催化裂化裝置增產汽油的新方法

李繼翔

（中國石化青島煉化公司，山東 青島 266500）

隨著國民經濟的增長，中國能源消費水平逐年增加，長期以來煉化企業產品受國情和產業結構的影響主要以成品油為主，而化工原料產能相對較少。2021年，國家印發《2030年前碳達峰行動方案》，在碳中和、碳達峰等環保目標下要求嚴控新增煉能指標，2025年在國內原油1次加工能力將控制不超過10×108t/a，并要求主要產品產能利用率要提升至80%以上。在中國經濟增速換擋以及“雙碳”戰略推行的背景下，國內石油煉化行業現有煉油能力已接近上限。燃料油生產對裝置提出更高要求，既要提高收率，質量也要緊跟國家要求。針對當前市場對高標號汽油的需求，催化裝置多產液化氣效益下滑，而增產成品油，尤其是汽油效益較好。煉油廠的催化裝置都在不斷優化，強化高標號汽油的生產、調和，確保效益最大化。

1 操作條件

日常生產中，通過優化操作條件，提高操作精細度來實現對汽油產量和收率的最大化，具體可通過精細化管理或充分利用APC 等先進控制手段等來實現。某公司催化裂化裝置的工藝部分分成反應再生單元、分餾穩定單元。

1.1 反應單元

反應單元的作用就是將原料通過化學過程轉化為粗產品，然后送入下游進行分離。目的產品的收率主要受轉化率、收率、選擇性等因素的影響，影響此類數據的主要是反應的深度。影響反應深度的操作因素眾多，反應溫度、反應劑油比（與再生溫度、反應溫度、預熱溫度、反再熱平衡、中止劑注入量等諸多因素相關）、再生催化劑的物化性質（活性、選擇性、金屬污染程度、含炭量、孔結構等特性）、有效反應時間（與處理量、反應壓力、反應蒸汽用量等相關）、操作回煉比、終止劑注入量、原料預熱溫度、噴嘴霧化效果、2 反區催化劑藏量等都對反應深度有不同程度影響。上述因素之間相互影響和制約，對原料的反應深度產生單獨或協同影響，對于某個具體影響因素，在不同的生產條件下它對反應深度的影響程度不同。

針對不同原料性質及目的產品要求，選擇控制合適的反應深度是增加目的產品收率、產品質量及提高裝置運行效益的最關鍵因素。文中針對其中的主要因素即反應溫度和劑油比進行分析。

1.1.1 反應溫度 日常生產中，對于已有的原料和生產方案，應該要保持反應深度相對穩定，通過操作條件的優化去實現多產汽油等產品目的是主要手段。反應深度是調整反應深度最常用的有效手段，實際操作過程需調整反應深度時，一般通過調整反應溫度、回煉比、原料預熱溫度（受熱平衡、霧化要求等限制）、新鮮催化劑補充置換速率、再生溫度（影響劑油比）、終止劑注入量等操作參數來調節，對于某些特定原料，僅通過上述調節仍無法滿足生產要求甚至影響裝置安全運行時，應聯系調度調整進裝置原料構成或適當降低加工負荷［1］。

催化裂化是吸熱反應，反應溫度升高利于反應的進行，由于裝置運行時反應溫度在自動控制，提高溫度的同時增大了催化劑循環量，增加了催化劑的活性中心和反應的深度。提高反應溫度，則汽油收率增加。但當溫度升至很高時，熱裂化反應趨于重要，汽油組分開始減少，干氣組分明顯增多。反應溫度對汽油收率的影響見表1和圖1。

圖1 反應溫度與汽油收率的關系

表1 穩定進料下的溫度的影響

從表1 和圖1 可以看出，當其它條件不變、反應溫度在496 ℃時汽油收率最高。原料預熱溫度是調節反應深度的重要手段，通過調節反應深度可以影響汽油收率。預熱溫度高則原料氣化所需的熱量降低，催化劑循環量降低，汽油收率降低。

