低生焦、低能耗和高烯烴產率的中孔分子篩重油催化裂化工藝研發與工業實踐

許友好，左嚴芬，歐陽穎，王 鵬，羅一斌

(中國石化石油化工科學研究院，北京 100083)

隨著環保法規和產品質量標準不斷升級以及燃料產品消費不斷減少，傳統燃料型煉油廠面臨轉型發展的迫切需求，而以生產汽油為主的催化裂化工藝首當其沖，催化裂化裝置逐步轉向生產更多的低碳烯烴產品[1]。從現有的生產低碳烯烴技術來看，仍需要面對系列復雜的科學問題：一是針對復雜的原料組成，如何從烴類結構上揭示分子組成與烯烴產品之間的內在關系，也就是說如何表征原料油潛在的烯烴產品選擇性，進而定義出以生產低碳烯烴為目的的催化裂化(簡稱低碳烯烴催化裂化)技術對原料油組成和性質的基本要求；二是從裂化反應過程上，如何精準實施碳-碳鍵斷裂，提高碳效率的同時滿足不同烯烴產品方案的變化；三是從反應和再生工藝與工程上，如何優化催化反應與熱反應，大幅度減少干氣，尤其是甲烷的生成，及如何實現反應與再生的熱平衡，減少CO2排放[2]。

催化裂化原料油平均相對分子質量一般在300以上，初餾點大于350 ℃，分子碳數一般大于30，多數在60左右，分為飽和分、芳香分、膠質和瀝青質(見圖1)[3-5]。如果以汽油為目標產品，汽油的分子碳數(餾程)主要集中在C5～C12(40～200 ℃)；如果以低碳烯烴為目標產品，產品的分子碳數主要集中在C2～C4。兩種生產方案的產品分子碳數分布見圖1。

圖1 原料、汽油生產方案產品和低碳烯烴生產方案產品的分子碳數分布

從分子水平上認識和區分原料油組成，目的就是從分子水平上更精確地裁剪重質烴的碳-碳鍵，做到市場需要什么，就能生產什么。催化裂化原料油組成極其復雜，如果以低碳烯烴為目的產品，只有重質烴中飽和烴或芳烴側鏈可以裁剪成烯烴分子，而芳烴及芳核幾乎不可能裁剪成烯烴分子，飽和烴中環烷烴開環成為烯烴分子也有一定的難度。此外，烴分子碳鏈長短對裂化反應生成烯烴的影響也需進行深入的理論研究。只有充分認識到不同結構和大小的烴分子在催化劑上發生裂化反應的規律，方可表征原料油潛在的烯烴產率，進而定義出多產低碳烯烴催化裂化技術對原料油組成和性質的基本要求。

重質烴在變徑流化床反應器及相應的反應系統中，首先與高溫(約700 ℃)熱催化劑接觸，在接觸瞬間，一定伴隨著少量的熱裂化反應。雖然這部分熱裂化反應造成干氣尤其是甲烷的生成，但高溫對重質烴中膠質和瀝青質的分解與汽化有益。對于以低碳烯烴為目的產品的催化裂化工藝，重質烴裂解生成烯烴分子需要大量的熱量，一般反應苛刻度較高。在熱催化劑與油氣接觸瞬間及反應前期，催化劑中分子篩活性組元既有足夠強的裂化活性，促使重質烴分子快速裂解生成烯烴分子，但同時分子篩活性組元又有足夠強的氫轉移活性，使裂解生成烯烴分子又轉化為烷烴，此階段最好通過更高的反應溫度抑制烯烴氫轉移反應，進一步促進烯烴裂解成更小分子烯烴[1，6]，但過高的反應溫度會造成更多的干氣生成。為此需要開發更加有效的重質烴與熱催化劑接觸技術。

