MIP工藝催化裝置過渡期操作的優(yōu)化及效果

張明申

(中國石油化工股份有限公司洛陽分公司，河南洛陽，471012)

某公司一催化裝置改造是由煉油向化工轉型的重要戰(zhàn)略部署之一。為進一步改善催化裝置進料性質(zhì)，該公司在2020年建成并投產(chǎn)200萬噸/年催化進料預處理單元及260萬噸/年渣油加氫裝置。在上述兩套配套裝置建成之前，裝置進料仍以加氫蠟油和未加氫減壓渣油為主，這一階段簡稱過渡期。本文主要介紹一催化裝置于2019年7月投產(chǎn)后，針對運行初期生焦率較高而提出的一些優(yōu)化思路及其效果。

1 改造內(nèi)容

2019年的改造，裝置采用中石化石油化工科學研究院(簡稱石科院)開發(fā)的多產(chǎn)異構烷烴的流化催化裂化技術(MIP)。

MIP反應機理：串聯(lián)提升管反應器分為兩個反應區(qū)，第一反應區(qū)以一次裂化反應為主，采用較高的反應強度，經(jīng)較短的停留時間后進入擴徑的第二反應區(qū)下部；第二反應區(qū)通過擴徑、補充待生催化劑等措施，降低油氣和催化劑的流速；降低該區(qū)的反應溫度，滿足低重時空速要求，以增加氫轉移和異構化反應，適度控制二次裂化反應。在二次裂化反應和氫轉移反應的雙重作用下，汽油中的烯烴轉化為丙烯和異構烷烴，使汽油中的烯烴大幅度下降，而汽油的辛烷值保持不變或略有增加。

1.1 設備反應部分的改造內(nèi)容

(1)更換提升管反應器，增加MIP二反，并更換進料噴嘴。

(2)更換汽提段。因空間受限，改造后MIP第二反應器需嵌入汽提段布置，汽提段擴徑，內(nèi)件更換。

(3)更換沉降器旋風分離器(PLS結構)。

(4)增加防焦格柵。

(5)更換待生斜管和待滑閥。

1.2 設備再生部分的改造內(nèi)容

(1)更換主風分布管為主風分布板。

(2)密相床中增加燒焦格柵。

(3)增加待劑分配器。

(4)更新再生器一、二級旋風分離器(12組)。

(5)使用富氧再生技術，增加注氧系統(tǒng)(暫未建成)。

(6)更新3.5MPa蒸汽的蒸發(fā)管和過熱管，增加1.0MPa蒸汽的過熱管。

改造后裝置反應再生系統(tǒng)簡圖如圖1所示。

圖1 MIP工藝裝置反應再生系統(tǒng)簡圖

2 裝置投產(chǎn)初期情況分析

按照公司生產(chǎn)計劃，裝置投產(chǎn)初期運行穩(wěn)定后，進料量和摻渣量不斷提高，同時也發(fā)現(xiàn)了新的運行瓶頸。裝置處理量只能達到172t/h(設計值的80%負荷)，摻渣30t/h，無法繼續(xù)提高，主要的矛盾點在于再生器取熱已達到滿負荷。經(jīng)分析，主要是裝置生焦率達到平均9.5%，高于原設計值(8.7%)。

一般認為，催化裂化反應過程產(chǎn)生的焦炭按其來源可分為四類，即原料焦、催化焦、可汽提焦和污染焦。為降低裝置生焦率，以釋放再生器取熱負荷進一步提高處理量，將通過以下幾個方面與設計值對比，進行分析。

2.1 原料情況

殘?zhí)渴窃谔囟ǚ绞较陆?jīng)過貧氧燃燒后的產(chǎn)物。因此原料殘?zhí)繉ι沟挠绊懀瑢嵸|(zhì)上是殘?zhí)壳吧砦飳ι沟挠绊?。關于殘?zhí)壳吧砦飳ι沟挠绊?，一直存在著不同的看法，爭論的焦點是殘?zhí)壳吧砦锷沟谋壤龁栴}。石科院經(jīng)過對國內(nèi)催化裂化數(shù)據(jù)整理后，認為進料的殘?zhí)?5%會變?yōu)榻固?。裝置投產(chǎn)后混合進料性質(zhì)及設計值如表1所示。

表1 混合原料性質(zhì)

投產(chǎn)初期裝置混合進料殘?zhí)?.9%，較設計值低2.59%，遠低于設計值；同時密度較設計值低21.7 kg/m3，由此可以看出目前混合進料性質(zhì)仍較輕，不是造成裝置生焦率高的主要原因。

2.2 催化劑

根據(jù)石科院建議，本次裝置開工時平衡劑仍使用停工前系統(tǒng)內(nèi)的MAC催化劑(常規(guī)FCC用劑)，再逐步使用MIP專用新鮮劑置換。裝置投產(chǎn)后平衡劑活性及設計值如表2所示。

