彭 威， 劉艷升， 黃炳慶， 向繼剛

(1.中國石油大學(北京) 重質(zhì)油國家重點實驗室，北京 102249；2.中國石油 克拉瑪依石化公司，新疆 克拉瑪依 834003)

催化裂化裝置(FCCU)利用催化劑的循環(huán)進行油氣反應和催化劑的再生，因此催化劑循環(huán)的穩(wěn)定操作是油氣裂化反應平穩(wěn)運行的基本保證。其中，輸送立管是催化劑循環(huán)回路的主要組成部分之一[1]。一方面，立管承載著反應器與再生器之間待生催化劑和再生催化劑的輸送，保障再生器催化劑燒焦的連續(xù)性并調(diào)節(jié)提升管部分的劑/油比；另一方面，立管出口具有鎖氣排料的功能，可以防止沉降器與再生器間氣相介質(zhì)互流[2]。立管輸送催化劑操作有2個特點：其一，立管內(nèi)的催化劑是依靠重力向下流動的，而立管內(nèi)氣體的流動方向取決于其在立管內(nèi)部的流態(tài)，或向下、或向上流動；其二，立管的入口壓力低、出口壓力高，催化劑流動屬于負壓差流動，因此必須在立管內(nèi)建立密相顆粒料封[3-6]。此外，立管的底部通常安裝滑閥用于調(diào)控催化劑的輸送量，但閥前堆積的催化劑由于脫氣效應易于失流化，工業(yè)上通常采取向立管通入松動風來改變催化劑的孔隙率，從而防止催化劑輸送操作的失效[2,7]。

依據(jù)床層表觀氣體速率對催化劑流態(tài)進行劃分[2-3]：立管內(nèi)表觀氣體速率(ug，m/s)小于初始流化速率(umf，m/s)時，催化劑的流態(tài)為填充流態(tài)，立管內(nèi)無氣泡，壓力梯度低；當表觀氣體速率大于初始鼓泡速率(umb，m/s)時，催化劑的流態(tài)為鼓泡流態(tài)，立管內(nèi)有氣泡形成，壓力梯度高；當umf

很多研究者[4-11,15-18]在實驗室小型裝置上研究了立管傾斜角度、催化劑粒度分布及松動風量對立管軸向壓力分布的影響，總結(jié)了不同條件下立管內(nèi)顆粒流態(tài)的演變規(guī)律，對工業(yè)裝置有一定參考作用。但小型冷態(tài)實驗的壓力、溫度和顆粒輸送量等參數(shù)與工業(yè)生產(chǎn)裝置的參數(shù)相差甚遠，存在很大的放大誤差。

為此，筆者以某1.0 Mt/a FCC工業(yè)裝置上的再生立管為對象，通過測量再生立管軸向不同位置的壓力、滑閥的開度和壓降、提升管反應溫度等數(shù)據(jù)，分析了立管內(nèi)催化劑的流態(tài)和松動風對立管壓力分布、滑閥壓降及反應溫度的影響。并建立了再生立管操作圖，提出了最佳松動風量的概念，對立管輸送催化劑的操作調(diào)控有一定的指導意義。

1 立管的壓力測量

1.1 再生立管結(jié)構(gòu)和設計參數(shù)

某1.0 Mt/a高低并列式FCC裝置的提升管和再生立管結(jié)構(gòu)見圖1。其中，再生立管由2段斜管和1段垂直管構(gòu)成，上斜管傾角35°，長6.1 m；下斜管傾角32°，長9.8 m；垂直管長7.9 m。再生立管直徑為0.8 m，提升管直徑為1.0 m。在再生立管的7個軸向截面(Ci，i=1～7)上設置松動風噴嘴，每個截面上設置3個，共21個。其中，在垂直立管段，每個截面上沿徑向均布3個松動風噴嘴，徑向中心角均為120°，與軸向中心線夾角為30°；而斜管段的松動風噴嘴靠近斜管底部，沿徑向并列布置，徑向中心角為60°，與斜管軸向中心線夾角為30°。松動風介質(zhì)有2種，分別為1.0 MPa、260 ℃ 低壓蒸汽和2.0 MPa、常溫中壓氮氣。2種介質(zhì)可以互相切換，現(xiàn)場安裝有松動風流量控制閥，通過直徑為2～4 mm的限流孔板或控制閥來控制松動風量。