低碳烯烴生產主要采用蒸汽裂解和催化裂解技術。隨著低碳烯烴需求量增加，出現了多種生產低碳烯烴的技術，主要有甲醇制烯烴、烯烴裂化、丙烷脫氫等技術。對現有的低碳烯烴生產技術特征進行分析，發現蒸汽裂解和催化裂解工藝的乙烯與甲烷產率比過低，且甲烷產率過高，在烯烴產品選擇性上仍有改善空間，而烯烴裂解工藝原料來源不足，甲醇制烯烴工藝原料主要來自煤制甲醇，造成高碳排放。為此提出靶向生產低碳烯烴的催化裂化(TCO)工藝，實現碳-碳鍵精準斷裂，使飽和分盡可能轉化為高價值的低碳烯烴、芳香分側鏈轉化為高價值的低碳烯烴，同時將多環芳烴芳核保留，作為化工原料，膠質和瀝青質轉化為焦炭，焦炭燃燒釋放熱量發生蒸汽，蒸汽再轉化為電，促進催化裂化技術向綠色低碳發展[2，7]。

1 TCO工藝特點及在煉化一體化中的作用

對反應物、催化劑和催化反應工程進行系統研究與創新，提出TCO工藝。TCO反應過程是以烯烴生成與烯烴轉化為基礎重塑低碳烯烴的生產工藝流程，旨在大幅度地提高石油烴有效利用率，其技術特點[2]如下：

(1)將現有的蒸汽裂解、催化裂解所加工的飽和烴原料高選擇性轉化為烯烴，再以烯烴為原料轉化為低碳烯烴，精準實施碳-碳鍵斷裂，在提高碳效率的同時實現低碳烯烴生產方案高效靈活切換。

(2)將現有的催化裂解催化劑活性組元更換為中孔和/或小孔分子篩，取代已使用近60年的大孔分子篩，以盡可能提高烯烴產物的選擇性，使催化劑開發與低碳烯烴生產相適應，實現催化劑技術開發跨越式進步。

(3)深度開發變徑流化床催化反應工程技術，采用兩個變徑流化床反應器并拓展到3個或4個反應區，同時實現烯烴變換反應、飽和烴裂化反應、含氧化合物轉化反應。

(4)在原料結構、催化劑活性組元和催化反應工程創新基礎上，開發出具有多產乙烯+丙烯+丁烯、多產乙烯+丙烯、多產丙烯、多產丙烯+丁烯4個不同生產技術方案的TCO工藝，且4個生產方案之間可靈活切換。

(5)TCO工藝裝置與烷烴脫氫、烯烴和烷烴分離、烯烴疊合等裝置深度耦合，構成新一代煉油與化工工藝流程，實現煉油與化工高度集成，為開發低碳排放的催化裂化工藝提供技術基礎。

典型的TCO工藝流程示意及原料注入位置見圖2。重質烴進入第一變徑流化床第一反應區底部，與高溫再生催化劑接觸進行裂解反應，油氣和催化劑上行，進入第二反應區，同時甲醇注入第二反應區底部，經沉降分離后，油氣進入后續分離系統，乙烯和丙烯作為產品送出裝置，丁烯和更大分子的烯烴進入第二變徑流化床第一反應區底部，更大分子的烯烴與烷烴脫氫裝置送來的烯烴混合進入第二反應區，與來自第一反應區物流混合，在第二反應區進行烯烴裂化反應。

圖2 TCO工藝流程示意及不同類型原料注入位置

借助變徑流化床催化裂化技術平臺，重質烴在專用催化劑上進行裂解反應，最大量地生產烯烴產品，烯烴產品分離出低碳烯烴與小分子烯烴(碳數大于5)，低碳烯烴作為化工原料出裝置，而小分子烯烴作為原料返回裝置，與外來烯烴(烷烴脫氫裝置產品)原料混合，進入反應器適當位置進行裂解生成低碳烯烴；含氧化合物也可以作為原料，注入反應器上部。由此可以看出：TCO工藝將現有的重質烴催化裂解(DCC)、甲醇制烯烴/甲醇制丙烯(MTO/MTP)和石腦油蒸汽裂解技術整合成一個工藝技術，其工藝內涵如圖3所示。可以設想，TCO工藝將會明顯地降低生產低碳烯烴的能耗和物耗，可實現低成本地生產低碳烯烴。

