催化裂化装置粗汽油作急冷油进提升管回炼改质效果及分析

主要内容：为降低稳定汽油烯烃含量，中海油惠州石化有限公司４．８Ｍｔ?ａ催化裂化装置将部分粗汽油走急冷 油线进提升管回炼改质。研究了粗汽油回炼对产品分布、产品性质、能耗、油气线路压力分布等的影响，结果表 明：粗汽油回炼量达１５ｔ?ｈ时，稳定汽油烯烃体积分数降低了１．３百分点；与粗汽油回炼前相比，粗汽油回炼后 转化率由７６．０７％增加 到 ７６．１２％，焦 炭 产 率 由 ７．２９％ 增 加 到 ７．７４％，总 液 体 收 率 略 有 下 降，硫 传 递 系 数 由 ２．８９％降至２．２８％，产品汽油中苯在芳烃中的占比由４．０７％降至３．９３％；轻柴油密度（２０ ℃）由９４８ｋｇ?ｍ３ 升至 ９５１ｋｇ?ｍ３；粗汽油回炼后，该装置能耗增加９０ＭＪ?ｔ以上，旋流式快分系统（ＶＱＳ）罩外至气压机入口的压降增加 ２．５ｋＰａ。粗汽油回炼还能够缓解分馏塔顶部塔盘和塔顶循环系统结盐问题。

为适应环境保护的要求，世界各国对作为主 要发动机 燃 料 的 汽 油 质 量 提 出 了 越 来 越 高 的 要 求。目前中国实施国Ⅵ（Ａ）车用汽油标准，并将于 ２０２３年１月１日起执行国Ⅵ（Ｂ）车用汽油标准，届时汽油中烯烃体积分数要求不大于１５％［１］。由于 我国汽油大部分来源于催化裂化装置，降低催化裂 化汽油烯烃含量是推进汽油质量升级的重要课题。中海油 惠 州 石 化 有 限 公 司 （简 称 惠 州 石 化） ４．８Ｍｔ?ａ催化裂化装置反应部分采用 ＭＩＰ技术， 设计工况下汽油烯 烃 体 积 分 数 ２４％。装 置 投 产 后，使用 中 国 石 化 石 油 化 工 科 学 研 究 院 研 发 的 ＭＩＰＣＧＰ催化剂，以多产低碳烯烃和清洁汽油。

开工后该装置稳定汽油烯烃体积分数一直维持在 ２６％以上，为满足全厂汽油的调合要求，催化裂化 稳定汽油烯烃体积分数需降低至２２％以下。装置采取了调整第一反应区出口温度和提高平衡催化 剂微反活性等措施。但降低第一反应区出口温度 后，汽油烯烃含量没有明显变化。提高第一反应 区出口 温 度 后，汽 油 烯 烃 体 积 分 数 能 够 降 低 到 ２２％以下，但由于反应苛刻度提高，汽油中苯体积 分数超过１．０％，不能满足车用汽油质量的要求。提高平衡 催 化 剂 微 反 活 性 能 够 降 低 汽 油 烯 烃 含 量，但由于反应再生系统的催化剂藏量达８５０ｔ， 需较长时间的置换才能体现汽油降烯烃效果，更 换催化剂配方同样存在类似问题。为更快速地解 决汽油烯烃含量高的问题，该催化裂化装置将部 分粗汽油改进提升管回炼改质，以下主要对粗汽 油回炼改质情况进行介绍。

１ 粗汽油进提升管回炼技术分析

图１为惠州石化 ４．８ Ｍｔ?ａ催化裂化装置反 应再生系统流程示意。由于采用了 ＭＩＰ技术，提 升管反应器设置了两个反应区，第一反应区强化 裂化反应，第二反应区强化氢转移、异构化等消耗 烯烃的二次反应。再生器采用重叠式两段不完全 再生技术，第一再生器布置在第二再生器上部。

粗汽油进提升管回炼有３种方式，分别是单独 设一根汽油改质提升管、汽油进提升管底部回炼、 粗汽油走急冷油线进提升管回炼，其各有特点，适 用不同的环境。单独设一根汽油改质提升管，由于两根提升 管均可在各自最优化的反应条件下单独加工不同 的原料油，且汽油改质比例不受限制，汽油改质效 率高，灵活多效催化裂化技术（ＦＤＦＣＣ）、ＦＣＣ汽油 辅助反应器改质降烯烃技术（ＡＲＦＣＣ）、两段提升 管工艺（ＴＳＲＦＣＣ）均采用此方法进行高烯烃含量 汽油的改质［２６］。

