DCC裝置長周期運行工藝核算及技術分析

萬 濤

(中海油東方石化有限責任公司，海南 東方 572600)

中海油東方石化有限責任公司(簡稱東方石化)催化裂解(DCC)裝置是國內投產的首套增強型催化裂解(DCC-plus)裝置,其反應系統采用中石化石油化工科學研究院有限公司(簡稱石科院)自主開發的以丙烯為主要目的產品的化工型煉油工藝技術,再生系統采用中石化洛陽工程有限公司(LPEC)開發的快速-湍流床主風串聯再生技術。DCC-plus裝置的核心為反應-再生系統(簡稱反再系統),其中反應系統主要由第一提升管(常壓渣油進料)、第二提升管(回煉輕汽油進料投用、回煉C4進料未投用)、第三反應區(床層反應器),以及汽提段、沉降器等部分組成;再生系統由燒焦罐、再生器、外取熱器等部分組成;另外還包括機組系統、分餾系統、吸收穩定系統、熱工系統以及脫硫脫硝系統等。

該裝置第二個生產運行周期為2017年5月至2021年3月,共運行46個月。整個運行周期內,由于原料性質和運行工況調整頻繁,加工負荷和反應苛刻度均更高,為保障裝置安全穩定運行,定期開展工藝核算和技術分析勢在必行。基于此,本文結合裝置平穩運行期間的原料性質、操作條件和產品分布,對裝置各個系統進行工藝核算和技術分析,并通過調控原料預熱溫度、蒸汽注入量、反應苛刻度、重點部位線速等操作參數,以及優化油漿系統操作和設備管理等措施,以期為同類裝置的長周期穩定運行提供指導。

1 反再系統工藝核算

自第一套采用流化催化裂化技術的工業化TCC裝置于20世紀40年代投產以來,已經過去近80年[1],雖然多年來發展出不同形式的催化裂化工藝技術,但是反再系統一直是催化裂化的核心,而在工業生產中,反再系統的物料平衡、熱量平衡、壓力平衡(三大平衡)不僅是保證裝置安、穩、長、滿、優運行的前提,一定程度上也是衡量裝置運行水平、設備管理水平的重要依據。

東方石化DCC裝置反應系統采用雙提升管+床層反應形式,再生系統采用快速-湍流床主風串聯的前置燒焦罐形式,同時設置一組外循環管以維持燒焦罐料位、設置一組下流式外取熱器以取出再生器過剩熱量,調節兩器熱平衡的同時發生3.5 MPa中壓蒸汽。其反再系統示意見圖1。

圖1 東方石化DCC裝置反再系統示意

1.1 核算基準

核算期間,裝置生產平穩,原料性質穩定。裝置的原料是潿洲原油、西江原油、陸豐原油按質量比1∶1.6∶1.6混合的原油中240～670 ℃餾分(拔頭餾出35.2%后的常壓渣油),其性質見表1。核算期間,裝置原料加工量為135 t/h(設計負荷的90%),主風量穩定控制在3 260 m3/min,空氣分子濕度為0.02。另外,在對反應系統提升管物流線速度進行核算時,按照經驗式需計入再生催化劑帶入煙氣流量;但在計算物料平衡時,從再生系統帶入的煙氣則計入干氣中的惰性氣體部分[1]。再生煙氣組成如表2所示,該裝置的產品分布見表3。

表1 DCC裝置原料性質

表2 再生煙氣組成

表3 產品分布 w,%

1.2 反再系統主要操作參數

反再系統的主要操作參數見表4。由表4可知,反再系統的重要操作參數都在設計范圍內:第一反應器(一反)溫度為542 ℃,接近設計值的上限,達到裝置開工以來的較高苛刻度;第二提升管反應器(二反)設計以C4餾分為預提升介質(流量15 t/h),主噴嘴進料為輕汽油(流量15 t/h),烴類總進料流量為30 t/h,標定期間預提升介質為蒸汽(流量3.2 t/h),主噴嘴進料為輕汽油(流量24 t/h)。按照設計要求,一般再生器外取熱器不用以發生蒸汽(熱負荷為0),再生器整體達到熱平衡狀態;但在標定期間,裝置生焦量大、燒焦負荷高,外取熱器發生蒸汽流量為20 t/h。