圖3 TCO工藝技術內涵示意

開發重質烴中的大分子飽和烴及烷基側鏈高選擇性裂解成烯烴的技術是TCO工藝的核心，同時也是TCO工藝的基礎平臺，目的是將重質烴最大化裂解成烯烴(簡稱MFP)。MFP技術方案的目的是多產丙烯、丁烯和燃料油組分。MFP工藝的研究與開發面臨兩個問題：一是中孔分子篩能否加工重質烴；二是中孔分子篩催化劑匹配的反應器及反應工程。

2 重質烴最大化生產烯烴的催化裂化工藝研發

2.1 中孔分子篩催化裂化催化劑

20世紀40年代首次發現分子篩的催化作用，50年代國外石油公司首次將大孔X/Y分子篩應用到催化裂化裝置，實現了催化裂化技術變革，開啟了分子篩催化裂化時代，Y分子篩作為催化裂化催化劑活性組元一直使用至今；1972年發現中孔ZSM-5分子篩，作為丙烯助劑或汽油辛烷值助劑應用到催化裂化裝置；20世紀80年代隨著渣油催化裂化技術開發，又開發出USY分子篩，作為渣油催化裂化催化劑活性組元使用至今；1990年首次成功合成小孔SAPO分子篩，2010年其應用于甲醇制烯烴裝置上并實現工業化；1994年研發出用于催化裂解的中孔和大孔組合分子篩并實現工業化；2021年首次提出使用純中孔的ZSM-5分子篩并在重質烴高選擇性生產低碳烯烴的催化裂化工藝中成功應用。分子篩催化劑自首次發現以來，在石油煉制與化工領域中發揮著巨大的作用，形成系列標志性的技術。這些標志性技術首次應用年代見圖4[8-9]。

圖4 分子篩催化劑開發及技術首次應用年代

Y分子篩孔道較大，且存在超籠空間，適用于生成分子尺寸較大的異構產品，尤其異構烷烴，并較容易擴散出去，如圖5所示[8-10]；ZSM-5分子篩特殊孔道結構決定其分子催化擇形性，能限制大分子烴類分子進入。在ZSM-5分子篩孔道內，分子碳數大于5的異構烷烴產品難以生成。由于沒有籠狀結構等更大的空間，烯烴的二次反應(如雙分子氫轉移等)在ZSM-5分子篩上難以發生，使產品烯烴得以保留；SAPO-34為CHA 型的磷硅鋁分子篩，在SAPO-34分子篩的孔道限制下，其對反應物的擇形效應更加明顯且烴類產物分布主要集中在C1～C3，碳數大于3的烷烴中，異構烷烴如異丁烷、異戊烷很難擴散出分子篩，只有少量正構烷烴得以出現在產品中。

圖5 小分子烴類及非烴類的動力學直徑與分子篩孔道尺寸對比

目前生產低碳烯烴的催化裂化工藝在催化劑設計上采用等級孔理念，大孔Y分子篩用來裂解大分子重質烴，中孔分子篩用來裂解中等分子，將其轉化為低碳烯烴。以大孔分子篩為主的催化劑，在催化裂化工藝過程中表現出良好重油轉化能力，但其易導致低碳烯烴發生副反應，進而影響低碳烯烴的選擇性和產率。在催化裂化催化劑設計時應充分考慮反應物在擴散過程中限域催化，見圖6。但當前催化劑設計未充分注意到烯烴反應物在擴散過程中限域催化，對于低碳烯烴產物，擴散到Y分子篩處，烯烴在其表面發生氫轉移反應，又被轉化為烷烴，見圖7。因此，要實現烯烴產品高選擇性，在催化劑設計上要采用中孔分子篩為活性組元。在此，以異丁烯與異丁烷產率比作為有效限域催化指數，篩選與評估中孔分子篩催化反應性能。

