MIP改造交流材料1(天津)

天津分公司1.3Mt/a催化裂化装置MIP改造技术总结天津分公司1.3Mt/a催化裂化装置从2002年开始先后通过MGD技术改造、使用降烯烃催化剂等途径降低汽油烯烃含量，在汽油回炼量15t/h的情况下，汽油烯烃在43~45%左右，仍需加入调和大量轻石脑油、重整汽油、MTBE、MMT等组分才能降到35%以下。

为了降低汽油成本，提高分公司经济效益，缓解天津分公司石脑油供应紧张状况，使汽油烯烃含量达到小于35v%的标准，2005年6月大修期间对催化裂化装置进行了MIP技术改造。

一、MIP改造的主要内容：1.1、改造前装置情况：天津分公司催化裂化装置设计能力1.3Mt/a，原料以直馏蜡油为主，掺炼20%的焦化蜡油和18%的减压渣油。

反应-再生系统采用UOP技术，两器为同高并列式，提升管反应器出口直连VDS，再生器形式为前置烧焦罐式，催化剂在烧焦罐内完全再生。

天津分公司催化裂化装置具有特殊的结构形式，见示意图-1：图-1：改造前反应-再生系统结构示意图1.2、MIP改造主要内容：改造涉及到反应系统、分馏系统和主风机系统。

1.2.1、反应系统：a、拆除原来提升管，移位另建新的提升管反应器，底部为预提升段；设原料喷嘴（新鲜原料和回炼油）和油浆回炼喷嘴，均利旧原有UOP的Optimix喷嘴；串联提升管分为第一反应区和第二反应区；在二反下部设有低压降分布板，上部扩径为预汽提段。

在一反出口处新增2组急冷汽油喷嘴。

b、在提升管出口设VQS快速分离设施，分离出的待生催化剂经预汽提段汽提后，一部分经待生催化剂循环管返回至二反下部，另一部分经待生催化剂中间管进入沉降器汽提段。

c、提升管出口VQS分离的油气和催化剂从顶部进入沉降器，经旋风分离器再分离，取消原有VDS分离设施，旋风分离器入口方式改为切向进入。

d、新上再生滑阀、待生滑阀、待生中间滑阀，待生循环滑阀利旧了原有TAPCO滑阀。

再生滑阀和待生滑阀流通面积加大。

改造后的反应-再生系统示意图见图-2：图-2 MIP改造后反应-再生系统结构示意图1.2.2、分馏系统：MIP改造后分馏塔上部取热量增多，塔顶油气冷凝冷却器的取热负荷增加。

由于原有塔顶油气冷凝冷却器能力不足，改造中，将分馏塔顶油气水冷器上下循环水管线扩径，增加循环水量，保证冷却效果。

1.2.3、主风机系统：MIP工艺采用的串联提升管反应器加上天津分公司催化装置特有的结构特点，将使提升管总压降上升。

为保证压力平衡，在保留原有轴流风机系统的基础上，将原主风机的转子、动静叶片、叶片承缸、调节缸等进行了改造，轴流压缩机级数从11级升到12级，在主风机出口风量保持不变的情况下，将出口压力提高了0.03~0.05MPa。

