催化裂化裝置立管-閥門系統設計及運行分析

彭 威，從艷麗，周 明，許 冉，劉建新，劉艷升

(1.中國石油大學(北京)重質油國家重點實驗室，北京 102249；2.中石油克拉瑪依石化有限責任公司；3.中國石油大慶石化公司)

流化催化裂化工藝(FCC)由于其建設投資成本低，能夠將劣質重油轉化為燃料油和優質化工原料的特點，仍然是現代煉油廠獲得高利潤的關鍵裝置。2019年，我國200多套FCC裝置總加工能力已近250 Mt/a，其中渣油及加氫渣油約占總進料的50%，所生產的汽油和柴油組分分別占全國汽油和柴油總產量的70%和30%左右，所生產的丙烯量約占全國丙烯總產量的10%[1]。

FCC裝置的立管-閥門系統是催化劑循環回路的重要組成部分。再生立管-閥門系統和待生立管-閥門系統分別用于再生器和沉降器之間的再生和待生催化劑的輸送，調控其循環流率，維持再生器的燒焦和提升管反應器的裂化反應過程[2]?；y通常安裝在立管的出口處，在高低并列式催化裂化裝置中，滑閥不僅起到調節催化劑循環量的作用，在事故狀態時還可以作為自保閥門切斷反應-再生系統，防止油氣反竄[3]。立管-閥門系統的運行狀態對整個催化裂化裝置的操作狀況有直接影響，也是現場裝置經常出現故障的設備[4-5]。但迄今為止，針對催化裂化流態化的研究主要集中在流化床和提升管反應器上。由于立管-閥門系統通常不參與工藝反應，沒有受到應有的重視。工業現場裝置對立管-閥門系統的催化劑輸送故障問題處理[6-11]，如下料波動、反竄氣、失流化阻塞、振動等，基本上依靠經驗和摸索，具有很強的盲目性。立管的設計參數與實際工況相比往往存在很大的偏差。例如，在設計時通常假設立管內催化劑流態為理想的流化態，滑閥壓降設計值高達60～100 kPa，而實際的滑閥壓降常常低于該數值[12-15]。因此，開展立管-閥門系統的研究具有重要的實際意義。本研究基于高低并列式FCC裝置立管和滑閥的設計計算方法，以1.0 Mt/a FCC裝置再生立管為對象，分析立管內氣固兩相的流動流態和立管結構對操作的影響，以期指導立管-閥門系統的設計和生產操作。

1 立管的設計參數

1.1 立管長度和直徑

圖1為高低并列式FCC裝置再生立管與滑閥系統示意。再生立管的入口為淹流式，催化劑從再生器密相床層底部流入再生立管，依靠重力作用在平衡負壓差作用下下行，立管輸送催化劑的理想狀態為密相輸送。由于脫氣和壓縮效應，立管下部的催化劑密度通常大于上部，為了防止局部催化劑密度過大形成填充流，通常沿立管軸向設置松動風來彌補減少的氣體體積，改善催化劑的輸送效果。立管底部設置單動滑閥控制催化劑流量，催化劑通過滑閥后在預提升蒸汽作用下沿提升管上行。立管入口壓力為p1(kPa)；滑閥前壓力為p2(kPa)；滑閥后壓力為p3(kPa)；立管內氣固混合密度為ρ(kg/m3)；立管垂直高度為h(m)；立管直徑為dT(m)。

圖1 立管-閥門系統示意

高低并列式FCC裝置立管內催化劑密度一般為500～600 kg/m3，催化劑流速一般為1.2～1.4 m/s，可以擴大至1.2～2.5 m/s，較高的催化劑流速可以減少松動風用量[4-5]。催化劑截面循環強度控制范圍為2 000～3 500 t/(m2·h)。立管直徑計算式[4]為：

(1)

式中：Fs為催化劑循環流量，kg/h；Gs為催化劑循環強度，t/(m2·h)。

立管長度計算式根據壓力平衡為：

p1+ρghsinθ-p3=Δpf+Δpvalve

(2)

