重油催化裂化装置催化剂损耗因素与经济效益

重油催化裂化装置催化剂损耗因素与经济效益
周建文
金陵石油化工公司炼油厂(江苏省南京市210033)
摘要:结合金陵石油化工公司炼油厂重油催化裂化装置的运行情况,分析了催化剂品种及其性质、装置操作状况、原料性质、产品构成及其质量要求、旋风分离器效率等对催化剂消耗的影响,通过对装置各项经济指标的分析,提出了降低催化剂单耗的措施和适宜的催化剂单耗控制范围。

主题词:渣油　流化催化裂化装置　催化剂　单耗　影响因素　经济效益
在催化裂化装置的实际操作中应努力提高操作平稳率,降低催化剂自然跑损,同时应适当控制卸剂单耗。

但是如果催化剂的总单耗(包括自然跑损单耗和卸剂单耗)过低则会造成平衡催化剂(平衡剂)的活性和选择性下降,产品分布变差,总体效益下降,而增加催化剂的消耗又会引起加工成本的增加,这就需要对催化剂的总单耗进行优化。

本文结合金陵石油化工公司炼油厂重油催化裂化装置的运行情况对这一问题进行探讨。

1　催化剂单耗的影响因素
1.1　催化剂品种和物化性质
新鲜催化剂(新鲜剂)的筛分组成、机械强度和水热稳定性决定了催化剂在系统中的耐热和抗磨损性能,从而影响催化剂的自然跑损。

催化剂的活性保留度和抗重金属污染能力决定了催化剂的产品选择性,从而影响催化剂的卸剂置换速率。

平衡剂上的重金属含量说明原料的性质优劣和催化剂的中毒程度。

控制平衡剂的重金属污染,一般采取三个方法:①选择抗重金属污染能力强的催化剂,因为在原料性质无大变化和保持同样的反应转化率下,如果催化剂抗重金属能力由镍含量6000μg/g、钒含量2000μg/g提高到镍含量8000μg/g、钒含量4000μg/g,则催化剂按同比例跑损和重金属沉积计算,催化剂消耗可下降约25%,每吨原料的加工成本降低约8RM B。

②卸出平衡剂,补充新鲜剂。

③注复合钝化剂,如采用石油大学开发的抗镍、钒、钠、铁的复合钝化剂,在1999年装置炼进口常压重油时,平衡催化剂的钠、镍、钒含量分别达4000,7000,3600μg/g的情况下,活性仍能保持在60以上。

另外如果催化剂的抗水热稳定性提高,老化失活速度慢,催化剂在系统中活性保留度较好,则也可降低催化剂的单耗。

不同的催化剂其减活程度不同。

Z C M27沸石表面积在减活条件下8小时后降低很大,而Octacat2D经16小时蒸汽老化处理后仍保持50%的比表面积。

在装置上的实际使用结果也反映了在同样的催化剂补充速率下, Octacat2D催化剂比表面积维持在125m2/g左右, Z C M27催化剂在110m2/g,而O+/XP280L和Reduxion催化剂在135m2/g左右。

因此提高催化剂活性保留度也是催化剂选型的一个重要方面。

系统平衡剂性能的总体反映是催化剂的活性和选择性,因此从产品结构和收率可以判断平衡剂的状态。

为了控制平衡剂的性能在最佳范围,使产品结构最优,装置经济效益最高,一方面要根据原料性质优选催化剂,另一方面要控制好一、二段烧焦比,采取适当的工艺条件以发挥催化剂的最大作用,而最常用的调整手段是根据催化剂的性能置换平衡剂,以控制平衡剂的重金属污染水平,见图1。

不同催化剂品种其抗磨损性能,重油裂解、抗重金属污染能力和再生性能各有不同。

虽然,装置在催化剂选型上每年进行更新换代,积极进行催化剂的筛选,但由于不同时期产品市场对产品的需求都有不同,因而对催化剂选型主要是针对
收稿日期:2000-01-24;修改稿收到日期:2000-04-16。