圖6 反應物在催化劑孔道內擴散順序

圖7 烯烴產物在催化劑孔道內擴散順序

經過系統研究與多次反復篩選，開發出一種中孔分子篩，并制備成催化劑，其商品名稱為TCC-1。在小型固定流化床催化裂化裝置(FFB)上，以大慶減壓蠟油為原料，對TCC-1催化裂化反應性能進行試驗評價，同時選用DCC專用催化劑MMC-2作為對比催化劑，該催化劑是以常規的中孔分子篩為活性組元，并輔助少量的大孔Y分子篩為活性組元。采用兩組工藝條件，一組為緩和的評價條件，目標是多產烯烴；另一組為苛刻的評價條件，目標是多產低碳烯烴。兩組試驗結果列于表1。

表1 大慶減壓蠟油在TCC-1催化劑和MMC-2催化劑上的反應結果

從表1可以看出：在相同的反應苛刻度下，相對于MMC-2催化劑，TCC-1催化劑的重油轉化能力較弱，汽油收率較低，但烯烴產品收率和選擇性大幅度增加，更適合作為多產烯烴技術的專用催化劑；在低反應苛刻度下，相比于MMC-2催化劑，TCC-1催化劑的重油轉化能力較弱，前者轉化率為83.32%，而后者轉化率只有71.87%，兩者相差11.45百分點，此時TCC-1催化劑上重油和輕循環油產率之和為28.13%，可作為燃料油組分。如果不考慮作為燃料組分，那必須將這部分重油進行充分轉化；在高反應苛刻度下，兩者重油產率和輕循環油產率大幅度降低，即使采用TCC-1催化劑，輕循環油產率只有10.60%，重油產率只有5.75%，接近常規催化裂化重油轉化能力。這表明：即使TCC-1催化劑的重油轉化能力較差，但可以通過提高反應苛刻度來彌補專用催化劑重油轉化能力的不足，不必一定依靠Y分子篩；對于TCC-1催化劑，高反應苛刻度的操作方式帶來的好處是不僅彌補了TCC-1重油轉化能力的不足，而且充分利用其裂解性能，表現出烯烴產品選擇性特別優異，液化氣中的丙烯質量分數高達48.71%，液化氣中的烯烴質量分數高達89.25%。同樣在高的反應苛刻度下，采用MMC-2催化劑時液化氣中的丙烯質量分數只有41.41%(目前工業裝置液化氣中的丙烯質量分數略低于此值)，液化氣中的烯烴質量分數只有78.09%。

從表1還可以看出：在相近的轉化率下，使用TCC-1催化劑時液化氣中烯烴質量分數為89.25%，而使用MMC-2催化劑時液化氣中烯烴質量分數只有64.21%，兩者相差25.04百分點；使用TCC-1催化劑時烯烴產品收率高達55.07%，而使用MMC-2催化劑時烯烴產品收率只有41.42%，兩者相差13.65百分點。這表明催化劑中含有Y分子篩雖然能改善重油轉化能力，但卻以犧牲烯烴產品收率為代價。對于多產烯烴的催化裂化工藝，盡可能少使用Y分子篩或者不使用Y分子篩，方可實現石油資源高效利用。在相近轉化率下，使用TCC-1催化劑時的汽油收率只有28.71%，使用MMC-2催化劑時的汽油收率高達40.36%，這也表明TCC-1催化劑更適合作為多產低碳烯烴技術的專用催化劑。

2.2 與專用催化劑性能匹配的變徑流化床反應器及其反應工程

2.2.1反應器開發與設計

20世紀80年代中期以來，中國石化石油化工科學研究院(石科院)開發出以重質油為原料生產低碳烯烴的DCC工藝[11]，原料油經水蒸氣霧化后進入反應器與再生后的高溫催化劑接觸，反應在提升管加密相流化床反應器進行，采用專用催化劑。以石蠟基餾分油為原料，丙烯收率超過24%，乙烯、丙烯和丁烯收率之和超過 40%。提升管出口設有分布板或分配器，油氣與催化劑通過均勻分布后，在其上部建立密相流化床，其密度約為350～450 kg/m3。正是密相流化床具有較高的催化劑密度，從而帶來更強的重油轉化能力。密相流化床和快速流化床中型試驗結果差異很清楚地證明這一點。中型試驗以安慶加氫混合渣油[密度(20 ℃)0.913 7 g/cm3，殘炭2.83%，氫質量分數12.56%]為原料，采用相同的專用催化劑，分別在以密相流化床和快速流化床為反應器的中型試驗裝置上進行，結果見表2[12]。

