1、茂名分公司二催化裝置MIP技術改造運行總結中國石化股份有限公司茂名分公司2007年11月27日一、概況二催化裝置1989年12月建成投產。該裝置為兩器并列，帶預混合段的前置燒焦罐高效再生器，下流式外取熱器，內提升管反應器。主風機組采用煙機-軸流風機-汽輪機-電動/發電機的四機組型式，另有一臺風量為800Nm3/min的備用主風機；氣壓機兩臺，一開一備，能力400Nm3/min。裝置原設計處理能力0.8Mt/a，按處理100大慶常壓渣油設計。2000年裝置大修期間，擴能至1.0 Mt/a的常規催化和0.8 Mt/a的MGD工藝改造同步進行。2007年7月份，裝置停工大修進行MIP技術改造，加工能

2、力1.0 Mt/a（按年8400小時計算）。該裝置于2007年7月20日停工進行檢修及改造，項目完成后于8月29日凌晨5:00時開主風機向兩器供風，送風正常后進行氣密試驗。9月4日3:00時拆大盲板，建、切汽封，餾份油進分餾塔，10:50時裝劑，13:00時向提升管轉劑，逐漸建立催化劑三器流化，17：58時裝置噴油，氣壓機并網，富氣不放火炬。二、MIP技術改造主要內容1、反應部分：新設外提升管反應器； 采用新型預提升結構，反應段設置反應一區、二區；采用KH高效原料油霧化噴嘴共6組，單排設置；提升管反應器出口采用旋流快分；旋流頭下部設預汽提段，設置5快高效汽提擋板；預汽提段的下錐段設待生催化劑抽

3、出口和循環抽出口；沉降器頂防焦蒸汽管更換；沉降器2組PV單級旋分更新為PLY型單級旋分器。2、再生部分： 原再生器底部預混合管改為燒焦罐，至燒焦罐底的三路催化劑采用獨立的催化劑分布器；燒焦罐底主風分布管更換；二密相主風分布管由DN450環管更換為DN150三段弧形管；再生器燒焦罐內設七組3.5MPa蒸汽過熱盤管；再生器一二級旋分器采用PLY新型高效旋風分離器；將一二級旋分料腿出口提高至再生器稀相，料腿出口采用重錘式翼閥；原稀相管出口粗選取消，改為6組T型快分。3、煙氣系統： 取消三旋出口旁路大小蝶閥，更換為雙動滑閥；增加四級旋分系統；煙機入口管重新設計更換。4、外取熱器： 外取熱器殼體更換，管

4、束更換為大肋片管；在燒焦罐內布置7組DN80的3.5MPa飽和蒸汽過熱盤管；對外取熱器出、入口進行局部優化設計。上斜管直徑保持900mm不變，下斜管直徑由原來的900mm改為700mm；外取熱器頂部煙氣返回線直徑由原來的450mm改為350mm，襯里厚度仍然是100mm；下斜管改造前與循環斜管在滑閥后匯合進入再生器底部，改造后單獨設有催化劑分布器，每側開3個方形對稱小孔，管子最后開一條小縫，總開口面積為0.0696m2，位于燒焦罐最底部；取熱器流化風分布器，原為樹枝狀，現為環狀。5、催化劑輸送線路改造： 二密相三個出口再生、循環、上斜管均勻分布； 再生催化劑輸送線路改造； 待生催化劑輸送線路改

5、造； 對再生外循環管進行擴徑。由DN600更換為DN800 ；新增預汽提原沉降器的待生斜管及滑閥；，新增調節提升管第二反應區空速的待生外循環管及滑閥；6、分餾系統：頂循環改造，抽出管DN250更換為DN300；由分餾塔頂部四層塔盤更換為高效塔板；分餾塔頂冷凝冷卻系統優化技術：抬高空冷入口管，出口分組進入水冷器。7、其他：泵更換6臺，電機更換4臺，利舊2臺。其中回煉油泵（泵206/1-2）泵和電機更換，凝縮油泵（泵301/1-2）的泵更換、1臺電機利舊原泵206/1的電機、1臺電機更換，穩定塔頂回流泵（泵305/1-2）泵和電機利舊原凝縮油泵（泵301/1-2）的泵和電機；更換和新增相關管線、閥

