180万t·a-1催化裂化装置急冷油投用总结.pdf

第 52 卷第 8 期 辽 宁 化 工 Vol.52，No.8 2023 年 8 月 Liaoning Chemical Industry August，2023 收稿日期收稿日期：2023-01-12 作者简介作者简介：谷昊（1996-），男，吉林省松原市人，助理工程师，2018 年毕业于吉林化工学院化学工程与工艺专业，研究方向：石油炼制。张四维（1994-），男，黑龙江省大庆市人，工程师，2016 年毕业于东北石油大学化学工程与工艺专业，研究方向：石油炼制。180 万 ta-1催化裂化装置急冷油投用总结 谷昊，张四维（中国石油大庆炼化分公司，黑龙江 大庆 163000）摘 要：大庆炼化公司 180 万吨/年最初规模按 180 万吨/年设计，为了在 2010 年汽油质量达到国标准要求，二套 ARGG 装置于 2009 年检修期间实施了 MIP-CGP 技术改造。装置包括反应再生、分馏、吸收稳定、余热锅炉、烟气脱硫、气压机、能量回收、产品精制几部分组成，ARGG 装置以减压渣油等重质油为原料，采用 MIP-CGP 专用 CGP-1DQ 催化剂，以生产富含丙烯、异丁烯、异丁烷的液态烃，并生产高辛烷值汽油。本装置现加工能力 238 万吨/年，反应部分采用全提升管反应器，再生部分采用多段供风的管式烧焦加床层完全型式。关 键 词：催化装置；急冷油；MIP；丙烯收率 中图分类号：TE624 文献标识码：B 文章编号：1004-0935（2023）08-1157-04 MIP 工艺1：既保留提升管反应器具有高反应强度的特点，同时能进行某些二次反应以多产异构烷烃和芳烃。该反应器具有如下特性：新型提升管反应器是在现有提升管反应器基础上将反应器分成2 个反应区。第一个反应区类似现有提升管反应罐，油气和催化剂混合后，在该区以一次裂解反应为主，采用较高的反应强度，即较高的反应温度和剂油比，生成较多的烯烃和处理较重的原料油：经较短的停留时间后进入扩径的第二反应区下部，该反应区与传统的提升管反应器的不同之处在于降低油气和催化剂的流速，可以注入急冷介质和采用其他措施，降低该区反应温度，以抑制二次裂化反应，增加异构化和氢转移反应，从而使汽油中的异构烷烃和芳烃含量增加。1 装置原理2 当原料与再生催化剂接触时，原料汽化，生成一种带有正电荷的原子，被称为正碳离子。几乎大部分催化裂化化学反应都属于正碳离子化学反应。下面通过正十六烯的催化裂化反应来说明正碳离子学说。1）正十六烯从催化剂表面或其他正碳离子上获得一个质子（H+）而生成一个新的正碳离子：2）大的正碳离子不稳定，容易在键位置上断裂：C5H11CCH2C9H19-C5H11C=CH2+CH2C8H17+HH+3）生成的正碳离子是伯正碳离子，不够稳定，容易变成仲正碳离子。然后仲正碳离子又接着在键位置上断裂：以上所述的伯正碳离子的异构化、大正碳离子在键位置上断链、烯烃分子生成正碳离子等反应可以继续下去，直至不能再断裂的小正碳离子（即C3H7+、C4H9+）为止。4）正碳离子的稳定程度依次是叔正碳离子仲正碳离子伯正碳离子。因此生成的正碳离子趋向于异构成叔正碳离子：5）正碳离子将质子（H+）还给催化剂，本身变成烯烃，反应中止：C3H7+C3H6+H+（催化剂）装置原则流程图如下。1158 辽 宁 化 工 2023 年 8 月 图 1 装置原则流程图 2 急冷油投用目的及主要调整过程 2.1 急冷油投用目的 2022 年丙烯收率达标指标 9.1%，以装置目前的原料组成，通过操作参数的调整完成指标难度很大。为提高丙烯收率，装置尝试以分馏粗汽油做急冷油进入提升管一反上部，达到增加丙烯收率、提高装置经济效益的目的。2.2 急冷油投用主要调整过程 空白阶段：2022 年 5 月 2 日-5 月 5 日，未投用急冷油，提升管出口温度 530，油剂接触温度560，原料预热温度 210，密相温度 690，催化剂活性 62%，原料残炭 4.5%。第一阶段：2022 年 5 月 7 日-8 日，急冷油回炼量 10 t/h，提升管出口温度 530，油剂接触温度 565，其他参数与空白阶段一致。第二阶段：2022 年 5 月 9 日-13 日，急冷油回炼量 10 t/h，提升管出口温度 526，油剂接触温度 560，其他参数与空白阶段一致。