表4 反再系統主要操作條件

1.3 核算結果及說明

利用標定法核算反再系統熱平衡,計算焦炭脫附熱、焦炭吸附熱,結果見表5。熱平衡核算從再生器系統熱平衡開始,由催化劑循環量與反應系統連接,最終在反應系統中收斂于反應熱[2]。

表5 反再系統熱量平衡核算結果

熱平衡的核算結果是否合理,主要可以從兩個方面進行判斷:其一,從焦炭的含氫量判斷,在核算基準的煙氣組成中,CO2,CO,O2體積分數之和為18.8%,對于完全再生而言,依據經驗,該值大于18%時則說明煙氣組成合理,而由煙氣組成計算出的焦炭含氫量(質量分數,下同)為6.23%,介于6%～9%之間,說明焦炭的含氫量是合理的,可以進一步用于反再系統熱平衡的輸入總熱量計算[2];其二,從催化裂化過程的反應熱判斷,根據催化裂化熱平衡情況可知,再生催化劑提供了反應系統所需要的大部分熱量,其中,加熱和汽化液體進料熱占比60%～85%,催化裂化反應熱占比10%～35%,熱損失占比5%。本次核算中,加熱和汽化液體進料熱占比65.56%,這是因為該裝置原料預熱溫度較高且裂化反應熱較高,導致加熱和汽化液體進料熱占比較低,接近下限值;催化裂化反應熱占比32.17%,DCC工藝反應苛刻度較高致使裂化反應熱占比較高;此外,熱損失占比僅2.24%,原因在于海南省氣溫較高,同時反應器外壁溫度適中,達到130～140 ℃,使熱損失較小。綜上,由煙氣組成、焦炭含氫量計算結果、催化裂化反應熱等數據分析可知該熱平衡的計算結果可靠。

反再系統操作參數核算結果見表6。因DCC工藝反應條件較為苛刻、平衡催化劑活性較高,焦炭含氫量較低,為6.23%,說明因汽提不完全而殘留在催化劑上生成的富氫汽提焦較少,進而說明汽提蒸汽流量的設定和分配、汽提時間等均較為合理,汽提效果較好。對于渣油催化裂化工藝,由于裂化原料尾部組分較重,多為稠環芳烴組成的膠質、瀝青質,未汽化原料對于生焦的影響很大,可以占生焦量的20%以上,但是渣油DCC工藝流程中的汽化段溫度較高、油氣分壓較低、劑油比較大,有利于降低未汽化原料的生焦量[2]。此外,該裝置應用了CS-Ⅱ型高霧化能力噴嘴和兩級蒸汽霧化,在原料預熱溫度適宜的同時具有較好的霧化效果,使得劑、油接觸充分,為目的反應的進行創造了先決條件,從而降低了未汽化原料的生焦量,但由于數據有限,無法對未汽化原料生焦量的占比進行定量分析。

表6 反再系統操作參數核算結果

該裝置催化劑總循環量為1 543.82 t/h,低于設計值(1 808 t/h),原因在于裝置處理量、反應注汽量均在設計值的90%左右,使催化劑循環量較低。裝置總劑油質量比為11.4,再生器第二密相溫度為710 ℃,高于設計值(690 ℃),致使單位質量催化劑攜帶的熱量增加。此外,裝置燒焦強度為75.06 kg/(t·h),高于設計值[70 kg/(t·h)],說明生焦量已經超出再生器的燒焦能力,這是再生器發生不定期尾燃的主要原因。

2 分餾系統工藝核算

2.1 核算基準

標定期間,新鮮原料加工量為設計負荷的90%,第二提升管進料量以及反應系統蒸汽注入量均在設計負荷的85%～90%之間,分餾塔物料平衡、氣液相平衡可自主調節。該階段已經到了裝置第二個運行周期的中后期,分餾系統出現以下問題:因回煉油無法抽出而停用回煉油循環、因飽和蒸汽品質限制而控制油漿蒸汽發生器較低的產汽量、因分餾塔頂部輕微結鹽而適當提高塔頂溫度并提高汽油干點。除此以外,分餾系統操作平穩,各產品質量合格。分餾系統汽油產品(穩定汽油)性質見表7,輕柴油產品性質見表8。