1.3、工程建设及初期运行情况：总公司十分重视天津分公司催化装置MIP技术改造及开工情况，组织有关专家对开工方案进行审查。

从2005年2月开始进行新提升管反应器基础和框架的施工，5月20日装置停工改造，6月24日全面完工，7月1日向提升管喷油，当日出合格产品，开车一次成功。

装置开工正常后，按照MIP工艺技术要求，对反应温度、反应压力、剂油比、各滑阀开度、催化剂藏量等操作参数进行摸索，基本掌握了MIP工艺技术的特点。

开工后，装置运行平稳，汽油烯烃大幅下降，可控制在30v%以下，辛烷值基本不变，产品分布良好。

为了准确地了解MIP工艺改造后装置的产品质量、物料平衡、能耗等情况，2005年7月27~29日进行了简单标定。

二、装置运行情况：2.1、原料组成及性质：催化装置开工后，由于受到全厂蜡油平衡的限制，加工量较低。

在加工的原料中，直馏蜡油占70%，焦化蜡油占25%，常压渣油占5%左右。

常压渣油的掺炼量视再生温度而定，由于受到外取热系统取热能力的限制，常压渣油的掺炼比一直不高。

焦化蜡油由于碱氮、重金属含量较高，对催化剂和产品性质影响较大，掺炼比很难超过30%。

混合原料密度在910kg/m3左右，蜡油残炭在0.5%左右，渣油残炭为5.06%，重金属含量中铁离子含量最高，Ni和V的含量都在0.89ppm左右，硫含量0.6%。

2.2、主要操作条件：主要操作条件见下表：反应温度通常指一反出口温度，标定时控制505℃，外取热系统一直处于满负荷状态，再生温度控制在710~720℃之间，分馏塔底液相温度一般在280~300℃之间。

操作条件满足MIP技术要求。

2.3、物料平衡情况：下表列出了2004年平均数据、MIP改造标定数据和改造后半年的平均数据：加工量t/d 3582 2817 3157汽油% 38.42 42.60 41.63柴油% 33.29 26.84 29.76液化气% 16.10 13.63 14.56油浆% 3.14 6.07 5.35干气% 3.20 3.05 2.76烧焦+损失% 5.85 7.81 5.94汽油+柴油% 71.71 69.44 71.39总液收% 90.95 89.14 91.30标定期间物料平衡数据不理想，2005年下半年的平均数据更具有代表性。

对比从上表中可以看出，改造后汽油和液化气产率分别上升3个和0.5个百分点，柴油产率下降2.4个百分点，总液收略有上升，产品分布良好。

2.4、产品性质：2.4.1、汽油、柴油主要性质：从上表中可以看出，MIP工艺可以明显降低汽油的烯烃含量，降低幅度可达到30个百分点左右。

天津分公司在未采用任何降烯烃技术时的汽油烯烃含量一般在56~58%之间，应用MIP技术进行改造后汽油烯烃很容易就可降到30%以下，最低甚至到20%以下，反映出MIP技术在降烯烃方面具有重要的作用。

在反应温度降低5℃的条件下，RON没有降低，MON略有上升。

芳烃比改造前的15%左右略有上升。

2002年9月装置标定时，原料和汽油中硫含量分别为0.22%和0.02%，此次标定原料和汽油中硫含量分别为0.65%和0.05%，汽油硫含量占原料总硫的百分数下降了20%左右，反映出MIP技术在降低汽油烯烃含量的同时也可降低硫的含量。

但必须看到，近年来，由于原料中的硫含量越来越高，汽油中的硫含量已接近或达到指标值。

柴油密度变大，十六烷值下降，表明柴油性质变差，这与MIP技术反应深度加大有关系。

2.4.2、回炼油、油浆性质：回炼油密度1037.3kg/m3，油浆密度一般在1050~1100kg/m3，比改造前增大了10%左右，标定期间的油浆固体物含量与改造前相当（当时使用的是LBO-12催化剂，单耗0.65kgEO/t）。

密度增大的主要原因是MIP工艺反应深度比常规FCC大，回炼油和油浆产率减少，回炼比从改造前的0.4%下降到0.1%以下。

2.5、催化剂：催化装置MIP改造后，在开工初期阶段使用的是改造前使用的兰州催化剂厂生产的LBO-12型降烯烃催化剂，这种催化剂的平衡剂粒度分布合理，定炭在0.1%以下，重金属含量也较低，微反活性为65%，催化剂单耗为1.2kg/t。

为配合MIP技术，从8月份开始加入长岭分公司生产的CRMI-2型MIP专用催化剂，控制催化剂单耗为0.7~0.8kg/t，微反活性为62~64%，平衡剂定炭也在0.1%以下。