第三阶段：2022 年 5 月 14 日-18 日，急冷油回炼量 15 t/h，提升管出口温度 524，油剂接触温度 560，其他参数与空白阶段一致。第四阶段：2022 年 5 月 19 日-22 日，急冷油回炼量 15 t/h，提升管出口温度 527，油剂接触温度 563，受汽轮机转速影响，反应压力 0.145 MPa较空白阶段 0.137 MPa 高 8 kPa，其他参数与空白阶段一致。第五阶段：2022 年 5 月 23 日-26 日，停急冷油回炼，提升管出口温度 530，油剂接触温度559，受汽轮机转速影响，反应压力 0.145 MPa较空白阶段 0.137 MPa 高 8 kPa，其他参数与空白阶段一致。表 1 180 万/吨催化装置调整前后部分参数对比 阶段 一反 时间/s 二反 时间/s 剂油比 油剂接触 温度/空白 0.95 6.16 6.50 560 第一阶段 0.94 6.07 6.84 565 第二阶段 0.95 6.11 6.76 560 第三阶段 0.94 6.08 6.89 560 第四阶段 0.94 6.10 7.05 563 第五阶段 0.98 6.32 6.45 559 2.3 不同阶段效益与产品分布对比 2.3.1 第一阶段与空白对比 效益变化：原料成本增加 2.77 元/t，产品利润减少 26.46 元/t，动力消耗减少使利润增加 0.34 元/t，利润共减少 28.89 元/t。产品分布变化：丙烯收率9.19%较调整前8.93%增加0.26个百分点，提升明显，液态烃收率增加0.79第 52 卷第 8 期 谷昊，等：180 万 t/a 催化裂化装置急冷油投用总结 1159 个百分点，汽油收率减少 0.76 个百分点，柴油收率减少 0.50 个百分点，干气收率增加 0.12 个百分点，烧焦增加 0.35 个百分点，干气+烧焦增加 0.47 个百分点。2.3.2 第二阶段与空白对比 效益变化：原料成本增加 6.65 元/t，产品利润增加 1.52 元/t，动力消耗增加使利润减少 6.77 元/t，利润共计减少 11.89 元/t。产品分布变化：丙烯收率8.79%较调整前8.93%降低0.14个百分点，液态烃收率减少0.34个百分点，汽油收率减少 0.11 个百分点，柴油收率增加 0.64个百分点，干气收率减少 0.20 个百分点，烧焦增加0.01 个百分点，干气+烧焦减少 0.19 个百分点。2.3.3 第三阶段与空白对比 效益变化：原料成本减少 8.14 元/t，产品利润减少 14.53 元/t，动力消耗增加使利润减少 1.23 元/吨，利润共计减少 7.63 元/t。产品分布变化：丙烯收率8.87%较调整前8.93%降低0.05个百分点，液态烃收率减少0.24个百分点，汽油收率减少 0.57 个百分点，柴油收率增加 0.78个百分点，干气收率减少 0.24 个百分点，烧焦增加0.27 个百分点，干气+烧焦减少 0.03 个百分点。2.3.4 第四阶段与空白对比 效益变化：原料成本减少 5.35 元/吨，产品利润减少 27.85 元/t，动力消耗减少使利润增加 8.05元/吨，利润共计减少 14.45 元/t。产品分布变化：丙烯收率8.95%较调整前8.93%增加0.02个百分点，液态烃收率增加0.28个百分点，汽油收率减少 0.83 个百分点，柴油收率增加 0.17个百分点，干气收率增加 0.05 个百分点，烧焦增加0.32 个百分点，干气+烧焦增加 0.37 个百分点。2.3.5 第五阶段与空白对比 效益变化：原料成本减少 0.45 元/吨，产品利润减少 11.88 元/吨，动力消耗减少使利润增加 7.34元/吨，利润共计减少 4.08 元/吨。产品分布变化：丙烯收率8.73%较调整前8.93%减少0.20个百分点，液态烃收率减少0.49个百分点，汽油收率增加 0.26 个百分点，柴油收率减少 0.01个百分点，干气收率 4.43%与调整前持平，烧焦增加 0.24 个百分点。