两段提升管催化裂化孤岛油VGO工业试验.pdf

收稿日期2 0 0 6 -0 1 -3 1 作者简介孙 武( 1 9 7 3 -) ,男,黑龙江拜泉人,中国石油大学山东石大科技集团有限公司工程师。 两段提升管催化裂化孤岛油 vg o工业试验 孙武,常增明 (中国石油大学 山东石大科技集团有限公司,山东 东营2 5 7 0 6 1 ) 摘要以孤岛油vg o为原料,在两段提升管催化裂化试验装置上进行了工业试验与空白试验对比。结果表明,采 用两段提升管催化裂化技术,产品分布得到改善,液收率明显提高,干气和焦炭产率明显降低,对于孤岛油vg o,液收率可提 高1 3个百分点;可以改善汽、柴油产品质量,在回炼汽油5 0 %时,汽油烯烃含量降到3 5 %以下。 关键词 两段提升管;催化裂化;孤岛油;工业试验;产品分布 中图分类号 t e6 2 4文献标识码 a文章编号 1 6 7 3 - 5 9 3 5 ( 2 0 0 6 ) 0 3 - 0 0 0 7 - 0 3 两段提升管催化裂化技术( t s r f c c )是由中国石油大 学(华东)化学化工学院经过多年实验室研究开发出的催化 裂化新技术,该技术打破了原来的提升管反应器型式和反 应-再生系统流程,用两段串联的提升管反应器取代原来的 单一提升管反应器,构成两路循环的新的反应-再生系统流 程。该工艺技术的突出特点是:催化剂接力、分段反应、短反 应时间和大剂油比。该技术可大幅提高轻油及液体产品收 率,降低干气和焦炭产率,同时改善汽柴油产品质量。 1 两段提升管催化裂化基本原理 传统的提升管反应器型式和反应-再生系统流程存在很 多弊端,制约催化裂化技术进步。提升管过长导致反应时间过 长,一般在3s左右。催化裂化催化剂只是在最初1s内能很好 地发挥作用,即以催化反应为主,在提升管后半段,催化剂活 性及选择性已大大降低,热反应及不利二次反应急剧增加,限 制了轻质产品收率的提高。并且新鲜原料与循环油浆同在一 个反应器内进行,虽然新鲜原料更容易反应,但是油浆和回炼 油比新鲜原料更容易汽化并在催化剂上吸附,即使采用不同 位置进料,也无法改变不同反应物吸附和反应恶性竞争的局 面。目前催化裂化装置由于受热平衡限制,都难于实现大剂油 比操作,无法进一步强化反应过程的催化作用。 两段提升管催化裂化技术基本原理为催化剂接力、大剂 油比、短反应时间和分段反应。当原料进行短反应时间后、催 化剂活性下降到一定程度时,及时将其与油气分开并返回再 生器,需要继续进行反应的中间物料在第二段提升管与来自 再生器的另一路催化剂接触,继续进行反应生成最终产物。 就整个反应过程而言,首先催化剂的整体活性大大提高,可 以在较短的反应时间内,获得较高的反应转化率;其次催化 剂的选择性得到改善,催化作用增强,催化反应所占比例增 大,热反应及不利二次反应得到有效抑制,这对于提高轻质 产品收率、降低干气和焦炭产率十分有利。对于催化裂化的 某些特征反应,如烯烃的氢转移反应和异构化反应等,对催 化剂活性及选择性等条件依赖甚强,这些反应因催化剂平均 活性提高得以强化,因此可以降低汽油烯烃含量。 两段提升管中的第一段提升管只进新鲜原料,柴油从段 间抽出作为最终产品以保证收率和质量,难于裂化的油浆 (和回炼油)单独进入第二段提升管。这样,对于新鲜原料,排 除了油浆的干扰,反应机会大大增加;对油浆而言,不再有新 鲜料和先期所产汽、柴油与之竞争,反应机会大大增加,这是 提高原料转化深度、改善产品分布非常重要的原因。实践证 明分段反应的作用非常关键。另外,部分粗汽油(或全部轻汽 油)可以进入第二段提升管底部与再生剂接触进行改质,以 降低汽油的烯烃含量,提高汽油的质量。 两段提升管催化裂化工艺,采用分段反应,每段的时间 都很短,两段反应时间之和比常规催化反应时间还要短,可 以控制在1 2s内,可有效控制热反应和不利二次反应,抑 制干气的生成;常规催化的剂油比难以提得很高,两段催化 采用两路催化剂循环,使新鲜进料的剂油比得到大幅度提 高,使反应过程的催化作用进一步得到强化。 2 胜华教学实验厂t s r f c c装置介绍 t s r f c c装置反应-再生系统如图1所示。原料油进入 第一段提升管反应器与再生催化剂进行反应,反应时间控制 在0 . 8 1 . 2s 。高温反应油气进入沉降器经一段粗旋分离出 催化剂后进入分馏塔。经分馏塔分离后,柴油抽出作为产品, 回炼油、油浆和部分粗汽油自分馏系统返回进入第二段提升 管反应器下部与再生催化剂继续进行反应,第二段提升管反 应器反应温度控制在4 9 0 ,反应时间控制在0 . 