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催化裂化进料喷嘴,特别是重油催化裂化进料喷嘴,是催化裂化关键设备之一。进料喷嘴性能的优劣对裂化反应产品分布起着重要作用,性能优越的进料喷嘴可以提高轻质油收率,降低焦炭产率,改善产品分布,增加经济效益;在掺炼渣油或以重油为催化裂化原料时,改善进料喷嘴的雾化性能,还能起到提高掺渣率,减轻设备结焦,延长装置运行周期的作用。因此,国内外一直不断开发和推出新型的进料喷嘴,各炼油厂也在不断更新使用更高效的原料雾化喷嘴,以期获得更好的经济效益[1]。武汉分公司采用洛阳石化机械有限公司的CS-Ⅱ高效雾化喷嘴(简称CS-Ⅱ喷嘴),工业应用取得了良好的效果。
1 装置概况 武汉分公司2#催化装置采用了国内新型重叠式两段再生及超稳REY型沸石催化剂提升管反应工艺技术。提升管采取上下两组喷嘴进料,以适应原料变化及产品分布变化的要求。采用高效汽提技术,使待生催化剂中油气尽量除去;采用再生催化剂高效脱气技术,以增加装置操作弹性,减少油气中的杂质含量;一段再生器与二段再生器之间采用高效耐磨低压降分布板等先进技术该装置于1995年8月28日投料开车成功。2005年5月该装置扩能改造至1 000 kt/a。2005年5月开工到2006年8月,催化装置因提升管内结焦,压降升高,停工检修,发现提升管内原料喷嘴以上1 m多处结焦严重。经显微分析,提升管喷嘴上部严重结焦的主要原因是喷嘴操作工况和喷嘴有关参数不适应原料变重的现状,部分原料因喷嘴雾化不好,呈大液滴状态,带油较多的催化剂接触到提升管内壁后逐步形成结焦。检修期间,装置清除了提升管的焦块,没有更换喷嘴。2006年9月上旬装置开工后,生产恢复正常,产品分布改善。但2006年10月开始提升管压降又呈上升趋势,喷嘴不适应原料性质仍是提升管压降上升的主要原因,因此更换适合的高效雾化喷嘴才能根本解决提升管结焦的问题。 2 喷嘴的选择 在提升管进料混合段内,喷嘴射流速度高,雾化效果好,有利于剂油混合,有利于防止提升管结焦,但会撞破催化剂,且高速射流造成喷嘴的磨蚀直接影响长周期使用;而且高速喷嘴还有压降高,操作弹性小,油、气抢量等不足,因此低流速喷嘴成为主流。武汉分公司对几种常用的提升管进料喷嘴进行了技术调研认为,以低速理论和提升管反应器进料混合段内气固两相流动理论为基础的CS-Ⅱ喷嘴[2],可基本满足2#催化裂化装置的需要。 CS喷嘴采用油、气预混技术,防止偏流、抢CS-Ⅱ喷嘴的研发思路是使物流在低流速的状况下取得较好的雾化,同时低速喷嘴喷出的有角度的物流被上行的催化剂携带向上,一起在提升管内做活塞流运动[3],不会在提升管的中轴线上相交碰撞。由于提升管的结焦是活塞流返混碰撞提升管内壁形成的,因此,在喷嘴出口附近设计了一排蒸汽孔道来消除返混碰撞,并且CS-Ⅱ喷嘴的安装无需对中。目前CS-Ⅱ喷嘴已应用在全国五十余套催化装置上,其中一些装置原料密度(20℃)达0·93 g/cm3,黏度(100℃)达30mm2/s,与武汉分公司2#催化原料相近,这些装置在正常运行周期内未发生因提升管结焦而切断进料的情况。而且CS-Ⅱ喷嘴替换原有喷嘴时,可以利用原有喷嘴的套管,使改造工作量大大减少。 3 应用效果 2008年4月武汉分公司利用2#催化装置停工小修的机会更换了进料喷嘴, 4月21日装置开工,CS-Ⅱ型喷嘴投入使用。为了说明其应用效果,现将喷嘴更换前后生产工况进行对比,改造前数据取2006年12月标定数据,改造后数据取2008年5月统计数据。
3·1 原料 武汉分公司加工原油为管输油,其中胜利油60%,阿曼油40%。2#催化装置原料来自于常减压装置的减压蜡油,具体性质见表1。从原料情况来看,改造后原料密度由0·936 7g/cm3降至0·930 2 g/cm3,原料中饱和烃含量由58·4%降至55·8%,原料性质变化不大。量;采用变形文丘里结构,低压降、低流速雾化、雾化粒径分布均匀合理;采用二次雾化蒸汽多角度“消音爆破”,喷嘴出口上方设置汽幕孔,屏蔽射流形成的低压液雾区。结构示意见图1。 表1 改造前后催化裂化原料性能对比 项目改造前改造后 密度(20℃) /g·cm-30·936 7 0·930 2馏程/℃ HK 238 245 10% 363 358 50% 468 425 350℃/mL 8·00 7·25 500℃/mL 62·00 80·75 元素分析 S,% 0·82 0·88 残碳,% 5·98 4·13 金属含量分析/μg·g-1 Fe 7·7 8·15 Ni 18·4 8·35 V 5·6 1·5 Na 0·3 8·15 烃族组成(φ),% 饱和烃58·4 55·8 芳烃26·2 31·9 胶质12·8 11·3 沥青质2·6 1·0 表2 平衡催化剂分析结果 项目 平衡催化剂改造前改造后表观密度/g·cm-30·73 0·81 孔体积/mL·g-10·28 0·27 微活指数,% 68 62 比表面积/m2·g-1131 128 重金属/μg·g-1 Ni 10 414 11 126 V 3 408 3 085 Na 1 300 1 604 Fe 6 066 7 158 Cu 70 95·5 Sb 1 318 1 082 Ca 5 720 8 142 由表2可以看出,改造后平衡催化剂Ni含量以及Ca含量较改造前分别上升了712μg/g和2 422μg/g,微活指数下降了6个百分点,可见改造后催化剂的性质比改造前要差。 