專利名稱：一種增產乙烯和丙烯的重質石油烴催化轉化方法
技術領域：
本發明屬于在不存在氫的情況下石油烴的催化轉化方法，更具體地說，是重質石油烴在高溫蒸汽和催化劑的作用下催化轉化制取乙烯、丙烯等低碳烯烴的方法。
目前低碳烯烴的生產主要依靠管式爐蒸汽熱裂解，適用的原料為乙烷、丙烷、丁烷、石腦油、輕柴油和凝析油等輕質石油烴。在蒸汽裂解原料中，石腦油占主導地位、所占份額為50～55％，乙烷的份額達到25～30％，而丙烷、丁烷、輕柴油和凝析油的比例都不超過10％。
隨著原油日趨變重，作為蒸汽裂解原料的輕質石油烴的供應量已不能滿足需要，因此，人們不得不將注意力轉移到重質石油烴制取氣體烯烴的工藝上來，例如，采用石英砂、焦炭等惰性固體作為熱載體的重質石油烴熱裂解法，采用堿金屬或堿土金屬氧化物催化劑作為熱載體的重質石油烴熱裂解法等。
ZL87105428.0中介紹了一種制取丙烯和丁烯的催化裂解方法。該方法采用流化床或移動床反應器和固體酸性催化劑，在反應溫度為500～650℃，進料重量空速為0.2～20時-1，劑油比為2～12的條件下進行反應。當使用ZSM-5為活性組分、高嶺土為載體的催化劑，以減壓瓦斯油為原料，并在580℃下進行反應時，其乙烯產率為5.9重％，丙烯產率為21.9重％，丁烯產率為15.6重％。
CN1069016A中披露了一種將重質烴類在流化床或活塞流反應器內轉化，制取乙烯兼產丙烯和丁烯的方法，其主要反應條件為溫度650～900℃、壓力1.3～2.8×105帕、劑油比15～35、反應時間為0.1～3秒。
CN1218786A中披露了一種制取乙烯和丙烯的催化熱裂解方法。在提升管或下行式反應器中，重質石油烴與含層柱粘土分子篩和/或經磷和鋁或鎂或鈣改性的五元環高硅沸石的催化劑接觸，在反應溫度為650～750℃、反應壓力為1.5～4×105帕、劑油比15～40、反應時間為0.2～5秒的條件下進行反應。
USP 5846403中披露了一種催化汽油返回反應器再裂化制取低碳烯烴的方法，該方法將催化汽油注入提升管反應器的上游反應區，而重質原料油注入提升管下游反應區，通過汽油的二次裂化提高低碳烯烴的產率。
USP 6033555中披露了一種輕質石油烴先在催化裂化反應區反應，產物物流不經分離直接進入一個熱裂化反應區進行二次裂化，從而增產乙烯的方法。該方法的原料為乙烷、丙烷、丁烷、丁烯、裂解石腦油、焦化石腦油、催化汽油以及直餾汽油、煤油和柴油；催化裂化反應區的條件為反應溫度500～750℃、進料重時空速0.1～100時-1；熱裂化反應區的條件為反應溫度650～900℃、停留時間0.1～20秒。
在上述現有技術中，為了增產低碳烯烴均采用了較高的蒸汽注入量，例如，ZL87105428.0要求水蒸汽與原料油的重量比為0.01～2∶1，在CN1218786A中，水蒸汽與原料油的重量比為0.3～1∶1。但蒸汽的注入方式并沒有得到相應的改進，仍然沿用著常規催化裂化的蒸汽注入方法。大量的蒸汽注入提升管反應器的底部，不僅會降低原料油與再生催化劑的初始接觸溫度、影響原料的霧化效果和對重油大分子的裂化能力，而且還會對催化劑的活性造成不良影響。
本發明的目的就是在上述現有技術的基礎上，提供一種新的增產乙烯和丙烯的重質石油烴催化轉化方法，使得反應過程中所注入的大量的水蒸汽對催化裂化反應過程和催化劑活性所造成的不良影響在一定程度上得到緩解。
