一种浆态床蜡油催化裂化装置加工脱硫渣油的方法 |
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| 申请号 | CN202410225044.8 | 申请日 | 2024-02-29 | 公开(公告)号 | CN117887489A | 公开(公告)日 | 2024-04-16 |
| 申请人 | 浙江石油化工有限公司; | 发明人 | 石梓良; 贾伟峰; 康浩; 赵君昌; 隋建国; 刘建; 钟湘生; 田海波; 辛华; 魏文; | ||||
| 摘要 | 一种浆态床 蜡油 催化裂化装置加工 脱硫 渣油的方法，可以加工脱硫渣油，装置通过调整反应热平衡、设备运行工况、更换催化剂配方等手段，保证产品收率、环保指标合格，本 发明 降低装置原料成本，同时提高渣油加工收益，蜡油价格每吨4600元，渣油价格每吨2800元，渣油价格较蜡油价格每吨低1800元，按装置当前工况每小时掺练100吨渣油成本每天降低432万元。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种浆态床蜡油催化裂化装置加工脱硫渣油的方法，其特征在于，包括以下步骤： |
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| 说明书全文 | 一种浆态床蜡油催化裂化装置加工脱硫渣油的方法技术领域[0001] 本发明涉及炼油工艺加工渣油技术领域，具体涉及一种浆态床蜡油催化裂化装置加工脱硫渣油的方法。 背景技术[0002] 环保法规对油品的质量要求日益严格，目前我国车用汽油的有害物质控制标准要求 限制烯烃含量、硫含量和芳烃含量等。从2017年起，全国开始实施车用汽油国V标准(GB 17930‑2013),要求汽油烯烃含量不大于24φ%,芳烃含量不大于40φ%,苯含量不大于1.0φ%,硫含量不大于10μg/g。 [0003] 而现有的浆态床蜡油催化装置及工艺无法对掺练渣油进行加工，烧焦罐与密相床层串联工艺烧焦强度较低无法满足裂化渣油的烧焦量，容易造成再生器稀相尾燃；催化剂裂解性能较差，针对重油裂化与产品分布效果不理想，易造成催化剂含碳量偏高；油浆产率较高且性质较差，易造成分馏油浆系统结焦堵塞问题；重质油原料中硫、氮、重金属含量较高，催化剂置换量加大，烟气脱硝脱硫单元负荷较大。 发明内容[0005] 本发明采用的技术解决方案是：一种浆态床蜡油催化裂化装置加工脱硫渣油的方法，包括以下步骤：（1）浆态床蜡油经过加氢后和罐区来的渣油混合后送至本装置的原料油罐，原料油经原料油泵送至原料油‑循环油浆换热器加热至225℃左右后，分8路经原料油雾化喷嘴进入提升管反应器； （2）原料油在提升反应器内与高温催化剂接触后升温、汽化及反应，提升反应器内的反应温度为523℃，反应压力控制在220KPa‑260KPa，再生压力控制在250KPa‑290KPa，反应后的油气和催化剂经提升管出口的分离系统将催化剂和油气快速分离，以终止热裂化反应为主的二次反应，降低干气产率，待生催化剂进入下部设置的汽提段； （3）快分后的反应油气和夹带的催化剂细粉直接导入沉降器单级旋分器，防止由于油气外溢导致的沉降器结焦现象，经沉降器单级旋分器进一步分离催化剂细粉后的反应油气经沉降器顶的大油气管线进入分馏塔下部，经分离系统和沉降器单级旋分分离后的待生催化剂在汽提段与汽提蒸汽逆流接触以置换催化剂所携带的油气； （4）积炭的待生催化剂进入汽提段，在此与蒸汽逆流接触汽提出催化剂所携带的油气，汽提后的催化剂沿待生斜管下流，经待生滑阀进入再生器的烧焦罐下部，与自二密相来的高温再生催化剂混合进行烧焦，在催化剂沿烧焦罐向上流动的过程中，烧去大部分焦炭，含炭较低的催化剂在烧焦罐顶部经大孔分布板进入二密相，在 680 690℃条件下最终~ 完成焦炭及CO的燃烧过程，再生催化剂经再生斜管及再生滑阀进入提升管反应器底部，在干气/蒸汽的提升下，完成催化剂加速、整流过程，然后与雾化的原料接触汽化并进行反应； （5）再生烧焦产生的烟气经两级旋风分离器分离催化剂后进入三旋进一步分离夹带的催化剂，净化的烟气进入烟机回收压力能和热能，然后进入余热锅炉回收热能、并经设置在余热锅炉内脱硝段进行NOX脱出后，送入烟气脱硫单元，烟气脱硫洗涤塔启用双泵注碱 