提高柴汽比和轻油收率的几种方法

1、提高柴汽比和轻油收率的几种方法柴汽比是衡量炼油厂产品是否满足市场需求结构的重要指标之一，测算表明，柴汽比每提高01，汽柴油消费量可减少lw以上，因此，提高柴汽比具有较高的经济效益和社会效益。我国是发展中国家，应鼓励多消费柴油。从提高石油能源的总体利用价值的角度通过制定政策主动引导市场和企业，提高消费柴汽比，而不仅仅是被动地解决市场问题。1炼油厂加工方案上可采取的对策国内石油市场上的油品绝大部分由国内炼油厂提供，而且从经济角度看，即使进口石油也应以原油为主。因此，提高柴汽比的重点在炼油厂。从根本上，解决生产供应上的柴汽比问题对促进我国的经济发展具有战略性意义。下面就炼油厂多产柴油的若干途径的可行

2、性进行初步分析。11柴油产品标准和原油蒸馏方案通过比较我国和国外主要国家的柴油标准，从蒸馏温度的要求看，国内要求9o点温度不高于355（不分牌号，与国外标准大致相同，但是，我国原油大多较重，含蜡量又高，所以直馏柴油馏分必须切轻，国内生产0号柴油一般切到320330，而国外一般可切到365左右，这是由原油的性质决定的。因此，不能靠放宽柴油产品标准中的蒸馏温度来增加直馏柴油产量。 沿海有条件加工中东进口原油的炼油厂完全可多产直馏柴油。进口原油一般较轻，柴油馏分一般比国内原油大约高出“1015，因此，增加进口原油有利于提高柴油产量。12 二次加工装置多产柴油的条件我国炼油厂典型的二次加工装置有催化裂

3、化、焦化和加氢裂化。焦化装置和掺渣较多的重油催化裂化装置不能多产柴油，加氢裂化多产柴油将减少优质喷气燃料的生产，只有蜡油催化裂化有条件调整为柴油产品方案。一般汽油方案时柴汽比为 040. 5，柴油方案时则为0.60.7，柴汽比可提高0.2左右，效果明显。如果所有炼油厂的蜡油催化裂化或掺渣油较少的重油催化裂化都调整为柴油产品方案。全国炼油厂生产油品的总柴汽比可提高0.1015。13 改进加工装置构成，建设柴油生产装置根据我国原油含蜡量高、柴油馏分凝点容易超标的特点，应首先建设投资少、见效快的降凝装置，临氢降凝或非临氢降凝的技术、设备、催化剂等都已国产化，投资水平仅相当于同等规模的加氢精制装置，而

4、且，降凝原料大多是330 400馏分，进催化裂化等装置本来就难以裂化，降凝可谓一举两得。但目前这两种降凝装置年总能力仅二十几万吨，初步测算，有条件增加降凝装置能力400500万t/a，可使全国所产油品的柴汽比提高0.15-0.17。与此同时，应提高加氢裂化在炼油加工中的作用，西方国家炼油厂中加氢裂化装置能力所占比重远高于我国，主要在于提高柴汽比。适逢我国将增加进口原油加工，其中大部分为含硫原油，加氢裂化建设可把改进柴汽比和含硫原油加工两方面要求结合起来。14 慎重考虑增加重整装置生产汽油的总能力很多炼油厂研究加工方案时对石脑油馏分常常采用重整装置加工，甚至为上项目而不惜凑料，大量重整装置建设必

5、然导致汽油总量的增加。实际上，国内乙烯裂解等化工原料一直很缺乏，不仅现在很多乙烯装置在吃柴油等重馏分，而且，进口石脑油作乙烯料已纳入计划，总体来看，这相当于进口石脑油建重整装置。石脑油等低辛烧值组分作乙烯裂解原料也有利于消灭70号汽油等。另外，97号高档汽油在国内的消费量以及出口量都不会很大。因此，调整石脑油总的利用原则对改进化工原料供应及炼油厂柴汽比都是必要的。对已建成或即将建成的重整装置应考虑建设芳烃抽提装置以减少汽油总量。采取上述综合生产措施后，根据我国炼油厂的现状及进一步改扩建发展的可能性推测，炼油厂所产油品的柴汽比将能够提高。2.催化裂化装置提高柴汽比在国内石油石化系统，催化柴油产量

6、约占柴油总量的30。随着成品油市场需求的变化，柴油需求量不断上升。为满足市场对柴油的强劲需求，提高炼油厂经济效益，利用催化裂化技术增产柴油、提高柴汽比，越来越受到炼油工作者的重视。2.1 沧州炼油厂优化工艺条件 提高柴汽比沧州炼油厂60万t/a重油催化装置于1996年进行了多产柴油技术改造，在提升管安装了多层进料喷嘴，并对分馏塔进行了相应的技术改造，同时于1997年进行了催化裂化多产柴油工业试验，取得了满意的效果。以下就该装置自1997年以来应用的增产柴油技术进行简要论述。2.1.1应用mlc500多产柴油催化剂mlc500裂化催化剂是石油化工科学研究院（以下简称石科院）研制、齐鲁石化催化剂厂

