MIP-CGP同ARFCC工藝對比分析

郭大鵬，崔 穎，吳 迪，楊 明，覃運明

（中國石油撫順石化公司，遼寧 撫順 113008）

某煉化公司1.5 Mt/a 重油催化裝置由北京設(shè)計院設(shè)計，于2000年8月12日建成投產(chǎn)，設(shè)計摻渣比60%。裝置分為反再系統(tǒng)、分餾系統(tǒng)、吸收穩(wěn)定系統(tǒng)、干氣、液化氣、汽油脫硫、脫硫醇系統(tǒng)、能量回收機組和CO焚燒爐-余熱鍋爐系統(tǒng)。為滿足生產(chǎn)清潔汽油的要求，裝置于2004年進(jìn)行汽油降烯烴改造，采用催化汽油輔助提升管型式，增設(shè)單獨汽油反應(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，并擴能至1.7 Mt/a。改造后裝置經(jīng)濟技術(shù)指標(biāo)達(dá)到歷史最好水平，汽油性質(zhì)得到顯著提升。

1 該裝置改造前后對比

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70%、二再燒焦率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，降低好風(fēng)指標(biāo)，配置下流式外取熱器。提升管從下往上分四層設(shè)置原料、回?zé)捰秃陀蜐{、急冷介質(zhì)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)。提升管出口為四組粗旋，粗旋出口設(shè)有水平檔板，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 輔助提升管改造（ARFCC）

2004年9月采用催化汽油輔助提升管降烯烴工藝對裝置進(jìn)行了改造，原料加工方案和負(fù)荷沒有改變，汽油輔助提升管負(fù)荷為 60 t/h。反再系統(tǒng)主體型式?jīng)]有變化，只是增設(shè)單獨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，增加新分餾系統(tǒng)換熱流程[1]。將原分餾塔粗汽油組分再次進(jìn)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，強化氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)、異構(gòu)化和芳構(gòu)化反應(yīng)，進(jìn)行烯烴飽和，汽油烯烴含量低[2]，增加了干氣和液化氣收率。

1.3 MIP-CGP改造（MIP-CGP）

2010年10月進(jìn)行MIP-CGP改造，本次改造兼顧節(jié)能和汽油降烯烴兩項目的[3]，主要改造如下：

（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?油漿）。增設(shè)待生催化劑至MIP反應(yīng)器線路。

（2） 沉降器內(nèi)粗旋與頂旋改成軟連接型式，汽提段由原三段汽提改為兩段汽提，汽提介質(zhì)采用低壓高溫蒸汽。

（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） 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)取熱器和蒸汽過熱盤管，過熱蒸汽去沉降器做汽提和防焦蒸汽。

（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，原半再生催化劑出口增加分配器。

（8） 外取熱器進(jìn)一再進(jìn)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） 增加一中與原料和油漿換熱流程，取消原分餾塔二中油做穩(wěn)定塔重沸器熱源流程，改用一中油串聯(lián)做穩(wěn)定塔和解吸塔重沸器熱源，為彌補解吸塔熱源不足，增設(shè)以柴油做熱源的重沸器。

（10） 拆除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、二再主風(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，實現(xiàn)一再完全再生。

2 MIP催化裂化工藝型式運行分析

2.1 ARFCC降烯烴改造前運行情況

該裝置自2000年8月開工后，反再系統(tǒng)運行平穩(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，反再系統(tǒng)抗事故風(fēng)險能力較強，反再差壓平穩(wěn)，沒有出現(xiàn)過流化線路波動和料位大幅度波動的情況。由于再生器兩段逆流燒焦，在開工時容易產(chǎn)生一再煙氣尾燃超溫。

2.2 ARFCC降烯烴改造后運行情況

ARFCC降烯烴改造后，共用一個再生器，降烯烴提升管反應(yīng)器增加了一段再生和待生線路，新再生和待生線路[4]。催化劑循環(huán)線路增加后，操控難度增加，并且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)要求，但很難實現(xiàn)提溫到510 ℃,雖然汽油烯烴可以得到很大程度改善，但是汽油辛烷值損失較大，能耗上升5個單位左右。