本發明提供的增產乙烯和丙烯的重質石油烴催化轉化方法如下20～100重％的烴油原料經預熱后由下進料噴嘴注入提升管或流化床反應器中，與含有五元環高硅沸石的催化劑接觸并反應，而其余的0～80重％的烴油原料經預熱后由上進料噴嘴注入該反應器，與來自上游的油劑混合物接觸、反應，烴油原料的反應溫度為500～700℃，反應壓力為1.5～4×105帕，反應時間為0.5～10秒，劑油比為6～40，水蒸汽與烴油原料的重量比為0.1～1∶1，油劑混合物上行至反應器出口處，使反應油氣和積炭的催化劑相分離，油氣送入后續分離系統，而反應后積炭的催化劑經汽提、再生后循環使用，其特征在于在上述反應過程中，2～20重％的水蒸汽注入預提升段，10～80重％的水蒸汽由下進料噴嘴注入，0～60重％的水蒸汽由上進料噴嘴注入，0～60重％的水蒸汽由反應器中部注入，0～60重％的水蒸汽由反應器上部注入。
下面詳細說明本發明提供的方法。
本發明所述的烴油原料選自常壓瓦斯油、減壓瓦斯油、焦化瓦斯油、脫瀝青油、加氫尾油、常壓渣油、減壓渣油或原油中的一種或一種以上的混合物。本發明所述的烴油原料包括催化裂化回煉油和/或油漿。
本發明所述的五元環高硅沸石選自ZSM-5、ZSM-8或ZSM-11結構類型的高硅沸石以及經物理和/或化學方法處理后得到的五元環高硅沸石。
本發明提供的方法適用于提升管反應器、流化床反應器、提升管+流化床反應器以及在它們的基礎上改進的反應器型式。
在本發明所述方法中，以提升管或流化床反應器的最下端為起點，并將反應器的有效長度定義為100％，預提升段、上進料噴嘴、下進料噴嘴、反應器中部、反應器上部分別位于提升管反應器的0～20％處、10～30％處、20～50％處、45～75％處和50～90％處；優選預提升段、上進料噴嘴、下進料噴嘴、反應器中部、反應器上部分別位于提升管反應器的0～10％處、10～25％處、30～45％處、50～65％處和70～85％處。
在本發明所述方法中，反應器中部和反應器上部還可以采用比較靈活的蒸汽注入方式，例如，可以將由反應器中部或反應器上部注入的蒸汽量分為2～4股，并使其由位于反應器中部或反應器上部的不同標高處的蒸汽注入口注入反應器中。
在本發明所述方法中，烴油原料的反應溫度為500～700℃，優選550～650℃；反應壓力為1.5～4×105帕，優選1.5～3.5×105帕；反應時間為0.5～10秒，優選1～5秒；劑油比為6～40，優選10～30；水蒸汽與烴油原料的重量比為0.1～1∶1，優選0.2～0.6∶1。
在本發明所述方法中，反應后積炭的催化劑經汽提和再生后返回反應器循環使用，再生后的催化劑的溫度為650～850℃，優選700～800℃。再生催化劑返回反應器循環使用之前，最好先經蒸汽汽提，脫除其所吸附、夾帶的非烴氣體雜質，如氮氣、二氧化碳、一氧化碳、氧氣等。再生催化劑的汽提過程可以在輸送管線內完成，也可以在一單獨的容器中完成。
下面結合附圖進一步說明本發明提供的方法，但本發明并不因此而受到任何限制。


圖1是本發明提供方法的流程示意圖。
20～100重％的烴油原料經預熱后由下進料噴嘴3注入提升管反應器1中，與含有五元環高硅沸石的催化劑接觸并反應，而其余的0～80重％的烴油原料經預熱后由上進料噴嘴4注入該反應器1，并與來自上游的油劑混合物接觸、反應，反應溫度為500～700℃，反應壓力為1.5～4×105帕，反應時間為0.5～10秒，劑油比為6～40，水蒸汽與烴油原料的重量比為0.1～1∶1。在上述反應過程中，2～20重％的水蒸汽由預提升段2注入提升管反應器，10～80重％的水蒸汽由下進料噴嘴3注入，0～60重％的水蒸汽由上進料噴嘴4注入，0～60重％的水蒸汽由反應器中部5注入，0～60重％的水蒸汽由反應器上部6注入。在提升管反應器中，反應油氣和催化劑的混合物沿提升管上行，在提升管出口處，分離反應油氣和積炭的催化劑，油氣送入后續分離系統，而反應后積炭的催化劑經汽提、再生后循環使用。
