理的条件包括：所述溶剂抽提装置为抽提塔，抽提溶剂从抽提塔塔顶进入抽提塔，重质原料和回炼油产物自抽提塔塔底进入抽提塔，抽提塔的温度为50-70℃，抽提溶剂为糠醛，抽提溶剂与重质原料的重量比为(1-2)：1。可选的，所述第一加氢处理的条件包括：氢分压为5-20兆帕，温度为310-450℃，液时体积空速为0.1-3.0小时-1，氢油体积比为300-2000nm3/m3。可选的，所述第一加氢催化剂包括载体和活性组分，该载体为选自氧化铝、二氧化硅和无定型硅铝中的至少一种，该活性组分为镍-钨、镍-钨-钴、镍-钼或钴-钼。可选的，所述第一催化裂化反应和第二催化裂化反应的条件各自独立地包括：反应温度为420-690℃，绝对反应压力为0.1-0.5兆帕，剂油重量比为1-50，水油比为0.04-100。可选的，所述催化裂化催化剂包括沸石、无机氧化物和任选的粘土，所述沸石为选自含或不含稀土的y、hy、usy和beta中的至少一种沸石。可选的，所述提升管反应器为等径提升管反应器或变径提升管反应器。可选的，所述提升管反应器中的油气在第一喷嘴和第二喷嘴之间的停留时间为0.1-5秒，在第一喷嘴和第三喷嘴之间的停留时间为0.1-10秒，所述第二反应区中油气的停留时间为1.5-15秒。可选的，所述提升管反应器中的油气在第一喷嘴和第二喷嘴之间的停留时间为0.1-3秒，在第一喷嘴和第三喷嘴之间的停留时间为0.5-5秒，所述第二反应区中油气的停留时间为2-10秒。可选的，所述分馏处理的温度为230-270℃。可选的，所述第二加氢处理的条件包括：氢分压为3-20兆帕，温度为310-450℃，液时体积空速为0.1-10小时-1，氢油体积比为100-1500nm3/m3。可选的，所述第二加氢处理催化剂包括载体和活性组分，该载体为选自氧化铝、二氧化硅和无定型硅铝中的至少一种，该活性组分为选自第vib族金属和/或第viii族非贵金属中的至少一种。可选的，将至少部分所述轻循环油产物和/或外产轻循环油一起送入所述第一加氢装置进行第一加氢处理；其中，轻循环油占所述第二加氢装置总进料的0-20重量％。本发明还提供一种多产高辛烷值清洁汽油的催化裂化组合系统，该系统包括溶剂抽提装置、第一加氢装置、提升管反应器、沉降器、再生器、催化裂化分馏装置、轻循环油分馏装置和第二加氢装置；所述溶剂抽提装置设置有重质原料入口、回炼油入口、抽余油出口和抽出油出口，所述第一加氢装置设置有入口、气体产物出口、加氢石脑油出口、加氢柴油出口和加氢尾油出口；所述提升管反应器由下至上设置有同轴且流体连通的第一反应区和第二反应区，所述第一反应区设置有催化剂入口、下部的第一喷嘴和中部的第二喷嘴，所述第二反应区设置有顶部出口和下部的第三喷嘴，所述沉降器套设在所述第二反应区的上部且第二反应区的顶部出口位于所述沉降器中，所述沉降器设置有顶部油气出口和下部催化剂出口，所述再生器设置有催化剂入口和催化剂出口，所述催化裂化分馏装置设置有入口、干气与液化气出口、汽油出口、轻循环油出口、回炼油出口和油浆产物，所述轻循环油分馏装置设置有轻循环油入口、轻馏分出口和重馏分出口，所述第二加氢装置设置有入口和出口；所述溶剂抽提装置的回炼油入口与所述催化裂化分馏装置的回炼油出口连通，所述溶剂抽提装置的抽余油出口与所述第一反应区中部的第二喷嘴连通，所述溶剂抽提装置的抽出油出口与第一加氢装置的入口连通，所述第一加氢装置的加氢尾油出口与所述第一反应区下部的第一喷嘴连通，所述沉降器的顶部油气出口与催化裂化分馏装置的入口连通，所述沉降器的下部催化剂出口与再生器的催化剂入口连通，所述再生器的催化剂出口与所述第一反应区的催化剂入口相连，所述催化裂化分馏装置的轻循环油出口与所述轻循环油分馏装置的轻循环油入口和/或第一加氢装置的入口连通，所述轻循环油分馏装置的重馏分出口与所述第二加氢装置的入口连通，所述轻循环油分馏装置的轻馏分出口和第二加氢装置的出口与所述第二反应区下部的第三喷嘴连通。