重油催化裂化裝置催化劑循環系統運行問題研究

劉志強，曹傳洋，韓笑，朱堯，吳迪

（中國石油撫順石化公司石油二廠，遼寧 撫順 113004）

催化裂化工藝是重質油輕質化的一個主要煉油工藝，是我國煉廠最重要的二次加工手段[1]。催化裂化催化劑發展歷程是從白土到合成硅鋁[2]。催化劑不僅對裝置的生產能力、產品產率及質量的好壞、經濟效益起主要影響，而且對工藝過程、操作調節和設備形式的選擇有重要影響[3]。催化裂化催化劑在反應器、再生器中不斷地進行循環，損耗較大，經過反再系統旋風分離系統較難回收＜10 μm 的催化劑細小微粒，目前催化裂化催化劑自然損耗約為＜0.6 kg·t-1原料。撫順石化公司石油二廠重油催化車間通過沉降器內旋風分離器入口、翼閥和料腿等系列改造，一舉解決催化裂化催化劑損耗系列問題，可為同類裝置提供借鑒[4-9]。

1 催化劑循環系統工藝介紹

催化裂化裝置催化劑流程見圖1。

圖1 催化裂化裝置催化劑流程

由圖1 可知，從再生器流化的高溫高活性低碳再生催化劑接觸汽化重質原料油發生化學反應生成油氣和焦碳，焦碳吸附在催化劑表面。油氣和催化劑進入沉降器旋風分離系統，將油氣中攜帶的催化劑粉末分離出來，并在汽提蒸汽的作用下將待生催化劑攜帶的油氣置換出來。汽提后待生催化劑進入再生器，在高溫含氧條件下，將催化劑的焦碳燒凈。恢復初始活性的再生催化劑重新進入提升管參與反應，產生的高溫油氣進入分餾塔底部，與返塔的油漿在人字擋板處逆流接觸，進行脫過熱和洗滌催化劑。

2 存在問題

油漿固體含量波動大，油漿系統頻繁磨損泄漏，說明沉降器旋分效果差，存在跑劑現象。再生器格柵板損壞嚴重，易擠壓料腿等部位，使再生器細粉收集能力差，造成平衡劑細粉含量低，影響催化劑單耗及兩器流化等操作。

2.1 分餾塔底油漿固體含量高

分餾塔塔底油漿固體含量分析數據見表1。由表1 可知，近3 個月內油漿固體含量頻繁超標。正常生產情況下，催化長周期要求油漿固體含量不大于6 g·L-1。油漿電鏡見圖2。由圖2 可知，油漿中固體含量偏高，存在10～20 μm 顆粒，可以清晰看到油漿中含有催化劑粉塵。通過油漿電鏡分析說明油漿中含有大顆粒催化劑，明確了沉降器旋分器運行存在問題，部分催化劑顆粒無法回收，存在催化劑跑損情況，是造成油漿固體含量波動、油漿線路頻繁泄漏的主要原因。

表1 油漿固體含量

圖2 油漿電鏡放大圖

2.2 分餾塔底油漿運行系統故障

2017年至今分餾塔底油漿系統泄漏超20 余次，并造成非計劃停工2 次，已嚴重影響催化裝置長周期安全運行。分餾塔塔底油漿系統運行問題見圖3。由圖3 可知，油漿運行系統管線、管件、閥門泄漏。泄漏點施工搶修時發現較多催化劑粉末，說明由于沉降器旋風分離器油氣與催化劑分離效率低，催化劑隨油氣進入分餾塔，導致分餾塔底油漿固體含量高，催化劑顆粒促使油漿運行系統相關管線、管件和閥門磨損嚴重直至泄漏。同時下游延遲焦化裝置原料油泵、原料油調節閥多次磨損泄漏；石油焦灰分指標超標、油品油漿罐內沉積大量催化劑等現象再次佐證沉降器內旋風分離器油氣與催化劑分離效率低。

圖3 油漿運行系統管線、管件和調節閥磨損泄漏

2.3 旋風分離器料腿內壁結焦

沉降器頂旋系統已經使用近20年，頂旋入口變形，料腿結焦嚴重，如圖4 所示。由圖4 可知，頂旋料腿已嚴重結焦，導致內徑變窄，在相同的油氣進料量情況下，氣速過高，易產生渦流和返混現象，導致裝置運行時料腿內部催化劑料面升高，接近灰斗，降低頂旋油氣與催化劑分離效果，造成沉降器跑劑。

圖4 沉降器頂旋料腿內結焦

2.4 催化劑單耗和自然跑損增加

裝置大檢修前后，催化劑單耗和自然跑損見表2。由表2 可知，催化劑單耗和自然跑損逐年上升，截至目前，催化劑單耗已經達到1.361 kg·t-1，證明沉降器內旋風分離器效率低，存在嚴重跑劑問題。

表2 催化劑單耗和自然跑損

3 問題原因分析和技術改造

3.1 延長頂旋旋分分離器料退長度

由于料腿長度不足，料腿內催化劑料面距離灰斗較近，造成頂旋油氣分離效果變差，油氣夾帶部分催化劑，造成催化劑異常跑損。通過檢修內部檢查，翼閥閥板存在磨損情況，見圖5，說明料腿內下料量不足，料腿外部氣體反竄進入料腿，造成翼閥閥板向內側沖蝕磨損，沉降器跑劑，油漿固體含量波動。本次改造將頂旋旋風分離器料腿長度延長500 mm，見圖6。

