《MIP工艺在重油催化裂化装置改造中的应用.doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《MIP工艺在重油催化裂化装置改造中的应用.doc（8页珍藏版）》请在三一办公上搜索。
1、工业催化2006年第14卷增刊IND【ISrRIAL CATALYSlS197MIP工艺在重油催化裂化装置改造中的应用王文婷，李建朋，花飞 (中国石油锦西石化生产运行处，辽宁葫芦岛125001)摘要：介绍了中国石油锦西石化分公司重油催化裂化装置采用MIP清洁汽油生产工艺进行技术 改造的情况。装置运行结果表明，应用MIP工艺后，汽油质量得到改善，汽油烯烃含量明显下降， 诱导期增加，硫含量降低。装置生焦略有增加，总液收基本保持不变。不足之处是汽油辛烷值下降2个单位以上。关键词：重油催化；MIP改造；清洁汽油；辛烷值中国石油锦西石化公司重油催化装置于1997 烃含量，降低烯烃含量。MIP工艺要求对提
2、升管反 年建成投产，处理能力1 400 kta，现已运转7 应器分区设计、工程设计方案的选择和确定必须满 年。存在如下问题：(1)汽油烯烃较高，最高达62， 足工艺要求并为其创造良好的条件，如何创造合适 无法满足该公司汽油出厂要求；(2)再生器取热负荷 的第二反应区条件是工程上实现MIP工艺的关键。 小，装置原设计外取热器热负荷46109 Jh一，不适应 第一反应区设计与常规催化裂化提升管反应器设计 多加工重油需要；(3)一再烟气CO含量高，造成 相似，反应时间要求较短，一般1012 s，即可满 Co焚烧炉炉膛温度高，经常超900，余热锅炉超 足一次裂化反应要求。第二反应区设计根据MIP 设计
3、负荷运行。装置技术改造后加工原料为辽河焦 工艺特点的要求，需要控制重时空速在1530 h一， 化蜡油、辽河直馏蜡油和大庆减压渣油，其中大庆减 采用常规的提升管稀相输送无法满足MIP工艺第二反 压渣油占4114，辽河焦化蜡油1889，辽河直 应区的要求，因此，需要对传统的提升管反应器进行 馏蜡油3997处理量由140104 ta1增加到 改造设计，才能满足MIP第二反应区的反应工艺条180104 ta，汽油烯烃含量降至30以下。件要求。采尉陕速流化床作为第二反应区的床层形通过对该装置进行技术改造，不仅可以解决上式比较合适，快速流化床线速为1-3 ms，平均 述问题，对于优化全厂总流程、改善产品分
4、布和提高表观密度可达100 kgm-3左右，以确保第二反应区 产品质量都有很好的作用。2005年10月，采用石 具有合适的催化剂密度，满足重时空速的要求。 油化工科学研究院开发的最新生产清洁汽油组分的从工程上考虑，第一反应区基本维持常规催化催化裂化MIP工艺，(即FCC Process For 裂化的迸料方式，其设计思路与常规催化裂化提升Maximizing Iso-paraffins，简称MIP)对该装置进行管反应相同。在提升管反应器中部适当扩径作为第 了改造。，二反应区，为使第二反应区的密度能够得到灵活控 制，选择从沉降器粗旋料腿出口处引出部分待生催1M口技术特点化剂进入第二反应区快速流化
5、床，用来调节第二反MIP工艺的主要特点是将提升管反应器分为 应区的催化剂密度，以满足MIP工艺对重时空速的 两个串联的反应区：第一反应区以一次裂化为主，反 要求，此部分的催化剂循环量由新增的塞阀来控制。 应温度高，油剂接触时间短，生成较多的烯烃；第二 与常规K提升管相比，MIP工艺第二反应区内催 反应区反应温度稍低，油剂接触时间长，增加异构化 化剂床层密度较高，气体线速较低，油气与催化剂的 和选择性氢转移反应，提高汽油中的异构烷烃和芳 换热状况较好，有利于减少未汽化油引起的生焦。作者简介：王文婷(1969一)，男，高级工程师，硕士，从事生产管理工作，发表论文70余篇，现为该公司生产运行处处长，