作者简介:工程师,1988年毕业于石油大学炼制系,现在该厂从事催化裂化装置工艺管理工作。

炼　油　设　计
2000年6月 PETRO LE UM REFI NERY E NGI NEERI NG 第30卷第6期
提高渣油掺炼率和产品需求的,而对催化剂的耐磨性能、活性保留度和抗重金属污染性能未引起足够重视。

从装置多年的实践经验来看,国产剂比进口剂其抗磨损性能和活性保留度相对要差,催化剂自然跑损单耗稍大;在抗重金属污染方面,国产剂与进口剂相当。

图1　控制平衡剂性能的途径
1.2　装置工艺操作条件
1.2.1　装置开停工和催化剂流化状况
装置在开停工期间,由于操作调节幅度大,在
开工加催化剂封旋风分离器(旋分器)料腿和停工卸催化剂过程中,旋分器工况不在设计的最佳范围内,造成催化剂大量跑损,一般开停工约损失催化剂20t 。

因此在开工时要加快大型加料速度,迅速封住旋分器料腿。

在停工时要卸净系统中的平衡剂,努力减少跑损消耗。

装置反应再生系统的催化剂流化波动或中断都会使旋分器工作不正常,影响旋分器的分离效率,从而导致催化剂跑损增加。

装置自1991年开工以来多次流化失常,且曾经一个周期流化失常频繁,影响了装置的平稳生产。

表1为开工第一到第七周期流化失常统计数据。

表1　流化失常统计数据
失常原因失常次数所占比例,%
筛分组成失调2880设备故障
514.3再生立管松动、流化风量不当
2
5.7
可见筛分组成失调是主要的,因此要密切注意其变化。

装置每月由质检部门定期分析三次筛分组成,每星期由厂研究院分析催化剂性质如比表面积、孔容、重金属含量、活性指数等,并定期送G race 公司分析比较。

一旦发现筛分组成失调,就
要查明原因,采取加大新鲜剂补充量、适当补充细粉较多的催化剂或补充正常流化状况下卸出的平衡剂等手段来调节平衡剂筛分组成到正常范围内。

从多年的操作来看,装置的平衡剂平均粒径
控制在小于80μm ,流化就不成问题。

1.2.2　再生器和反应器的正常操作条件
平衡剂的比表面积和孔容受新鲜剂物性影响,一般新鲜剂在使用一段时间后,比表面积下降较快,孔容也有所变化。

高再生温度主要是破坏颗粒外表面的微孔,内部孔结构变化不大,比表面积和孔容同时减少,孔径变化不大;而蒸汽作用主要是破坏颗粒内部的孔结构,孔径增大,比表面积降低,孔容改变不大。

在实际使用过程中,高温和蒸汽常同时作用,因此比表面积和孔容都会减少。

装置再生工艺为两段同轴再生工艺,第一再生器为低温贫氧再生,再生器密相温度控制不大于690℃,蒸汽分压约在35kPa ,烧去焦中约60%～75%的碳、约90%的氢,从而减轻了蒸汽存在下催化剂的高温失活;第二再生器为高温富氧再生,密相温度控制不大于730℃,烟气中氧含量在3%～6%,蒸汽分压约在3kPa ,避免了蒸汽减活,从而减轻了催化剂热崩溃,为提高烧焦负荷和渣油掺炼量,降低再生剂碳含量提供了有利条件。

在实际操作中为延长催化剂使用寿命,减轻催化剂的水热失活,必须控制好一、二段烧焦比例,使一、二段再生温度尽量不超工艺要求的上限。

另外再生器的主风量应控制在一定的范围内,再生器压力在开烟气轮机时尽量在设计的高压下运行,以保证旋分器的分离效率在较佳水平。

1.3　原料性质
由于装置原料来源多、品种杂,以及性质多
变,因此也较大地影响产品分布和催化剂消耗。

从1995年6月加工平台蜡油的情况(见表2)看,加工平台蜡油使常压渣油掺炼率、汽油收率下降,轻柴油收率和油浆产率上升,汽油脱硫醇困难(博士试验难通过),油浆系统易结焦,分馏塔底温度急剧升高。

