催化裂化降烯烃MIP工艺

1、 催化裂化降烯烃MIP工艺张国伟（辽宁石油化工大学抚顺113001）摘要：本文介绍了催化裂化降烯烃MIP工艺的原理，通过MIP工艺技术在大庆石化公司和中国石油化工股份有限公司天津分公司等厂重油催化裂化装置上的改造，阐述了其工艺流程影响因素和工艺效果，并提出继续发展催化裂化降烯烃MIP工艺的建议。关键字：MIP催化裂化工艺流程原理abstract:ThisarticledescribestheprincipleofMIP,andexplainprocessfactorsandprocessefficiencythroughtheMIPtechnologytoachievegoodCorpinTi

2、anjinBranch,factoryandDaqingpetrificationcompany.PresentingthethecrecommendationsofcontinuingdevelopmentofMIP.Keywords:MIPcatalyticcrackingprocesstheory1前言：随着我国汽车工业的迅速发展，车用燃料的消耗量与日俱增,汽车尾气中污染物的排放量越来越大,汽车尾气中污染物已经成为大中城市中心地带空气的主要污染物来源。为了贯彻和落实科学发展观，实现石油化工产业可持续发展，我国车用汽油质量升级步伐在不断加快,从2005年7月1日起，我国全面实施车用汽油（国

3、II）的质量指标,2009年12月31日前我国将全面实施车用汽油（国III）的质量指标。车用汽油（国III）的质量指标要求汽油烯烃体积分数不大于30%,芳烃体积分数不大于40%,苯体积分数不大于1.0%,硫质量分数不大于150“g/。汽油质量持续升级对以生产汽油为主的催化裂化技术的存在和发展提出了严峻考验。石油化工科学研究院成功开发了多产异构烷烃和化工生产原料丙烯的流化催化裂化技术（简称MIP）和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（简称MIP-CGP）。目前，已有25套催化裂化工业装置采用MIP系列技术进行改造并处于运行中,另有多套装置处于设计或建设中，总加工能力达到45

4、Mt/a以上,约占全国催化裂化装置总加工量的45%。从已运行的MIP工业装置标定结果来看,MIP技术不仅能够大幅度降低汽油中的烯烃含量、苯含量和硫含量，而且还可提高汽油辛烷值，尤其是马达法辛烷值。并能多产丙烯，提高经济效益1。2工艺技术原理及特点MIP技术是北京石油化工科学研究院开发的多产异构烷烃的催化裂化工艺技术。该技术在反应提升管设2个反应区，以烯烃为界，生成烯烃为第1反应区，烯烃反应为第2反应区,见图1异构化宝转移n,屮异构烯烽异构短炬怪类舲物辿”坯类泯合物氢转移异构烷蹬4芳峪堕生异构烷煙或烷基芳燎图1疑类催化裂化与转化牛成异构烷疑和芳怪的反应途径第1反应区主要作用是，烃类混合物快速彻底

5、地裂化生成烯烃，故该区操作方式类似目前催化裂化方式，即高反应温度、短接触时间和高剂油比，该区反应苛刻度应高于目前催化裂化的反应苛刻度，这样可以达到在短时间内较重的原料油裂化生成烯烃，而烯烃不能进一步裂化，保留较大分子的烯烃，同时高反应苛刻度可以减少汽油组成中的低辛烷值组分正构烷烃和环烷烃的生成，对提高汽油辛烷值非常有利；第二反应区主要作用是，由于烯烃生成异构烷烃既有平行反应又有串联反应，且反应温度低对其生成有利，故该区操作方式不同于目的催化裂化操作方式，即低反应温度和长反应时间。这样既保证烯烃的生成，又有利于生成异构烷烃或异构烷烃和芳烃。MIP工艺有以下特点：采用新型串联提升管反应器，反应器分

6、为2个反应区（图2）引。在第一反应区中,仍采用高温、短接触时间和高剂油比,满足裂化反应，裂解较重的原料油并生成较多的烯烃，保证一定的转化率，第一反应区以一次裂化反应为主，反应油气和催化剂经较短的停留时间（11.3s）后进入扩径的第二反应区，在第二反应区内，通过向第一反应区出口打入急冷汽油、急冷水等冷却介质，控制较低的反应温度和较长的停留时间，同时通过将沉降器内部分待生催化剂引出至提升管第二反应区内，提高该区藏量，降低油气和催化剂的流速及该区的反应温度,以抑制二次裂化反应，促进氢转移反应和异构化反应,使汽油中的烯烃含量降低，异构烷烃和芳烃含量增加，从而达到新的汽油质量标准。3装置MIP改造主要改