该４．８ Ｍｔ?ａ催化裂化装置采用 此方式存在的主要问题有：一是 ＭＩＰ 本身就是生 产低烯烃含量清洁汽油的工艺，没有增加汽油改 质提升管的必要性；二是这种汽油改质方式的反 应条件苛刻，汽油组分部分裂化生成低价值、高氢 含量的干气，烷基苯裂化生成烷烃和苯，造成经济 性变差、氢 的 有 效 利 用 率 降 低、汽 油 的 苯 含 量 较 高；三 是 汽 油 大 量 回 炼，加 工 流 程 变 长，能 耗 增加［７］。汽油进提升管底部回炼时，汽油中的烯烃发 生裂化反应，生成液化气等产物，汽油的烯烃含量 因此降低，并且由于同时发生的异构化和环化反 应，汽油的辛烷值得到提高。

惠州石化４．８ Ｍｔ?ａ 催化裂化 装 置 有 现 成 的 汽 油 进 提 升 管 底 部 的 流 程，但设置该流程的目的是在开工时使用，以便提 高开工初期的催化剂循环量、提高分馏塔塔顶油 气分压以减少分馏塔塔顶循环系统机泵带水、抽 空等问题［８９］。采用这种方式进行汽油改质的问题 有：第一，汽油改质区反应条件非常苛刻，除主要 生成液化气外，汽油还会部分裂化生成干 气和焦 炭，降低目标产品收率；第二，来自汽油反应区的催 化剂会积炭，且焦炭主要沉积在分子筛的微孔内，使 催化剂的孔径分布向大、中孔方向移动。汽油在强 酸中心上的反应也降低了酸中心，特别是强酸中心 的浓度，降低了催化剂的活性，从而提高了反应产物 中柴油的选择性，低价值的催化裂化柴油收率增加 不利于炼油厂经济效益的提高；第三，汽油进提升管 的流量、位置以及与重质油进料口的距离、进料喷嘴 形式等，是保证汽油改质效果的关键［１０］。由于装置 现有流程不是为汽油改质设计的，这些关键参数均 未经核算，如贸然将汽油注入提升管底部，汽油进入 提升管接触高温催化剂发生汽化，体积膨胀，预提升 段催化剂密度以及流化状态都会发生变化，进而影 响重质油的催化裂化反应，可能得不偿失。所以在 实际生产中未采用该汽油改质方案。

粗汽油走急冷油线进提升管回炼（第二反应 区下部），首先可以降低第二反应区温度，从而促 进氢转移反应的发生，消耗汽油烯烃。其次，由于 ＭＩＰＣＧＰ催化剂的特殊设计，能够通过对基质酸 性和孔分布的改性来控制积炭的沉积位置，催化 剂容炭性能好，使得经过第一反应区后，积炭的催 化剂在第二反应区仍保持较好的裂化能力，可以 利用第二反应区催化剂的裂化能力裂化部分汽油 中烯烃组分［１１］。

最后，投用急冷油可以提高剂油 质量比（简称剂油比），进而提高催化剂活性中心 密度，促进氢转移反应的发生来消耗汽油烯烃［１２］。该４．８Ｍｔ?ａ催化裂化装置正常生产时是用沉降器 出口温度控制再生滑阀开度，急冷油投用后，会对 第二反应区起降温作用，从而降低沉降器出口温 度。如果 投 用 急 冷 油 时 沉 降 器 出 口 温 度 保 持 不 变，会增 加 剂 油 比。由 于 该 方 案 实 施 简 便、见 效 快，实际生产中采用此方案进行汽油改质。

２ 粗汽油回炼的原料与操作条件

粗汽油回炼前后，新鲜原料油进料量维持在 ４１５ｔ?ｈ，其中加氢重油占比８６．８４％，加氢蜡油占 比１３．１６％。原料油的主要性质见表１，平衡剂的 主要性质见表２。由表１和表２可见：该原料性质 较稳定；原料中镍、钒含量较高，质量分数分别达到 ４．３!ｇ?ｇ和７．２ !ｇ?ｇ，所以平衡剂中镍、钒含量较 高，其中钒质量分数达６０８８!ｇ?ｇ。