1.1.2 劑油比 2021 年10 月，催化裝置為實現增產汽油為主的目的，進行了一系列調整。反應溫度由496 ℃逐步降到488 ℃；降低反應苛刻度，摸索降低劑油比、再生溫度由660 ℃提高到670 ℃、催化原料預熱溫度由190 ℃逐步提高到210 ℃等；降低了反應時間，在VQS 線速允許的前提下增大預提升干氣量，由7 800 m3/min 提高到9 600 m3/min等。通過上述操作降低反應深度后，裝置汽柴油收率有所增加，液化氣收率基本不變，同時干氣和油漿收率下降。操作調整后汽油收率對產品收率的影響見表2，隨之汽油收率的變化見圖2。

圖2 系列調整及汽油收率變換情況

表2 操作調整對產品收率的影響

從表2 和圖2 可以看出，反應溫度、再生溫度、原料預熱溫度、預提升干氣量均對劑油比形成了影響。經過調整后汽油、柴油收率均有不同程度的增加。

與調整前相比較，汽油收率平均增加約0.82%，附帶的柴油收率平均增加約1.22%。同期液化氣收率略有下降，總體上多產高附加值產品使得裝置經濟型有所提高。

1.2 分餾穩定單元

分餾和穩定單元的作用就是將粗產品經多個工藝步驟進行分離，最終獲得目的產品。此過程是物理形式，大多是精餾、吸收、解析、靜置分離等單元操作，因催化裂化產品都是多組分混合物，故想要獲得更多的目的產品可提高其終餾點、降低其初餾點，即提高汽油干點和蒸氣壓的操作思路。

1.2.1 粗汽油干點 根據精餾原理可知，在分餾塔壓力不變的情況下，塔的頂部操作溫度越高時餾出組分的露點就越高，即干點越高，則可提高汽油產量。具體的操作過程中，要想提高汽油干點可以通過調節分餾塔的主要參數實現，通常情況下，分餾頂壓不進行調節，主要的調節點在分餾頂塔頂溫度上。

據此，實際操作中可將汽油干點盡量卡邊控制，即在干點合格的前提下分餾塔頂溫高控，來實現增產汽油的目的，見表3。粗汽油流量隨干點的變化見圖3。

圖3 粗汽油流量隨干點的變化

表3 分餾塔頂溫與粗汽油干點及流量的關系

粗汽油流量隨干點的變化見圖3。

由表3 和圖3 可以看出，在其它條件不變的情況下，適當提高分餾塔頂溫，提高粗汽油干點后，裝置的汽油產量有所增加。操作上對干點指標可卡邊操作，但注意粗汽油中重組分的含量，反過來也涉及到柴油中輕組分即對柴油閃點和收率的負面影響。

1.2.2 穩定汽油蒸汽壓 催化穩定塔屬于精餾塔，頂部的液化氣餾分中有少量的汽油組分C5，若將此部分C5以及少量C4餾分分離到汽油中，將有助于汽油產量的增加。

據此，實際操作中可以通過適當提高塔頂壓力、提高塔頂回流量或降低回流溫度、降低塔底溫度等，將汽油蒸氣壓盡量卡邊控制，即在合格的前提下盡量高控蒸氣壓，來實現增產汽油的目的。穩定塔系統汽油蒸氣壓調整數據見表4。穩定汽油收率與蒸汽壓的變化關系見圖4。

圖4 穩定汽油收率與蒸汽壓的變化關系

表4 穩定塔系統汽油蒸氣壓調整數據

由表4 和圖4 可以看出，在其它條件不變的情況下，適當調整操作參數，穩定汽油產量隨著蒸氣壓的變化而同步變化。提高穩定汽油蒸氣壓后，裝置的汽油產量有所增加，日常操作中可如根據裝置的實際情況進行卡邊操作調整來增產汽油。

1.3 提高處理量

通過提高催化裝置負荷可多產汽油，裝置負荷增加，靠近系統運行極限值，而過程中公用介質等物料以及人工和財務成本不變，裝置負荷增加促進產品產量增加，則裝置單位時間的效益增加。當然必須以裝置能正常安全穩定并在較優化的工況下運行為前提。

在實際操作過程中將進料量適當提高，同時采取提高油漿外甩、降低油漿回煉量的輔助措施，以進一步提高裝置蠟油進料量。在試驗調整過程中，油漿外甩量分3 步由8.0 t/h 提高至15.0 t/h，油漿回煉量由30.2 t/h 逐漸下調至17.6 t/h，蠟油進料量則由396.0 t/h提高到402.0 t/h。