與現有技術相比，本發明的有益效果主要體現在以下幾個方面
1、與常規的流化催化裂化相比，本發明采用了氫轉移活性低、烯烴選擇性高的含五元環高硅沸石的催化劑，提高了反應溫度，并采用分段注蒸汽的方法，從而增加了低碳烯烴的產率，特別是增加了乙烯和丙烯的產率，為石油化工提供了更多的原料。
2、與現有生產低碳烯烴技術相比，本發明采用了分段注蒸汽逐步降低油氣分壓的方法，提高了烴油原料與再生催化劑接觸的初始溫度，有利于原料的一次裂化和低碳烯烴的生成，提高低碳烯烴特別是乙烯和丙烯的產率。
3、本發明由于采用了分段注蒸汽的方法，提高了新鮮原料與催化劑接觸的初始溫度，從而也使得反應所需溫度可以進一步降低，并可以在一定程度上減緩催化劑的水熱失活。
4、本發明使用的原料范圍寬，可以是常壓瓦斯油、減壓瓦斯油、焦化瓦斯油、脫瀝青油、加氫尾油、常壓渣油、減壓渣油或原油的一種或一種以上的混合物，擴寬了乙烯原料的來源。
下面的實例將對本發明予以進一步的說明，但本發明并不因此而受到任何限制。
實例中所使用的原料油和催化劑的性質分別列于表1和2。原料油A是常壓渣油，原料油B是減壓瓦斯油摻30重％減壓渣油，原料油C是減壓瓦斯油摻25重％脫瀝青油。CEP-1、CRP-1和CIP-3三種催化劑都是由中國石化齊魯石化公司催化劑廠工業生產的，其中CEP-1催化劑是含經磷和鎂處理的五元環高硅沸石為活性組分的催化劑，CRP-1催化劑以含稀土和磷的五元環高硅沸石為活性組分，而CIP-3催化劑是采用含稀土和磷的五元環高硅沸石和USY沸石為活性組分的催化劑。
實例1
本實例是本發明提供方法的實施效果。
使用原料油A和CEP-1催化劑，在連續反應—再生操作的中型提升管裝置上進行催化轉化試驗。該提升管反應器的直徑為16毫米，總高度為10米，共裝有五層噴嘴，底部是預提升段蒸汽噴嘴、下進料噴嘴距離底部1米、上進料噴嘴距離底部3.5米，反應器中部注蒸汽噴嘴距離底部6.5米和反應器上部注蒸汽噴嘴距離底部8米。預提升段蒸汽噴嘴、下進料噴嘴、上進料噴嘴、反應器中部注蒸汽噴嘴和反應器上部注蒸汽噴嘴的蒸汽注入量分別占注入提升管的總蒸汽量的10％、25％、25％、20％和20％。
試驗采用單程通過的操作方式，原料油經預熱爐加熱至350℃左右后通過下進料噴嘴進入提升管反應器內，與熱的催化劑接觸進行催化轉化反應。反應產物和水蒸汽以及待生催化劑從反應器出口進入到沉降器，在沉降器內反應產物和催化劑快速分離，反應產物進一步分離成氣體產物和液體產物，而待生催化劑由重力作用進入到汽提器，由水蒸汽汽提出待生催化劑上吸附的烴類產物。汽提后的待生催化劑進入到再生器，與加熱過的空氣接觸進行再生。再生后的催化劑在輸送管線內用水蒸汽汽提，以除去再生催化劑吸附和攜帶的非烴氣體雜質。汽提后的再生催化劑再返回到提升管反應器中循環使用。試驗的操作條件和結果列于表3。
實例2本實例說明采用本發明提供的方法，以重質石油烴為原料催化轉化制取乙烯和丙烯的情況。
使用原料油A和CEP-1催化劑，在與實例1相同的中型提升管裝置上進行催化轉化試驗。蒸汽注入方式與實例1相同。
