1.2 Mt/a催化裂解裝置運行分析

王國昇

（中海石油 東方石化有限責任公司，海南 東方 572600）

工業技術

1.2 Mt/a催化裂解裝置運行分析

王國昇

（中海石油 東方石化有限責任公司，海南 東方 572600）

在1.2 Mt/a 催化裂解裝置上以陸豐與潿洲原油的常底渣油為原料，采用OMT-2催化劑，通過運行分析考察了裝置的物料平衡、產品分布和裝置能耗，并對反應-再生系統和分餾系統技術參數進行了核算。運行結果表明，裝置的總液體收率為82.4％（w），實際產品分布低于設計工況。干氣收率較設計值低1.3百分點；汽油收率較設計值高11.8百分點；液化氣收率較設計值低6.5百分點；油漿產量及焦炭產率稍高于設計值；柴油收率較設計值低3.1百分點。90％負荷下的綜合能耗為84.0 kg-oil/ h。干氣中的H2含量為28.81％（φ），C3以上重組分含量達到0.86％（φ）左右，含微量丁烷和丁烯，N2含量偏底，乙烯含量較設計值偏低7.76百分點。焦炭中氫含量7.99％（w），需進一步觀察噴嘴的霧化效果。裝置再投產時需解決催化劑跑損、粗汽油泵流量小以及余熱鍋爐過熱段負荷不足的問題。

催化裂解；OMT-2催化劑；運行分析

中海石油東方石化有限責任公司1.2 Mt/a 催化裂解（DCC）裝置由中國石化洛陽工程有限公司設計，其反應器和再生器高低并列布置，反應部分采用中國石化石油化工科學研究院（RIPP）的DCC工藝技術，再生部分采用洛陽工程有限公司快速床+湍流床主風串聯再生工藝技術。RIPP開發的DCC技術是以重質烴為原料生產丙烯和副產物輕芳烴的化工型煉油工藝技術。裝置主要包括反應-再生系統、分餾系統、吸收穩定系統、除氧水系統、低溫熱回收系統及煙氣余熱回收系統。該裝置于2015年2月1日反應噴油，開車成功。利用該裝置生產的產品包括：汽油、柴油、液化氣、干氣、油漿，下游設有產品精制、氣體分餾、甲基叔丁基醚、乙苯-苯乙烯和汽柴油加氫等主要裝置。

該裝置設計使用MMC-2催化劑，但實際操作使用的是OMT-2催化劑，與原設計催化劑配方有差異，需通過裝置實際的操作數據來考察新配方催化劑的使用效果：如滿足DCC裝置設計產品收率且顆粒分布正常，證明新配方適合該裝置；如低于DCC裝置設計產品收率且催化劑跑損嚴重，證明新配方未達到設計要求。因此核算DCC裝置實際的操作性能，了解其優缺點，可更有針對性的解決操作弊端，優化工藝操作參數，保證DCC裝置安全、穩定和最優化生產。

本工作在1.2 Mt/a DCC裝置上以陸豐與潿洲原油的常底渣油為原料，采用OMT-2催化劑，通過運行分析考察了裝置的物料平衡、產品分布和裝置能耗，并對反應-再生系統和分餾系統技術參數進行核算，查找工藝操作的弊端，更有針對性的進行優化以保證裝置的穩定生產。

1 實驗部分

1.1 原料

MIP工藝平衡劑：中國石化齊魯石化公司催化劑廠；MMC-2催化劑：外購；OMT-2催化劑：中國石化齊魯石化公司催化劑廠。

原料油：陸豐原油與潿洲原油質量比1∶1的常壓渣油，原料油的性質見表1。

1.2 裝置工藝

反應部分采用DCC技術。為提高轉化率和低碳烯烴產量，DCC技術［1-2］采用提升管反應器與床層反應器組合的方式。其中，第Ⅰ反應器為提升管反應器，進料為新鮮原料油，主要生產汽油組分并為第Ⅲ反應器提供原料；第Ⅱ反應器也是提升管反應器，進料為裝置自產的C4餾分和輕汽油（C5及C6餾分），主要將裝置自產的C4餾分和輕汽油裂解成丙烯并將催化劑輸送至第Ⅲ反應器，為第Ⅲ反應器創造適宜的反應條件；第Ⅲ反應器為床層反應器，主要在適宜的反應條件下將輕質烯烴（C4～8）進一步轉化為丙烯。DCC技術與常規技術相比反應深度較大，催化劑與原油的質量比（總劑油比）為10～15；由于多產低碳烯烴需較低的油氣分壓，因此反應部分的反應壓力較低，并采用烴分壓梯度遞降的逐級注汽技術。

