重油催化裂化裝置催化劑循環(huán)系統(tǒng)運(yùn)行問(wèn)題研究

劉志強(qiáng)，曹傳洋，韓笑，朱堯，吳迪

（中國(guó)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(zhì)油輕質(zhì)化的一個(gè)主要煉油工藝，是我國(guó)煉廠最重要的二次加工手段[1]。催化裂化催化劑發(fā)展歷程是從白土到合成硅鋁[2]。催化劑不僅對(duì)裝置的生產(chǎn)能力、產(chǎn)品產(chǎn)率及質(zhì)量的好壞、經(jīng)濟(jì)效益起主要影響，而且對(duì)工藝過(guò)程、操作調(diào)節(jié)和設(shè)備形式的選擇有重要影響[3]。催化裂化催化劑在反應(yīng)器、再生器中不斷地進(jìn)行循環(huán)，損耗較大，經(jīng)過(guò)反再系統(tǒng)旋風(fēng)分離系統(tǒng)較難回收＜10 μm 的催化劑細(xì)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(chē)間通過(guò)沉降器內(nèi)旋風(fēng)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(wèn)題，可為同類(lèi)裝置提供借鑒[4-9]。

1 催化劑循環(huán)系統(tǒng)工藝介紹

催化裂化裝置催化劑流程見(jiàn)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(zhì)原料油發(fā)生化學(xué)反應(yīng)生成油氣和焦碳，焦碳吸附在催化劑表面。油氣和催化劑進(jìn)入沉降器旋風(fēng)分離系統(tǒng)，將油氣中攜帶的催化劑粉末分離出來(lái)，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(lái)。汽提后待生催化劑進(jìn)入再生器，在高溫含氧條件下，將催化劑的焦碳燒凈。恢復(fù)初始活性的再生催化劑重新進(jìn)入提升管參與反應(yīng)，產(chǎn)生的高溫油氣進(jìn)入分餾塔底部，與返塔的油漿在人字擋板處逆流接觸，進(jìn)行脫過(guò)熱和洗滌催化劑。

2 存在問(wèn)題

油漿固體含量波動(dòng)大，油漿系統(tǒng)頻繁磨損泄漏，說(shuō)明沉降器旋分效果差，存在跑劑現(xiàn)象。再生器格柵板損壞嚴(yán)重，易擠壓料腿等部位，使再生器細(xì)粉收集能力差，造成平衡劑細(xì)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(shù)據(jù)見(jiàn)表1。由表1 可知，近3 個(gè)月內(nèi)油漿固體含量頻繁超標(biāo)。正常生產(chǎn)情況下，催化長(zhǎng)周期要求油漿固體含量不大于6 g·L-1。油漿電鏡見(jiàn)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(guò)油漿電鏡分析說(shuō)明油漿中含有大顆粒催化劑，明確了沉降器旋分器運(yùn)行存在問(wèn)題，部分催化劑顆粒無(wú)法回收，存在催化劑跑損情況，是造成油漿固體含量波動(dòng)、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(yùn)行系統(tǒng)故障

2017年至今分餾塔底油漿系統(tǒng)泄漏超20 余次，并造成非計(jì)劃停工2 次，已嚴(yán)重影響催化裝置長(zhǎng)周期安全運(yùn)行。分餾塔塔底油漿系統(tǒng)運(yùn)行問(wèn)題見(jiàn)圖3。由圖3 可知，油漿運(yùn)行系統(tǒng)管線、管件、閥門(mén)泄漏。泄漏點(diǎn)施工搶修時(shí)發(fā)現(xiàn)較多催化劑粉末，說(shuō)明由于沉降器旋風(fēng)分離器油氣與催化劑分離效率低，催化劑隨油氣進(jìn)入分餾塔，導(dǎo)致分餾塔底油漿固體含量高，催化劑顆粒促使油漿運(yùn)行系統(tǒng)相關(guān)管線、管件和閥門(mén)磨損嚴(yán)重直至泄漏。同時(shí)下游延遲焦化裝置原料油泵、原料油調(diào)節(jié)閥多次磨損泄漏；石油焦灰分指標(biāo)超標(biāo)、油品油漿罐內(nèi)沉積大量催化劑等現(xiàn)象再次佐證沉降器內(nèi)旋風(fēng)分離器油氣與催化劑分離效率低。

