增产汽油技术和措施

李 永 林

（中国石油化工股份有限公司炼油事业部，北京100728）

增产汽油技术和措施

李 永 林

（中国石油化工股份有限公司炼油事业部，北京100728）

炼油厂通过优化产品结构增产汽油是当前及今后较长时期满足市场需求、提高经济效益的主要任务。结合C公司的实际情况，论述了增产汽油的各种技术、潜力及优化措施。增产汽油需要应用新工艺、新催化剂，并结合炼油厂的总流程和工艺装置特点，优化加工流程、生产方案、装置操作条件和汽油调合配方，且需协调炼油、化工板块的生产需求，发挥板块间的协同作用，才能达到增产、增效的目的。

增产汽油 LTAG FDFCC FD2G RLG 烷基化 异构化 醚化

近年来，随着家用轿车的逐渐普及，国内市场的汽油消费量明显增长。2016年前三季度，国家统计局发布的汽油表观消费量同比增长8.3%，柴油表观消费量同比降低3.1%，消费柴汽比为1.39。由于柴油消费量见顶，炼油厂通过调整产品结构来降低柴汽比，所采取的措施主要为：加大新工艺、新催化剂的应用力度；改造和优化利用存量资产；优化炼油厂生产方案和操作条件等。据统计，2014年、2015年和2016年某石化公司（以下简称C公司）炼油厂的平均柴汽比分别是1.45、1.30和1.19。预计到2020年国内市场消费柴汽比将降低到1.13，2025年进一步降低到1.03。由此可见，增产汽油面临较大的压力。

1 增产汽油的潜力

1.1 利用C4～C6资源增产汽油

在满足国Ⅵ排放标准的汽油（国Ⅵ汽油）标准征求意见稿中，汽油中烯烃体积分数限制在15%以下，芳烃体积分数限制在35%以下，苯体积分数限制在0.8%以下，汽油的50%馏出温度限制在110℃以下。烷基化油、甲基叔丁基醚（MTBE）和异构化油是无芳烃、无烯烃、无苯、50%馏出温度低的汽油调合组分，除异构化油的雷德蒸气压较高（95～110kPa）外，其它两种组分的蒸气压均较低，是理想的汽油调合组分。

C公司现有两套烷基化装置运行，产量约100 kt/a。若该公司的醚后C4资源全部转化为烷基化油，产量可达约4.2Mt/a，只占该公司汽油总产量的7.5%，而美国汽油池中烷基化油的比例为12.5%［1］，由此可见烷基化油有较大的增产空间。

C公司炼油板块的MTBE产量约1Mt/a。汽油平均氧含量约为1%，如果平均氧含量提高到2%，则MTBE调入量可增加约3Mt/a，汽油总产量可增加5.4%。由于C公司催化裂化液化气中的异丁烯组分大部分已用于生产MTBE，要增产MTBE，必须采用新技术以解决原料来源问题，如丙烷、丁烷脱氢生产丙烯和MTBE、异丁烷＋丙烯共氧化法生产环氧丙烷和MTBE等。

部分炼油厂由于催化裂化液化气外销，生产MTBE和烷基化油的原料不足，为了应对汽油质量升级，可考虑建设催化裂化轻汽油醚化装置。轻汽油醚化能将占催化裂化汽油总量3.5%的甲醇转化成汽油，同时轻汽油RON提高2个单位，全馏分汽油的烯烃体积分数下降8%～10%。C公司年产约30Mt催化裂化汽油，轻汽油全部醚化后增产量也只有1Mt/a，因此只宜建设少数轻汽油醚化装置，作为汽油质量升级的辅助手段。

异构化油能提高汽油的前端RON，改善发动机的启动性能，是优质的汽油调合组分。美国汽油池中异构化油占6%、欧洲汽油池中异构化油占12%左右［1］，C公司汽油池中异构化油所占比例不到0.02%，但异构化油的原料轻烃包括轻石脑油（常减压蒸馏、加氢精制石脑油）、重整拔头油、重整戊烷油和加氢裂化轻石脑油，目前已作为汽油调合组分，或作为蒸汽裂解制乙烯原料。因此增产异构化油不能增产汽油，只能起到提高汽油前端RON、降低50%馏出温度的作用。

1.2 利用石脑油资源增产汽油

由于以页岩气、油田伴生气为原料的乙烯生产装置增加，预计部分石脑油资源将从用作蒸汽裂解制乙烯原料改作重整原料。同时随着对二甲苯（PX）、喷气燃料的需求增加以及车用柴油质量升级，加氢裂化产能将逐步增加，将尾油送至乙烯生产装置，可替换出部分石脑油进重整装置。上述因素将使得可用石脑油资源量增加，从而具备建设连续重整装置的条件。重整汽油的特点是高芳烃、无烯烃、蒸气压低、50%馏出温度较高。目前C公司汽油池中的芳烃含量已较高，特别是高标号汽油，大部分炼油厂汽油中的芳烃体积分数已接近35%的上限，部分炼油厂还需要外销芳烃，芳烃含量才能合格。目前汽油池中只有调入烷基化油、MTBE后，才能调入更多的重整汽油。估计最多可新增重整汽油（脱除苯）约6.88Mt/a，增产潜力约12.3%。