6 1 . 0s ,反 应油气经二段粗旋后进入分馏塔。 催化剂经汽提段进入再生器再生,再生后催化剂用增压 7 2 0 0 6年9月 中国石油大学胜利学院学报 s e p . 2 0 0 6 第2 0卷第3期 j o u r n a l o f s h e n g l i c o l l e g ec h i n aun i v e r s i t yo f p e t r o l e u mvo l . 2 0 no . 3 风经催化剂输送管提升至催化剂缓冲罐。再分别经过一、二 段再生斜管、再生滑阀后,进入一段提升管和二段提升管底 部,实现催化剂循环过程。 试验装置采用了催化剂输送管,垂直稀相输送催化剂从 再生器到缓冲罐,输送管较长,其输送长度达3 0 m,输送强度 大,具有鲜明特点。 图1两段提升管催化裂化装置反应-再生流程图 3 两段提升管催化裂化孤岛油工业试验 两段提升管改造前, 2 0 0 1年1 0月,原料采用孤岛油vg o (掺少量渣油) ,在原催化装置上进行了空白试验。t s r f c c 装置投入运行后, 2 0 0 2年1 0月进行了以孤岛油为原料两段 提升管工业试验。试验原料性质见表1 ,试验采用的催化剂都 为周村催化剂厂生产的z c -7 3 0 0催化剂。笔者将孤岛油工 业试验与空白试验相对比,观察两段提升管技术的工业应用 效果。 表1孤岛原料油数据 孤岛油蜡油 项目改造前(掺渣1 0 %)改造后(掺渣1 0 %) 密度( 2 0 ) / ( k g m-3) 9 2 4 . 99 2 7 . 4 馏程t/ hk 2 9 02 9 5 1 0 %3 9 23 8 8 5 0 %4 5 24 4 0 9 0 %5 3 05 2 2 粘度 / ( mm2s-1)8 0 2 6 . 1 62 7 . 2 1 0 0 1 3 . 71 5 . 4 残碳wc/ % 1 . 5 22 . 1 2 硫ws/ % 0 . 7 10 . 9 5 nawna/ 1 0 -6 1 . 5 21 . 5 f ewf e/ 1 0 -6 5 . 1 32 . 6 ni wni/ 1 0 -6 3 . 1 63 . 7 vwv/ 1 0 -6 0 . 50 . 4 c uwc u/ 1 0 -6 0 . 1 饱和份w饱和/ % 6 3 . 1 76 4 . 3 7 芳香份w芳香/ % 2 3 . 5 22 2 . 7 4 胶质w胶质/ % 1 3 . 3 11 0 . 9 7 沥青质w沥青/ % 1 3 . 3 11 . 9 2 相对分子质量m 4 2 6 3 . 1 物料平衡 孤岛蜡油+1 0 %减渣工业试验的物料平衡见表2 。 表2孤岛蜡油+1 0 %减渣工业试验物料平衡 项 目 改造前传统 催化标定 两段提升管标定数据 汽油不回炼汽油回炼5 0 % 干气+损失 5 . 4 93 . 3 74 . 5 2 液化气 1 2 . 0 61 1 . 8 81 3 . 8 1 汽 油 3 9 . 7 24 2 . 1 63 9 . 0 8 柴 油 3 2 . 2 03 1 . 8 03 1 . 8 5 重 油 3 . 4 94 . 3 53 . 4 9 总焦炭 7 . 0 46 . 4 47 . 2 5 轻油收率y轻油/ % 7 1 . 9 27 3 . 9 67 0 . 9 3 总液收率y总/ % 8 3 . 9 88 5 . 8 48 4 . 7 4 转化率 / % 6 4 . 2 16 3 . 8 56 4 . 6 6 孤岛油掺入1 0 %减压渣油属于较难裂化的催化原料。当 汽油不回炼时,轻油收率和液收率分别提高了2 . 0和1 . 9个 百分点,干气和焦炭产率下降了2 . 7个百分点,转化率略有下 降。 当汽油回炼时,轻油收率下降0 . 9 9个百分点,液化气收 率提高,总液收率仍有所提高,提高0 . 7 6个百分点;焦炭和干 气产率下降了约0 . 5个百分点,转化率基本持平。 3 . 2 产品性质 孤岛蜡油+1 0 %减渣工业试验产品性质见表3 (上部分 为汽油主要指标,下部分为柴油主要指标) 。 对于孤岛蜡油掺炼1 0 %渣油,当汽油不回炼时,应用两 段技术 使 汽 油 烯 烃 含 量 下 降 了3 . 5个 百 分 点,诱 导 期 由 5 4 5mi n增加到了6 5 2mi n , r on由9 2下降到9 0 . 7 , 实际胶质 由3 . 4 %下降到了2 . 6 %。