7、生产的多产柴油催化剂。为增产柴油，减少中小分子裂化，在研制mlc500催化剂时，对分子筛的中孔进行适当扩孔，提高了吸附、脱附速度，并对其进行了酸性调变，削弱其酸性强度，降低二次裂化活性，抑制中间馏分的再次转化，以提高柴油产率，提高柴汽比。从标定结果可见，与空白标定（使用rhz300催化剂）相比，在主要操作条件基本相同，原料变重，残炭值由63上升到67 的情况下，柴油产率提高了191个百分点，柴汽比提高了近01，说明mlc500催化剂对增产柴油具有明显作用。2.1.2改变汽柴油切割点 拓宽柴油馏程改变汽柴油切割点，拓宽柴油馏程，对于提高柴油收率和柴汽比具有明显作用。在保持柴油凝点不变、闪点合格的

8、前提下，将正常情况下的汽油干点控制指标由197±6降低到185±6，并使柴油干点由355365拓宽至370375左右，柴油收率可提高23个百分点，柴汽比提高0.15左右。改变汽柴油切割点，拓宽柴油馏程是提高柴汽比的简便易行的有效措施。2.1.3应用组分选择性裂化工艺技术组分选择性裂化工艺是石科院开发的催化裂化多产柴油工艺技术，该技术是根据不同原料组分及其裂化难易程度，采取不同的进料方式和裂化苛刻度，并采取适度终止反应的措施，以减少中间馏分的再次裂化，达到增产柴油的目的。该厂重油催化装置由于当时条件所限，在1997年进行多产柴油工业试验时采用的是新鲜原料油（100ar）从提升

9、管下部第一层喷嘴注入，部分或全部回炼油从第二（或第三）层喷嘴注入的进料方式。在这种进料方式下，由于新鲜原料从第一层喷嘴注入，在较高反应苛刻度、较短剂油接触时间条件下（c/o810，t1s），重油大分子迅速裂化，同时由于上部回炼油的注入，使反应苛刻度迅速下降，迅速抑制了中间分子的再次裂化，达到增产柴油的目的。该装置通过应用组分选择性裂化工艺技术、使用mlc500多产柴油催化剂以及改变汽柴油切割点，拓宽柴油馏程等措施，经标定从物料平衡数据对比看，轻质油收率、总液收分别提高了325和463个百分点，柴油收率提高了862个百分点，柴汽比提高了044，达到127。2.1.4改变操作条件 降低反应苛刻度改

10、变反应操作条件主要是适当降低反应温度、催化剂活性或剂油比，即降低反应苛刻度、提高回炼比，这是传统的提高催化裂化柴油产率的措施。生产实践表明，反应温度由520降低到510；可使柴油产率提高1520个百分点，柴汽比可提高近0.1。降低反应苛刻度，提高回炼比对提高柴油产率和柴汽比具有明显效果。但降低反应苛刻度、提高回炼比会损失汽油辛烷值，降低装置加工能力、降低液化气产率，要根据炼厂经济效益来进行优化调整。2.1.5应用粗汽油预提升技术粗汽油预提升就是将分馏塔顶租汽油部分打回到提升管反应器底部，与预提升干气等共同作为预提升介质。使粗汽油在高温、高剂油比的较高反应苛刻度条件下进行裂化反应，在预提升干气的

11、存在下可减少粗汽油生焦。沧炼两套催化应用粗汽油预提升技术对提高柴汽比具有明显效果。由于部分租汽油进入提升管反应器底部，一方面进行高苛刻度裂化反应，生成部分液化气和干气，从而降低了汽油产率；另一方面部分粗汽油发生缩合反应生成少量焦炭，造成催化剂积炭，同时也降低了催化剂温度，从而降低了新鲜原料的反应苛刻度，可使柴油收率提高约24个百分点，柴汽比提高0102。另外，粗汽油预提升的应用，提高了预提升段催化剂线速，有利于催化剂的均匀分布，可改善原料油的接触反应条件，从而改善产品分布。1999年5月份在拓宽柴油馏程、提升管反应器出口温度下降5、催化剂活性降低4个单位、采用部分粗汽油预提升及加工焦化蜡油等综

