引用本文
李铖, 张荣. 催化裂化装置反应-再生系统热平衡问题分析及对策[J]. 工业催化, 2021,29(7): 57-61.
Li Cheng, Zhang Rong. Analysis andcountermeasures of heat balance in reaction regeneration system of FCC unit[J]. Industrial Catalysis, 2021,29(7): 57-61.  
DOI:10.3969/j.issn.1008-1143.2021.07.008
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催化裂化装置反应-再生系统热平衡问题分析及对策
李铖*, 张荣
陕西延长石油(集团)有限责任公司炼化公司,陕西 延安 727406
通讯联系人:李 铖。

作者简介:李 铖,1971年生,男,陕西省延长县人,高级工程师,从事石油化工发展规划、科技管理和生产技术管理工作。

收稿日期: 2021-02-15 修回日期: 2021-07-02
摘要

催化裂化反应为吸热反应,催化剂再生反应为放热反应,再生烧焦放出热量与反应吸热以及原料升温、热损失达到平衡状态,装置才能平稳运行。通过对某炼油厂1.2 Mt·a-1催化裂化装置反应-再生系统热平衡进行分析,表明催化剂循环流化与外取热运行工况不稳定是造成反应再生系统热量难平衡的主要原因。提出对反应-再生器内构件、外取热等技术进行改造和优化。改造后,催化剂单耗降低0.24 kg·t-1,蒸气产量增加30 t·h-1,汽柴液总收率提高0.93%,实现装置平稳高效运行。

关键词: 石油化学工程; 催化裂化; 反应-再生; 热量平衡; 技术改造
中图分类号:TE624.4+1    文献标志码:A    文章编号:1008-1143(2021)07-0057-05
Analysis andcountermeasures of heat balance in reaction regeneration system of FCC unit
Li Cheng*, Zhang Rong
Refinery & Petrochemical Company, Yanchang Petroleum(Group) Co.,Ltd.,Yanan 727406,Shaanxi,China
Abstract

The reaction process of catalytic cracking is endothermic, and the regeneration process of catalyst is exothermic.Only when the heat released from regeneration of coke is in balance with the endothermic reaction,the temperature rise of raw material and the heat loss of catalyst,the unit can run smoothly.Based on the analysis of the heat balance of the reaction regeneration system in a 1.2 Mt·a-1FCC unit of a refinery,it is considered that the main factors which affect the heat balance of the reaction regeneration system are the instability of the catalyst circulating fluidization and external heat extraction.Units of reaction-regenerator and external heat extraction technique are improved and modified.After the revamping,the unit consumption of catalyst is reduced by 0.24 kg·t-1,the steam output is increased by 30 t·h-1, and the total yield of gasoline and diesel liquid is increased by 0.93%,realizing the stable and efficient operation of the unit.

Keyword: catalytic cracking; Reaction regeneration; Heat balance; Technical transformation

催化裂化装置(FCC)作为重要的原油二次加工过程, 在轻质油品(汽油和柴油)的生产中占有重要地位[1], 国内外各研发单位开发了许多不同类型的催化裂化工艺, 如MIO工艺、MIP工艺、DCC工艺及RFCC工艺等[2]。本文研究催化裂化装置反应-再生系统热平衡问题分析及对策。

1 装置介绍

某炼油厂1.2 Mt· a-1催化裂化装置采用MIP工艺, 同轴式沉降器-再生器布置方案, 加工原料为常压渣油。外取热采用气控式外循环取热器, 不设滑阀, 通过调节流化风或提升风量来调节取热量, 控制再生温度, 热水系统采用自然循环方式。反应再生系统采用PV型旋风分离器, 三旋采用卧管式三级旋风分离器, 风量和旋风系统等运行指标都能满足生产条件。该装置2018年4月开始出现反应-再生系统热平衡破坏, 主要表现在反应床层温度偏高、外取热器汽包产汽量降低和三旋入口催化剂浓度大等现象。最终造成反应-再生系统流化不稳定, 系统催化剂循环不稳定, 装置加工负荷受限, 不能满足生产运行需求。

