增产丙烯.多产异构化烷烃的清洁汽油生产技术

增产丙烯、多产异构化烷烃的清洁汽油生产技术

（MIP-CGP ）在催化裂化装置上的应用

谢晓东 蔡 智

（中国石化股份有限公司九江分公司，江西九江 332004）

摘 要 九江分公司为了增加催化装置的丙烯含量和降低催化汽油的烯烃含量，于2004年7月对重油催化裂化装置进行MIP-CGP 技术改造，并投产成功。通过对装置运行情况的分析和探讨，证实了MIP-CGP 工艺技术在催化裂化装置上应用的可行性，达到了增产丙烯和生产清洁汽油的目的。

关键词 丙烯 异构化烷烃 清洁汽油 催化裂化装置 应用

中国石化股份公司九江分公司Ⅱ套100×104t/a重油催化裂化装置是由洛阳石化工程公司1996年设计，采用反应－再生并列式布置的两器形式，设内提升管反应器，再生器为烧焦罐加二密床两段再生的结构，装置设计减渣掺炼比为40%，并于1997年投产。该装置的提升管反应器采用了单层喷嘴单段进料、底部预提升、顶部终止剂急冷的形式；再生器设置了气控式外取热器。为了减少装置的生焦，1999年技术改造中，沉降器采用VQS 直连式旋流快分系统。

为了适应国家质量技术监督局颁布的清洁汽油标准，2002年，对装置进行了MGD 技术改造。改造后装置生产的汽油烯烃含量在使用降烯烃催化剂、投用MGD 工艺基础上为35 v%～38 v%，与其它组分调和后勉强达到国内标准，但较欧Ⅲ汽油标准（烯烃含量≯18v%）仍有相当差距。同时九江分公司100 kt/a的聚丙烯装置，最大加工能力可达120 kt/a，丙烯原料主要依靠催化裂化装置提供，而九江两套催化装置的丙烯总产量不足100 kt/a，不能满足聚丙烯装置满负荷生产需求。

为进一步作好油品质量升级工作，提高催化裂化装置的丙烯产率，增加效益，九江分公司根据实际状况，经技术交流和论证，报总部批准，在Ⅱ套重催装置采用MIP-CGP 工艺。该项目以“清洁汽油生产技术”列入股份公司2004年“十条龙”科技攻关项目，项目承担单位为九江分公司、石科院、洛阳工程公司，项目总投资约24×106RMB 。 1 MIP-CGP 技术原理和工艺特点[1]

MIP-CGP 催化裂化工艺技术（A MIP Process for Clean Gasoline and Propylene）是石油化工科学院在多产异构烷烃的催化裂化技术基础上开发出来的一种生产汽油组成满足欧Ⅲ排放标准并增产丙烯的催化裂化工艺。该工艺技术以重质油为原料，采用由串联提升管反应器构成的新型反应系统，在不同的反应区内设计与烃类反应相适应的工艺条件并充分利用专用催化剂结构和活性组元。烃类在新型的反应区内可选择性地转化，生成富含异构烷烃的汽油和丙烯，在生产清洁汽油的同时，为石油化工装置提供更多地丙烯原料。该工艺具有以下特点：

1）采用串联提升管反应器形式的反应系统，优化催化裂化的一次反应和二次反应，从而减少干气和焦碳产率，有利于产物分布的改善。

2）设计两个反应区，第一反应区以裂化反应为主；第二反应区以氢转移反应和异构化反应为主，

适度二次裂化。

3）相对MIP 工艺，MIP-CGP 的第一反应区反应温度更高，反应时间更长；第二反应区反应温度略低，主要以反应时间来促进二次反应。在二次裂化反应和氢转移反应双重作用下，汽油重烯烃转化为丙烯和异构烷烃，使汽油中的烯烃含量大幅度下降，同时汽油的辛烷值保持不变或略有增加。

4）专用催化剂具有强化不同反应区的功能，更好地满足该工艺生产方案的要求。

5）调变催化剂的裂化反应活性和氢转移反应活性，以增加液化气的产率和液化气中的丙烯含量，从而提高丙烯产率和降低汽油烯烃。

MIP-CGP 技术正是上述的特点，原料油在第一反应区内一次裂化反应深度增加，从而生成更多的富含烯烃汽油和富含丙烯的液化气；在第二反应区内，汽油中的烯烃发生氢转移、异构化反应和适度二次裂化反应，从而降低汽油中的烯烃和增加液化气产率和丙烯产率。 2 装置主要改造内容

本次催化装置改造采用石科院的MIP-CGP 工艺，并采用LPEC 工程技术。（装置改造后工艺流程见图1）主要采用的单项技术包括：

1）为了优化再生催化剂在进料前的流动状态，预提升段采用新型预提升结构。 2）更换的提升管反应器采用外提升管反应器结构。

3）为了改善进料雾化效果，反应进料系统采用6组SKH 高效原料油雾化喷嘴。

4）提升管反应器出口采用2组粗旋与4组单级旋分对口软连接的结构，粗旋和单级旋分均重新设计；以减少反应油气在沉降器的停留时间从而减少二次反应和热裂化反应的发生，同时提高旋分效率，减少催化剂的跑损。