試驗采用單程通過的操作方式，原料油經預熱爐加熱至350℃左右后，其中60重％的原料油通過下進料噴嘴進入到提升管反應器內，40重％的原料油通過上進料噴嘴進入到提升管反應器內，原料油和催化劑接觸進行催化轉化反應。反應產物和水蒸汽以及待生催化劑從反應器出口進入到沉降器，在沉降器內反應產物和催化劑快速分離，反應產物進一步分離成氣體產物和液體產物，而待生催化劑由重力作用進入到汽提器，由水蒸汽汽提出待生催化劑上吸附的烴類產物。汽提后的待生催化劑進入到再生器，與加熱過的空氣接觸進行再生。再生后的催化劑在輸送管線內用水蒸汽汽提，以除去再生催化劑吸附和攜帶的非烴氣體雜質。汽提后的再生催化劑再返回到提升管反應器中循環使用。試驗的操作條件和結果列于表3。
對比例1本對比例說明采用現有生產低碳烯烴技術，僅有預提升蒸汽噴嘴和進料噴嘴的提升管反應器中制取乙烯和丙烯的情況。
使用原料油A和CEP-1催化劑，在連續反應—再生操作的中型提升管裝置上進行催化轉化試驗。該提升管反應器的直徑為16毫米，總高度為10米，共裝有兩層噴嘴，底部是預提升段蒸汽噴嘴、進料噴嘴距離底部1米。在預提升段蒸汽噴嘴和進料噴嘴的蒸汽注入量分別占總蒸汽量的10重％和90重％。
試驗采用單程通過的操作方式，原料油經預熱爐加熱至350℃左右后通過進料噴嘴進入到提升管反應器內，與熱的催化劑接觸進行催化轉化反應。反應產物和水蒸汽以及待生催化劑從反應器出口進入到沉降器，在沉降器內反應產物和催化劑快速分離，反應產物進一步分離成氣體產物和液體產物，而待生催化劑由重力作用進入到汽提器，由水蒸汽汽提出待生催化劑上吸附的烴類產物。汽提后的待生催化劑進入到再生器，與加熱過的空氣接觸進行再生。再生后的催化劑在輸送管線內用水蒸汽汽提，以除去再生催化劑吸附和攜帶的非烴氣體雜質。汽提后的再生催化劑再返回到提升管反應器中循環使用。試驗的操作條件和結果列于表3。
實例3本實例說明采用本發明提供的方法，以重質石油烴為原料催化轉化制取乙烯和丙烯的情況。
使用原料油B和CRP-1催化劑，在與實例1相同的中型提升管裝置上進行催化轉化試驗。預提升段蒸汽噴嘴、下進料噴嘴、上進料噴嘴、反應器中部注蒸汽噴嘴和反應器上部注蒸汽噴嘴的蒸汽注入量分別占注入提升管的總蒸汽量的10重％、20重％、10重％、10重％和50重％。
試驗采用全回煉的操作方式，原料油經預熱爐加熱至350℃左右后通過下進料噴嘴進入提升管反應器內，全部回煉的油漿通過上進料噴嘴進入提升管反應器內，原料油和油漿與熱的催化劑接觸進行催化轉化反應。反應產物和水蒸汽以及待生催化劑從反應器出口進入到沉降器，在沉降器內反應產物和催化劑快速分離，反應產物進一步分離成氣體產物和液體產物，而待生催化劑由重力作用進入到汽提器，由水蒸汽汽提出待生催化劑上吸附的烴類產物。汽提后的待生催化劑進入到再生器，與加熱過的空氣接觸進行再生。再生后的催化劑在輸送管線內用水蒸汽汽提，以除去再生催化劑吸附和攜帶的非烴氣體雜質。汽提后的再生催化劑再返回到提升管反應器中循環使用。試驗的操作條件和結果列于表4。
實例4本實例說明采用本發明提供的方法，以重質石油烴為原料的催化轉化制取乙烯和丙烯的情況。
使用原料油B和CRP-1催化劑，在與實例1相同的中型提升管裝置上進行催化轉化試驗。蒸汽注入方式與實施例3相同。
試驗采用全回煉的操作方式，原料油經預熱爐加熱至350℃左右后，其中60重％的原料油通過下進料噴嘴進入到提升管反應器內，40重％的原料油和全部回煉的油漿通過上進料噴嘴進入到提升管反應器內，原料油和油漿與熱的催化劑接觸進行催化轉化反應。反應產物和水蒸汽以及待生催化劑從反應器出口進入到沉降器，在沉降器內反應產物和催化劑快速分離，反應產物進一步分離成氣體產物和液體產物，而待生催化劑由重力作用進入到汽提器，由水蒸汽汽提出待生催化劑上吸附的烴類產物。汽提后的待生催化劑進入到再生器，與加熱過的空氣接觸進行再生。再生后的催化劑在輸送管線內用水蒸汽汽提，以除去再生催化劑吸附和攜帶的非烴氣體雜質。汽提后的再生催化劑再返回到提升管反應器中循環使用。試驗的操作條件和結果列于表4。
