甲醇制烯烴裝置降低催化劑跑損及負荷提升的改造實踐

金海峰 ，張永民 ，關豐忠 ，李國鋒 ，高文剛

（1.中國石油大學（北京） 重質油國家重點實驗室，北京 102249；2.神華新疆化工有限公司，新疆 烏魯木齊 831404）

煤基甲醇制烯烴是以煤炭為原料，經煤氣化制合成氣、合成氣制甲醇、甲醇制低碳烯烴等多個步驟生產乙烯、丙烯的工藝路線，是傳統石油蒸汽裂解工藝的重要補充。該技術自2010 年首次實現工業化以后，近十年來在我國獲得了迅猛的發展，據金聯創不完全統計[1]，截至2019 年末我國煤基甲醇制烯烴總產能約1 463 萬t/a，占烯烴總產能的近21%。

某煤制低碳烯烴工程于2010 年首次投料開工，采用大連化物所開發的DMTO 工藝技術[2]，年甲醇處理量180 萬t，烯烴產量約60 萬t。該工程投產初期，雖然裝置總體可以維持運行，也取得了顯著的經濟效益，但是裝置劑耗偏高，時常出現大規模跑劑問題，運行很不平穩，檢修周期較短，和催化裂化裝置相比差距很大。本文從反應-再生系統工藝流程出發，分析了裝置催化劑跑損嚴重的原因，并就降低裝置催化劑損失、維持裝置平穩運轉以及提高裝置加工量兩方面所做的優化及改造工作進行了介紹。

1 反應-再生系統工藝流程、存在問題及原因分析

1.1 工藝流程

DMTO 工藝的核心裝置是采用循環流化床的反應- 再生系統，其流程示意圖見圖1[3]，主要包括反應器、再生器、汽提器、外取熱器等關鍵部件。反應器主要用于將原料甲醇在催化劑的作用下轉化為乙烯、丙烯等產品，采用密相湍流流化床設計，反應溫度通常在475 ℃～485 ℃，反應主要發生在反應器底部的湍動流化床密相區。

隨著反應的進行，催化劑上會形成積炭，積炭含量過高會降低催化劑的活性，從而影響反應的轉化率和產品的選擇性。再生器的目的是通入主風，燒掉催化劑上部分積炭，恢復催化劑的活性。再生器溫度通常為660 ℃～690 ℃。再生器也采用密相湍流流化床設計，燒焦方式為不完全再生，燒焦反應也主要發生在再生器底部的密相區域。

圖1 MTO 裝置反應-再生系統示意圖

為了置換催化劑孔道以及催化劑顆粒之間存在的一部分輕質烴類，反應器底部設置了待生劑汽提器。另外，為了降低反應器產品下游分離提純單元的負荷，再生劑進入反應器也設置了再生劑汽提器，以脫除夾帶和吸附在再生劑顆粒中的煙氣。由于甲醇轉化反應和再生燒焦反應都是放熱反應，為了控制系統溫度，反應器和再生器內均設置有內取熱管，再生器還設置有外取熱器，以便進行裝置溫度調控。反應- 再生系統中催化劑的循環方式類似于早期開發的IV 型流化床催化裂化（FCC）裝置，均采用U 型立管輸送，顆粒循環量主要通過設置在汽提器下部的兩個滑閥控制。

1.2 存在問題及原因分析

該裝置自投產以來，存在嚴重的細粉損失問題，典型的表現是平衡劑中粒徑小于40 μm 顆粒組分含量偏少，其質量分數通常小于5%，遠低于FCC 裝置的推薦值（15%～20%）[4]，表明催化劑細粉在反應 - 再生系統中很難被旋風分離器捕集。

改造前該裝置滿負荷操作時，粗甲醇原料進料量約為240 t/h，進入再生器的主要氣體流股為燒焦主風。此外，待生劑輸送管中提升催化劑的輸送和吹掃氣、再生汽提器中的汽提蒸汽以及部分立管中使用的松動蒸汽、外取熱器中的流化氣體最終也會進入到再生器中。其中，汽提器流化風以及其他吹掃風采用蒸汽，而外取熱器流化風和待生劑提升風則采用氮氣。