5）为了增加汽提段的停留时间，同时提高汽提效率，减少汽提蒸汽的用量，汽提段筒体向下延长约2 m，改为单段汽提，并采用单段高效汽提技术，挡板更换为8块新型高效汽提档板。

6）为满足反应二区补充待生催化剂的需要，沉降器上锥段增设待生催化剂循环抽出斗和待生催化剂循环管及塞阀。

图1 MIP-CGP 工艺技术反再流程

3 技术开发目标

装置进行MIP-CGP 技术改造目标为装置处理能力不变，在改造前后原料性质基本相当，使用专用反应器和特定催化剂的情况下，汽油烯烃含量在18 v%以下，丙烯产率8.0m% 以上。 4 改造后装置运行情况

4.1 装置运行情况

装置于2004年7月23日 18:30反应喷油，实现一次性开车成功。开车时装置使用的COR-C 降烯烃平衡催化剂，由于在转剂过程中，待生和再生斜立管的流化工况不佳及仪表失灵，两器流化了近4h 后实现反应喷油，在4h 的流化过程中，反再系统未出现跑损催化剂，表现了旋风分离器良好的分离效率。

改造后，由于催化反应热比原来减少了近30%，外取热器的产汽达到满负荷（54 t/h）。为了降低再生床温、提高剂油比，7月30日在一反出口投用急冷油，同时作为装置处理量不足时分馏塔气相负荷的调节手段。

由于2004年8月份，装置主要加工性质偏重的常重油，掺炼部分溶剂脱沥青油（DAO ），由于DAO 中残碳含量高，致使再生床温较高，处理量一直在2500～2600t/d。

8月7日，MIP-CGP 专用催化剂进入反再系统，根据操作工况不定期进行加剂，催化剂单耗平均控制在1.1左右，到目前为止，操作平稳，产品质量能满足出厂要求。 4.2 装置标定情况

2004年9月份专用催化剂达到总藏量的50%，为考察MIP-CGP 技术的工业应用效果、摸索最佳的操作参数，2004年9月5～9月28日对MIP-CGP 技术进行了一次工业实验标定，标定期间主要加工石蜡基常压重油，处理量提高至2800～3000 t/d，基本达到满负荷生产。

在MIP 专用催化剂在系统的藏量大于90%时，为考察MIP-CGP 技术能否达到装置改造的目的，2005年4月18～19日，九江分公司、石科院和齐鲁催化剂厂联合组织了Ⅱ催装置MIP-CGP 技术总结性标定，标定目的主要考察MIP-CGP 技术能否满足催化汽油烯烃含量≯18（v ）%、丙烯对原料收率〉8（m ）%的技术开发目标。

5 装置改造后工业实验标定和总结标定情况

5.1 改造前后标定期间催化剂性质和主要操作条件（见表1）

表1 装置改造前后催化剂性质和主要操作参数 改造前

项 目

标定数据 工况1

工况2

改造后

工业试验标定 工况3

工况4

工况5

总结标定 工况6

2003-11 2004-09-07 2004-09-14 2004-09-21 2004-09-28 2005-04-18

催化剂型号

MIP 专用剂藏量百分数，% 催化剂活性 催化剂重金属/10

-6

COR-C 0 60

Ni V 0-20 0-40 0-80

9588 3325 1.74 20.17 65.78 123 0.22

MIP 专用剂/ MIP 专用剂/ MIP 专用剂/ MIP 专用剂/ COR-C 37.62 61 7237 2614 5.84 26.14 68.64 124 0.11

