汽油改质

汽油改质（精选4篇）

汽油改质 篇1

中国石油石油化工研究院开发的国Ⅳ汽油生产技术集成催化剂、催化剂级配、工艺及开工操作等多项核心技术, 有效破解了高烯烃含量的催化汽油脱硫和辛烷值降低的技术难题, 形成了具有自主知识产权的满足国Ⅳ标准的催化裂化汽油加氢改质技术。该技术作为中国石油具有自主知识产权的清洁汽油生产技术, 填补了中国石油生产国Ⅳ清洁汽油的技术空白, 可为企业汽油质量升级提供自主技术支持, 具有巨大的社会效益和经济效益, 工业应用前景广阔。

该技术已分别在中国石油玉门炼油化工总厂 (简称玉门炼厂) 和中国石油大连石化公司 (简称大连石化) 的汽油加氢装置成功应用, 生产出国Ⅳ标准清洁汽油, 经济效益十分显著。目前正在中国石油乌鲁木齐石化公司60万t/a汽油加氢改质装置上进行工业应用。玉门炼厂和大连石化工业应用结果表明:采用切割分馏工艺流程处理玉门炼厂高烯烃催化裂化汽油 (含硫质量分数为320.3×10-6, 烯烃体积分数为57.5%) , 可生产国Ⅳ清洁汽油调和组分, 研究法辛烷值 (RON) 损失小于0.7个单位;采用全馏分加氢工艺流程处理大连石化催化裂化汽油, 可将催化裂化汽油中硫的质量分数由158×10-6降低到50×10-6以下, RON损失小于0.7个单位。该技术具有处理FCC汽油工艺流程灵活, 原料适应性强, 反应条件缓和、脱硫率高、辛烷值损失小、液收高等特点, 能够满足工业装置长周期稳定运行, 技术达到国际先进水平。

汽油改质 篇2

1 实验部分(1)

1. 1 原材料

实验中所用FCC汽油的性质见表1,取自辽河石化公司FCC装置。

与GARDES工艺配套的保护剂为GDS - 10,催化剂为GDS - 20,GDS - 30,GDS - 40,四者均由中国石油兰州化工研究中心生产,性质见表2。

1. 2 催化剂预硫化

催化剂在使用前需经预硫化处理。预硫化时,首先通入N2并升温至150 ℃恒温2 h,然后切换为H2且加入硫化油( 质量分数为1. 5% 的二硫化碳与加氢精制石脑油混合物,二者质量比为3 /197) ,4 h升温至230 ℃ 且恒温4 h,再用2 h升温至280 ℃恒温8 h,最后以15 ℃ /h的速率降至反应温度。在降温过程中,要一直注入硫化油。

1. 3 试样表征及仪器

在美国Varian公司制造的CP - 3800 型气相色谱仪上,根据GB /T 11132—2002 测定汽油族组成体积分数。在瑞士Metrohm公司制造的916型电位滴定仪上,根据GB /T 1792—1988 测定汽油的硫醇硫含量。在江苏江分电分析仪器有限公司制造的TSN - 2000 型硫氮分析仪上,根据SH / T 0689—2000 测定汽油的硫含量。

1. 4 催化剂性能评价

在360 m L固定床反应器中进行催化剂性能评价。反应器为不锈钢管( 内径16 mm) 。催化剂装填方式如表3 所示,评价条件如表4 所示。

m L

注: 催化剂自上而下依次装填于反应器中。惰性瓷球大小为ф(3~5)。

本工作将全馏分FCC汽油在105 ℃ 下进行预加氢,然后将其按55 ~ 65 ℃切割为轻重馏分。

2 结果与讨论

2. 1 预加氢汽油性质

GDS - 20 催化剂的主要活性组分为Ni - Mo,它可将FCC全馏分中沸点较低的硫醇硫与二烯烃转化为高沸点的硫醚而进入重馏分中,同时将剩余的二烯烃饱和。

由图1 可知,随着预加氢反应温度的上升,预加氢汽油烯烃体积分数损失、辛烷值损失和硫醇硫含量均增加,脱硫醇硫率降低。这是由于在较高温度下,催化剂的烯烃加氢饱和活性增强,相应的对辛烷值贡献降低。另外,在实验范围内,预加氢汽油硫醇硫平均含量为2. 58 μg /g,平均脱硫醇硫率为84. 77% ,平均二烯值为0. 04 ×10- 2g / g,平均脱二烯率为94. 03% 。