1.3 催化裂化柴油生产汽油

催化裂化柴油的芳烃含量高、密度大、十六烷值低，尤其MIP柴油，芳烃含量达70%以上、二环以上的芳烃含量超过60%，单靠加氢精制或加氢改质，不仅氢耗大，且很难使十六烷值达到普通柴油的标准要求。催化裂化柴油芳烃含量随馏程的变化如图1所示。

图1 催化裂化柴油的芳烃分布

利用催化裂化柴油芳烃含量高的特点，把双环以上的芳烃加氢成环烷芳烃，环烷再开环，生成BTX（苯、甲苯、二甲苯）或高RON汽油调合组分，则是近年来国内外研究开发的重点。目前已工业化的工艺主要有3种：①催化裂化柴油加氢后进催化裂化装置回炼增产汽油；②新建中压加氢裂化装置，单独加工催化裂化柴油，增产高芳烃、高RON汽油调合组分；③新建中压加氢裂化装置，生产BTX［2］。

C公司的催化裂化装置加工能力约为70 Mt/a，柴油收率平均为22%，年产约15Mt催化裂化柴油。按催化裂化装置富余加工能力3.5Mt/ a、2t催化裂化柴油替换1t渣油进催化裂化装置或3t催化裂化柴油替换1t蜡油进催化裂化装置计算，理论上最多产汽油约5Mt/a，增产潜力约8.93%，可消耗催化裂化柴油9.1Mt/a，占总量的60%，剩余40%的催化裂化柴油通过新建中压加氢裂化装置增产汽油，增产量约2.4Mt/a，增产潜力约4.29%。

综上所述，通过增产烷基化油、MTBE、重整油和催化裂化柴油转化，汽油增产潜力为15.62 Mt/a（28.42%）。若国内汽油消费量年均增加8%，即使发挥最大的增产汽油潜力，也仅能满足未来3～4年的汽油产量需求。可见若没有新增产能，增产汽油面临巨大压力。

2 增产汽油技术

2.1 烷基化技术

烷基化技术主要分为液体酸法和固体酸法两大类。液体酸法有氢氟酸法、硫酸法和离子液体法，液体酸烷基化法催化剂的酸强度较高，反应温度较低，维持液相反应所需的压力较低，生产的烷基化油辛烷值较高。而固体酸法由于绿色环保，则是目前研究的重点。

中国石油大学开发的复合离子液体烷基化（CILA）技术采用氯铝酸作为催化剂，在山东某化工公司已实现工业化应用。与硫酸法烷基化技术相比，离子液体法中的酸无需再生、投资低、具有环保优势，但存在催化剂离子液体的价格偏高等不足。

固体酸烷基化法具有生产过程无废酸排放、无污染、无设备腐蚀等优点，代表了烷基化技术的发展方向。山东某炼油厂采用Lummus技术建设的一套100kt/a固体酸烷基化装置已投产。中国石化石油化工科学研究院（石科院）也在自主开发固体酸烷基化技术，目前正在开展工业侧线试验。固体酸烷基化法没有产品的后续处理以及废酸回收等过程，设备投资和维护费用低于液体酸法。但固体酸烷基化法对原料要求较高，采用贵金属催化剂，催化剂需频繁再生，催化剂成本与装置能耗比液体酸法高。

由于安全方面的担心，美国及欧洲已不再建新的液体酸法烷基化装置，而是转向新的替代技术，如间接烷基化法、固体酸烷基化法、离子液体法和丁烷氧化脱氢法［3］。

间接烷基化［1，4－5］是指异丁烯二聚生成异辛烯，然后异辛烯加氢得到异辛烷的过程［4］。间接烷基化装置可由MTBE装置改造后建成，该法生产的异辛烷与直接烷基化法相比，RON和MON更高，雷德蒸气压更低。间接烷基化技术采用的固体酸叠合催化剂已经成熟，叠合和加氢过程均环境友好，总体投资少，产品质量更好，缺点是氢耗较大。

2.2 PO＋MTBE技术

利用异丁烷和丙烯共氧化法生产环氧丙烷（PO）并联产MTBE是目前大规模生产MTBE的一种技术［5］。该技术的专利商是美国Lyondell公司和Huntsman公司。Lyondell公司在全球有3套PO/TBA（叔丁醇）装置，Huntsman公司在美国Port Neches有1套年产240kt PO和750kt MTBE的装置。2017年5月，C公司下属某炼油厂与Huntsman公司合资的同等规模的PO/MTBE装置将投产。

异丁烷和丙烯共氧化法的优点是同时联产市场急需的PO和MTBE，拓宽了MTBE生产的原料来源；缺点是工艺流程复杂，投资较大，废水量大且处理难度较大，对原料异丁烷需求量较大。以C公司为例，2015年催化裂化装置加工量为69.42Mt，液化气平均收率为17.8%，其中异丁烷质量分数为22%，异丁烷总量只有2.72Mt。扣除烷基化消耗的异丁烷，同时把正丁烷全部转化成异丁烷，异丁烷的总量大约只有1.40Mt。因此不具备大规模建设PO/MTBE装置的条件，沿海炼油厂可考虑进口C4资源建设该类装置，满足MTBE增产的需求。