COR-C 43.6 62 7116 2485 123 0.1

COR-C 47.14 62 7170 2400 7.76 29.33 69.82 124 0.08

COR-C 51.27 59 7323 2174 118.13 0.08

MIP 专用剂

>90 68 3736 1480 10.08 32.4 73.95 95 0.09

催化剂筛分 处理量/t·h -1 回炼比，%

沉降器顶压/kPa 反应温度/℃ 二反出口温度/℃ 二反入口温度/℃

提升管喷嘴后1.5m 温度/℃ 提升管（水平段）出口温度/℃ 原料进料温度/℃ 改质汽油量、急冷油/t·h -1 催化剂循环量/t·h -1

催化剂至提升管净热/MW 剂油比（对总进料） 待生循环管塞阀开度，% 二反藏量/t

气压机入口压力/MPa 再生器顶压/kPa 外取热器产汽量/t·h -1

210 516 525 546 661 525 175 20 0.13 235 44

218 517 505 520 613 507 174 0 772.4 51.25 5.61 2.2 3.01 0.153 235 53.9

219 517 497 516 611 500 170 6.5 803.5 52.81 5.94 2.2 3.05 0.155 235 53.5

215 516 501 516 620 503 173 0 733 47.73 5.47 5 3.23 0.158 235 53.8

212 519 503 519 618 505 170 0 672 43.97 5.01 11 3.65 0.162 235 54

203 524 496 524 602 500 189 21 677 42.8 6.58 18 4.83 0.155 235 52

净化干气流量/Nm3·h -1 6250 5082 5935 6040 5964 5019

说明：工况1为改造前2001年11月份装置全面大标定的操作数据，采用MGD 生产工艺；工况2为改造后2004年9月7日装置不投急冷油、待生循环塞阀2%情况下的生产数据。工况3为2004年9月14日装置投急冷油、待生循环塞阀2%情况下的生产数据。工况4为2004年9月21日装置不投急冷油、待生循环塞阀5%的情况下的生产数据。工况5为2004年9月28日不投急冷油，待生循环塞阀11%的情况下的生产数据。工况6为2005年4月18_19日总结性标定的生产数据。

从表1可知，改造后催化剂的Ni 、V 含量比改造前均有所下降；2005年工业试验期间催化剂活性与改造前基本相当，总结性标定期间由于工艺技术要求，活性提高到68；从筛分看，专用催化剂0-20ｕ细粉含量比改造前明显增加；在常规FCC 装置中，提升管温度自下而上呈逐步下降趋势，但在MIP-CGP 技术中，提升管水平段温度比二反出口温度却高出2～4 ℃，并随MIP 专用剂藏量和活性的增加，温差加大，这是由于原料在二反以后发生的裂化反应减少，氢转移和异构化反应比例增加，因后者均为放热反应，导致提升管出口温度升高。反应热的减少，造成再生床温改造后普遍偏高，外取热产汽量达满负荷，从而限制了装置的处理量和掺炼比；改造后，装置回炼比由0.3减少0.1以下，分馏塔至气压机由于油气管线的改造压力降明显下降。 5.2 原料和产品性质（见表2）

表2 改造前后原料性质及汽柴油性质

从表2知，改造后装置原料性质比改造前标定数据略为偏重，表现在原料密度偏高，饱和烃下降4%，残碳高1%～3%，原料重金属Ni 、V 含量比改造前均有所下降；改造后标定期间的原料性质基本相当，由于掺炼溶剂脱沥青油，原料中的残碳含量为5%～7%，可见催化原料的附加焦比改造前增加；改造后工业试验标定期间稳定汽油的烯烃含量比改造前下降9～15个单位，芳烃含量增加2%～4%；工况3由于回炼罐区直馏汽油，汽油辛烷值较低，其它工况则略有增加，而总结性标定期间，汽油烯烃含量降到了13.2%，芳烃含量增加到24.6%，汽油辛烷值和诱导期大幅度增加，汽油性质基本达到欧Ⅲ汽油排放标准；

改造后柴油的干点比改造前下降10～20℃，柴油中汽油组分含量也较多，主要原因是反应器油气出口温度比改造前减低10～20℃，分馏塔热源减少，同时分馏塔更换塔盘后，由于塔盘开孔率偏大，造成分馏塔气相线速偏低，油气热量难以上升，在操作上分馏塔还需进一步优化；在总结性标定过程中由于柴油中补了少量的一中循环油（2～4 t/h），所以柴油干点、密度比改造前有所上升。 5.3 干气及液化气性质（见表3、4）

表3 Ⅱ催化裂化装置干气组成

从干气组成可以看出，稳定系统经过扩能改造后，在汽油加液化气收率达65%以上时仍能保证产品质量合格。干气组成氢气含量下降2%，H 2/CH4明显下降。

表4 Ⅱ催化裂化装置液化气组成 改造前

项 目

标定数据 工况1 2003-11

乙烯，（v ）% 丙烷，（v ）% 丙烯，（v ）% 异丁烷，（v ）% 正丁烷， （v ）% 丁烯，（v ）% 异-1-丁烯，（v ）% 反-2-丁烯，（v ）% 顺-2-丁烯，（v ）% >C5组分，（v ）%

改造后

工业试验标定

工况2

工况3

工况4

工况5

2004-09-07 2004-09-14 2004-09-21 2004-09-28

0 8.73 35.1 19.89 9.06 8.0 5.74 7.77 5.54 0.06

0 10.39 36.61 17.94 6.6 8.76 5.35 7.02 5.15 1.44

0 10.75 37.79 17.96 6.79 9.22 5.39 7.02 5 0.08

0 10.98 37.18 17.44 6.83 9.09 5.35 7.3 5.23 0.59

总结标定 工况6 2005-04 0.08 12.48 38.2 24.14 4.85 7.21 4.40 4.845 3.31 0.17

0.387 10.57 38.061 16.2 6.813 9.21 5.35 6.983 4.83 0

改造后液化气中丁烯含量下降，异丁烷含量增加幅度较大。这与MIP 工艺中促进二反氢转移、异构化反应相吻合。且随着MIP 专用剂藏量的增加，液化气丙烯含量有上升的趋势，工况6中液化气丙烯含量达到32.19（m ）%。