2.3 MIP-CGP改造后運行情況

2.3.1 MIP-CGP改造后初期運行情況

2010年10月MIP-CGP改造，拆除原輔助提升管降烯烴系統(tǒng)。開工后能耗下降13.16個單位，總液收提高 6.38%，汽油辛烷值提升 1.5個單位，柴油和油漿密度變重。

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，劑耗最高升至3.0 kg催化劑/t原料油，油漿固體含量居高不下，在分餾塔補油10 t/h（相當(dāng)于油漿外甩量），固體含量在6～10 g/L，最高達(dá)到20 g/L以上。

（2） 再生線路流化不好，再生滑閥壓降從以前的30～40 kPa減少到5～15 kPa，反應(yīng)溫度出現(xiàn)10 ℃以上波動，經(jīng)常出現(xiàn)架橋現(xiàn)象。

（3） 外取熱器進(jìn)入二再的下斜管催化劑流化不暢，外取熱器取熱不正常，導(dǎo)致再生系統(tǒng)經(jīng)常性超溫。

2.3.2 MIP-CGP試運行小修后運行情況

針對試運行存在的問題，對反再系統(tǒng)進(jìn)行局部改造，改造項目如下：

（1）取消粗旋與頂旋軟連接型式，恢復(fù)原型式。

（2）待生分布器增大單個分布孔，總開孔面積提高156%。

（3）取消半再生催化劑分布器。由于半再生分配器位于再生斜管簸箕口上方，為保證半再生分配器流化效果，配有主風(fēng)(N)30 m3/min，對簸箕接受能力有影響，干擾半再生線路流化，下料處于間斷性狀態(tài)，半再生線路流化狀態(tài)影響二再床層，并影響再生線路接收催化劑的穩(wěn)定性。鑒于二再燒焦比例占10%左右，所以取消半再生分配器對二再整體燒焦無影響。半再生分配器改造前后對比如圖1。

圖1 分布器Fig.1 Distributors

改后半再生線路流化壓降由 7～65 kPa，改為40～75 kPa,流化狀態(tài)明顯好轉(zhuǎn)。

（4） 2012年5月份以來再生斜管推動力、滑閥壓降持續(xù)走低，再生斜管波動頻繁，干氣中的氮氣含量由平均 24.43%上升至平均 35.81%，說明干氣中由催化劑攜帶煙氣量明顯增加，證明再生線路脫氣效果不好，影響了催化劑的流化；再生滑閥壓降從以前的30～40 kPa減少到10 kPa，反應(yīng)溫度出現(xiàn) 10 ℃以上波動，經(jīng)常出現(xiàn)架橋現(xiàn)象。后續(xù)消缺改造中將再生斜管簸箕口截面積由 0.589 6 m2增加為1.042 7 m2，改造后再生斜管推動力明顯上升，且波動范圍較小，改造后斜管推動力上升至22～29 kPa，溫度波動范圍在2 ℃以內(nèi)，解決了再生斜管催化劑流化波動問題。

（5） 一再分布板原孔數(shù)2 066個—DN10 mm，新增開孔346個—DN10 mm，布孔原則為原主風(fēng)分布板邊緣、中心周圍以及外取熱抽出、半再生抽出影響區(qū)內(nèi)維持不變，其余部位均勻增加。按二再風(fēng)量(N)750 m3/min、一再催化劑藏量70～80 t、壓力0.27 MPa(G)為基準(zhǔn)，二再主風(fēng)分布板原孔數(shù)880個—DN10 mm，新增開孔386個—DN10 mm。

外取熱器返回溢流斗和再生催化劑抽出斗影響區(qū)域中磨損嚴(yán)重噴嘴堵死；輕微磨損噴嘴用焊肉填實，并將突出焊肉打磨至與分布板齊平，見圖2。

圖2 再生器分布板Fig.2 Distribution plate of regenerator

改后一再主風(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 m/s降到55.4 m/s；二再主風(fēng)分布板開孔率由原來的0.275%增加到0.396%，過孔線速有原來的80 m/s降到55 m/s；減少超線速區(qū)所帶來催化劑破碎。