表2 催化劑活性

投產(chǎn)初期，催化劑活性68，較設計值偏高，催化劑配方仍為常規(guī)FCC用劑，并非MIP專用劑。原常規(guī)FCC用劑擁有較強的裂化反應活性，但其氫轉移反應活性相對較弱，同時MIP技術的反應時間較長，以上兩點造成油氣裂化過度，生成大量反應焦，是造成裝置生焦率高的原因之一。

2.3 操作參數(shù)

過渡期裝置無法按照設計指標運行，故將2019年7月數(shù)據(jù)與洛陽院推算的裝置70%負荷下的主要操作參數(shù)作對比，如表3所示。

表3 主要操作參數(shù)

經(jīng)對比，主要操作參數(shù)中待生劑焦中氫含量偏高，沉降器汽提效果有待提高；劑油比偏低，但劑油比適當?shù)涂?，在一定程度上是降低反應強度，有利于減少生焦。雖然大部分操作參數(shù)已達到70%負荷的設計要求，但仍有一定的優(yōu)化空間。

3 優(yōu)化措施

針對以上分析，特制定以下優(yōu)化措施以提高裝置處理量。

3.1 催化劑活性

(1)適當提高再生器旋分線速，降低再生器催化劑跑損量，保證再生器藏量穩(wěn)定以降低新鮮劑注入量，達到降低催化劑活性的目的。

(2)通過低控再生器氧含量，適當高控密相溫度，以繼續(xù)提高摻渣量，加快催化劑上重金屬沉積，降低催化劑活性。

3.2 降低反應強度及反應區(qū)油氣停留時間

若想降低生焦量，可以適當降低反應區(qū)的油氣停留時間或降低反應強度，通常采用的措施有兩種：一是提高預提升蒸汽量或原料油霧化蒸汽量以提高提升管總體線速；二是投用終止劑適當降低二反出口溫度，減少熱裂化反應，減少二次反應，降低焦炭產(chǎn)率。

綜合考慮，提高預提升蒸汽量或原料油霧化蒸汽量會提高沉降器粗旋及單旋線速，對沉降器旋分器的旋分效果造成一定影響，同時會進一步提高裝置能耗。故采用第二種方法，但由于投用終止劑后，二反線速會相應提高，適當降低預提升蒸汽量以確保沉降器粗旋及單旋線速沒有較大變化。

3.3 其他降低生焦方法

(1)提高原料預熱溫度，有利于改善劑油接觸。使原料油霧滴與催化劑均勻接觸，原料油汽化速度更快，可以降低生焦率。

(2)提高沉降器汽提蒸汽用量和沉降器藏量，以提高汽提效果，降低待生劑中可汽提焦。

4 優(yōu)化效果

根據(jù)以上優(yōu)化措施，2019年8月初做了以下操作調(diào)整：

(1)將再生器一旋線速由19.5m/s提至20m/s，沉降器粗旋線速由15.8m/s提至16.5m/s。

(2)再生器氧含量控制范圍由3%下調(diào)至1.5%—2%，再生器密相溫度由670℃提至675℃，同時定期加注CO助劑，防止再生器因此尾燃。

(3)原料油預熱溫度由240℃上調(diào)至250℃。

(4)沉降器汽提蒸汽由4t/h提至6t/h，藏量由56t提至60t，停留時間由3.4min提至3.81min，待生劑焦中氫含量由6.6%下降至6.3%。

(5)投用提升管終止劑流程，逐步提高至15t/h，預提升蒸汽量7.5t/h下調(diào)至6.5t/h，預提升干氣1700Nm3/h下調(diào)至1430Nm3/h。

經(jīng)過調(diào)整后，主要參數(shù)變化及產(chǎn)品分布如表4和圖2所示。

圖2 終止劑投用前后產(chǎn)品分布對比

從表4可知，第二反應區(qū)油氣停留時間下降0.2s，催化劑單耗降低0.2kg/t，催化劑活性下降2個點，進料量提高7.7t/h，摻渣量提高2.4t/h，裝置生焦率下降約0.4%，期間汽油+液化氣收率無較大變化，穩(wěn)定在67%—68%。按每噸油加工利潤100元，每噸摻渣加工利潤300元計算，每年多創(chuàng)收1199萬元。

表4 終止劑投用前后主要參數(shù)對比

5 下一步措施

(1)監(jiān)控催化劑性質(zhì)變化，保證適當?shù)拇呋瘎﹩魏?，活性目標控制?0—64，反應控制參數(shù)逐步向設計要求調(diào)整，觀察產(chǎn)品分布變化。

(2)改進催化劑配方，降低稀土含量，以繼續(xù)降低裝置生焦量。

(3)MIP工藝催化裝置開工時，建議使用MIP平衡劑。否則裝置開工初期，催化劑活性較高，導致裝置參數(shù)無法達到設計條件要求，從而進一步影響產(chǎn)品分布和加工量計劃。

(4)過渡期內(nèi)適當投用終止劑，有利于降低反應強度，降低裝置生焦量。