2.3 丙烷、丁烷或异丁烷脱氢生产MTBE技术

混合C3、C4烷烃脱氢生产丙烯和MTBE或异丁烷脱氢生产MTBE的技术近年来在山东地方炼油厂发展很快，主要采用UOP公司的Oleflex技术和Lummus公司的Catofin技术，建设规模为200～400kt/a，投资为10～12亿元，MTBE产量为160～350kt/a。

这两种技术在国内都已应用，以Catofin技术为主。与PO/MTBE技术比较，脱氢技术的投资较低，但同样对原料异丁烷的需求较大。为解决原料来源，一般会配置正丁烷异构单元。沿海企业进口C3、C4组分或区域炼油厂的C3、C4资源集中后，可适量建设该类装置。

2.4 国产连续重整技术

中国石化洛阳工程公司（LPEC）的SLCR和中国石化工程建设公司（SEI）的SCCCR连续重整技术均已实现了工业化。目前国内已建成的68套连续重整装置中，采用SLCR技术的有9套，采用SCCCR技术的有2套。SLCR技术的最大投产规模为1.5Mt/a，目前2.8Mt/a的工艺包已完成开发。SCCCR技术的最大投产规模是1.0Mt/a。

SLCR重整反应器两两重叠，SCCCR重整反应器为单个并列布置，各反应器规格大小一致，催化剂装填比例相同，空速相同，设计、制造、安装、检维修简单，备品、备件通用。SCCCR催化剂逆流输送，有利于提高产品收率和延长催化剂寿命。两种国产化的连续重整技术各具特色，都有利于建设大型化的装置。

2.5 催化裂化柴油选择性加氢－催化裂化组合生产汽油或芳烃技术（LTAG）

我国柴油池中催化裂化柴油（LCO）所占比例约为30%，C公司柴油池中LCO所占比例约为21%。LCO的硫含量高、氮含量高、芳烃含量高、密度大、十六烷值低。利用LCO富含芳烃，尤其是双环芳烃的特点，经部分加氢饱和生成环烷芳烃，然后经催化裂化反应生成富含单环芳烃的汽油组分，是实现汽油增产的有效途径。石科院基于该原理，开发了LTAG工艺。

图2是LTAG的工艺原理示意，该工艺的核心是优化加氢装置催化剂和操作条件，使二环芳烃选择性加氢成环烷芳烃；优化加氢LCO进提升管的位置、开发专用裂化催化剂、选择适宜的操作条件（循环比、剂油比），使环烷芳烃能选择性开环裂化生成单环芳烃，而较少发生氢转移反应。

LTAG工艺有两种运行模式，分别是加氢LCO单独催化裂化模式和重油掺炼加氢LCO模式。LTAG工艺的汽油产品中芳烃含量、苯含量和辛烷值增加，液化气中异丁烯含量下降；加氢装置需要优化空速和苛刻度，控制精制柴油的多环芳烃含量在适宜的范围内。

图2 LTAG的工艺原理示意

2.6 催化裂化双提升管技术（FDFCC）

FDFCC是LPEC设计的双提升管催化裂化工艺，原用于增产丙烯、降低汽油烯烃和硫含量。因汽油收率低、能耗高，没有大面积推广应用。但LCO加氢后进FDFCC汽油提升管回炼，中试和工业应用结果表明，LCO转化成汽油的效果突出，效益明显。

与LTAG工艺不同，加氢LCO单独裂化，与重油裂化互不影响。在再生器烧焦允许范围内，LCO的处理量较大，反应条件可在较大范围内调节。工业应用结果表明，加氢LCO进料/重油进料的质量比可大于0.5，且加氢LCO的比重可大于0.93，汽油收率大于53%，生焦率小于4%，汽油的RON大于96、烯烃含量为6%、芳烃含量为40%～60%、苯含量为1.5%。该工艺较适合回炼加氢LCO，可以将区域炼油厂的LCO集中起来，在某一炼油厂建设或搬迁改造一套FDFCC装置，集中处理加氢LCO。

2.7 催化裂化柴油加氢裂化工艺（FD2G或RLG）

中国石化抚顺石油化工研究院（FRIPP）和石科院分别开发了FD2G和RLG催化裂化柴油加氢裂化工艺。这两种工艺的原理类似，催化剂和工艺参数则各有不同。

图3是这两种工艺的原理示意［6］，理想的反应途径是A→B→C，该途径氢耗低，且能得到较高RON的汽油调合组分。

这两种工艺都要控制加氢精制的深度，提高开环裂化的能力。因此宜选择低加氢活性、强酸性的轻油型加氢裂化催化剂，同时反应压力需要适当控制，抑制高压下的芳烃饱和反应。工业应用结果表明：在运行初期，由于催化剂加氢活性高，反应温度低，芳烃饱和程度高，氢耗高，汽油收率低、RON低；在运行末期，由于加氢活性低，反应温度高，芳烃饱和程度低，氢耗低，汽油收率高、RON高。该类工艺的催化剂加氢活性应适当降低，以保持较高的反应温度为宜。

