李兆賢

（中國石化濟南分公司，山東濟南 250101）

隨著社會發(fā)展及人類環(huán)保意識的增強，車用汽、柴油的質(zhì)量標準要求越來越高，汽油烯烴、芳烴含量要求越來越低，MIP工藝采用新型的串聯(lián)提升管反應(yīng)器型式及相應(yīng)的工藝條件、反應(yīng)系統(tǒng)，選擇性地控制裂化反應(yīng)、氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)和異構(gòu)化反應(yīng)，主要目的是在不降低汽油辛烷值的情況下獲得低烯烴汽油。傳統(tǒng)柴油機因排量、尾氣污染等因素制約，柴油需求量低迷，LTAG將柴油加氫進一步裂化為汽油、液化氣，解決了柴油出廠難的問題，該裝置還為LTAG反應(yīng)器設(shè)置了重油噴嘴，為日后柴油需求量增加預(yù)留了途徑，同時當加氫柴油量不足時，可引進部分重油（或者蠟油）。

1 裝置流程

該催化裂化裝置由80萬噸/年FDFCC（靈活多效催化裂化）裝置改造而來，保留了裝置原有主反應(yīng)沉降器，改造后稱為副反應(yīng)器，采用LTAG技術(shù)單獨加工加氫柴油，公稱加工能力88萬噸/年；新增一個反應(yīng)器，改造后稱為主反應(yīng)器，采用MIP技術(shù)加工減壓渣油和常減壓蠟油等，公稱加工能力120萬噸/年。再生器更換，再生型式采用重疊兩段再生的方式。主反應(yīng)部分采用中國石化石油化工科學研究院（以下簡稱石科院）開發(fā)的多產(chǎn)汽油的MIP工藝，加工減壓渣油和常減壓蠟油等，催化劑為與MIP工藝配套設(shè)計的專用分子篩催化劑；副反應(yīng)采用石科院開發(fā)的將催化裂化劣質(zhì)柴油（LCO）轉(zhuǎn)化為高辛烷值汽油或輕質(zhì)芳烴的新技術(shù)（LTAG）；同時采用中國石化工程建設(shè)有限公司（SEI）開發(fā)的催化裂化工程技術(shù)，如主提升管出口采用密閉旋流式快速分離系統(tǒng)（VQS）；再生部分采用SEI開發(fā)的重疊式兩段不完全再生技術(shù)。工藝流程見圖1。

圖1 反應(yīng)再生工藝流程

2 裝置開工難點

2.1 裝轉(zhuǎn)催化劑期間分餾單元三路循環(huán)

主反應(yīng)器采用VQS旋流快分形式，轉(zhuǎn)劑期間催化劑跑損較多，相應(yīng)的主分餾系統(tǒng)外甩量要大一些，控制在80～100 t/h，副反應(yīng)器采用普通旋分結(jié)構(gòu)，轉(zhuǎn)劑期間催化劑跑損量少，副分餾系統(tǒng)外甩要少一點，控制在20 t/h。轉(zhuǎn)劑期間油漿系統(tǒng)固含量見表1。

由表1可知，雖然主分餾系統(tǒng)油漿外甩量遠遠大于副分餾系統(tǒng)，但是油漿系統(tǒng)內(nèi)的固含量還是高于副分餾系統(tǒng)，因此MIP轉(zhuǎn)劑期間外甩量一定要足夠大防止催化劑在分餾油漿系統(tǒng)內(nèi)堆積。注意轉(zhuǎn)劑期間三路循環(huán)一定要改成大開路循環(huán)不能讓含有催化劑的原料返回原料油罐。

表1 轉(zhuǎn)劑期間油漿系統(tǒng)固含量

2.2 油運、噴油

該裝置設(shè)有兩個反應(yīng)器，對應(yīng)的有兩套原料油、回煉油及分餾裝置；LTAG反應(yīng)器油運需要進行蠟油油運，為噴油后建立油漿系統(tǒng)循環(huán)做好準備。開工油運原料流程見圖2。

開工油運時副原料油泵輸送的是蠟油，但是噴油時副反應(yīng)器要噴加氫柴油與蠟油，分別進不同的噴嘴（蠟油進上噴嘴，加氫柴油進下噴嘴），但蠟油已經(jīng)占用了副原料流程，LTAG原料只能直供進入上噴嘴，該裝置為國內(nèi)首套MIP＋LTAG雙提升管組合形式的貧氧再生催化裝置，為保證一次開車成功，副反應(yīng)器必須進行LTAG進料與蠟油同時進入提升管噴油，流程較復(fù)雜增加了開工難度。

圖2 開工油運原料流程

3 運行狀況分析

3.1 汽油辛烷值、烯烴芳烴含量、收率分析

改造前后穩(wěn)定汽油辛烷值、烯烴芳烴含量、汽油收率對比見表2。

由表2可以清晰的看出裝置改造后穩(wěn)定汽油辛烷值較改造前有明顯的提高，說明MIP＋LTAG的組合形式按工藝設(shè)計的裂化方向選擇性裂化、氫轉(zhuǎn)移有利于提高汽油的辛烷值。