▲—烯烃体积分数损失;◆—辛烷值损失;●—硫醇硫含量;■—脱硫醇硫率

2. 2 改质后重汽油馏分

2. 2. 1 硫含量及脱硫率

GDS - 30 催化剂的活性组分主要为Co -Mo,可以选择性地脱除FCC重汽油中硫醚、噻吩及其衍生物等大分子含硫化合物,并尽量减少烯烃损失。GDS - 40 催化剂的活性组分主要为Co - Mo /ZSM - 5,它可以使单烯烃发生芳构化和异构化反应,以达到降低烯烃且保持辛烷值的目的,同时脱除剩余的硫醇硫、硫醚等含硫化合物。

由图2 可知: 在GDS - 30 催化剂反应温度为190 ℃ 的条件下,随着GDS - 40 催化剂反应温度升高,改质后重汽油馏分的硫含量降低,脱硫率略有上升; 当反应温度为325 ℃ 时,硫含量为39. 53 μg / g,脱硫率为65. 28% 。由此可见,通过调整反应温度,GDS - 40 催化剂能够有效地脱除经GDS - 30 催化剂后未反应的含硫化合物,使改质后重汽油馏分的性能达标。

2. 2. 2 烃类组成

由图3 可知: 在GDS - 30,GDS - 40 催化剂反应温度分别为190,325 ℃ 的条件下,随着GDS - 40 催化剂床层温升的提高,改质后重汽油馏分烯烃体积分数存在最小值,异构烷烃体积分数略有增加,芳烃体积分数基本稳定; 当温升为15 ℃ 时,与改质前相比,改质后烯烃体积分数降低了9. 93 个百分点,异构烷烃和芳烃体积分数分别增加了6. 19,0. 43 个百分点。这表明在此反应温度和温升条件下,催化剂的异构化活性得以最好的体现。

●—异构烷烃;■—烯烃;▲—芳烃

2. 2. 3 辛烷值

由图4 可知: 在GDS - 30,GDS - 40 催化剂反应温度分别为190,325 ℃ 的条件下,随着GDS - 40 催化剂床层温升的提高,改质后重汽油馏分辛烷值不断上升; 与改质前相比,改质后辛烷值平均提高了1. 35 个单位。这表明随着GDS - 40 催化剂的温升提高,反应异构化活性逐渐增大,起到了恢复辛烷值的作用。

2. 3 轻汽油馏分与改质后重汽油馏分调和

由表5 可知,轻汽油馏分与改质后重汽油馏分进行调和,当二者质量比为3 /7 时,与全馏分FCC汽油相比,调和产品的脱硫率为80. 6% ,脱硫醇硫率为76. 7% ,辛烷值损失仅为0. 1 个单位。这表明调和产品满足国Ⅳ汽油质量升级的要求。

3 结论

a. 全馏分FCC汽油在105 ℃ 下进行预加氢,然后将其按55 ~ 65 ℃切割为轻重馏分。

汽油改质 篇3

针对FCC汽油的加氢改质,近年来国内外很多研究机构竞相开发出一些改质工艺及配套催化剂,并实现了工业化,均已取得良好的效果。其中,国外技术如Exxon Mobil公司开发的SCANFining工艺[4]和OCTGAIN工艺[5],法国石油研究院 ( IFP) 开发的Prime - G,Prime - G+工艺[6,7],委内瑞拉石油研究开发公司与美国UOP公司合作开发的ISAL工艺[8],美国催化蒸馏技术公司开发的CDHYDRO/CDHDS工艺[9]等; 国内技术如中国石化抚顺石油化工研究院( FRIPP)开发的OCT - M工艺[10],中国石化石油化工科学研究院( RIPP) 开发的RIDOS,RSDS工艺[11,12,13]等。但上述工艺在处理国内FCC汽油时均不同程度地存在辛烷值损失过大或液体收率过低等问题[14,15,16,17]。鉴于此,中国石油石油化工研究院与中国石油大学( 北京) 合作开发了拥有自主知识产权的国Ⅳ/国Ⅴ标准清洁汽油生产技术—GARDES催化汽油加氢改质工艺技术[18,19,20,21,22]。

