塔西南石化_石油学会技术报告__马敬ppt课件

塔西南石化厂催化裂化装置节能优化,塔西南石化厂西安石油大学石油炼化工程技术研究中心,一项目背景,1.1项目背景催化裂化装置是重要的二次加工工艺，其操作状况直接影响装置的用能水平，进而影响炼油厂的综合能耗和经济效益。塔西南石化厂催化裂化装置于2004年12月建成投产，运行过程中装置能耗较高。2007年装置报表能耗约为114.61kg标油/t，比设计值高22kg标油/t，高于中石油和中石化的平均能耗（94kg标油/t和87kg标油/t）。,塔西南石化厂常压-催化-加氢联合装置于2004.12建成投产。催化装置规模为15104吨/年，原料为350的常压渣油，使用分子筛催化剂，生产汽油、柴油和液化气等产品。反应部分采用提升管，应用新型原料雾化喷嘴技术、分层进料技术和终止剂等技术。沉降器采用新型单级旋风分离器和新型汽提挡板技术。再生部分采用前置烧焦罐烧焦，配有外取热器。,1.2装置情况,二标定分析,通过调整分析，确定了两种标定工况。工况1（大回炼比）回炼比为0.54，剂油比5.4。工况2（小回炼比）回炼比为0.2，剂油比6.9。通过分析调整，找出装置瓶颈，确定优化操作条件，即为工况2，回炼比为0.2，剂油比6.9。,2.1物料平衡,在相同的反应再生温度等条件下，两种不同工况条件下对物料平衡的影响见表1。,在相同操作条件下，将回炼比由0.54降至0.2，催化剂的催化性能随即得到改善，催化转化率由65.33%提高到68.20%，汽油选择性由55.10%提高到55.63%，干气选择性由16.33%降低至15.44%。原因：油浆、回炼油的大量循环回炼加剧了难裂解稠环芳烃在催化剂表面的吸附，恶化了催化剂的使用环境。,表2反应再生系统热量平衡,结论：主风升温热占总热量23.33%，是造成能耗高的主要原因。反应器和再生器散热损失占总热量16.84%和11.45%，大于设计值6%7%，也是造成能耗高的主要原因。,表3反应再生系统操作特性,2.3能耗构成,表4能耗构成分布,由表可知，通过能量消耗核算2007、2008年催化裂化装置能耗分别为114.609kg标油/t和168.43kg标油/t，远超过装置设计能耗。其中，外耗蒸汽、催化烧焦和燃料气是造成催化能耗高的主要因素。,三运行分析,根据对催化装置的技术标定，能耗偏高的主要原因：焦炭产率较高，引起焦炭耗能增大；再生器中蒸汽含量分压高，造成催化剂水热失活；主风流量大造成再生器内部线速增大，导致催化剂磨损，细粉增加引起跑损，余锅使用不良；辅助燃烧室消耗的大量瓦斯，消耗主风中氧，烧焦罐的烧焦热效率下降。,3.1焦炭,两种工况下，焦炭产率为8.30%和8.80%，高于设计值6.5%，而焦炭燃烧放出19.85MW热量是造成装置能耗高的根本原因。新鲜原料和回炼油在高温520、大回炼比0.54、低剂油比5.4条件下反应，导致转化率下降，产品分布恶化，焦炭产率增加。装置催化裂化反应热为417kJ/kg新鲜原料和354.4kJ/kg总进料，高于正常FCC反应的反应热（380kJ/kg新鲜原料和320kJ/kg总进料），说明热裂化反应趋势较明显，导致焦炭产率增加。低处理量使得高温油气在一旋、二旋入口处和大油气管线内线速分别为14.8m/s、17.39m/s和28.26m/s，低于设计值15.5m/s、21.25m/s和34.54m/s，造成高温油气在此停留时间过长，易发生缩合结焦反应，结焦现象严重。,3.2主风,表5主风和烟气分析组成,装置耗风指标为15.21Nm3/kg焦炭，远大于经验值912Nm3/kg焦炭；实际主风流量27765Nm3/h，远大于理论主风量20868Nm3/h。主风量偏大，使烧焦罐、再生器内部线速增加，催化剂相对运动加剧，磨损增加，易产生大量细粉，不易被旋风分离器回收，在余热锅炉中的折流过程线速降低，细粉沉积，换热效果恶化，烟气出余热锅炉温度高达415，烟气能量回收率低。,3.3干气,装置辅助燃烧室消耗700Nm3/h干气，经核算干气燃烧需消耗约5000Nm3/h主风，造成烧焦罐实际主风有效氧浓度仅为17%，远低于新鲜空气的21%。干气中H2、CH4、C2H6含量分别35%、25%、25%，导致干气燃烧后产生大量水蒸汽，烧焦罐内水汽分压为正常主风的3倍以上，在高水蒸汽分压和高温下，易造成催化剂热崩，晶格塌陷，细粉增加，催化剂的规则尺寸破坏，耐磨性下降等不良现象。