MIP重油催化与LTAG组合工艺运行情况分析

MIP技术因其技术独特的双反应区控制技术,有多产异构烷烃降低汽油烯烃,或多产异构烷烃的清洁汽油同时根据需要可以增产丙烯两种生产模式,可根据市场需求对生产方案进行合理调整;LTAG技术主要利用加氢单元和催化单元组合,将催化装置的LCO馏分先加氢后再进行催化裂化,通过优化匹配加氢和催化裂化的工艺参数等,实现最大化生产高辛烷值汽油和/或C_6～C_8芳烃。MIP与LTAG双提升管组合模式灵活多效,改造后的MIP+LTAG双提升管贫氧再生装置,对比以前的FDFCC-Ⅲ双提升管装置,汽油辛烷值明显提高,汽油中的烯烃含量稍有降低,芳烃含量明显提高,经进一步处理后符合国Ⅵ汽油标准要求;多产汽油方案时汽油收率也有明显增加趋势,柴油十六烷值降低明显,柴油质量变差,装置总体油浆系统较改造前油浆密度增加,LTAG油浆产率低,单独的LTAG反应器对应的分馏塔需要有补充油浆才能保证系统运行,保证油浆系统固含量及密度。     

催化裂化装置提高掺渣比过程中存在的问题及应对措施

提高催化裂化装置掺渣比是挖掘装置生产潜力、提高经济效益的有效手段之一。在对洛阳石化Ⅰ催化装置提高进料掺渣比过程中,干气、焦炭产率明显增加,汽油收率略有降低,产品分布仍较理想,但也存在主风量不足、再生器缺少有效取热手段、油浆系统结焦等问题。通过采取引空压风补充主风量、适当加入CO助燃剂、提高油浆循环量、降低分馏塔底温度和油浆停留时间、适当调整塔底注汽量等措施,有效保证了装置正常运行。同时对装置进行改造优化,加强原料管理,选择适宜催化剂或重油裂化助剂,对沉降器上部及集气室、大油气线落实监控措施,优化油浆系统取热,预防反应和分馏系统结焦;恢复投用再生器取热设施,解决因掺渣上升带来的再生器热量过剩问题;采用新技术(电脱盐由两级升级为三级)提高原料质量,降低焦炭产率,改善产品分布和维持长周期运行,不断提高装置经济效益及生产技术水平。     

重油催化裂化装置加工全减渣原料的分析探讨

长庆石化1.40Mt/a催化裂化装置加工减压渣油后,生焦量大、再生器超温,加工量降低(最低时仅为110t/h),轻质油收率低,仅为54.58%,烧焦损失大(由8.6%增大到9.56%),分馏塔底油浆系统结焦严重。通过提高原料油预热温度(最高提至260℃)和反应温度(一段反应温度由505℃提至518℃,最高时达到525℃),来提高进料的雾化效果和反应剂油比,通过降低分馏塔底温度(不大于355℃),新增回炼油串塔底流程、提高分馏塔底油浆线路线速、提高油浆外甩量(不低于5%,最高达到10%)、降低分馏塔底液面(不大于60%)和停留时间,以减缓分馏塔底结焦。设备方面,通过再生系统增设内取热器,增加取热能力,再生器中部增加防焦蒸汽环管,加大阻垢剂用量(提高至30～35mg/L),油浆线路结焦得到缓解。提出仍需改进和采取的措施,包括:强化一段提升管,停用二段提升管,停止油浆回炼,回炼油改进一段提升管;进一步提高剂油比,以改善产品分布,提高加工量,降低干气、焦炭产率;通过渣油加氢预处理来降低残炭含量,增加芳烃饱和度,实现催化原料轻质化,提高裂解性能。     