本方法和系统的优点在于：1、本发明能够以重质原料、回炼油等为原料，可提高液体产品收率，同时生产低硫高清洁的催化裂化汽油，通过控制加氢深度能够控制催化裂化汽油中硫含量，同时降低焦炭含量。2、本发明充分根据物料的组成特点，提升管反应器采用多喷嘴不同位置进料，能够达到最大化生产清洁高辛烷值汽油的目的。3、本发明根据催化裂化产品的特点，将催化裂化轻循环油进行切割得到轻、重两种馏分，轻馏分进入提升管反应器，重馏分进入到第二加氢装置进行加氢处理。通过以上操作，能够有效调节柴汽比。本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。附图说明附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。根据图示需要，非重要物流未在图中标出，但不限制本发明。在附图中：图1是包括本发明方法一种具体实施方式的流程示意图，也包括本发明系统一种具体实施方式的结构示意图。附图标记说明1管线2管线3管线4管线5管线6管线7管线8管线9管线10管线11管线12管线13管线14管线15管线16管线17管线18管线19管线20管线21管线22管线23分馏装置24第二加氢装置25溶剂抽提装置26第一加氢装置27沉降器28第二反应区29第一反应区30催化裂化分馏装置31再生器具体实施方式以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。本发明提供一种多产高辛烷值清洁汽油的催化裂化组合方法，该方法包括：将重质原料送入溶剂抽提装置进行溶剂抽提处理，得到抽出油和抽余油；将抽出油送入第一加氢装置与第一加氢催化剂接触并进行第一加氢处理，得到气体产物、加氢石脑油、加氢柴油和加氢尾油；将所得加氢尾油从第一喷嘴送入提升管反应器的第一反应区的下部和将所述抽余油从第二喷嘴送入所述第一反应区的中部与来自第一反应区底部的催化裂化催化剂接触并进行第一催化裂化反应，得到第一产物和半待生催化剂；其中，所述提升管反应器还包括位于所述第一反应区上方的第二反应区，所述第一反应区和第二反应区的连接处设置有第三喷嘴；将所得第一产物和半待生催化剂送入所述第二反应区中进行第二催化裂化反应，得到第二产物和待生催化剂；将第二待生催化剂进行再生后作为所述催化裂化催化剂送入所述第一反应区中；将第二产物进行分离，得到干气、液化气、汽油产物、轻循环油产物、回炼油产物和油浆产物；将所得轻循环油产物进行分馏处理，得到轻馏分和重馏分；将所得重馏分送入第二加氢装置与第二加氢催化剂接触并进行第二加氢处理，得到加氢重馏分与所述轻馏分一起从所述第三喷嘴送入所述第二反应区中进行所述第二催化裂化反应；将所述回炼油产物送入所述溶剂抽提装置与重质原料一起进行所述溶剂抽提处理。根据本发明，重质原料是本领域技术人员所熟知的，例如，所述重质原料可以为选自减压蜡油、加氢减压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、常压渣油和减压渣油中的至少一种。根据本发明，溶剂抽提用于将重质原料和回炼油分离，得到富含芳烃的抽出油和富含烷烃的抽余油，从而分别进行合适的工艺进行处理，依据抽出油的组成和性质进入到第一加氢装置进行加氢处理，依据抽余油的组成和性质通过喷嘴进入到提升管反应器的适当位置。该方法能够有效降低焦炭含量，同时提高液收率。