5.4 产品分布及物料平衡（依据装置计量仪表）

表5 Ⅱ催化裂化装置物料平衡一览表 改造前

项 目

单位

标定数据 工况1 工况2

改造后

工业试验标定 工况3

工况4

工况5

总结标定 工况6

总转化率，%

5.09 19.11 36.66 24.17 6.01 0 8.74 0.22 60.83 79.94 6.18 69.82

4.57 23.6 37.73 18.12 6.75 0 8.96 0.28 55.85 79.45 6.87 75.14

4.08 23.81 39.67 18.89 4.94 0 8.32 0.28 58.56 82.37 7.30 76.16

4.05 26.53 40.00 16.05 4.56 0 8.55 0.23 56.05 82.58 8.43 79.36

4.13 26.42 39.36 15.86 5.52 0 8.36 0.32 55.22 81.64 8.24 78.59

3.45 27.37 38.1 16.14 5.07 0 9.36 0.50 54.24 81.61 8.81 78.84

Ⅱ催装置MIP 工艺在工业试验阶段，在原料油性质比改造前略微偏重的情况下，轻液收率比改造前提高了1%～3%，达到了82%。在使用MIP-CGP 专用催化剂后，液化气和汽油产率明显上升，柴油产率下降5%～8%，目标产品丙烯收率随着专用剂藏量的增加逐渐上升。改造后干气产率明显降低，生焦基本持平。

在总结性标定阶段（工况6），由于催化剂活性高，剂油比大，造成装置生焦较大，而外取热器的取热能力达到满负荷，导致装置的处理量仅为2404 t/d，但MIP-CGP 工艺特点表现明显，液化气产率高达27.37%，丙烯对原料产率高达8.81%。 5.5 装置能耗情况

在总结性标定期间，主风机组烟机故障切除，为了避开诸多的干扰因素，我们取改造前2004年1～6月份与改造后2004年7月～2005年3月份的能耗数据进行对比（如表6）。

电 蒸汽1.0MPa 新 鲜 水 循 环 水 除 氧 水 燃 料 油 燃 料 气

输入能耗

焦 碳 热 蜡 油 热 渣 油 除 盐 水 低温热利用 蒸汽3.5MPa 总 输 入 蒸汽3.9MPa 蒸汽1.0MPa

6.85 0.00 0.04 5.79 5.61 0.00 0.00 88.97 0.68 0.00 0.01 0.00 0.00 107.95 12.07 17.31

4.63 0 0.02 3.64 6.36 0 0 87.77 0.67 0 0.02 0 0 103.11 14.87 20.26

凝 结 水

输出能耗

低温热利用 总 输 出

装置总能耗

0 13.74 43.12 64.83

7.95 43.08 60.03

从表6中可以看出，改造前后装置生焦所产生的能耗基本相当，但改造后装置能耗比改造前下降4.8个单位，主要原因分析如下：

1）装置主风机组经过检修后由改造前的受电状态转变为改造后的发电状态，由此降低能耗2.22个单位。

2）装置通过节水，节约了循环水的用量，由此节约能耗2.15个单位。

3）由于MIP-CGP 技术的反应热减少，在生焦基本持平的情况下，外取热器产汽达到满负荷，由此多产3.5MPa 蒸汽约10 t/h，同时气压机入口管线进行改造，降低了气压机的管路压降，提高了工作效率，节约蒸汽用量约5 t/h，由此减少装置能耗5.75个单位。其中装置反应热的减少是装置能耗下降的主要原因。

4）由于装置低温热利用能量换算方法进行了改变，造成低温热回收能量下降了5.79个单位，与MIP-CGP 技术无关。 6 改造运行后技术分析 6.1 装置改造前后标定数据分析 6.1.1 产品分布

从表1操作数据上看，喷嘴后1.5 m处温度MIP 工艺比FCC 工艺高出40～60℃，达到620℃，装置的回炼比由0.3下降到0.1以下，第一反应区原料油深度裂化的功能得到充分发挥，原料油在高温催化剂的作用下，裂化生成大量烯烃等中间产品，在较短的时间内迅速进入第二反应区，在补充待生循环催化剂、急冷油和长停留时间下，发生氢转移、异构化反应和适度二次裂化反应。因第一反应区的高转化率和短反应时间，从而抑制了焦碳和干气的进一步生成，改善了产品的分布。

从表1、5可以看出，装置改造前后原料性质及组成、催化剂活性基本相当（工况6除外），但改造后转化率比改造前提高5%～8%；产品分布中，液化气收率提高4%～7%，干气收率下降1%～2%左右，焦碳基本持平，汽油产率上升5%～8%，柴油产率却下降5%～8%，重油收率也略有下降。各工况的产品分布数据反映了MIP-CGP 工艺的技术特点，充分证明了MIP-CGP 工艺技术具有较强的重油裂化能力。 6.1.2 产品性质