催化裝置操作條件相對穩定，提升管出口反應溫度控制在493～495 ℃。操作調整的全過程，裝置各項參數運行穩定、設備運行穩定、過程監控分析數據穩定，無明顯異常。在提高處理量、油漿外甩增加、回煉降低后，裝置運行平穩，單位時間內汽油產量增加。此過程的產品分布見表5。

表5 產品分布情況

由表5 可以看出，干氣產量基本不變，而液化氣+汽油的總收率增加幅度大于油漿加焦炭的收率，表明裝置適當提高油漿外甩同時減少回煉量、優化運行參數等措施下，提高了裝置運行負荷，裝置高附加值產品產量增加。在基數做大后總產品產量因而增加的情況下，經ASPENPIMS 系統核算顯示裝置的運行效益亦有增加。

2 進料性質

2.1 常減壓原油性質

不同原料的不同組成會對裝置的輕油收率產生影響。原料中的大分子烴類是C5～C12汽油組分高選擇性的優質反應組分，是控制汽油收率的關鍵。一般認為，原料中烯烴、直鏈烷烴以及帶側鏈芳烴的含量越高，其理解性能越好，1 次原料性質的影響汽油收率的關鍵因素［2］。

從密度的角度來說，通常原料油密度越大，其裂化性能就越差，產品收率就越低，特別關注的高附加值的目標產物—汽油的收率也會越低。較輕的原料裂化苛刻度較小，輕油收率較大，汽油收率也相應增加。

2021～2022 年，常減壓裝置加工的原料為伊重原油和混合原油，產出的蠟油經過加氫處理后作為催化裝置的進料。

催化原料油性質見表6［3］。

表6 催化原料油性質

由表6可知，常減壓裝置加工的混合原油按照常規不變的切割策略產出的供催化料，其干點相對于加工伊重原油方案時低，538 ℃餾出含量有所增加，總體上原料性質相對較輕，產品分布見表7。

表7 產品分布情況

由表7可以看出，通過產品分布情況分析發現常減壓裝置在加工混合原油后，催化裂化裝置的進料變輕、組分裂化苛刻度降低，裝置產品分布有所變化，與加工前對比輕油總收率提高，其中柴油和液化氣收率略微降低，汽油收率明顯增長，日常生產中可根據全廠的物料平衡參考調整。

2.2 回煉常減壓柴油

考慮到將常減壓裝置直餾柴油作為提升管進料的1部分，進入提升管后可以裂化為汽油等輕組分，能夠達到增產汽油的目的。為考察常減壓裝置減1 線餾分油對汽油產量的影響，首先將減1 線餾分油經輕污油回煉線改至催化裝置提升管回煉，運行平穩后，再將減1 線餾分油全部經加氫處理后與蠟油（即加氫尾油）混合作為催化進料，其性質見表8。

表8 減1線餾分油性質

由表8 可知，單從餾程上看，減1 線餾分油與催化柴油相似，相當于重柴油組分。但從組成上看區別在于其雙環芳烴含量較低、而含有大量的高碳直鏈和多支鏈烷烴，此類組分在催化裂化反應機理上易于裂化成產品的，是反應苛刻度較低的理想的催化裂化反應原料。減1 線與蠟油混合加氫后的餾程見表9。

表9 加氫尾油餾程

由表9 可知，減1 線改進蠟油前后，催化裝置原料油餾程基本沒有變化。減1 線與蠟油混合原料經反應后的產品分布情況見表10。

表10 減1線物料平衡

由表10 可知，減1 線餾分油具有較好的裂化性，回煉后可大幅提高催化裝置輕油收率，其中汽油收率上升明顯。

根據經驗，除了將常減壓裝置減1線等進入蠟油組分，也可將催化重整裝置C9進催化裝置回煉等辦法，實現裝置原料輕質化同時降低原料裂解苛刻度，以達到多產汽油的目的。

3 催化劑性質

3.1 平衡劑活性

催化裂化催化劑屬于固體強酸催化劑，反應過程中，高溫催化劑為原料分子的轉化提供活性中心，同時作為熱載體為反應過程提供熱量。平衡催化劑活性直接會影響原料的轉化率，若出現部分催化劑劑失活或中毒等因素引起的再生催化劑活性偏低時，目的產品輕油收率將明顯下降；反之若催化劑活性過高，則會使裂化產品輕油繼續過度裂化變成輕烴和氣體，導致輕油收率下降。據文獻［4］報道，催化劑活性在64%～71%的范圍內，活性每增加1個單位，汽油收率增加0.8%。