在主反應(yīng)器第二反應(yīng)器中，原料與經(jīng)汽提并通過MIP循環(huán)斜管來的待生催化劑接觸，在較低的反應(yīng)溫度和較長的反應(yīng)時間條件下，主要增加氫轉(zhuǎn)移和異構(gòu)化反應(yīng)，使汽油中的烯烴轉(zhuǎn)化為異構(gòu)烷烴，降低汽油中的烯烴含量[3]。由表2可以看出，裝置穩(wěn)定汽油烯烴含量有所降低，符合工藝設(shè)計降烯烴的大方向。

表2 改造前后穩(wěn)定汽油品質(zhì)及收率對比

裝置改造后汽油收率為42.4%，改造前為42.1%，略有上升，該裝置處于開工初期，汽油收率受原料油性質(zhì)、反應(yīng)深度、汽油餾程等多方面因素的制約，還有很大優(yōu)化空間。

3.2 柴油十六烷值分析

柴油十六烷值改造前后對比見表3。

MIP第二反應(yīng)區(qū)擴徑，同時用急冷油降低二反區(qū)的溫度，長反應(yīng)時間、低溫有利于異構(gòu)烷烴和芳烴的生成，以彌補烯烴減少而損失的辛烷值，但催化柴油的十六烷值隨著芳烴含量上升而下降，隨著C/H比的上升而下降，因此MIP催化裝置柴油較普通催化裂化裝置柴油十六烷值低；LTAG催化裂化因反應(yīng)過程發(fā)生氫轉(zhuǎn)移，生成芳烴，柴油的辛烷值指數(shù)進一步損失，因此LTAG產(chǎn)生的柴油辛烷值較普通催化裂化裝置柴油辛烷值低。該裝置改造后主反應(yīng)器摻煉渣油量增加，導(dǎo)致主柴油十六烷值降低，同時LTAG技術(shù)導(dǎo)致副分餾塔的柴油十六烷值降低[1]。

表3 柴油十六烷值改造前后對比

MIP重油催化＋LTAG組合方式主要為了多產(chǎn)高辛烷值汽油，目的產(chǎn)品不是柴油，符合設(shè)計方向。同時該裝置LTAG提升管設(shè)計兩套噴嘴既可以回煉加氫柴油又可以回煉蠟油或重油原料，因此隨著工業(yè)的進一步發(fā)展汽柴油需求量發(fā)生變化時可以選擇性的改變LTAG提升管的進料組成，靈活多效。

3.3 油漿外甩與催化劑固含量分析

油漿外甩、密度、固含量改造前后對比見表4。

MIP重油＋LTAG雙提升管組合催化裂化的油漿外甩量要大于原催化裂化裝置，原因是無論是MIP還是LTAG都有利于多環(huán)芳烴的生成，相應(yīng)的油漿比重較高，而且開工初期操作人員對新工藝不熟悉，油漿外甩量較大以降低油漿系統(tǒng)的密度，目前正在優(yōu)化操作，逐漸降低油漿外甩量提高液體收率；由化驗結(jié)果可以看出改造后油漿固含量較改造前低，外甩量提高參考意義不大，今后應(yīng)進一步分析在外甩率基本相同的情況下，比較主、副油漿密度與改造前油漿密度，分析VQS與普通旋分器的旋分效率。

表4 改造前后油漿外甩、密度、固含量對比

3.4 裝置總液收及能耗分析

改造前后裝置液體收率、輕油收率及能耗對比見表5。

由表5可知，改造后裝置液體收率、輕油收率比改造前有明顯提高，尤其輕油收率增幅較大，說明MIP催化裂化＋LTAG組合的方式對輕油收率有明顯改善，同時新裝置能耗較改造前大幅降低。裝置處于開工初期，無論是收率還是能耗都有優(yōu)化空間。裝置設(shè)計能耗是44.95 kgOE/t，今后需進一步優(yōu)化，根據(jù)調(diào)度和生產(chǎn)實際調(diào)整裝置總體產(chǎn)品分布。

表5 改造前后裝置液體收率、輕油收率及能耗對比

4 結(jié)論

1）裝置開工注意事項

MIP重油＋LTAG雙提升管催化裂化再生裝置開工初期兩個提升管需要錯開轉(zhuǎn)劑時間，由于VQS轉(zhuǎn)劑過程中跑劑較多，分餾單元三路循環(huán)外甩調(diào)整方式不同，同時由于新工藝流程比較復(fù)雜，開工時間短，在人員相對少的情況下開工比較困難。今后再次開停工時應(yīng)注意反應(yīng)分餾單元的配合，尤其裝轉(zhuǎn)催化劑及噴油時，一定要確保流程改好后再噴油，以防噴油后調(diào)整困難。同時分餾三路循環(huán)在再生器裝劑、轉(zhuǎn)劑、噴油時及時調(diào)整循環(huán)方式，再生器裝劑小部分外甩、閉路循環(huán)；轉(zhuǎn)劑主反應(yīng)器（帶VQS）大量外甩、副反應(yīng)器適當外甩，閉路循環(huán)；噴油前提高進料量與噴油需求量對應(yīng)，同時外甩量提高到與進料量相同，以平衡液面。

2）運行分析

改造后的MIP＋VQS重油催化裂化＋LTAG雙提升管再生裝置比雙提升管催化裂化裝置，無論是產(chǎn)品分布、還是收率都有較大的改善，但柴油質(zhì)量較差，改造后裝置能耗有大幅度的降低，符合現(xiàn)代化煉廠對能耗指標的要求。