120kt/a油浆减压拔头装置运行现状及存在问题分析

中国石化长岭分公司2.80Mt/a催化裂化装置年产油浆量达到约0.1Mt/a。长期以来,催化油浆主要作为焦化装置原料处理,产品去向单一,没有其他选择,无法满足装置灵活调整的要求。催化油浆的性质与沥青原料的性质很接近,当催化油浆通过减压蒸馏,塔顶拔出轻组分后,塔底拔头油浆可作沥青原料出产品。为了将3号催化油浆中轻组分拔出,重组分用于沥青的调和原料,在催化裂化装置上采用了油浆减压拔头工艺。项目实施后,拔头油作为沥青的调和原料,按一定比例调和,可以生产出合格的200号沥青和热拌用沥青再生剂RA25。该装置在运行过程中,产品质量能够满足要求,总体运行平稳。但也出现了一些问题:装置进料量经常超过设计负荷且不稳定,塔顶温度无控制手段,原料性质不稳定,装置管线易凝结,还存在环保问题等。改进后,有效缓解了催化油浆的后续处理问题,提高了企业经济效益。     

延迟焦化装置掺炼催化油浆的影响分析与长周期运行探讨

催化油浆具有黏度低、密度大、康氏残炭小、芳烃含量高、胶质含量低等特点。催化油浆中固体颗粒的分离方法有:自然沉降法、静电分离法、旋流分离法、沉降剂脱除法、过滤分离法等。目前,催化油浆进焦化装置掺炼前的净化方式以自然沉降为主。焦化装置掺炼催化油浆后,焦化蜡油的残炭和芳烃含量增加,石油焦的灰分增加,轻油收率降低,且油浆中的催化剂颗粒在换热器、分馏塔、加热炉、泵及管道内造成磨损和沉积结焦,影响装置长周期运行。采取如下措施:化学助剂沉降加充分自然沉降,降低催化油浆中的固体含量;控制油浆掺炼比例;原料在线混合;原料换热器的优化设计;焦化加热炉多点注水改注汽;增加循环比;增加焦化加热炉第二、三点注汽量;焦炭塔操作优化和加热炉炉管的测厚监控等,可有效约束掺炼催化油浆对延迟焦化装置产品和设备的负面影响。     

降低重油催化裂化装置软焦生成的应对措施

重油催化裂化装置中待生催化剂上的焦炭由硬焦和软焦组成。巴陵石化105×10~4t/a重油催化裂化装置采用MIPCGP工艺技术,反应-再生两器同轴布置,催化剂再生方式为逆流单段贫氧再生。随着加工原料的日趋劣质化和高反应苛刻度、满负荷的需要,控制装置的生焦率成为亟待解决的问题。对原料油喷嘴、粗级旋分器和汽提器等结构型式的优化设计,有助于控制软焦的生成。通过研究软焦的生成机理,对本套装置进行了高效原料油喷嘴更换,并对粗旋下料腿和汽提器进行技术改造。改造后,蒸汽消耗大幅减少,喷嘴雾化蒸汽量由进料量的5%降至3.5%左右,且生成的油滴直径更小、汽化率更好,保证了油气沿提升管的裂化更均匀;汽提器的汽提蒸汽量由4t/h降至3.2t/h;重组分的汽化得到强化,降低了软焦的生成,装置总液收增加0.94个单位,烧焦效果变好,催化剂活性增加2个单位,达到67%,解决了装置沉降器结焦和再生器稀相超温问题,确保了装置长周期运行。     

浅谈对催化裂化反再系统结焦的认识

结合A厂消除提升管、沉降器、油气线结焦的工程实践及行业内多种类型催化裂化装置提升管反应器、沉降器、大油气线结焦及防治经验,认为进料雾化及油剂混合极其重要,后部结焦是由前部引发的,进料喷嘴雾化效果不佳和进料段油剂混合不足导致反应不充分是提升管、沉降器、大油气线结焦的根源。进料雾化、混合效果差,部分油气不能与催化剂接触并扩散,就无法高质量完成催化裂化反应,这部分油气在高温下主要发生热裂解反应,热裂解反应缩合产生的焦炭就可能与催化剂混合沉积在可积聚的地方而变成硬焦。解决系统结焦的根本措施是研发应用可靠高效的进料喷嘴及改进进料混合段技术。强化原料雾化使原料与催化剂良好接触,有利于提高催化裂化反应的质量,进料喷嘴的雾化质量和预提升段催化剂流场共同构成进料混合效果。     

