周亞堃，劉 彬，馬明亮

(中國石油蘭州石化分公司，蘭州 730060)

中國石油蘭州石化分公司(簡稱蘭州石化)3.0 Mt/a重油催化裂化(FCC)裝置由中國石化工程建設(shè)公司設(shè)計，于2003年投產(chǎn)，主要工藝特點為常規(guī)單段提升管反應(yīng)器、重疊式兩段催化劑再生技術(shù)。為降低催化裂化汽油烯烴含量，滿足生產(chǎn)國Ⅵ(B)標(biāo)準(zhǔn)汽油的調(diào)合需求，于2019年進(jìn)行了MIP(多產(chǎn)異構(gòu)烷烴FCC)工藝技術(shù)改造[1]，改造后的首次開工過程采用了提升管噴汽油技術(shù)，取得了良好的效果，實現(xiàn)了氣壓機(jī)提前開機(jī)，有效避免了火炬燃放，為后續(xù)產(chǎn)品系統(tǒng)在噴原料前的操作優(yōu)化創(chuàng)造了條件，為同類MIP裝置開工提供了操作經(jīng)驗。以下對開工噴汽油的過程和效果進(jìn)行具體的分析與討論。

1 傳統(tǒng)進(jìn)料噴油存在的問題

1.1 氣壓機(jī)入口油氣排放火炬

氣壓機(jī)受到性能與控制程序的限制，無法實現(xiàn)在提升管反應(yīng)器進(jìn)料噴油前提前開機(jī)[2]，通常要在進(jìn)料噴油后反應(yīng)油氣的壓力、流量趨于穩(wěn)定時再啟動氣壓機(jī)。所以，在反應(yīng)器進(jìn)料噴油到氣壓機(jī)開機(jī)正常期間，反應(yīng)壓力需通過氣壓機(jī)入口火炬閥向火炬管網(wǎng)排放油氣來控制。裝置噴油后火炬排放量可達(dá)到1 000 m3/min，使火炬系統(tǒng)超壓燃放，不僅造成經(jīng)濟(jì)損失，而且給環(huán)境保護(hù)和清潔化生產(chǎn)帶來負(fù)面影響。

1.2 穩(wěn)定塔回流罐大量排放不凝氣

分餾系統(tǒng)第一中段(簡稱一中)回流作為吸收-穩(wěn)定系統(tǒng)脫吸塔塔底熱源，通過加熱凝縮油，脫吸出其中C3以下的輕組分。但是由于反應(yīng)噴油后，分餾塔一中循環(huán)泵上量困難(開工過程中分餾塔中部柴油組分少且含水，經(jīng)常是噴油后2～3 h機(jī)泵才能正常上量)，回流無法建立，造成脫吸塔塔底無熱源供給脫吸，使穩(wěn)定塔進(jìn)料含有大量C3以下組分，造成穩(wěn)定塔壓力超高，必須進(jìn)行不凝氣排放。排放過程中一方面造成回流罐內(nèi)大量C3、C4組分被攜帶入火炬系統(tǒng)，高附加值產(chǎn)品損失；另一方面在短時間內(nèi)，大量無序的不凝氣排放進(jìn)入燃料氣管網(wǎng)，會引起燃料氣管網(wǎng)超壓，超壓后由燃料氣管網(wǎng)泄壓至火炬管網(wǎng)，當(dāng)火炬管網(wǎng)系統(tǒng)無力應(yīng)對回收時，最終仍將被迫進(jìn)行燃放。

1.3 噴油前蒸汽需求量大

MIP裝置的轉(zhuǎn)劑過程與常規(guī)FCC裝置不同，為保證第二反應(yīng)區(qū)(簡稱二反)物料線速不小于1 m/s，避免轉(zhuǎn)劑過程中出現(xiàn)催化劑堆積，需要較大的蒸汽用量，當(dāng)反應(yīng)溫度提高至380 ℃以上時，旋風(fēng)分離器入口線速將進(jìn)入10～14 m/s的不穩(wěn)定區(qū)，此時需要進(jìn)一步提高蒸汽用量實現(xiàn)快速跨越。轉(zhuǎn)劑全過程的蒸汽用量為60～80 t/h，一方面對蒸汽系統(tǒng)的要求提高，另一方面增加分餾塔內(nèi)水蒸氣分壓及負(fù)荷，影響進(jìn)料噴油后分餾塔塔頂循環(huán)(簡稱頂循)與一中循環(huán)的建立。圖1為二反轉(zhuǎn)劑線速度和VQS(旋流快速分離系統(tǒng))入口線速度隨溫度的變化。