12、合操作条件下，与1998年11月的常规操作条件相比，柴汽比提高04以上。2.1.6技术分析与讨论（1）应用mlc-500催化剂对催化裂化增产柴油具有明显作用，可使催化裂化柴汽比提高近01，同时，该催化剂具有水热稳定性好、机械强度高、抗重金属污染能力强、重油转化能力强等特点，是一种较好的重油裂化催化剂。 （2）改变汽柴油切割点，拓宽柴油馏程，可使催化裂化柴汽比提高015左右，是炼油厂增产柴油、提高柴汽比的简便易行的措施，具有明显的效果。 （3）降低反应苛刻度，提高回炼比对提高柴油产率和柴汽比具有较好的效果；应用组分选择性裂化工艺技术，与传统的利用降低反应苛刻度来提高柴油产率的措施相比，可以做到在

13、不降低催化汽油辛烷值和装置处理能力的前提下达到增产柴油、提高柴汽比的效果。通过应用组分选择性裂化工艺技术。使用mlc-500多产柴油催化剂以及改变汽柴油切割点、拓宽柴油馏程等措施，经标定物料平衡数据对比看，轻质油收率、总液收分别提高了325和463个百分点，柴油收率提高了862个百分点，柴汽比提高了0.44，达到127。 （4）应用粗汽油预提升技术，在降低汽油产率的同时，可以提高柴油产率24个百分点，提高柴汽比01015，并可提高液化气产率。 重油催化装置通过上述综合措施的应用，使柴油产率和柴汽比明显提高，柴汽比达到l3以上。催化裂化柴汽比的提高对提高全厂柴汽比有明显效果，沧炼两套催化通过应用

14、增产柴油技术，使全厂柴汽比明显提高。在直馏石脑油外销停止生产低标号汽油的情况下，全厂柴汽比达到20以上。2.2燕化2 mt/a重油催化裂化装置增产柴油的技术措施北京燕山石油化工股份有限公司（燕化）2 mt/a重油催化裂化装置以大庆原油的减压馏分油掺炼60减压渣油为原料，是目前国内最大的重油催化裂化装置之一。该装置采用同高并列式两段再生技术，提高了再生器的烧焦效果，再生剂定碳一般在005以下。提升管采用新鲜原料分层进料方式、终止剂技术、新型高效雾化喷嘴以及提升管出口粗旋快分等一系列先进技术，有效地降低了提升管反应器内的二次裂化，提高了原料与催化剂的混合温度，为增大剂油比提供了有效手段，也为通过工

15、艺调整增产柴油创造了更大的调节空间。为此，1999年在该装置上进行了增产柴油的技术攻关，并在实践中摸索出一系列适合于该装置的增产柴油措施。通过半年多的操作条件优化和调整工作，柴油收率提高了将近7个百分点，收到了良好的效果。2.2.1调整和优化工艺条件，增产柴油催化裂化反应是平行顺序反应，柴油为中间产物，其收率受反应深度的影响很大，因此增产柴油的措施往往从降低反应深度入手。2.2.1.1改变下层进料喷嘴的进料量该装置提升管采用多层进料喷嘴，其中下层两个新鲜进料喷嘴距第二层新鲜进料喷嘴为732 m，根据测算，该段反应时间为ls左右。这样设计的目的是为了增加液化气及丙烯收率。但由于原料反应时间较长，

16、反应深度较高，不利于增产柴油。因此将该喷嘴的原料注入量由占总新鲜进料的25降低到175，虽然液化气收率有所下降，却保证了丙烯在液化气中的高含量（40左右）。下层进料量调整以后，进料后的线速略有下降，但提升管下部的密度变化相同，即未影响该部分的流化。变化较大的是新鲜进料与再生催化剂的混合温度，均提高20，使原料的汽化速度提高。热裂化速度的增大，导致干气产率升高。调整下层原料量后，干气产率增加0.9个百分点，液化气减少1.09个百分点，汽油虽然降低078个百分点，但柴油收率提高了185个百分点，轻油收率增加了107个百分点。从总液体收率的变化来看，调整前后几乎没有变化。2.2.1.2降低提升管出口

17、温度降低提升管出口温度主要是为了减少二次裂化的发生，降低反应深度，提高中间馏分的收率。该催化裂化装置通过多次调整，提升管出口温度由原先的510降低到496。同时，通过提高终止剂的注入量（由15t/h提高到24t/h），使进料段的油剂混合温度得到提高，在一定程度上实现了高温、短反应时间。2.2.1.3大回炼比操作大回炼比操作实际是反应深度的降低，同样限制了处理量的增加。由于受装置自身条件如烧焦负荷的限制，当油浆回炼量增大时，会使掺渣比下降。该装置在5kt/d、掺渣比60%操作时，在低的反应温度（498）下，油浆回炼量超过40t/h时，油浆密度大多在10 gcm3左右，回炼的油浆大都生成焦炭，使烧