图3 催化裂化柴油加氢裂化工艺原理示意

2.8 C5/C6异构化技术

UOP公司在C5/C6异构化市场的份额超过70%，该公司的异构化技术有PenexTM，Par－IsomTM，HysomerTM等3种不同工艺［7］，分别对应低温型、中温型和高温型工艺，催化剂载体分别是AlCl3、ZrSO4和分子筛，活性组分都是Pt。

石科院和华东理工大学分别开发了中温型的异构化技术，催化剂活性成分分别是Pt和Pd。石科院的低温型和超强酸型工艺正在工业化试验中。

2.9 IHCC技术

IHCC工艺是石科院开发的组合催化裂化技术，已进行了工业化试验。试验结果表明，IHCC工艺基本不产油浆，焦炭和干气产率大幅度降低，汽油收率从42%提高到50%以上，柴油和液化气收率基本不变或稍有下降。汽油中芳烃含量稍有下降，烯烃含量大幅度提高，RON基本不变或稍有下降，MON降低2个单位左右。IHCC技术与轻汽油醚化技术组合后，所产汽油满足国Ⅵ 排放标准要求。

2.10 新型催化裂化催化剂

自2000年以来，催化裂化技术开发的主要目的是降低汽油中烯烃含量，催化剂的设计氢转移活性普遍偏高，稀土用量高、催化剂分子筛含量高；兼顾生产丙烯，择型分子筛用量大；兼顾多掺炼渣油，基质活性偏高［8］。带来的问题是有些装置降烯烃过度，导致汽油RON低，催化剂生焦率高，掺炼渣油能力或处理量受限。

目前石科院开发了液相氟硅酸法制备的超稳分子筛以及气相SiCl4法制备的超稳分子筛，两种分子筛均具有较高的B酸量、较低的L酸量，能促进异构化和裂化反应，抑制氢转移反应，对于提高汽油RON、降低生焦选择性有利。在相同转化率下，汽油RON增加。

超稳分子筛虽能提高汽油RON，但缺点是水热稳定性差、活性低。目前介孔超稳分子筛正在开发中，此分子筛含有多级孔，有利于增强重油的裂化能力，同时降低生焦选择性。

3 增产汽油的优化措施

C公司近年来的原油加工量和汽油、柴油产量如图4所示。由图4可见，2013年柴油产量已见顶，2015年原油加工量也已见顶，在此背景下，汽油产量一直增加。2016年C公司投用了11套LTAG改造项目，汽油产能增加了1.2Mt/a，即便如此，汽油总产量年增不到2.5Mt，且增长趋势明显趋缓。因此需要采取各种措施，努力增产汽油。

3.1 催化裂化增产汽油

图4 C公司近几年的原油加工量及汽油、柴油产量

催化裂化是增产汽油的主要装置，主要措施有提高处理能力的“脱瓶颈”改造、催化剂配方优化、操作条件优化和原料优化等。

提高处理能力的“瓶颈”大部分在再生单元，如主风量不足、外取热能力不足、烧焦强度不足等。对应的措施有富氧再生、增加外取热器、强化再生强度（如再生器增加格栅、提高催化剂藏量、增加待生催化剂分配器、添加CO助燃剂）等。

催化剂配方优化也是提高汽油RON的主要措施。例如对原料以加氢蜡油为主的催化裂化装置，宜用低稀土或无稀土超稳沸石型催化剂，配方宜采用低分子筛含量、惰性基质、单一溶胶型黏结剂（硅溶胶会有更好的焦炭选择性）；对少量掺炼渣油或原料经渣油加氢处理的催化裂化装置，宜选用超稳沸石和低稀土沸石复合型催化剂，配方宜采用中等分子筛含量、中等活性大孔基质、双铝黏结剂；对大量掺炼渣油的催化裂化装置，宜选用超稳沸石和中稀土沸石复合型催化剂，配方宜采用高分子筛含量、稀土改性高活性大孔基质、双铝黏结剂［8］。

操作条件优化主要是对提升管出口温度、剂油比、平衡催化剂活性、加氢柴油循环比、油气分压、催化裂化汽油和柴油切割温度、催化裂化汽油蒸气压等的优化。为了提高汽油RON，催化裂化装置宜按高温、适宜的剂油比和平衡催化剂活性、短接触时间操作。贫吸收油改用顶循环油，能有效提高催化裂化柴油的初馏点，适当降低催化裂化汽油的蒸气压，能使较多的异构化油调入汽油池中。增设在线馏程分析仪对催化裂化汽油馏程进行监测，通过先进控制系统（APC）稳定卡边控制汽油干点，增产汽油。在操作条件优化方面，要平衡经济效益最大化和长周期运行的矛盾，同时重视上下游一体化及协同优化，如渣油加氢－重油催化裂化协同优化、催化裂化－延迟焦化－蜡油/渣油加氢协同优化、催化裂化－催化裂化柴油加氢协同优化等。如催化裂化本身转化率很高，则催化裂化柴油密度很大，后续加氢装置苛刻度很高，氢耗很高，这种操作条件是不优化的，需要适当降低催化裂化的苛刻度，这样也有利于提高催化裂化的加工负荷。