所述溶剂抽提处理的条件可以包括：所述溶剂抽提装置为抽提塔，抽提溶剂从抽提塔塔顶进入抽提塔，重质原料和回炼油产物自抽提塔塔底进入抽提塔，抽提塔的温度为50-70℃，优选55℃-65℃，抽提溶剂为糠醛，抽提溶剂与重质原料的重量比为(1-2)：1。根据本发明，第一加氢处理用于将抽出油中的芳烃进行饱和，以利于裂化，所述第一加氢处理的条件可以包括：氢分压为5-20兆帕，优选6.0-18.0兆帕，温度为310-450℃，优选340-420℃。液时体积空速为0.1-3.0小时-1，氢油体积比为300-2000nm3/m3，优选400-1700nm3/m3。所述第一加氢催化剂可以包括载体和活性组分，该载体可以为选自氧化铝、二氧化硅和无定型硅铝中的至少一种，该活性组分可以为镍-钨、镍-钨-钴、镍-钼或钴-钼。根据本发明，催化裂化是本领域技术人员所熟知的，所述第一催化裂化反应和第二催化裂化反应的条件可以各自独立地包括：反应温度为420-690℃，优选460-590℃，绝对反应压力为0.1-0.5兆帕，优选0.1-0.3兆帕，剂油重量比为1-50，优选3-25，水油比为0.04-100。所述催化裂化催化剂可以包括沸石、无机氧化物和任选的粘土，所述沸石可以为选自含或不含稀土的y、hy、usy和beta中的至少一种沸石。所述提升管反应器可以为等径提升管反应器或变径提升管反应器，反应器和再生器可以为同轴式或并列式。本发明根据送入提升管反应器的原料的性质进行调整反应条件，例如，所述提升管反应器中的油气在第一喷嘴和第二喷嘴之间的停留时间可以为0.1-5秒，优选为0.1-3秒，在第一喷嘴和第三喷嘴之间的停留时间为0.1-10秒，优选为0.5-5秒，所述第二反应区中油气的停留时间为1.5-15秒，优选为2-10秒。根据本发明，分馏处理用于分离轻循环油，使含有多环芳烃的重馏分进行第二加氢处理，以利于催化裂化，所述分馏处理的温度可以为230-270℃，优选240-265℃。所述第二加氢处理的条件可以包括：氢分压为3-20兆帕，优选为4-15兆帕，温度为310-450℃，优选为430-420℃，液时体积空速为0.1-10小时-1，优选为0.5-5小时-1，氢油体积比为100-1500nm3/m3。所述第二加氢处理催化剂可以包括载体和活性组分，该载体可以为选自氧化铝、二氧化硅和无定型硅铝中的至少一种，该活性组分可以为选自第vib族金属和/或第viii族非贵金属中的至少一种。根据本发明，为了有效利用轻循环油，可以将至少部分所述轻循环油产物和/或外产轻循环油一起送入所述第一加氢装置进行第一加氢处理；其中，轻循环油可以占所述第二加氢装置总进料的0-20重量％。如图1所示，本发明还提供一种多产高辛烷值清洁汽油的催化裂化组合系统，该系统包括溶剂抽提装置25、第一加氢装置26、提升管反应器、沉降器27、再生器31、催化裂化分馏装置30、轻循环油分馏装置23和第二加氢装置24；所述溶剂抽提装置25设置有重质原料入口、回炼油入口(可以与重质原料入口为同一个)、抽余油出口和抽出油出口，所述第一加氢装置26设置有入口、气体产物出口、加氢石脑油出口、加氢柴油出口和加氢尾油出口；所述提升管反应器由下至上设置有同轴且流体连通的第一反应区29和第二反应区28，所述第一反应区29设置有催化剂入口、下部的第一喷嘴和中部的第二喷嘴，所述第二反应区28设置有顶部出口和下部的第三喷嘴，所述沉降器27套设在所述第二反应区28的上部且第二反应区28的顶部出口位于所述沉降器27中，所述沉降器27设置有顶部油气出口和下部催化剂出口，所述再生器31设置有催化剂入口和催化剂出口，所述催化裂化分馏装置30设置有入口、干气与液化气出口、汽油出口、轻循环油出口、回炼油出口和油浆出口，所述轻循环油分馏装置23设置有轻循环油入口、轻馏分出口和重馏分出口，所述第二加氢装置24设置有入口和出口；所述溶