表7 汽油產品性質

表8 輕柴油產品性質

2.2 分餾系統主要操作參數

分餾系統主要操作參數如表9所示。由表9可知,分餾系統主要操作參數都在設計范圍內。與常規催化裂化工藝相比,DCC工藝的分餾塔選用較低的壓力和較高的溫度,同時反應系統蒸汽注入比例較大,達到25.63%,有利于提高油品汽化率和低碳烯烴收率,但會造成分餾系統油氣分壓較低。反應注汽量大造成分餾塔塔頂溫度升高,需加大冷回流降低塔頂溫度,保證汽油干點合格[2]。在回流取熱能力方面,由各回流溫差、回流流量綜合判斷可知,標定期間分餾塔熱負荷向塔中上部移動。

表9 分餾系統主要操作條件

2.3 核算結果及說明

核算期間,沉降器頂部到氣壓機入口的總壓降為50 kPa,低于經驗值(60～100 kPa);同時,分餾塔塔頂至氣壓機入口的壓降為23 kPa,遠低于設計值(50 kPa)。氣壓機入口壓力較高,汽輪機背壓較低,直接造成汽輪機耗汽量低于設計值近三分之一。分餾塔的熱平衡核算結果見表10。

表10 分餾塔熱平衡核算結果

裝置采用苛刻度較高的DCC工藝,反應溫度高、反應系統注汽量大,直接造成分餾塔總熱量較大、分餾塔過剩熱量多。核算期間,分餾塔過剩熱量占塔總進熱量的49.3%,過剩熱量通過由上而下設置的4組回流取出,取熱分配情況見表11。

表11 分餾塔回流取熱分配情況

因反應苛刻度較高,氣相產品收率高,塔中上部負荷增大,熱負荷上移,需要加大一中段回流、塔頂冷回流的取熱比例,保證汽、柴油產品質量合格。同時,受到油漿蒸汽發生器產汽能力的限制,循環油漿取熱能力降低,取熱比例為36.2%,低于重油催化裂化經驗值的40%～50%。

利用Packie關聯方法計算得出柴油的5%餾出溫度和汽油的95%餾出溫度相差31 ℃,說明分餾塔汽油、輕柴油分餾效果良好,實現了相鄰餾分脫空[2]。

3 長周期運行技術分析以及保障措施

從以上反再、分餾系統的物料平衡、熱平衡、壓力平衡等核算結果可知,宏觀上裝置在合理的三大平衡、適宜的操作條件下運行。在此基礎上,還需要結合運行期間樣品的分析結果、檢修的一手資料等,綜合分析原料性質對沉降器生焦情況的影響、重要部位線速、油漿系統運行等因素,進一步分析裝置長周期運行保障措施的落實情況。

3.1 裝置長周期運行情況概述

針對影響裝置長周期運行的幾個重要因素,從反應系統結焦、分餾油漿系統結焦、分餾塔結鹽結垢、煙機結垢、設備失效等角度進行分析。

該周期末期,在加工負荷、反應溫度相近的前提下,沉降器穹頂、一級旋風分離器入口溫度為530 ℃,低于第一周期末期溫度(543 ℃),結合檢修的一手資料以及清焦量綜合判斷,第二周期沉降器、集氣室的結焦情況明顯優于第一周期。另外,新鮮原料噴嘴上方、沉降器料腿、旋風分離器以及反應系統其他附件基本未見結焦。大油氣管線結焦方面,除油氣管線與分餾塔接口處結焦以外,直徑為1 400 mm、總長度為66 m的油氣管線基本未結焦。