MIP 工艺提升管出口温度为500℃左右，比FCC 工艺低10～20℃，提升管出口比二反出口温度高出2～-4℃，说明了二反以后主要发生的是氢转移和异构化等放热反应，而并非FCC 工艺中的热裂化反应。

从产品性质上可以看出，在工业试验阶段（工况2-5），汽油烯烃含量比改造前下降10v%～14v%，工况6中仅为13v%，硫含量下降0.01m%～0.02m%，汽油芳烃含量略有增加，由于烯烃含量的大量

减少，而芳烃组分辛烷值的贡献不大，汽油辛烷值略有下降；液化气中的丙烯对原料收率比改造前增加1m%～2m%，液化气中的异丁烷也增加2m%～4m%。说明MIP-CGP 工艺技术具较好的氢转移反应性能。

在总结性标定（工况6）中，由于标定目的是考察汽油产品中烯烃含量能否达到18v%以下，所以操作上采用催化剂高活性、大剂油比的方法，MIP-CGP 工艺特性表现得更加明显，汽油烯烃含量比改造前下降24v%，仅为13.2 v%，硫含量下降0.02m%～0.03m%，从汽油族组成分析看出，汽油芳烃和异构烷烃含量大幅度增加，虽然烯烃含量的大量减少，但芳烃和异构烷烃填补了烯烃含量减少所造成的辛烷值损失，汽油辛烷值还上升近2个单位；液化气收率大大增加，丙烯对原料收率比改造前增加近2m%，液化气中的异丁烷也增加2 v%～4v%。说明芳构化和异构化反应比改造前明显得多。

由于MIP-CGP 工艺二反后温度一直处于500℃，抑制了小分子烃类的进一步裂化，而有利于氢转移反应的发生，因此干气产率降低，氢源得到有效利用。 6.1.3 处理量和掺炼比

从表1可以看出， MIP-CGP 工艺中催化剂带入提升管中的净热一般为42～50 MW ，比FCC 工艺低10～15 MW，改造后所需反应热比FCC 工艺减小约20%～30%，因此在基本相当的生焦情况下，外取热器（目前产汽量53t/h）的取热负荷不够，造成再生床温偏高（710～720℃），影响了处理量和掺炼比。

在总结性标定（工况6）中，为了使汽油产品中烯烃含量能否达到18v%以下，在操作上大幅降低处理量、减少进料中的重油比例降低再生温度以满足大剂油比的反应条件，同时采用催化剂高活性，虽然达到了标定的目的，但牺牲了装置的处理量和掺炼比。如果装置处理量和掺炼比需要达到设计值，必须提高外取热器的取热负荷。 6.2 改造后生产试验阶段各工况生产分析

MIP-CGP 工艺生产试验阶段中的四种工况的原料性质表现为烷烃含量逐步增加，芳烃逐步减少，残碳基本相当，催化剂活性工况2-4为61-62，工况5仅为59，生产操作参数相差不大，但由于专用催化剂藏量的不同和待生循环催化剂循环量的不同以及二反急冷油的返注仍会造成产品分布和产品性质微小的差异。

6.2.1 专用催化剂藏量对产品收率和性质的影响

从表5来看，在使用MIP-CGP 专用催化剂后，各工况的轻液收率比改造前均有所提高，达到了80%以上。液化气和汽油总产率达到62%～66%，柴油产率比改造前下降5%～8%，尤其是工况4，在专用催化剂藏量达到45%后，液化气产率增加到26%以上，目标产品丙烯收率随着专用剂藏量的增加稳步上升达到8.43m%，说明专用催化剂具有较强的重油裂化性能和较好的产品选择性，在强化第一反应区的裂化功能上效果明显。工况5由于催化剂活性下降至59，一反出现裂化深度不够，造成柴油产率下降、油浆产率上升，影响了轻液收率。

随着专用剂的增加，按MIP 工艺的技术理念，汽油的烯烃含量应进一步降低，辛烷值上升，但工况3、4中的汽油烯烃含量却比工况2增加2%～4%，芳烃含量下降1%～2%，主要原因是随着原

料饱和烃含量的增加和专用催化剂藏量的增加，第一反应区转化率加大，汽油和液化气产率升高，烯烃绝对产率增加，当第二反应区氢转移反应所造成烯烃减少的速率小于第一反应区烯烃增长的速率时，表现为汽油烯烃含量、液化气丙烯收率上升，汽油由于产率的增加，芳烃含量相对也下降，如果延长二反的反应时间或降低二反的重时空速，理论上可以降低汽油烯烃含量。工况5中重时空速为30.5h -1，比工况4降低了8.1 h -1，在两种工况转化率和反应时间相近的情况下，汽油烯烃含量下降，芳烃含量上升。