2 热量不平衡原因

催化裂化装置的三大平衡为热量平衡、物料平衡和压力平衡, 三者相互影响, 其中热量平衡为主要平衡, 也是装置控制的难点[2, 3]。热量平衡是装置某一时点状态下, 反应器和再生器热量流动相等, 即再生器与反应器间的热平衡[4]。热平衡控制为催化裂化装置日常操作控制主要指标之一, 系统热量通过催化剂作为装置热载体进行传递, 依靠催化剂的循环提供热量和供外取热器取热, 故系统催化剂循化流化状态对热量平衡控制尤为重要[5]。

催化裂化装置是一个自给自足热平衡系统, 即反应器(需热)、再生器(供热)和外取热器(取热)三者的平衡。两器中, 再生器烧焦放热是主要的供热方, 待生催化剂在再生器中烧焦放热, 通过再生剂的循环, 将热量带入提升管反应器。反再系统热量主要来源于再生器内催化剂烧焦供热, 而反应器内原料预热和反应所需热量主要来源于再生器的烧焦热量, 当再生器供热量大于反应器需热量时, 则由外取热器通过发生蒸气取出, 待热量不足时需要在再生器喷入燃烧油以达到装置热量的平衡。即焦炭在催化剂上燃烧放出的热-再生器热损失(烟气带走的热和其他热损失)+热平衡补偿(减去外取热或增加燃烧油热)=反应进料所需的显热和汽化热(60%~85%)、反应热(10%~35%)、反应器其他热损失(5%)。

通过以上分析认为, 造成装置再生器与反应器间热量不平衡主要因素是催化剂循环量和外取热器取热效果等。

2.1 催化剂循环量不稳定

2.1.1 催化剂粒度分布差

2015-2019年装置平衡催化剂粒径分布见表1。通过对比发现, 再生催化剂中粒径40 μ m以下小颗粒组分小于5%(正常6.6%~13.3%), 平均粒度约(80~84.5) μ m[正常(65~85) μ m]催化剂流化性能变差, 影响系统催化剂的正常循环。

表1 2015-2019年装置平衡催化剂粒径分布(%) Table 1 Particle size distribution of balancing agent during 2015-2019(%)

2.1.2 旋风效率降低

国内同类型装置通过推广实施高效旋风分离器, 三级旋风分离器入口烟气中固体颗粒粒径分布得到明显改善, 其中, < 20 μ m的颗粒64%~73%[3]。烟气粉尘平均浓度~500 mg· L-1, 1.2 Mt· a-1催化裂化装置2015-2019年三旋入口催化剂粒度分布如表2所示。由表2可以看出, (0~20) μ m颗粒37.7%, 而(20~40) μ m颗粒49.55%, 40 μ m以上颗粒12.80%, 三旋入口烟气粉尘中大颗粒催化剂占比较同类型装置明显过高, 表明一、二级旋分器分离效率较低, 导致粒径20 μ m以上催化剂大量跑损, 催化剂粒度分布变窄, 流化性能变差[6, 7], 催化剂循环量减小, 影响再生烧焦强度和外取热器取热。通过分析核算, 认为再生一、二级旋风器由于连续使用7年多, 衬里脱落严重, 设备也有部分磨损, 运行效率下降。

表2 1.2 Mt· a-1催化裂化装置2015-2019年三旋入口催化剂粒径分布(%) Table 2 Catalyst particle size distribution at inlet of tertiary cyclone in 1.2 Mt· a-1 FCC unit during 2015-2019(%)
2.2 外取热器取热效果差

2018年4月开始外取热器催化剂流化不畅, 设计产气量75 t· h-1, 实际产气量仅为50 t· h-1, 过剩热量不能取走, 再生器热量过剩, 床层温度高达(720~730) ℃, 严重时造成再生器内部设备变形和损坏, 过高的床层温度也会造成烟气温度过高, 进入后路烟机后, 造成烟气轮盘局部温度过高而造成变形、损坏。及余热锅炉催化剂热崩外取热器由于催化剂流动性不好, 取热量波动较大且逐渐降低, 导致反应再生系统热量难平衡, 影响装置加工量。