两种催化剂的主要物化性质见下表：LBO-12 CRMI-2灼减% 11.6 11.6Na2O % 0.29 Na 0.17Al2O3% 46.0 50.3Fe2O3 % 0.22 Fe 0.17Re2O3 % 4.7磨损指数% 1.3 1.0~2.2孔体积g/ml 0.38 0.36表观密度ml/g 0.78 0.76比表面m2/g 251 253微活800℃.4h % 82 80粒度分布% 0~45.8μm 19.4 0~40μm 16.245.8~111μm 54.8 0~149μm 92.4>111μm 25.8从2005年8月到2006年3月，CRMI-2催化剂以0.7~0.8kg/t的单耗向系统加入，期间没有从系统中向外卸剂，自然跑损使系统藏量基本维持不变。

到2006年3月，CRMI-2催化剂占总藏量的70%左右，成为主导剂。

2.6、装置能耗：根据设计条件，催化装置MIP改造后反再系统使用1.0MPa蒸汽总量将上升3.4t/h，装置能耗略有上升。

生产中通过优化工艺参数，节约水、电、汽、风的消耗，在加工量较低的情况下，装置能耗维持在54~55kg标油/t左右。

三、生产中存在的主要问题：3.1、油浆固体物含量高：从2005年8月底开始，天津分公司催化裂化装置出现了油浆固体物含量超高的现象（20~30g/l）。

天津分公司会同SEI、石科院、催化剂长岭分公司的有关技术人员进行了细致地讨论和技术分析，并初步判断：由于两种催化剂物化性能的差异，造成装置内原有的平衡剂和加入的新鲜剂之间的磨损，出现油浆固体物含量偏高的现象。

炼油事业部对此事非常重视，多次组织专家进行会诊，帮助天津分公司解决难题。

为保证装置的正常运行，采取了一系列工艺措施：1、生产操作方面：先后采取了切除了油浆过滤器、加大油浆外甩量、降低反映温度、降低柴油95%点、降低VQS预汽提段料位、用干气代替蒸汽作为提升介质以减少蒸汽对催化剂的影响、调节提升管用汽量以保证VQS+旋分器的效率、引常减压装置的减四线油进催化分馏塔弥补油浆量不足等优化措施。

2、催化剂方面：对比两种催化剂的物化性质发现，长岭第一批催化剂的磨损指数为2.2%，远高于兰州催化剂1.3~1.5%的磨损指数。

石科院和催化剂长岭分公司对催化剂配方进行调整，加强对催化剂制备过程的控制，保持适当的催化剂耐磨指数和细粉含量，减少催化剂间的磨损。

经过多方努力，从2006年2月开始，油浆固体物含量降低到10g/l左右，偶尔出现15g/l左右的高值。

目前CRMI-2催化剂占系统藏量的70%左右，油浆过滤器已投用，油浆外甩量下降。

天津分公司降低油浆固体物含量工作取得一定成绩。

现在仍在探索继续降低固体物含量的新途径，力求达到更好水平。

3.2、低加工负荷下的生产操作情况：由于受到蜡油平衡的限制，催化装置开工后加工量仅为2800t/d，是设计值的72%。

焦化蜡油掺炼比一般控制在25%左右，如果高于30%就容易发生催化剂中毒现象。

由于在第二反应区内进行的氢转移、异构化等反应为放热反应，反应需热降低，在烧焦量无明显变化的情况下，再生温度上升。

天津分公司催化装置外取热能力有限，在满负荷的情况下，仍不能满足生产要求。

为此，掺渣比受到限制。

由于MIP工艺比常规FCC工艺反应深度大，分馏系统热平衡也发生明显变化，中段回流要保证吸收-稳定系统供热需求，循环量不能过小，这就要求油浆循环量不能过大。

为保证油浆系统不结焦，需要保证管线内线速尽可能地大些，就需要较大的油浆循环量，这样就产生了矛盾，给生产带来了一定困难。

在2800t/d加工量下，油浆循环量少，仅能维持在200m3/h左右，分馏塔底液相温度低于300℃；分馏塔一中、二中循环量受到限制，造成了吸收稳定系统热量不足，对产品质量（汽油蒸汽压、液化气的C2含量等）的控制带来一定的困难。