拓宽原料来源、改善原料性质也是催化裂化增产汽油的主要措施。如对常减压蒸馏装置实施减压深拔改造，将原用作焦化装置原料的重蜡油经加氢后作为催化裂化装置原料，增产汽油，减产柴油；将直馏重柴油或减一线油作为催化裂化装置原料，增产汽油；将焦化汽油作为催化裂化装置原料，增产汽油；外购蜡油、加氢裂化尾油、常一线油、加氢回炼油、加氢柴油、裂解C9汽油、C9＋重芳烃等均可作为催化裂化装置原料，增产汽油，但需要注意监控、防止结焦。

3.2 连续重整增产汽油

连续重整装置处理能力的提高一般受限于重整加热炉负荷、再生烧焦能力和反应器贴壁现象。可通过新增加热炉炉管、火嘴改造等措施提高加热炉负荷，通过更换低积炭速率的催化剂、加长再生器内外网长度、延长烧焦区等措施提高再生烧焦能力［9］。处理量提高后，第一反应器容易出现贴壁现象，可以从第一反应器入口接一条跨线到第二反应器入口，避免贴壁。有部分装置受限于板式换热器负荷，且易泄露，可改造为缠绕管式换热器。

操作条件优化主要是优化进料量和操作苛刻度。传统观点认为，如果按汽油方案生产，优化目标是重整汽油RON最大。动力学模型模拟结果表明，在目前价格体系下，连续重整生成油的辛烷值桶收率大约在515℃时达到最大值，但经济效益却在528～530℃时达到最大值。高处理量、低苛刻度和低处理量、高苛刻度这两种相反的操作条件，哪种更优，取决于特定炼油厂的总流程和特定的产品价格，宜利用RSIM炼油厂模拟模型进行测算比较。

利用实时在线优化技术（RTO），可以细调4个反应器的入口温度、氢油比等操作条件，实现增产汽油、效益最大化等目标，该技术在国内部分炼油厂已开始应用，预计“十三·五”期间国内会逐步推广。

在高苛刻度下，连续重整长周期运行会暴露出一些问题，有些会迫使重整装置降低操作苛刻度，从而降低汽油产量，如重整生成油干点高、胶质含量高、白土更换频繁、劳动强度大、污染环境等问题。针对生成油干点和胶质含量高的问题，可在二甲苯塔后增设C9/C10＋分离塔，在塔顶和侧线调合汽油，在塔底调合柴油。增设该塔后，连续重整原料的干点可以提高到172～174℃，反应温度可以提高到525℃以上；针对白土更换频繁问题，目前可采用非临氢和临氢两种技术实现烯烃饱和，大大降低白土更换频率或完全不用白土。

针对不同的原油，调整常减压蒸馏初馏塔顶部（初顶）石脑油和常压塔顶部（常顶）石脑油的干点，初顶石脑油进蒸汽裂解制乙烯装置，常顶石脑油进重整装置。目前原油在线分析技术已经成熟，针对不同原油，可应用RTO技术在线调整初顶石脑油和常顶石脑油的干点；通过APC技术，可清晰切割常顶石脑油和常一线油，增产重整原料。UOP公司的MaxEne技术通过吸附分离石脑油中的正、异构烷烃，使正构烷烃进蒸汽裂解制乙烯装置，其它组分进重整装置。

3.3 S Zorb、汽油加氢降低RON损失

S Zorb技术是中国石油化工股份有限公司2007年从康菲公司整体收购并自主改进提升的技术，目前已经发展到第三代，建设了20多套装置，总加工量达33Mt/a，在汽油质量升级过程中发挥了重要作用［10］。但目前约有2/3的S Zorb精制汽油硫质量分数小于5μg/g，约14%的S Zorb精制汽油硫质量分数小于1μg/g［11］，质量过剩造成不必要的RON损失。主要原因是过度脱硫，造成烯烃加氢反应过度。为降低RON损失，C公司总结和推广了《孙同根操作法》，主要从原料处理量、原料性质稳定控制、反应操作条件优化、再生操作条件优化等方面控制再生吸附剂的活性、反应温度和氢油比，在保证产品硫含量合格的前提下，降低烯烃的饱和反应，减少RON损失。

S Zorb反应器顶部过滤器压差是影响装置长周期运行的主要参数［12］。生产上一般通过控制反应器线速（0.35m/s）、反应器底部与反应器稀相的压差来控制压差上升速率。通过应用国产高通量过滤器，或者加大过滤器滤芯管数、加长滤芯管长等，也可延长反应器顶部过滤器的运行周期，增产汽油。

为降低RON损失，汽油加氢装置的主要优化措施是提高轻、重汽油的切割点，并清晰切割。提高切割点后，轻汽油中噻吩硫含量增加，需要采用萃取等方法脱除。由于汽油中烯烃较多存在于轻端中，切割点提高后，RON损失减小。轻、重汽油清晰切割后，轻汽油拖尾现象减轻，硫含量降低，重汽油加氢苛刻度就可以降低，RON损失减小。

3.4 优化汽油调合配方

汽油质量升级后，要求烯烃和芳烃含量明显降低，汽油池中高RON和MON资源预计下降较多，需要调入更多的烷基化油、MTBE才能满足质量要求。汽油调合配方优化的方向是尽可能降低成品汽油的质量过剩，如RON、MON等，尽可能降低RON、MON调合负效应，提高经济效益。