6、中国管 理科学研究院特约研究员，天津大学工程硕士研究生特聘企业指导教师、辽宁省葫芦岛市作家协会会员等。198工业催化 2006第14卷增刊另外，将粗旋料腿插入沉降器内增设的溢流斗，使待 掺渣和掺焦蜡比例达到了设计要求，外取热负荷不 生催化剂油气夹带量减少，沉降器内的油气分压降 能调节的问题基本得到解决。但产品一直存在汽油 低，沉降器生焦减少。为满足第二反应区温度控制 辛烷值低和汽油烯烃质量过剩的问题，于2006年2 的要求，可选择采取第一反应区后注入急冷介质(粗月25日对操作进行了适当调整，反应温度提高到 汽油等)的方法来满足M1P工艺的要求，流程和控 510515，原料处理提高到设计量215
7、 th。 制方案简单，产品质量调节灵活。 但从产品分析来看，汽油辛烷值仅提高05个单位。 表15为目前装置的主要生产操作条件、原料和产2主要改造内容 品性能。21反应再生部分 ， 表1主要操作条件(1)更换提升管反应器，提升管反应器采用 MIP工艺技术。提升管下部为预提升段，上部为反 应区段；反应区段下部为第一反应段，中部为第二反 应段，上部为催化剂输送段；(2)沉降器筒体加高3 m，沉降器内部增加两个待生催化剂溢流斗，更换 提升管出口粗旋，粗旋料腿底部埋入待生催化剂溢 流斗内；(3)二再稀相增设内取热盘管，过热低压蒸 汽，用于防焦蒸汽和汽提蒸汽，同时可以降低二再稀相温度，保护二再旋分器。二再
8、两级旋分器利旧； (4)采用新型汽提器，更换沉降器汽提段。22取热技术装置现有一台气控式外取热器，最大取热能力 约12 849 kW，外取热水系统采用自然循环方式。 改造后，由于处理量的增加，在不打急冷油的情况 下，再生器过剩热高达约28 600 kW，现有外取热器 不能满足要求。必须对再生器取热系统进行改造， 以满足不同工况的的要求。具体方案是更换现有外 取热器，更换后的外取热器最大取热能力34 890 kW。23特阀 新增待生催化剂外循环塞阀一台DN700。24余热锅炉部分 现余热锅炉的流程为一、二再烟气混合后进人CO焚烧锅回收化学能，然后进入余热锅炉回收热 能。改造后再生烟气量增加较多，
9、原余热锅炉不能 满足要求。本次改造余热锅炉整体更换。3装置MIP工况运行总结31装置开工 原装置2005年10月10日停工改造，于2005年11月22日喷油，实现了一次开工成功。装置开 工后运行比较平稳，但也存在一些没计问题。32装置标定经过两个多月的运行，目前操作基本平稳，原料增刊 王文婷等：MIP工艺在重油催化裂化装置改造中的应用199表3干气和液化气性能200 工业催化2006第14卷增刊33标定结果分析 和含硫化合物以及多环芳烃胶质含量。同等条件下 改造后的产品分布如表5所示。从表5可以看掺炼减压渣油和焦化蜡油比例上升，轻油收率和总 出，由于MIP工艺技术的应用，装置掺炼减压渣油液体收
10、率将明显下降。与改造前相比，改造后装置 和焦化蜡油比例显著上升，分别达42和19，这 掺炼减压渣油和焦化蜡油比例达42和19，轻油 是常规重催不可达到的。与改造前相比，汽油收率 收率仅下降09个百分点，达719，超出设计指提高45个百分点，柴油收率降低54个百分点。标14个百分点，产品分布比较理想。MIP工艺第从产品分布来看，汽油收率上升，柴油收率下降，符一反应区与常规提升管反应器相似，但反应时间较 合MIP工艺技术特点。 短，在15 s左右，较高的反应强度，利于裂解较重 由于改造后装置掺减压渣油和焦化蜡油比例上 的原料油；第二反应区为低温反应区，反应时间较升，原料性能变差，原料中碱性氮含量、
11、金属Fe和 长，在57 s左右。因此，有助于总转化率的提高。 Ni含量增加，改造后装置轻油收率与改造前标定的 与改造前相比，改造后的汽油烯烃含量降低了 数据不能简单地进行对比。减压渣油具有残炭高、 159个体积百分点，汽油诱导期上升。说明通过500馏出量低、胶质沥青质含量高和可裂化性差 MIP技术的应用，增加了催化反应中的氢转移和异 的特点。焦化蜡油为热裂化产物，具有较高碱洼氮构化反应，提高了催化汽油中的异构烷烃和芳烃含增刊王文婷等：MIP工艺在重油催化裂化装置改造中的应用201量，从而降低烯烃。汽油辛烷值较改造前相比，研究 要是外取热器流化问题所至；(2)将外取热虾米腰 法辛烷值低23个单位