圖1 二反轉(zhuǎn)劑線速度和VQS入口線速度隨溫度的變化

1.4 沉降器封閉罩外升溫困難

常規(guī)轉(zhuǎn)劑過程中，沉降器封閉罩外升溫速率無法保證，當(dāng)反應(yīng)器升溫至530～550 ℃時，封閉罩外溫度僅為380 ℃左右，此時進(jìn)料噴油可能造成封閉罩外結(jié)焦，影響長周期運轉(zhuǎn)，同時溫度的快速上升可能造成設(shè)備變形，影響使用壽命，而繼續(xù)升溫必須延長轉(zhuǎn)劑時間，影響噴油進(jìn)度，增加后續(xù)系統(tǒng)的操作難度。

2 開工噴汽油方法

2.1 噴汽油流程

圖2為裝置開工噴汽油流程示意。

圖2 提升管開工噴汽油流程示意

2.1.1 提升管輕質(zhì)油回?zé)捔鞒讨赜痛呋鸦b置不僅是煉油系統(tǒng)的重質(zhì)油平衡加工裝置，同時還承擔(dān)各類不合格輕質(zhì)油品的回?zé)捈庸と蝿?wù)。因此可利用罐區(qū)不合格輕質(zhì)油品進(jìn)裝置的回?zé)捔鞒?，將直餾汽油或催化裂化汽油組分輸轉(zhuǎn)至反應(yīng)器進(jìn)行噴汽油操作。該操作對管線尺寸有要求，必須達(dá)到噴汽油的最低流量要求。

2.1.2 MGD(催化裂化增產(chǎn)液化氣和柴油)回?zé)捔鞒逃晌?穩(wěn)定系統(tǒng)經(jīng)MGD回?zé)捔鞒踢M(jìn)入提升管下部汽油回?zé)拠娮?，通過此流程可以足量噴入汽油，滿足氣壓機(jī)噴油前提前開機(jī)運行的富氣量需求，但是吸收-穩(wěn)定系統(tǒng)內(nèi)汽油庫存將減少，需要間斷外收汽油維持吸收-穩(wěn)定系統(tǒng)三塔循環(huán)[3]。

2.1.3 急冷油流程提升管反應(yīng)器急冷油的跨接流程較多，一般設(shè)置有冷回流油、頂循油、粗汽油和穩(wěn)定汽油，選用此流程可以保證噴油流量，但是反應(yīng)時間縮短，造成噴油轉(zhuǎn)化為氣體的比例降低。

2.2 流量控制

裝置氣壓機(jī)最小工作負(fù)荷約為50 000 m3/h，反飛動最大循環(huán)量約為40 000 m3/h。按照正常生產(chǎn)時的富氣分析結(jié)果進(jìn)行計算，噴汽油操作產(chǎn)生氣體的密度(20 ℃)為1.6 kg/m3左右。裝置在提升管噴汽油處溫度達(dá)到530 ℃以上時噴入汽油，其轉(zhuǎn)化為氣體的比例按55%計算，則至少需要噴汽油量達(dá)到30 t/h以上，才能滿足氣壓機(jī)正常運行條件。

2.3 噴汽油時機(jī)選擇

噴汽油可起到兩個作用：提前開啟氣壓機(jī)與優(yōu)化產(chǎn)品系統(tǒng)操作，后者的作用更關(guān)鍵。噴汽油處的溫度原則上越高越好，可提高汽油轉(zhuǎn)化為氣體的比例，減少噴汽油量。但是，還需要保證噴汽油至噴原料油之間有充足的時間，以進(jìn)行產(chǎn)品系統(tǒng)的操作調(diào)整，改善運行條件，降低噴原料油后后續(xù)系統(tǒng)的操作難度。因此裝置選擇利用MGD回?zé)捔鞒?，在MGD噴嘴處溫度達(dá)到530 ℃以上時開始噴汽油，3 h后再噴原料油。表1為開工噴汽油的操作參數(shù)[4]。