6.2.2 二反重时空速对产品收率和性质的影响

工况5和工况4比较，一反和二反的停留时间、转总化率接近，原料饱和烃含量低2%，但待生循环催化剂塞阀由2.2%开大到5%后，重时空速由38 h-1降低到30h -1，汽油烯烃含量下降4.3%（原料性质也有影响），芳烃含量上升0.7%，说明二反重时空速的降低有利于第二反应区的氢转移和异构化反应，但同时增加了部分裂化反应，造成液化气丙烯含量的增加和干气产率的增加。生产实践表明，二反重时空速对汽油的烯烃含量具有重要的影响，生产上也以此作为调节汽油烯烃含量的主要手段。

6.2.3 急冷油对产品性质的影响

工况3和工况4比较，反应温度、一反和二反的停留时间、转总化率接近，原料性质饱和烃含

量相当，专用催化剂藏量比工况4低，但工况3中汽油中烯烃含量比工况4低2%，主要原因是工况3中二反入口投用了6.5t/h的急冷油，降低了二反的温度，利于烯烃发生氢转移反应。 6.2.4 总结性标定（工况6）生产分析

Ⅱ催MIP-CGP 技术总结性标定的目的主要是考察装置改造后能否达到技术开发目标，为了达到这个目的，装置采用大剂油比、高催化剂活性的操作手段，由于外取热器取热负荷的限制，装置不得不大幅度降低原料重油比例和处理量以降低再生床温，通过置换大批催化剂将催化剂活性提高到69.5，在同生产试验原料性质相当的情况下，工况6的转化率理论上应该比其他生产工况高出很多，生焦、液化气和干气收率高、油浆产率低，但标定结果中，除了生焦高于其他工况1%以外（生焦为9.36%），其他产品收率基本相当。

在生产操作上，反应岗位根据分馏回炼油和油浆液面较高这一现象，一度将反应温度提高到525℃，但只能将汽油中的烯烃含量一降再降，对降低分馏两液面效果不大。在如此高的催化剂活性、反应温度和并不算重的原料生产条件下，回炼油和油浆液面一直居高不下值得我们进行讨论。

针对上述现象，我们经过仔细分析，认为是二反氢转移反应过度。由于进料量低，一反反应时间较长，在长反应时间、高催化剂活性和大剂油比的条件下，原料在一反发生剧烈的裂化反应生产大量小分子烯烃和中间产物进入二反，二反由于塞阀开度大，待生催化剂藏量高，重时空速降下到19h -1，同时补充了大量的急冷油进行降温，为二反发生氢转移反应提供了良好的环境，当氢转移反应条件过度，汽油烯烃含量大幅度降低时，部分大分子烯烃（柴油、回炼油）也参与了氢转移反应。丙烯由于分子量小，性质相对稳定，同时不易被催化剂吸附，因此液化气中的丙烯产率影响不大。事实表明，总结性标定结束后，2005年4月21日，车间向系统中加入了20t 平衡催化剂，将催化剂活性降低到63，同时提高处理量、降低剂油比和二反的重时空速，在原料性质相同的情况下，回炼

油和油浆明显下降。 7 经济效益

根据装置改造前后标定的产品分布、化工原材料及能量消耗情况，计算其经济效益如表7。 计算依据：物料平衡取改造前2003年11月二催装置大标定的数据和2005年4月MIP-CGP 技术总结性标定数据。能耗仅取内外取热器增加的产汽量10t/h，化工原材料消耗改造前取2004年1～5月累积数据，改造后取2005年1～4月累积数据。装置加工量均按1Mt/a、开工时间按8000h/a计算。

表7 改造后经济效益计算

项目

干气 丙烯

液化气（不含丙烯） 汽油 柴油 油浆 焦炭 损失 合计

产品年效益/104 RMB￥ 能耗3.5MPa 蒸汽/t·h -1 催化剂单耗/kg·t -1

催化剂年效益/104 RMB￥ CA-1助辛剂单耗/kg·t -1 CA-1年效益/104 RMB￥ 累积年效益/104 RMB￥

FCC ，m% MIP ，m% 5.09 6.18 12.93 36.66 24.17 6.21 8.54 0.22 0 1.2 0.081

3.45 8.81 18.56 38.1 16.14 5.07 9.36 0.56 10 1.25 0

MIP 与FCC 内部结算t 价内部t 效益/ 市场t 批发价市场t 效益/ 产率之差 -1.64 2.63 5.63 1.44 -8.03 -1.14 0.82 0.34 10 0.05 -0.081