（6） 外取熱器進(jìn)一再進(jìn)料口口袋狀溢流口絕對高度由原來的3.6 m降低到0.8 m。

溢流斗降低后，外取熱催化劑出口阻力降低，流化暢通，優(yōu)化外取熱器自身操作平穩(wěn)，同時有利于二再床層穩(wěn)定。

經(jīng)過改造開工后，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，劑耗降到0.84 kg催化劑/t原料油，油漿固體含量降回到2 g/L以下。再生滑閥壓降回升到30 kPa左右。

表1 3個階段典型混合原料性質(zhì)Table 1 Three stages of typical mixed feed properties

表2 3個階段物料平衡和產(chǎn)品分布Table 2 Three stages of material balance and product distribution

3 指標(biāo)對比分析

3.1 原料性質(zhì)與物料平衡

1.5 Mt/a重油催化裝置原設(shè)計摻渣比為60%，日加工量為4 500 t/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、焦化蠟油等組分。2002年5月對分餾塔進(jìn)行擴能改造，加工量擴能至4 800 t/d，實際運行中摻渣比在55%左右，回?zé)挶茸罡呖蛇_(dá)30%左右。ARFCC降烯烴改造后，原料負(fù)荷和摻渣比沒有變化。MIP-CGP改造擴能至1.7 Mt/a，設(shè)計摻渣比15%～53%，實際運行摻渣比為40%左右。3個階段典型混合原料性質(zhì)和物料平衡見表1和表2。

從表1和表2數(shù)據(jù)可以看出，在3個階段隨著混合原料組成變化及摻渣比的降低，原料性質(zhì)顯著變輕，原料密度由902.1 kg/m3下降到882.8 kg/m3，500 ℃餾出量從40%提高到50.8%，原料殘?zhí)俊⒄扯蕊@著下降，膠質(zhì)、瀝青質(zhì)含量也明顯減少。

3.2 油品性質(zhì)

3.2.1 汽油性質(zhì)(表3)

表3 汽油性質(zhì)Table 3 Gasoline properties

FCC時摻渣比基本在55%左右，汽油烯烴基本在48%以上，由于烯烴含量較高，所以RON較高，在89左右，汽油誘導(dǎo)期較低。ARFCC改造之后，汽油烯烴降到32%以下，RON下降至少0.5個單位，汽油誘導(dǎo)期基本未變[5]。MIP-CGP改造之后，摻渣比在40%以下時，汽油烯烴基本控制在32%以下，但異構(gòu)烷烴含量較高為 46.2%，汽油 RON保持在90以上，汽油誘導(dǎo)期提高一倍以上。

3.2.2 柴油性質(zhì)(表4)

表4 柴油性質(zhì)Table 4 Diesel properties

改造前后，柴油十六烷值和密度變化較大。ARFCC改造后，柴油十六烷值下降約 5個單位，MIP-CGP改造后十六烷值又下降到 24左右。ARFCC改造后，柴油密度有所上升，MIP-CGP改造后柴油密度升幅較大，接近915 kg/m3，其它性質(zhì)變化不大。

3.2.3 油漿性質(zhì)(表5)

表5 油漿性質(zhì)Table 5 Heavy oil properties

MIP-CGP改造后，油漿性質(zhì)發(fā)生顯著變化， 密度變重，500 ℃餾出量明顯提高，殘?zhí)拷档?8.87%左右，粘度變小。族組成中，芳香烴從原來的51.13%提高到84.46%，飽和烴由原來的1/3下降到1/10左右。MIP改造后，反應(yīng)深度及時間增加，油漿變重，如何保證油漿系統(tǒng)長周期運行成為重中之重；應(yīng)時刻關(guān)注油漿密度、粘度變化趨勢，控制油漿置換量。