18、焦负荷大幅度提高，如不及时降低渗渣比或提高主风量，会很快发生炭堆积；如果提高主风量，会导致主风机负荷增大，增加中压蒸汽和电的消耗。同时，焦炭产率升高，装置能耗增加，但柴油收率提高甚微，得不偿失。因此，在实际操作中不是回炼比越大越好。随着回炼比的增大，实际风量要比设计的风量大，且二再烟气氧含量下降，说明烧焦负荷增大。此时应在主风总量不变的情况下，相应增大再生压力，增加氧分压，提高烧焦强度，否则易发生炭堆积。2.2.1.4控制适宜的平衡剂活性控制适宜的、较低的平衡催化剂活性的目的是为了在实际操作中，当处理量较低，如低于80负荷状况下采用高回炼比的操作，使提升管反应器内保持正常的线速和反应停留时间。

19、但在高处理量下，使用低活性平衡催化剂必须降低回炼比，否则不能维持大处理量。该装置在80负荷下回炼油加回炼油浆一般在100t/h左右，回炼比达05以上；但在95负荷状态下，回炼比最大为 03。另一方面，在其它操作条件不变的情况下，控制适宜的、较低的平衡催化剂活性可降低反应深度，若恢复到正常反应深度，需提高剂油比，这样就增加了油剂接触机会，提高了反应的选择性，降低了焦炭产率，提高了目的产品尤其是柴油的收率。2.2.2优化分馏塔操作，拓宽柴油馏程所谓拓宽柴油馏程，是指在保证柴油凝点及闪点两项主要质量指标合格的情况下，通过降低柴油初馏点和提高柴油干点来达到增产柴油的目的。拓宽柴油馏程的方法主要靠优化分

20、馏塔操作来实现汽油干点的降低和柴油干点的提高。这一方法可与反应调整同时进行，也可在反-再系统不作大的调整情况下单独使用，实践证明该方法直接简便，效果明显。燕化2mt/a催化裂化装置分馏塔通过调整操作，汽油干点由195200降至175180，柴油初馏点由200210降至180190，柴油350馏出98降至93%左右。2.2.2.1降低分馏塔顶温度，降低汽油干点使原汽油中的“尾部”组分进入柴油即可增加柴油收率，同时由于部分重汽油被切割出去，汽油干点由195200降至180185，汽油的研究法辛烷值也可提高1个单位。在调整过程中，应适当往塔顶注入冷回流，这样不但可以提高塔顶汽油组分分压，还可防止顶回

21、流返塔温度过低而导致顶回流带水，造成顶回流泵抽空，同时防止顶部塔盘结盐结垢。一般顶回流返塔温度控制在7585。2.2.2.2提高柴油抽出温度和一中段抽出温度受一中回流的影响，分馏塔1316层塔板分馏效果较差，主要是传质过程，如果不提高13层塔板温度，即使是17层塔板柴油抽出温度再高，由于16层塔板上的组分偏轻，柴油干点提高也较小，柴油凝点会偏低。而可以进入回炼油的柴油组分则不能够被拔出，造成柴油的损失。因此在控制柴油干点时应把13层塔板抽出温度作为一个受控指标来控制。 经过上述调整后，回炼油馏程发生了较大的变化，初馏点从315提高到354，提高了近40，说明回炼油中的柴油组分基本上全部进入了0

22、号柴油中。2.2.2.3优化柴油汽提塔汽提蒸汽量在保证最低的柴油闪点要求下最大限度地降低柴油初馏点，为在保证柴油凝点的前提下最大限度地提高柴油干点创造条件。2.2.2.4控制生产10号柴油，以最大量地抽出柴油组分在实际操作中发现，受内回流的影响，如果一味提高10号柴油收率，会影响0号柴油的凝点，则必须降低0号柴油的干点以保证凝点合格。通过经验发现控制10号柴油收率在10%左右时，能够在保证10号柴油闪点合格的情况下最大限度地生产柴油，从而使总柴油收率提高，同时有利于降低汽油干点。按上述方法调整的结果，能够最大限度地拓宽柴油馏程，提高柴油收率。但是在工艺调整中，应该注意以下几个方面：（1）注意对

23、分馏塔顶最低温度的限制，防止塔顶结盐。为了安全起见，塔顶温度一般应比计算温度高至少2。 （2）当分馏塔顶温度在较低温度控制时，会导致顶回流循环取热负荷大，返塔温度低，容易造成顶循环抽出斗存水。为了防止顶回流泵抽空，适当注入冷回流，降低顶回流的取热负荷，提高其返塔温度，同时增加塔顶32层塔板的汽油组分分压，起到了“下压”汽油的作用。 （3）10号柴油抽出量要严格控制，否则会影响0号柴油凝点。如果处理量和反应深度变化必须同时调整10号柴油抽出量。当然，10号柴油抽出量还与0号柴油的抽出温度密切相关，只要二者控制合理，可以保证0号柴油凝点卡上限控制，保证柴油产率最大。 （4）拓宽0号柴油馏程后，柴油

