重油催化裂化装置提升管反应系统的技术改造

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石 油 炼 制 与 化 工 2001 年 2 月 PETROLEUM PROCESSING AND PETROCHEMICALS 32 卷第 2 期 第
重油催化裂化装置提升管反应 系统的技术改造
左泽军1 胡小宁1 2 毛 羽 卢春喜2
(1. 中原油田石油化工总厂 , 河南 457165 ; 2. 石油大学)
摘要 中原油田石油化工总厂 500 kt/ a 重油催化裂化装置提升管采用石油大学开发的高效雾 化喷嘴 ,并对旋风分离器进行了改造 。对各产品产率沿提升管高度的分布情况进行了模拟计算 , 确定了终止剂最佳位置 。终止剂为水或粗汽油 , 其注入量分别为原料的 3 %～ 6 %及 5 %～ 10 % 。 采用了这些措施后轻油收率和总液体收率分别提高 4. 53 和 3. 95 个百分点 ,增加了经济效益 。 关键词 :催化裂化 喷嘴 旋风分离器 技术改造
1 中原石油化工总厂重油催化裂化装置概况
中原油田石油化工总厂 500 kt/ a 重油催化裂 化装置 ( RFCCU) 是 1998 年在原 300 kt/ a RFCCU 基 础上改造而成的 。改造时运用了一批新技术 、 新设 备 , 如终止剂工艺和高效旋风分离系统 , 以及干 湿联合空冷和表面蒸发式空冷器等 。但在 1998 年
10 月～ 1999 年 10 月的生产中 , 暴露出了下列问
艺分析和计算机模拟计算 , 提出如下改造意见 : (1) 提升管物料喷嘴因加工量不足 ,雾化效果 不理想 , 须将喷嘴改小 。 ( 2) 产品分布不合理 , 裂化深度过大 , 应将油 浆喷嘴与物料喷嘴分开 , 形成立体双层进料 , 以 获得最佳产品分布 。 (3) 对系统物料平衡及产品分布模拟计算 , 确定 270 kt/ a～460 kt/ a 两种状态下的终止剂喷嘴 的位置及喷入终止剂的量 。 ( 4) 沉降器快分压降较高 , 分离效率不稳定 , 须对旋风分离器进行改造 。 2. 1 新型高效雾化喷嘴 中原油田石化总厂催化裂化装置原使用的是 LPC22 型进料雾化喷嘴 , 在使用过程中因加工量严 根据 实 际 生 产 情 况 , 装 置 的 处 理 量 最 小 为 200 kt/ a , 最大为 440 kt/ a 。喷嘴改造的标准按处 理量 360 kt/ a 设计 。处理量 280 kt/ a 时为标准处 理量的 77. 8 % , 处理量 440 kt/ a 时为标准处理量 的 122 % , 设计的操作弹性较大 。
收稿日期 :2000204212 ; 修改稿收到日期 :2000206220 。 作者简介 : 左泽军 , 中原油田石油化工总厂设计研究所所长 , 裂化装置生产管理及技术管理工作 。 高级工程师 。1987 年毕业于石油大学炼制系 , 长期从事催化
题:
(1) 提升管喷嘴上方 1 ～ 2 m 处结焦严重 , 提
升管 φ 700 mm 的内径仅剩下 φ 150 mm