6、門。穩定塔頂冷凝器冷305增加一組兩臺，共四組8臺。三、裝置改造后運行情況從兩個多月的運行情況看，裝置運行平穩，再生燒焦效果好，再生劑定碳在0.05%以下，二次燃燒現象消失，助燃劑用量下降，催化劑自然跑損下降，主風線路壓降降低，氣壓機入口壓力上升。總體上達到改造目的。主要表現在以下方面：（1）催化劑流化穩定，燒焦效果好，再生劑定碳在0.05%以下，二次燃燒現象消失，助燃劑用量減少，催化劑自然跑損下降，再生器、三旋旋分效率上升。催化劑自然損耗約0.7kg/t原料，卸劑0.4kg/t原料，三旋入口粉塵濃度800mg/m3,煙機入口粉塵濃度<100mg/m3,油漿固體含量<2g/L。（2

7、）主風線路壓降降低，煙機入口壓力上升20KPa，煙機做功增加4000KW.h（停工前四機組耗電1500KW.h左右，改造后發電量2500KW.h左右，雙動滑閥開度在6%左右，主要是煙機已達到了滿負荷）。（3）分餾塔頂4層塔盤、空冷及空冷出、入口管優化改造后，分餾塔頂停用冷回流，沉降器至氣壓機入口壓降低，氣壓機入口壓力上升0.025Mpa，節約蒸汽3t/h。（4）裝置達到滿負荷生產，總液體收率增加0.76個百分點。（5）汽油質量明顯改善。汽油烯烴能降至30V%以下，辛烷值93。其他產品質量全部品格。1、 裝置操作數據與設計數據的對比表-1 反應沉降器主要操作參數項 目單 位設 計 值實際值1沉降

8、器壓力（表）MPa0.240.2062第一反應區溫度5155103第二反應區溫度5054924新鮮原料量t/h1201255原料油預熱溫度2002301956汽提蒸汽量（總量）t/h2.53.57原料霧化蒸汽量t/h668預提升干氣量m3/h400045009預提升蒸汽量t/h2010二反藏量t2611預汽提段藏量t15812沉降器汽提段藏量t192413二反外循環滑閥開度51013表-2 再生部分主要操作參數項 目單 位設計值實際值1再生器壓力（表）MPa0.240.2152總主風量（濕）m3n/min204019203燒焦罐上部溫度7006954燒焦罐下部溫度7006805二密相溫度690

9、6966二密相風量m3n/min40477外取熱器流化風量m3n/min60608燒焦罐藏量t50509二密相藏量t201310外取熱器藏量t221011二密相密度kg/ m3550650失靈14提升管總壓降（含旋流頭）MPa0.0540.06515旋流頭后部壓降MPa0.0050.01016再生滑閥壓降MPa0.0410.05017待生滑閥壓降MPa0.0570.08518旋流頭壓力降MPa0.0050.013表-3 原料性質項 目設計值實際值一般性質密度(20)，g/cm30.920.9291運動粘度，mm2/s(100)42殘炭，w%6.04.29元素組成，w%C86.33H12.18N

10、0.24S1.0堿性氮，g/g四組分，w%飽和烴50.0460.90芳烴31.6822.85膠質18.0415.61瀝青質0.240.64重金屬，g/gFe7.634.98V8Ni+V：12.0CuNa0.10.40.29Ni10Ni+V：12.0餾程，初餾點235259.510%38528550%528334.590%583379表-4 干氣和液化石油氣組成項 目設 計 值實 際 值H2C2,w% （干氣）H23.46.82H2S13.18.38CH229.531.50C2H627.825.45C2H426.227.85總計100.0100C3C4, w% （液化氣）C3H86.910.57

11、C3H630.034.20i-C4H1018.228.07n-C4H104.54.72C4H8-16.4i-C4H812.812.56t-C4H8-210.85.99c-C4H8-210.43.89總計100.0100.0表-5 汽油性質項 目設計值實際值密度（20），g/cm30.720.7287誘導期，min>500268硫含量，ppm850640烯烴，v%2733.6芳烴，v%2120.8辛烷值RONMON93.081.093.6餾程，初餾點1030507090干點40557598136170195425292176198表-6 輕柴油性質項 目設計值實際值密度（20），g/cm3

12、0.930.9230十六烷值20凝點，0硫含量，ppm11700表-7 改造前再生催化劑性質5月1日5月14日6月4日6月18日7月2日7月16日碳含量，%0.080.080.030.060.120.05活性565555575854密度，g/cm30.86020.84190.83580.83160.85650.8526粒度分布：20u0.71.760.881.920.710.822040u7.4510.049.8911.127.5910.824080u53.0554.5154.2854.3752.6255.1680110u25.6623.4323.6622.6725.6623.21110u13

