重油催化裂化装置在高掺渣比条件下掺炼阿曼原油生产技术总结 .doc

重油催化裂化装置在高掺渣比条件下掺炼阿曼原油生产技术总结翟伟中国石化济南分公司 （济南 250101）随着我国国民经济的高速持续发展，相应的石油产品消费量也在快速增长，因此国内原油满足不了石油产品增长的需要，每年需进口大量原油2000 年进口了约 70.0 Mt，2001 年将有所增长，预计 2005 年原油进口将达到 120 Mt 左右所进口的原油种类繁多，致使原油性质差异也很大就拿进口阿曼原油讲：与胜利临商原油相比，阿曼渣油的密度最大（原油密度最小） 、残碳最高、沥青质最多（危害也最大） ，分别比临商渣油密度大出 2.2%、残碳高出 30.6%、沥青质多出 171%；阿曼渣油含硫量最高，较临商渣油高出470%；阿曼渣油钒含量较临商渣油要高由此给重油二次加工装置催化裂化操作带来很大的影响，尤其是在高掺渣比条件下影响更大1 回顾1999 年 12 月下旬我厂开始加工进口阿曼原油，影响到 140×104 t/a 重油催化裂化装置的时间是从 2000 年 1 月 3 日开始，反-再操作出现周期性的大波动，主要表现在：一再密相床层温度大幅度变化（瞬时变化 20℃左右且时有大于 710℃的超温现象发生） ；CO 焚烧炉-余热锅炉炉膛温度大幅度降低（瞬时降低 150℃左右，中压蒸汽出装置温度瞬时下降30C℃左右） ；二再密相床层温度大幅度升高[瞬时升高 30℃左右且伴随再生剂发生轻微碳堆(再生剂定碳成倍增加)]，致使反应转化率降低 8%左右。

操作上被迫采取减少回炼比同时增加油浆外甩量以降低总进料量；减少掺渣比降低总进料量；待流化循环烧焦正常后再恢复到波动前的条件，大波动平均每班发生 1～2 次随着进口原油混兑比例的增加，这种不正常现象有加剧的趋势，春节期间（2 月 4 日—2 月 10 日）表现最为明显，这期间进口原油混兑比例高达 43%2000 年 2 月 13 日，对二再密相床层温度进行了大幅度的提高，由 650℃提至 700℃，反-再操作出现的周期性大波动基本消除，装置的操作也由失控状态转变成为受控状态2000 年 3 月上旬，一、二再密相床层藏量开始出现大幅度波动，主要表现在：一再密相床层藏量大幅度下降（瞬间下降 25 t 左右） ；半再生斜管推动力明显不足；半再生剂、再生剂含碳量分布不均应对措施就是：通过增减二再供风量来平衡一、二再藏量2000 年 3 月下旬，一、二再密相床层藏量出现的大幅度波动逐渐被消除，这期间主要进行了以下调整：降低回炼比（由 0.20 减至 0.08） ；降低—再密相床层藏量（由 133 t 减至 120 t） ；提高—再密相床层温度（由 685℃增至 695℃） ；提高反应温度（由 510℃增至515℃） ；调停半再生斜管上的松动点数、布局和松动气量，有选择的关停滑阀前松动点（共 9 个） ，并增大了滑阀后的松动、分布气量（是调整前的 6.3 倍） ；随着新鲜剂单耗的提高和时间的延续，系统内平衡催化剂性能进一步提高（微反活性保持在 66 左右） ；污染水平进一步降低，Ni 和 Fe 含量均降至 10 000 ppm 以下，V 也降至 2 000 ppm 以下；助气催化剂所占系统催化剂总藏量的比例进一步下降（由 1 月份的 25%降至 5.2%）。