的通道 , 结焦长度达 1 m 以上 。 (2) 提升管底部预提升效果差 , 催化剂密度 大 , 返混严重 , 通常在 380 ～ 420 kg/ m3 之间 , 使得 提升管底部预提升蒸汽环管及事故蒸汽喷嘴严重 磨蚀 。 (3) 提升管顶部初旋及一旋快分器分离效果 差 ,油浆固含量平均大于 10 g/ L , 最大达 80 g/ L , 油气携带催化剂严重 ,对分馏系统造成严重后果 。 (4) 终止剂喷入口位置离提升管出口仅 5 m , 对控制提升管出口温度有一定效果 , 但对控制反 应深度效果甚微 , 对改善产品分布基本没有作用 。
2 改造方案
针对上述问题 ,中原油田石油化工总厂一方面 与华东设计勘察研究院协作 , 多次深入现场收集 数据进行核算 ; 一方面与石油大学开展合作 。
1999 年 5 月 , 中原油田石油化工总厂委托石
油大学 ( 北京 ) 石化装备研究所开展了 500 kt/ a
RFCCU 提升管反应系统改造工作 。经过详细的工
重不足等原因 , 使得轻油产率较低 , 雾化效果不 理想 , 在喷嘴对面上部 1～2 m 处结焦严重 。 为此采用石油大学开发的新型 UPC2a 型进料 雾化喷嘴 。这种喷嘴采用内混式 ( 气泡 ) 雾化原理 进行工作 。
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石 油 炼 制 与 化 工 2001 年 32 卷 第
2. 2 分层进料喷嘴位置的确定 1999 年 7 月实际生产数据中轻柴油收率沿提 升管反应器高度的变化曲线 ( 图 1) 可见 , 轻柴油在
2. 4 旋风分离系统的改造
提升管反应器较低的位置就达到了较高的收率 。 因此 , 在新鲜原料和回炼油 ( 及回炼油浆 ) 分层进 料时 , 回炼油 ( 及回炼油浆 ) 喷嘴的位置应该选取 在轻柴油没有发生过裂化的位置 。此位置在原来 的原料喷嘴以上 3 m 左右 。
通过分析和计算粗旋风分离器和顶旋风分离 器的应用结果看 , 两者的入口线速都较大幅度地 偏离了理想的设计线速 , 在这种情况下 , 作用在 顶旋风分离器上的过大压差可能造成顶旋风分离 器料腿料位过高而使分离效率大大下降 。为此对 现有系统作如下改造 : ① 改变粗旋风分离器入口 尺寸 , 把入口线速提高到理想的设计范围 , 以提 高粗旋风分离器分离效率 。入口尺寸由原来的 306 mm × 620 mm 改为 228 mm × 620 mm 。 ② 顶旋 风分离器尺寸调整 : 顶旋风分离器入口尺寸由原来 的 258 mm × 592 mm 改为 222 mm × 620 mm 。调整 后旋风分离系统的总压降约为 15. 5 kPa 。 ③ 改变 粗旋风分离器至顶旋风分离器气体导流管的接口 形式 ,将原承插式连接改为开式紧密连接方式 。
3 改造方案的实施效果 1999 年 10 月在大检修中 , 实施了上述 4 项改
图1 提升管内轻柴油收率沿提升管高度的分布曲线
2. 3 终止剂注入位置的确定
在确定了回

炼油及回炼油浆的上层喷嘴位置 后 , 在原来的预提升气体量基础上进行数值模拟 计算 , 得到各产物产率沿提升管高度的分布情况 , 由此可以较为准确地确定终止剂的最佳注入位置 。 图 2 是汽油收率和轻质油收率沿提升管高度变化 的模拟计算结果 。按轻质油收率 ( 汽油收率 + 柴油 收率) 最高的位置可确定终止剂注入的最佳位置 ( 从新鲜原料喷嘴开始 ) 。考虑到柴油收率及轻质 油收率较早地达到了最高值 , 而此时裂化反应还 未到达应有的深度 , 汽油收率还远没有达到最大 值 , 故终止剂最佳注入位置确定在 17. 5 m 处 ( 图 2) , 距提升管顶部 14 m 。终止剂为水或直馏汽油 或粗汽油 ; 终止剂注入量 : 水 , 原料的 3 %～6 % ; 粗 汽油 ,原料的 5 %～10 % 。
造方案 。 这 4 项改造全面投用以后 ,在原料油性质和催 化剂型号不变 ,操作条件相近的情况下进行对比试 验 ,改造前后操作条件见表 1 ,物料平衡见表 2 。
表1 操作条件对比
操作条件 新鲜进料量/ t ? - 1 h 提升管出口温度/ ℃ 再生器稀相温度/ ℃ 再生器耗风量 ( 标准状态) / m3? - 1 h 沉降器压力/ kPa 再生器压力/ kPa 回炼比 再生塞阀压降/ kPa 再生塞阀开度/ % 待生塞阀压降/ kPa 单动滑阀开度/ % 再生剂定炭/ %
38 410 16 19. 6 0. 33 14. 5 35 10 37 0. 34 27 410 14. 5 18. 6 0. 16 35. 9 30 25 28 0. 15
改造前
38. 5 505 703
改造后
37. 7 505 686
从操作条件对比来看 , 再生器耗风量下降 11 000 m3 / h , 再生器稀相温度平均下降 17 ℃, 这 说明提升管反应器喷嘴雾化效果大大改善 , 终止 剂对减少过度裂化起到了抑制作用 ; 回炼比的显著 降低说明一次反应转化率大大提高 , 产品总液体 收率提高 ; 单动滑阀的开度减小也说明外取热量减 小 , 反应生焦率降低 。 再生塞阀和待生塞阀压降增大 , 说明再生线 路和待生推动力较大 , 系统通畅 , 对增大剂油比
图2 提升管内轻质油收率沿提升管高度的分布曲线
第 2 期 左泽军等 . 重油催化裂化装置提升管反应系统的技术改造
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或提高处理量创造了条件 。
表2 物料平衡及能耗对比
项 产品分布/ % 干气 液化气 汽油 轻柴油 油浆 焦炭 损失 轻质油收率/ % 总液收/ % 能耗/ G ?- 1 J t
6. 35 14. 26 46. 43 21. 22 0. 79 9. 0 1. 95 67. 65 81. 91 3. 820 4. 23 13. 68 55. 82 16. 36 0. 66 8. 44 0. 81 72. 18 85. 86 3. 456
目
改造前
改造后
入 5 %的粗汽油 , 反应温度降到 505 ℃ 左右 , 总液 体产品收率提高 1. 8 个百分点 , 汽油 RON 由 91. 6 下降到 91 , 对汽油辛烷值基本没有影响 , 汽油诱 导期提高到大于 480 min 。可见终止剂对于减少二

