赵宇鹏，吴 迪

（中国石油抚顺石化公司石油二厂，辽宁 抚顺113004）

某炼化公司1.5Mt/a重油催化裂化装置于2000年8月建成投产，设计掺渣率为60%。装置分为反应－再生系统、分馏系统、吸收稳定系统、干气和液化气及汽油脱硫系统、能量回收和CO焚烧炉－余热锅炉系统。为满足生产清洁汽油的要求，装置曾经使用降烯烃催化剂［1］，但效果不明显，于是2004年9月采用催化裂化汽油辅助提升管（ARFCC）工艺进行改造［2］，增设单独汽油反应器（提升管＋床层）和汽油分馏塔。由于能耗较高、辛烷值较低等问题，该装置于2010年10月进行MIP－CGP改造，并扩能至1.7Mt/a。本文主要介绍ARFCC与MIP－CGP两种不同型式的催化裂化汽油降烯烃工艺的运行情况与技术指标。

1 反应－再生工艺型式

1.1 同高并列型式（FCC）

装置原设计反应器与再生器同高并列，两个再生器同轴布置。第一再生器（一再）贫氧烧焦，第二再生器（二再）富氧烧焦；一再烧焦率为70%、二再烧焦率为30%；一再与二再均设置主风分布管，两再生器间采用大孔分布板隔开，设计目的是合理分配两段再生器烧焦率，降低主风消耗量。设置下流式外取热器，提升管从下往上分三层设置原料、回炼油和油浆喷嘴。反应器与再生器之间设有V型待生催化剂提升结构，提升管出口为4组粗旋风快速分离器（粗旋），粗旋出口设有水平挡板，沉降器穹顶顶部设有防焦蒸汽，汽提段设预汽提和多段汽提技术。

1.2 辅助提升管型式（ARFCC）

2004年9月，采用ARFCC降烯烃工艺对装置进行改造，原料加工方案和负荷不变，汽油辅助提升管负荷为60t/h。反应－再生系统主体型式没有变化，只是增设单独提升管汽油降烯烃反应器和汽油分馏塔，共用一个再生器并增加新分馏系统换热流程。将原分馏塔粗汽油组分再次送入汽油辅助提升管反应器，在较缓和的反应工况下，利用相对较长的停留时间，促进大分子烯烃裂化，强化氢转移反应、异构化和芳构化反应，使烯烃饱和［3］。虽然汽油产品的烯烃含量较低，但增加了干气和焦炭产率，而且汽油产品的辛烷值稍有下降，能耗增加。

1.3 MIP－CGP型式

2010年10月对装置进行MIP－CGP改造，利用其进行可控的和选择性裂化反应、氢转移反应和异构化反应［4－5］，将烯烃尽可能多地转化成异构烷烃和芳烃，从而实现汽油降低烯烃含量、提高辛烷值的目标。改造后掺渣率为15%～53%，并扩能至1.7Mt/a。主要改造内容如下：①增加 MIP反应器，用一层喷嘴替代原来三层进料喷嘴（原料油＋回炼油＋油浆），并增设待生催化剂至MIP反应器线路；②沉降器内粗旋与一级旋风分离器（顶旋）改成软连接型式，汽提段由原三段汽提改为两段汽提；③进料喷嘴位置下移、提升管下部预提升段缩短，预提升型式改变；④将一再和二再主风分布管改为主风分布板，取消两段再生器间大孔烟气分布板，新增二再烟气分布器（稀相管型式）；⑤一再内增设6组内取热器及1.0MPa蒸汽过热盘管，过热后的1.0MPa蒸汽去沉降器作汽提蒸汽和防焦蒸汽；⑥二再再生斜管下料口位置下移，并缩小再生剂集料斗的横截面积；⑦一再内原船型待生催化剂分布器改为U型分布器，原半再生催化剂分布器延长；⑧外取热器进二再出料口由原来的直管段改为口袋状溢流口型式，目的是减缓催化剂对二再主风分布板的冲刷；⑨增加一中段回流油与原料和油浆换热流程，取消原分馏塔二中段回流油作稳定塔重沸器热源流程，改用一中段回流油串联作稳定塔和解吸塔重沸器热源，为弥补解吸塔热源不足，增设以轻柴油作热源的重沸器；⑩拆除汽油原辅助提升管降烯烃系统。本次改造的主要目的是降低主风－烟气线路压降，降低再生系统的催化剂藏量，使一再、二再的主风分配更加合理，控制一再超温，将一再烧焦率提高到90%，并在一定条件下实现一再完全再生。