2.3.6 投用急冷油的效益分析总结 第一阶段在保持提升管出口温度不变的情况下，投用急冷油回炼后油剂接触温度增加 5，原料裂化深度增加，一反时间基本不变，二反时间 5.87 s 较调整前缩短 0.11 s，二反温度增加 1.6，使氢转移反应减弱，丙烯收率增加。表 2 今年各个阶段与丙烯有关的操作调整汇总 日期 操作调整 丙烯 收率/%1 月 1 日-3 月 13 日 反应压力受两器差压限制，没有降压缩短反应时间余地 8.85 3 月 14 日-3 月 22 日 降低反应压力，自 3 月 14 日主机切换至备机后，处理量保持 221 t/h 不变，油浆回炼由 8 t/h 降至 4 t/h，原料残炭由 4.7%降至 4.5%，反应压力由 0.145 MPa 降至 0.120 MPa。9.02 3 月 23 日-29 日 烟机检修完毕后，备机切至主机运行，油浆回炼量提高至 8 t/h，原料残炭由 4.5%提高至 4.7%，反应压力控制 0.130 MPa，目的缩短反应时间，减少氢转移反应，减少干气和生焦，提高丙烯收率。8.83 3 月 30 日-4 月 1 日 3 月 30 日反应温度由 528 提高至 530 9.05 4 月 2 日-4 月 5 日 4 月 2 日反应温度由 530 提高至 532 9.25 4 月 6 日-4 月 15 日 4 月 6 日反应温度由 532 降至 530 9.07 4 月 16 日-4 月 25 日 油浆回炼由 8 t/h 提高至 10 t/h，应对能耗过高问题 9.08 4 月 26 日-4 月 30 日 汽油价格比液态烃价格高，增加汽油收率，4 月 26 日开始反应温度由 530 降至 528，整月调整后 4 月丙烯收率 9.10，完成板块达标 8.81 5 月 1 日-5 月 5 日 5 月 1 日开始新催化剂加入系统，新剂藏量置换 50%预计需要 105 天，5 月 1 日反应温度 528 提高至 530 8.93 5 月 6 日-5 月 8 日 5 月 6 日投用急冷油回炼 5 t/h，提升管出口反应温度 530 不变，5 月 7 日急冷油回炼量提高至 10 t/h，增加剂油比和一反的裂化深度，提高二反油气线速，降低二反反应时间进而降低氢转移反应强度，提高丙烯收率。9.16 5 月 9 日-5 月 13 日 降低 4 反应温度，反应温度由 530 降至 526，将 TI1107 原料与催化剂接触温度降至 560，与投急冷油前温度一致，测算效益，看看是否能够在保证丙烯收率的前提下提高汽油收率，降低烧焦 8.82 5 月 14 日-5 月 18 日 急冷油回炼量 10 t/h 提高至 15 t/h（524，TI1107 温度 560，急冷油 15 t/h）8.87 5 月 19 日-5 月 22 日 9:30 开始油剂接触温度 TI1107 由 560.5 提高至 563 8.95 5 月 23 日-5 月 25 日 停急冷油回炼，油剂接触温度控制 559，反应温度 530 8.73 1160 辽 宁 化 工 2023 年 8 月 第二、第三阶段在保持油剂接触温度不变情况下，投用急冷油后二反时间仅缩短不足 0.1 s，减少异构化和氢转移反应效果有限，并且投用急冷油后使二反温度降低 3.2，放热的异构化和氢转移反应得到强化，液化气中异丁烷/异丁烯比例由 2.21升高到 2.42，第二、第三阶段丙烯收率较调整前降低，从产品组成上与之吻合。第四阶段在保持急冷油回炼量 15 t/h 不变情况下，提高提升管出口温度至 527，油剂接触温度563，原料裂化深度增加，但受分馏塔顶油气冷却器负荷限制，汽轮机达到最大转速，反应压力0.145 MPa 较空白阶段 0.137 MPa 高 8 kPa，二反时间 6.10 s 较调整前缩短 0.06 s，氢转移反应减弱，丙烯收率略有增加。第五阶段停用急冷油回炼，提升管出口温度530，油剂接触温度 559，反应压力 0.145 MPa较空白阶段高 8 kPa，一反时间 0.98 s 较调整前高0.03 s，二反时间 6.32 s 较调整前高 0.16 s，氢转移反应增加，丙烯收率较调整前降低。3 装置下一步调整方向 1）降低反应压力，缩短二反时间，减少氢转移反应，观察产品分布及效益变化。2）新催化剂目前置换比例 20%,与齐鲁催化剂公司及许明德教授交流认为置换30%即可看出新剂对增加丙烯收率的效果，6 月 10 日可达到 30%的置换比例。