粗汽油回炼前后操作条件见表３。从表３可 见：与粗汽油回炼前相比，回炼后原料油喷嘴上部温度升高４ ℃，反应器和再生器差压不变的情况 下再生滑阀和待生滑阀开度增加，表明剂油比增 加；粗汽油回炼后，第二反应区温度下降，但降幅 较小，可能是氢转移反应在第二反应区内反应深 度增加而导致放热增多所致。

３ 粗汽油回炼对催化裂化装置的影响

粗汽油走急冷油线回炼前后，原料及催化剂 性质稳定，提 升 管 第 一 反 应 区 出 口 温 度、反 应 压 力、原料油预热温度等关键操作参数保持稳定，而 粗汽油回炼前急冷油量为 ０，回炼后急冷油量为 １５ｔ?ｈ，所以将粗汽油回炼作为使产品分布和产品 性质等变化的唯一关键影响因素进行考察。粗汽 油回炼后，对产品分布、产品性质、能耗等均产生 一定的影响。

3.1产品分布

粗汽油回炼对产品分布的影响见表４。

由表４可以看出：与回炼前相比，粗汽油回炼 后，部分汽油裂化为液化气和干气组分，所以稳定 汽油收率下降０．８１百分点，液化气收率增加０．３６ 百分点，干气收率增加０．０５百分点；剂油比增加， 转化率由７６．０７％增加到７６．１２％；氢转移反应增 强，焦炭产率由７．２９％增加到７．７４％，总液体收率 略有下降。

3.2产品性质

粗汽油回炼后对产品性质的影响见表５。由 表５可以看出，当粗汽油回炼量为１５ｔ?ｈ时，第二 反应区温度降低，剂油比提高，氢转移反应得到强 化，液化气中异丁烷?异丁烯体积比由３．２３∶１升 高到３．５３∶１。另外，部分汽油中的烯烃裂化为液 化气组分也对降低汽油烯烃含量有贡献，所以稳定汽油烯烃体积分数由２３．６％降至２２．３％，而芳 烃体积分数增加 ０．８ 百分点，烷烃体积分数增加 ０．２百分点，说明汽油中烯烃组分主要发生类型Ⅰ 的氢转移反应生成了芳烃和烷烃，保留了汽油中 的高辛烷值组分，研究法辛烷值（ＲＯＮ）和马达法 辛烷值（ＭＯＮ）基本与粗汽油回炼前持平。

粗汽油回炼后，硫传递系数从２．８９％降低到 ２．２８％，主要是因为粗汽油回炼后，强化了第二反 应区的氢转移反应，从而促进了汽油硫化物转化 为无机硫而被脱除。同时，汽油烯烃含量降低，也 减小了无机硫与汽油烯烃结合的几率，从而减少 了汽油硫化物的生成量［１３］。在催化裂化反应条件下，既存在着烷基苯发 生裂化生成苯和小分子烯烃的反应，也存在苯和 小分子烯烃的烷基化反应。由于苯全部进入汽油 组分，在汽油收率下降的情况下，汽油中苯体积分 数不变，说明随着剂油比提高，促进了第二反应区 中苯和烯烃烷基化生成烷基苯的反应［１４］。粗汽油 中烯烃组分进入第二反应区后主要发生类型Ⅰ的 氢转移反应生成了芳烃，使汽油芳烃体积分数增 加，稳定汽油中苯在芳烃中的占比由４．０７％降低 至３．９３％。异构化反应指数用来考察操作调整过程中异 构化反应的变化［１５］，粗汽油回炼前后的异构化反 应指数相差不大，第二反应区的异构化反应并无 明显变化。粗汽油回炼后，汽油中烯烃体积分数由２３．６％ 降低到２２．３％，轻柴油密度（２０ ℃）由９４８ｋｇ?ｍ３ 上升至９５１ｋｇ?ｍ３。惠州石化４．８Ｍｔ?ａ催化裂化 装置以加氢重油为原料，轻柴油密度可作为反映 汽油烯烃 含 量 的 间 接 指 标，轻 柴 油 密 度 越 高，间 接说明 汽 油 烯 烃 含 量 越 低，轻 柴 油 密 度（２０ ℃） 达９８０ｋｇ?ｍ３时，汽 油 中 烯 烃 体 积 分 数 在 １０％ 左右［１６］。

