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1、加工装置催化裂化操作随着我国国民经济的高速持续发展，相应的石油产品消费量也在快速增长，因此国内原油满足不了石油产品增长的需要，每年需进口大量原油。2000年进口了约70.0 Mt，2001年将有所增长，预计2005年原油进口将达到120 Mt左右。所进口的原油种类繁多，致使原油性质差异也很大。就拿进口阿曼原油讲：与胜利临商原油相比，阿曼渣油的密度最大（原油密度最小）、残碳最高、沥青质最多（危害也最大），分别比临商渣油密度大出2.2%、残碳高出30.6%、沥青质多出171%；阿曼渣油含硫量最高，较临商渣油高出470%；阿曼渣油钒含量较临商渣油要高。由此给重油二次加工装置催化裂化操作带来很大的影响
2、，尤其是在高掺渣比条件下影响更大。1 回顾 1999年12月下旬我厂开始加工进口阿曼原油，影响到140104 t/a重油催化裂化装置的时间是从2000年1月3日开始，反-再操作出现周期性的大波动，主要表现在：一再密相床层温度大幅度变化（瞬时变化20左右且时有大于710的超温现象发生）；CO焚烧炉-余热锅炉炉膛温度大幅度降低（瞬时降低150左右，中压蒸汽出装置温度瞬时下降30C左右）；二再密相床层温度大幅度升高瞬时升高30左右且伴随再生剂发生轻微碳堆(再生剂定碳成倍增加)，致使反应转化率降低8%左右。操作上被迫采取减少回炼比同时增加油浆外甩量以降低总进料量；减少掺渣比降低总进料量；待流化循环烧焦
3、正常后再恢复到波动前的条件，大波动平均每班发生12次。随着进口原油混兑比例的增加，这种不正常现象有加剧的趋势，春节期间（2月4日2月10日）表现最为明显，这期间进口原油混兑比例高达43%。 2000年2月13日，对二再密相床层温度进行了大幅度的提高，由650提至700，反-再操作出现的周期性大波动基本消除，装置的操作也由失控状态转变成为受控状态。 2000年3月上旬，一、二再密相床层藏量开始出现大幅度波动，主要表现在：一再密相床层藏量大幅度下降（瞬间下降25 t左右）；半再生斜管推动力明显不足；半再生剂、再生剂含碳量分布不均。应对措施就是：通过增减二再供风量来平衡一、二再藏量。 2000年3月
4、下旬，一、二再密相床层藏量出现的大幅度波动逐渐被消除，这期间主要进行了以下调整：降低回炼比（由0.20减至0.08）；降低再密相床层藏量（由133 t减至120 t）；提高再密相床层温度（由685增至695）；提高反应温度（由510增至515）；调停半再生斜管上的松动点数、布局和松动气量，有选择的关停滑阀前松动点（共9个），并增大了滑阀后的松动、分布气量（是调整前的6.3倍）；随着新鲜剂单耗的提高和时间的延续，系统内平衡催化剂性能进一步提高（微反活性保持在66左右）；污染水平进一步降低，Ni和Fe含量均降至10 000 ppm 以下，V也降至2 000 ppm以下；助气催化剂所占系统催化剂总藏
5、量的比例进一步下降（由1月份的25%降至5.2%）。 当前，在进口原油掺炼比30%和140104 t/a重油催化裂化装置纯减渣掺炼比超过40%的条件下，装置反-再操作平稳且有一定的操作弹性。2 140万吨/年重油催化裂化装置在高掺渣比条件下掺炼阿曼原料油后的认识a) 掺炼进口原料油后重催原料油性质发生了重大变化是造成反-再操作出现异常的主要外因。掺炼进口原料油后与掺炼进口原料油前相比，重催原料油中的S增加1倍，V含量增加3.5倍，N含量减少30%，Ni、Fe含量基本持平，但是原料油烃组成却发生了很大变化：饱和烃明显减少，芳烃和胶质明显增加，这是造成反-再操作出现异常的诱因。详见表1。表1 原料
6、油烃组成分析项 目饱和烃芳 烃胶 质 沥青质混合蜡油，%-12.13+5.98+5.15减渣渣油，%-5.05+9.35-5.97-0.34回炼油，%-14.52+9.65+4.33+0.57油浆，%-7.59+4.12+3.13+0.32 烃类进行催化裂化反应的先决条件是在催化剂表面上的吸附。各种烃类在裂化催化剂上的吸附能力按其强弱顺序大致可排列如下：胶质（稠环芳烃）芳烃（多环芳烃）饱和烃各种烃类化学反应速度的高低顺序大致可排列如下： 饱和烃芳烃(多环芳烃)胶质(稠环芳烃) 这两个排列顺序是有差别的，特别突出的是胶质和芳烃的吸附能力最强而化学反应速度却最低。因此，当裂化原料中含胶质和芳烃类较