對比例2本對比例說明采用現有生產低碳烯烴技術，僅有預提升蒸汽噴嘴和進料噴嘴的提升管反應器中制取乙烯和丙烯的情況。
使用原料油B和CRP-1催化劑，在與對比例1相同的中型提升管裝置上進行催化轉化試驗。預提升段蒸汽噴嘴和進料噴嘴的蒸汽注入量分別占總蒸汽量的10重％和90重％。
試驗采用單程通過的操作方式，原料油經預熱爐加熱至350℃左右后和全部回煉的油漿混合，通過進料噴嘴進入到提升管反應器內，與熱的催化劑接觸進行催化轉化反應。反應產物和水蒸汽以及待生催化劑從反應器出口進入到沉降器，在沉降器內反應產物和催化劑快速分離，反應產物進一步分離成氣體產物和液體產物，而待生催化劑由重力作用進入到汽提器，由水蒸汽汽提出待生催化劑上吸附的烴類產物。汽提后的待生催化劑進入到再生器，與加熱過的空氣接觸進行再生。再生后的催化劑在輸送管線內用水蒸汽汽提，以除去再生催化劑吸附和攜帶的非烴氣體雜質。汽提后的再生催化劑再返回到提升管反應器中循環使用。試驗的操作條件和結果列于表4。
實例5本實例說明采用本發明提供的方法，以重質石油烴為原料催化轉化制取乙烯和丙烯的情況。
使用原料油C和CIP-3催化劑，在連續反應-再生操作的中型提升管加密相流化床裝置上進行催化轉化試驗。該提升管加流化床反應器的提升管直徑為16毫米、高度為6米，流化床直徑為100毫米、高度為3米，共裝有五層噴嘴，底部是預提升段蒸汽噴嘴、下進料噴嘴距離底部1米、上進料噴嘴距離底部3.5米，反應器中部注蒸汽噴嘴距離底部6.5米和反應器上部注蒸汽噴嘴距離底部7.5米。在預提升段蒸汽噴嘴、下進料噴嘴、上進料噴嘴、反應器中部注蒸汽噴嘴和反應器上部注蒸汽噴嘴處注入的蒸汽量分別占總蒸汽量的20重％、35重％、15重％、15重％和15重％。
試驗采用單程通過的操作方式，原料油經預熱爐加熱至350℃左右后通過下進料噴嘴進入提升管加流化床反應器內，與熱的催化劑接觸進行催化轉化反應。反應產物和水蒸汽以及待生催化劑從反應器出口進入到沉降器，在沉降器內反應產物和催化劑快速分離，反應產物進一步分離成氣體產物和液體產物，而待生催化劑由重力作用進入到汽提器，由水蒸汽汽提出待生催化劑上吸附的烴類產物。汽提后的待生催化劑進入到再生器，與加熱過的空氣接觸進行再生。再生后的催化劑在輸送管線內用水蒸汽汽提，以除去再生催化劑吸附和攜帶的非烴氣體雜質。汽提后的再生催化劑再返回到提升管反應器中循環使用。試驗的操作條件和結果列于表5。
對比例3本對比例說明采用現有生產低碳烯烴技術，僅有預提升蒸汽噴嘴和進料噴嘴的提升管反應器中制取乙烯和丙烯的情況。
使用原料油C和CIP-3催化劑，在連續反應-再生操作的中型提升管加密相流化床裝置上進行催化轉化試驗。該提升管加流化床反應器的提升管直徑為16毫米、高度為6米，流化床直徑為100毫米、高度為3米，共裝有兩層噴嘴，底部是預提升段蒸汽噴嘴、進料噴嘴距離底部1米。在預提升段蒸汽噴嘴和進料噴嘴處注入的蒸汽量分別占總蒸汽量的20重％和80重％。