再生部分采用CO完全燃燒的快速床+湍流床主風兩段串聯再生工藝。第一段為快速床再生工藝，主風分配采用新型的主風分布管，燒焦罐呈流化狀，極大地改善了氣體傳質條件，燒焦強度很高；第二段為湍流床再生工藝，利用第一段再生后的富氧煙氣通過低壓降大孔分布板形成湍流床，大幅改善了再生床層的氣體擴散，提高了總燒焦強度。

反應-再生系統的主要操作參數見表2。再生部分的取熱系統采用低壓橫管式內取熱器和汽水自循環下行式外取熱器相結合的取熱技術，外取熱器返回管設置單動滑閥調節取熱量，不設增壓機。

2 結果與討論

2.1 物料平衡及產品分布

裝置開工后采用緩和工況進行生產，首次裝填的催化劑為MIP工藝平衡劑，新鮮催化劑為OMT-2催化劑，數據采集期間新鮮催化劑約占系統藏量30％（w）左右，系統平衡劑（MIP工藝催化劑和OMT-2催化劑混合）的活性約為63（基于單位質量催化劑在單位時間內轉化的原料質量）。第Ⅰ反應器進料為原料油；第Ⅱ反應器進料為裝置汽油切割塔分離的輕汽油，部分液化氣回煉。

裝置的物料平衡及產品分布［3］見表3。

表1 原料油的性質Table 1 Properties of feedstock oil

表2 反應-再生系統的主要操作參數Table 2 Major operation parameters of the reaction-regeneration system

表3 裝置的物料平衡及產品分布Table 3 Material balance and product distribution of the unit

從表3可看出，實際產品分布低于設計工況，總液體收率為82.4％（w）。干氣收率（5.5％（w））比設計值（6.8％（w））低1.3百分點，處理量未達到設計值150 t/h，僅為140 t/h，這將導致下游乙苯-苯乙烯裝置低負荷生產；汽油收率（41.0％（w））比設計值（29.2％（w））高11.8百分點；液化氣收率（28.6％（w））比設計值（35.1％（w））低6.5百分點，這將影響丙烯的收率；油漿產量及焦炭產率稍高于設計值；柴油收率較設計值低3.1百分點，主要原因是受分餾塔熱負荷影響，有一部分柴油壓進了回煉油和油漿中。

運行結果表明，主要有以下3個原因導致部分產品分布低于設計工況：1）第Ⅰ反應器出口溫度達到了設計值530℃，而第Ⅱ反應器出口溫度（542℃）低于設計值（590℃），致使總反應深度低于設計工況；2）第Ⅲ反應器采取4～6 t的催化劑藏量，導致第Ⅲ反應器操作過程中料位和劑油比均低，第Ⅲ反應器的反應深度降低；3）實際生產采用OMT-2催化劑，選擇性與使用MMC-2催化劑時有一定差異。

2.2 裝置的能耗

裝置的能耗［4］見表4。從表4可看出，裝置在90％負荷下的綜合能耗為84.0 kg-oil/h，比設計值（104.7 kg-oil/h）低，裝置能耗降低的主要影響因素為：1）實際工況的富氣產量較設計工況偏低，氣壓機消耗的中壓蒸汽量大幅降低（汽輪機實際中壓蒸汽用量為105 t/h，遠低于設計值133 t/h）；裝置自產中壓蒸汽較多（為78 t/h），而外網進裝置中壓蒸汽量為27 t/h，因此中壓蒸汽能耗遠低于設計值。2）由于裝置外送的低溫熱水溫度能滿足氣分裝置的要求，故低溫熱水蒸汽加熱器未投用；由于富氣產量低，解吸塔負荷較低，解吸塔底重沸器加熱蒸汽用量較低，能耗進一步降低。3）外取熱大小環風由非凈化風取代主風進行流化，非凈化風耗量增加，主風機電耗降低。