7、多时，他们就首先占据了催化剂表面，但是他们却反应的很慢，而且不易脱附，有的缩合至焦炭甚至导致待生催化剂带油。这样就大大妨碍了其它烃类被吸附到催化剂表面上来进行反应，从而使重油的反应转化率降低。b）掺炼进口原料油后，原料油性质发生重大的变化，加工纯国内原料油时的工艺操作条件甚至是很优化的工艺操作条件(例如，相对较低的再生剂温度等；催化剂活性偏低；系统催化剂中助气催化剂所占比例过高)巳不适应于在高掺渣比条件下掺炼部分阿曼原料油，是造成反-再操作出现异常的主要内因。c) 掺炼进口原料油以后与之前相比，140104 t/a重油催化裂化装置的工艺操作条件发生了“五高二低”的重大变化。 一再密相床层烧焦反
8、应温度要高。 二再密相床层烧碳反应温度和原料油与催化剂初始接触温度要高。提升管反应器出口温度要高。平衡催化剂活性要高。一再密相床层催化剂藏量要高。反应回炼比要低。 助气催化剂在系统催化剂中所占的比例要低。详见表2。表2 掺炼进口原料油前后的变化项目掺炼进口原料油之前掺炼进口原料油之后变化量时间1999-112000-03加工量/ （t.h-1）109128原料油性质掺纯减压渣油37%掺纯减压渣油37.7%掺炼进口原油比例，%00%300%左右密度/（kg.cm-3）0.9350.9450.9350.945残碳，%6.07.06.07.0混合原料油含硫，%0.350.72催化剂性质MLC-500
9、、CHO-3、CHO-4MLC-500、CHO-4新鲜剂(干基、包括助气剂)单耗/ （kg.t-1）086120+034助气催化剂在系统催化剂重所占的比例，%25.018微反活性，%6066+6比表面积/（m2.g-1）100111堆积密度/（g.mL-1）O87089重金属/ppmNi10 2209 350V1 0832 100Fe1O OlO9 740Na2 2372 200Sb3 1433 820相关的工艺参数一再密相床层温度/68069313一再密相床层藏量/t91.5118.827一再稀相过剩氧量，%1OFeNiNa）；与再密相床层藏量亦高度成反比。一再密相床层温度提高10，一再烟气
10、中的CO含量降低约05。 大幅度提高二再密相床层烧碳反应温度，旨在：一是用提高温度的办法来弥补氧浓度的降低以提高烧碳速率（同等条件下，每提高再生温度10，烧碳速率可增加17），提高再生效果；二是通过提高再生剂温度来提高原料油、催化剂初始接触温度，从而提高重芳烃的汽化率并借助热裂化部分完成对重芳烃的一次裂化，继而将大分子切成中分子后再进入催化剂内表面进行催化裂化，以降低焦炭中的氢含量(即待生剂的含油量)。 提高提升管反应器出口温度，旨在：一是提高单程转化率的需要；二是减少重芳烃的冷凝吸附量和提高汽提温度来提高汽提效果以降低焦炭中的氢含量(即待生剂的含油量)。 较大幅度提高一再藏量，旨在：一是提高
11、半再生剂线路和外取热器线路的推动力，从而提高二再的配风能力和取热能力，提高二再的烧碳能力(相同条件下，推动力增加25 kPa，配风增加50 m3/min，二再烧碳量增加225 kg/h,再生烧焦量增加562 kg/h，反应生焦率可增加0.44%，可提高纯减压渣油掺炼比2.7%)。 提高平衡催化剂活性，不仅提高了催化裂化反应活性尤其是提高重油裂化能力、反应选择性，而且还改善了催化剂的汽提性能、脱气性能、再生性能和流化性能。 平衡催化剂活性的提高，在相同催化剂动态活性的条件下，可降低剂油比。目前条件下，平衡催化剂活性增加7个单位，保持原有的反应转化率，剂油比可减少约105，由此三器间催化剂循环量可减少约11%，这可缓解因一再下料能力不足给催化剂再生能力及再生效果所带来的不利影响。 较大幅度降低了反应回炼比，回炼比降低0.17给总进料油性质所带来的变化。详见表3。表3 降低回炼比给总进料油性质所带来的变化项 目芳 烃胶 质回炼比0.25总进料芳烃，胶质含量，%34892034回炼比0.08总进料芳烃、胶质含量，%31991998回炼比降低0.17总进料芳烃、胶质含量减少了，%-829-176