当前，在进口原油掺炼比 30%和 140×104 t/a 重油催化裂化装置纯减渣掺炼比超过 40%的条件下，装置反-再操作平稳且有一定的操作弹性2 140万吨/年重油催化裂化装置在高掺渣比条件下掺炼阿曼原料油后的认识a) 掺炼进口原料油后重催原料油性质发生了重大变化是造成反-再操作出现异常的主要外因掺炼进口原料油后与掺炼进口原料油前相比，重催原料油中的 S 增加 1 倍，V 含量增加 3.5 倍，N 含量减少 30%，Ni、Fe 含量基本持平，但是原料油烃组成却发生了很大变化：饱和烃明显减少，芳烃和胶质明显增加，这是造成反-再操作出现异常的诱因详见表 1表 1 原料油烃组成分析项 目 饱和烃 芳 烃 胶 质 沥青质混合蜡油，% -12.13 +5.98 +5.15减渣渣油，% -5.05 +9.35 -5.97 -0.34回炼油，% -14.52 +9.65 +4.33 +0.57油浆，% -7.59 +4.12 +3.13 +0.32烃类进行催化裂化反应的先决条件是在催化剂表面上的吸附各种烃类在裂化催化剂上的吸附能力按其强弱顺序大致可排列如下：胶质（稠环芳烃）>芳烃（多环芳烃）>饱和烃各种烃类化学反应速度的高低顺序大致可排列如下：饱和烃>芳烃(多环芳烃)>胶质(稠环芳烃)这两个排列顺序是有差别的，特别突出的是胶质和芳烃的吸附能力最强而化学反应速度却最低。

因此，当裂化原料中含胶质和芳烃类较多时，他们就首先占据了催化剂表面，但是他们却反应的很慢，而且不易脱附，有的缩合至焦炭甚至导致待生催化剂带油这样就大大妨碍了其它烃类被吸附到催化剂表面上来进行反应，从而使重油的反应转化率降低b）掺炼进口原料油后，原料油性质发生重大的变化，加工纯国内原料油时的工艺操作条件甚至是很优化的工艺操作条件(例如，相对较低的再生剂温度等；催化剂活性偏低；系统催化剂中助气催化剂所占比例过高)巳不适应于在高掺渣比条件下掺炼部分阿曼原料油，是造成反-再操作出现异常的主要内因c) 掺炼进口原料油以后与之前相比，140×10 4 t/a 重油催化裂化装置的工艺操作条件发生了“五高二低”的重大变化① 一再密相床层烧焦反应温度要‘高’② 二再密相床层烧碳反应温度和原料油与催化剂初始接触温度要‘高’③　提升管反应器出口温度要‘高’④　平衡催化剂活性要‘高’⑤　一再密相床层催化剂藏量要‘高’⑥　反应回炼比要‘低’⑦ 助气催化剂在系统催化剂中所占的比例要‘低’详见表 2表 2 掺炼进口原料油前后的变化项目 掺炼进口原料油之前 掺炼进口原料油之后 变化量时间 1999-11 2000-03 加工量/ （t.h -1） 109 128 原料油性质 掺纯减压渣油 37% 掺纯减压渣油 37.7% 掺炼进口原油比例，% 0．0% 30．0%左右 密度/（kg.cm -3） 0.935～0.945 0.935～0.945 残碳，% 6.0～7.0 6.0～7.0 混合原料油含硫，% 0.35 0.72 催化剂性质 MLC-500、CHO-3、CHO-4 MLC-500、CHO-4 新鲜剂(干基、包括助气剂)单耗/ （kg.t -1）0．86 1．20 +0．34助气催化剂在系统催化剂重所占的比例，%>25.0 18微反活性，% 60 66 +6比表面积/（m 2.g-1） 100 111 堆积密度/（g.mL -1） O．87 0．89 重金属/ppm Ni 10 220 9 350 V 1 083 2 100 Fe 1O OlO 9 740 Na 2 237 2 200 Sb 3 143 3 820 相 关 的 工 艺 参 数 一 再 密 相 床 层 温 度 /℃ 680 693 ＋13一 再 密 相 床 层 藏 量 /t 91.5 118.8 ＋27一 再 稀 相 过 剩 氧 量 ， % Fe>Ni> Na） ；与—再密相床层藏量亦高度成反比。

一再密相床层温度提高 10℃，一再烟气中的 CO 含量降低约<0．5％② 大幅度提高二再密相床层烧碳反应温度，旨在：一是用提高温度的办法来弥补氧浓度的降低以提高烧碳速率（同等条件下，每提高再生温度 10℃，烧碳速率可增加 17％） ，提高再生效果；二是通过提高再生剂温度来提高原料油、催化剂初始接触温度，从而提高重芳烃的汽化率并借助热裂化部分完成对重芳烃的一次裂化，继而将大分子切成中分子后再进入催化剂内表面进行催化裂化，以降低焦炭中的氢含量(即待生剂的含油量)③ 提高提升管反应器出口温度，旨在：一是提高单程转化率的需要；二是减少重芳烃的冷凝吸附量和提高汽提温度来提高汽提效果以降低焦炭中的氢含量(即待生剂的含油量)④ 较大幅度提高一再藏量，旨在：一是提高半再生剂线路和外取热器线路的推动力，从而提高二再的配风能力和取热能力，提高二再的烧碳能力(相同条件下，推动力增加 25 kPa，配风增加 50 m3/min，二再烧碳量增加 225 kg/h,再生烧焦量增加 562 kg/h，反应生焦率可增加 0.44%，可提高纯减压渣油掺炼比 2.7%)⑤ 提高平衡催化剂活性，不仅提高了催化裂化反应活性尤其是提高重油裂化能力、反应选择性，而且还改善了催化剂的汽提性能、脱气性能、再生性能和流化性能。

