重油催化裂化裝置生產(chǎn)清潔汽油的技術(shù)改造

趙宇鵬，吳 迪

（中國石油撫順石化公司石油二廠，遼寧 撫順113004）

某煉化公司1.5Mt/a重油催化裂化裝置于2000年8月建成投產(chǎn)，設(shè)計摻渣率為60%。裝置分為反應(yīng)－再生系統(tǒng)、分餾系統(tǒng)、吸收穩(wěn)定系統(tǒng)、干氣和液化氣及汽油脫硫系統(tǒng)、能量回收和CO焚燒爐－余熱鍋爐系統(tǒng)。為滿足生產(chǎn)清潔汽油的要求，裝置曾經(jīng)使用降烯烴催化劑［1］，但效果不明顯，于是2004年9月采用催化裂化汽油輔助提升管（ARFCC）工藝進(jìn)行改造［2］，增設(shè)單獨(dú)汽油反應(yīng)器（提升管＋床層）和汽油分餾塔。由于能耗較高、辛烷值較低等問題，該裝置于2010年10月進(jìn)行MIP－CGP改造，并擴(kuò)能至1.7Mt/a。本文主要介紹ARFCC與MIP－CGP兩種不同型式的催化裂化汽油降烯烴工藝的運(yùn)行情況與技術(shù)指標(biāo)。

1 反應(yīng)－再生工藝型式

1.1 同高并列型式（FCC）

裝置原設(shè)計反應(yīng)器與再生器同高并列，兩個再生器同軸布置。第一再生器（一再）貧氧燒焦，第二再生器（二再）富氧燒焦；一再燒焦率為70%、二再燒焦率為30%；一再與二再均設(shè)置主風(fēng)分布管，兩再生器間采用大孔分布板隔開，設(shè)計目的是合理分配兩段再生器燒焦率，降低主風(fēng)消耗量。設(shè)置下流式外取熱器，提升管從下往上分三層設(shè)置原料、回?zé)捰秃陀蜐{噴嘴。反應(yīng)器與再生器之間設(shè)有V型待生催化劑提升結(jié)構(gòu)，提升管出口為4組粗旋風(fēng)快速分離器（粗旋），粗旋出口設(shè)有水平擋板，沉降器穹頂頂部設(shè)有防焦蒸汽，汽提段設(shè)預(yù)汽提和多段汽提技術(shù)。

1.2 輔助提升管型式（ARFCC）

2004年9月，采用ARFCC降烯烴工藝對裝置進(jìn)行改造，原料加工方案和負(fù)荷不變，汽油輔助提升管負(fù)荷為60t/h。反應(yīng)－再生系統(tǒng)主體型式?jīng)]有變化，只是增設(shè)單獨(dú)提升管汽油降烯烴反應(yīng)器和汽油分餾塔，共用一個再生器并增加新分餾系統(tǒng)換熱流程。將原分餾塔粗汽油組分再次送入汽油輔助提升管反應(yīng)器，在較緩和的反應(yīng)工況下，利用相對較長的停留時間，促進(jìn)大分子烯烴裂化，強(qiáng)化氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)、異構(gòu)化和芳構(gòu)化反應(yīng)，使烯烴飽和［3］。雖然汽油產(chǎn)品的烯烴含量較低，但增加了干氣和焦炭產(chǎn)率，而且汽油產(chǎn)品的辛烷值稍有下降，能耗增加。