12、。造成汽油辛烷值低的原因 下三个松动点的松动介质由04 SPa松动风改为 有：(1)MIP不同操作工况和不同的产品生产方案 10 MPa蒸汽，作替代松动介质，由DN5的孔板限 对汽油辛烷值影响较大。以上数据是在二反催化剂 量，以改善斜管流化条件，并对松动点器壁进行加固 藏量未达到设计要求取得，如果二反催化剂藏量达 防止蒸汽吹漏；(3)将外取热器烟气返回线关闭。 到设计要求，MIP T艺技术特征和效果有望更加明 采用上述措施后，取得了显著效果。由此可见：(1) 显；(2)原料性能造成。大庆减压渣油FCC汽油的 外取热松动点由松动风改为10 MPa蒸汽作松动 异构化和芳构化反应难度较大；(3)汽油
13、烯烃质量 介质技术可行；(2)外取热发汽量在一定范围内可 过剩，放宽汽油烯烃含量，汽油辛烷值可以得到改 调，相对过去比较灵活，从而保证了一再、外取热及善。改造后，柴油密度上升，十六烷值降到28，说明 余锅的操作相对稳定，另外对汽压机及系统蒸汽的 柴油中芳烃含量有所增加，柴油质量下降。造成柴 平稳运行和装置的安全生产提供了保证，操作便利； 油质量下降的原因是MIP工艺反应深度比常规催 (3)外取热松动点改为10 MPa蒸汽作松动介质 化工艺深度大和改造前后原料性能差异较大。在金 后，开停外取热时间大大缩短，避免了停后一旦投用 属钝化剂注入量相同的情况下，改造后干气中的 需要处理较长时间的瓶颈问题
14、；(4)为今后装置提1-12CH4由改造前上升，表明催化剂重金属污染加 大加工量和多掺渣油提供了基础和保证。 重，这主要由于掺减压渣油和焦化蜡油比例上升，金42反应温度波动较大及对策 属Fe和Ni含量增加造成。改造后液化气丙烯含量反应温度波动较大，一般在10左右。原因主 下降，异丁烷含量明显增加。要是进入提升管的催化剂量不稳，导致反应温度忽经过对生产条件的的调整，加工量(计量表计高忽低。对策：(1)关小新增待生催化剂外循环塞算)已达到设计能力215 th，反再及分馏各工艺 阀，保证开度不大于10，避免因塞阀开度过大催 参数达到设计条件，汽油+柴油收率达到710， 化剂进入提升管较多，导致提升困
15、难而造成的反应 液化气达到121。但从产品分布来看，瓦斯收率 温度波动；(2)将再生斜管的松动点送动风进行了 较高。汽油辛烷值882，增加幅度不大。 调整，以保证催化剂输送均匀。43汽油辛烷值未达到设计值4改造存在的问题431原因分析及操作的调整41外取热调节不灵活及对策MIP工艺经过四个多月的运行，汽油烯烃体积 外取热投用后，主要存在以下问题： 分数由改造前的5560下降到24528， (1)每次外取热投用时，取热负荷过大，瞬间发达到了降烯烃的目的。但汽油辛烷值较低，一般在 汽量就达到5264 t。造成一再密相温度下降较85-88(研究法辛烷值)，影响了汽油产品的顺利出 快，从690下降到6
16、35650，一再稀相超温，从 厂。汽油辛烷值的调整主要围绕着反应温度、催化700上升到740780。 剂活性和第二反应区外补循环塞阀开度来调整。按 (2)在正常操作条件下运行时，外取热器会突 照MIP工艺技术的要求应采用高反应温度和低催 然自动停止流化，表现在外取热无发汽量，严重影响化剂活性操作。对反应操作进行了如下调整：(1) 装置的平稳操作和安全生产。外取热运行两个多月将第一反应区出口温度由500515控制到515 期间共停止流化6次。每次外取热停止流化后，恢520；(2)停止加新催化剂(一周未加剂)，来降低 复流化过程时问过长。 催化剂的活性；(3)将外补循环塞阀由10开度关 (3)外取