分餾塔中下部、分餾油漿系統結焦嚴重,26～30層的固舌塔板輕微結焦,局部塔板掀翻,但未影響柴油質量。油漿上、下返塔分布器堵塞70%,塔底攪拌油漿環管堵塞80%。油漿換熱系統,除循環油漿-分餾一中段油換熱器的旁路結焦全部堵塞以外,循環油漿-原料油換熱器(投用2臺)、循環油漿蒸汽發生器(投1備2)均輕微結焦,未影響換熱溫度、發生中壓蒸汽量,該檢修周期中期,油漿系統換熱器也未進行過檢修處理。裝置未發生因設備失效、管線泄漏造成的非計劃停工情況。總體而言,該周期分餾塔中下部、分餾油漿系統均輕微結焦,未對裝置長周期運行造成威脅。

通過監控汽、柴油產品質量,頂部循環泵運行情況等,發現分餾塔中上部有輕微結鹽,但未影響產品質量,也未影響裝置長周期運行。通過監控煙機-主風機-電動機組的運行狀況,結合交付檢修后機組解體的一手資料,發現煙機葉片并未出現結垢情況。

設備失效方面,該運行周期反再系統第一、第二再生斜管和外取熱下斜管襯里損壞,出現局部熱點和泄漏、待生斜管以及第一再生斜管膨脹節泄漏等情況,內構件和其他重要設備均未出現因設備失效而影響長周期運行的情況。

3.2 裝置長周期運行保障措施以及技術分析

3.2.1抑制反應系統結焦的技術措施

雖然該運行周期原料密度、殘炭、538 ℃餾出率等重要指標均達到設計值,但是原料族組成不夠理想,大部分時間原料飽和烴質量分數為51%～53%,遠低于設計飽和烴含量(質量分數61%),且膠質+瀝青質質量分數可達到18%,甚至更高,這在很大程度上限制了原料的裂化能力,加劇了生焦傾向。

為了保證原料油充分霧化反應,控制裝置原料油預熱溫度為205～225 ℃,當投用油漿回煉時,預熱溫度靠近230 ℃上限控制,以防止因原料預熱溫度過低而帶來的不良后果,如預熱溫度低造成原料黏附在催化劑上,與其一起進入沉降器,導致原料噴嘴和提升管上部內壁結焦[3]。標定期間,原料油霧化蒸汽流量為6.8 t/h,為原料進料量的5%,原料預熱溫度為208 ℃,混合原料黏度較小,為4.35 mm2/s,較低的黏度有利于原料油的霧化[4],輔助以CS-Ⅱ高霧化能力噴嘴,保證原料油充分霧化,降低了未汽化原料對生焦的貢獻。在調整原料性質時,需要跟蹤原料油密度(890～920 kg/m3)和族組成(飽和烴質量分數50%～56%)的變化情況,由低到高調整原料油預熱溫度(205～225 ℃),以保證原料油的霧化效果。但是,原料預熱溫度也不可過高,以防油漿系統的高溫位熱量被過度消耗,及其導致的劑油比損失。總體而言,在該運行周期,通過各項措施控制反應系統操作穩定,因反應系統操作波動幅度較大而引發的結焦現象得到了有效控制[5]。

再生溫度方面,由于再生器燒焦強度達到75.06 kg/(t·h),超過設計值[70 kg/(t·h)],需控制再生器第二密相溫度高于設計值(690 ℃)。同時,若第二密相溫度低,則會導致油劑接觸的初始溫度低,不利于重油分子的一次裂化;若溫度過高,則會導致催化劑失活加快。綜合考慮,控制再生器第二密相溫度為705～710 ℃,在不同的加工負荷、反應苛刻度下,均可以得到較好的產品分布。標定期間,汽提時間較短,為2.72 min,但是通過設置合理的汽提蒸汽量(上汽提蒸汽量3 t/h,下汽提蒸汽量5 t/h),可以保持較低的待生劑可汽提炭量。為了防止原料遇到低溫內構件發生液化進而結焦,需提高沉降器穹頂各死區的溫度,因而在裝置開工噴油前加強兩器流化,在保證一反、二反溫度均達到550 ℃以上的同時,確保一級旋風分離器(一旋)入口溫度高于460 ℃,消除沉降器穹頂的“低溫死區”。