原料油带水对催化裂化装置的影响及防控

洛阳石化2号催化裂化装置加工负荷为1.4Mt/a,加工进料主要以加氢蜡油为主,同时掺炼约20%的减压渣油。实际生产过程中,发生了"回炼油罐液位快速下降、分馏塔底液位快速上涨"、"提升管进料量大幅下降、反应压力上升、反应温度快速下降"等异常波动情况,经过分析及现场实际判断,确认是由于混合进料中冷蜡油大量带水导致。通过采取"适时监控回炼油抽出温度趋势图"的预警措施,做到第一时间发现原料带水迹象,力保在原料油带水的初始阶段,及时发现、及时切断冷蜡油进料,为后续处理抢得先机,减轻装置可能出现的风险。原料带水还可能导致"分馏塔盘冲翻、提升管进料泵抽空、油浆与原料换热器泄漏、提升管噎塞、反应温度低限自保启动"等问题。提出了重点防控措施,为相关装置及时发现、控制类似问题提供参考。     

1.2Mt/a延迟焦化装置低循环比运行可行性分析

独山子石化1.2Mt/a延迟焦化装置采用循环比在0.2~0.6范围内、可调的循环油脱过热工艺,无法实现装置长周期低循环比运行,生焦率≥1.65,开展93.33%负荷(140t/h)时循环油外甩,低循环比运行标定,验证其经济效益。针对目前流程无法实现低循环比运行现状,提出"现有的重污油流程外甩循环油"、"现有的重蜡油流程外甩循环油"、"改造分馏塔底人字挡板,降低循环油上下回流量"、"循环油脱过热的可调循环比工艺改为蜡油脱过热的可调循环比工艺"等4种改造方法;对于下游二次加工装置原料劣质化问题,可根据下游日常监测分析,控制好重蜡油(循环油)掺炼比例;对于加热炉结焦倾向增大问题,可依据不同循环比油样相对结焦因子分析评价,选择循环比≥0.15,并辅以工艺操作控制;对于低负荷时加热炉分支进料流量低、系统物料少、操作波动大等问题,可在焦炭塔不同生产阶段,提前对分馏塔进行调整,防止大幅波动,必要时改加热炉单炉膛生产。改造后装置可实现低循环比运行。     

提高催化装置原料适应性的改造及效果

随着原料重质化和劣质化趋势加剧,给炼厂原有催化裂化装置的加工能力和产品结构提出新的要求。广州石化重油催化裂化装置已建成运行20年,近年来原料裂解性质差,原油品种更换频繁,装置的进料喷嘴、提升管出口快分和旋风分离器等关键部件设备老化,技术落后,已经不能适应原料劣质化变化需要,导致产品分布变差,催化剂耗量增加,系统结焦情况严重,加工负荷受到制约。为改善产品分布,增加渣油掺炼比例,提高装置运行效益,2009年大检修期间,采用中国石油大学(北京)开发的CSC快分系统和高效PV型旋风分离器,以及国产CS-Ⅱ进料喷嘴,对装置反再系统进行升级改造,取得了如下效果:产品分布明显改善,焦炭和干气产率下降,总液体收率提高1.21个百分点;提升管反应器的喷嘴汽耗减少1.6t/h;催化剂耗量下降0.23kg/t;并缓解了再生器烧焦负荷和气压机能力不足的问题,使装置的加工能力得到提高,年可增加运行效益3750万元。     

焦化分馏塔底结焦原因分析与控制

延迟焦化装置分馏塔底循环油系统结焦防治直接关系到装置的长周期运行。以独山子石化1.2Mt/a延迟焦化装置为例,造成分馏塔底结焦的若干因素中,焦炭塔空塔气速偏高、分馏塔蒸发段温度调节不及时、装置加工量过低及分馏塔底循环油返塔流量缺乏有效监控措施等因素对分馏塔底结焦的影响最大。通过降低焦炭塔空塔气速,可以减少进入分馏塔的焦粉和泡沫;通过调整消泡剂注入方式和提高焦炭塔反应温度,可以有效降低焦炭塔泡沫层高度,减少泡沫携带;通过优化调整焦炭塔和分馏塔操作,可以防止分馏循环油中断造成的结焦;通过增加阻焦剂去分馏塔底流程,预期能够减轻并抑制分馏塔底部结焦;通过对原料油和循环油四组分分析,可以有效监控换热器内漏带来的结焦;通过增加分馏塔底循环返塔回流流量计和控制阀,使循环油流量处于监控和控制状态,当发现流量低于15t/h时,及时切换过滤器,防止塔底结焦加重。     