24、胶质含量升高，必须经过加氢精制才能够送往罐区调合出厂。 由于上述各种操作调整是同时进行的，没有单独对某一个操作变量进行标定，因此不能够分别用数据表示交通规则增产柴油的作用。从操作条件看，实施增产柴油方案后，虽然反应温度下降，但剂油比和油剂混合温度提高了，提升管进料段混合温度提高了约30，造成干气产率升高。从增产柴油措施实施前后的物料平衡可见，柴油收率提高698个百分点，汽油收率下降556个百分点，总轻油收率提高142个百分点，液化气收率下降229个百分点；总液体收率减少087个百分点；干气产率升高160个百分点；焦炭和油浆产率略有下降。因此，工艺调整在总的液体收率降低较小的情况下，柴油收率提高

25、近70个百分点，达到了增产柴油的目的，效果非常明显。通过以上调整，产品质量，尤其是汽、柴油质量发生了较大的变化。从调整前后汽、柴油性质分析：由于重汽油被切入柴油，稳定汽油干点下降，其ron提高1 个单位，胶质减少。对柴油而言，由于实施增产柴油方案后开始生产10号柴油，与调整前相比，柴油馏程变宽，不但部分重汽油组分进入柴油，而且部分回炼油馏分也进入柴油，提高了柴油收率。2.2.3技术总结采用控制平衡催化剂的活性，提高剂油比，增大回炼比，降低提升管出口温度，降低反应深度，可以达到提高柴油收率的目的。其负面影响是由于降低了单程转化率，导致回炼比的增加，会影响装置处理能力及增加能耗。对主分馏塔操作的优

26、化，卡边切割汽、柴油馏分，并通过提高回炼油初馏点，尽量拔出回炼油中的柴油组分，再适当拓宽柴油馏程、提高凝点、降低闪点，相应降低汽油干点（汽油干点降至175180，柴油闪点降至65），最后使该催化裂化装置的柴油收率提高了将近70个百分点。通过拓宽柴油馏程，还降低了汽油干点，提高了汽油研究法辛烷值。2.3石家庄炼厂提高柴汽比的工业探索 中国石化石家庄炼厂套08 mt/a rfccu，在第二周期（1996年3月8日至4月28日）约两个月的试生产中，积极进行了提高柴汽比的工业探索：适宜降低反应深度；优化反应相关操作条件；分馏塔各馏分的合理分配；稳定系统操作参数的调整。从而使柴油产率从21提高到30，汽

27、油产率约下降8个百分点，总液体产率基本维持在80以上，取得了较好的经济效益和社会效益。2.3.1提高柴汽比的可行性分析该装置反再系统属同高并列提升管fccu。再生系统采用带预混合管烧焦罐式高效完全再生，并设置下流式外取热器。该装置具有以下几个特点：受全厂物料平衡的制约，装置负荷偏低，仅为设计处理量的60w70w；原料油性质相对较差：残炭值接近6w，氢含量不大于13w，重金属镍含量较高；目前生产属汽油方案，但由于受原料性质、处理量、反应深度等因素的影响，轻质油产率未达到最佳值；由于生焦偏高，导致再生器热负荷接近上限，催化剂的水热失活相对严重。 总之，在处理量偏低和各方面操作条件远离设计参数的工况

28、下，片面追求原设计的高产液化气和汽油的方案，势必带来产品分布不理想、生焦偏高、催化剂严重失活等弊端，如何在现有条件下求得较理想的产品分布，已是亟待解决的问题。综合该装置的操作现状，采用柴油方案，提高装置柴汽比是完全可行的。这是因为： （1）原料不足，为柴油生产方案所要求的“降低反应深度，大回炼比操作”提供了必要的条件。 （2）为了保证低负荷状态下两器的正常流化，掺入 50的共y15催化剂，该剂虽然在高温完全再生条件下失活较快，但恰好满足了低反应深度所必须的低催化剂活性。 （3）反应温度、压力、原料预热温度，以及反应用蒸汽等条件均有较大的调节余地。 （4）从典型的产品性质可以看出：汽油干点基本接

29、近上限，约有10范围的馏分可以切入轻柴油中；柴油的凝点与控制指标上限仍有约5的可调范围；闪点较控制指标高出约30，调节潜力较大；稳定汽油蒸气压仅有58kpa,完全有条件把液化气中的部分c4组分压入其中，并采取相应调整手段以保证产品质量合格。（5）分馏塔各中段回流操作及稳定系统关键参数均有较大的调节余地。（6）随着气温的转暖（在辅助加入轻柴油降凝剂以保证产品质量合格前提下），适当提高轻柴油凝点指标是可行的。 （7）石化总公司所采取的政策性调价已使多产柴油的方案经济性趋于合理。 综合以上分析可以看出，实施多产柴油的方案在技术上经济上是完全可行的。2.3.2具体方案实施的三个阶段2.3.2.1调整反