表1 開工噴汽油的操作參數(shù)

3 開工噴汽油優(yōu)點

3.1 蒸汽用量降低

表2為不噴汽油和噴汽油方案各用汽點的蒸汽用量。

表2 不噴汽油和噴汽油方案各用汽點的蒸汽用量 t/h

圖3為噴汽油方案實施后VQS線速度和二反轉(zhuǎn)劑線速度隨溫度的變化。由圖3可見，VQS線速度和二反轉(zhuǎn)劑線速度在噴汽油方案實施后有所提升，這在一定程度上可減少蒸汽用量。

圖3 VQS線速度和二反轉(zhuǎn)劑線速度隨溫度的變化

結(jié)合表2和圖3可以看出，開工噴汽油后可有效提高反應(yīng)沉降器內(nèi)各部位線速度，減少蒸汽用量，裝置噴汽油量為30 t/h，降低蒸汽用量18 t/h，下降比例達(dá)到22.5%。

3.2 沉降器封閉罩外加速升溫

開工噴汽油后，當(dāng)反應(yīng)器升溫至530～550 ℃時，封閉罩外溫度可由原380 ℃提高至470 ℃以上，有利于減少噴原料油初期大量未汽化油在沉降器頂部發(fā)生結(jié)焦情況。

3.3 提高催化劑循環(huán)量

汽油進(jìn)入提升管后的汽化與裂化需要吸收較多熱量，因而可有效提高噴原料前的催化劑循環(huán)量。在裝置實際操作過程中，再生滑閥開度提高約4百分點，一方面有利于噴原料前反應(yīng)溫度和再生滑閥的平穩(wěn)控制，另一方面可保證噴原料后實現(xiàn)快速過渡，降低操作難度。

3.4 產(chǎn)品系統(tǒng)操作優(yōu)化

3.4.1 提前建立分餾塔頂循回流常規(guī)開工轉(zhuǎn)劑時，大量蒸汽進(jìn)入分餾塔后局部冷凝，冷凝水積存在分餾塔塔盤、中上部側(cè)線集液槽及抽出管線處，噴原料后分餾塔中上部升溫緩慢，機(jī)泵長期不上量。由于汽油較蒸汽熱容大，開工噴汽油后油氣攜帶大量熱量不斷進(jìn)入分餾塔，使得塔內(nèi)自下而上逐步產(chǎn)生溫度梯度，頂循回流抽出層逐步積攢液相組分，同時塔內(nèi)原有的冷凝水隨著溫度的升高，逐步汽化帶出，在噴原料油前可以建立頂循回流并低量穩(wěn)定運行，優(yōu)化分餾塔運行條件，大大節(jié)省噴原料油后分餾塔操作調(diào)整的時間，降低操作難度[5]。

3.4.2 油漿倒加熱提前改為發(fā)蒸汽常規(guī)轉(zhuǎn)劑時，因蒸汽攜帶熱量有限，需長時間利用蒸汽倒加熱油漿，控制分餾塔塔底溫度在200 ℃以上。開工噴汽油后，分餾塔塔底溫度將持續(xù)上升，為避免塔底溫度超過300 ℃造成結(jié)焦，需要提前將倒加熱改為發(fā)生蒸汽狀態(tài)，取走分餾塔塔底過剩熱量。