C公司催化裂化汽油在调合池中占53%左右，其烯烃含量高，因此MON低；烷基化油主要含异构烷烃，RON、MON都较高。烷基化油和催化裂化汽油调合时，MON的调合负效应很明显［13］。为了降低MON调合负效应，可以加入重整汽油，汽油中的芳烃对烷基化油MON的调合负效应有抑制作用。

MTBE与催化裂化汽油、重整汽油、烷基化油的调合都具有正效应［13］。目前汽油池中氧含量还有一定的提高余地，且烷基化油、异构化油调入后，氧含量更加富余。因此在高标号汽油中，应优先调入MTBE组分，而低标号汽油则尽量避免调入烷基化油。

汽油质量升级后，对烯烃、芳烃和苯含量有更严格的要求，同时还有蒸气压、氧含量、RON、MON和硫含量的约束。在这样的背景下，汽油调合的难度较大，因此有必要增上汽油在线调合设施，自动执行优化的汽油调合配方。

3.5 优化全厂生产方案

3.5.1 优化重油加工路线，提高重油加工深度重油加工路线对柴汽比有重要影响，降低柴汽比宜选择“渣油加氢－重油催化裂化”、“溶剂脱沥青－DAO进蜡（渣）油加氢－催化裂化”加工路线，也可采用 “渣油进焦化－蜡油进催化裂化”的加工路线，但要实施减压深拔，焦化按高温、低循环比操作。

渣油加氢通过优化催化剂级配、匹配原料性质和操作苛刻度、降低原料黏度等措施，可提高掺渣比、提高脱杂质能力并延长运行周期。通过增加前置式上流式反应器可以适当扩能，通过前置式可切换保护反应器可以延长运行周期。固定床渣油加氢装置的长周期运行问题主要是反应器压降上升、局部热点、换热器结垢等。部分装置通过反应器内构件改造，避免了局部热点，降低了径向温差。上游装置通过优选脱金属剂及缓蚀剂的品种、优化注入位置和注入量，加强原料中Fe、Ca含量的监控，有效控制了反应器压降的上升。

重油催化裂化宜在降低生焦选择性、提高掺渣能力的基础上，优化产品分布。不同的再生形式对原料的要求不同，对于以加氢渣油为主的原料，根据原料残炭和V含量，可选择逆流两段再生或前置烧焦罐＋二密的再生形式。工业运行结果表明，前者对残炭高、V含量高的原料适应性更好，汽油RON更高［14－15］。催化裂化沉降器结焦是影响装置长周期运行的主要问题之一，目前沉降器防结焦技术已经取得重大进展，如中国石化上海石油化工股份有限公司重油催化裂化装置采用SEI VQS第二代防结焦技术，一个周期（4年）的运行结果表明基本不结焦［16］。

C公司中采用“渣油进焦化－蜡油进催化裂化”加工路线的炼油厂普遍存在渣油残炭低（＜20%）、焦化装置负荷高的问题。这些炼油厂通过减压深拔改造，能实现增产汽油、减产柴油。炼油厂也可考虑建设溶剂脱沥青装置，目前石科院已开发出2.6Mt/a的大型溶剂脱沥青装置的工艺包。对减压渣油进行溶剂脱沥青，脱油沥青（DOA）和余下的减压渣油进延迟焦化装置，DOA经蜡油加氢或渣油加氢后进催化裂化装置增产汽油。目前溶剂脱沥青工艺的应用主要受限于DOA的出路，用DOA调合30号沥青［17］是值得关注的重要课题。如果以油浆、DOA和减压渣油为原料的浆态床工艺能实现长周期工业化运行，那么溶剂脱沥青工艺将会有较快的发展。

延迟焦化的优化运行宜转变“低苛刻度、长烧焦周期运行”的理念，实现高苛刻度、短烧焦周期运行，如提高加热炉出口温度、降低循环比和降低焦炭塔压力等。目前在加热炉附墙燃烧、炉管在线清焦、转油线保温、低循环比、分馏塔洗涤段提高洗涤效果等技术均已成熟，可有效解决焦化蜡油携带焦粉、焦化蜡油残炭和金属含量高等问题。

3.5.2 优化蜡油加工路线焦化蜡油中多环芳烃和氮含量高，直接进催化裂化装置加工时，产品分布较差。但焦化蜡油经加氢后再进催化裂化装置，汽油收率则明显提高。国外炼油厂一般将焦化蜡油进行加氢裂化处理，C公司也有部分炼油厂对焦化蜡油进行加氢裂化处理，该方案的缺点是焦化蜡油携带焦粉，会造成精制反应器压降升高，缩短运行周期。目前国内部分加氢裂化装置的精制反应器上部装填了鸟巢型保护剂，对抑制压降升高有较好的效果。

催化裂化油浆的出厂价很低，甚至是负值。在过滤技术尚未成熟前，大部分炼油厂把油浆送至焦化装置回炼。工业运行结果表明，焦化蜡油的芳烃含量高、密度大，进蜡油加氢或渣油加氢装置处理后多环芳烃也很难饱和，最终导致催化裂化产品分布变差，生焦率大，油浆和LCO收率高，汽油收率低。如果总流程中配有加氢裂化，可将部分焦化蜡油改进加氢裂化装置，使多环芳烃开环，有利于降低柴汽比。如果总流程中没有配置加氢裂化装置，可新建油浆拔头装置，重油浆用于生产沥青改质剂或调合沥青，轻油浆进渣油加氢装置或直接进催化裂化装置。部分炼油厂的催化裂化提升管出口温度较高，油浆中的重组分部分在焦化装置、部分在催化裂化装置生焦，也可避免重芳烃在焦化蜡油中累积。