2.3 產品質量的對比

干氣產品中氣體含量設計值與實際值的對比［5］見表5。從表5可看出，干氣中的H2含量為28.81％（φ），高于設計值。這是因為：1）系統平衡劑跑損較大，催化劑置換速度較快，系統平衡劑活性較強；2）OMT-2催化劑的選擇性和MMC-2催化劑的選擇性不同，導致干氣中H2含量較高；3）金屬鈍化劑的注入量稍低，原料油在反應過程中脫出大量的H2。干氣中C3以上重組分含量達到0.86％（φ）左右，含微量丁烷和丁烯，質量較好；N2含量偏底，說明循環催化劑脫氣效果較好；乙烯含量較設計值偏低7.76百分點，這是因為第Ⅱ反應器反應深度較低，C4不回煉。

表5 干氣中氣體含量設計值與實際值的對比Table 5 Comparison between the design values and real values of gas contents in dry gas

液化氣實際質量與設計值的對比見表6。從表6可看出，液化氣中丙烯含量高于設計值，異丁烯含量低于設計值，實際質量好于設計值。丙烯含量可通過第Ⅱ反應器對未反應的C4進行裂化而增大，異丁烯含量可通過適當改變催化劑配方或反應器操作條件而增大，但這些需要在保證對其他組分影響不大的前提下進行，因此尚需在今后的操作中慢慢摸索。

表6 液化氣實際質量與設計值的對比Table 6_Quality comparison of design and real liquid petroleum gas

2.4 反應-再生系統和分餾系統的核算

2.4.1 反應-再生系統工藝參數的核算結果

反應-再生系統工藝參數的核算結果［6-7］見表7。從表7可看出，第Ⅰ反應器的劑油比較設計值低、反應時間也較設計值短，系統平衡劑的活性約為63，說明重油反應深度較設計值低。主要原因是余熱鍋爐吹灰效果不佳，余鍋的取熱負荷不足以支撐汽輪機入口蒸汽溫度，導致再生器中壓飽和蒸汽低，催化劑的循環量低，劑油比降低。

實際工況中焦炭的H2含量為7.99％（w），對于DCC裝置該含量偏高［8］。影響焦炭H2含量的因素通常為焦炭中攜帶了可汽提碳、污染碳和未汽化組分。本裝置的汽提蒸汽為內取熱器的過熱蒸汽，蒸汽溫度460℃以上，汽提蒸汽流量為7 t/h，平均每t循環催化劑消耗5 kg蒸汽，遠高于正常消耗量，汽提時間超過3.5 min，因此待生催化劑汽提效果應非常好，不可能攜帶可汽提碳。裝置原料油中重金屬含量較低（Ni含量8.9 mg/L，V含量0.7 mg/L）、催化劑置換速度較快、系統平衡劑中重金屬含量較低（Ni含量4 100 mg/L，V含量1 100 mg/L），故污染碳的生成量較小。未汽化組分的產生主要受提升管預提升段流化效果、噴嘴霧化效果、霧化蒸汽性質和流量、噴嘴安裝質量等因素影響。本裝置預提升段設計高度5.4 m，經核算其線速度為2.54 m/s，密度為320 kg/m左右，且壓降穩定地保持在20 kPa左右，說明提升管預提升段流化狀態較好，油劑接觸較均勻。噴嘴為CS-Ⅱ噴嘴，目前霧化蒸汽量約占原料的6％（w）左右，蒸汽溫度270℃左右，6個噴嘴前的壓力均為0.28 MPa左右，不存在霧化蒸汽性質不好和流量低的問題，也不存在原料噴嘴流量分布不均勻的問題，但噴嘴的霧化效果需進一步觀察。