7、造内容3.1反应系统拆除原来旧的提升管，移位另新建提升管反应器，底部为预提升段利旧的UOP和Optimix喷嘴，设原料喷嘴新鲜原料和回炼油和油浆回炼喷嘴申联提升管分为第一反应区和第二反应区在第二反应区下部设有低压降分布板，上部扩径为预汽提段。在第一反应区出口处新增组急冷汽油喷嘴。在提升管出口设快速分离设施（VQS）,分离出的待生催化剂经预汽提段汽提后，一部分经待生催化剂循环管返回至第二反应区下部，另一部分经待生催化剂中间管进人沉降器汽提段4。热y图3改造前反应一再生系统流程示意提升管出口分离的油气和催化剂从顶部进人沉降器，经旋风分离器再分离，取消原有快速旋分设施，旋风分离器人口方式改为切向进人

8、。新增设再生滑阀、待生滑阀、待生中间滑阀待生循环滑阀利旧。再生滑阀和待生滑阀流通面积加大。改造后的反应一再生系统结构示意见图4.图4改造后反应一再生系统结构示意3.2分馏系统MIP改造后分馏塔上部取热量增多，塔顶油气冷凝冷却器的取热负荷增加。由于原有塔顶油气冷凝冷却器能力不足，改造中，将分馏塔顶油气水冷器上下循环水管线扩径，增加循环水量，保证冷却效果。3.3主风机系统工艺采用的串联提升管反应器加上天津分公司催化装置特有的结构特点，将使提升管总压降上升。为保证压力平衡,在保留原有轴流风机系统的基础上,将原主风机的转子、动静叶片、叶片承缸、调节缸等进行了改造,轴流压缩机级数从级升到级,在主风机出口

9、风量保持不变的情况下，将出口压力提高了0.030.05MPa。重油催化裂化降烯烃MIP工艺催化剂5为了更大限度的挖掘催化裂化MIP工艺的技术潜力,RIPP相继开发了与其相匹配的RMI专用催化剂。RMI专用催化剂在开发思路上兼顾了MIP工艺两个反应区的反应特点，进一步强化了个反应区催化裂化反应的作用，加工石蜡基原油是RMI专用催化剂与常规催化剂相比具有进一步降低汽油烯烃含量,同时保持辛烷值的特点。为了进一步降烯烃,并且加工中间及原料,同时增产丙烯同时不降低汽油辛烷值RIPP又进行了MIP工艺专用催化剂RMI-II的开发，并取得了较好结果。重油催化裂化降烯烃MIP工艺操作影响因素按照MIP的设计理

10、念，应采用高反应温度、低催化剂活性的操作。根据专家的建议要求，反应系统的操作条件调整情况如下：第一反应区出口温度由500515C提高到515520C。停止加入新鲜催化剂，降低催化剂活性。外补循环塞阀开度由10%缓慢降为6%。停用8t/h急冷水。对于高桥石化3#催化装置MIP技术使用后，催化剂活性控制在5862,反应温度控制在520528C,二反藏量控制在23t,密度在4050kg/m3,回炼比为零。如锦西石化MIP工艺调整工艺条件6在表1中列出时勺rc二JI出舵升IT耳料凤吃）牌幵哎血甩由址二应筈IfiE由:回再tt-Cth1)回埔袖fitft-h-1)69:刈SltiS.4227.&10.1

11、弘SSQ24.7日L7:1O5lM1台1295D.l5.754.79J24.TLO:OO5il4郭7.B22LTD.l5.9-57.31D26-t日L7：00SI7SL2D21S1E2S.453.7129123:005215LE03358EZ5.6S&l1213.5ia：aoSIAD3352B24.454H1332.日17:30531203a627.154.21434.2230SI7SD721L3fi2S.2S33152359ig：go5IB505321Q.1J5Z4.254.213235日L7：3051?用32141E23.B55/51423323:00SI7SD5Z9225fiB2l.BS

12、4.712.92Qia：ao317SD5ZJ227.2EZl.ES3.511J13廿日LT：3D515SD7D2L0EZ3.6St?11B3S123灿5135L1QM3933.43.157.B】1$3.7L110：CO5175LJ0212.113.4工VS7.B11.724JgHL7：305IB5L1022E913.44.1esj124悶105却423:00515自旳0Z1Q013.44.1eza105RQ.5255表1锦西石化重催装置调整后四月份反应系统操作条件大庆石化公司II套重油催化裂化装置上的改造的反应条件对比如表27顼BMTPMIPFCC址计值标定标定装量加工星r（“h9175.01

13、75.9175.5裟賈搀渣比60.060.060.0反出rr温用7弋5105044WSlK二反出口温崖FT；50()497.34阳用沉畴辭用力/Ml().2150.226()22K-冉密相温度广Q690702700二再密相密度665673.6676.8-再顶7E力/划皿0.2530.2540.250催化剂微反活性_的摧荐66.463.3油衆外甩温也弋H1L273.4表2大庆石化公司II套重油催化裂化装置操作条件6MIP工艺效果高桥石化汽油烯烃由改造前的45%55%下降到28%33%,汽油芳烃由14%16%提高到17%22%,汽油辛烷值达到9092（见表3）8。产品质量满足了车用油国家标准。FC