3.3 能耗對比

ARFCC改造之后，由于增加一個汽油反應(yīng)器，生焦量增加，外取熱器取熱量明顯降低，設(shè)計的油漿取熱系統(tǒng)不能運轉(zhuǎn)，3.5 MPa蒸汽產(chǎn)量減少1 730 t/d，裝置能耗增加約7個單位。MIP-CGP改造后，生焦較FCC相比下降0.70%，較汽油輔助提升管由于生焦量明顯下降、產(chǎn)汽量上升，裝置能耗下降到56.44 kgoe/t(表 6)。

表6 三個階段裝置能耗Table 6 Three stages of plant energy consumption kgoe/t

3.4 操作條件

在 ARFCC改造之前，沉降器一直出現(xiàn)比較嚴(yán)重的結(jié)焦，主要原因是“未汽化油”在沉降器內(nèi)長時間停留而結(jié)焦。后來通過選用高效霧化噴嘴、降低摻渣比、回?zé)挶取⒏纳旗F化蒸汽質(zhì)量、優(yōu)化操作參數(shù)、控制好開停工噴油時機等措施，較大程度上緩解了結(jié)焦的危害。MIP-CGP改造后，由于催化劑在二反內(nèi)存在嚴(yán)重的返混，破壞了催化劑在提升管內(nèi)“平推流”，強化了油氣和催化劑接觸混合程度，因此從粗旋升氣管出來的油氣中基本上消除了“未汽化油”。

從表7數(shù)據(jù)可以看出，在ARFCC改造之前，噴嘴前后溫降不到 70 ℃；更換 CS-Ⅱ噴嘴之后，溫降提高到約 100 ℃，MIP-CGP改造之后溫降提高到約165 ℃，說明在提升管內(nèi)油氣與催化劑混合汽化效果越來越好[1]。從粗旋出口油氣溫度與沉降器集氣室溫度的溫升對比分析可以看出，F(xiàn)CC時其溫升達(dá)到 8 ℃，ARFCC改造及更換噴嘴并降低摻渣比之后，溫升降到 3 ℃左右，MIP-CGP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。

表7 主要操作條件Table 7 Major operation parameters

MIP-CGP改造后，主風(fēng)-煙氣線路壓降基本沒有變化，一再與二再主風(fēng)分配基本一致，一再燒焦率均在 85%左右。由于一再設(shè)置內(nèi)取熱器，基本解決了開工和生產(chǎn)時一再超溫?zé)煔馕踩紗栴}。從主風(fēng)消耗能夠看出，MIP-CGP改造后耗風(fēng)指標(biāo)明顯上升。

4 結(jié) 論

MIP-CGP工藝較ARFCC工藝具有較大技術(shù)優(yōu)勢，同ARFCC工藝相比，裝置能耗下降13個單位。

液化氣與汽油產(chǎn)率增加，干氣、柴油、焦炭產(chǎn)率下降，總液收提高6.38個百分點；汽油烯烴控制在30%以下時，汽油辛烷值保持在90以上，按照MIP-CGP工藝原理，當(dāng)繼續(xù)提高反應(yīng)溫度時，汽油辛烷值還有增幅潛力；液化氣丙烯收率增加，C4烯烴含量下降，干氣中乙烯含量下降；柴油質(zhì)量變差，十六烷值顯著降低，密度有較大幅度提高；油漿密度增加，芳烴含量提高，加重油漿運行系統(tǒng)風(fēng)險。

［1］ 許友好,等.MIP反應(yīng)過程中裂化反應(yīng)的可控性[J].石油煉制與化工，2004，20（3）：1-5.

［2］ 苗興東.催化裂化技術(shù)的現(xiàn)狀及發(fā)展趨勢[J].河北化工，2007(1)：6-9.

［3］ 趙宇鵬，吳迪.MIP工藝及其專用催化劑的工業(yè)應(yīng)用[J].當(dāng)代化工，2012，41（11）：1205-1209.

［4］ 趙宇鵬，吳迪．重油催化裂化裝置生產(chǎn)清潔汽油的技術(shù)改造[J]．石油煉制與化工，2013，44（2）：51-56．

［5］ 羅強，張威義,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.