17、热器取热负荷不能控制。外取热正常 至8开度；(4)将8 th_1急冷水停用；(5)根据前 投用时提升风量为5 000 m3h，流化风量为三天操作条件、产品分布、汽油辛烷值和汽油族组成3 0004 000 m3h一。为提高或降低外取热取热 分析，反映在干气产率高，辛烷值增加和汽油烯烃增 负荷，调解提升风和流化风量，外取热器取热负荷无加不多(见表68)，分析认为存在的问题是第二反 明显变化。应区没有发挥弥补辛烷值的作用。4月10日下午 采取的对策是：(1)针对外取热器取热负荷不 将3 th-1(4月9日下午投用)急冷水停掉，同时将 能调整的问题，认为外取热器取热负荷不能控制，主外补循环塞阀由8开度
18、开至13开度，增加异构工业催化 2006第14卷增刊化和芳构化反应，提高汽油辛烷值；(6)4月14日， 果如下： 根据操作、产品分布及质量情况将第一反应温度控(1)汽油烯烃含量比调前上升35个单位，汽 制在520-525；(7)4月10日加新催化剂，12日油辛烷值能达到89(研究法)，上升152个单位。 停加催化剂以降低催化剂活性。从15日操作条件(2)汽油+柴油+液化气产率与调整前基本相 看。一反应出口温度平均521-523，分馏塔底液 当，轻质油产率比调整前下降12个单位，液化气 面6570，回炼油容1202液面7595。和干气产率呈上升的趋势。 柴油产率低，产率218，干气产率高，达到9
19、2(3)按照MIP技术机理，干气产率较F(低， (见表6)。说明反应温度高和催化剂活性过低造 回炼油量减少。而实际操作中回炼油量增加，随着 成，由于反应温度较高，因此补充新催化剂以提高活 催化剂活性的下降，原料加工量下降，比调整前下降 性，增加转化能力。 15-20 t-h。整个调试过程中加工量未达到设计432调整结果加工量215 th_1(见表6)。通过提高第一反应区出口温度和开大外补循环 (4)低催化剂活性和高反应温度下操作，反映 塞阀的开度，以及降低催化剂活性(见表7)，使产品 转化能力差，柴油产率低，汽油、液化气和干气产率 分布和汽油质量发生变化(见表67)。调整后结 高，柴汽比下降显
20、著。表6重催装置2006年4月份物料平衡表表7重催装置2006年4月份汽油辛烷值和族组成分析增刊王文婷等：MIP工艺在重油催化裂化装置改造中的应用203表8重催装置2006年4月份调整后反应系统操作条件断是否内漏?一旦漏要及时甩，否则可能影响催化5 MIP装置开工注意事项剂消耗。(1)取热流化风分大环、小环和提升风三部分，(3)油浆及回炼油目标是停掉，只保持线不凝 一般情况下，小环风不能停；大环风要一点一点地投 即可，但具体如何，须视具体操作情况而定。 用，不能提得过快，否则发汽过多影响汽包的安全；(4)一再一般要设二层隔栅，主要目的是破催 提升风一般在需要时逐渐提大。化剂气泡，另一个作用是增
21、加烧焦强度，降低催化剂(2)再内取热管：出入都要装有计量表，便于判定碳。工业催化2006第14卷增刊(5)二反的催化剂藏量要尽可能低，特别是开6结语车过程中，一定要小，塞阀适当开度就行，太大提升管压降会增加影响催化剂流化，只要烯烃允许尽可 中国石油锦西石化分公司重油催化裂化装置采 能地小，一般设计27 t。 用MIP工艺进行技术改造，运行结果表明，应用 (6)提升管提升蒸汽在开车时要保持足够量，MIP工艺后，汽油质量得到一定改善，汽油烯烃含 以保证催化剂的提升，确保流化正常。 量明显下降，诱导期增加，硫含量降低。装置生焦略 (7)检修过程中压力、藏量和反应温度的仪表 有增加，总液收基本保持不变。不足之处是汽油辛 一定要指示准确。 烷值下降2个单位以上，要想提高汽油辛烷值，必须 (8)单向阀和松动点的孔板必须加好，保证万 通过提高反应温度等来进行调整，结果产品分布变 无一失。 差，经济效益在一定程度上受到影响。如何在不损(9)MIP改造后柴汕的十六烷值会大幅度下降失经济效益的前提下，提高汽油辛烷值，还有待于迸 (我公司除外)，这对柴油的生产带来一定的影响。 一步分析和研究。