式中：θ為立管與水平線夾角，一般小于30°；Δpf為管線摩擦壓降損失，kPa；Δpvalve為滑閥壓降，kPa；g為重力加速度，m2/s。新建FCC裝置縮短立管高度可以降低反應-再生兩器高度，有利于節省設備投資；改造FCC裝置的立管高度由提升管和再生器密相床層高度決定。

1.2 松動風流量

催化劑沿立管下行過程中，顆粒間空隙和顆粒內空隙氣體被壓縮，氣體表觀速度 (uf，m/s)降低。當uf低于催化劑初始流化速度 (umf，m/s)時，催化劑流態變為填充流，摩擦損失增大，立管蓄壓能力降低，顆粒之間壓力連續傳遞的特性被破壞，嚴重時會出現壓力逆轉現象。通常沿立管不同高度設置松動風來避免形成填充流。松動風理論流量[4-5]的計算方法為：

(1)立管進出口壓力確定。立管入口壓力為p1，滑閥前壓力為p2。

(2)立管內催化劑流態假設為流化態，催化劑平均密度為ρ，一般設置為500～600 kg/m3，此密度應處于再生器密相床層密度和催化劑初始流化密度之間。

(3)催化劑從密相床層進入立管夾帶煙氣量(Q，m3/h)為：Q=(1/ρdense-1/ρs)×Fs，式中：ρs為催化劑骨架密度，kg/m3；ρdense為密相床層密度，kg/m3。

(4)從立管入口至滑閥前壓力增加率為 (p2-p1)/p2；Q減小量，即需要補充松動風量，為Q(p2-p1)/p2。當設置n個松動點時，各松動點風量為Q(p2-p1)/np2。

催化劑在斜管中流動時，氣固容易分離形成分層流，此時氣泡沿斜管上部產生溝流聯通，而催化劑在斜管下部流動。因此，斜管建立的壓頭遠比立管小，需要更多的松動風。

1.3 滑閥開口面積

高低并列式FCC裝置的單動滑閥開口面積與催化劑循環量、滑閥前催化劑密度和滑閥壓降有關，滑閥壓降取決于FCC裝置的壓力平衡。單動滑閥所需要的閥孔流通面積計算式[3]為：

(3)

式中：A為流通面積，cm2；ρ為滑閥上游催化劑密度，催化劑為流化態時ρ取500 kg/m3；Δp為滑閥壓降，kPa，Δp=p2-p3；Cs為流量系數，取值見表1。

表1 單動滑閥流量系數

2 立管壓降方程及流態

2.1 立管壓降方程

立管內氣固兩相流的能量包括重力勢能、壓力能、動能和摩擦損失。根據能量平衡，立管內氣固兩相流向下流動過程中，重力勢能轉變為壓力能、動能和摩擦損失。

假設立管內流態為均勻密相流態，根據伯努利方程，立管軸向壓降方程為：

Δp=ρs(1-ε)Δhg+ρgεΔhg-Δpsa-Δpsf-Δpgf

(4)

式中：ρg為氣體密度，kg/m3；ε為空隙率；Δh為高度差，m；ρgεΔhg為氣體靜壓壓降，kPa；ρs(1-ε)Δhg為顆粒靜壓壓降，kPa；Δpsa為顆粒加速壓降，kPa；Δpsf為顆粒間及顆粒與管路系統摩擦損失壓降，kPa；Δpgf為氣體與顆粒及管路摩擦損失壓降。工業FCC裝置催化劑循環量很大，ρgεΔhg和Δpsa遠小于ρs(1-ε)Δhg，Δpgf遠小于Δpsf，因而可忽略不計。式(4)可簡化為：

Δp=ρs(1-ε)Δhg-Δpsf

(5)

當催化劑流態為流化態時，摩擦損失壓降很小，Δp=ρs(1-ε)Δhg。

2.2 立管流態

圖2為工業FCC裝置再生立管可能出現的3種操作工況[14-15]。一般立管上部入口氣固滑落速度較大，沿立管向下至滑閥前，催化劑處于密相流化態。若此時松動風合適，通入的松動風量約等于立管內脫除和壓縮減小的氣體體積。沿立管向下軸向壓力逐漸增大，空隙率減小，但均大于初始流化空隙率εmf，見圖2(a)。