日常生產中需要控制再生劑燒焦效果，同時通過自動加料設備補充新鮮催化劑，來保證系統平衡催化劑的反應活性。經過對操作的調整，驗證了活性對汽油收率的影響。產品分布情況見表11，汽油收率變化見圖5。

圖5 穩定汽油收率變化趨勢

表11 催化劑活性調整及對應的產品分布數據

從圖5可以看出，在逐步調整了反再系統催化劑活性后，隨著活性的升高，汽油收率有所上升。但活性達到一定程度后，汽油收率則開始下降，干氣和焦炭收率逐漸上升。因此日常操作中應當控制合適范圍的催化劑活性控制在55%～60%，不同的裝置因其它條件的不同而略有差別。

3.2 新型催化劑

美國的恩格爾哈德公司推出的新催化裂化催化劑Flex-Tec 沸石催化劑，可大大提高從重質渣油或高含污染物原油生產的汽油收率。在美國某煉油廠試用中，使用Flex-Tee 沸石催化劑可比先前的催化劑多產12.9×104t/a 汽油，然而煉油廠處理量并無太大變化。繼NaphthaMax 催化劑之后，恩格哈德公司發布了可顯著提高汽油收率的NaphthaMaxII 新專利催化劑。在某煉油廠進行工業試驗，在原油規格和加工量均相同的情況下，與第1 代NaphthaMax 催化劑相比，汽油產量增加了

189 t/d，汽油收率增加2%［5］。

美國雅保（Albemarle）公司于2009年5月28日推出提高催化裂化汽油收率的新催化劑（GO-ULTRA），此催化劑可大大減少焦炭的生成，并改進渣油裂化能力［6］。

4 增產汽油技術

北京石油化工研究院開發的需要汽油組分并多產丙烯的技術（MIP-CGP 工藝），采用配套CGP-1 催化劑。清江石化MIP-CGP 裝置標定并結合生產統計數據，MIP-CGP 工藝技術在清江石化的結果超預期，保住了可持續發展。裝置處理量大大超過了設計要求。從工業標定的對比數據來看，產物分布明顯好于原RFCC 裝置，表現在108%、100%負荷時輕質油質量收率分別增加了3.29%、1.89%，而總液體產品質量收率則分別增加了3.82%、2.45%，干氣質量產收率與油漿質量收率明顯減少。［7］

LTAG 專利技術，即催化輕循環油LCO 加氫—催化裂化組合多產高辛烷值汽油和芳烴料的技術。主要調整和改造是利用加氫單元和催化裂化單元組合，將LCO 首先在加氫單元通過工藝參數優化和專用催化劑進行多環芳烴選擇性加氫飽和，在較低的反應壓力和較低的化學氫耗下最大化地生成四氫萘型單環芳烴；然后將富含四氫萘型單環芳烴的加氫LCO，通過獨特的裂化反應環境或單獨的加氫LCO 轉化區，強化四氫萘型單環芳烴的開環裂化反應而抑制氫轉移反應，實現加氫LCO 的選擇性催化裂化反應，將劣質LCO 部分或全部轉化成高辛烷值汽油或C6～C8芳烴。

某石化公司采用LTAG 技術，在重油催化裂化聯合裝置進行工業應用。實施LTAC 技術后，催化裂化裝置汽油收率增加13.27%，柴油收率降低17.60%，液態烴收率增加4.33%。加氫LCO 轉化率、液態烴選擇性和汽油選擇性分別為62.3%、18.4%和76.5%。催化裂化裝置所產的穩定汽油性質變好，柴油、液態烴性質沒有明顯變化［8］。

5 結束語

通過處理不同的原料、優化操作條件、控制好產品質量指標以及使用新型的催化劑等，能夠實現增產汽油的目的。增產汽油的途徑較多，不同的裝置需要在實際生產中不斷摸索，找出最優的操作條件和最適合的方法。