次裂化改善产品质量起到了明显的效果 。
4 经济效益分析
以加工 1 t 原料油计算 , 增加的直接经济效益 见表 3 。
表3 经济效益计算
产品名称 汽油 柴油
LPG
单价/ 元
2 800 2 600 2 600
增减率/ %
+ 9. 39 - 4. 86 - 0. 58 + 3. 95
增减效益/ 元?- 1 t
262. 92 - 126. 36 - 15. 08 + 121. 48
合计
从产品分布情况来看 , 汽油收率提高了9. 39 个百分点 , 柴油和液化气收率分别下降了 4. 86 和
0. 58 个百分点 , 轻质油和总液体收率分别提高了 4. 53 和 3. 95 个百分点 , 干气和损失共减少了 3. 26
从表 3 可以看出 , 每加工 1 t 原料净增效益 121. 48 元 , 以年加工 300 kt 原料计算 , 预计可年 创经济效益 3 644. 4 万元 。 5 结 论 (1) 经过改造 , 实现了油浆及回炼油和新鲜 原料分层进料 , 所选石油大学开发的 UPC2a 型进 料喷嘴雾化效果较为理想 , 轻油产率提高 4. 53 个 百分点 , 总液体收率提高 3. 95 个百分点 , 生焦率 大大下降 。 ( 2) 终止剂效果明显 , 所选注入位置恰当 。
个百分点 , 焦炭产率下降了 0. 56 个百分点 。说明 提升管反应器系统进行了改造以后 , 进料喷嘴雾 化效果确实好转 。 经过试验 , 喷嘴进料量在 780～1 100 t/ d 之间 变化 时 , 喷 嘴 背 压 一 直 在 0. 5 MPa 以 上 , 说 明 UPC2a 型喷嘴操作弹性很大 , 同时经过试验 , 终止 剂注入效果非常显著 。在反应温度 515 ℃时 , 注
TECHNICAL TRANSFORM OF THE RISER REACTOR SYSTEM OF A HEAVY OIL CATALYTIC CRACKER
Zuo Zejun1 , Hu Xiaoning1 , Mao Yu2 , Lu Chunxi2
( 1 . General Petrochemical Works of Zhongyuan Oil Field , Henan 457165 ; 2 . Petroleum University )
Abstract Technical
transforms were taken on the 500 kt/ a heavy oil catalytic cracker at the General
Petrochemical Works of Zhongyuan Oil Field. An effective atomization nozzle developed by Petroleum University was
replaced the original nozzle ; and the cyclone separator was modified. After simulating calculation of the product yields
along the riser , the optimizing injection position of the terminating agent was determined. Water or cracked naphtha
could be used as the terminating agent , which injection amount was 3 % - 6 % and 5 % - 10 % respectively on feed basis. The light oil yield and total liquid yield increased by 4. 53 % and 3. 95 % respectively. Economic effect was in2 Key Words : catalytic cracking ; nozzle ; cyclone separator ; technical transform
creased after the above measures realized.

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