⑥ 平衡催化剂活性的提高，在相同催化剂动态活性的条件下，可降低剂油比目前条件下，平衡催化剂活性增加 7 个单位，保持原有的反应转化率，剂油比可减少约 1．05，由此三器间催化剂循环量可减少约 11%，这可缓解因一再下料能力不足给催化剂再生能力及再生效果所带来的不利影响⑦ 较大幅度降低了反应回炼比，回炼比降低 0.17 给总进料油性质所带来的变化详见表 3表 3 降低回炼比给总进料油性质所带来的变化项 目 芳 烃 胶 质回 炼 比 0.25 总 进 料 芳 烃 ， 胶 质 含 量 ， % 34． 89 20． 34回 炼 比 0.08 总 进 料 芳 烃 、 胶 质 含 量 ， % 31． 99 19． 98回 炼 比 降 低 0.17 总 进 料 芳 烃 、 胶 质 含 量 减 少 了 ， % -8． 29 -1． 76可 见 降 低 反 应 回 炼 比 就 等 于 减 少 总 进 料 中 芳 烃 、 胶 质 的 量 若 回 炼 比 降 低 0.17 后 ,仍保 持 原 有 总 进 料 中 胶 质 的 量 ,则 可 提 高 纯 减 压 渣 油 掺 炼 比 约 5.0%重 油 催 化 裂 化 采 取 大 回 炼 比 操 作 的 弊 端 ：① 重 油 回 炼 实 为 进 行 重 油 二 次 反 应 ， 而 催 化 裂 化 的 目 的 产 品 主 要 是 一 次 裂 化 产 物 ，二 次 反 应 多 数 是 不 需 要 的 ， 如 ： 缩 合 反 应 、 氢 转 移 等 。

② 重 油 催 化 裂 化 最 大 的 副 反 应 是 热 裂 化 反 应 ， 而 热 裂 化 反 应 是 温 度 和 时 间 的 函 数 ，温 度 越 高 ， 干 气 产 率 越 高 ； 回 炼 比 越 大 ， 时 间 越 长 ， 焦 炭 产 率 越 高 ③ 回 炼 比 越 大 ， 各 部 负 荷 率 越 大 ， 如 此 限 制 了 装 置 的 掺 渣 能 力 和 加 工 能 力 ④ 回 炼 比 越 大 ， 重 质 烃 分 压 越 高 ， 重 质 烃 露 点 就 越 高 ， 设 备 结 焦 就 越 严 重 ⑤ 回 炼 比 越 大 ， 装 置 能 耗 就 越 高 ⑥ 理 论 上 ， 多 产 柴 油 不 是 抑 制 而 是 强 化 重 油 一 次 裂 化 ， 应 抑 制 的 是 柴 油 二 次 裂 化 实 际 也 已 证 明 ： 重 油 催 化 裂 化 回 炼 比 高 低 对 柴 油 收 率 的 影 响 并 不 是 想 象 的 那 么 大 2 月份 回 炼 比 平 均 为 0.20 时 的 柴 油 收 率 是 29.27%， 三 月 份 回 炼 比 平 均 为 0.10 时 的 柴 油 收率 是 29.50%， 考 虑 到 二 月 十 二 日 前 为 -10 号 柴 油 方 案 ， 二 月 十 二 日 后 为 0 号 柴 油 方 案 ，在 相 同 条 件 下 ， 0 号 柴 油 方 案 的 柴 油 收 率 比 -10 号 柴 油 方 案 的 柴 油 收 率 高 出2.5%～ 3.0%， 如 此 考 虑 进 去 ,回 炼 比 降 低 0.10， 柴 油 收 率 减 少 0.97％ ， 但 由 此 换 来 。