90萬t/a減壓渣油催化裂化裝置改造設計及標定

劉艷蘋，谷 崢，丁洪春，龍 鈺

（中國石油工程建設公司 華東設計分公司，山東 青島 266071）

格爾木煉油廠催化裂化裝置，原由洛陽石化工程公司設計，于1990年投產。裝置原設計處理量為60×104t/a，投產后的實際加工能力為54×104t/a。為了提高液化氣收率，該裝置于2000年進行了技術改造，改造后的處理量為60×104t/a。

本次改造原料油由原來的常壓渣油改為大于460 ℃的減壓渣油，裝置處理量提高到90×104t/a，年開工8 400 h。

對于該裝置，改造為全減渣進料且處理量提高到90×104t/a，需要解決以下幾個問題：

（1）提升管線速較高，進料霧化噴嘴不適應全減渣進料要求；

（2）提升管出口為粗旋風分離器，沉降器內設置頂旋，反應油氣的停留時間較長，對于減壓渣油催化裂化裝置沉降器系統結焦會更嚴重；

（3）待生催化劑汽提段汽提效率低；

（4）生焦量增加，原再生系統不能滿足需要；

（5）現有主風機供風能力不能滿足生焦量增加的需要。

1 裝置改造內容及新技術的應用

改造后反應再生系統的結構圖。

圖1 反應再生系統結構圖Fig.1 Configuration of reactor-generator

1.1 提升管

根據反應時間、反應深度和產品分布等影響因素，這次改造重新設計了提升管。為了滿足處理量提高的要求，提升管直徑進行了擴大，為了使進料段催化劑和原料油混合均勻，在提升管下部設置了5.2 m長的預提升段，并增加了干氣預提升管線。原料油進料采用CS高效進料霧化噴嘴[1]，以預防反應系統結焦和降低干氣和焦炭產率。

1.2 沉降器粗旋和頂旋直連技術[2]

由于改造后處理量增加，沉降器粗旋風分離器、頂旋風分離器線速超高，本次改造更換沉降器粗旋風分離器、頂旋風分離器，粗旋風分離器更換為兩臺，頂旋風分離器更換為4臺。為了防止粗旋出口反應油氣擴散到沉降器內，本次改造采用了圖2所示的粗旋和頂旋的直連系統，同時也縮短了汽提蒸汽及防焦蒸汽在沉降器中的停留時間。

圖2 沉降器內旋分器系統Fig.2 Cyclone separator system in FCC disengager

1.3 高效汽提段

本次改造擴大了汽提段筒體直徑，并將筒體長度由原來的6 m加長到8 m，并采用帶噴嘴的高效汽提擋板。高效汽提段增長了催化劑的汽提時間，降低了焦炭中的氫含量和焦炭產率，有利于提高目的產品收率。

1.4 防焦格柵

為防止沉降器結焦影響催化劑循環，沉降器內增加防焦格柵。

1.5 第一再生器

在第一再生器內為使待生催化劑均勻分布于再生器密相床上部，保證單段逆流高效再生[3,4]，增加待生催化劑分配器。同時為強化逆流再生和消除一再床層中大氣泡、改善氣體和催化劑的接觸情況，在待生催化劑分配器的上下分別增加格柵。

由于改造后燒焦量增加，更換一再主風分布管，更換第一再生器一、二級旋風分離器。

1.6 第二再生器

更換第二再生器，采用快速床+湍流床的再生形式。更換的二再旋分器為三組兩級。新增二再內主風分布管及大孔分布板等內件。

1.7 煙氣分流

本次改造后第一、第二再生器實行煙氣分流。原一再煙氣管道利舊，一再煙氣通過煙氣輪機（利舊）做功，回收壓力能。新增二再煙氣三級旋風分離器、降壓孔板和雙動滑閥及臨界流速免維護噴嘴。新增一再煙氣的CO鍋爐，利舊改造原余熱鍋爐作為二再余熱鍋爐。

1.8 外取熱器

由于原料油為大于460 ℃的減壓渣油，殘炭高達8.65%( wt)，燒焦量增大，更換原一再外取熱器，新增二再外取熱器。通過一再、二再外取熱器有效調節一再和二再的再生溫度，從而控制燒焦比例及催化劑循環量和劑油比。

1.9 主風機

本次改造燒焦需要主風量最大約為 2 560 m3/min(N)，原主風機流量不能滿足需求，因此，主風機更換為一臺AV63-15型軸流主風機。原主風機組作為備用主風機組。