30、再系统操作在方案实施的第一阶段，缓慢调整反再系统操作，变多产汽油和部分油浆外甩方案为多产柴油、大回炼比、油浆全回炼方案，具体措施如下： （1）首先逐步降低催化剂的置换速率，待回炼油液面上升时加大回炼量，外甩油浆全部改入提升管，并视反再热平衡情况酌情降低处理量。 （2）在保证剂油比基本不变的前提下，降低原料预热温度（由220降至160180），同时反应温度由505降至 495左右。此间应注意两点：维持剂油比基本不变，以保证催化裂化反应占主导地位，尽可能避免产生过度热裂化；采用两项措施以防止生焦过度增加，一是提高雾化蒸汽量，提高喷嘴的线速以强化雾化效果；二是在两器流化允许的条件下，降低反应器压力，

31、缩短反应时间，以降低生焦。 （3）为防止由于水热失活造成热崩溃而引起的催化剂细粉过度流失，将三旋回收下来的催化剂细粉（20m、定期全部返回再生器。这样做有两点好处：保证了两器正常流化所必须的催化剂细粉含量；可以减少新鲜催化剂的补充量，维持较低的催化剂活性，减少剂耗。2.3.2.2调整分馏系统各馏分的合理分配在方案实施的第二阶段，主要的调整分馏系统各馏分的合理分配。根据气候情况，结合降凝剂的合理应用，在保证最终调合产品质量指标合格的前提下，将fccu 0号柴油凝点控制指标放宽土4，这使得柴油馏分中允许切入部分重柴油馏分，结合分馏塔的操作状况具体采用以下步骤： （1）降低分馏塔顶温度，使其汽油干点

32、指标按下限控制。由于装置负荷偏低，同时油气中又带有较多的蒸汽组分，为防止顶循环泵抽空，此步骤宜以冷回流为主，调节参数并辅以顶循环回流微调。 （2）将一中循环量适当下调，同时提高返塔温度，使重柴油中轻组分切入轻柴油中。 （3）将二中循环量适当下调，并进行温度调整，将回炼油中的轻组分拨出。 （4）适当加大油浆上返塔量以保证油气洗涤效果。 （5）轻柴油汽提塔液面适当上调，轻柴油汽提蒸汽酌情减少，以控制轻柴油闪点为上限。此阶段调整应注意：各步调节应缓慢微调，防止出现分馏塔中部负荷偏大导致“冲塔”等大幅波动。由于操作趋于卡边，此时，为防止出现质量事故，有关质量分析部门应相应增加关键项目的分析次数。2.3

33、.2.3调整稳定系统操作条件在方案实施的第三阶段，主要是调整稳定系统操作参数，将液化气中部分c4组分切入汽油中。主要手段是：将稳定塔顶回流比由原来的2.22.3提高至2.62.7，塔底温度可根据蒸汽的蒸气压力变化（卡上限操作）酌情提高约5。此阶段调节须注意塔顶冷凝冷却器的负荷应随之调整以防止外排不凝气损失液化气产率。经过调节，基本上能使汽油的产率绝对值提高0510。2.3.3实施效果经过多产柴油方案的综合调整：轻柴油产率可提高约8，轻质油产率略有下降。但作为综合评价指标的总液体产率仍基本维持在80左右；常规产品质量分析项目均合格，但依据目测即可明显判断出柴油的颜色很快变黄，采样静置24小时后即

34、由浅黄色变成酱油色。这说明柴油的抗氧化安定性较调整前变差，须经加氢精制加以改善。由此可以初步得出这样一个结论：对低负荷的fccu在保证总液体产品产率基本不变的前提下，采用较为缓和的反应条件，并辅以分馏稳定系统的精心调整，较大幅度提高轻柴油产率是完全可行的。就中国石化石家庄炼厂套rfccu来说，当处理量仅为设计负荷的6070时，通过综合调整，轻柴油产率可提高约8，柴汽比可由0453提高至0 753，经济效益及社会效益均佳，取得了较为满意的结果。但由于工业试生产时间偏短，初步摸索出来的多产柴油方案有待进一步完善。2.4洛阳石化总厂重油催化裂化装置增加柴汽比洛石化有两套14mta重油催化裂化装置(r

35、fcc)，全部加工常压重油，这种工艺路线适宜多产汽油，但限制了全厂柴汽比的增加。rfcc装置正常情况下的柴汽比为0.600.63。常压蒸馏石脑油如不调合汽油，全厂柴油产量和柴汽比的大小就取决于催化裂化装置的汽、柴油的产量。2.4.1压低rfcc汽油干点增产柴油rfcc汽油干点一般控制在192200。实施增产柴油方案时，首先调整分馏塔塔顶温度，压低了汽油干点。1998年11月开始逐步降低催化裂化分馏塔顶温度，第一套rfcc装置的塔顶温度从115降至102。降温后分馏塔出现结盐情况，因而必须严格控制原油电脱盐质量，使脱后含盐量不大于2.5mg/l，保证了生产的平稳状态。调整后的第一套rfcc装置汽