根據不同物料體積流量計算結果，得到一些再生器及其旋分系統的操作參數[5]，見表1，其中一級旋風分離器和二級旋風分離器（分別簡稱為一旋和二旋）入口氣速的參考值是根據FCC 裝置常規設計經驗[4]給出的，而沉降高度（密相料面距離一旋入口的高度）的參考值則是基于流化床輸送沉降高度（TDH）的計算給出的[6]。

表1 改造前典型再生器及其旋分系統的操作參數[5]

由表1 可以看出，該裝置再生器一旋和二旋的入口氣速均高于參考值，由于旋分器的壓降和入口氣速的平方呈正比關系，基于旋分器的壓力平衡可知，旋分料腿內料柱將顯著增高，由于二旋料腿料柱需要平衡一旋和二旋的總壓降，因此料柱高度增加幅度將更高?？紤]到細粉跑損后床層流化質量的下降，因此料腿內顆粒極易發生“架橋”等影響旋風分離器正常操作的問題，這時旋風分離器很容易發生大量跑劑的事故。另一方面，沉降高度在高藏量操作時則有可能低于TDH，其結果是夾帶進入旋風分離器的顆粒量顯著增大，這也是導致催化劑跑損加劇的另一個原因。

造成上述問題的主要原因是裝置設計時對生焦量有所低估，為了滿足現有裝置更高的燒焦負荷，再生器實際燒焦空氣用量高于原設計值，導致旋風分離器入口氣速過高，使旋風分離器入口氣速和壓降均顯著高于設計值。另外，再生器高度偏低以及二旋料腿翼閥安裝位置不合適也是造成跑劑的原因之一。

2 裝置改造內容及其效果

2.1 外取熱器流化風改造及效果

針對裝置催化劑跑損嚴重的情況，優化調整的第一個目標是在滿足裝置燒焦的前提下，盡可能降低再生器旋分系統壓降和入口濃度，以降低料腿發生顆粒“固泛”和“架橋”的可能性。另一方面，裝置反應器總體設計余量較大，可以允許在現有裝置加工負荷的基礎上，進一步增大裝置處理負荷，但這無疑會進一步增大積炭，勢必增加再生器的燒焦負荷。鑒于裝置再生器操作已經遠超設計負荷，如何在盡量不增加再生器風量的基礎上滿足裝置更高的燒焦負荷要求，是實現這一目標的難點所在。

裝置開工初期，提升待生催化劑輸送管中的輸送和吹掃氣體、外取熱器的流化風都采用氮氣，再生劑汽提器中的汽提氣和部分立管中使用的松動氣體則采用水蒸氣。考慮到再生器旋風分離器入口氣速過高、裝置跑劑嚴重，2014 年在充分考慮裝置操作安全性的基礎上，利用裝置大檢修期的時間，將裝置外取熱器的流化風由氮氣改為空氣，由于這部分空氣也能起到部分燒焦的作用，因此可適當減少再生主風量。

由于該DMTO 裝置中采用的外取熱器為返混式外取熱器，即外取熱器和再生器之間只有一個管道連接，催化劑從再生器進出外取熱器都經過這一連接管，外取熱器底部流化風穿過外取熱器床層后，也經過這一管道進入再生器。再生器上外取熱器連接管口設在距離底部分布器4.5 m 的位置，為了避免外取熱器流化空氣直接進入再生器稀相空間，造成再生器稀相空間尾燃，需要將再生器密相料面適當升高，即增大再生器催化劑藏量，使外取熱器流化空氣在離開再生器密相床層之前，其中的氧氣能夠和催化劑上的焦炭充分反應和消耗，避免有過剩氧氣進入稀相空間形成尾燃。

調整前后再生器及其旋分系統操作參數的核算結果見表2。由表2 可以看出，經過調整后，再生器中使用的氮氣量減少了1 474 m3/h，而且空氣量（主風+外取熱器流化風）減少了457 m3/h。一旋入口氣速由24.53 m/s 下降至22.41 m/s，二旋入口氣速由25.92 m/s 下降至23.67 m/s，分別下降了2.12 m/s 和2.25 m/s。調整后裝置操作有了明顯的改善，大量跑劑現象發生的次數明顯減少，裝置的操作穩定性得到了顯著改善，另外也節約了部分氮氣的成本。