剂抽提装置25的回炼油入口与所述催化裂化分馏装置30的回炼油出口连通，所述溶剂抽提装置25的抽余油出口与所述第一反应区29中部的第二喷嘴连通，所述溶剂抽提装置25的抽出油出口与第一加氢装置26的入口连通，所述第一加氢装置26的加氢尾油出口与所述第一反应区29下部的第一喷嘴连通，所述沉降器27的顶部油气出口与催化裂化分馏装置30的入口连通，所述沉降器27的下部催化剂出口与再生器31的催化剂入口连通，所述再生器31的催化剂出口与所述第一反应区29的催化剂入口相连，所述催化裂化分馏装置30的轻循环油出口与所述轻循环油分馏装置23的轻循环油入口和/或第一加氢装置26的入口连通，所述轻循环油分馏装置23的重馏分出口与所述第二加氢装置24的入口连通，所述轻循环油分馏装置23的轻馏分出口和第二加氢装置24的出口与所述第二反应区28下部的第三喷嘴连通。需要说明的是，本发明系统中各装置不限于设置上述入口和出口，还可以设置本领域技术人员所熟知的其它入口和出口，本发明不再赘述。下面结合图1对本发明提供的具体实施方法方式予以进一步说明。来自管线1的重质原料和来自管线14的回炼油混合后进入到溶剂抽提装置25；经处理后得到的抽出油经管线3单独或与来自管线16的部分催化裂化轻循环油混合后进入到第二加氢装置26。经加氢处理得到的加氢尾油经管线7进入到提升管反应器的第一反应区29的下部，气体、加氢石脑油、加氢柴油分别经过管线4、管线5、管线6输出第二加氢装置26。抽余油经管线2进入到提升管反应器第一反应区29的中部；催化裂化轻循环油产物经管线17或与可选的来自管线18的外来催化裂化轻循环油混合进入轻循环油分馏装置23进行馏分切割后得到轻、重两种馏分；重馏分经管线20进入到第二加氢装置24经加氢处理后得到加氢重馏分，加氢重馏分经管线21和来自管线19的轻馏分混合后从管线22送入到提升管反应器第二反应区28。提升管反应器中的物料经反应得到反应产物经过管线9进入催化裂化分馏装置30得到干气、液化气、汽油产物、轻循环油产物、回炼油产物和油浆；干气和液化气、汽油产物、油浆分别通过管线11、管线12、管线15输出装置。轻循环油产物分成两股物流，一股物流经管线13和管线17循环至轻循环油分馏装置23，另一股物流(该股物流占总催化裂化轻循环油物流的0-20重量％)经管线13和管线16循环至第一加氢装置26，回炼油经管线14循环至溶剂抽提装置25。以下实施例对本发明予以进一步的说明，但实施例对本发明没有任何限制。本发明中，汽油辛烷值测定法(研究法，ron)采用gb/t5487-2015方法进行测定，汽油辛烷值测定法(马达法，mon)采用gb/t503-2016方法进行测定，汽油硫含量采用sh/t0689-2000进行测定。实施例1本实施例采用本发明提供的方法。如图1所示，性质见表1的重质原料进入到溶剂抽提装置25，抽提塔温度控制在60℃，抽提溶剂为糠醛，抽提溶剂从抽提塔塔顶进入抽提塔，重质原料和回炼油产物自抽提塔塔底进入抽提塔，抽提溶剂与重质原料的重量比为1：1，经抽提得到抽出油和抽余油，抽出油和氢气混合后进入到第一加氢装置26，处理得到的加氢尾油从第一喷嘴进入到中型催化裂化的提升管反应器的第一反应区29的下部和抽余油从第二喷嘴进入到提升管反应器第一反应区29的中部进行第一催化裂化反应，第一催化裂化反应的条件为：反应温度为520℃，绝对反应压力为0.20兆帕，剂油重量比为5.0，水油比为0.05，提升管反应器中的油气在第一喷嘴和第二喷嘴之间的停留时间为0.8秒，在第一喷嘴和第三喷嘴之间的停留时间为1.2秒，轻循环油产物进入轻循环油分馏装置23得到轻馏分和重馏分，切割温度为260℃。