2013年,中国石油抚顺石化公司 ( 以下简称抚顺石化 ) 选用GARDES技术对其 新建的120万t / a汽油加氢装置进行国Ⅳ汽油 ( 硫含量小于50μg / g,烯烃体积分数小于28% ) 质量升级。为了确保该装置长稳运行,本工作以抚顺石化全馏分FCC汽油为原料,模拟该装置的工艺流程,在实验室等温床评价装置上对GARDES工艺配套催化剂的性能进行了串联评价( 以下简称联评) ,旨在掌握该催化剂的运行特点以及工艺参数的调整对其反应性能的影响,以便为该装置生产国Ⅳ汽油的工艺方案提供理论依据。

1实验部分1

1. 1 GARDES工艺流程

GARDES工艺流程如图1所示。该工艺是将高选择性加氢脱硫技术与烯烃定向转化技术进行组合,适用于高硫、高烯烃FCC汽油的清洁化处理。该技术采用预加氢—切割—重汽油选择性加氢脱硫—辛烷值恢复—调和技术路线,其中,预加氢反应器中主要发生硫醚化反应,即将小分子硫醇转化为大分子硫醚; 选择性加氢脱硫反应器主要是脱出烷基取代的噻吩硫化物; 辛烷值恢复反应器主要发生异构化 /芳构化反应以降低辛烷值损失,同时脱除噻吩和大分子硫醇。

1—过滤器; 2—换热器; 3—预处理罐; 4—预加氢反应器; 5—切割塔;6—选择性加氢脱硫反应器; 7—加热炉; 8—辛烷值恢复反应器; 9—稳定塔

1. 2催化剂物性

GARDES工艺配套的工业催化剂包括GDS -10,GDS - 20,GDS - 30和GDS - 40,其主要物性参数列于表1。

1. 3原料油性质

联评实验所用原料为抚顺石化全馏分FCC汽油,其主要物性参数列于表2。

1. 4联评装置及催化剂装填

联评实验在A,B 2套均为500 m L的等温床评价装置上进行,每套装置均由两段反应器串联组成。其中,A套装置中一段反应器上部装填保护剂GDS - 10、下部装填预加氢催化剂GDS -20,二段反应器装填预加氢催化剂GDS - 20; B套装置中一段反应器上部装填保护剂GDS - 10、下部装填选择性加氢脱硫催化剂GDS - 30,二段反应器装填辛烷值恢复催化剂GDS - 40。为了便于控制反应温升,催化剂GDS - 20,GDS - 30和GDS - 40装填时均采用( 3 ~ 5) mm的惰性瓷球进行均匀稀释。联评装置催化剂装填量列于表3。

催化剂联评流程模拟工业装置: 全馏分FCC汽油首先经过A套装置( 即预加氢反应器) ,评价后收集产品,然后对其进行轻、重馏分油切割,将切割所得的轻馏分油不作处理,而重馏分油依次经过B套装置的一段反应器( 即选择性加氢脱硫反应器) 和二段反应器( 即辛烷值恢复反应器) ,评价后与轻馏分油进行调和。

1. 5催化剂预硫化

催化剂在使用前需先进行硫化处理。硫化时,将反应器通N2并升温至150℃,恒温2 h。然后切换成H2,开始进硫化油( 加氢精制石脑油,含质量分数为1. 5% 的二硫化碳) ,先用4 h升温至230℃ ,恒温4 h; 然后再用2 h升温至280℃ ,恒温8 h; 最后以15℃ /h的降温速率降温至各反应所需温度,降温过程不停止硫化油的注入。

2结果与讨论

2. 1预加氢工艺

预加氢工艺的主要目的是将全馏分FCC汽油中沸点较低的硫醇硫与二烯烃作用,生成高沸点的硫醚而转移至重馏分油中,同时将剩余的二烯烃饱和,因此要求催化剂具有较好的脱二烯烃及硫醇硫的转化能力。在反应压力为2. 4 MPa,空速为3. 0 h- 1,氢油体积比为7∶1的条件下,对催化剂GDS - 20的预加氢反应性能进行了408 h的评价,结果如图2 ~ 图4所示。

由图2 ~ 图4可见,预加氢工艺运转144 h期间,加氢产品烯烃损失量平均值为1. 21% ( 体积分数,下同) ,脱硫醇硫率平均值为87. 45% ,脱二烯烃率平均值为93. 97% ,产品硫醇硫和二烯烃含量均低于控制指标( 硫醇硫含量不大于10μg /g,二烯值不大于0. 5×10- 2g / g) ,这说明该催化剂具有较好的脱二烯烃及硫醇硫的转化能力。运转144 h后,在反应温度由115℃降至110℃时,加氢产品烯烃损失量平均值为0. 95% ,脱硫醇硫率平均值为81. 48% ,脱二烯烃率平均值为92. 76% ,产品硫醇硫和二烯烃含量均略有提高,但仍低于控制指标; 另外,随着反应温度的降低,烯烃损失量基本呈减小趋势。