催化裂化装置长周期运行的经验探讨

催化裂化装置是目前我国原油二次加工的主要装置,随着加工原油重质化和劣质化程度加剧,催化裂化装置长周期运行难度加大。目前,国内催化裂化装置平均运行周期接近3a,与国外同类装置相比差距较大(如美国埃克森公司炼油厂、Phibro公司休斯顿炼油厂的催化裂化装置一般可连续运转4～5a),种种因素引发的非计划停工时有发生。据2008年中国石化对催化装置非计划停工的原因统计,静、动设备故障导致的非计划停工次数位列第一,腐蚀导致的非计划停工次数位列第二,结焦、结垢和误操作导致的非计划停工位列第三,其余是公用工程、仪表电气故障等原因导致的非计划停工。中国石化荆门分公司拥有两套催化裂化装置,长周期运行工作取得了较大进步,其中0.8Mt/aDCC催化裂化装置最近两个生产周期的运行时间分别为1118d和1339d,1.2Mt/a RFCC催化裂化装置最近两个生产周期的运行时间分别为970d和1072d。总结近年来长周期运行的经验认为,牢靠的设备保障,严格的工艺管理,良好的机电仪维护,稳定的公用系统,扎实的职工培训,坚持本质安全的理念和卓有成效的技术攻关,是确保催化裂化装置长周期运行的基础和保障。     

沉降器直连快分技术在催化裂化装置上的应用

锦州石化分公司第三套催化裂化装置提升管出口粗旋和顶旋采用了软连接结构,每次停工检修均发现沉降器内稀相器壁及旋风分离器外壁结焦严重,检修时清焦时间长,严重制约装置的检修进度,且不利于装置的长周期稳定运行。分析认为,软连接结构因操作波动等原因并不能完全使粗旋出口的反应油气全部进入顶旋,并在软连接接口处形成"呼吸效应",少量反应油气溢出进入沉降器空间,未汽化油组分与湿催化剂在沉降器内长时间停留,黏附在设备器壁上发生缩合生焦。为解决结焦问题,采用粗旋和顶旋直连技术进行改造,粗旋出口油气直接进入顶旋,粗旋、顶旋分离出的催化剂携带少量油气和汽提油气可及时经导气管进入顶旋,避免扩散到沉降器稀相。沉降器直连快分改造后,油气不进入沉降器,沉降器内结焦情况有很大改善,在防结焦的同时降低了干气收率和装置运行成本。     

催化裂化装置汽提蒸汽量与汽提效率的关系探讨

影响催化裂化装置汽提效率的因素很多,包括汽提段结构,催化剂循环量,催化剂性质,蒸汽温度、压力和流量等,装置一旦建成,在公用介质稳定的情况下,改善汽提效率最有效的手段是调整汽提蒸汽量。长庆石化1.4Mt/a催化裂化装置沉降器汽提蒸汽用量长期以来依靠经验值,存在判断不及时或不准确的情况。通过对汽提效率进行计算,得出当汽提段油气和蒸汽的物质的量比0.53时,汽提效率80%,此时受汽提蒸汽量影响很大,提高蒸汽量可快速提高汽提效率;当物质的量比在0.53～0.40时,汽提效率为80%～90%,汽提效率受汽提蒸汽量影响较大,提高蒸汽量可有效提高汽提效率;当物质的量比0.40时,汽提效率90%,汽提效率受汽提蒸汽量影响,提高汽提蒸汽量可以提高汽提效率。通过调整汽提蒸汽量,对产品分布和再生器床温的变化进行分析,得出合理的蒸汽量为5.5～6t/h。     