圖3 油漿運(yùn)行系統(tǒng)管線、管件和調(diào)節(jié)閥磨損泄漏

2.3 旋風(fēng)分離器料腿內(nèi)壁結(jié)焦

沉降器頂旋系統(tǒng)已經(jīng)使用近20年，頂旋入口變形，料腿結(jié)焦嚴(yán)重，如圖4 所示。由圖4 可知，頂旋料腿已嚴(yán)重結(jié)焦，導(dǎo)致內(nèi)徑變窄，在相同的油氣進(jìn)料量情況下，氣速過(guò)高，易產(chǎn)生渦流和返混現(xiàn)象，導(dǎo)致裝置運(yùn)行時(shí)料腿內(nèi)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(nèi)結(jié)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(jiàn)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(jīng)達(dá)到1.361 kg·t-1，證明沉降器內(nèi)旋風(fēng)分離器效率低，存在嚴(yán)重跑劑問(wèn)題。

表2 催化劑單耗和自然跑損

3 問(wèn)題原因分析和技術(shù)改造

3.1 延長(zhǎng)頂旋旋分分離器料退長(zhǎng)度

由于料腿長(zhǎng)度不足，料腿內(nèi)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(guò)檢修內(nèi)部檢查，翼閥閥板存在磨損情況，見(jiàn)圖5，說(shuō)明料腿內(nèi)下料量不足，料腿外部氣體反竄進(jìn)入料腿，造成翼閥閥板向內(nèi)側(cè)沖蝕磨損，沉降器跑劑，油漿固體含量波動(dòng)。本次改造將頂旋旋風(fēng)分離器料腿長(zhǎng)度延長(zhǎng)500 mm，見(jiàn)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(fēng)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(jiàn)圖7。改造前沉降器內(nèi)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(lái)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(wěn)定，影響頂旋旋風(fēng)分離器翼閥周期性開(kāi)度，造成翼閥上部料腿中催化劑料面升高，內(nèi)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(dǎo)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(guò)搶修檢查沉降器內(nèi)構(gòu)件發(fā)現(xiàn)翼閥閥板存在磨損情況，說(shuō)明料腿存在竄氣情況，并證明料腿長(zhǎng)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(zhǎng)頂旋分離器料腿后，杜絕了竄氣現(xiàn)象。斜板和翼閥處于同一標(biāo)高，出催化劑改為同一方向，減少了粗旋分離器出口下料對(duì)頂旋旋風(fēng)分離器翼閥背板的干擾，使翼閥開(kāi)啟處于一個(gè)相對(duì)穩(wěn)定工況。

3.3 頂旋旋風(fēng)分離器入口更新并改造提高旋風(fēng)效率

改造前頂旋旋風(fēng)分離器入口多次出現(xiàn)襯里裂紋、突起等現(xiàn)象，造成入口截面積發(fā)生變化，影響正常生產(chǎn)時(shí)操作彈性，出現(xiàn)沉降器跑劑的現(xiàn)象。檢修期間雖對(duì)頂旋旋風(fēng)分離器系統(tǒng)多次修復(fù)，但修復(fù)后仍出現(xiàn)設(shè)備本體變形的現(xiàn)象。本次改造將沉降器頂旋旋風(fēng)分離器入口整體更新并順時(shí)針旋轉(zhuǎn)55°，油氣入口改為切線方向。油氣切線吸入后，在旋分筒體內(nèi)增加旋轉(zhuǎn)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(jié)焦。