1.3 MIP－CGP型式

2010年10月對裝置進(jìn)行MIP－CGP改造，利用其進(jìn)行可控的和選擇性裂化反應(yīng)、氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)和異構(gòu)化反應(yīng)［4－5］，將烯烴盡可能多地轉(zhuǎn)化成異構(gòu)烷烴和芳烴，從而實(shí)現(xiàn)汽油降低烯烴含量、提高辛烷值的目標(biāo)。改造后摻渣率為15%～53%，并擴(kuò)能至1.7Mt/a。主要改造內(nèi)容如下：①增加 MIP反應(yīng)器，用一層噴嘴替代原來三層進(jìn)料噴嘴（原料油＋回?zé)捰停蜐{），并增設(shè)待生催化劑至MIP反應(yīng)器線路；②沉降器內(nèi)粗旋與一級旋風(fēng)分離器（頂旋）改成軟連接型式，汽提段由原三段汽提改為兩段汽提；③進(jìn)料噴嘴位置下移、提升管下部預(yù)提升段縮短，預(yù)提升型式改變；④將一再和二再主風(fēng)分布管改為主風(fēng)分布板，取消兩段再生器間大孔煙氣分布板，新增二再煙氣分布器（稀相管型式）；⑤一再內(nèi)增設(shè)6組內(nèi)取熱器及1.0MPa蒸汽過熱盤管，過熱后的1.0MPa蒸汽去沉降器作汽提蒸汽和防焦蒸汽；⑥二再再生斜管下料口位置下移，并縮小再生劑集料斗的橫截面積；⑦一再內(nèi)原船型待生催化劑分布器改為U型分布器，原半再生催化劑分布器延長；⑧外取熱器進(jìn)二再出料口由原來的直管段改為口袋狀溢流口型式，目的是減緩催化劑對二再主風(fēng)分布板的沖刷；⑨增加一中段回流油與原料和油漿換熱流程，取消原分餾塔二中段回流油作穩(wěn)定塔重沸器熱源流程，改用一中段回流油串聯(lián)作穩(wěn)定塔和解吸塔重沸器熱源，為彌補(bǔ)解吸塔熱源不足，增設(shè)以輕柴油作熱源的重沸器；⑩拆除汽油原輔助提升管降烯烴系統(tǒng)。本次改造的主要目的是降低主風(fēng)－煙氣線路壓降，降低再生系統(tǒng)的催化劑藏量，使一再、二再的主風(fēng)分配更加合理，控制一再超溫，將一再燒焦率提高到90%，并在一定條件下實(shí)現(xiàn)一再完全再生。

2 三種催化裂化工藝型式的運(yùn)行分析

裝置自2000年8月開工后，反應(yīng)－再生系統(tǒng)運(yùn)行平穩(wěn)，再生線路、半再生和待生線路蓄壓和脫氣效果較好，三器流化操控比較靈活。由于沉降器、一再和二再均存在較高的催化劑料位，因此反應(yīng)－再生系統(tǒng)差壓平穩(wěn)，沒有出現(xiàn)過流化線路波動和料位大幅度波動的情況。只是在卸劑時，由于一再催化劑全部落到二再，因此卸劑時間較長。由于再生器兩段逆流燒焦，在開工或停工時容易產(chǎn)生一再煙氣尾燃超溫。

ARFCC降烯烴改造后，共用一個再生器，在控制上各增加一段再生和待生線路，增加了操控難度，主再生線路催化劑循環(huán)量受到限制，主反應(yīng)溫度能夠滿足正常生產(chǎn)的要求，但很難提溫到510℃。汽油分餾塔塔底油漿返回主分餾塔的原設(shè)計流程不合理，曾導(dǎo)致主分餾塔下部塔板結(jié)焦嚴(yán)重，油漿外甩量一度居高不下，后來檢修時進(jìn)行改造而解決了問題。

MIP－CGP改造時，拆除原輔助提升管降烯烴系統(tǒng)。2011年5月開工生產(chǎn)后出現(xiàn)如下問題：①再生催化劑、待生催化劑細(xì)粉含量較高，催化劑單耗最高升至每噸原料油消耗3.0kg催化劑，油漿固體含量居高不下，在分餾塔底補(bǔ)油量為10t/h（相當(dāng)于油漿外甩量）時，油漿固體含量為6～10g/L，最高達(dá)到20g/L以上；②再生線路脫氣不好，其壓降從以前的30～40kPa減少到5～15kPa，反應(yīng)溫度最高出現(xiàn)10℃以上溫度波動；③外取熱器進(jìn)入二再的下斜管催化劑流化不暢，外取熱器不能投用，二再出現(xiàn)經(jīng)常性超溫，最高溫度達(dá)800℃以上，導(dǎo)致一再也經(jīng)常性超溫。