3.4.3 吸收-穩(wěn)定操作優(yōu)化常規(guī)轉(zhuǎn)劑過程中，第二中段(簡稱二中)回流量受到限制。裝置控制二中回流量在30～40 t/h，流量過高會降低分餾塔溫位，增大倒加熱油漿的蒸汽用量。而噴原料后二中回流量需在短時間內(nèi)(10 min左右)快速提高至300 t/h以上，為分餾塔下部提供液相回流，同時快速將穩(wěn)定塔塔底溫度提高至160 ℃以上，滿足汽油外送要求，此過程因升溫過快易造成物料泄漏，存在較大的安全風(fēng)險。開工噴汽油后，因熱源充足，可提前建立分餾塔二中回流，一方面實現(xiàn)二中區(qū)域緩慢升溫，另一方面穩(wěn)定塔提前加熱(可根據(jù)情況建立塔頂回流)，脫吸塔進(jìn)料與中上部溫度也相應(yīng)提高，部分C3以下組分可提前送出裝置，預(yù)留氣體容量，最終在噴原料后，脫吸塔升溫時間縮短，一中循環(huán)也可快速建立，穩(wěn)定塔塔頂回流罐原有的大量、無序、不受控的不凝氣泄放情況得到徹底改變，真正實現(xiàn)開工過程中火炬系統(tǒng)不燃放[6]。表3對比了不噴汽油和噴汽油兩種方案實施過程中各相關(guān)操作點的參數(shù)。

表3 不噴汽油和噴汽油方案實施過程中各相關(guān)操作點的參數(shù)對比

4 噴汽油后的操作

4.1 氣壓機(jī)開機(jī)

噴汽油前氣壓機(jī)升速至1 800 r/min暖機(jī)等待，噴汽油后分餾塔塔頂油氣分液罐壓力出現(xiàn)明顯上升，氣壓機(jī)開始升速帶負(fù)荷，逐步關(guān)閉放火炬閥門。

4.2 反應(yīng)系統(tǒng)操作

噴汽油過程中，逐步降低二反提升蒸汽量，保證二反與VQS線速度穩(wěn)定，根據(jù)55%轉(zhuǎn)化為氣體進(jìn)行測算，噴入30 t/h汽油可代替蒸汽10.5 t/h，根據(jù)實際操作經(jīng)驗，代替蒸汽最大量為18 t/h。噴汽油過程中，注意及時調(diào)節(jié)再生滑閥開度，避免反應(yīng)溫度大幅波動。

4.3 產(chǎn)品系統(tǒng)操作

產(chǎn)品系統(tǒng)操作為：①逐步建立分餾塔頂循與二中循環(huán)。②分餾塔塔底溫度升至280 ℃時，油漿倒加熱改為蒸汽發(fā)生狀態(tài)。③分餾塔塔頂富氣經(jīng)壓縮后進(jìn)入吸收-穩(wěn)定系統(tǒng)，干氣組分經(jīng)吸收、再吸收后送出裝置；液化氣及部分干氣組分經(jīng)吸收、脫吸，最終進(jìn)入穩(wěn)定塔，隨著二中回流的建立，可逐步建立穩(wěn)定塔塔頂回流，不凝氣與干氣合并后送出裝置。

5 存在的問題

5.1 分餾塔塔底熱量過剩

噴汽油后，分餾塔塔底熱量存在過剩情況。為了防止分餾塔塔底溫度過高，首先停用倒加熱，改為蒸汽發(fā)生狀態(tài)，同時連續(xù)外收原料、加大油漿外甩量，控制分餾塔塔底溫度不大于300 ℃。此操作需提前預(yù)留油漿罐區(qū)存儲空間。

5.2 吸收-穩(wěn)定系統(tǒng)不凝氣排放

噴汽油后裂化產(chǎn)生的C1、C2組分最終將通過干氣線送至燃料氣管網(wǎng)，需提前做好燃料氣系統(tǒng)平衡準(zhǔn)備，避免燃料氣管網(wǎng)超壓泄放，造成火炬燃放。

6 結(jié) 論

蘭州石化3.0 Mt/a重油催化裂化裝置進(jìn)行MIP技術(shù)改造后，在開工過程中使用噴汽油技術(shù)，實現(xiàn)了噴原料前氣壓機(jī)提前開機(jī)，有效避免了火炬燃放，同時縮短了轉(zhuǎn)劑升溫時間，最大程度地優(yōu)化了噴原料油前分餾、吸收-穩(wěn)定系統(tǒng)的操作，頂循，一中、二中循環(huán)均不同程度地實現(xiàn)了提前建立，降低了噴原料油后各系統(tǒng)的操作難度。該技術(shù)的成功應(yīng)用為同類MIP裝置的開工提供了操作經(jīng)驗，具有一定的借鑒與推廣意義。