格/RMB￥ 1150.44 2240 1800 1600 1440 900 0 0 62 22500 22000

RMB ￥ -18.87 58.91 101.34 23.04 -115.63 -10.26 0.00 0.00 38.53 3853.28 496.00 1.125 112.50 -1.78 -178.20 4414.98

格/ RMB￥ 1150.44 9300 3249 3083 2868 1335 0 0 62 22500 22000

RMB ￥ -18.87 244.59 182.92 44.40 -230.30 -15.22 0.00 0.00 207.52 20751.73 496.00 1.125 112.50 -1.78 -178.20 21313.43

MIP-CGP 技术改造后，不仅可以大幅度降低汽油产品中的烯烃和硫含量，使汽油升级为满足欧Ⅲ排放标准的高品质产品，大大缓解九江分公司改造前由于烯烃含量超标所造成的汽油产品出厂压力；同时由于产品分布的改善、能耗的降低、化工原材料的改变带来巨大的经济效益，按九江分公司内部结算价计算年增加效益0.441498×108 RMB￥，按市场批发价计算，年增加效益2.131343×108 RMB ￥。

8 日常生产数据统计和技术分析

由于九江分公司加工的原料比较杂，为了全面评估MIP-CGP 在开工后在各个时期的运行情况，因而选取了开工后的全部数据，作为比较的依据。同样，对于FCC 数据则选取2004年1月1日至6月19日的数据平均值作为比较的基础，以减少偶然数据的影响。

表8 日常生产原料和产品性质、产品分布数据统计

项目

反应温度，℃ 处理量/t·d -1

原料油

密度，kg·m -3 残炭，m% 干气 液化气 汽油 柴油

产物分布，m%

油浆 焦炭 损失 合计 轻收，m% 总液收，m%

烯烃，v% 芳烃，v%

汽油

硫，m% 诱导期/min RON 干点/℃ 丙烯，%

液化气

LPG 丙烯收率，% 异丁烷、异丁烯，%

干气

FCC

2004-01-01～2004-06-19

518 2796 920.8 4.89 5.23 18.82 32.18 28.01 6.79 8.68 0.29 100 60.19 79.01 28.8 18 0.03 983.11 91.9 199 39.56 6.32 1.63 26.49 25.76

MIP-CGP

2004-09-03～2004-11-10

515/505 2675 907 5.75 4.88 25.03 39.17 17.52 4.45 8.66 0.29 100 56.69 81.73 39.7 16.7 0.049 517.17 92.2 195 40.56 8.63 2.01 24.99 25.24

氢气，% 甲烷，5

8.1 汽油性质

表8列出了FCC 和MIP-CGP 汽油性质的统计数据，由表中的烯烃含量数据可以看出，采用MIP-CGP 技术后，汽油的烯烃平均体积含量为28.8，与原常规FCC 相比下降了10.9个体积百分点。汽油中的硫含量统计平均值为300ppm ，与FCC 汽油的硫含量相比，相对减少了38.80%(未考虑原料油的硫含量) 。可见，MIP –CGP 技术在降低汽油中的硫含量方面，也有着一定的作用。汽油研究法辛烷值接近原常规FCC 汽油的辛烷值。另外，由于异构烷烃含量的大量增加，马达法将会增加，从而使辛烷值指数有所增加。汽油的诱导期由原来的500分钟提高到接近1000分钟，诱导期大幅度提高。总的来说，采用MIP-CGP 技术后，汽油的各项性质都得到了全面的改善。 8.2 产品分布

由表8中的产品分布数据可以看出，采用MIIP-CGP 技术后，干气产率由5.23%降低到4.88%；液化气产率由18.82提高到25.03%，增加了6.21%；汽油产率由32.18%提高到39.17%；尽管柴油产率由28.01%降低到17.52%，减少了10.49%，但总液收提高了2.72个质量百分点。原FCC 工艺的焦

炭产率为8.68m%，而MIP-CGP 工艺的焦炭产率为8.66m%，两者基本相当。综合考虑到MIP-CGP 原料的残炭比FCC 原料的残炭少高0.86个百分点，并且MIP-CGP 油浆外甩少2.34个百分点，由此可以看出MIP-CGP 工艺的焦炭选择性好于原FCC 工艺。

由表8产品分布数据可知，干气产率由FCC 时的5.23下降到MIP-CGP 的4.88，即与原FCC 相比MIP-CGP 的干气下降了6.7个质量百分点，说明MIP-CGP 工艺具有很好的干气选择性。值得注意的是，干气产率是在液化气产率大幅度增加的情况下减少的，若在液化气产量相当的条件下，干气产率实际减少得应更多。 8.3 丙烯对进料的产率

从表8中数据可以看出，在未采取其他措施的情况下，采用MIP-CGP 工艺技术，液态烃中的丙烯的体积含量即可达到40%以上，此时的丙烯的质量含量为34.50%。按液态烃的平均产率为25.03%计算，则采用MIP-CGP 技术后丙烯对原料的产率可达到8.64m%。可见，MIP-CGP 工艺具有较强的生产丙烯的能力。另外，由表中数据可以计算出，异丁烷/异丁烯的值已经达到2.01，就是说MIP-CGP 具有较强的氢转移能力。 9 结论