表2 加氫混合渣油在不同類型的流化床中型試驗裝置上的反應結果

從表2可以看出，提升管+密相流化床的裂解柴油和裂解重油產率之和為15.11%，而單獨使用快速流化床，裂解柴油和裂解重油產率之和高達21.26%。這表明提升管+密相流化床反應器具有較強的重油轉化能力。由于密相流化床和Y分子篩均具有較強的重油轉化能力，但兩者在控制氫轉移反應上存在明顯差異，從而可以從反應器類型與專用催化劑Y分子篩含量組合來構建系列催化裂解技術，如圖8所示。

圖8 反應器類型與專用催化劑Y分子篩含量相圖

Ⅰ型催化裂解技術(DCC-Ⅰ)就是充分利用密相流化床具有較強的重油轉化能力，在專用催化劑設計上盡可能少用Y分子篩，多用中孔分子篩以提高氣體收率及氣體中的烯烴含量；Ⅱ型催化裂解技術(DCC-Ⅱ)采用提升管反應器，不設置密相流化床，但在專用催化劑設計上使用更多Y分子篩以改善重油轉化能力，同時使用合適量的中孔分子篩以提高氣體收率和烯烴含量。

提升管+密相流化床的優點在于：高溫再生催化劑在提升管內與原料油接觸并發生反應，此時反應溫度較高，抑制了分子篩氫轉移反應活性，從而極大地保留了產物中的烯烴產品；帶炭催化劑和油氣進入密相流化床再進行烯烴反應，此時催化劑上積炭又抑制了氫轉移反應，烯烴裂解成小分子烯烴的選擇性得到充分改善。從反應角度來看，對于多產低碳烯烴的催化裂解工藝，提升管+密相流化床反應器與以中孔分子篩為活性組元的催化劑組合是最優的，采用單一反應區的快速床或提升管反應器不適合作為重質烴生產低碳烯烴技術的專用反應器。

盡管表2所列火災數據還很不全面，但從中也可以看到：（1）目前保溫火災所造成的人員傷亡明顯減少；（2）彩鋼板使用階段的火災現象較為突出；（3）外保溫施工階段火災仍然占比較高；（4）外保溫使用階段的火災已逐漸顯現。

采用提升管+密相流化床，油氣經密相流化床催化裂解反應后，進入沉降器頂部進行沉降分離。密相流化床反應器及沉降空間如圖9所示。從工業裝置運轉實踐來看，密相流化床上部稀相段內油氣和催化劑靠沉降分離，分離時間太長，大約為20 s以上，造成兩個嚴重問題：①干氣產率明顯增加；②沉降器頂部區域結焦，影響裝置長周期運轉。

圖9 密相流化床反應器及沉降空間

反應后油氣停留時間對干氣產率的影響主要是由熱裂化反應所造成。反應后的油氣在沉降器自由空間內發生熱反應，熱裂化產物產率是停留時間和反應溫度的函數，其表達式如下：

y=t×k0×e-Ea/RT

(1)

式中：y為熱裂化產物產率；t為停留時間，s；k0為指前因子，s-1；Ea為反應活化能，J/mol；T為反應溫度，K；R為普適氣體常數，8.314 J/(mol·K)。

基于式(1)對工業裝置運行數據進行關聯，得到油氣在沉降器內停留時間以及沉降器內溫度對干氣產率增加幅度的定量影響，結果見圖10[13]。

圖10 油氣在沉降器內停留時間對干氣產率的影響

從圖10可以看出，當沉降器內部溫度為560 ℃時，若能將油氣在沉降器內停留時間從20 s降低到5 s時，干氣產率降低幅度至少在2.5百分點以上，尤其是甲烷產率。變徑流化床反應器既體現了提升管+密相流化床反應器特點，又能充分利用已開發的新型密閉提升管終端設備(Riser Termination Device ，簡稱RTD)技術。新型密閉RTD技術可使油氣停留時間縮短到5 s內[1，14]。