若松動風量不足、催化劑脫氣速度過快或通入的松動風量小于立管內減小的氣體體積，立管壓力梯度分布呈上大、下小的變化。立管上部催化劑流態為密相流化，空隙率逐漸減小，軸向壓力不斷增大；立管下部的空隙率小于εmf時，催化劑流態轉變為過度填充流或填充流，摩擦損失壓降增大。在過渡填充流態時，立管下部空隙率減小但大于填充流孔隙率ε0，摩擦損失壓降仍小于靜壓降，軸向壓力繼續增大，但壓力梯度小于密相流化，如圖2(b)中的曲線①；當立管下部催化劑流態為填充流時，空隙率降至ε0且不再變化，摩擦損失壓降大于靜壓降，軸向壓力發生逆轉并逐漸減小，壓力梯度變為正壓差，如圖2(b)中的曲線②。

有時立管上部為密相流化，中部無松動風或松動風量偏小，催化劑流態變成過渡填充流，摩擦損失增大，立管中部壓力梯度降低；此時，由于立管中部摩擦損失壓降增大，立管輸送催化劑的推動力降低，造成催化劑循環量突然減小，滑閥執行機構就會增大滑閥開度以保證提升管反應溫度穩定。但滑閥開度增大會使密封料柱降低，滑閥前后的氣體形成聯通[16]，立管壓降變為正壓差，見圖2(c)中的曲線④；若密封料柱合適，立管壓降仍為負壓差，見圖2(c)中的曲線③。

圖2 立管內不同的催化劑流態

3 工業案例分析

某石化企業1.0 Mt/a FCC裝置加工量為120 t/h時，催化劑循環量為960 t/h，劑油質量比為8，劑油比按照反應-再生兩器熱平衡參數計算。圖3為再生立管結構示意，立管直徑為0.63 m，立管入口至滑閥前垂直高度為17.1 m，立管與垂線夾角為10°，再生滑閥前松動介質為1.4 MPa氮氣，再生滑閥后松動介質為1.0 MPa 蒸汽。共設置11組松動風，編號為：C1～C11。

圖3 再生立管結構示意EL—標高，m

表2為滑閥設計工藝要求參數?；y設計壓降為73 kPa，立管內催化劑密度為513 kg/m3，正常操作時滑閥開度要求為50%，取滑閥流量系數為0.85，依據式(3)計算得到催化劑流通面積為：

則正常操作時滑閥全開面積為：367.1/0.5=734.2 cm2?，F場實際安裝的滑閥閥板面積為936.95 cm2。此時，當滑閥開度為50%時，根據式(3)，滑閥壓降計算值應為：

表2 滑閥設計工藝要求參數

在工業FCC裝置上，受催化劑性質、立管結構、劑油比和松動風流量等因素的影響，滑閥前壓力一般難以達到設計值。表3為FCC裝置不同工況時的實際工藝參數，可見滑閥壓降、催化劑密度等與設計值偏差較大。

表3 不同工況時的工藝參數

松動風總量為530 m3/h時，不同工況時再生立管軸向壓力分布如圖4所示。沿立管從入口至膨脹節下端，軸向壓力逐漸增大。但從膨脹節末端壓力開始減小，并逐漸過渡至滑閥后，滑閥前壓力和滑閥壓降分別為235～245 kPa與19～38 kPa，遠小于設計值290 kPa和73 kPa。

圖4 再生立管軸向壓力分布加工量，t/h：■—90； ●—100； ▲—110； 設計值

圖5為依據表3和圖4中工藝參數與立管壓力分布繪制的立管內氣固兩相流動狀態相圖。在此規定氣固速度方向為向下為正、向上為負。根據立管壓降和氣體流動方向將立管分為3個區：Ⅰ區為負壓差脫氣段，Ⅱ區為負壓差持氣段，Ⅲ區為正壓差竄氣段。