4 结语 综合五个阶段产品分布与效益变化来看，投用急冷油未达到预期效果，各个阶段的效益均较空白阶段下降，在丙烯收率提高的第一、第四阶段，干气加烧焦无下降趋势，与提高反应温度带来的效果基本一致。第一阶段在保持提升管出口温度不变的情况下，投用急冷油回炼后丙烯收率 9.19%可以完成板块达标指标，其余阶段调整丙烯收率均未能超过9%，单从丙烯收率方面考虑第一阶段是最好的；但产品分布较差，效益与空白阶段相比下降较多。第二、第三阶段与空白阶段相比，虽然干气+生焦略有下降，但丙烯、液态烃、汽油收率均有所降低，吨油效益与空白阶段相比略有降低，单从效益方面考虑空白阶段是最好的。第五阶段与空白阶段相比，反应压力 0.145 MPa较空白阶段高 8 kPa，其他操作参数一致，反应压力升高使二反时间 6.32 s 较调整前高 0.16 s，氢转移反应增加，丙烯收率较调整前降低，烧焦较调整前升高，基于此阶段对比，反应压力对丙烯收率影响效果明显，低压操作有利于丙烯收率达标。投用急冷油回炼提升管出口摩尔流率提高，但受分馏塔顶油气冷却器负荷限制，反应压力较空白阶段高 8 kPa，实际反应时间并未明显缩短，影响丙烯收率没有达到预期效果。投用急冷油后部分汽油烯烃裂化为液态烃组分，稳定汽油烯烃体积分数由27.5%降至 24.0%。参考文献：1陶旭海催化裂化装置技术问答M.北京:中国石化出版社 2020.2梁凤印催化裂化装置技术手册M.北京:中国石化出版社 2017.Summary of Quench Oil Application in 1.8 Mta-1 1 Catalytic Cracking Unit GU Hao,ZHANG Si-wei（PetroChina Daqing Refining and Chemical Company,Daqing Heilongjiang 163000,China）Abstract:The production unit of Daqing Refining&Chemical Company was originally designed according to 1.8 Mta-1 scale.In order to meet the requirements of national III standard for gasoline quality in 2010,MIP-CGP technical transformation was implemented during the overhaul of two ARGG units in 2009.The device consists of reaction-regeneration,fractionation,absorption stabilization,waste heat boiler,flue gas desulfurization,air compressor,energy recovery and product refining.The ARGG device uses heavy oil such as vacuum residue as raw material and CGP-1DQ catalyst special for MIP-CGP to produce liquid hydrocarbons rich in propylene,isobutylene and isobutane,and to produce high octane gasoline.The current processing capacity of this unit is 2.38 Mta-1.The reaction part adopts the full riser tube reactor,and the regeneration part adopts the full tubular scorch bed with multi-stage air supply.Key words:Catalytic device;Quench oil;MIP;Propylene yield