由于存在上述問題，2011年11月對反應(yīng)－再生系統(tǒng)進(jìn)行了局部改造，改造項(xiàng)目如下：①取消粗旋與頂旋軟連接型式，恢復(fù)原型式（粗旋＋頂旋）；②待生分布器增大單個分布孔，總開孔面積增大至原來的256%；半再生催化劑分布器開孔面積增大至原來的208%；③再生器內(nèi)再生劑扇形料斗的橫截面積增大至原來的164%；④一再主風(fēng)分布板開孔率由原來的0.319%增加到0.372%，設(shè)計條件下過孔線速由65.0m/s降到55.4m/s；二再主風(fēng)分布板開孔率由原來的0.275%增加到0.396%，過孔線速由原來的80m/s降到55m/s；⑤外取熱器進(jìn)二再出料口的口袋狀溢流口絕對高度由原來的3.6m降低到2.1m。經(jīng)過上述改造開工后，外取熱器可以靈活控制二再溫度，一再與二再不再超溫。再生催化劑、待生催化劑細(xì)粉含量降至正常水平，催化劑單耗降到每噸原料油消耗0.88kg催化劑，油漿固體含量降到2g/L以下。再生滑閥壓降回升到20kPa左右，但再生線路還存在脫氣效果差的問題，再生溫度有時出現(xiàn)小幅波動。

3 三種催化裂化工藝相關(guān)指標(biāo)的分析

3.1 原料性質(zhì)與物料平衡

1.5Mt/a重油催化裂化裝置原設(shè)計摻渣率為60%，加工量為4 500t/d，原料為大慶石蠟基常壓渣油、減壓渣油、減壓蠟油、酮苯脫蠟油、焦化蠟油的混合油。2002年5月對分餾塔進(jìn)行擴(kuò)能改造，加工量增至4 800t/d，實(shí)際運(yùn)行中摻渣率在55%左右，回?zé)捖首罡呖蛇_(dá)30%。ARFCC降烯烴改造后，原料負(fù)荷和摻渣率不變。MIP－CGP改造后擴(kuò)能至1.7Mt/a，設(shè)計摻渣率為15%～53%，實(shí)際運(yùn)行摻渣率為30%～40%。三個階段典型混合原料性質(zhì)及物料平衡數(shù)據(jù)見表1和表2。從表1可以看出，從FCC、ARFCC到 MIP－CGP階段，隨著混合原料組成變化及摻渣率的降低，原料油變輕，密度（20℃）由902.1kg／m3下降到893.8kg／m3，500℃餾出體積從40%提高到57%，殘?zhí)?、黏度顯著下降，膠質(zhì)、瀝青質(zhì)含量也明顯減少。從表2可以看出，ARFCC降烯烴改造后，與FCC相比，干氣產(chǎn)率增加0.72百分點(diǎn)，焦炭產(chǎn)率增加0.31百分點(diǎn)，（汽油＋輕柴油）收率下降4.16百分點(diǎn)，該工藝沒有體現(xiàn)出原料輕質(zhì)化所帶來的益處。MIP－CGP改造后，與FCC相比，干氣產(chǎn)率下降0.76百分點(diǎn)，焦炭產(chǎn)率下降0.86百分點(diǎn)，液化氣產(chǎn)率提高5.65百分點(diǎn)，輕柴油產(chǎn)率下降6.38百分點(diǎn)，（汽油＋輕柴油）收率下降3.37百分點(diǎn)，（液化氣＋汽油＋輕柴油）收率提高2.28百分點(diǎn)。

表1 三個階段的典型混合原料性質(zhì)

表2 三個階段的物料平衡數(shù)據(jù)

3.2 操作條件

三個階段的主要操作條件見表3。

3.2.1 催化劑單耗的變化 裝置經(jīng) MIP－CGP改造后，于2010年12月開工，配合使用 MIP－CGP專用催化劑。與FCC工藝相比，MIP工藝催化劑單耗增加0.1kg/t，與ARFCC工藝持平。主要原因是增設(shè)MIP反應(yīng)器后，催化劑通過MIP反應(yīng)器底部大孔分布板時以及在MIP反應(yīng)器內(nèi)增加了磨損，導(dǎo)致催化劑單耗增加。

3.2.2 催化劑藏量和燒焦耗風(fēng)量的變化 MIPCGP改造后，一再與二再的主風(fēng)分布管均改成了主風(fēng)分布板，并將一再、二再的燒焦比例由原來的7∶3調(diào)整成9∶1，因此一再、二再藏量分配發(fā)生了顯著變化，與FCC相比，總藏量有所增加，但較ARFCC相比有所降低。由于再生器催化劑藏量的增加以及催化劑更加集中在一再燒焦，主風(fēng)－煙氣線路壓降基本不變。MIP－CGP改造后焦炭產(chǎn)率下降，但主風(fēng)消耗量卻增加，說明在本次改造后的耗風(fēng)指標(biāo)明顯上升。