14、C皿P技术用術弟活性汽油辛怏直利油愴坯沈油芳超平窗利洁性奇檢3JFCCU645S565990228.J216桶西富冶由比62B9-3045-55S55-87.525.5-3015-17.5表3FCC与MIP产品质量对比项口nup设计值MIF标定FCE标定干气煽3.484.51液化气屉20.0205216.7338.040.9735.77柴油媼25.5姑鈕4.094.77焦最十损失丿9.59.889.64总液收炀83.58258L08表4大庆石化产品分布对比项目MIP序走FCQ掾走7207031緒导幣yminASOO1005-冲12ROJN暮9二MOM7M-.1耶灶了略3028.111S12.S

15、7.4-HLF勾疑垃宀.04S.-&5SKJO.5H-&1亠102&3v52-5LJ.1六绘302-4311.33.1.A3/4077.7表5主要产品性质对比从表4中可以看出，对于大庆石化在装置加工负荷、掺渣比和原料性质与FCC标定时基本相近的前提下，在反应工艺和催化剂的共同作用下，改造后产品分布发生明显变化。干气收率为3.48%,比FCC标定下降了1.03%；液化气收率为20.72%，比FCC标定提高了3.99%；汽油收率为40.97%，比FCC标定提高了5.20%；柴油收率为20.86%，比FCC标定降低了7.72%点；油浆收率为4.09%,比FCC标定下降了0.68%点；焦炭+损失为9.

16、88%，比FCC标定上升了0.24%；总液体收率为82.55,比FCC标定提高了1.47%。从标定数据可以看出，目的产品收率及副产品收率，MIP工艺明显优于常规FCC工艺，由于MIP工艺强化重油裂解能力，使得油浆和回炼油变重，操作上油浆不回炼，回炼油比控制在0.1以下，导致柴油收率下降，液化气和汽油收率明显上升。此次标定总液体收率高于FCC标定但低于MIP设计值，原因是催化剂活性高，导致焦炭产率高。从表5中可以看出，标定考查的汽油烯烃体积分数为28.1%，低于FCC标定值，满足MIP工艺设计改造要求，但汽油RON为88.9，低于FCC标定值及MIP设计值。原因是一反出口温度没有达到设计值，一反

17、没有生成足够多的大分子烯烃，导致二反氢转移和异构化反应减弱。从表3中也可以看出，汽油中正构烷烃和环烷烃含量比FCC标定只略有下降，说明一反没有起到生成烯烃，限制正构烷烃和环烷烃生成的的作用，汽油中芳烃和异构烷烃分别比FCC标定上升了5.40%和4.93%,但烯烃下降了13.6%,导致汽油RON低于设计值。7各炼厂MIP工艺改造存在主要问题9MIP工艺改造设计上要求一反操作采用高温、短接触时间和大剂油比，低催化剂活性在短时间内将较重的原料油裂化生成烯烃，使烯烃没有时间在一反内进一步裂化，保留大分子的烯烃；二反操作在反应区扩经和半待生催化剂的作用下，采用较低的重时空速、较低的反应温度和较长的反应时

18、间，使烯烃发生异构化生成异构烯烃再进行氢转移生成异构烷烃或烯烃直接进行氢转移生成异构烷烃和芳烃，达到降低汽油烯烃同时保证汽油辛烷值保持不变或略有增加。7.1MIP工艺技术在大庆石化公司实际操作中出现的主要问题在实际操作中一反出口温度如提高510C，催化剂活性降低到63,汽油烯烃有上升趋势，汽油辛烷值有下降趋势，汽油烯烃对催化剂活性依赖较明显，说明二反没有起到应用的氢转移和异构化作用，二反循环斜管可能存在不畅问题。提高一反出口温度后，油浆密度进一步变重，分馏液位不好控制，有下降趋势，降低油浆外甩量会导致油浆滞留结垢堵塞现象。MIP工艺技术在锦西石化公司实际操作中出现的主要问题汽油辛烷值低、柴汽比降低是锦西石化重油催化裂化装置MIP技术应用后存在的主要问题在操作条件上要求高反应温度，控制在515525C,催化剂活性控制在5660；而锦西石化重油催化裂化装置为汽油生产方案，兼顾多产柴油，在操作条件上反应温度不宜太高，操作条件比较缓和。MIP工艺技术在中国石化天津分公司实际操作中出现的主要问题天津分公司催化裂化装置出现油浆固体物含量超高现象。经过有关技术人员分析,初步判断由于两种催化剂物化性能的差异,造成装置内原有的平衡剂和加人的新鲜剂之间的磨损,出现油浆固体物含量偏高的