13、.110.2611.289.9213.419.99孔體積，mg/g0.180.180.20.20.20.2釩含量，ug/g1010084658873鈉含量，ug/g163815401469鎳含量，ug/g607568087135鐵含量，ug/g367543603791銅含量，ug/g4061.242.4表-8 改造后再生催化劑性質9月12日9月17日10月1日10月15日11月5日碳含量，%0.010.020.010.020.02活性6662595455密度，g/cm30.84870.85540.84520.84100.8583粒度分布：20u2.052.472.632.572.252040u

14、10.2617.4217.5417.4217.644080u44.8348.2947.6647.3848.3180110u24.3920.4720.120.2819.84110u18.4711.3512.0712.3611.96孔體積，mg/g0.170.160.20.210.18釩含量，ug/g41464346503561846178鈉含量，ug/g13661379144415361447鎳含量，ug/g33393984465952175257鐵含量，ug/g32703477379138983886銅含量，ug/g34.334.845.745.749.12 物料平衡和主要經濟技術指標表-9

15、MIP工藝物料平衡物料名稱收率，w設計值改造前（上半年累計）改造后（10月份）原料混合原料油100100100殘炭，C%6.04.53摻渣率，%32.55產品干氣3.55.234.50液化石油氣16.015.1913.88汽油39.533.9438.26輕柴油25.528.6526.39油漿6.58.246.06焦炭8.57.527.83損失0.50.250.24酸性氣0.980.95輕碳黑料1.87輕收65.062.5964.64總液收81.077.7778.53合計100100100表-10 裝置主要經濟技術指標處理量摻渣比自產蒸汽四機發電能耗新鮮劑耗總液收單位t/ht/hKWkgEO/t

16、Kg/t原料改造前11242.3265160070.520.9677.77改造后11832.5536-250077.591.1678.53注：改造前數據為2007年上半年累計值，由于9月份裝置生產操作處于摸索階段，所以當月的生產數據沒有太大的參考價值，故改造后數據采用了10月份的生產數據。3、裝置改造內容與效果表-11 裝置改造內容與效果改造前存在問題改造內容改造后的效果1二密床流化波動料位長期偏低，裝置抗干擾能力差，若料位稍高時容易出現催化劑跑損，有時出現不明原因的陣發性跑損；二密床結構復雜，旋分料腿拐彎多，粗旋出口旁料腿被多次磨穿，影響長周期安全運行。加之，一、二級旋分器使用時間長，出現變

17、形效率下降，三旋入口大顆粒較多。1）原稀相管出口粗旋取消，改為T型快分，一、二級旋風分離器改為PLY新型高效旋風分離器；2）將一、二級旋分料腿出口提高至再生器稀相，料腿出口采用重錘式翼閥。催化劑流化穩定，旋分效率上升，自然損耗約為0.7kg/t原料，卸劑0.7kg/t原料，三旋入口濃度800mg/m3,出口100mg/m3左右。2再生燒焦效率低，煙氣中CO 含量高，且二密相和外取熱器流化風占總主風的比例較大（達17%左右），既造成主風的浪費，容易發生CO尾燃。1）原再生器底部預混合管改為燒焦罐，至燒焦罐底的催化劑入口采用催化劑分布器；2）燒焦罐底主風分布管更換。效果良好。燒焦效果明顯好轉，再生

18、催化劑的定碳0.05以下。3二密相環形流化床設計不合理，主風耗量大，催化劑抽出密度偏低，易造成流化波動。二密相主風分布管更換。由原來的兩路改為三路，總的風量約為40m3n/min。二密相流化風使用增壓風，減少主風耗量，由于二密密度表不準確，無法與改造前進行對比。4主風機出口至煙機入口壓降大，達到 110KPa，特別是主風小分布管和預混合段壓力降較大，煙機回收功率低，裝置能耗增加。1）原再生器底部預混合管改為燒焦罐，至燒焦罐底的催化劑入口采用催化劑分布器；2）燒焦罐底主風分布管更換。預混合段改為燒焦罐后，再生器壓降明顯下降，主風機出口至煙機入口壓降約為90KPa。5外取熱器設計結構不合理，控制難