2 減壓渣油催化裂化裝置的運行

2.1 改造后裝置的運行情況

裝置改造后自2009年11月26日開車。

2010年6月14日至15日格爾木煉油廠對改造后的減壓渣油重油催化裝置進行了全面標定。結果見表1。

表1 主要操作條件Table 1 Main operating conditions

裝置操作中兩器流化正常，總體操作情況良好，從表 2可以看出，標定期間裝置的年處理能力為95.25 t/h，比設計值107.143 t/h低了11.1%，屬于正常負荷工作，實際操作條件和設計值基本一致。為了提高渣油的轉化率，操作中提高了劑油比，以便為反應提供更多的活性中心。

表2 物料平衡Table 2 Material balance %

此次標定的產物分布中，干氣收率為4.09%，液化氣收率為15.54%，汽油收率為37.01%，輕柴油收率為24.39%，油漿收率為7.72%，焦炭收率為10.91%，輕質油收率為61.4%，總液收率為76.94%。對減渣進料來說，產物分布比較理想，處于正常水平。

穩定汽油的餾程較輕，終餾點 <172℃，這雖影響汽油收率，但有利于汽油辛烷值的提高和柴油收率的提高（表3）。

表3 汽油性質Table 3 Properties of RFCC gasoline

2.2 裝置能耗

裝置能耗為70.79 kg Eo/t原料，主要有以下原因：

（1）裝置為全減渣進料，生焦量大。

（2）利舊的煙氣輪機負荷有限，因此一再、二再煙氣分流，使二再煙氣的壓力能得不到回收。

（3）由于裝置規模增大，主要的動設備均為利舊，操作點不在設備的最高效率點上，增加了蒸汽和電的消耗，如氣壓機組、煙氣輪機及大部分機泵。

（4）部分冷卻器和空冷器使用時間過長，未及時清洗，導致設備的傳熱系數很低，增加了循環水和電的消耗。

（5）高溫設備和管線的保溫不完善，熱損失很大，如煙氣自再生器至煙機入口的溫降高達50 ℃。

裝置能耗見表4。

表4 裝置能耗表Table 4 Energy consumption of the unit

2.3 沉降器粗旋和頂旋直連技術的應用情況

本次改造，沉降器內采用了石油大學（北京）開發的直連設備，主要由粗旋出口集合管、頂旋直連分配器與導流錐組成油氣直連系統，粗旋出口油氣直接進集合管，汽提段上升油氣包括汽提油氣、料腿排料泄放氣、防焦蒸汽及飄散在沉降器空間的零星油氣均由導流錐導入集合管，頂旋分配器將集合管的油氣均勻分配到各個頂旋入口；集合管與分配器用活動承插方式連接方便吸收設備熱位移，連接處填滿陶纖防止在操作波動時油氣外串，減少了油氣進入沉降器引起結焦的可能。從裝置停車后現場照片（圖 3）可以看出，導流錐、集合管及旋分器料腿上沒有出現結焦情況，沉降器器壁上僅有一層薄薄的焦炭，防結焦效果顯著。

圖3 沉降器內結焦情況Fig.3 Coking in disengager

3 結 論

（1）裝置改造后，處理量達到了90萬t/a，裝置各部分的操作參數都在正常的范圍內，標明總體操作狀況良好。

（2）沉降器粗旋和頂旋直連技術的應用減少反應油氣的二次反應，使沉降系統結焦情況大大改善，同時降低了油漿固含量。

（3）裝置改造后為全減渣減料[5]，產品分布比較理想。但由于焦炭產率高及利舊設備的限制，導致裝置的能耗偏高。

［1］蔣強,劉志剛.CS-II型霧化噴嘴在重油催化裂化裝置上的應用[J].煉油與化工，2007，21(1)：36-38.

［2］劉美麗.毛羽.FCC粗旋與頂旋連接方式對頂旋氣量分配的影響[J].石油學報（石油加工），2010，26(5)：718-724.

［3］孫運起，劉宗良，郝鳳麗.單段催化裂化再生器的設計與應用[J].石油機械，2000，28(7)：33-36.

［4］李占寶.前置燒焦罐再生的改進[J].煉油設計，1994，24(3)：27-35.

［5］王龍延，王國良，劉為民.石蠟基減壓渣油直接催化裂化工藝的實踐與探討[J].石油煉制與化工，1997，28(10)：1-7.