裝置的燒焦效果較好，再生催化劑定炭維持在0.05％（w）以下，說明串聯式再生形式的燒焦效果較好，同時說明外循環管催化劑循環量控制較合理。在今后的操作中，還要根據原料性質變化進一步摸索經驗，提高燒焦效果，保持再生催化劑的定炭較低。

表7 反應-再生系統工藝參數的核算結果Table 7 Calculation of the process parameters of the reaction-regeneration system

2.4.2 分餾系統各回流取熱的核算結果

經采樣分析，分餾塔精餾效果非常好，粗汽油干點和輕柴油初餾點基本處于脫空。分餾塔回流取熱的核算結果［9-10］見表8。

表8 分餾塔回流取熱核算結果Table 8 Calculation of the heat allocation for fractionator reflux

從表8可看出，油漿回流取熱比（43.79％）較高，較設計值（32.9％）高10.89百分點，油漿取熱量大有利于高溫位熱量的利用，柴油95％的餾出溫度為367℃，其中，回煉油量不足以支撐回煉油罐液位的穩定，用一部分160℃左右新鮮原料補充回煉油罐液位，損耗一部分熱能。目前受油漿系統流速的限制，無法降低油漿取熱量（經核算油漿泵入口流速只有0.80 m/s，油漿-原料油換熱器管束內油漿流速為1.35 m/s，油漿蒸汽發生器管束內油漿流速為1.02 m/s［11-12］）。中段回流取熱量相對較小，主要原因是由于分餾塔熱量不足，為提高柴油95％的餾出溫度被迫降低中段回流量，造成取熱量小，以后隨生產負荷的提高，該情況會有所緩解。

3 裝置再投產需解決的主要問題

3.1 催化劑跑損的問題

開工初期，催化劑跑損嚴重，經操作調整，系統平衡劑篩分后，粒徑不大于20 μm的含量（w）由75.6％逐漸降至8.7％，6.2％，4.7％，逐漸趨于合理；油漿固含量由32 g/L逐漸降至13.6 g/L和5.4 g/L，之后穩定在4.4 g/L。說明系統平穩操作運行時，油漿固含量趨于穩定。造成催化劑跑損的原因可能是：1）MIP工藝平衡劑的細粉含量高；2）外購催化劑經包裝、運輸及裝藏階段，由于與外界接觸，水分含量增加，遇高溫大量熱崩；3）MIP工藝平衡劑噴油前經過了長達12 h高溫磨損；4）反應器蒸汽注入量為原料處理量的25％（w），大量蒸汽導致催化劑大量熱崩；5）反應器一、二級旋分器旋分效率以及CS-Ⅱ噴嘴高線速的限制。

在實際運行中，通過催化劑的置換和降低反應器蒸汽注入量等方法［13］，可大幅降低催化劑的跑損量，降低油漿固含量，滿足操作指標。

3.2 粗汽油泵流量小的問題

裝置的粗汽油泵設計值偏小，額定流量只有72 m3/h，雖然在原設計工況和緩和工況下均能滿足外送要求，但開工期間存在以下問題：單臺泵運行冷回流量太小根本無法控制正常的分餾塔頂溫度；雙臺泵運行由于入口流量受到限制也無法滿足要求；另一方面粗汽油泵為高速泵，在背壓低的情況下容易抽空［14］，因此開工期間受粗汽油泵流量的限制，分餾塔頂溫度長時間超高，不僅產生大量污汽油，而且頂循環回流和中段回流建立困難。上述問題可通過增加一臺大流量（120 m3/h）粗汽油泵解決。

3.3 余熱鍋爐過熱段負荷不足的問題

裝置開工后，由于裝置過剩熱負荷充足，油漿、外取熱和余鍋3個汽包產生大量飽和中壓蒸汽，導致余熱鍋爐過熱段的取熱負荷不足，余鍋過熱段出口中壓過熱蒸汽溫度較低（一般均低于390℃），影響汽輪機的穩定運行。通過提高外網中壓蒸汽溫度的方法提高汽輪機入口溫度有限，故只能通過降低飽和中壓蒸汽產量或通過減溫減壓器放掉一部分飽和中壓蒸汽，才能保證汽輪機入口中壓蒸汽溫度。另外，余鍋吹灰經常發生故障，影響換熱效果，余鍋排煙囪溫度高達219℃。