圖1 再生立管和提升管結(jié)構(gòu)Fig.1 Structure of regeneration standpipe and riserEL—Elevation； C1-C7—Cross sections of standpipe

表1為再生立管的設計參數(shù)。由表1可知：立管內(nèi)催化劑流態(tài)設計為理想的流態(tài)；滑閥前(C1～C6)溫度為700 ℃時，催化劑密度為510 kg/m3；滑閥后(C7)溫度為680 ℃時，催化劑密度為350 kg/m3；沿立管從上至下，軸向壓力逐漸增大，不同截面間壓力梯度相等。

表1 再生立管設計參數(shù)Table 1 Designed parameters of regeneration standpipe

1.2 催化劑特性

FCC裝置在生產(chǎn)過程中使用過2種催化劑，分別為蘭州催化劑廠的LZR-30催化劑與長嶺催化劑廠的MAC催化劑，其物性數(shù)據(jù)列于表2。由表2可知，2種催化劑均為高堆比催化劑，顆粒粒度分布相差不大，但LZR-30催化劑的堆積密度和平均顆粒尺寸(Average particle size, APS)大于MAC催化劑的。

表2 催化劑物性Table 2 Physical properties of different catalysts

1.3 測量方法與儀器

在進料量為120 t/h、不同催化劑下，記錄不同反應溫度(490～540 ℃)時對應的再生滑閥開度和再生滑閥壓降。同一時間，在C1～C7每個截面上選擇一個松動噴嘴，沿軸向逐個進行壓力測量；然后通過調(diào)節(jié)限流孔板尺寸或松動風流量控制閥，來改變松動風流量進行壓力測量。采用北京康斯特儀表科技公司的ConST211數(shù)字壓力表測量壓力，量程0～400 kPa，測量頻率1 Hz，測量時間120 s?，F(xiàn)場測量壓力數(shù)值均為表壓。所有關(guān)于滑閥壓降、滑閥開度與反應溫度的關(guān)系數(shù)據(jù)都是在再生溫度和原料加工量不變的前提下測得的。

2 結(jié)果與討論

2.1 立管的軸向壓力分布

圖2為以MAC為催化劑、松動風類別和流量不同時再生立管軸向壓力分布曲線。其中，pi為立管入口壓力；ps為再生滑閥前壓力；po為再生滑閥出口壓力，單位均為kPa。由于現(xiàn)場操作條件與設計條件不同，立管操作的實際壓力與設計壓力之間存在一定的差異。現(xiàn)場的pi為188 kPa，po為210 kPa，與設計值基本吻合，但ps為250～278 kPa，與設計值偏差較大。

在圖2中，pi取決于催化劑再生壓力和密相床層靜壓，其變化不大。沿立管從上至下，軸向壓力逐漸增大，但不同條件下ps與設計值相差較大，主要受立管內(nèi)催化劑流態(tài)的影響；從立管壓力梯度的變化可知，立管中上部(12～24 m)催化劑流態(tài)為鼓泡流態(tài)，壓力梯度大；下部(8～12 m)出現(xiàn)了填充流，壓力梯度減小，主要受松動風流量和松動風性質(zhì)的影響，不同條件下的ps值不同。通過滑閥后，提升管底部壓力降低至205～210 kPa，主要是受到了反應壓力的影響。

圖2 立管壓力分布曲線Fig.2 Pressure distribution profiles in the standpipepi—Inlet pressure of standpipe (C1)；ps—Pressure before valve (C6)；po—Outlet pressure of standpipe (C7)

