降低催化裂化汽油烯烴含量過程優化調節

楊 鑫，韓彥龍

（延長石油集團煉化公司延安煉油廠，陜西延安 727406）

延安煉油廠200×104t/a 催化裂化裝置自2019 年開始實施國Ⅵ（A）汽油標準，汽油的烯烴含量在廠里內控目標為不大于32.0%。但是在國家對環境保護的日益重視下，國Ⅵ（A）汽油標準已經不能滿足國家要求，車用汽油國Ⅵ（B）標準的提早執行迫在眉睫，執行國Ⅵ（B）標準即成品汽油中烯烴含量不大于15.0%，經過內部核算，要求中間產品（穩汽）廠內控制目標為不大于28.0%。2021 年9 月在公司提前部署要求下，開始對裝置的工藝指標、操作參數等進行了重新調整以及對催化劑配方進行優化微調，最終在當地政府提出執行國Ⅵ（B）標準之前，成功生產出烯烴含量滿足該標準車用汽油，也為本廠帶來了一定的經濟效益和社會效益。

1 裝置現狀

本裝置原料為常壓渣油料，采用多產異構烷烴的專利技術MIP 降烯烴工藝。

該工藝的基本原理：采用串聯提升管反應器，優化催化裂化的一次和二次反應，第一反應區以一次裂化為主，第二反應區通過降低油氣流速和反應溫度，通過增加氫轉移和異構化反應，汽油中的烯烴含量大幅度下降，而汽油的辛烷值基本保持不變。

2019 年執行車用汽油國Ⅵ（A）標準，要求200×104t/a 催化裂化裝置汽油烯烴含量一直保持在30.0%左右，汽油辛烷值保持在90 以上，產品質量均合格。為應對汽油升級國Ⅵ（B）標準，2021 年9 月成立攻關小組，對裝置運行參數、產品分布進行分析，并對降烯烴機理進行深入研究，最后優化調整工藝指標，提前為生產汽油國Ⅵ（B）標準做好準備。

2 烯烴含量優化過程

2.1 提高劑油比

劑油比的提高增加了與原料油接觸的催化劑活性中心數，使原料油與催化劑接觸更充分，反應過程中催化裂化成分增加，有利于裂化、異構化和氫轉移等反應。在工藝操作上通過三種措施提高劑油比：（1）原料預熱溫度由200 ℃降至195 ℃；（2）第二再生器密相溫度由原來的670 ℃降至660～665 ℃，再生閥開度增加1.0%～1.5%；（3）適當提高反應壓力，降低兩器壓差，提高再生閥開度。

2.2 催化劑活性優化調節

在其他操作條件不變的情況下，如果將催化劑的活性提高，催化劑酸性中心增加，氫轉移反應和異構化反應隨之增加，汽油中的烯烴含量降低，但是如果平衡活性過高，催化劑選擇性變差，汽柴液收率下降，氣體及焦炭的產率增加，給裝置的正常操作以及節能降耗帶來了困難[1]。因此必須要尋找合適的催化劑活性范圍，既可以降低汽油的烯烴含量，同時對于裝置的后續操作無較大的影響，并且能夠獲得更大的經濟收益。提高新鮮催化劑加注量，由3.3 t/d 提高至4.5～5.0 t/d，催化劑活性明顯上升，見表1、表2。

表1 平衡劑分析數據

表2 穩定汽油烯烴含量變化

從表1、表2 結果可以看出，隨著催化劑的增加，汽油的烯烴含量呈現下降的趨勢，但是產品分布也隨之有微小變化，柴油收率降低，汽油、液化氣、干氣收率上升，生焦增大1.0%～1.5%，總液收下降1.0%～2.0%。為保證液收及降低生焦量，最后將加劑量控制在4 t/d，烯烴含量控制在28.0%～29.0%。

2.3 反應溫度優化調節

常規降烯烴操作是降低反應溫度，因為提升反應溫度會導致反應速度增大，裂解反應（產生烯烴）和芳構化反應比氫轉移反應增加的快，這樣汽油中的烯烴含量就會隨之上升。對于常規催化裂化裝置，肯定是要將反應溫度盡量靠下限控制，降低反應溫度，氫轉移反應的比例增加，汽油中的烯烴含量降低。但是對于MIP裝置來說，在高轉化率情況下提高一反出口溫度，由于一反產生了大量烯烴產物，第二反應區（二反）的烯烴濃度增加，造成二反中催化劑表面大量相鄰的活性點被三配位正碳離子和其他授氫分子所占據，再加上反應時間較長，導致大量雙分子氫轉移反應發生，從而使汽油中烯烴含量減少[2]，因此在反應溫度對于烯烴含量的影響上不能一概而論，要結合實際試驗數據加以證明。改變常規思路，提高反應溫度，二反出口溫度由491 ℃提升至500 ℃；一反出口溫度由509 ℃提高至515 ℃，試驗期為兩天。