2. 2选择性加氢脱硫 - 辛烷值恢复组合工艺

选择性加氢脱硫 - 辛烷值恢复组合工艺( 以下简称选择性加氢工艺) 的主要目的是首先将切割后( 切割点为60℃) FCC重馏分油中的噻吩、甲基噻吩、苯并噻吩、甲基苯并噻吩等大分子含硫化合物加以脱除; 然后使重馏分油中的烯烃发生异构化和芳构化反应,生成高辛烷值组分以弥补汽油辛烷值的损失,同时脱除剩余的硫醇、硫醚等小分子含硫化合物,因此要求催化剂具有较好的脱硫能力及异构化和芳构化活性。在反应压力为1. 6 MPa,氢油体积比为300,空速分别为3. 0,2. 0 h- 1的条件下,对催化剂GDS - 30和GDS - 40的反应性能进行了384 h的评价,结果如图5 ~ 图7所示。

由图5 ~ 图7可见,针对总硫 含量为133. 32μg / g、烯烃体积分数为18. 53% 的FCC重馏分油,采用选择性加氢工艺,运转96 h期间,催化剂GDS - 30,GDS - 40的反应温度分别为160,320℃ ; 催化剂GDS - 30所得产品硫含量的平均值为146. 28μg /g,该值大于重馏分油,这主要是由于反应温度过低,催化剂活性中心未发挥作用,同时催化剂床层中的硫化油尚未置换完全所致; 催化剂GDS - 40所得产品硫含量的平均值为60. 95μg / g,总脱硫率的平均值为54. 28% ,烯烃损失量、异构烃增 量的平均 值分别为5. 87% ,3. 65% ,芳烃无增量。另外,产品的异构烃含量较重馏分油有所提高,这说明催化剂GDS - 40在320℃下已具有一定的异构活性。

在96 ~ 168 h运转期间,将催化剂GDS - 30的反应温度由160℃升至210℃时,催化剂GDS - 30所得产品硫含量的平均值为117. 2μg /g,脱硫率平均值为12. 09% ; 催化剂GDS - 40所得产品硫含量的平均值为30. 34μg /g,脱硫率平均值为70. 26% ; 产品总脱 硫率平均 值为77. 24% ,烯烃损失量、异构烃增量、芳烃增量的平均值依次为6. 67% ,3. 15% ,0. 63% 。随着反应温度的升高,催化剂GDS - 30所得产品的脱硫率逐渐增大,这说明该催化剂在210℃下已表现出较好的脱硫能力; 另外,产品的烯烃损失量也有所增加,即同时还表现出一定的芳构活性。

在168 ~ 264 h运转期间,将催化剂GDS - 40反应温度由320℃降至300℃时,催化剂GDS -30所得产品硫含量的平均值为58. 16μg / g,脱硫率平均值为56. 38% ; 催化剂GDS - 40所得产品硫含量的平均值为34. 21μg /g,脱硫率平均值为41. 32% ; 产品总脱硫率平均值为74. 34% ,烯烃损失量、异构烃增量的平均值依次为4. 83% ,2. 04% ,芳烃无增量。随着反应温度的降低,催化剂GDS - 40所得产品的脱硫率显著降低; 另外,产品的烯烃损失量亦随之减少,芳构活性消失。

运转264 h后,将催化剂GDS - 40的反应温度由300℃升至320℃时,催化剂GDS - 30所得产品硫含量的平均值为62. 54μg /g,脱硫率平均值为53. 09% ; 催化剂GDS - 40所得产品硫含量的平均值为29. 53μg /g,脱硫率平 均值为52. 51% ; 产品总脱硫率平均值为77. 85% ,烯烃损失量、异构烃增量、芳烃增量的平均值依次为5. 83% ,2. 58% ,0. 52% 。

2. 3轻 / 重馏分油调和产品

将全馏分FCC汽油在110℃下进行预加氢,然后在60℃切割,并对切割出的重馏分油分别在210,320℃下完成选择性加氢脱硫和辛烷值恢复,最后将改质后的重馏分油与之前切割出的轻馏分油进行调和。调和汽油产品的主要物性参数见表4。可见,相对原料油( 见表2) 而言,调和汽油产品硫 含量降至34. 82μg /g,脱硫率为63% ,烯烃体积分数下降8. 0个百分点,芳烃体积分数增加0. 7个百分点,RON几乎无损失。