從裂化反應角度上來看，變徑流化床反應器第二反應區(快速流化床)催化劑密度只有150 kg/m3，難以達到密相流化床的催化劑密度(350～450 kg/m3)，導致變徑流化床反應器對大分子烯烴裂化和重質烴轉化能力均差于提升管+密相流化床反應器。考慮到反應后的油氣和催化劑分離必須設置變徑流化床反應器出口段，權衡反應效率和油劑快速分離需求，認為采用變徑流化床反應器更有利于大型裝置的長周期運轉和干氣產率的降低。同時，要改善變徑流化床反應器反應效率，在現有的變徑流化床反應器基礎上，增加高溫區反應時間，即增加第一反應區停留時間，同時降低第二反應區油氣線速，盡可能提高第二反應區(快速流化床)催化劑密度。從反應角度上，反應器設計盡可能接近提升管+密相流化床型式；在油劑快速分離上要求反應器出口盡可能接近提升管或變徑流化床出口區。

權衡油氣催化反應與油劑氣固分離，在MFP/TCO工藝反應器設計上，將提升管+密相流化床和變徑流化床進行優化集成，第一反應區和第二反應區氣固流化狀態和油氣停留時間盡可能接近提升管+密相流化床，由此設計出改進的新型變徑流化床反應器，如圖11所示。

圖11 提升管+密相流化床和變徑流化床的優化集成

2.2.2中型試驗研究

中型試驗在變徑流化床反應器連續催化裂化裝置上進行，中型裝置包括進料、反應、再生和分餾4部分[15]。試驗所用原料油是大慶重質油(石蠟基)，其組成為70%減壓蠟油+30%減壓渣油，其性質為：密度(20 ℃)0.890 5 g/cm3，殘炭2.94%，氫質量分數13.18%，飽和烴質量分數64.5%，芳烴質量分數24.2%，膠質質量分數11.1%，瀝青質質量分數0.2%。催化劑為類似TCC專用催化劑，操作條件和反應結果列于表3[15]。

表3 MFP工藝中型試驗操作條件和反應結果

從表3可以看出，對于大慶重質原料油，烯烴產品收率在50%左右，而干氣產率在4%以下，且生產方案具有多樣性。MFP工藝在液化氣收率大幅度增加的前提下，干氣產率較低，液化氣與干氣產率之比在10以上，而FCC和DCC工藝液化氣與干氣產率之比一般在2.5～6.0之間。試驗結果表明：縮短油氣與催化劑分離時間，對降低干氣產率具有明顯的效果。MFP工藝、MIP工藝和DCC工藝的液化氣組成比較列于表4。

表4 MFP、MIP和DCC工藝的液化氣組成比較

從表4可以看出，MFP工藝在抑制丙烯和丁烯轉化為丙烷和丁烷反應方面具有明顯優勢。

2.2.3反應工程技術

MFP工藝可采用更高的反應壓力和更低的蒸汽注入量，這是因為MFP工藝專用催化劑表面上酸性位較少，從而在催化劑表面上發生雙分子反應的幾率降低，即使采用更高的反應壓力和更低的蒸汽注入量，造成反應物濃度上升，催化劑表面發生雙分子反應的幾率也可能低于高酸密度的含Y分子篩催化劑表面上發生雙分子反應的幾率，這是因為含Y分子篩催化劑表面具有較多的酸位。兩種專用催化劑表面上發生雙分子反應的幾率如圖12所示。

圖12 專用催化劑表面上雙分子反應發生幾率示意

純擇形分子篩催化劑相對于含Y分子篩催化劑，酸密度更低，孔道尺寸更加適宜，可在更高的烴分壓下控制氫轉移反應發生的概率，獲得更高的烯烴選擇性。由于專用催化劑活性組元差異，在與其他多產低碳烯烴工藝液化氣產物中烯烴含量大致相當的情況下，MFP工藝參數設計存在著相同點和不同點。相同點為兩者均采用更高的反應溫度，更長的反應時間；不同點為MFP工藝可采用更高的反應壓力和更低的蒸汽注入量。