正常生產期間,在不同負荷、不同反應苛刻度下,均通過調整反應器注汽量控制一旋線速,高于低限值(14 m/s)。標定負荷下,沉降器一旋入口線速為14.43 m/s。標定期間,針對直徑為1 400 mm的沉降器大油氣管線,實現了油氣流速高(35.81 m/s)、停留時間短(1.84 s,低于2 s的經驗值)[6]和油氣管線基本不結焦的目標。

3.2.2抑制分餾油漿系統結焦的技術措施

該運行周期內,控制分餾塔塔底液位為20%～30%,保證油漿在塔底的停留時間在8 min以內,通過調整換熱器投用情況,控制油漿在換熱器內線速在1.4 m/s以上[7],油漿固含量(質量濃度)為3～4 g/L,通過調整油漿外甩量控制油漿密度低于1 110 kg/m3、黏度低于60 mm2/s,可以實現控制分餾塔塔底溫度在335～345 ℃,且靈活可調。

2020年8月,根據自產中壓蒸汽量需要,將油漿蒸汽發生器由E-213C切換至E-213B運行,除此以外,在未增設油漿泵出口過濾器的情況下,保證油漿泵入口全周期安裝過濾網[8],結合較好的工藝參數控制,以及定期的雙泵運行、機泵切換等管理制度,近4年的運行周期中,未出現油漿系統因結焦、堵塞而導致設備失效或非計劃停工的情況。

3.2.3其他保障長周期運行的技術措施

在控制分餾塔結鹽、結垢方面,除2018年下半年因摻煉外購燃料油導致原料性質劣化而造成分餾塔頂部循環機泵過濾器清理頻次升高以外,在該運行周期的其他大部分時間內,上游裝置電脫鹽設備維持在較好的操作水平,控制脫鹽后原料含鹽質量濃度低于3 g/L,同時通過調整原油配比控制DCC裝置原料的氮質量分數不高于1 500 μg/g,并控制分餾塔塔頂溫度在97 ℃以上(高于不同負荷、不同蒸汽分壓下水蒸氣的凝結溫度[9]),保證了分餾塔頂部循環、塔頂系統在較低的結鹽、結垢風險下持續運行。

在控制煙機結垢方面,該運行周期煙機效率持續保持在87%±1%,至停工檢修前一直未見顯著下降的情況。這是因為使用的OMT-Ⅱ型DCC專用催化劑具有較好的耐磨性能,同時再生煙氣系統的一級至四級旋風分離器均保持了較好的使用性能,成功控制煙機入口煙氣粉塵質量濃度在50～100 mg/m3、煙機入口煙氣粉塵粒徑小于10 μm,達到了行業內的較好水平,從根本上抑制了煙機葉片表面結垢的發生[10]。檢修時發現,煙機葉片除了出現輕微裂紋以外,未見結垢的情況發生。

在設備失效方面,該運行周期內裝置未出現設備失效而造成非計劃停工的情況。究其根本原因,在于較好的設備選型和較高的檢修質量,輔助以嚴格的生產工藝、設備管理,使得未出現兩器內構件失效而影響安全運行、外取熱系統故障、油漿系統減薄泄漏、余熱鍋爐系統故障等情況。

4 結 論

裝置標定核算期間,常壓渣油的加工負荷為90%,雖然裝置進入第二個運行周期的末期,但設備運行情況良好,反應系統操作平穩,未發生設備失效所致的非計劃停工情況。

核算期間,采用裝置投產以來較高的反應苛刻度,氣體產率較高,各項產品的質量指標均合格。

而可汽提焦、未汽化原料生焦占比較低,反應器-再生器熱平衡及熱量分布情況符合DCC-plus的工藝特點。

結合核算結果,從裝置原料性質、操作條件、開停工管理等角度制定了抑制反應系統結焦的保障措施,從油漿性質、操作條件、設備管理等角度說明分餾油漿系統長周期運行的保障措施。因此,第二生產周期反應系統沉降器結焦、分餾油漿系統結焦均得到緩解,優于第一生產周期。

總體而言,該運行周期內,在較好的檢修質量、DCC專用催化劑優良使用性能的保障下,結合裝置負荷、原料性質、中間產品等分析結果進行工藝核算,匹配合適的操作條件,并不斷優化,實現國內首套DCC-plus裝置連續運行近4年的突破。