MIP-CGP 工艺技术在九江重油催化装置的工业应用结果表明：

1）MIP-CGP 工艺技术突破了现有的催化裂化工艺对氢转移反应的限制，通过调整第一反应区和第二反应区反应工艺条件和使用专用催化剂，实现了可控性和选择性地进行裂化反应、氢转移反应和异构化反应以达到增产丙烯、降低汽油烯烃含量，提高异构烷烃含量的目的。

2）MIP-CGP 工艺技术在使用新开发的专用催化剂后，具有较强的重油裂化能力和适宜的氢转移反应促进能力。在原料性质及组成、催化剂活性基本相当的情况下，装置改造后转化率比改造前提高5%～8%；液化气收率提高4%～7%，干气收率下降1%左右，焦碳基本持平，若考虑原料油和油浆的影响，则MIP-CGP 工艺的焦炭选择性好于原改造前。汽油产率上升5%～7%，柴油产率下降5%～8%，重油收率也略有下降，轻液收率比改造前提高1%～3%。

3）改造后，汽油烯烃含量（荧光法）比改造前降低10 v%～24v%，通过调节二反重时空速和催化剂活性等工艺条件，汽油烯烃可降低到18（v ）%以下，硫含量下降0.01%，芳烃含量略有上升；在原料接近设计值，使用专用催化剂后，液化气中的丙烯对原料丙烯收率比改造前增加2 m%～3m%，达到8(m)%。液化气中的异丁烷也增加2%～8%。

4）提高第一反应区转化率需适当调高第二反应区的反应时间、降低重时空速以达到控制汽油烯烃含量和增产丙烯的目的。但对装置的轻液收率有一定的负面影响，主要表现在装置生焦上升。

5）改造后MIP-CGP 所需反应热比改造前减小约20%～30%，在生焦基本相当的情况下，外取热器（目前产汽量53t/h）取热负荷不够，造成再生床温偏高（710～720℃），影响处理量和掺炼比。 10 装置改造后所存在的问题

1）改造后MIP-CGP 所需反应热比改造前减小约20%～30%，在生焦基本相当的情况下，外取热器的取热负荷不够，影响处理量和掺炼比。如需要提高处理量和掺炼比，外取热器需要扩能改造。

2）经过核算，改造后6个SKH 喷嘴出口线速一般为55～60m/s，而设计推荐线速为65～70 m/s，

喷嘴出口线速偏低造成原料雾化效果不理想。

3）改造后，提升管预提升段运行不稳定，从喷嘴上1.5m 处两点同截面的温度来看，温差在5～40℃之间波动，再生床温也随着温差的变大而升高。提升管预提升段有待于进一步优化。

4）在正常操作时，原料雾化蒸汽FI1103经常出现爬坡，流量由7.5t/h自行上升至13～15，造成原料进料量下降-5 t/h，出现“顶牛”现象，造成操作波动，该现象是否与喷嘴有关还有待进一步考察。

5）为了使汽油产品中烯烃含量能否达到18v%以下，必须采用大剂油比、高催化剂活性的反应条件，九江分公司虽然达到了技术开发目标，但牺牲了装置的处理量和掺炼比。如果装置处理量和掺炼比需要达到设计值，必须提高外取热器的取热负荷。 11 装置MIP-CGP 技术改造过程和生产过程中的体会

1）在生产过程中，二反重时空速对降低汽油的烯烃含量效果明显，这就需要待生循环塞阀的开度尽量开大以提高二反的催化剂藏量，但如果塞阀开度加大，势必造成塞阀压降减少。遇到该问题，可减少沉降器中催化剂抽出溢流斗的流化蒸汽，以增加溢流斗中催化剂的密度，从而增加了塞阀的前后压力降，这样可提高待生循环塞阀的开度。

2）原料性质不仅对产品分布影响较大，同时会影响汽油的烯烃含量，对饱和烃含量高的原料由于在一反发生裂解反应，生成大量的烯烃，如果二反操作不做调整，汽油中的烯烃含量势必上升，必须掌握好烯烃在一反中的生成速率和烯烃在二反中发生氢转移反应速率之间的相对关系，通过调整待生催化剂塞阀和二反的反应时间，以达到降低汽油烯烃含量的目的。

3）MIP-CGP 技术在我厂运行至尽已15个月，在降低汽油烯烃含量和增产丙烯的效果上效果明显，但根据MIP-CGP 技术的理念，仍有大量工作可作，我厂将进一步通过改变催化剂的配方、调整操作参数、优化原料的结构以达到MIP-CGP 技术的最佳效益。

参考文献

1 许友好，张顺久，马建国，龙军. 生产清洁汽油组分并增产丙烯的催化裂化工艺. 石油炼制与化工，2004，35（9）：1～5

收稿日期：2005-08-12；修改稿返回日期：2005-10-22。

谢小东

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