3 保证外排烟气中SO2低于50mg/m，烟气脱硫达标后经烟气脱硫烟囱排入大气； （6）由沉降器来的反应油气进入分馏塔下部，通过人字挡板与循环油浆逆流接触，洗涤反应油气中催化剂并脱过热，使油气呈“饱和状态”进入分馏段进行分馏，分馏塔顶油气经分馏塔顶油气－除盐水换热器、分馏塔顶油气干式空冷器、分馏塔顶油气冷凝冷却器冷至 40℃，进入分馏塔顶油气分离器进行气、液、水三相分离，分离出的粗汽油经粗汽油泵提压后进入吸收稳定系统分离成稳定汽油与液化气送至下游产品精制与SZorb装置，轻柴油自分馏塔 15 层塔板抽出自流至轻柴油汽提塔，汽提后的轻柴油由轻柴油泵抽出后换热至 120℃送至下游柴油加氢裂化装置，油浆自分馏塔底由循环油浆泵抽出并控制分馏塔底液相温度≤335℃，油浆后依次经原料油‑循环油浆换热器换热后，再经循环油浆蒸汽发生器产生高压饱和蒸汽后，温度降至280℃后分三路，一路经油浆上返塔返回分馏塔洗涤脱过热段上部，一路经油浆下返塔返回分馏塔底部，另一路由产品油浆泵升压后，经产品油浆－热水换热器冷却至 90℃，作为产品油浆送至罐区油桨罐，保证油浆外甩量不低于装置进料量4%。 [0006] 所述的催化剂为LC‑6裂解蜡油兼顾裂解重油催化剂，所述的催化剂的单耗为0.8kg‑1.0kg/t。 [0007] 所述的分离系统为SVQS快分分离系统，所述的SVQS快分分离系统的出口与沉降器8组单级旋分直连。 [0009] 所述的步骤（5）中加入CO助燃剂保证再生器稀相温度不超695℃。 [0010] 所述的步骤（5）中增加脱硝助燃剂降低烟气中的NOx低于100mg/m3。 [0011] 所述的步骤（1）中浆态床蜡油与渣油的管线间设有切断进料时联锁切断阀动作，渣油进料切断的联锁系统。 [0012] 所述的步骤（5）中的余热锅炉内还添加降低烟气中的SO3与NOX，保证颗粒物合格的SNAR除酸脱硝还原剂。 [0013] 本发明的有益效果是：本发明提供了一种浆态床蜡油催化裂化装置加工脱硫渣油的方法，可以加工脱硫渣油，装置通过调整反应热平衡、设备运行工况、更换催化剂配方等手段，保证产品收率、环保指标合格，本发明降低装置原料成本，同时提高渣油加工收益，蜡油价格每吨4600元，渣油价格每吨2800元，渣油价格较蜡油价格每吨低1800元，按装置当前工况每小时掺练100吨渣油成本每天降低432万元。附图说明 具体实施方式[0015] 下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整的描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明的一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获的的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。 [0016] 本发明工艺装置设计为MIP‑CGP工艺，设计原料浆态床加氢蜡油，在反应器高温低压操作下，通过催化裂化催化剂表面强酸中心的催化作用，使烃类分子发生以裂化、异构化、氢转移反应为主的多种复杂反应，使大分子烃类转化为各种小分子烃类的混合物，并通过后续分馏稳定系统分离出干气、液化气、汽油、柴油及油浆等产品，反应过程形成的焦炭被用于工艺过程消耗并提供热量。 [0017] 本发明工艺装置工艺流程由反应‑再生部分、主风机组部分、分馏部分、气压机部分、吸收稳定部分、产汽系统、余热锅炉部分（含烟气脱硝部分）组成。浆态床蜡油经过加氢后和罐区来的冷蜡油混合后送至本装置的原料油罐，原料油经原料油泵送至原料油‑循环油浆换热器加热至225℃左右后，分8路经原料油雾化喷嘴进入提升管反应器 ，原料在反应器内与高温催化剂接触后升温、汽化及反应。控制此处反应温度523℃，反应压力控制220KPa‑260KPa，再生压力控制250KPa‑290KPa，反应后的油气和催化剂经提升管出口的 SVQS 快分分离系统将催化剂和油气快速分离，以终止热裂化反应为主的二次反应，降低干气产率，待生催化剂进入下部设置的汽提段。