36、油干点为186，第二套rfcc汽油装置汽油干点为181。经生产标定，汽油干点由191降为181，rfcc装置柴油收率上升了2.02.5个百分点，汽油辛烷值由905上升到908。2.4.2开发使用cc20d（ly）增产柴油催化剂第二套rfcc装置从1999年3月15日开始应用cc2od（ly）增产柴油催化剂，该剂为石油化工科学研究院与洛阳石油化工总厂共同开发，到1999年5月1日累计加入180t，占系统总藏量50以上。在其它条件相同，反应温度略有下降的情况下，使用cc2od（ly）催化剂可增产柴油4.07个百分点，产品质量合格。因此，从装置操作、产品分布和产品质量等方面，使用cc2od（ly）催

37、化剂后，都取得了较为满意的效果。另外，液化气收率虽略有下降，但丙烯含量由原来的36.8上升到42，保证了化工装置的满负荷运行。由此看来，cc2od（ly）催化剂是一种较好的增产柴油催化剂。2.4.3技术措施落实的效果过采用以上技术措施，继1998年柴汽比达到170后，1999年3月又达到195（rfcc汽、柴油收率（对原油）分别为20、176，常压蒸馏装置的柴油收率为214。2.5石科院mgd技术增加柴汽比石油化工科学研究院（以下简称石科院）通过对催化裂化反应机理、渣油催化裂化特点以及汽油组分反应规律的研究，开发了在现有提升管fcc装置上同时增产液化气和柴油的新技术，即mgd技术。该技术经过大

38、量的中小型试验以后，于1999年分别在中国石化股份有限公司广州分公司（以下简称广石化）和中国石化股份有限公司福建炼油化工有限公司（以下简称福炼）进行了工业应用试验。2.5.1 mgd工艺技术的构思及反应原理催化裂化反应是平行-顺序反应，在通常的催化裂化反应条件下，在最大柴油产率、较低反应深度下，液化气的产率不会很高；而在液化气产率较高，较高反应深度条件下，柴油产率较低。因此在通常的催化裂化装置上很难同时多产液化气和柴油。 mgd技术是将上述催化裂化的反应机理和渣油催化裂化的反应特点、组分选择性裂化机理、汽油裂化的反应规律，以及反应深度控制原理的多项技术进行有机结合，从而对催化裂化反应进行精细控

39、制的一项新技术。该技术将提升管反应器从提升管底部到提升管顶部依次设计为4个反应区：汽油反应区、重质油反应区、轻质油反应区和总反应深度控制区。 （1）汽油反应区 由于汽油馏分对于催化裂化原料而言，属于较难裂化的小分子，因此将该馏分注入操作条件很苛刻的汽油反应区与高温的再生催化剂反应，反应的主要产物为液化气。由于此反应区操作条件苛刻，汽油会裂化生成一部分非目的产品干气和焦炭，因此优化此反应区的操作参数对于在保证生成一定液化气的同时尽量降低干气和焦炭产率至关重要。 由于再生催化剂与汽油馏分反应生成一定的焦炭，同时汽油馏分的升温和裂化的吸热，离开该反应区的催化剂活性有一定降低，温度也有一定的降低，这种

40、“催化剂”十分符合重质油反应区的反应环境要求。 总之，通过汽油反应区的反应，一方面生成大量的液化气，另一方面为重质油反应区提供了较好的催化剂条件。 （2）重质油反应区 来自汽油反应区的催化剂温度比再生催化剂温度低，催化剂活性也略有降低。这本来对渣油的转化不利，但是由于mgd技术将原料油中的一部分轻质原料移到轻质油反应区，使重质油反应区的剂油比大幅度提高，造成整个重质油反应区的环境对渣油的转化十分有利，一方面保证渣油的转化，另一方面重质油裂化生成的焦炭和干气的产率都会降低。另外根据重质油的反应机理适当控制该反应区的停留时间，能在保证渣油转化的同时使柴油馏分最大量地保留。 （3）轻质油反应区 轻质

41、油反应区的作用是终止重质油反应区生成物的反应，使重质油裂化生成的柴油馏分最大量保留，并使轻质油在缓和的环境里反应，也十分有利于柴油馏分的生成和保留。 （4）总反应深度控制区总反应深度控制区的作用在于通过注入一定量的急冷介质，控制停留时间。剂油比、反应温度以及剂油初始接触温度来控制整个提升管反应器的反应深度。通过以上4个反应区的设计，mgd技术可以在通常的催化裂化装置上多产液化气和柴油，与此同时该技术还保留恢复通常的催化裂化操作的灵活性。2.5.2 mgd工艺技术在广石化重油催化裂化装置上的应用中国石化股份有限公司（简称广石化）重油催化裂化装置设计处理能力为1mt/a,反应再生系统属由两段再生、