这主要是适应重油裂解的超稳催化剂活性较低,抗碱性氮的能力较弱所致。

虽然在此期间加大了催化剂置换速率,增加了卸剂消耗,但仍不能保证平衡剂的活性在60以上,这样使转化率下降,胶质、沥青质裂化程度减弱,富集在油浆中,降低了油浆系统换热效果,使分馏塔底温度升高。

因此在加工平台蜡油或焦化蜡油时,需要选用基质活性高,稀土含量高的催化剂,以减少氮和硫的中毒,同时提高渣油裂化能力。

减压渣油的残炭、硫含量和重金属含量比常压渣油高。

特别是最近几年进口了一部分美国、
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34—第6期 周建文.重油催化裂化装置催化剂损耗因素与经济效益
日本及东南亚的蜡油和常压重油,其硫、重金属和钠含量比管输油高很多,最高时镍加钒含量大于50μg/g,钠含量高达20μg/g,在装置上直接加工时,造成操作紊乱,产品分布变差。

为维持重油的裂化能力和平衡剂活性、选择性,使催化剂消耗增加很多。

如按原料中的重金属在催化剂上的沉积量为50%计,则原料中的镍加钒含量由5μg/g增加到10μg/g,平衡剂上重金属含量每天会上升约50μg/g(处理量按3000t/d计),要维持平衡剂上重金属相同的污染水平,则要增加催化剂消耗约0.3kg/t,即加工每吨原料成本增加约6RM B。

因此要优化原料配给,使原料轻重搭配,保证原料性质稳定,同时加强常减压蒸馏装置的脱盐和控制进口蜡油、重油的物化性质不要大差,尽量使进入装置加工的原料中镍加钒含量不大于10μg/g,钠含量不大于2μg/g,以降低催化剂的消耗。

表2　炼平台蜡油操作情况
项 目未炼平台蜡油(1995—05)
炼平台蜡油
(1995—06)
混合原料性质
　密度/kg・m-3903.9900.4　残炭,% 2.0 2.4　总硫,%0.360.57　碱性氮/μg.g-11530常压渣油掺炼率,%61.535产品质量收率,%
　干气 3.81 3.95　液化石油气16.6114.10　汽油47.3945.63　柴油18.0421.65　油浆7.258.14
催化剂Octacat2D+
ZC M27
Octacat2D+
ZC M27
平衡剂性质
　比表面积/m2・g-1125120
　活性指数42.3139.10
　重金属含量/μg・g-1
Ni49004300
V10001500
催化剂单耗/kg・t-1 1.26 1.65
精制汽油硫醇含量/μg・g-1<10>10
1.4　产品构成及其质量要求
产品构成应以市场为导向,因此生产方案须经常调整,这就对催化剂的消耗产生影响。

在市场需要多产液化石油气和丙烯时,需增加催化剂消耗和辛烷值助剂用量以提高系统平衡剂的活性,增强裂化强度;在增产柴油时,需要缓和的反应条件,因而催化剂消耗可适当降低。

1.5　旋分器工况
旋分器工况的好坏直接影响系统平衡剂细粉的回收,从而影响平衡剂的筛分组成和催化剂的流化。

因此应加强平衡剂分析检测和第三级旋分器回收废剂的监控,以随时判断旋分器的工况。

另外根据经验和经济测算,旋分器的效率随着时间的推移会逐渐下降,因此旋分器每隔5年左右需更新,以保证装置长周期平稳运行。

2　催化剂消耗大小对装置经济效益的影响因影响全装置利润的因素众多,且互相制约,为此需利用量本利分析法进行剖析。

表3为1996年装置各月份的原料和产品构成、催化剂性质和消耗、成本和利润。

图2为1996年新鲜剂单耗和利润趋势的对应图。

图2　1996年新鲜剂单耗与利润趋势对应图
从表3和图2中可看出:
(1)吨油总成本变化趋势不大,最大与最小差值为86.1RM B,吨油产品收入最大与最小差值为73.4RM B,利润差值达122.6RM B,说明在降低成本提高产品收入方面,有潜力可挖。

