MIP重油+LTAG雙提升管催化裂化組合工藝開工難點及初期運行狀況分析

李兆賢

（中國石化濟南分公司，山東濟南 250101）

隨著社會發展及人類環保意識的增強，車用汽、柴油的質量標準要求越來越高，汽油烯烴、芳烴含量要求越來越低，MIP工藝采用新型的串聯提升管反應器型式及相應的工藝條件、反應系統，選擇性地控制裂化反應、氫轉移反應和異構化反應，主要目的是在不降低汽油辛烷值的情況下獲得低烯烴汽油。傳統柴油機因排量、尾氣污染等因素制約，柴油需求量低迷，LTAG將柴油加氫進一步裂化為汽油、液化氣，解決了柴油出廠難的問題，該裝置還為LTAG反應器設置了重油噴嘴，為日后柴油需求量增加預留了途徑，同時當加氫柴油量不足時，可引進部分重油（或者蠟油）。

1 裝置流程

該催化裂化裝置由80萬噸/年FDFCC（靈活多效催化裂化）裝置改造而來，保留了裝置原有主反應沉降器，改造后稱為副反應器，采用LTAG技術單獨加工加氫柴油，公稱加工能力88萬噸/年；新增一個反應器，改造后稱為主反應器，采用MIP技術加工減壓渣油和常減壓蠟油等，公稱加工能力120萬噸/年。再生器更換，再生型式采用重疊兩段再生的方式。主反應部分采用中國石化石油化工科學研究院（以下簡稱石科院）開發的多產汽油的MIP工藝，加工減壓渣油和常減壓蠟油等，催化劑為與MIP工藝配套設計的專用分子篩催化劑；副反應采用石科院開發的將催化裂化劣質柴油（LCO）轉化為高辛烷值汽油或輕質芳烴的新技術（LTAG）；同時采用中國石化工程建設有限公司（SEI）開發的催化裂化工程技術，如主提升管出口采用密閉旋流式快速分離系統（VQS）；再生部分采用SEI開發的重疊式兩段不完全再生技術。工藝流程見圖1。

圖1 反應再生工藝流程

2 裝置開工難點

2.1 裝轉催化劑期間分餾單元三路循環

主反應器采用VQS旋流快分形式，轉劑期間催化劑跑損較多，相應的主分餾系統外甩量要大一些，控制在80～100 t/h，副反應器采用普通旋分結構，轉劑期間催化劑跑損量少，副分餾系統外甩要少一點，控制在20 t/h。轉劑期間油漿系統固含量見表1。

由表1可知，雖然主分餾系統油漿外甩量遠遠大于副分餾系統，但是油漿系統內的固含量還是高于副分餾系統，因此MIP轉劑期間外甩量一定要足夠大防止催化劑在分餾油漿系統內堆積。注意轉劑期間三路循環一定要改成大開路循環不能讓含有催化劑的原料返回原料油罐。

表1 轉劑期間油漿系統固含量

2.2 油運、噴油

該裝置設有兩個反應器，對應的有兩套原料油、回煉油及分餾裝置；LTAG反應器油運需要進行蠟油油運，為噴油后建立油漿系統循環做好準備。開工油運原料流程見圖2。

開工油運時副原料油泵輸送的是蠟油，但是噴油時副反應器要噴加氫柴油與蠟油，分別進不同的噴嘴（蠟油進上噴嘴，加氫柴油進下噴嘴），但蠟油已經占用了副原料流程，LTAG原料只能直供進入上噴嘴，該裝置為國內首套MIP＋LTAG雙提升管組合形式的貧氧再生催化裝置，為保證一次開車成功，副反應器必須進行LTAG進料與蠟油同時進入提升管噴油，流程較復雜增加了開工難度。

圖2 開工油運原料流程

3 運行狀況分析

3.1 汽油辛烷值、烯烴芳烴含量、收率分析

改造前后穩定汽油辛烷值、烯烴芳烴含量、汽油收率對比見表2。

由表2可以清晰的看出裝置改造后穩定汽油辛烷值較改造前有明顯的提高，說明MIP＋LTAG的組合形式按工藝設計的裂化方向選擇性裂化、氫轉移有利于提高汽油的辛烷值。

在主反應器第二反應器中，原料與經汽提并通過MIP循環斜管來的待生催化劑接觸，在較低的反應溫度和較長的反應時間條件下，主要增加氫轉移和異構化反應，使汽油中的烯烴轉化為異構烷烴，降低汽油中的烯烴含量[3]。由表2可以看出，裝置穩定汽油烯烴含量有所降低，符合工藝設計降烯烴的大方向。