立管內(nèi)壓力梯度、滑閥前壓力和滑閥壓降及穩(wěn)定性等參數(shù)反映了催化劑的流態(tài)和松動風的效果[1,7]。由圖2可以看出，當松動風流量相同時，氮氣松動效果優(yōu)于蒸汽，因為以氮氣松動時立管軸向壓力增幅大，滑閥前壓力和滑閥壓降高。當以氮氣為松動介質(zhì)時，隨著氮氣流量的增加，立管軸向壓力和滑閥壓降先增大后減?。粯藴薁顟B(tài)下，當?shù)獨饬髁繛?40 m3/h時ps最大，為275 kPa。當蒸汽為松動介質(zhì)時，隨蒸汽流量增加，立管軸向壓力和滑閥壓降也先增大后減?。划斦羝髁繛?00 m3/h時ps最大，為268 kPa。

2.2 松動風流量對滑閥壓降和反應溫度的影響

圖3為保持其他截面的松動氮氣流量不變，改變滑閥前C6截面氮氣流量對再生滑閥壓降的影響。由圖3可知：當C6截面氮氣流量為0時，滑閥壓降約15 kPa；隨著氮氣流量增加，滑閥壓降逐漸增大；當?shù)獨饬髁繛?0 m3/h時，滑閥壓降升至62 kPa；但當?shù)獨饬髁砍^40 m3/h后，滑閥壓降快速下降，當?shù)獨饬髁繛?0 m3/h時，滑閥壓降降至23 kPa；繼續(xù)增大氮氣流量，滑閥壓降不斷減至10 kPa以下。

圖3 氮氣流量對滑閥壓降的影響Fig.3 Effect of nitrogen flow rate on Δp of slide valve

圖4為氮氣流量對提升管反應溫度的影響。由圖4可知:不同氮氣流量下，提升管反應溫度的波動幅度和波動周期不同；隨著氮氣流量增大，反應溫度的波動幅度擴大、波動周期延長。標準狀態(tài)下，當?shù)獨饬髁繛?50 m3/h時，提升管反應溫度波動幅度達±3 ℃，波動周期增至約200 s。提升管反應溫度的波動代表了立管中催化劑循環(huán)量的波動：當催化劑質(zhì)量流率增大，提升管反應溫度升高；反之，則提升管反應溫度降低。這是因為氮氣流量增大時，立管內(nèi)氣泡數(shù)量增多，并伴隨著氣泡的不斷長大與破裂[3]，催化劑的質(zhì)量流率變得不穩(wěn)定，導致反應溫度的波動幅度增大。

圖4 氮氣流量對反應溫度的影響Fig.4 Effect of nitrogen flow rate on reaction temperature

2.3 滑閥的壓降分析

滑閥壓降可以采用孔口壓降方程計算[1-2]，如式(1)所示：

Δp=Gs2(At/A)2/[2CD2ρp(1-ε0)]

(1)

式(1)中:Δp為滑閥壓降(Δp=ps-po)，kPa；Gs為催化劑質(zhì)量流率，kg/(m2·s)；At為立管橫截面積，m2；A為滑閥實際流通面積，m2；ρp為700 ℃時催化劑顆粒密度，kg/m3；ε0為滑閥上方顆粒間空隙率；CD為系數(shù)。

Δp的大小反映了立管內(nèi)輸送催化劑的推動力、料封能力，及滑閥調(diào)節(jié)催化劑循環(huán)量的能力。由式(1)可知，Gs減小、ε0減小或A增大，均可以使滑閥壓降減小。一般情況下，F(xiàn)CC裝置通過儀表自動控制系統(tǒng)監(jiān)視提升管反應溫度的變化，調(diào)整再生滑閥開度，保持反應溫度穩(wěn)定。如：提升管溫度降低時，滑閥開度增大，催化劑循環(huán)量提高，反應溫度會升高；然而，隨著滑閥開度增大，會導致滑閥壓降急劇下降。圖5為立管再生滑閥開度和壓降隨提升管反應溫度變化的關(guān)系曲線。由圖5可知，當提升管反應溫度高于515 ℃時，滑閥壓降快速降低。