(2)催化剂消耗与吨油利润的变化趋势(除11月份检修外)相一致,而且催化剂的变化在先,即催化剂消耗变化后下个月利润随之也相应变化,说明催化剂消耗对利润的影响起了决定作用。

(3)总成本构成中原料成本占90%以上,催化剂成本占总成本分率很小,因此优化原料配给,降低原料成本是提高利润的一大途径。

1996年2～3月份催化剂的补充量和置换量较少,而原料为镍钒含量高、性质很差的阿曼油,致使催化剂的选择性下降,产品分布变差,到5月份渣油掺炼率降为24.53%,汽油收率降到39.96%,达最低点。

自5月份后增加了催化剂消耗,渣油掺炼率逐月上升,吨油成本反而下降或维持在低水平。

说明
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提高催化剂置换速率,大大改善了平衡剂性质,重金属含量大幅下降,比表面积、活性有了提高,催化剂的跑损量也有所下降,因此催化剂的活性和选择性趋向合理。

10月份与不卸剂的5月份相比,液体产品收率(液化石油气+丙烯+汽油+柴油)增加了2.42%,渣油掺炼率提高到42.81%,总成本降低了67.40RM B/t,利润增加122.6 RM B/t,而催化剂消耗只由4月份的0.948kg/t 提高到10月份的1.306kg/t左右,经济效益巨大,因此牺牲一些催化剂以提高液体产品收率是值得的。

表3　1996年各月份的生产状况分析
月 份123456789101112原料构成,%
　蜡油42.3554.8350.0357.1175.4772.3461.9068.7464.4257.1944.4664.71　常压渣油57.6545.1749.9730.3242.00 5.03　减压渣油12.5724.5327.6638.1031.2635.5842.8113.5430.26产品构成,%
　干气 5.32 5.22 5.0 6.097.597.05 6.87 5.71 6.997.47 6.69 6.09　液化石油气11.7111.0710.1210.5010.1312.1511.6810.099.9911.2312.0510.87　丙烯 4.38 4.04 4.06 3.81 3.85 4.39 4.04 3.84 3.94 4.35 3.63 3.91　汽油45.3344.2342.8141.9639.9642.6944.0144.4443.8546.0743.4743.09　柴油17.9120.1522.6320.8521.0916.5218.1020.9019.8615.8017.0720.81　油浆7.507.958.099.129.269.137.427.227.627.309.267.55经济核算/RM B・t-1
　总成本1082.71105.51095.61078.51086.81088.01039.31064.21041.91019.41061.61055.6　收入1393.41383.81374.01348.71320.01359.51369.31368.31354.21375.21354.01366.7　利润310.7278.3278.4270.2233.2271.5330.0304.1312.3355.8292.4311.1催化剂消耗/kg・t-1
　新剂单耗0.980 1.137 1.0140.948 1.220 1.942 1.422 1.373 1.041 1.306 2.124 1.135　跑损剂耗0.649 1.1370.8540.799 1.220 1.310 1.1500.5320.5700.6000.6330.558平衡剂性质3
　活性626459546065616463585756　镍含量/μg・g-1420044004800590060004800430042004200540064006600　钒含量/μg・g-1210021002000180020001400110011001100140016001600 31996年催化剂为Octacat2D,O+/XP280L,Reduxion250L和Ultima447;平衡剂性质数据由G race公司分析所得。

适当增加催化剂消耗可带来如下好处:
①可降低平衡剂上的重金属含量,改善平衡剂的活性和选择性,从而适应原料性质的变化。

②在保持再生器烧焦负荷的情况下,能改善产品分布,提高轻油和液体产品收率。

③提高渣油掺炼率,改变原料构成,降低原料成本,从而抵消催化剂成本的增加,单位加工总成本反而下降。

当然催化剂的置换量不能太大,当超过1.4 kg/t时,每增加0.1kg/t,就要增加加工费用约2.3 RM B/t左右,而液体产品收率提高较小,此时综合经济效益反而下降,因此要控制好适当的催化剂置换速率。