2 三种催化裂化工艺型式的运行分析

装置自2000年8月开工后，反应－再生系统运行平稳，再生线路、半再生和待生线路蓄压和脱气效果较好，三器流化操控比较灵活。由于沉降器、一再和二再均存在较高的催化剂料位，因此反应－再生系统差压平稳，没有出现过流化线路波动和料位大幅度波动的情况。只是在卸剂时，由于一再催化剂全部落到二再，因此卸剂时间较长。由于再生器两段逆流烧焦，在开工或停工时容易产生一再烟气尾燃超温。

ARFCC降烯烃改造后，共用一个再生器，在控制上各增加一段再生和待生线路，增加了操控难度，主再生线路催化剂循环量受到限制，主反应温度能够满足正常生产的要求，但很难提温到510℃。汽油分馏塔塔底油浆返回主分馏塔的原设计流程不合理，曾导致主分馏塔下部塔板结焦严重，油浆外甩量一度居高不下，后来检修时进行改造而解决了问题。

MIP－CGP改造时，拆除原辅助提升管降烯烃系统。2011年5月开工生产后出现如下问题：①再生催化剂、待生催化剂细粉含量较高，催化剂单耗最高升至每吨原料油消耗3.0kg催化剂，油浆固体含量居高不下，在分馏塔底补油量为10t/h（相当于油浆外甩量）时，油浆固体含量为6～10g/L，最高达到20g/L以上；②再生线路脱气不好，其压降从以前的30～40kPa减少到5～15kPa，反应温度最高出现10℃以上温度波动；③外取热器进入二再的下斜管催化剂流化不畅，外取热器不能投用，二再出现经常性超温，最高温度达800℃以上，导致一再也经常性超温。

由于存在上述问题，2011年11月对反应－再生系统进行了局部改造，改造项目如下：①取消粗旋与顶旋软连接型式，恢复原型式（粗旋＋顶旋）；②待生分布器增大单个分布孔，总开孔面积增大至原来的256%；半再生催化剂分布器开孔面积增大至原来的208%；③再生器内再生剂扇形料斗的横截面积增大至原来的164%；④一再主风分布板开孔率由原来的0.319%增加到0.372%，设计条件下过孔线速由65.0m/s降到55.4m/s；二再主风分布板开孔率由原来的0.275%增加到0.396%，过孔线速由原来的80m/s降到55m/s；⑤外取热器进二再出料口的口袋状溢流口绝对高度由原来的3.6m降低到2.1m。经过上述改造开工后，外取热器可以灵活控制二再温度，一再与二再不再超温。再生催化剂、待生催化剂细粉含量降至正常水平，催化剂单耗降到每吨原料油消耗0.88kg催化剂，油浆固体含量降到2g/L以下。再生滑阀压降回升到20kPa左右，但再生线路还存在脱气效果差的问题，再生温度有时出现小幅波动。

3 三种催化裂化工艺相关指标的分析

3.1 原料性质与物料平衡

1.5Mt/a重油催化裂化装置原设计掺渣率为60%，加工量为4 500t/d，原料为大庆石蜡基常压渣油、减压渣油、减压蜡油、酮苯脱蜡油、焦化蜡油的混合油。2002年5月对分馏塔进行扩能改造，加工量增至4 800t/d，实际运行中掺渣率在55%左右，回炼率最高可达30%。ARFCC降烯烃改造后，原料负荷和掺渣率不变。MIP－CGP改造后扩能至1.7Mt/a，设计掺渣率为15%～53%，实际运行掺渣率为30%～40%。三个阶段典型混合原料性质及物料平衡数据见表1和表2。从表1可以看出，从FCC、ARFCC到 MIP－CGP阶段，随着混合原料组成变化及掺渣率的降低，原料油变轻，密度（20℃）由902.1kg／m3下降到893.8kg／m3，500℃馏出体积从40%提高到57%，残炭、黏度显著下降，胶质、沥青质含量也明显减少。从表2可以看出，ARFCC降烯烃改造后，与FCC相比，干气产率增加0.72百分点，焦炭产率增加0.31百分点，（汽油＋轻柴油）收率下降4.16百分点，该工艺没有体现出原料轻质化所带来的益处。MIP－CGP改造后，与FCC相比，干气产率下降0.76百分点，焦炭产率下降0.86百分点，液化气产率提高5.65百分点，轻柴油产率下降6.38百分点，（汽油＋轻柴油）收率下降3.37百分点，（液化气＋汽油＋轻柴油）收率提高2.28百分点。