3·3 生产方案(见表3) 表3 操作参数对比项目改造前改造后温度/℃ 提升管出口505 512 原料预热200 200 分馏塔塔顶116 108 分馏塔塔底350 350 压力/MPa 沉降器顶部0·246 0·194 再生器顶部0·282 0·220 分馏塔顶部0·204 0·165 流量/t·h-1 原料112·5 101 终止剂29 20 原料雾化蒸汽/kg·h-19 000 5 900 催化剂藏量/t三器总藏量219 195 从改造前后操作参数来看由于处理量降低了约10%,所以反应温度和终止剂量有所调整。改造前后均以液化气和柴油方案进行生产,因此在反应深度控制上,改造后比改造前稍大。原料喷嘴雾化蒸汽量由8%降到5·8% (相对处理量),按平均加工量120 t/h计算,节约蒸汽2·6t /h。 3·4 (4) 表4 改造前后物料平衡项目 改造前加工量/t·d-1收率,%改造后加工量/t·d-1收率,%差值,%加工量2 701 2 700 100干149·49 5·53 172·80 6·40 +0·87酸性气17·94 0·66 17·55 0·65 -0·01液化气496·78 18·39 503·01 18·63 +0·24977·50 36·19 979·56 36·28 +0·09柴油580·00 21·47 659·07 24·41 +2·94油浆189·00 7·00 129·60 4·80 -2·20焦炭285·40 10·57 228·69 8·47 -2·10损失31·87 0·18 7·83 0·29 +0·11轻油收率57·66 60·69 +3·03液化气+轻油收率76·05 79·32 +3·27由表4可以看出,更换喷嘴后液化气+轻油收率提高了3·27个百分点,焦炭产率降低了2·1个百分点,油浆收率降低了2·2个百分点,其中除了原料性质变轻的原因外,喷嘴雾化性能较好是重要的因素之一。
3·5 提升管压降变化 2#催化装置从2005年4月开工到2006年8月,压降由70 kPa升高到110 kPa。2006年8月停工检修后发现提升管结焦严重。2006年9月上旬2#催化清焦后开工,生产恢复正常。但2006年10月提升管压降又呈上升趋势,到2008年3月压降又已达到110 kPa左右。2008年4月更换CS-Ⅱ喷嘴直到2009年5月一年多的时间,压降一直稳定在75 kPa左右。CS-Ⅱ型喷嘴解决了2#催化裂化提升管结焦的问题,保证了长周期生产。 3·6 平衡催化剂显微观察图片 从催化裂化更换喷嘴前后的催化剂显微照(图2、图3)可以清晰看到,更换喷嘴前待生催化剂黑白不均,表示原喷嘴雾化效果一般,催化剂挂焦不均匀;细粉较多,表示该喷嘴线速较大,催化剂碰撞后破碎造成细粉较多。而更换喷嘴后待生催化剂挂焦均匀,细粉比例在正常范围内。因此从显微观察照片来讲, CS-Ⅱ型喷嘴线速较低,雾化效果较好。 3·7 存在的问题及措施 运行初期,东西向、南北向两对原料油喷嘴处的现场压力表数值出现偏差,南北向现场压力表数值为0·55 MPa,东西向现场压力表数值为0·65MPa。根据伯努利方程P+ρv2/2+ρgh=恒量,在对称配管的分支压力表处,流量相等,必定压力相等。现场压力表数值出现偏差是物料偏流造成的,而原料油有文丘里管流量计和孔板流量计相互印证,可以排除原料油偏流的可能。因此东西向、南北向两对原料油喷嘴处的现场压力表数值出现偏差的原因是由于仪表误差较大,而实际蒸汽量偏流造成的。为此制定了调整操作方案:按现场压力表数值调节蒸汽流量,做到4只喷嘴压力表指示相同,同时喷嘴与提升管的压降控制在设计值0·35MPa。按该方案操作并校核仪表后,喷嘴工况平稳,没有偏流现象。 4 结束语 武汉分公司2#催化装置由于原料较重,原有喷嘴不适应现有工况导致提升管结焦,无法长周期运行。更换CS-Ⅱ型喷嘴后解决了提升管结焦的问题,待生催化剂挂焦均匀,细粉比例在正常范围内,说明CS-Ⅱ型喷嘴线速较低、雾化效果较好,保证了长周期生产;在相同的处理量下每小时节约蒸汽2·6 ,t按130元/t计算,一年节约蒸汽费用283·9万元;并且液化气+轻油收率提高3·27个百分点,焦炭产率降低2·1个百分点,油浆收率降低2·2个百分点,经济效益显著。 |
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