催化裂化回炼油进渣油加氢装置处理后，能有效降低黏度，起到降低原料过滤器的压降、提高渣油加氢处理能力、促进渣油加氢精制反应、抑制沥青质析出的作用。加氢后的回炼油进催化裂化装置加工，生焦率和油浆产率均降低，液体收率提高。

3.5.3 优化LCO的加工路线目前LTAG技术的实际运行情况有待进一步总结和分析。从质谱数据分析，LCO中260℃之前的馏分含较多的单环芳烃、较少的双环以上芳烃。理论上催化裂化轻柴油不需要加氢直接进催化裂化装置回炼或进加氢裂化装置生产重石脑油和喷气燃料较合适，而催化裂化重柴油含有较多的双环以上芳烃，经过加氢后再进催化裂化装置回炼较合适。但工业运行结果表明，LCO全馏分（干点低于360℃）经加氢后再进催化裂化装置回炼，循环比（加氢LCO与催化裂化新鲜原料的质量比）会降低，需要加大LCO外甩量。可能的原因为：一是炼油厂的LCO加氢装置压力等级低，氢分压低于7.0MPa，难以将LCO中的双环以上芳烃含量降低到8%～10%的范围内；二是加氢LCO进催化裂化装置回炼后，有部分重组分生成，在LCO加氢效果不佳的情况下，330～360℃馏分的重组分会逐渐累积，直至达到新的平衡。因此认为采用轻柴油加氢后回炼、重柴油去加氢裂化掺炼的流程，避免重组分在系统内积累，值得在工业上试验，可能效果会较好。对于无加氢裂化装置的炼油厂，建议催化裂化重柴油和回炼油一起进渣油加氢装置，实施双向组合工艺。对于既没有加氢裂化装置、又没有渣油加氢装置的炼油厂，催化裂化重柴油可用于调合船用燃料油、区域互供等。也有炼油厂把催化裂化重柴油压入油浆中，再送至延迟焦化装置回炼，实践表明焦化柴油的十六烷值没有明显变化。

有些炼油厂将LCO加氢后送至FDFCC装置汽油提升管回炼，不仅可以完全消化FDFCC装置自产柴油，还可以进一步加工外来的LCO，效果较好。

LCO经FD2G或RLG工艺加工后，加氢后柴油是用于调合普通柴油、或是送至催化裂化装置回炼，需进行经济性分析，以经济效益为目标来调整加工流程。LCO还可送至改质装置，生产高芳烃潜含量石脑油；或送至加氢裂化装置掺炼，生产重石脑油和喷气燃料，但对喷气燃料的烟点和尾油的BMCI值会稍有影响；或送至渣油加氢装置，降低原料黏度，改善渣油体系的稳定性。

预计2017年C公司有9套催化裂化装置将完成LTAG技术改造，汽油产能可再增加2.28 Mt/a。两年内共完成LTAG技术改造20套，增加产能3.48Mt/a，占转化潜力的70%。2107年C公司还将新增2套RLG或FD2G装置，新增汽油产能约1Mt/a。

3.5.4 优化石脑油加工路线二次加工装置（如渣油加氢、蜡油加氢、LCO加氢改质装置等）生产的精制石脑油中环烷烃和芳烃含量较高，可送至连续重整装置加工。通过建设轻烃回收装置，将直馏石脑油和二次装置产石脑油进行轻、重组分切割，轻石脑油用作蒸汽裂解制乙烯原料，对重石脑油进行重整预加氢处理，是增产连续重整原料的措施之一。

油化一体化型炼油厂可实现蒸汽裂解制乙烯原料的轻质化和多元化，能有效扩大重整原料的来源。如炼油厂干气富乙烯气回收、焦化干气和液化气加氢饱和后可用作裂解原料，增产加氢裂化尾油用作裂解原料、石脑油用作重整装置原料等。

加氢裂化石脑油中甲基环戊烷与环己烷的比例明显高于直馏石脑油中的比例，甲基环戊烷经重整后容易生成环戊二烯，造成催化剂结焦，使其活性和选择性下降，因此加氢裂化重石脑油的初馏点应高于72℃。加氢裂化喷气燃料和重石脑油、喷气燃料和柴油之间的重叠度一般都较大，宜改造分馏系统，在产品清晰切割的同时，增产重石脑油和喷气燃料。

3.5.5 总流程优化从厂际角度而言，总流程优化涵盖原油运输优化、区域资源优化等。从炼油厂角度而言，总流程优化涵盖生产计划优化、规划方案优化和长周期运行优化。

多个炼油厂之间，通过增强集中度，实现轻烃、氢气、催化裂化柴油、石脑油、油浆、MTBE的互供，往往能实现资源合理利用、降低投入、增加产出的协同效益。尤其轻烃、石脑油、MTBE和催化裂化柴油的互供对增产汽油有明显的正效应。