3.2.3 再生溫度的變化 由于 MIP－CGP改造后一再燒焦比例從原來的70%提高到90%，二再燒焦強(qiáng)度顯著下降，二再密相再生溫度從原來的680.0℃左右降低到665.0℃，對劑油比的提高貢獻(xiàn)較大。由于設(shè)置了內(nèi)取熱器，一再實(shí)現(xiàn)了在較高的溫度下燒焦，并且基本解決了開工和生產(chǎn)時一再超溫?zé)煔馕踩紗栴}。

表3 三個階段的主要操作條件

3.2.4 提升管反應(yīng)器溫度的變化 MIP－CGP改造后，反應(yīng)溫度控制在500～505℃之間，受再生線路脫氣不好的影響，沒有按照MIP－CGP工藝要求的高反應(yīng)溫度操作，基本上與FCC、ARFCC工業(yè)生產(chǎn)時一致。

FCC生產(chǎn)時期，沉降器一直存在比較嚴(yán)重的結(jié)焦［6］，主要原因是摻渣率高、回?zé)捖矢?、原料油密度大，提升管反?yīng)器出口存在較多的“未汽化油”，在沉降器內(nèi)長時間停留而結(jié)焦。AFRCC改造時，更換了新型噴嘴，并通過降低摻渣率、減少油漿回?zé)?、?yōu)化操作參數(shù)、控制開停工噴油時機(jī)等措施，較大程度上緩解了結(jié)焦的危害。ARFCC改造前，噴嘴前后溫降小于70℃；更換CS－Ⅱ噴嘴后，溫降提高到約100℃，MIP－CGP改造后溫降提高到約170℃，說明在提升管內(nèi)油氣與催化劑混合汽化效果越來越好。從粗旋出口油氣溫度與沉降器集氣室溫度的溫升分析可以看出，F(xiàn)CC階段的溫升達(dá)到8℃以上，ARFCC改造及更換噴嘴并降低摻渣率、回?zé)捖屎?，溫升降?℃左右，MIPCGP改造后不存在溫升。從這一趨勢可以看出，沉降器內(nèi)油氣發(fā)生二次反應(yīng)的程度逐漸減弱。由于催化劑和油氣在經(jīng)過MIP反應(yīng)器時的再次充分接觸碰撞，致使從粗旋升氣管出來的油氣中基本消除了“未汽化油”。同時摻渣率降低、回?zé)捖氏陆导霸嫌惋@著變輕的措施也為避免沉降器結(jié)焦奠定了基礎(chǔ)。MIP－CGP改造后，該裝置經(jīng)過11個月的連續(xù)運(yùn)行，沉降器內(nèi)部基本沒有結(jié)焦，沉降器結(jié)焦問題得到了初步解決。

3.3 產(chǎn)品性質(zhì)

3.3.1 汽油 三個階段的汽油性質(zhì)見表4。從表4可以看出，F(xiàn)CC階段汽油烯烴（熒光法）體積分?jǐn)?shù)為 48.4%，RON 為 89.1，汽油誘導(dǎo)期為510min；ARFCC改造后，汽油烯烴體積分?jǐn)?shù)為30.1%，RON 為 88.5，汽油誘導(dǎo)期為 660min；MIP－CGP改造后，汽油烯烴體積分?jǐn)?shù)為28.6%，烷烴增加幅度較大，汽油RON為90.2，較ARFCC階段提高1.7個單位，汽油誘導(dǎo)期大幅度提高，說明MIP汽油的穩(wěn)定性要好于FCC及ARFCC汽油。

3.3.2 液化氣 三個階段的液化氣性質(zhì)見表5。從表5可以看出，ARFCC改造后，丙烯和丁烯含量均有所下降；MIP－CGP改造后，丙烯含量有所上升，達(dá)到44.84%；FCC階段異丁烷與（正丁烯＋異丁烯）含量接近，ARFCC階段異丁烷含量顯著上升、（正丁烯＋異丁烯）含量顯著下降，異丁烷與（正丁烯＋異丁烯）含量比值為1.55，MIP－CGP階段該比值達(dá)到2.06，說明與FCC工藝相比，ARFCC、MIP－CGP工藝的異構(gòu)化、氫轉(zhuǎn)移能力逐漸增強(qiáng)，因此丁烯含量逐漸降低。MIP－CGP階段的丁烯含量降到20%以下，降低了后續(xù)碳四烯烴綜合利用的效益。