圖5 滑閥開度及滑閥壓降隨反應溫度變化的曲線Fig.5 Relationship of slide valve opening value and Δpwith reaction temperatures

2.4 立管內(nèi)催化劑流態(tài)分析

再生立管內(nèi)部氣體的分布示意圖如圖6所示。其中，輸入氣體主要有再生催化劑自密相床層進入立管時夾帶的煙氣(流量為Qflue gas)、立管通入的松動風(流量為Qnitrogen)；排出氣體主要包括催化劑通過滑閥時攜帶的氣體(流量為Qvalve)和立管入口脫出氣體(流量為Qdesorption)。則立管內(nèi)氣相平衡方程為：Qflue gas+Qnitrogen=Qdesorption+Qvalve。

催化劑攜帶的氣體體積流量Q(m3/s)的計算通式見式(2)[2]：

Q=1000(1/ρ-1/ρskeletal)

(2)

式(2)中：ρ為氣-固混合密度，kg/m3；ρskeletal為催化劑骨架密度，kg/m3。由式(2)可知：

Qflue gas=1000(1/ρdense-1/ρskeletal)

(3)

Qvalve=1000(1/ρvalve-1/ρskeletal)

(4)

圖6 立管內(nèi)氣體分布Fig.6 Gas distribution in the standpipeC1-C7—Cross sections of standpipe

式中：ρdense為700 ℃時密相床層密度，kg/m3；ρvalve為 680 ℃ 時滑閥前氣-固混合密度，kg/m3。由于再生滑閥的節(jié)流作用，滑閥前氣-固混合密度一般大于立管入口密相床層密度[2](即ρvalve>ρdense)，因此Qflue gas>Qvalve；又因為Qnitrogen為通入的氮氣流量，則Qdesorption=Qnitrogen+Qflue gas-Qvalve>0，即從立管入口脫出的氣體是向上流動的。此時，不同截面氮氣總流量(QCi)為上一截面氮氣總流量(QC(i+1))與該截面通入氮氣流量(qCi)之和，即：QCi=QC(i+1)+qCi。

表3為FCC裝置運行現(xiàn)場記錄的立管操作參數(shù)。

表3 立管操作參數(shù)Table 3 Operation parameters in the standpipe

由表3可計算立管內(nèi)不同截面氮氣總流量。而立管內(nèi)不同截面氮氣表觀速率(uCi，m/s)計算如式(5)：

uCi=QCi/At

(5)

根據(jù)式(5)計算結(jié)果得到立管內(nèi)氮氣表觀速率分布，見圖7。由圖7可知：沿立管從上至下，氣體表觀速率逐漸減??；C1～C4截面間氣體表觀速率大于0.15 m/s，催化劑流態(tài)為鼓泡流；C5截面氣體表觀速率為0.1 m/s，催化劑流態(tài)為散式流化態(tài)；C6截面氣體表觀速率為0.04 m/s，催化劑流態(tài)容易形成填充流態(tài)。

圖7 立管內(nèi)氮氣表觀速率分布Fig.7 Distribution of apparent gas velocity in the standpipe

滑閥前壓力(ps)的計算公式為[2]：

ps=pi+ρp(1-ε)gh-Δpf

(6)