通過減溫減壓器放掉的部分飽和中壓蒸汽會導致系統蒸汽管網蒸汽量過剩，最終放空也增加裝置能耗。其次，再生器過剩的熱不能通過外取熱器取出，導致再生器溫度較高，降低了反應的劑油比，降低反應深度，也限制了裝置的處理量。解決該問題的方法為：增加余熱鍋爐過熱段取熱翅片管數量，以增加余熱鍋爐的取熱負荷［15］。

4 結論

1）1.2 Mt/a DCC裝置總液體收率為82.4％（w），高于設計值，但實際產品分布低于設計工況。干氣收率比設計值（6.8％（w））低1.3百分點，處理量140 t/h；汽油收率比設計值高11.8百分點；液化氣收率（28.6％（w））比設計值（35.1％（w））低6.5百分點。油漿產量及焦炭產率稍高于設計值，對裝置操作有利。柴油收率較設計值低3.1百分點。裝置在90％負荷下的綜合能耗為84.0 kg-oil/h，比設計值低。

2）干氣中的H2含量為28.81％（φ），高于設計值；C3以上重組分含量達到0.86％（φ）左右，含微量丁烷和丁烯；N2含量偏低，說明循環催化劑脫氣效果較好；乙烯含量比設計值偏低7.76百分點，這是因為第Ⅱ反應器的反應深度較低，C4不回煉。液化氣中丙烯含量高于設計值，異丁烯含量低于設計值。

3）焦炭中氫含量7.99％（w），對于DCC裝置該含量偏高。由于汽提蒸汽和原料霧化效果均符合條件，需進一步觀察噴嘴的霧化效果。

4）裝置再投產時需解決催化劑跑損、粗汽油泵流量小以及余熱鍋爐過熱段負荷不足的問題。其中，降低催化劑跑損可通過催化劑的置換、降低反應器蒸汽注入量等方法解決。通過增加一臺大流量粗汽油泵可解決粗汽油泵設計流量偏小的問題。增加余熱鍋爐過熱段取熱翅片管數量可增加余熱鍋爐的取熱負荷，保證反應-再生系統和中壓蒸汽系統的穩定運行。

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（編輯 鄧曉音）

Operation Analysis of a 1.2 Mt/a Catalytic Cracking Unit

Wang Guosheng
（CNOOC Dongfang Petrochemical Co.Ltd.，Dongfang Hainan 572600，China）

The material balance，product distribution and energy consumption of a 1.2 Mt/a catalytic cracking(DCC) unit were investigated with residue oil from Lufeng and Weizhou as feedstock using the OMT-2 catalyst.The technical parameters of the reaction-regeneration system and fractionation system were calculated.The results showed that the total liquid yield was 82.4％(w)，and actual product distribution was lower than the design values.The yields of dry gas，liquefied gas and light diesel oil were 1.3，6.5 and 3.1 percent points lower than the design values，respectively.The yield of gasoline was 11.8 percent points higher than its design value.The slurry oil yield and coke yield were slightly higher than their design values.The comprehensive energy consumption at 90％ load was 84.0 kg-oil/ t.In the dry gas containing trace butane and butane，the H2content was 28.81％(φ)，the content of C3+components was 0.86％(φ)，and the ethylene content was 7.76 percent points lower than its design value.The hydrogen content in coke was 7.99％(w) which was too high for the DCC system.Further observation for the atomization nozzle was needed.When the unit is restarted，the measures，namely reducing the catalyst loss，increasing the cold refluxing flowrate and increasing the heat load of waste heat boiler，should be taken.

catalytic cracking；OMT-2 catalyst；operation analysis

1000-8144（2015）11-1369-07

TE 624.41

A

2015-07-03；［修改稿日期］2015-09-02。

王國昇（1987—），男，海南省海口市人，大學，助理工程師，電話 18608965151，電郵 1010753263@qq.com。