從表3、表4 結果可以看出，在其他操作條件不變的情況下，提高反應溫度可以降低汽油烯烴含量，同時副作用也特別明顯，首先收率下降2.0%，主要集中在柴油收率下降3.0%～4.0%，液化氣收率提高2.0%，干氣產量上升，同時焦炭產率增加0.5%～1.0%，回煉油罐液位無法維持，導致內回流下降，對油漿性質造成影響，顏色發黑、密度增大。為了消除這些負面影響，同時兼顧收率情況下，反應溫度設定至495 ℃時，烯烴含量在原基礎上可降1.0%～2.0%，控制在27.0%～28.0%。

表3 優化調整過程產品分布

表4 優化調整過程烯烴含量變化

2.4 吸收分餾系統操作優化

催化裂化汽油中的烯烴90.0%以上分布在C5、C6、C7和C8組分中，提高分餾塔頂溫度，粗汽油終餾點靠上限執行，會減少汽油中較輕組分的含量，汽油中的烯烴含量就會降低[3]，吸收穩定操作過程中適當的提升穩定塔底的溫度，減少穩定汽油C5以下烯烴組分，特別是降低丁烯、異丁烯和1，3-丁二烯等含量，有利于對汽油烯烴含量進行控制。因此，為了在之后的降烯烴優化過程中，汽油的終餾點及C4含量對于汽油烯烴含量不造成影響，將分餾塔頂溫度調整至123 ℃，將穩定塔底溫度控制在174～176 ℃，調整后烯烴含量在原基礎上可降低0.3%～0.5%。

3 催化劑配方優化過程

通過以上對吸收分餾系統、催化劑活性以及反應溫度的調整，雖說在一定限度內能夠降低汽油的烯烴含量，但是同樣對于裝置操作、產品分布及收率、劑耗等方面都造成了負面影響。于是結合歷年操作參數、烯烴對比并兼顧收率及裝置長周期平穩運行的前提下，在優化后基礎上建議適當調整催化劑配方，達到國Ⅵ汽油標準中B 階段廠內控制目標不大于28.0%要求，同時降低劑耗。

3.1 新配方催化劑物化性質（表5）

表5 催化劑物化性質

3.2 新配方催化劑置換

從表5 結果可以看出，新舊配方催化劑質量指標基本沒有變化，10 月20 日新配方催化劑注入反-再系統，截至11 月22 日新配方催化劑注入系統120 t，產品分布有小幅變化。200×104t/a 催化裝置在使用新配方催化劑后初期加注量大（5 t/d），10 月31 日烯烴含量大幅度下降至24.0%，液化氣與柴油分布變化明顯，幅度達到2.0%以上，同時也導致油漿固體質量分數升高，油漿性質變差、干氣量升高等問題。為消除以上問題，逐步降低新配方催化劑加注量至3～4 t/d，產品分布與收率逐漸趨于緩和。

2022 年1 月底，新舊催化劑基本置換完成，MIP 專用新配方催化劑CRMI-Ⅱ使用，催化劑質量穩定，流化輸送正常，催化劑單耗為0.65～0.70 kg/t 新鮮進料（自然跑損加卸劑），各項物化指標目前滿足生產要求，活性保持在62～63，汽油烯烴含量平穩控制在26.5%～27.5%，辛烷值保持在89.6 以上，汽油收率從46.5%提高至47.5%以上，液化氣收率保持在17.5%～18.0%，總液收保持在87.4%以上，產品分布合理穩定，收率總體平穩且有小幅提高。通過催化劑配方優化，降低了劑耗，同時烯烴含量控制在目標范圍內，達到預期效果。

4 效益

催化汽油在銷售前需要加入烷基化油進行烯烴的調和，2021 年9 月本廠汽油開始執行國Ⅵ（B）標準，通過本次優化調整，降低了汽油烯烴含量，保證了成品汽油調和任務，減少了烷基化油使用量，降低了調和成本。

5 結語

調整烯烴含量的過程中，首先從工藝指標著手，對反應溫度、催化劑活性、汽油終餾點、穩定塔底溫度進行了優化調整，但是這些手段雖然可以降低汽油的烯烴含量，但是對于裝置的操作，產品收率及分布有著很大的影響，在前期優化基礎上對催化劑配方進行調整，成功的解決了操作問題。同時把汽油烯烴含量控制在目標范圍內，達到了國Ⅵ（B）內控要求，創造一定經濟效益，對同類裝置有一定借鑒作用。