42、提升管反应器组成的三器并列重油催化裂化装置。在1999年4月装置大修期间，按照mgd技术的要求，对重油催化裂化装置进行了改造。与通常的催化裂化工况相比，mgd工况柴油产率和液化气产率分别增加4.01和4.09个百分点；“干气+焦炭”增加了0.81个百分点；总轻烃液收降低0.85个百分点；汽油研究法辛烷值和马达法辛烷值分别提高了0.4和0.9个单位，汽油荧光法烯烃含量降低11.6个百分点。由此可见，mgd技术可以同时大幅度提高液化气和柴油的产率，提高催化裂化柴汽比，受汽油再裂化生成的干气和焦炭影响，干气和焦炭产率均增加，特别是干气的增加幅度较大。由于mgd技术存在这样的反应特性，石科院研制了配套

43、的催化剂rgd1以缓解这一矛盾。2.5.3 mgd工艺技术在福炼重油催化裂化装置上的应用中国石化股份有限公司福建炼油化工有限公司（简称福炼）重油催化裂化装置处理能力15mt/a 。属于两器两段再生、与反应沉降器组成三器并列布置的流化催化裂化装置。福炼在1999年9月在催化裂化装置检修期间，对反应系统进行了改造，以适应mgd工艺技术的要求。与通常的催化裂化工况相比，mgd工况液化气产率增加l30个百分点，柴油产率增加 528个百分点；汽油产率降低了 605个百分点，干气产率相当，焦炭产率增加040个百分点；汽油烯烃含量降低90个百分点，ron和mon分别增加0.7和0.4个单位。由此可见，使用专

44、用催化剂rgd1和mgd工艺相结合，可以在大幅度提高液化气和柴油产率的同时使干气和焦炭产率的增加幅度较小，总轻烃液收相当。由于进行了mgd技术改造，在生产过程中，以上两套重油催化裂化装置可以根据市场液化气、汽油和柴油的需求和价格的变化情况，灵活调整生产方案。日常生产统计表明，从最大“液化气+柴油”收率生产方案转换为通常的催化裂化的最大轻质油收率方案或从通常的催化裂化的最大轻质油收率方案转换为最大“液化气+柴油”收率生产方案十分迅速，一般在生产方案调整后8-24h产品分布即发生很大变化，较大地提高了适应市场需求变化及时调整产品结构的能力，为进一步提高经济效益，满足社会需求提供了一条有效的工艺途径

45、和技术措施。2.5.4技术应用结论（1）mgd技术是将催化裂化的反应机理和渣油催化裂化的反应特点、组分选择性裂化机理、汽油裂化的反应规律以及反应深度控制原理多项技术进行有机结合，从而对催化裂化反应进行精细控制的一项新技术。 （2）mgd技术的中型小型和工业应用试验结果表明：在催化裂化装置上经过改造，可以同时多产液化气和柴油，液化气产率可以增加1350个百分点，柴油产率可以增加 3050个百分点。在汽油的烯烃含量降低90110个百分点的同时，ron和mon分别可提高 02 07和 0409个单位。 （3）mgd技术的工业应用试验表明，它具有高度的操作灵活性和产品灵活性，可以进行多种方案的操作，各

46、操作方案的调整十分方便，而且调整时间很短，一般在824h产品收率即可有很大变化。炼油厂可根据市场需求选择不同生产方案，灵活调整产品结构。2.6石科院mdp技术增加柴汽比石油化工科学研究院在传统的增产柴油工艺技术的基础上开发出催化裂化增产柴油的新工艺mdp。该工艺主要具有以下特点：（1）可以加工重质、劣质的催化裂化原料；（2）采用配套研制的增产柴油催化剂，且维持平衡剂的活性适中；（3）应用原料组分选择性裂化技术，将催化裂化原料按馏分的轻重及其可裂化性能区别处理，在提升管反应器的不同位置注入不同的原料组分，使性质不同的原料在不同的环境和适宜的裂化苛刻度下进行反应；（4）采用较为苛刻的裂化条件和适宜的回炼比，装置的加工量和汽油的辛烷值不会受到影响。该项技术在沧州炼油厂重油催化裂化装置上进行过工业试验，取得了不错的效果。3. 常压蒸馏装置提高柴汽比洛石化现有一套5mt/a常减压蒸馏装置，加工中原、吐-哈和塔里木原油，3种原油的加工比例为40：20：40。加工混合原油则各馏分收率分别为：石脑油1330，煤油1061