MFP工藝可采用更高的反應壓力和更低的蒸汽注入量，不僅有利于生產低碳烯烴時降低裝置能耗，實現節能減排，而且更易將現有催化裂化裝置改造后來生產低碳烯烴，從而可有效地利用現有的存量資產。中國石化青島石油化工有限責任公司(青島石化)催化裂化裝置采用MFP技術，多產丙烯和丁烯產品，標定時裝置能耗(對原料)為2.655 GJ/t，具體見表5。表5同時列出現有的多產低碳烯烴催化裂化裝置能耗，A裝置、B裝置和C裝置對應不同裝置規模。

表5 現有不同的多產低碳烯烴的催化裂化裝置的能耗

3 工業實踐

在青島石化1.40 Mt/a催化裂化裝置上進行多產丙烯和燃料油組分的催化裂化工業試驗。從產品選擇角度上來看，可以滿足青島石化轉型發展，拓展特色產品要求，同時為中國石化煉油企業逐步向化工原料和特色產品發展提供可靠的技術支撐[16]。從烴類反應角度來看，此次工業試驗是考察重質烴中的大分子飽和烴在中孔分子篩催化劑上高選擇地裂解成烯烴產品的性能與效率，為TCO技術開發奠定可靠的基礎。考慮為后續TCO技術開發積累工業實踐經驗，在裝置硬件條件許可下，盡可能提高反應苛刻度，以最大量生產丙烯、丁烯和C5+烯烴，測試重質烴中的大分子飽和烴及烷基側鏈是否能夠高選擇性地裂解成烯烴分子，此時不考慮重油作為燃料油組分，只是考察MFP工藝作為TCO工藝基礎平臺的結果。MFP和MIP工藝第一反應區出口溫度提高到550 ℃以上，第二反應區溫度控制在535 ℃左右，低于DCC工藝密相流化床溫度約25 ℃以上。裝置標定結果列于表6。

表6 MFP和MIP工業裝置標定結果

從表6可以看出：MIP工藝液化氣收率為21.00%，其中丙烯收率為6.16%，異丁烯收率為1.45%，汽油收率為42.64%；而MFP工藝液化氣收率可達29.80%，丙烯收率可達12.17%，丁烯收率可達11.57%，異丁烯收率可達4.76%，汽油收率只有29.80%。在此操作狀態下，MFP/TCO工藝轉化率略低于MIP工藝，輕循環油密度和油漿密度也略低于MIP工藝。如果第一反應區出口溫度繼續提高5～10 ℃，那么MFP工藝轉化率還會增加。這表明：盡管MFP工藝專用催化劑具有較差的重油轉化能力，但可以通過強化工藝參數，提高反應苛刻度以彌補專用催化劑重油轉化能力差的不足。

4 結論與展望

采用以全中孔分子篩為活性組元的催化劑首次在催化裂化裝置上實現了工業應用，同時完成重質烴中的大分子飽和烴和烷基側鏈高選擇性地裂解為小分子烯烴技術的工業試驗，工業試驗取得良好的結果：

(1)以全中孔分子篩為活性組元的催化劑以及圍繞專用催化劑特點開發的新型變徑流化床反應器及反應工程技術均在工業裝置上應用并取得良好結果。

(2)專用催化劑具有優異的烯烴選擇性，同時保持較好的重油轉化能力和優良的水熱穩定性；新型變徑流化床反應器可明顯地降低油氣和催化劑分離時間，從而降低干氣產率，同時降低焦炭產率。

(3)對于重質餾分油，丙烯收率可達12%以上，丁烯收率可達11%，且汽油收率明顯降低，實現產物分布向輕端和重端移動的開發目標。

(4)MFP/TCO工藝可采用更高的反應壓力和更低的蒸汽注入量，不僅有利于生產低碳烯烴時降低裝置能耗，實現節能減排，而且更易將現有催化裂化裝置改造成生產低碳烯烴的模式，從而可有效地利用現有的存量資產。

MFP/TCO工藝工業試驗成功，既為煉油行業平穩向化工轉型提供技術支撐，同時為TCO技術深度開發奠定可靠的理論基礎和積累豐富的工業實踐經驗。