表2 改造前后典型再生器流股流量及操作參數變化

2.2 再生器富氧燒焦再生改造及效果

考慮到MTO 裝置反應器總體設計余量較大，2015年再次利用裝置檢修的機會進行了改造，主要是增設了氧氣管線，氧氣接入主風管道，和主風一并進入再生器底部氣體分布器[7]。方案中使用的氧氣是廠區空分系統產生的低壓氧氣，其目的是在再生器旋風系統盡可能接受的風量范圍內增加裝置的燒焦負荷，以容納更高的反應器負荷或裝置加工量。這類似于催化裂化工藝中采用的富氧再生工藝，其目的是在不增加主風量的基礎上，增大再生器的燒焦能力，以免更換主風機甚至重新設計再生器結構。為了避免氧氣進入再生器后造成燒焦反應過于劇烈，形成局部高溫熱點并破壞催化劑或設備，方案中設置了專門的氧氣和主風的混合器（見圖2），氧氣進入混合器后要先經過環管氣體分布器（見圖3），再進入主風管道，分布器上均勻開設的多個小孔使得氧氣和主風能在較短的時間內充分混合均勻，之后再進入再生器進行燒焦。

圖2 氧氣與主風混合器示意圖

圖3 氧氣分布器示意圖

甲醇進料量增加至250 t/h 和260 t/h（原100%設計負荷時甲醇進料量為240 t/h）時，裝置再生器及其旋分系統操作參數的核算結果見表3。表3 中進料量為240 t/h 的工況為外取熱器流化風改為空氣后的情況，相比這一工況，進料量增加為250 t/h 和260 t/h 后，分別需要通入 564 m3/h 和 954 m3/h 的氧氣，對應燒焦氣體中氧氣體積分數分別為22.46%和23.40%，即氧氣體積分數比空氣分別增加了1.46 個百分點和2.40 個百分點。由表3 可以看出，裝置加工負荷增加后，盡管再生器一旋和二旋入口氣速均有一定提高，但都低于25 m/s 的設計高限，催化劑的跑損仍在可控范圍之內。另一方面，即使裝置加工量升高后，再生器一旋和二旋入口氣速仍均低于裝置最初開工時的數值（見表1），裝置跑劑問題也比最初開工階段有了一定的改善。

當裝置甲醇進料量增加至250 t/h 和260 t/h 時，裝置加工負荷分別增加了4.2%和8.3%，相當于裝置每年多生產了2.5 萬t 和5.0 萬t 的低碳烯烴。以第二種情況為例，對改造后的經濟效益進行了初步評價，按每噸聚烯烴固定投資折舊平均成本1 600 元，原料及加工單位生產成本5 600 元，銷售價格9 000 元計算，裝置加工負荷增加8.3%后，年效益就可以增加0.9 億元，經濟效益顯著。

表3 通入氧氣后再生器流股流量及操作參數變化

2.3 未來裝置優化建議

盡管經過一定的操作優化，裝置催化劑頻繁跑損的問題得到了一定的緩解，而且裝置加工量也得到一定的提高，取得了顯著的經濟效益。但是，從當前裝置平衡劑的粒度分析數據看，裝置催化劑的細粉損失問題依然存在，相比催化裂化和其他類似流化床反應器，仍然有很大的改進之處。

從以往的研究[8-11]看，裝置平衡劑中細粉損失勢必會影響床層的流化質量、立管顆粒輸送的平穩性以及旋風分離器操作的穩定性。后續還應該通過基礎研究，進一步提高床層流化質量，優化再生器及旋分系統結構和操作，從而進一步提升裝置反應效果和操作穩定性。

3 結 論

3.1 通過將外取熱器流化風從氮氣更換為空氣，結合主風量以及再生器料位的改變，在保證再生效果的基礎上，降低了再生器旋風分離器入口氣速，有效緩解了催化劑跑損問題，而且在一定程度上節約了氮氣的使用成本。

3.2 通過在主風中引入外補氧氣，滿足了裝置加工負荷提高所要求的高燒焦負荷，再生器旋分系統壓降和催化劑跑損也維持在可控水平，實現了裝置加工量最高8.3%的負荷提升，初步估計年效益可以增加0.9億元。