炼油厂生产计划层面的总流程优化必须应用计算机模型辅助决策，如应用PIMS模型全面考虑炼油、化工板块对原料的需求，在总体效益最佳的情况下，优化原油品种、加工量、装置生产方案（原料供应、加工负荷和产品分布），确定最优生产方案，实现增产汽油的目标。

炼油厂短期“脱瓶颈”改造层面的总流程优化，宜针对总流程的短板，提高装置设防值和处理能力，拓宽原油加工的适应性、拓宽氢源、降低用氢成本、提高产品质量等。国外炼油厂一般是应用PIMS规划模型，进行灵敏度分析，得出总流程的各种“瓶颈”，据此按轻重缓急进行“脱瓶颈”改造。针对增产汽油、汽油提质的迫切需求，近期C公司已批准建设12套烷基化装置、4套异构化装置、2套正异构分离装置、2套汽油醚化装置。其中12套烷基化装置的总产能为3.3Mt/a，占烷基化产能潜力的78.6%。

中长期规划层面的总流程优化决定了炼油厂未来的盈利能力，是炼油厂发展的关键。如原油适应性改造、劣质重油深加工、氢气资源综合利用等，其中劣质重油深加工和氢气资源综合利用是未来炼油厂中长期结构调整的关键。研究浆态床、沸腾床和溶剂脱沥青的组合技术，多生产蜡油，将其作为催化裂化原料生产汽油，压减焦化产能可能是未来重油加工的主流路线。“十三·五”期间，为配合C公司华南、华东地区的炼油基地化建设，预计会配套建设一批汽油产能项目，以有效缓解汽油产能不足的矛盾。

在运行层面上，总流程优化要求识别影响装置长周期安全平稳运行的风险，提前考虑解决方案，加强高风险和关键部位、薄弱点的监控等日常管理，及时采取措施解决生产隐患。如加强原料管理，确保原料性质稳定；加强工艺技术管理，提高工艺操作参数平稳率、确保报警值设置合理、联锁有效；加强工艺防腐管理和操作管理，减少非计划停工的频次；利用大数据分析技术，实现异常、故障的关联分析和提前报警；加强APC的投用管理，提高在线投用效果。

决策部门要制定科学合理的经济责任制考核方法，考核要向为整体创效而牺牲本装置利益（能耗、剂耗等操作指标）的部门倾斜，确保整体利益最大化。在日常运行优化方面，总流程优化宜应用严格的全厂模型，如RSIM模型，分析各种生产方案、加工流程、操作参数对全厂效益及汽油生产的影响。

4 结 论

（1）目前C公司的汽油增产潜力为15.62Mt/a（28.42%），2017年后，C公司通过应用LTAG、RLG或FD2G、烷基化、MTBE、轻汽油醚化等技术，将新增汽油产能约7～8Mt/a，占增产潜力的50%左右。

（2）C公司正在进行华南、华东的炼油基地化建设和推进产品结构调整项目，此举将缓解汽油产能不足的矛盾。

（3）通过进口C4资源、应用新技术（如丙烯和异丁烷共氧化法生产PO和MTBE，丙烷、丁烷脱氢联产丙烯和MTBE）、在沿海炼油厂适度建设MTBE装置是实现汽油增产的有效措施。

（4）实施轻轻资源区域优化，实现乙烯原料气体化，替换出石脑油资源，集中建设一批连续重整装置是实现汽油增产、提高炼油和乙烯板块整体盈利能力的有力措施。

（5）LTAG技术的第一种运行模式（加氢LCO单独催化裂化）和FDFCC汽油提升管加工加氢催化裂化柴油的模式，加工催化裂化柴油的效果更好。LTAG技术的第二种运行模式（重油掺炼加氢LCO）尚未达到理想的效果，还要优化LCO的加氢苛刻度、加氢的循环比、催化裂化催化剂、催化裂化操作条件。FD2G和RLG技术还需优化催化剂级配，提高汽油收率，降低柴油和轻石脑油收率，降低氢耗。

（6）为实现增产汽油的目标，需要从总流程优化出发，综合考虑炼油、化工板块的物料供应，发挥区域、板块间的协同作用，从原油、生产方案、产品结构和调合方案等各方面综合优化，实现整体效益最大化。

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TECHNOLOGIES AND MEASURES FOR INCREASING GASOLINE PRODUCTION

Li Yonglin
（SINOPEC Refining Business Department，Beijing100728）

To increase the gasoline production through optimization of product slate is the major objective for refineries in present and future to meet the market demand and improve the economic benefit.Considering the actual situation of the plant，various technologies，potential and optimal measures for increasing gasoline production were discussed.Increasing gasoline production needs new processes，new catalysts as well as optimizations of technical processes，production schemes，operation parameters and gasoline formulas，while the coordination of the oil refining and chemical sectors is also needed to realize the goal of more gasoline production.

increasing gasoline production；LTAG；FDFCC；FD2G；RLG；alkylation；isomeriza－tion；etherification

2017－02－20。

李永林，博士研究生，高级工程师，主要从事石油化工企业生产经营管理工作。

李永林，E－mail：liyonglin＠sinopec.com。