試驗采用單程通過的操作方式，原料油經預熱爐加熱至350℃左右后通過進料噴嘴進入到提升管加流化床反應器內，與熱的催化劑接觸進行催化轉化反應。反應產物和水蒸汽以及待生催化劑從反應器出口進入到沉降器，在沉降器內反應產物和催化劑快速分離，反應產物進一步分離成氣體產物和液體產物，而待生催化劑由重力作用進入到汽提器，由水蒸汽汽提出待生催化劑上吸附的烴類產物。汽提后的待生催化劑進入到再生器，與加熱過的空氣接觸進行再生。再生后的催化劑在輸送管線內用水蒸汽汽提，以除去再生催化劑吸附和攜帶的非烴氣體雜質。汽提后的再生催化劑再返回到提升管反應器中循環使用。試驗的操作條件和結果列于表5。
表1
表2
表3
表4
表權利要求
1.一種增產乙烯和丙烯的重質石油烴催化轉化方法，是使20～100重％的烴油原料經預熱后由下進料噴嘴注入提升管或流化床反應器中，與含有五元環高硅沸石的催化劑接觸并反應，而其余的0～80重％的烴油原料經預熱后由上進料噴嘴注入該反應器，與來自上游的油劑混合物接觸、反應，烴油原料的反應溫度為500～700℃，反應壓力為1.5～4×105帕，反應時間為0.5～10秒，劑油比為6～40，水蒸汽與烴油原料的重量比為0.1～1∶1，油劑混合物上行至反應器出口處，使反應油氣和積炭的催化劑相分離，油氣送入后續分離系統，而反應后積炭的催化劑經汽提、再生后循環使用，其特征在于在上述反應過程中，2～20重％的水蒸汽注入預提升段，10～80重％的水蒸汽由下進料噴嘴注入，0～60重％的水蒸汽由上進料噴嘴注入，0～60重％的水蒸汽由反應器中部注入，0～60重％的水蒸汽由反應器上部注入。
2.按照權利要求1的方法，其特征在于所述的烴油原料選自常壓瓦斯油、減壓瓦斯油、焦化瓦斯油、脫瀝青油、加氫尾油、常壓渣油、減壓渣油或原油中的一種或一種以上的混合物。
3.按照權利要求1的方法，其特征在于所述的五元環高硅沸石選自ZSM-5、ZSM-8或ZSM-11結構類型的高硅沸石以及經物理和/或化學方法處理后得到的五元環高硅沸石。
4.按照權利要求1的方法，其特征在于所述的預提升段、上進料噴嘴、下進料噴嘴、反應器中部、反應器上部分別位于反應器的0～20％處、10～30％處、20～50％處、40～75％處和50～90％處。
5.按照權利要求4的方法，其特征在于所述的預提升段、上進料噴嘴、下進料噴嘴、反應器中部、反應器上部分別位于反應器的0～10％處、10～25％處、30～45％處、50～65％處和70～85％處。
6.按照權利要求4或5的方法，其特征在于所述的由反應器中部或反應器上部注入的蒸汽量可分為2～4股，使每一股蒸汽由位于反應器中部或反應器上部的不同標高處的蒸汽注入口注入反應器。
7.按照權利要求1的方法，其特征在于所述烴油原料的反應條件為反應溫度550～650℃，反應壓力1.5～3.5×105帕，反應時間1～5秒，劑油比10～30，水蒸汽與烴油原料的重量比為0.2～0.6∶1。
8.按照權利要求1的方法，其特征在于再生后的催化劑脫除其所吸附、夾帶的非烴氣體后，返回反應器循環使用。
全文摘要
一種增產乙烯和丙烯的重質石油烴催化轉化方法，是使烴油原料在提升管或流化床反應器中與含有五元環高硅沸石的催化劑接觸、反應，并在油劑混合物沿反應器上行的過程中，分段注入水蒸汽；在反應器出口處分離反應油氣和積炭的催化劑，油氣送入后續分離系統，而反應后積炭的催化劑經汽提、再生后循環使用。采用該方法不僅可以提高乙烯和丙烯產率，還可以在一定程度上緩解催化劑的水熱失活。
文檔編號C10G11/05GK1393510SQ0111980
公開日2003年1月29日 申請日期2001年6月29日 優先權日2001年6月29日
發明者謝朝鋼, 汪燮卿, 李再婷, 張久順, 張執剛, 侯典國 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