式(6)中:ε為空隙率；g為重力加速度，m/s2；h為立管入口至滑閥前的垂直高度，m；Δpf為催化劑顆粒間及顆粒與器壁間產(chǎn)生的摩擦損失壓降，kPa。Δpf隨著催化劑的密度增加而增大，尤其是催化劑流態(tài)接近填充流時Δpf急劇增大[2]。依據(jù)立管表觀氣體速率計算結(jié)果，當?shù)獨饬髁繛?00 m3/h時，立管下部催化劑流態(tài)為填充流，則ps小；當?shù)獨饬髁吭鲋?40 m3/h時，催化劑流態(tài)由填充流變?yōu)樯⑹搅骰瘧B(tài)，摩擦阻力降低，因而ps增大；繼續(xù)增加氮氣流量，催化劑流態(tài)由散式流化態(tài)變?yōu)楣呐萘鲬B(tài)，ps增大；但當?shù)獨饬髁吭龃笾?00 m3/h后，立管內(nèi)氣泡形成連續(xù)相，ε過大，ps降低。

流化介質(zhì)特性對流化床層最大穩(wěn)定膨脹率(MSER)[19]的影響如式(7)所示。

(7)

式(7)中：ρg為700 ℃時氣體密度，kg/m3；μ為 700 ℃ 時氣體黏度，Pa·s；w45為催化劑中粒徑小于45 μm顆粒的質(zhì)量分數(shù)，%；dp為催化劑平均粒徑，μm。MSER越大，表示床層處于散式流化態(tài)時氣體表觀流速范圍越寬，不易形成填充流。標準狀態(tài)下，氮氣和蒸汽體積流量相同時，氮氣的密度更大、黏度更高，因而MSER大，立管下部不易形成填充流，因此ps和Δp大。另外，氮氣壓力高于蒸汽，氣體動量大，射流區(qū)域長[2]，利于流化。

依據(jù)最佳松動風流量、滑閥壓降和反應溫度的關(guān)系建立再生立管操作控制圖如圖8所示。反應溫度一定時，滑閥壓降達到最大值時的松動風流量稱為最佳松動風流量。在圖8中，反應溫度490 ℃、最佳松動風流量500 m3/h時，最大滑閥壓降為70 kPa；反應溫度增至510 ℃時、最佳松動風流量為520 m3/h，此時最大滑閥壓降為56 kPa。根據(jù)本研究優(yōu)化的最佳松動風流量、滑閥壓降、反應溫度等參數(shù)間的聯(lián)系建立的再生立管操作控制圖，當反應溫度、滑閥壓降等參數(shù)變化時，可以及時調(diào)整最佳松動風流量，保障立管輸送催化劑的平穩(wěn)運行，取得良好的裝置操作控制效果。

圖8 再生立管操作控制圖Fig.8 Operation diagram of the regeneration standpipe

3 結(jié) 論

在1.0 Mt/a FCC工業(yè)裝置上，通過測定不同松動風流量時再生立管軸向壓力的分布及反應溫度的變化，得出以下結(jié)論：

(1)立管內(nèi)的氣體表觀速率影響催化劑流態(tài)。松動風流量小于540 m3/h時，立管內(nèi)表觀氣體速率范圍為0.04～0.9 m/s，滑閥前催化劑流態(tài)為填充流。填充流的出現(xiàn)是立管壓力梯度和滑閥壓降降低的主要原因。

(2)滑閥前表觀氣速大于初始鼓泡氣速時，催化劑流態(tài)為鼓泡流態(tài)，立管內(nèi)氣泡增多，影響催化劑下料，造成反應溫度大幅度波動。立管操作過程中，要及時調(diào)整滑閥前松動風流量，使催化劑流態(tài)保持為理想的散式流化態(tài)。另外，采用密度和黏度大的流化介質(zhì)，床層MSER值更大，利于催化劑輸送。

(3)根據(jù)最佳松動風流量、滑閥壓降、反應溫度等參數(shù)的優(yōu)化結(jié)果建立的再生立管操作控制圖，有利于裝置運行中對不同工況時立管的操作參數(shù)以及最佳松動風流量及時進行調(diào)節(jié)，保障裝置平穩(wěn)運行。