3.3能 耗

粗汽油回炼后，装置能耗增加。增加的部分 主要来源于３方面：第一，粗汽油回炼后，氢转移 反应增强，生 成 更 多 的 焦 炭，烧 焦 能 耗 增 加 １７９ ＭＪ?ｔ，虽然焦炭燃烧的能量可以通过外取热器和 锅炉产汽、烟气轮机做功等回收一部分，但最终排 入大气的烟气能量是无法回收的，装置的焦炭能 量利用率可以达到９０％以上［１７］；第二，部分汽油组 分裂化为液化气组分，由于裂化反应为吸热反应， 增加了热量消耗；第三，已经冷却到４０ ℃的粗汽 油回注到提升管，其在反应器内汽化吸热，在分馏 部分冷却放热，但热量大部分在分馏塔顶部放出， 属低品位 热 能，难 以 回 收 再 利 用，绝 大 部 分 被 浪 费，还需消耗额外的电能。粗汽油回炼量 １５ｔ?ｈ （对新鲜原料的回炼比为３．６１∶１），增加的能耗约 为７６．９ＭＪ?ｔ［１８］。

3.4 油气线路压降

粗汽油走急冷油线回炼后，油气系统压力分 布发生变化，旋流式快分系统（ＶＱＳ）罩外至气压 机入口的各段压降见表６。

从表６可以看出，粗汽油回炼后，ＶＱＳ罩外至 气压机入口的压降由４９．７ｋＰａ增加到５２．２ｋＰａ， 增加了２．５ｋＰａ。其中以分馏塔中上部和塔顶油 气系统的压降增幅最大：大油气线进分馏塔前到 ２１层塔盘压降和分馏塔塔顶油气系统压降均增加 ０．９ｋＰａ，均占总压降增幅的３６％；分馏塔中上部， 即２１层塔盘到塔顶的压降增加０．６ｋＰａ，占总压 降增幅的２４％。这是因为粗汽油回炼后，增加了 分馏塔的油气负荷，特别是塔顶油气的负荷增加 比例最大，所以表现在分馏塔中上部和塔顶油气 系统压降增幅大。

3.5分馏塔操作及污油回炼

粗汽油走急冷油线回炼后，会增加分馏塔塔 顶油气分压，从而抑制分馏塔顶部塔盘和塔顶循 环系统结盐。某３．４Ｍｔ?ａ重油催化裂化装置在低 负荷下，分馏塔塔顶循环泵备泵入口可脱出明水， 将粗汽油走急冷油线回炼量控制在２０ｔ?ｈ后，分馏 塔塔顶循环泵备泵入口脱水情况有明显好转［１９］。大型炼油厂一般都要求催化裂化装置和焦化 装置回炼全厂轻污油，粗汽油走急冷油线回炼会 占用原催 化 裂 化 装 置 轻 污 油 进 提 升 管 回 炼 的 流 程，限制全厂轻污油的处理。

４ 结 论

（１）粗汽油走急冷油线进提升管回炼量为１５ ｔ?ｈ时，稳定汽油中烯烃体积分数由２３．６％降低到 ２２．３％，降低了１．３百分点。

（２）粗汽油走急冷油线进提升管回炼量为１５ ｔ?ｈ时，产品分布、产品性质、能耗、油气线路压力 分布均发生了变化：稳定汽油收率下降０．８１百分 点，液化气收率增加０．３６百分点，干气收率增加 ０．０５百分点，转化率由７６．０７％增加到 ７６．１２％；氢转移反应增强，焦炭收率由７．２９％增加到７．７４％， 总液体收率略有下降；硫传递系数从２．８９％降低 到２．２８％，汽油中苯在芳烃中的占比由４．０７％降 低至３．９３％；轻柴油密度（２０ ℃）由９４８ｋｇ?ｍ３ 上 升至９５１ｋｇ?ｍ３；能耗增加９０ ＭＪ?ｔ以上；ＶＱＳ罩 外至气压机入口的压降增加２．５ｋＰａ。

（３）粗汽油走急冷油线进提升管回炼改质，能 够缓解分 馏 塔 顶 部 塔 盘 和 塔 顶 循 环 系 统 结 盐 问 题，但会占用原催化裂化装置的轻污油进提升管 回炼流程，限制全厂轻污油的处理。