2. 4工业应用情况

在上述联评的基础上,抚顺石化汽油加氢装置应用GARDES技术依次完成催化剂的装填、干燥、硫化、钝化以及正常开工,并进入稳定运转期。表5列出了该装置平稳运行1个月后,在预加氢反应器、选择性加氢脱硫反应器、辛烷值恢复反应器入口温度依次为95,188,253℃,相应温升依次为7,2,8℃的情况下,原料及产品的主要性质。

由表5可见,调和汽油产品的各项指标均满足国Ⅳ汽油的指标要求。这表明GARDES工艺具有灵活的原料和产品方案适应性,不仅适用于处理高硫、高烯烃的FCC汽油原料,而且对低硫、低烯烃原料也同样具有良好的适用性。即通过优化匹配GARDES工艺及配套催化剂,仍可表现出深度脱硫、大幅降烯烃和保持辛烷值的能力。

3结论

a. 以抚顺石化全馏分FCC汽油为原料,采用GARDES工艺在等温床评价装置上对其配套的催化剂进行了性能联评。结果表明,在预加氢反应温度为110℃,切割温度为60℃,选择性加氢脱硫和辛烷值恢复反应温度分别为210,320℃的条件下,相对原料油而言,调和汽油产品硫含量由94. 12μg /g降至34. 82μg /g,脱硫率为63% ,烯烃体积分数下降8. 0个百分点,芳烃体积分数增加0. 7个百分点,RON几乎无损失。

b. 依据联评结果,抚顺石化120万t / a汽油加氢装置应用GARDES技术进行工业生产。结果表明,在预加氢反应器、选择性加氢脱硫反应器、辛烷值恢复反应器入口温度依次为95,188,253℃ ,相应温升依次为7,2,8℃的情况下,所得调和汽油产品的硫醇硫含量不大于10μg /g,硫含量不大于50μg /g,RON损失不大于0. 7个单位,各项性能参数均满足国Ⅳ汽油的指标要求。

摘要：以全馏分催化裂化(FCC)汽油为原料,模拟中国石油抚顺石化公司120万t/a汽油加氢装置的工艺流程,在实验室500 m L等温床评价装置上对GARDES工艺配套催化剂的性能进行了串联评价,并基于评价结果进行了GARDES技术的工业应用。评价结果表明,在预加氢反应器温度为110℃,切割温度为60℃,选择性加氢脱硫和辛烷值恢复反应器温度分别为210,320℃的条件下,相对原料油而言,调和汽油产品硫含量由94.12μg/g降至34.82μg/g,脱硫率为63%,烯烃体积分数降低8.0个百分点,芳烃体积分数增加0.7个百分点,研究法辛烷值(RON)几乎无损失;工业装置所生产调和汽油产品的各项性能参数均满足国Ⅳ汽油的指标要求。

汽油改质 篇4

1 工艺原理对比MIP-CGP

技术既保留了提升管反应器具有高反应强度的特点,同时又能够进行某些二次反应以多产异构烷烃和芳烃。其提升管分为 2 个反应区,在第一反应区内,以裂化反应为主,采用较高的反应温度和剂油比,生成较多的烯烃;经过较短的停留时间后进入扩径的第二反应区,通过降低油气线速,延长反应时间,同时设有催化剂循环以维持一定的空速,并注入急冷油以降低反应温度,抑制二次裂化反应,增加异构化和氢转移反应,从而增加汽油中的异构烷烃和芳烃含量[1,2]。

辅助提升管技术是以常规 FCC 工艺及催化剂为基础,依托原有 FCCU,增设了 1 个单独的辅助反应器,其在改质时,需对发生的反应有所促进或抑制,即进行定向催化转化。需要促进的反应有异构化、氢转移、环化、芳构化、脱烷基等,需要抑制的反应有初始裂化和缩合。实际运行过程中,采用部分粗汽油回炼的方式,只需灵活调整独立粗汽油提升管的进料量、反应深度、催化剂床层藏量等工艺参数,即可实现对汽油烯烃指标的控制。