圖5 立管內氣固兩相運動狀態ρmf—初始流化密度，kg/m3； p—壓力，kPa； us—顆粒速度，m/s； ug—氣體速度，m/s

在Ⅰ區負壓差脫氣段，氣泡在負壓差作用下上行，乳化相下行，凈氣體方向向上，ε減小，形成脫氣。根據催化劑循環強度(Gs)計算式：

Gs=ρus

(6)

式中，ρ=ρs(1-ε)。ρ隨ε減小而增大；us隨ε減小而減小，催化劑減速下行。氣泡在催化劑曳力作用下減速上行，當某截面的氣泡上行速度為零時，開始進入Ⅱ區。

在Ⅱ區負壓差持氣段，催化劑與氣體一起向下流動，催化劑流速大于氣體流速，氣體被壓縮，ε減小，ρ增大，us減小。摩擦損失壓降隨ρ增大而增大，壓力梯度小于 Ⅰ 區。在 Ⅱ 區末端，當ρ大于ρmf時，催化劑流態由流化態轉變為過渡填充流或填充流，摩擦損失突然增大，催化劑循環流量降低，開始進入Ⅲ區。

在Ⅲ區，催化劑循環量低時，催化劑呈半管流下料，滑閥前催化劑密度低，如工況1時再生滑閥前催化劑密度僅為277.4 kg/m3，料封能力低，滑閥后氣體上竄造成滑閥前壓力和滑閥壓降較低。當催化劑循環量高時，催化劑呈滿管流下料，滑閥前壓力和催化劑密度升高，如工況4時滑閥前催化劑密度升至522.7 kg/m3，但由于提升管壓降隨催化劑循環量增大而增大，造成滑閥壓降降低；另外，裝置在高負荷運行時，若再生立管中部催化劑流態由流化態變為過渡填充流，摩擦損失壓降增大，再生立管推動力減小，催化劑循環量和反應溫度會降低，滑閥控制系統為了維持反應溫度在設定值，會增大滑閥開度，提高催化劑循環流量，過大的滑閥開度會造成竄氣，也是滑閥壓降低于設計值的主要原因。

立管局部催化劑密度增大說明松動風量和催化劑循環量不匹配，催化劑流態由流化態變為過渡填充流或填充流，通常采用調節松動風的方法可以消除。但當松動風噴嘴布置不合理時，調整松動風流量無法改變催化劑流態。例如，該裝置再生立管C4和C5截面間由于安裝了膨脹節，在長度5 m范圍內無松動風。當Ⅱ區形成填充流時，調整Ⅰ區和Ⅲ區的松動風流量無法改變Ⅱ區的催化劑密度。這是因為：Ⅰ區負壓差脫氣段氣體上行，Ⅲ區正壓差竄氣段氣體下行，松動風無法改變Ⅱ區催化劑密度。結合以上分析，對該裝置再生立管結構提出優化方案，如圖6所示。與原立管相比，C4松動點位置下移至兩個膨脹節中部，縮短C4與C5之間的間距；另外，立管入口管徑縮小，可以降低Ⅰ區催化劑脫氣速度，有助于降低Ⅱ區催化劑密度。

圖6 立管結構優化方案示意

4 結 論

(1)工業FCC裝置立管-閥門系統的運行參數與設計值偏差較大，主要原因是立管內催化劑流態為非均勻的多種流態化，隨催化劑循環量和松動風量變化。

(2)立管軸向壓力分布的變化反映立管內催化劑的流動流態，可以作為立管操作調整的判據。

(3)立管中部過渡填充流的形成降低了催化劑循環流量，滑閥開度過大時，滑閥前后氣體形成連通，是立管下部正壓差形成的主要原因。

(4)某FCC裝置再生立管中部安裝了兩段膨脹節，C4與C5松動點間距過大，是過渡填充流形成的主要原因。將C4點下移至膨脹節中部，或將立管入口管徑縮小，可以避免填充流的形成。