表1 三个阶段的典型混合原料性质

表2 三个阶段的物料平衡数据

3.2 操作条件

三个阶段的主要操作条件见表3。

3.2.1 催化剂单耗的变化 装置经 MIP－CGP改造后，于2010年12月开工，配合使用 MIP－CGP专用催化剂。与FCC工艺相比，MIP工艺催化剂单耗增加0.1kg/t，与ARFCC工艺持平。主要原因是增设MIP反应器后，催化剂通过MIP反应器底部大孔分布板时以及在MIP反应器内增加了磨损，导致催化剂单耗增加。

3.2.2 催化剂藏量和烧焦耗风量的变化 MIPCGP改造后，一再与二再的主风分布管均改成了主风分布板，并将一再、二再的烧焦比例由原来的7∶3调整成9∶1，因此一再、二再藏量分配发生了显著变化，与FCC相比，总藏量有所增加，但较ARFCC相比有所降低。由于再生器催化剂藏量的增加以及催化剂更加集中在一再烧焦，主风－烟气线路压降基本不变。MIP－CGP改造后焦炭产率下降，但主风消耗量却增加，说明在本次改造后的耗风指标明显上升。

3.2.3 再生温度的变化 由于 MIP－CGP改造后一再烧焦比例从原来的70%提高到90%，二再烧焦强度显著下降，二再密相再生温度从原来的680.0℃左右降低到665.0℃，对剂油比的提高贡献较大。由于设置了内取热器，一再实现了在较高的温度下烧焦，并且基本解决了开工和生产时一再超温烟气尾燃问题。

表3 三个阶段的主要操作条件

3.2.4 提升管反应器温度的变化 MIP－CGP改造后，反应温度控制在500～505℃之间，受再生线路脱气不好的影响，没有按照MIP－CGP工艺要求的高反应温度操作，基本上与FCC、ARFCC工业生产时一致。

FCC生产时期，沉降器一直存在比较严重的结焦［6］，主要原因是掺渣率高、回炼率高、原料油密度大，提升管反应器出口存在较多的“未汽化油”，在沉降器内长时间停留而结焦。AFRCC改造时，更换了新型喷嘴，并通过降低掺渣率、减少油浆回炼、优化操作参数、控制开停工喷油时机等措施，较大程度上缓解了结焦的危害。ARFCC改造前，喷嘴前后温降小于70℃；更换CS－Ⅱ喷嘴后，温降提高到约100℃，MIP－CGP改造后温降提高到约170℃，说明在提升管内油气与催化剂混合汽化效果越来越好。从粗旋出口油气温度与沉降器集气室温度的温升分析可以看出，FCC阶段的温升达到8℃以上，ARFCC改造及更换喷嘴并降低掺渣率、回炼率后，温升降到3℃左右，MIPCGP改造后不存在温升。从这一趋势可以看出，沉降器内油气发生二次反应的程度逐渐减弱。由于催化剂和油气在经过MIP反应器时的再次充分接触碰撞，致使从粗旋升气管出来的油气中基本消除了“未汽化油”。同时掺渣率降低、回炼率下降及原料油显著变轻的措施也为避免沉降器结焦奠定了基础。MIP－CGP改造后，该装置经过11个月的连续运行，沉降器内部基本没有结焦，沉降器结焦问题得到了初步解决。

3.3 产品性质

3.3.1 汽油 三个阶段的汽油性质见表4。从表4可以看出，FCC阶段汽油烯烃（荧光法）体积分数为 48.4%，RON 为 89.1，汽油诱导期为510min；ARFCC改造后，汽油烯烃体积分数为30.1%，RON 为 88.5，汽油诱导期为 660min；MIP－CGP改造后，汽油烯烃体积分数为28.6%，烷烃增加幅度较大，汽油RON为90.2，较ARFCC阶段提高1.7个单位，汽油诱导期大幅度提高，说明MIP汽油的稳定性要好于FCC及ARFCC汽油。