SVQS快分分离系统的出口与沉降器8组单级旋分直连（料腿直径325mm变更为219mm），快分后的反应油气和夹带的催化剂细粉直接导入沉降器8组单级旋分器，防止由于油气外溢导致的沉降器结焦现象，经沉降器单级旋分器进一步分离催化剂细粉后的反应油气经沉降器顶的大油气管线进入分馏塔下部。经SVQS和沉降器单级旋分分离后的待生催化剂在汽提段与汽提蒸汽逆流接触以置换催化剂所携带的油气。积炭的待生催化剂进入汽提段，在此与蒸汽逆流接触汽提出催化剂所携带的油气，汽提后的催化剂沿待生斜管下流，经待生滑阀进入再生器的烧焦罐下部，与自二密相来的高温再生催化剂混合进行烧焦，在催化剂沿烧焦罐向上流动的过程中，烧去大部分焦炭。含炭较低的催化剂在烧焦罐顶部经大孔分布板进入二密相，在 680 690℃条件下最终完成焦炭及~ CO的燃烧过程。再生催化剂经再生斜管及再生滑阀进入提升管反应器底部，在干气/蒸汽的提升下，完成催化剂加速、整流过程，然后与雾化的原料接触汽化并进行反应。 [0018] 再生器烧焦所需的主风由主风机提供，主风自大气进入主风机（K‑0101），升压后经主风管道、辅助燃烧室（F‑0101）及主风分布管进入再生器，再生器烟气出口氧含量控制6%。再生烧焦产生的烟气经12组两级旋风分离器分离催化剂后进入三旋进一步分离夹带的催化剂，净化的烟气进入烟机回收压力能和热能，然后进入余热锅炉回收热能、并经设置在余热锅炉内脱硝段进行NOX脱出后，送入烟气脱硫单元，烟气脱硫洗涤塔启用双泵注碱保证外排烟气中SO2低于50mg/m3，烟气脱硫达标后经烟气脱硫烟囱排入大气，脱硫烟气在排入大气之前加入青岛惠城环保科技有限公司提供的SNAR除酸脱硝还原剂撬块，降低烟气中的SO3与NOX，保证烟气中折算颗粒物合格。开工使用催化剂为中石油兰州催化剂厂定制LC‑6专用催化剂，由冷催化剂罐（V‑0101）或热催化剂罐（V‑0102）用非净化压缩空气输送至再生器，正常补充催化剂可由催化剂小型自动加料输送至再生器，小型加料加注量为0.8kg‑ 1.0kg/t。CO助燃剂、脱硝助燃剂由助燃剂加料斗（V‑0114）、助燃剂加料罐（V‑0113）用非净化压缩空气经小型加料管线输送至再生器，加注CO助燃剂保证再生器稀相温度不超过695℃。 [0019] 由沉降器来的反应油气进入分馏塔下部，通过人字挡板与循环油浆逆流接触，洗涤反应油气中催化剂并脱过热，使油气呈“饱和状态”进入分馏段进行分馏。分馏塔顶油气经分馏塔顶油气－除盐水换热器、分馏塔顶油气干式空冷器、分馏塔顶油气冷凝冷却器冷至 40℃，进入分馏塔顶油气分离器（V‑0203）进行气、液、水三相分离。分离出的粗汽油经粗汽油泵提压后进入吸收稳定系统分离成稳定汽油与液化气送至下游产品精制与SZorb装置。轻柴油自分馏塔 15 层塔板抽出自流至轻柴油汽提塔，汽提后的轻柴油由轻柴油泵抽出后换热至 120℃左右送至下游柴油加氢裂化装置。油浆自分馏塔底由循环油浆泵抽出控制分馏塔底液相温度≤335℃，油浆后依次经原料油‑循环油浆换热器换热后，再经循环油浆蒸汽发生器产生高压饱和蒸汽后，温度降至280℃后分三路，一路经油浆上返塔返回分馏塔洗涤脱过热段上部，一路经油浆下返塔返回分馏塔底部。另一路由产品油浆泵升压后，经产品油浆－热水换热器冷却至 90℃，作为产品油浆送至罐区油桨罐，保证油浆外甩量不低于装置进料量4%。 [0020] 工艺重点：1、原料预热温度210℃左右提高至225℃（由于渣油性质比较蜡油性质流动性更差、更粘稠，提高原料油预热温度，可通过喷嘴充分雾化原料达到与催化剂表面均匀接触发生反应的目的），反应温度515℃提高至523℃(掺练渣油量较高，反应温度提高8℃提高重油裂化效果，保证重油转化率)，反应压力与再生器同比提高20Kpa（反应压力提高20Kpa原因为反应温度提高后，重油裂化效果较好，裂化产生油气量升高同比提高压力；再生压力提高 20Kpa为重油裂化产生焦炭较蜡油相比，焦炭密度更大，燃烧需要热值更高，提高再生压力后提高整体烧焦强度，保证催化剂的再生效果）。 [0021] 2、再生器出口烟气氧含量由3%提高至6%，再生器保证充足的主风量与较高的再生压力，控制再生剂高强度烧焦（氧含量提高至6%目的是保证再生器为富氧状态，有充足的氧气与焦炭进行燃烧）。 [0022] 3、控制分馏塔底液相温度≤335℃（装置掺练渣油后油浆中的稠环芳烃含量较高，为防止油浆内的稠环芳烃高温发生缩合反应导致系统结焦，控制较低的液相温度可减少此反应发生，保证装置内换热器、机泵、管线等长周期运行），油浆外甩量不低于进料量4%（反应进料喷嘴位置喷入重油后，大分子油滴会携带催化剂，造成反应催化剂携带至分馏塔塔底，维持较高的油浆置换量可以保证塔底油浆性质与固含量稳定）。 [0023] 4、项目部与中国石油科学研究院、中国石油大学沟通调整反应器顶部旋风分离器料腿，由直径325mm变更为219mm，加强顶部旋风分离器顶料腿的密封效果，防止油气倒窜磨损翼阀等设备。 [0024] 5、项目部与中国石油兰州催化剂厂沟通调整配方，更换催化剂配方为新型LC‑6裂解蜡油兼顾裂解重油催化剂，对重油与长链碳分子有较好的裂解强度。 [0025] 6、加大催化剂置换量，催化剂单耗在0.8kg‑1.0kg/t，渣油内的重金属（Fe、Ni、V）等含量远高于浆态床蜡油，设计Ni、V含量为≤1mg/kg，实际化验值为2.73mg/kg与1.43mg/kg超过设计值，同比提高催化剂置换量，金属含量较高易造成催化剂失活，保证催化剂的活性与选择性而加大置换量。 [0026] 7、由于本装置工艺为烧焦罐与再生器串联（快速床、湍流床主风串联两段再生技术），烧焦强度较低无法满足裂化渣油的烧焦量，容易造成再生器稀相尾燃，通过加入CO助燃剂保证再生器稀相温度不超695℃。 [0027] 8、烟气脱硫单元高负荷运行，余热锅炉入口SO2含量由350mg/m³上涨至1400mg/m³，烟气脱硫碱液注入泵启双泵运行保证外排烟气SO2低于50mg/m3。原料中氮含量提高，通过增加脱硝助燃剂降低烟气中的NOx低于100mg/m3。 [0028] 9、新增混合脱硫渣油管线增加联锁系统，装置切断进料时联锁切断阀动作，渣油进料切断。 [0029] 10、由于掺渣比较高再生烧焦负荷较大，再生器负荷与反应器负荷不匹配造成再生器顶跑剂，烟气在排入大气之前，余热锅炉位置加入青岛惠城环保科技有限公司提供的SNAR除酸脱硝还原剂（撬块加注），降低烟气中的SO3与NOX，保证颗粒物合格。 [0030] 试验与结果：浙石化300万吨/年蜡油催化裂化装置，按常减压渣油直接送至焦化处理，则此部分效益可粗略计算为：（催化加工的产品效益‑催化能耗成本）‑（焦化产品效益‑焦化能耗成本）‑渣油在渣油加氢的能耗成本。 [0031] 一期焦化与二期催化收率对比： [0032] 加工1吨渣油的产品效益催化较焦化高出1183元三套装置加工的能耗成本见下表： 序号 装置 能耗成本（元/吨） 1 焦化 72.49 2 渣油加氢 36.92 3 催化 79.43 焦化加工成本能耗为72.49元/t，渣油加氢能耗成本36.93元/t,2#蜡催能耗成本 79.43元/t，则在催化加工能耗成本为79.43+36.93‑72.49=43.86元/t。 [0033] 则每加工1吨效益为1183‑43.86=1139.14元在催化加工1吨剂耗0.69kg，每吨催化剂15000元，总剂耗较掺炼前剂耗增加 0.29kg/t，1‑5月2#蜡催总进料量为1122816.08t，则剂耗较改造前增加费用增加0.29* 1122816.08*15000/1000=488.42万元 渣油掺2022年1月至2022年5月共加工108258t，则总共效益约为108258*1139.14‑ 488.42=1.184亿元，全年预计效益为2.841亿元 各位技术人员须知：虽然本发明已按照上述具体实施方式做了描述，但是本发明的发明思想并不仅限于此发明，任何运用本发明思想的改装，都将纳入本专利专利权保护范围内。 [0034] 以上所述仅是本发明的优选实施方式，本发明的保护范围并不仅局限于上述实施例，凡属于本发明思路下的技术方案均属于本发明的保护范围。应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理前提下的若干改进和润饰，这些改进和润饰也应视为本发明的保护范围。 |
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