行之有效的技术改造——催化裂化原料直接进分馏塔换热节能效果显著

我厂提升管催化裂化装置原设计加工蜡油5×10~4t/年,油浆系统采用同原料先换热后冷却的流程,每小时损失热量5.44GJ/h,吨原料损失热量0.54GJ/t。由于油浆返塔温度用调节冷却器冷却水量的办法,操作困难。水量大,冷却器“挂蜡”;水量小,水大量汽化,经常憋坏冷却器。一九八三年开工以来,每年都要损坏一两台冷却器。一九八七年大修,我们将油浆换热系统进行了改造,改造的主要内容是:原料直接进分馏塔换热,取消原换热器、冷却器,原料从塔底和油浆混合后用油浆泵抽出直     

催化裂化余热锅炉的技术特点

催化裂化余热锅炉与普通锅炉相比,过热汽温的调节范围大,其运行工况受装置操作条件制约,有其特殊性。针对催化裂化再生工艺及其烟气性质的不同情况,重点介绍了避免过热器超温、防止经济器低温腐蚀、减轻积灰、保证给水调节阀稳定控制所采取的措施。提出了大型化炼油装置高温余热产生高参数蒸汽,实现蒸汽逐级利用的建议。     

北京燕山石化公司烟机运行分析及改进措施

分别介绍了中国石化北京燕山分公司炼油厂2000kt/a重油催化裂化装置和800kt/a催化裂化装置配套的烟机发电机组更新改造及运行分析情况,提出了优化装置反再系统的工艺控制、严格控制烟气催化剂浓度等措施以保证烟机发电机组长周期运行。     

蒸汽系统管道漏点的成因及对策

本文从一个装置设备管理人员的角度出发，对蒸汽系统管道运行过程中出现过的漏点进行了分类，并分别对漏点的成因做了理论上的分析，在找出原因的基础上提出了一些符合生产实际的解决方法，以切实降低装置的泄漏率，为改善现场面貌，使装置能高效、安全、长周期地运行提供一些建议。     

浅析催化裂化装置节能降耗的有效途径

催化裂化装置是炼油厂重要的二次加工装置,提供炼油厂70%以上的汽油和40%以上的柴油,催化裂化装置能耗占全厂总加工能耗的12%左右。可见,该装置既是能源消耗大户,又是能源生产大户。归纳起来看,催化裂化装置节能工作可从以下4方面入手:通过采用低焦炭产率的催化剂,在预提升段、原料喷嘴、提升管出口快分、汽提段等部位优化工艺设备,以及优化原料、实施低碳差操作等,降低催化裂化反应过程的焦炭产率;通过优化烟气轮机运行,机泵和空冷器增加变频器等措施,降低电耗;通过提高富气压缩机入口压力,优化余热锅炉运行,以及减少高中压蒸汽的减温减压、利用低压蒸汽发电等措施,提高低压蒸汽利用率,增加蒸汽产量,降低蒸汽消耗;加强与常减压、柴油加氢、气体分馏等装置间的热联合,增加低温热输出。针对催化裂化装置的原料、催化剂、公用工程配套、周边装置用能等特性,采取有针对性的措施,可以明显降低装置能耗。     

济南石化1号催化裂化装置流程模拟应用

济南石化1号催化裂化装置通过流程模拟技术,寻找制约装置生产的瓶颈,以此来优化操作条件,降低能耗,离线培训操作人员,加强工艺人员对工艺机理的掌握,从而改善操作,提高企业的竞争能力。针对主分馏塔顶循环油-热媒水取热点取热能力不足的问题,利用模型,对分馏塔热负荷进行核算和优化,投用1号催化裂化装置主分馏塔顶循环与气体分馏装置的热联合,实现了主分馏塔低温热利用的最大化。热联合流程投用后,与使用蒸汽比较,1号气体分馏装置丙烷塔运转基本无异常;热媒水入装置温度下降3℃,热油入装置温度为145℃,重沸器出口温度为103℃,热油出装置温度为129℃,热油三通阀开度在40%～50%之间,满足装置操作要求。模拟优化后,气分装置丙烷塔底重沸器1.0MPa蒸汽消耗下降4.5t/h,1号催化裂化装置原料从油浆取热增加,油浆减少发汽量1.1t/h;顶循-循环水冷却器上水关小后,循环水消耗降低80t/h,全年实现综合效益338万元。