经过多年的摸索得出,最佳催化剂消耗在1.1～1.5kg/t,催化剂消耗差值(新鲜剂单耗-跑损单耗)在0.5kg/t较合适,对国产催化剂可适当增加些,当然对不同的催化剂,应根据其老化程度、使用寿命及其价格进行平衡,以达到最大效益。

3　结论
(1)对掺炼重油的重油催化裂化装置,催化剂的筛分组成、抗磨损性能、水热稳定性和装置操作条件、旋分器运行工况影响自然跑损单耗;催化剂的抗重金属污染能力、活性保留度和原料的金属含量影响卸剂单耗。

为减少催化剂消耗,应注意如下几点:
①在催化剂选型上,除要求能多掺炼重油、生焦率低和满足产品的需求外,对催化剂的抗重金属污染能力和老化寿命应予足够重视。

②提高操作平稳率,避免流化波动,控制适当
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的再生温度、再生器压力、主风量,使旋分器工况处在最佳分离效率内。

③优化原料配给,保证原料性质稳定,严格控制原料的重金属镍加钒含量不大于10μg/g,钠含量不大于2μg/g。

(2)根据原料和平衡剂的分析数据,应用经济分析手段得出,我厂重油催化裂化装置催化剂单耗控制在1.1～1.5kg/t较合适。

(编辑　杨金鹏)
CATALYST LOSS AN D ECONOMIC BENEFITS OF RFCCU
Zhou Jianwen
Refinery o f Jinling Petrochemical Company(Nanjing,Jiangsu210033)
Abstract In fluences of kinds and characteristics of catalyst,operating conditions,feedstock characteristics, product slate and quality as well as the efficiency of cyclone on economic benefits were analyzed.Measures reducing catalyst loss and appropriate control range for catalyst loss were proposed.
K eyw ords residue,FCC U,catalyst,single consum ption,in fluence factor,economic benefits
国外动态
MT BE装置改造的前景
环境调查表明,MT BE已污染了美国49个州的饮用
水,作为汽油添加剂的MT BE的前途正面临着威胁。

加利福尼亚州空气资源局(C AR B)已于1999年12月签署法令,该州政府将执行Davis法案,要求炼油厂于2000年12月31日后中止使用MT BE。

炼油厂也面临提高汽油辛烷值、MT BE装置及其原料出路的挑战。

最近,美国凯洛格・布朗2路特(K BR)和芬兰F ortum油气公司联合,以及意大利斯纳姆帕洛盖蒂公司分别开发了利用现有的MT BE装置改产异辛烷烷基化油的新工艺。

该工艺由二个独立的反应步骤组成(见附图):第一步异丁烯二聚为异辛烯馏分(或部分醚化为MT BE),第二步将异辛烯加氢为异辛烷。

该技术可使炼油厂将现有闲置的MT BE装置转换成生产异辛烷的装置,异辛烷是既可替代汽油中MT BE用于提高辛烷值,改造费用又比较低。

将现有MT BE装置改产异辛烷烷基化油,使用异丁烯高选择性二聚工艺,无需HF酸或硫酸烷基化装置。

该装置产品为高质量异辛烷,有很高的辛烷值和适宜的蒸气压,异丁烯转化率高达99%;循环量极少,投资费用低;无废弃物流处理的环境问题。

K BR和F ortum油气公司开发的这种工艺称为Nex oc2 tane,
该工艺成为F ortum油气公司子公司纳斯特工程公司纳斯特醚化技术———Nexethers和Nextame的分支,已在芬兰的装置上得到验证。

斯纳姆帕洛盖蒂公司开发的工艺称为SP2Is oether。

反应过程采用该公司的水冷法管式反应器(WCTR)。

异丁烯二聚为高放热反应,反应温度难以控制,其结果会导致产品低聚。

WCTR的优点是催化剂床层一旦产生热量即可除去,低聚反应得以控制,使二聚具有高的选择性,从而提高产品质量。

WCTR的另一优点是可用于一次通过操作,减少了产生低聚的可能。

该公司已进行过几次试验。

在美国生产了2000t异辛烷,在意大利与埃尼公司合作也生产了几千吨异辛烷。

(钱伯章摘编自ECN2000,72(1894):39;72(1893),35)
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