表4 三個階段的汽油性質(zhì)

表5 三個階段的液化氣性質(zhì) φ，%

3.3.3 干氣 三個階段的干氣性質(zhì)見表6。從表6可以看出，與FCC工藝相比，ARFCC、MIPCGP工藝的干氣中H2體積分?jǐn)?shù)分別增加4.64、6.36百分點(diǎn)，說明改造后烯烴環(huán)化生成環(huán)烷烴、環(huán)烷烴再脫氫的反應(yīng)加劇，造成干氣中H2含量增加。同時干氣中乙烯含量逐漸減少，與FCC工藝相比，ARFCC、MIP－CGP工藝的干氣中乙烯體積分?jǐn)?shù)分別下降2.85、6.64百分點(diǎn)。MIP－CGP改造后干氣中乙烯體積分?jǐn)?shù)下降到14.15%，影響后續(xù)干氣中乙烯的綜合利用。

表6 三個階段的干氣性質(zhì) φ，%

3.3.4 輕柴油 三個階段的輕柴油性質(zhì)見表7。從表7可以看出，與FCC工藝相比，ARFCC改造后，輕柴油的十六烷值下降5.7個單位；MIP－CGP改造后，輕柴油的十六烷值下降到22.5。ARFCC改造后，輕柴油密度有所上升，MIP－CGP改造后輕柴油密度升幅較大，接近920kg/m3，其它性質(zhì)變化不大。

表7 三個階段的輕柴油性質(zhì)

3.4 能 耗

三個階段的裝置能耗見表8。從表8可以看出，MIP－CGP改造后，裝置能耗下降到2 439.78 MJ/t。與FCC工藝相比，ARFCC工藝的裝置能耗增加了9.85%，MIP－CGP工藝的裝置能耗降低了8.05%；與 ARFCC工藝相比，MIP－CGP工藝的裝置能耗下降了16.29%。

表8 三個階段的裝置能耗對比 MJ/t

4 結(jié) 論

與FCC工藝相比，ARFCC汽油降烯烴工藝和MIP－CGP汽油降烯烴工藝均能滿足生產(chǎn)清潔汽油的需求，但 MIP－CGP工藝較ARFCC工藝具有更大的技術(shù)優(yōu)勢。采用MIP－CGP工藝改造后裝置擴(kuò)能至1.7Mt/a，摻渣率為15%～53%，汽油品質(zhì)得到顯著提升，摻渣率在35%以下時，汽油烯烴體積分?jǐn)?shù)保持在32%以下，RON在90以上，汽油誘導(dǎo)期大幅度提高，裝置能耗也有所下降。

［1］趙宇鵬，羅強(qiáng)，高衛(wèi)亭，等.降烯烴催化劑RFG－FS3的工業(yè)應(yīng)用試驗(yàn)［J］.石油煉制與化工，2003，34（1）：33－37

［2］羅強(qiáng)，張威毅，張楊，等.催化裂化汽油輔助反應(yīng)器改質(zhì)降烯烴技術(shù)的工業(yè)應(yīng)用［J］.石油煉制與化工，2006，37（1）：22－26

［3］高金森，徐春明，白躍華.催化裂化汽油催化改質(zhì)降烯烴反應(yīng)規(guī)律的試驗(yàn)研究［J］.煉油技術(shù)與工程，2004，34（5）：11－15

［4］許友好，張久順，龍軍.生產(chǎn)清潔汽油組分的催化裂化新工藝MIP［J］.石油煉制與化工，2001，32（8）：1－5

［5］許友好，劉憲龍，張久順，等.MIP工藝反應(yīng)過程中裂化反應(yīng)的可控性［J］.石油學(xué)報（石油加工），2004，20（3）：1－6

［6］羅強(qiáng)，趙宇鵬，高生.催化裂化沉降器結(jié)焦的原因及對策［J］.煉油技術(shù)與工程，2003，33（6）：1－5