吳小平，姜立輝，李曉華，王興軍，路玉娟

（沈陽石蠟化工有限公司， 遼寧 沈陽 110141）

催化熱裂解（CPP）工藝技術是以常壓重油為原料，采用專門研制的酸性分子篩催化劑，應用流化催化裂化技術，選擇適宜的溫度、短停留時間、在提升管反應器中進行反應，達到多產乙烯和丙烯的目的。CPP可以充分利用催化劑的催化作用，除多產乙烯外，還兼顧丙烯的生產，其乙烯和丙烯收率分別達到20、18%(wt)以上，三烯產率達45%(wt)以上。并可以根據市場的需要，通過催化劑配方和操作條件的調整，靈活地多產乙烯或多產丙烯。

沈陽化工集團沈陽石蠟化工有限公司50萬t/a催化熱裂解（CPP）制乙烯裝置于2009年7月建成投料試車，并一次開車成功。經過幾個月的生產運行和調整優(yōu)化，CPP制乙烯裝置運行平穩(wěn)。

2013年3月10日出現再生系統(tǒng)跑劑，3月23日停工處理，4月8日再次開車噴油，開壓縮機出現兩器流化中斷，最終被迫停車檢查，提出整改方案，目前裝置運行狀況良好。

1 CPP裝置運行存在問題

2013年2月10日再生系統(tǒng)出現跑劑，每班三旋到四旋，每天都卸劑，為維持系統(tǒng)催化劑藏量，每班都大量補催化劑，同時立即排查引發(fā)再生系統(tǒng)催化劑跑損的因素，外取熱器、催化劑強度、粒度等原因，補充平衡劑200多噸，3月23日裝置被迫停工搶修，檢查發(fā)現再生系統(tǒng)外取熱器氣相返回管脫落，砸在料腿拉筋，引發(fā)1#二級旋分器灰斗與料腿焊口脫開，串氣，引發(fā)催化劑跑損?；謴驮O計焊口襯里重做。

4月8日，CPP裝置反再系統(tǒng)下午開始加劑升溫轉劑，分餾系統(tǒng)塔外三路循環(huán)改塔內循環(huán)，兩器流化正常，沉降器頂部溫度升至450 ℃時噴油，反應溫度控制600 ℃，解吸氣壓縮機由1 500 r/min沖轉至6 000 r/min時，沉降器頂壓力由80 kPa降至34 kPa，分布板壓差達到66 kPa，瞬間催化劑流化不正常，沉降器床層料位急劇上漲，而汽提段料位下降，待生斜管密度下降，提沉降器壓力，給事故汽仍然沒有恢復，被迫切斷進料，催化劑轉回再生器燒焦，重新轉劑流化，重復幾次仍然如此，把沉降器壓力提至由0.08 MPa（G）提至 0.01 MPa（G），反應出口分布板床層催化劑還是流不到汽提段，懷疑沉降器某處襯里脫落堵到人字板上與器壁之間，阻止催化劑下落，4月9日，退料停工處理。對沉降器詳細檢查，沉降器汽提段打開后檢查結果：

（1）汽提段內提升管反應器延長約45 cm，致使反應器分布板頂部側壁4個導流槽移出導軌，其中西側導流槽與導軌脫開且導軌偏移。

（2）汽提段喇叭口周圍外側襯里大面積脫落損壞。

（3）汽提段人字擋板檢查結果：

第10塊與第9塊擋板兩沿間距10～12 cm；

第9塊與第8塊擋板兩沿間距100～120 cm；

第8塊與第7塊擋板兩沿間距11～13 cm；

第6塊與第5塊擋板兩沿間距26～27 cm；

第4塊與第5塊擋板兩沿間距25～26 cm；

第2塊與第1塊擋板兩沿間距30 cm。

蒸汽第一個環(huán)管與第7塊擋板基本持平，間隙5 cm，并且有脫落襯里堵住。反應器延長致使反應器側面人字板位置上移，而汽提段器壁人字板位置不動，致使反應器側壁人字板與汽提段人字板的間距變短。

經多次分析，認為環(huán)形擋板間距變小的根本原因是提升管被拉長，通過對汽提段環(huán)形擋板間距、蘑菇頭處導向槽的測量得出提升管比 2009年設備原始狀態(tài)被拉長45 cm左右；而提升管器壁厚度由10 cm減薄到9.4 cm。以往每次停工檢查，感覺人字板間距在縮短，間隙不足以造成流化中斷，沒有得到足夠重視。

2 分析引發(fā)汽提段內提升管拉長原因

設計院設計人員到達現場立即對反應器、汽提段進行檢查，告知當初設備專業(yè)只接到工藝專業(yè)提供分布板正常工況時壓差設計10 kPa，而沒有提供開車工況及事故工況的差壓，所以按照正常工況進行設計，沒有考慮開車工況及事故工況，因此計算出來的反應器器壁厚度10 mm，本企業(yè) DCC裝置40萬t/a，反應器內提升管壁厚度16 mm,反應溫度545 ℃，CPP反應溫度600 ℃，器壁薄于DCC裝置，顯然是設計原因。