柴油比重下降,从0 . 9 1 82降至 0 . 9 0 82 ,十六烷值有较大提高,从小于2 0提高到3 2 ,硫含量 降低。 当汽油回炼5 0 %时,产品质量也得到了显著改善:汽油 烯烃体积含量下降到3 5 %以下;诱导期增加到9 0 0mi n以上; 硫含量降低到0 . 0 7 %, r on下降1个单位, mon增加1 . 3个 单位,抗爆指数基本持平。十六烷值有大幅度提高,从小于2 0 提高到3 1 . 4 ,硫含量降低较多。 3 . 3 操作参数 两段提升管催化裂化工业试验装置操作平稳,调节灵 活,催化剂流化有较大的弹性,流化线路比较流畅。两段提升 管催化装置采用的输送管较长,输送强度大,在国内也属少 见,其输送长度达3 0m,输送催化剂完全正常。沉降器、再生 器、缓冲罐之间的压力调节范围也比较大。沉降器内一、二段 粗旋及缓冲罐内一、二段两个溢流口都未出现过互相干扰的 现象。改造前后操作参数对比如表4所示。 8 第2 0卷中国石油大学胜利学院学报 2 0 0 6年 第3期 表3孤岛蜡油掺1 0 %减渣产品性质 项目国标 改造前常规 催化标定 改造为两段后标定数据 汽油不回炼 汽油回炼5 0 % 烯烃体积分数 / % 9 09 2 . 09 0 . 79 0 . 9 mon-7 8 . 37 8 . 77 9 . 6 抗爆指数 8 58 5 . 28 4 . 78 5 . 2 5 密度 / ( k g m-3) -7 3 9 . 87 3 7 . 77 3 2 . 7 馏程t1/ 1 0 % 4 8 05 4 56 5 29 2 5 实际胶质, mg / 1 0 0ml 5 58 4 . 17 87 5 凝点t4/ -1 5-7-1 1 氧化安定性 c / ( mg 1 0 0 ml -1) 1 6 . 2 21 3 . 8 十六烷值 4 51 6 . 5 -1 8 . 13 2 . 63 1 . 4 硫含量wt/ % 0 . 20 . 5 60 . 2 00 . 2 2 表4改造前后操作参数对比 参数 2 0 0 1 -1 0 (改造前) 2 0 0 2 -1 0 -2 8 (改造后) 一段原料进料量q 1/ t h -1 1 1 . 01 2 . 0 二段重油进料量q 2/ t h -1 *3 . 0 二段汽油进料量q 3/ t h -1 *2 . 2 9 一段反应出口温度t1/ 5 0 55 0 5 二段反应出口温度t2/ *5 0 0 再生器密相温度t3/ 7 0 26 9 4 一段原料进料温度t4/ 2 6 22 5 8 二段重油进料温度t5/ *3 6 7 沉降器顶压力p 1/ mp a0 . 1 1 90 . 1 5 6 再生器顶压力p 2/ mp a0 . 1 4 50 . 1 9 0 缓冲罐顶压力p 3/ mp a*0 . 1 7 8 主风至再生器流量q v 1/( nm3h -1) 9 8 8 11 6 9 0 0 输送管提升风流量q v 2/( nm3h -1) *3 2 5 5 缓冲罐流化风流量q v 3/( nm3h -1) *5 6 0 一段预提升蒸汽q m1/ ( k g h -1) 3 6 84 1 5 二段预提升蒸汽q m2/ ( k g h -1) *2 0 0 一段喷嘴雾化蒸汽q m3/ ( k g h -1) 9 0 26 5 2 二段喷嘴雾化蒸汽q m4/ ( k g h -1) *2 8 0 汽提段汽提蒸汽q m5/ ( k g h -1) 3 0 42 7 5 再生器藏量m1/ t 1 1 . 41 3 . 1 汽提段藏量m2/ t 2 . 22 . 6 催化剂缓冲罐藏量m3/ t *5 . 9 气压机入口压力p 4/ mp a0 . 0 2 90 . 0 2 0 3 . 4 能耗分析 改造前后两段提升管能耗情况如表5所示。 表5孤岛蜡油掺1 0 %减压渣油的工业试验每t能耗表 项 目 改造前孤岛油 掺渣空白标定 能耗 孤岛油掺渣标定能耗 不回炼汽油回炼汽油5 0 % 新鲜水m1/ t 1 . 3 4 00 . 5 0 70 . 5 7 8 除氧水m2/ t 0 . 3 7 00 . 5 0 20 . 6 2 7 循环水m3/ t 3 6 . 3 16 4 . 4 16 7 . 9 6 电q e/ ( k wh ) 6 8 . 0 51 0 0 . 41 0 7 . 5 蒸汽m4/ t 0 . 0 9 0-0 . 0 0 7 3-0 . 0 2 8 2 净化风v1/ ( nm3) 7 7 . 77 2