圖8 修復(fù)前后的頂旋旋風(fēng)分離器入口對(duì)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(diào)節(jié)閥及焦化裝置進(jìn)料調(diào)節(jié)閥未出現(xiàn)磨損現(xiàn)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(xì)粉含量所占比例明顯上升，進(jìn)一步說(shuō)明沉降器旋分效率提高，回收細(xì)粉能力增強(qiáng)。

5 經(jīng)濟(jì)效益

技術(shù)改造后，產(chǎn)品分布見(jiàn)表3。

表3 產(chǎn)品分布（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）

按2020年2月石油產(chǎn)品出廠價(jià)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(wàn)t·a-1重油催化裝置增產(chǎn)柴油后， 產(chǎn)品年經(jīng)濟(jì)效益分別是，干氣1 462×(3.24%－3.25%)×170×104=－24.8 萬(wàn)元；柴油5 248×(16.14%－17.18%)×170×104=－9 278.5 萬(wàn)元；汽油5 986×(44.17% －42.12%)×170×104=20861.2 萬(wàn)元；液化氣3 256×(24.96%－23.45%)×170×104=8 358.1 萬(wàn)元；油漿2 042×(4.26%－6.88%)×170×104=－9095.1 萬(wàn)元； 產(chǎn)品經(jīng)濟(jì)效益=－24.8－9 278.5+20 861.2+8 358.1－9 095.1=10 820.9 萬(wàn)元。

技術(shù)改造后，產(chǎn)品收率干氣減少了0.01 個(gè)百分點(diǎn)，液化氣收率增加了1.51 個(gè)百分點(diǎn)。產(chǎn)品總氣體量的增加，相應(yīng)地增加了氣壓機(jī)負(fù)荷，氣壓機(jī)使用3.5 MPa 蒸汽量增加1.2 t·h-1。在吸收穩(wěn)定系統(tǒng)，補(bǔ)充吸收劑（穩(wěn)定汽油）使用量增加，相應(yīng)的循環(huán)冷卻水增加330 t·h-1和動(dòng)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(gè)百分點(diǎn)，增加動(dòng)力電消耗8 kW·h-1，柴油收率降低了1.04 個(gè)百分點(diǎn)，降低循環(huán)冷卻水用量60 t·h-1，動(dòng)力電消耗減少12 kW·h-1。技術(shù)改造后，改善了產(chǎn)品分布，使裝置能耗降低約每噸0.75 kg 標(biāo)油，燃燒油約每噸2 100 元，年可節(jié)約運(yùn)行成本2 100×0.75÷1 000×150×104=236 萬(wàn)元；催化劑消耗降低，每噸催化劑1.6 萬(wàn)元，減少催化劑使用成本：1.6×104×（1.35-1.05）÷1 000×170×104=816 萬(wàn)元。綜上所述，技術(shù)改造后，催化裂化裝置每年經(jīng)濟(jì)效益約為：10 820.9＋236+816=11 872.9 萬(wàn)元[10]。

6 結(jié) 論

1）經(jīng)過(guò)頂旋料腿延長(zhǎng)、粗旋防倒錐改為斜板、油氣入口改為切線方向等具有針對(duì)性的技術(shù)改造措施解決了重油催化裂化裝置催化劑系統(tǒng)運(yùn)行出現(xiàn)分餾塔底油漿固體含量高、分餾塔底油漿運(yùn)行系統(tǒng)故障、旋風(fēng)分離器料腿內(nèi)壁結(jié)焦和催化劑單耗和自然跑損增加等問(wèn)題，為催化裝置長(zhǎng)周期運(yùn)行提供了保證，供同類(lèi)裝置借鑒。

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

3）汽油收率增加，柴油收率降低，適應(yīng)了當(dāng)前市場(chǎng)需求。

4）技術(shù)改造后重油催化裂化裝置年增加經(jīng)濟(jì)效益約11 872.9 萬(wàn)元。