按照設計分布板開孔率開車工況時，轉劑勢必分布板差壓超過10 kPa（設計盲板力為13 t）；最高達到60 kPa（盲板力為98 t）；事故狀態(tài)或停電，沉降器床層催化劑堆積為恢復催化劑流化采用加大蒸汽流量，造成提升管分布板壓差達加大，正常生產時差壓在15 kPa，有時30～40 kPa，分布板盲板力遠遠超過設計值，引發(fā)汽提段提升管在高溫狀態(tài)下瞬間內外壓差過大，盲板力超過其設計負荷，同時溫度過高，逐次、逐年累計導致發(fā)生提升管壁蠕變增長。

3 沉降器臨時處理措施

3.1 結構處理

按照檢查結果，在不更換內部提升管的情況下，為保證裝置下次能夠繼續(xù)開車催化劑流化正常，人字板間距加大，經與設計溝通同意采取割除10、7、6、3、2塊板，留有5塊汽提擋板。為降低分布板壓差，采取增加分布板開孔率，增加66個噴嘴的方法，開孔面積增加0.2 m2，開孔率由8.46%增加值9.99%。

3.2 操作注意事項

為此，在今后的開停工、正常生產或是事故狀態(tài)下，反應崗位都需將提升管壓差做為重要監(jiān)控指標，確保其在設計指標范圍內，其他崗位要無條件給予配合（提升管設計壓差不大于15 kPa）。

3.2 開工過程提升管壓差控制方案

將提升管總壓降 PDI-41212和分布板壓降PDI-41213組態(tài)至反應主操作2#畫面上，方便隨時監(jiān)控。

（1）兩器升溫，放空先開到位的情況下：主風引進反應部分時要先緩慢開待生滑閥，開到一定后，再緩慢打開再生滑閥將主風引進提升管，同時觀察分布板前后壓差變化，按照壓差的大小控制滑閥開度。

（2）趕空氣拆盲前，主風退回再生器大部分撤出后，給蒸汽趕空氣時，適當關小沉降器頂放空和油氣管線放空，然后看分布板差壓緩慢打開與提升蒸汽及霧化汽（壓差不要超）。撤蒸汽時不會影響壓差。

（3）拆盲板階段，縮短調油氣大盲板時間，避免反應器整體溫度下降過低，以減少兩器沒進料情況下吹汽時間，減少因系統(tǒng)含微量水引起的提升管壓差波動過大。在調盲板前，請施工人員將前期工作準備好，力爭在1～1.5 h將油氣大盲板、急冷器6塊小盲板調通。

（4）拆盲之后，開始兩器升溫，蒸汽進反應部分同樣注意上訴問題，同時壓力采用分餾塔蝶閥控制沉降器壓力，決不能出現瞬間失壓；

（5）加轉劑階段，系統(tǒng)裝劑過程中系統(tǒng)裝至120 t開始再生器噴燃燒油升溫，系統(tǒng)藏量達到190 t，再生溫度達到700～730 ℃開始轉劑。轉劑時，因熱劑過來與蒸汽接觸，蒸汽體積迅速膨脹，所以轉劑要緩慢，觀察分布板差壓及沉降器壓力，調整流化正常，如波動較大需適當關小再生滑閥。待兩器溫度達到噴油條件。

（6）噴油時要緩慢，逐漸提高進料量至正常，在此過程中注意兩器差壓的穩(wěn)定，分布板差壓恒定在裂解氣壓縮機2 000轉暖機時，將反應進料量提至60～65 t/h、反應溫度控制在600 ℃、反應壓力控制在(90±5)kPa；同時，乙丙烷裂解爐最大量回煉DCC丙烷，將COT調整到正常操作指標。反應崗位未調整到位前，壓縮機崗位嚴禁升速。

（7）準備就緒后，裂解氣壓縮機沖轉，由2 200轉升至5 100 r/min，待提升管壓差正常后再升至可調轉數5 632 r/min以上；隨著壓縮機轉數的升高，壓縮機升速過程中更要注意沉降器壓力的變化，不能突然失壓，造成分布板壓差瞬間增大，反應及壓縮機崗位要協調控制好放火炬，控制好反應壓力。

（8）正常生產階段注意觀察提升管壓差情況如果過大及時對蒸汽注入量、進料量等進行調整。

4 整改后運行情況

CPP裝置于4月22日重新開車，11:30轉劑，兩器流化正常，12:50進料，乙丙烷裂解爐同時開車，壓縮機升速反應崗位控制放火炬及時沉降器壓力沒有波動。提升管分布板壓差4 kPa。由于人字板減少至5塊，汽提段的密度高達700 kg/m3,再生斜管催化劑密度350～400 kg/m3波動，待生斜管出現擺動，幅度達1.5 cm, 頻率每分鐘為3次，經分析原因是汽提段催化劑密度過大，斜管出現架橋，到一定密度出現振幅性塌方，引發(fā)待生斜管立管振動，經過3 d調整，減少汽提段藏量，增加汽提段底部蒸汽量，加大待生斜管拐彎處松動氣量，汽提段的密度降至550 kg/m3,待生斜管密度降至300 kg/m3，振動狀況得到解決，生產運行正常。

5 遺留問題

因汽提段反應器器壁已拉伸減薄，目前還不具備整改條件，只能維持繼續(xù)開車，雖然采取些措施，但還存在風險，同時提出一旦反應器被拉斷時的現象及處理手段，防止事故擴大等方案。

待下次停車檢修對汽提段內提升管進行更換,壁厚加至16 mm。