圖5 改造前的頂旋旋分分離器出口翼閥閥板的磨損情況

圖6 料腿改造前造后圖紙

3.2 旋風分離器效率下降將初旋出口防倒錐改為斜板并與翼閥方向向心

改造前后粗旋與頂旋出料形式見圖7。改造前沉降器內粗旋出口防倒錐水平高度略低于頂旋出口的翼閥，由粗旋防倒錐分離出來的催化劑沿四周分布，排出的催化劑分布在翼閥背板附件，造成翼閥背板背壓不穩定，影響頂旋旋風分離器翼閥周期性開度，造成翼閥上部料腿中催化劑料面升高，內部催化劑料面距離灰斗較近，造成頂旋分離器分離效果下降，導致油氣夾帶催化劑，造成跑劑。

圖7 沉降器初旋和頂旋出口改造后圖紙

通過搶修檢查沉降器內構件發現翼閥閥板存在磨損情況，說明料腿存在竄氣情況，并證明料腿長度不足。改造后，粗旋分離器下料出口形式由防倒錐改為斜板。斜板與翼閥方向向心，加長頂旋分離器料腿后，杜絕了竄氣現象。斜板和翼閥處于同一標高，出催化劑改為同一方向，減少了粗旋分離器出口下料對頂旋旋風分離器翼閥背板的干擾，使翼閥開啟處于一個相對穩定工況。

3.3 頂旋旋風分離器入口更新并改造提高旋風效率

改造前頂旋旋風分離器入口多次出現襯里裂紋、突起等現象，造成入口截面積發生變化，影響正常生產時操作彈性，出現沉降器跑劑的現象。檢修期間雖對頂旋旋風分離器系統多次修復，但修復后仍出現設備本體變形的現象。本次改造將沉降器頂旋旋風分離器入口整體更新并順時針旋轉55°，油氣入口改為切線方向。油氣切線吸入后，在旋分筒體內增加旋轉線速，提升旋分器分離效率，減少沉降器油氣死角，減少筒體及穹頂結焦。

圖8 修復前后的頂旋旋風分離器入口對比

4 改造成果

裝置本次改造以后，油漿固體含量均小于2.0 g·L-1，改造后的油漿灰分由1.7%下降至0.15%。下游延遲焦化裝置摻煉重催油漿后，石油焦灰分由0.5%下降到0.2%，重催裝置油漿線路調節閥及焦化裝置進料調節閥未出現磨損現象。催化劑自然跑損由1.35 kg·t-1原料油下降至0.55 kg·t-1原料油。平衡劑篩分組成中0～30 μm 與0～40 μm 的細粉含量所占比例明顯上升，進一步說明沉降器旋分效率提高，回收細粉能力增強。

5 經濟效益

技術改造后，產品分布見表3。

表3 產品分布（質量分數）

按2020年2月石油產品出廠價格，干氣每噸1 462 元、柴油每噸5 248 元、汽油每噸5 986 元、液化氣每噸3 256 元、油漿每噸2 042 元，在150 萬t·a-1重油催化裝置增產柴油后， 產品年經濟效益分別是，干氣1 462×(3.24%－3.25%)×170×104=－24.8 萬元；柴油5 248×(16.14%－17.18%)×170×104=－9 278.5 萬元；汽油5 986×(44.17% －42.12%)×170×104=20861.2 萬元；液化氣3 256×(24.96%－23.45%)×170×104=8 358.1 萬元；油漿2 042×(4.26%－6.88%)×170×104=－9095.1 萬元； 產品經濟效益=－24.8－9 278.5+20 861.2+8 358.1－9 095.1=10 820.9 萬元。

技術改造后，產品收率干氣減少了0.01 個百分點，液化氣收率增加了1.51 個百分點。產品總氣體量的增加，相應地增加了氣壓機負荷，氣壓機使用3.5 MPa 蒸汽量增加1.2 t·h-1。在吸收穩定系統，補充吸收劑（穩定汽油）使用量增加，相應的循環冷卻水增加330 t·h-1和動力電消耗量增加65 kW·h-1，解吸塔需要的解吸熱也增加，汽油收率增加了2.05個百分點，增加動力電消耗8 kW·h-1，柴油收率降低了1.04 個百分點，降低循環冷卻水用量60 t·h-1，動力電消耗減少12 kW·h-1。技術改造后，改善了產品分布，使裝置能耗降低約每噸0.75 kg 標油，燃燒油約每噸2 100 元，年可節約運行成本2 100×0.75÷1 000×150×104=236 萬元；催化劑消耗降低，每噸催化劑1.6 萬元，減少催化劑使用成本：1.6×104×（1.35-1.05）÷1 000×170×104=816 萬元。綜上所述，技術改造后，催化裂化裝置每年經濟效益約為：10 820.9＋236+816=11 872.9 萬元[10]。

6 結 論

1）經過頂旋料腿延長、粗旋防倒錐改為斜板、油氣入口改為切線方向等具有針對性的技術改造措施解決了重油催化裂化裝置催化劑系統運行出現分餾塔底油漿固體含量高、分餾塔底油漿運行系統故障、旋風分離器料腿內壁結焦和催化劑單耗和自然跑損增加等問題，為催化裝置長周期運行提供了保證，供同類裝置借鑒。

2）技術改造后，改善了產品分布，干氣收率減少了0.01 個百分點，液化氣收率增加了1.51 個百分點，汽油收率增加了2.05 個百分點，柴油收率降低了1.04 個百分點，油漿收率降低了2.62 個百分點。

3）汽油收率增加，柴油收率降低，適應了當前市場需求。

4）技術改造后重油催化裂化裝置年增加經濟效益約11 872.9 萬元。