3.3.2 液化气 三个阶段的液化气性质见表5。从表5可以看出，ARFCC改造后，丙烯和丁烯含量均有所下降；MIP－CGP改造后，丙烯含量有所上升，达到44.84%；FCC阶段异丁烷与（正丁烯＋异丁烯）含量接近，ARFCC阶段异丁烷含量显著上升、（正丁烯＋异丁烯）含量显著下降，异丁烷与（正丁烯＋异丁烯）含量比值为1.55，MIP－CGP阶段该比值达到2.06，说明与FCC工艺相比，ARFCC、MIP－CGP工艺的异构化、氢转移能力逐渐增强，因此丁烯含量逐渐降低。MIP－CGP阶段的丁烯含量降到20%以下，降低了后续碳四烯烃综合利用的效益。

表4 三个阶段的汽油性质

表5 三个阶段的液化气性质 φ，%

3.3.3 干气 三个阶段的干气性质见表6。从表6可以看出，与FCC工艺相比，ARFCC、MIPCGP工艺的干气中H2体积分数分别增加4.64、6.36百分点，说明改造后烯烃环化生成环烷烃、环烷烃再脱氢的反应加剧，造成干气中H2含量增加。同时干气中乙烯含量逐渐减少，与FCC工艺相比，ARFCC、MIP－CGP工艺的干气中乙烯体积分数分别下降2.85、6.64百分点。MIP－CGP改造后干气中乙烯体积分数下降到14.15%，影响后续干气中乙烯的综合利用。

表6 三个阶段的干气性质 φ，%

3.3.4 轻柴油 三个阶段的轻柴油性质见表7。从表7可以看出，与FCC工艺相比，ARFCC改造后，轻柴油的十六烷值下降5.7个单位；MIP－CGP改造后，轻柴油的十六烷值下降到22.5。ARFCC改造后，轻柴油密度有所上升，MIP－CGP改造后轻柴油密度升幅较大，接近920kg/m3，其它性质变化不大。

表7 三个阶段的轻柴油性质

3.4 能 耗

三个阶段的装置能耗见表8。从表8可以看出，MIP－CGP改造后，装置能耗下降到2 439.78 MJ/t。与FCC工艺相比，ARFCC工艺的装置能耗增加了9.85%，MIP－CGP工艺的装置能耗降低了8.05%；与 ARFCC工艺相比，MIP－CGP工艺的装置能耗下降了16.29%。

表8 三个阶段的装置能耗对比 MJ/t

4 结 论

与FCC工艺相比，ARFCC汽油降烯烃工艺和MIP－CGP汽油降烯烃工艺均能满足生产清洁汽油的需求，但 MIP－CGP工艺较ARFCC工艺具有更大的技术优势。采用MIP－CGP工艺改造后装置扩能至1.7Mt/a，掺渣率为15%～53%，汽油品质得到显著提升，掺渣率在35%以下时，汽油烯烃体积分数保持在32%以下，RON在90以上，汽油诱导期大幅度提高，装置能耗也有所下降。

［1］赵宇鹏，罗强，高卫亭，等.降烯烃催化剂RFG－FS3的工业应用试验［J］.石油炼制与化工，2003，34（1）：33－37

［2］罗强，张威毅，张杨，等.催化裂化汽油辅助反应器改质降烯烃技术的工业应用［J］.石油炼制与化工，2006，37（1）：22－26

［3］高金森，徐春明，白跃华.催化裂化汽油催化改质降烯烃反应规律的试验研究［J］.炼油技术与工程，2004，34（5）：11－15

［4］许友好，张久顺，龙军.生产清洁汽油组分的催化裂化新工艺MIP［J］.石油炼制与化工，2001，32（8）：1－5

［5］许友好，刘宪龙，张久顺，等.MIP工艺反应过程中裂化反应的可控性［J］.石油学报（石油加工），2004，20（3）：1－6

［6］罗强，赵宇鹏，高生.催化裂化沉降器结焦的原因及对策［J］.炼油技术与工程，2003，33（6）：1－5