2 运行情况对比

2.1 汽油烯烃含量

Ⅱ,Ⅲ FCCU 实际运行时,汽油组成的变化情况分别列于表 1 和表 2。

由表 1 和表 2 可见,经 MIP-CGP 改质后,汽油烯烃质量分数基本维持不变,但芳烃质量分数上升了 92.6%;经过辅助提升管改质后,汽油烯烃含量降幅较大,且芳烃含量亦有所增加。

MIP-CGP 工艺需进行完整的系统调整方可最大程度发挥其技术优势。Ⅱ FCCU 在实际运行时采取常规的 FCC 运行模式,如果采用 MIP-CGP 的反应条件则汽油烯烃含量就会进一步降低,同时芳构化程度亦会进一步强化。就控制汽油烯烃含量而言,2 种技术相比,辅助提升管调控较为灵活,但 MIP-CGP 技术在机理上具有深度降烯烃的优势。

2.2 汽油辛烷值

Ⅱ,Ⅲ FCCU 实际运行时,汽油辛烷值的变化情况分别列于表 3 和表 4。

MIP-CGP 技术的芳构化程度强,改质后汽油的辛烷值上升(见表 3)。辅助提升管技术随进料量、反应温度、反应床层藏量的不同,改质汽油的烯烃和芳烃变化情况亦不同,随烯烃含量降低程度的增加汽油辛烷值降低,芳烃含量的增大则使得辛烷值增加,整体而言改质后汽油的辛烷值基本维持稳定(见表 4)。

实际运行过程中,MIP-CGP 技术汽油辛烷值的保留程度要优于辅助提升管技术,Ⅱ FCCU 运行时控制汽油烯烃质量分数为 48%～52%,汽油研究法辛烷值大于 93.0。从汽油组成分析可以看出,其辛烷值的增加主要是芳烃含量增大的贡献。通常 Ⅲ FCCU 主要完成汽油降烯烃任务,而 Ⅱ FCCU 则可发挥汽油高辛烷值的技术优势。

2.3 丙烯收率

Ⅱ,Ⅲ FCCU 实际运行时,液化石油气(LPG)的组成变化情况分别列于表 5 和表 6。

%

由表 5 可见,经 MIP-CGP 改质后,LPG 中的丙烯质量分数增加 5.21 个百分点。运行数据表明,改质前 LPG 的收率为 13.5%,丙烯收率为 4.447%;改质后 LPG 收率达到 18.5%,丙烯收率达到 7.058%。这表明采用 MIP-CGP 技术可使装置增产丙烯的能力得到大幅提升。

由表 6 可见,经辅助提升管改质后,LPG 中的丙烯质量分数为 21.2%～31.8%;工况 3 的丙烯质量分数最高,这是由于丙烯的产生需要较短的反应时间,该操作条件下几乎没有催化剂床层,生成的丙烯没有进一步反应的机会;同时,工况 3 在 500℃ 的高温操作,这也是有利于丙烯的生成。

实际运行时,MIP-CGP 技术的较强氢转移能力未得到发挥,这主要是由于操作条件达不到工艺要求所致。粗汽油经过辅助反应器系统改质后,其中的轻烃组分发生一定程度的催化裂解反应,从而增加了丙烯的收率。

3 结束语

MIP-CGP 工艺与辅助提升管工艺相比而言,对于汽油烯烃含量的控制辅助提升管较为灵活,且降烯烃效果显著;对于提高汽油辛烷值而言,采用 MIP-CGP 工艺有利;对于增产丙烯而言,采用 MIP-CGP 工艺时 LPG 收率大幅增长,且丙烯收率亦较高。结合运行现状,2 种技术路线可形成相互弥补同步运行模式,以便充分发挥各自的技术优势。

摘要：分析对比了MIP-CGP工艺与辅助提升管工艺对汽油的改质效果。结果表明,辅助提升管控制汽油烯烃含量较为灵活,且降烯烃效果显著;MIP-CGP工艺有利于提高汽油的辛烷值;采用MIP-CGP工艺液化石油气(LPG)及丙烯收率均较高,改质后,LPG中的丙烯质量分数可增加5.21个百分点,丙烯收率达到7.058%。

关键词：催化裂化,MIP-CGP工艺,辅助提升管,汽油,烯烃,丙烯,辛烷值

参考文献

[1]韩文栋,黄汝奎,龚剑洪.多产清洁汽油和丙烯的FCC新工艺MIP-CGP的应用[J.]炼油技术与工程2,0063,6(9):1-4.