表2 改造前后穩定汽油品質及收率對比

裝置改造后汽油收率為42.4%，改造前為42.1%，略有上升，該裝置處于開工初期，汽油收率受原料油性質、反應深度、汽油餾程等多方面因素的制約，還有很大優化空間。

3.2 柴油十六烷值分析

柴油十六烷值改造前后對比見表3。

MIP第二反應區擴徑，同時用急冷油降低二反區的溫度，長反應時間、低溫有利于異構烷烴和芳烴的生成，以彌補烯烴減少而損失的辛烷值，但催化柴油的十六烷值隨著芳烴含量上升而下降，隨著C/H比的上升而下降，因此MIP催化裝置柴油較普通催化裂化裝置柴油十六烷值低；LTAG催化裂化因反應過程發生氫轉移，生成芳烴，柴油的辛烷值指數進一步損失，因此LTAG產生的柴油辛烷值較普通催化裂化裝置柴油辛烷值低。該裝置改造后主反應器摻煉渣油量增加，導致主柴油十六烷值降低，同時LTAG技術導致副分餾塔的柴油十六烷值降低[1]。

表3 柴油十六烷值改造前后對比

MIP重油催化＋LTAG組合方式主要為了多產高辛烷值汽油，目的產品不是柴油，符合設計方向。同時該裝置LTAG提升管設計兩套噴嘴既可以回煉加氫柴油又可以回煉蠟油或重油原料，因此隨著工業的進一步發展汽柴油需求量發生變化時可以選擇性的改變LTAG提升管的進料組成，靈活多效。

3.3 油漿外甩與催化劑固含量分析

油漿外甩、密度、固含量改造前后對比見表4。

MIP重油＋LTAG雙提升管組合催化裂化的油漿外甩量要大于原催化裂化裝置，原因是無論是MIP還是LTAG都有利于多環芳烴的生成，相應的油漿比重較高，而且開工初期操作人員對新工藝不熟悉，油漿外甩量較大以降低油漿系統的密度，目前正在優化操作，逐漸降低油漿外甩量提高液體收率；由化驗結果可以看出改造后油漿固含量較改造前低，外甩量提高參考意義不大，今后應進一步分析在外甩率基本相同的情況下，比較主、副油漿密度與改造前油漿密度，分析VQS與普通旋分器的旋分效率。

表4 改造前后油漿外甩、密度、固含量對比

3.4 裝置總液收及能耗分析

改造前后裝置液體收率、輕油收率及能耗對比見表5。

由表5可知，改造后裝置液體收率、輕油收率比改造前有明顯提高，尤其輕油收率增幅較大，說明MIP催化裂化＋LTAG組合的方式對輕油收率有明顯改善，同時新裝置能耗較改造前大幅降低。裝置處于開工初期，無論是收率還是能耗都有優化空間。裝置設計能耗是44.95 kgOE/t，今后需進一步優化，根據調度和生產實際調整裝置總體產品分布。

表5 改造前后裝置液體收率、輕油收率及能耗對比

4 結論

1）裝置開工注意事項

MIP重油＋LTAG雙提升管催化裂化再生裝置開工初期兩個提升管需要錯開轉劑時間，由于VQS轉劑過程中跑劑較多，分餾單元三路循環外甩調整方式不同，同時由于新工藝流程比較復雜，開工時間短，在人員相對少的情況下開工比較困難。今后再次開停工時應注意反應分餾單元的配合，尤其裝轉催化劑及噴油時，一定要確保流程改好后再噴油，以防噴油后調整困難。同時分餾三路循環在再生器裝劑、轉劑、噴油時及時調整循環方式，再生器裝劑小部分外甩、閉路循環；轉劑主反應器（帶VQS）大量外甩、副反應器適當外甩，閉路循環；噴油前提高進料量與噴油需求量對應，同時外甩量提高到與進料量相同，以平衡液面。

2）運行分析

改造后的MIP＋VQS重油催化裂化＋LTAG雙提升管再生裝置比雙提升管催化裂化裝置，無論是產品分布、還是收率都有較大的改善，但柴油質量較差，改造后裝置能耗有大幅度的降低，符合現代化煉廠對能耗指標的要求。