19、度大。上滑閥控制取熱量，造成催化劑出入口溫差波動、取熱負荷波動。另外，爐501過熱能力不足，為保證中壓汽溫度，少部分中壓汽并入低壓系統。1）外取熱器管束更換為大肋片管；2）容501殼體更新，改造內部結構；3）保留汽水強制循環，新增一臺循環熱水泵；4）在燒焦罐內布置7組DN80的3.5MPa飽和蒸汽的過熱盤管；5）對外取熱器出、入口進行局部優化設計。1）外取熱器操作易波動，催化劑循環量不足，取熱負荷低，產汽量35t/h左右，與設計相差30t/h。2）新增的循環熱水泵和內取熱盤管能夠滿足生產的需要。6裝置產品分布不理想：干氣產率高，油漿外甩量大；汽油烯烴含量高（4050v）、硫含量高。1）新設外提

20、升管；2）采用新型預提升結構，反應段設置反應一區、二區；3）采用KH高效原料油霧化噴嘴共6組，單排設置；4）提升管反應器出口采用旋流快分；5）旋流頭下部設預汽提段，設置5快高效汽提擋板；6）預汽提段的下錐段設待生催化劑抽出口和循環抽出口；7）沉降器頂防焦蒸汽管更換；8）沉降器2組單級旋分器更換。1）開工初期汽油烯烴明顯下降，平均含量30v，10月份汽油烯烴有上升趨勢，保持在3545之間。與催化劑活性較低有關。汽油辛烷值維持在93.5左右，硫含量750ppm，干氣產率為5.87w，未能達到設計值的3.5w。2）油漿固體含量2g/l，效果較預想好。7三旋單管處理量偏高，且每次檢修均發現排塵雙錐磨損

21、，有些磨損較為嚴重。更換全部63根三旋PDC單管。三旋單管運轉正常。煙機入口粉塵濃度在100mg/m3左右。8煙氣除塵系統效率低，有時催化劑收集罐收不到料，三旋回收的催化劑細粉經臨界流速噴嘴帶至余熱鍋爐，造成臨界流速噴嘴及閥門、管件磨損較為嚴重，需經常撤出煙機進行處理，不利于平穩操作；同時催化劑細粉進余熱鍋爐，加重了爐管的積灰，使爐子效率下降。1）取消三旋出口旁路大小蝶閥，更換為雙動滑閥；2）增加四級旋分器。三旋壓降下降，煙氣除塵系統效率高，廢劑罐容104能收集到催化劑細粉。增加四級旋分器效果明顯。9煙機入口管道出現裂紋、變形。煙機入口管道更新改造。取消原來文丘里管，減少壓降。煙機入口管道正常

22、，沒有出現振動現象。10分餾塔氣相負荷大，頂循環泵易抽空，需補充大量冷回流；加之，分餾塔頂冷凝冷卻系統設計不合理，造成氣壓機入口壓力低只有0.12MPa，氣壓機用蒸汽量大，裝置能耗增加。1）分餾塔頂循環改造，抽出管由DN250擴大至DN300；2）分餾塔頂部四層塔盤更換為高效塔板，塔盤間距增加；3）分餾塔頂空冷系統優化改造。1）分餾塔頂循環改造后，運行效果很好，裝置目前無需打冷回流。2）分餾塔頂冷凝冷卻系統經過優化，壓降明顯下降，氣壓機入口壓力達到0.165Mpa以上。11液化氣收率高，改造前達到16%左右，使用助辛劑CHO-3，有時重整液化氣進入裝置吸收穩定系統，吸收塔、再吸收塔已超負荷，造

23、成干氣不干，并時常出現沖塔現象。穩定塔頂冷后溫度高，不凝氣多。吸收塔塔盤全部更換為高效塔板。冷305增加一組2臺水冷器共四組8臺。1、吸收穩定系統生產正常，用干氣作預提升介質時干氣C3以上含量常大于3%。2、冷305增加一組兩臺水冷器后液化氣冷后溫度降至39，效果好。12部分機泵需擴能更換。泵更換6臺，電機更換4臺，利舊2臺。其中回煉油泵（泵206/1-2）泵和電機更換，凝縮油泵（泵301/1-2）更換、1臺電機利舊原泵206/1的電機、1臺電機更換，穩定塔頂回流泵（泵305/1-2）泵和電機利舊。機泵整體運行情況良好，能夠滿足生產的需要。但泵501/4質量較差、凝縮油泵301改作泵305液化氣泵后，容易抽空。泵403負荷仍不夠，正常生產須開兩臺。四、裝置改造后存在的問題、原因分析及處理方案1、存在問題外取熱器催化劑循環量不足，取熱負荷達不到設計值，設計負荷2480×104kcal/h，目前實際只有1380×104kcal/h。圖-1 外取熱器簡圖2、原因分析：（1）外取