得到的重馏分经管线20进入到第二加氢装置24，来自管线19的轻馏分和来自管线21经第二加氢装置24处理得到的加氢重馏分混合后经管线22从第三喷嘴进入到提升管反应器第二反应区28与来自第一反应区的第一产物和半待生催化剂一起进行第二催化裂化反应，第二催化裂化反应的条件为：反应温度为500℃，绝对反应压力为0.20兆帕，剂油重量比为5.0，水油比为0.05，所述第二反应区中油气的停留时间为4.0秒，得到待生催化剂和第二产物，分离待生催化催化剂和第二产物，经处理得到包括干气、液化气、汽油产物、轻循环油产物、回炼油产物和油浆。轻循环油产物经管线13和管线17循环至轻循环油分馏装置23，分馏装置23中的切割温度控制在260℃；回炼油经管线14和来自管线1的重质原料混合进入到溶剂抽提装置25。实施例1中对重馏分进行加氢处理的第二加氢装置24中固定床反应器内装填的加氢处理催化剂商业牌号是rn-23v，保护剂商业牌号是rg-1，加氢处理催化剂和保护剂的装填体积比为95:5，均由中国石化催化剂分公司生产。实施例中对重质原料进行的加氢的第一加氢装置26在双管反应器中进行，第一反应区中装填加氢保护剂和加氢脱金属催化剂，在第二反应器总装填加氢脱硫催化剂，三者比例为5:45:50，其中加氢保护剂、加氢脱金属催化剂、加氢脱硫催化剂的商品牌号分别是rg-20b、rdm-33和rms-30。实施例中提升管反应器采用的催化剂牌号为cgp-1，抽出油和抽余油烃类组成见表2，轻循环油产物性质见表3，加氢装置操作参数见表4，催化裂化产物分布见表5。实施例2试验装置和所用催化剂与实施例1完全相同，轻循环油产物处理过程和操作条与实施例1相同，催化裂化装置的操作条件同实施例1。只是抽出油掺炼占总催化裂化轻循环油10重量％的轻循环油产物和氢气混合后进入到第一加氢装置26。对比例1试验装置和所用催化剂与实施例1完全相同，重质原料处理过程和操作条件与实施例1相同，催化裂化装置的操作条件同实施例1。只是轻循环油产物不经加氢处理，自循环直接送入到提升管反应器的第二反应区28。对比例2试验装置和所用催化剂与实施例1完全相同，重质原料处理过程和操作条件同实施例1，催化裂化装置和加氢装置的操作条件同实施例1。只是轻循环油产物未经馏分切割进入第二加氢装置24进行加氢处理，处理后经管线21和管线22进入到提升管反应器的第二反应区28。从表5可以看出，本发明的方法能够多产低硫的高辛烷值汽油。表1重质原料性质原料油名称减压蜡油密度(20℃)，千克/米3932.1馏程，℃初馏点25650重量％357终馏点585质谱法烃类组成，重量％链烷烃18.4总环烷烃24.9总芳烃55.3胶质1.3表2抽出油和抽余油的烃类组成组成，重量％抽出油抽余油总饱和烃10.7468.95链烷烃4.5129.6环烷烃6.2339.35总芳烃89.2631.05单环芳烃44.1017.98双环芳烃25.859.20多花芳烃19.313.87总计100100表3轻循环油产物以及分馏产物和加氢产物性质表4加氢装置的反应条件第二加氢装置24第一加氢装置26反应条件氢分压，兆帕712体积空速，小时-11.20.9反应温度，℃370380氢油体积比，nm3/m31100650表5催化裂化产物分布项目实施例1实施例2对比例1对比例2产物分布，重量％干气4.834.245.345.16液化气21.3620.7622.2321.87汽油57.2659.2355.1756.02轻循环油+回炼油0.000.000.000.00油浆7.657.617.967.84焦炭8.727.929.208.95损失0.180.240.100.16汽油辛烷值mon92.593.091.091.0ron80.281.079.879.0汽油硫含量，微克/克20182830当前第1页12