3 解决措施

2020年大修期间, 对再生一、二级旋风系统、外取热器筒体上部工艺管线、增压风量及压力优化等进行改造。

3.1 再生器旋风系统改造

将一、二级7组 PV型旋风分离器更换为PLS 型旋风分离器, 对烟气入口、排尘口和升气管的结构及尺寸进行优化改进。改造后旋风分离效率提高, 催化剂跑损量减小, 平衡剂筛分更加均匀合理, 催化剂流化性能提高, 系统催化剂循环稳定。

3.2 外取热器改造

在外取热器筒体上部增加一条内径200 mm平衡线, 气相返至再生器密相段, 替换原来布置在催化剂下剂口顶部的压力平衡线, 有利于外取热顶部的压力平衡, 消除对催化剂进入外取热器的干扰, 催化剂流化性提高, 外取热器催化剂循环量稳定, 取热量明显提高。

3.3 增压机优化改造

为了提高外取热器流化效果, 提高取热负荷, 同时对原增压机进行优化改造, 进一步提高增压风出口压力和风量, 彻底解决流化风和提升风流量及压力不足问题, 外取热器流化正常, 取热效果提高。

4 实施措施后的效果
4.1 粒度分布

改造前一、二级旋风系统平衡剂小粒径组分(≤ 40 μ m)偏低, 流动性差, 造成外取热流化不畅[8, 9]。改造后催化剂粒度分布明显好转, 小粒径组分明显增大; 三旋入口催化剂粒度分布正常, 大于40 μ m粒径组分为0, 烟机入口粉尘浓度降低约90 mg· L-1, 同时催化剂单耗降低, 改造后单耗为0.79 kg· t-1, 较改造前0.91 kg· t-1, 降低了0.12 kg· t-1。平衡剂粒度分布如表3所示, 三旋入口催化剂粒度分布如表4所示。

表3 平衡剂粒度分布(%) Table 3 Particle size distribution of balancing agent(%)
表4 三旋入口催化剂粒度分布(%) Table 4 Particle size distribution of catalyst at inlet of tertiary cyclone(%)
4.2 装置加工负荷

外取热器取热正常, 满足生产加工负荷需要, 如表5~7所示。改造前反应床层温度控制点最高限值, 操作难度大, 安全风险高。改造后, 反应床层稀相、密相温度降幅约30 ℃, 恢复到设计指标最佳值, 加工量可以提降灵活, 取热器运行可满足油浆全回炼, 即能提高液体收率, 又能平衡全厂的蒸气。改造后装置达到设计符合, 汽柴油收率提高, 液化气收率降低, 但汽柴液总收率提高0.93%。改造后装置多产3.5 MPa蒸气约29 t· h-1, 床层温度正常, 提高了中压蒸气管网外送量, 减少燃气中压锅炉运行时间和运行负荷, 节省了燃料气消耗量。

表5 改造前后床层温度 Table 5 Bed temperature before and after modification
表6 改造前后加工负荷及装置收率 Table 6 Processing load and unit yield before and after modification
表7 改造前后外取热器蒸气产量 Table 7 Steam output of external heat exchanger before and after modification
4.3 增压风改造效果

改造后增压风压力和风量得到提高, 设计风量由改造前300 m3· min-1提高到(400~450) m3· min-1, 设计增压风压力由改造前0.48 MPa提高到0.51 MPa, 满足外取热提升风需要。

5 效益

外取热器催化剂流化状态良好, 系统热量实现动态平衡, 外取热器负荷明显提高, 蒸气产量增加约29 t· h-1 , 催化剂单耗降低0.12 kg· t-1。若该装置年加工1.0 Mt渣油, 每年汽柴液收率增加0.93%, 产量增加9 300 t, 增加收益约3 000万元。每年节约催化剂120 t, 多产232 kt蒸气, 催化剂按2万元· t-1, 蒸气按50元· t-1, 年节约费用约1 400万元。措施实施后, 全年增收节支约4 400万元。

6 结论

通过对反应-再生系统热平衡原因分析, 采取反应-再生器内构件、外取热器优化改造等措施, 装置加工负荷达到设计要求, 提高了油浆回炼量, 外取热器调节灵活, 反应所需热和烧焦产生热量基本平衡, 装置平稳高效, 同时汽柴液总收率提高0.93%, 全年增收节支效果明显。

参考文献
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