,干气燃烧后气体流量较大，约为7000Nm3/h，造成烧焦罐内线速为1.607m/s，大于设计值1.426m/s；停留时间缩短为2.03min，降低了烧焦罐的烧焦能力。一部分本应在烧焦罐中烧的焦炭进入再生器中燃烧，产生尾燃，造成二密与烧焦罐温差在40以上，且大部分热量进入烟气，增大热量损失。再生剂分析结果表明，再生剂中20m的颗粒约占10%，比表面积由120m2/g降至70m2/g，同时水热失活使催化剂活性由65wt%降至50wt%，严重影响其使用性能，导致转化率下降，产品分布恶化。,由再生器的热平衡可知，主风升温热和散热损失占总热量的23.33%和16.84%。当主风、干气量降低时，再生烟气流量随之降低，烟气经余热锅炉应回收的热量相应降低。,四技术措施分析,4.1降低主风和干气,表6烟气热量回收对比,，在余热锅炉操作状态（烟气传热温差）不变的情况下，主风量和干气降低到23000Nm3/h和70Nm3/h时，余热锅炉应回收热量减少48万大卡/小时。当余热锅炉传热效果改善，传热系数、烟气传热温差提高时，余热锅炉实际可多回收热量125万大卡/小时。主风量减少，使主风机的电能消耗由29.81kg标油/t降低到24.7kg标油/t。辅助燃烧室瓦斯消耗量由700Nm3/h降到70Nm3/h，可降低能耗约27.2kg标油/t。,4.2改善余热锅炉,当主风量、干气降低，再生烟气量相应降低，催化剂在烧焦罐内的停留时间延长、有效氧浓度提高和水蒸气分压减少等变化，催化剂热崩趋势减弱，烟气中的细粉含量显著降低。半再生剂、再生剂、平衡剂中的020m细粉分别由10%、9%、3%降低到5%、4%、2%，余热锅炉换热效果得以改善，烟气出余热锅炉温度由415降至220，余热锅炉可多回收热量125万大卡/小时，自产蒸汽提高2.25t/h（1MPa饱和蒸汽），即降低能耗7.6kg标油/t原料。,反应器提升管进料采用新鲜原料、回炼油和回炼油浆从下向上依次分层进料。催化剂首先与新鲜原料换热、反应后，温度维持在520左右，在此温度下难以使油浆、回炼油充分汽化。大量未汽化且粘附性极强的稠环芳烃液滴粘附在催化剂外表面，难以扩散进入分子筛内微孔，仅在弱活性的基质表面发生液固热裂化反应，而非在微孔、强酸性活性中心发生理想的气固相催化裂化反应，反应热大。产品分布恶化，生焦倾向加剧。在装置停工检修期间，将新鲜原料、回炼油和回炼油浆混合后进入同一喷嘴，进料位置提高了8米，原料反应时间缩短，雾化、汽化效果明显改善，产品分布得以优化。,4.3优化进料分布,五实施效果,通过降低主风和干气量、改善余热锅炉、优化进料分布等措施，2008年12月初步运行一个月。,表7初期能耗分布,由表7可知，08年底能耗为128.5kg标油/t，比08年标定下降约39.93kg标油/t，降低23.71%。其中电耗降低5.11kg标油/t、水蒸气降低7.6kg标油/t，燃料气降低27.2kg标油/t。焦炭能耗89.5kg标油/t，占初期能耗的69.68%，与设计基准能耗中焦炭（70.58%）相当，但产品分布不良，焦炭收率过大（8.80%），焦炭能耗大于设计基准能耗（烧焦能耗65kg标油/t）37.69%。与设计能耗相比，由于余热锅炉、外取热器工作欠佳，仍需外购蒸汽导致能耗增加约为4.07kg标油/t，占预期能耗3.167%。2009年通过进一步强化技术措施、稳定操作，装置生焦能耗降低到75.4kg标油/t；余热锅炉、外取热器操作正常，装置基本实现了蒸汽自供，降低能耗约1.3kg标油/t，装置实际能耗达到111.8kg标油/t。,通过部分更换两器的衬里、减少散热损失和改善余热锅炉等措施，可以提高外取热器和余热锅炉的作用效果，进一步回收热量来多产蒸汽，降低蒸汽能耗。通过优选催化剂、优化反应再生条件，可以降低生焦率，进一步减少焦炭能耗偏高的现象。,六结论,通过技术标定和分析，确定并实施的降低主风流量和瓦斯消耗、改善余热锅炉和优化进料分布等技术措施在降低催化裂化装置能耗中发挥了重要作用。,通过三环节理论对催化裂化反应再生系统进行能量平衡和火用平衡计算与分析；在保证催化剂正常流化、再生的条件下，可将干气流量降至0、将二密的100Nm3/min主风彻底关闭，能