吴小平，姜立辉，李晓华，王兴军，路玉娟

（沈阳石蜡化工有限公司， 辽宁 沈阳 110141）

催化热裂解（CPP）工艺技术是以常压重油为原料，采用专门研制的酸性分子筛催化剂，应用流化催化裂化技术，选择适宜的温度、短停留时间、在提升管反应器中进行反应，达到多产乙烯和丙烯的目的。CPP可以充分利用催化剂的催化作用，除多产乙烯外，还兼顾丙烯的生产，其乙烯和丙烯收率分别达到20、18%(wt)以上，三烯产率达45%(wt)以上。并可以根据市场的需要，通过催化剂配方和操作条件的调整，灵活地多产乙烯或多产丙烯。

沈阳化工集团沈阳石蜡化工有限公司50万t/a催化热裂解（CPP）制乙烯装置于2009年7月建成投料试车，并一次开车成功。经过几个月的生产运行和调整优化，CPP制乙烯装置运行平稳。

2013年3月10日出现再生系统跑剂，3月23日停工处理，4月8日再次开车喷油，开压缩机出现两器流化中断，最终被迫停车检查，提出整改方案，目前装置运行状况良好。

1 CPP装置运行存在问题

2013年2月10日再生系统出现跑剂，每班三旋到四旋，每天都卸剂，为维持系统催化剂藏量，每班都大量补催化剂，同时立即排查引发再生系统催化剂跑损的因素，外取热器、催化剂强度、粒度等原因，补充平衡剂200多吨，3月23日装置被迫停工抢修，检查发现再生系统外取热器气相返回管脱落，砸在料腿拉筋，引发1#二级旋分器灰斗与料腿焊口脱开，串气，引发催化剂跑损。恢复原设计焊口衬里重做。

4月8日，CPP装置反再系统下午开始加剂升温转剂，分馏系统塔外三路循环改塔内循环，两器流化正常，沉降器顶部温度升至450 ℃时喷油，反应温度控制600 ℃，解吸气压缩机由1 500 r/min冲转至6 000 r/min时，沉降器顶压力由80 kPa降至34 kPa，分布板压差达到66 kPa，瞬间催化剂流化不正常，沉降器床层料位急剧上涨，而汽提段料位下降，待生斜管密度下降，提沉降器压力，给事故汽仍然没有恢复，被迫切断进料，催化剂转回再生器烧焦，重新转剂流化，重复几次仍然如此，把沉降器压力提至由0.08 MPa（G）提至 0.01 MPa（G），反应出口分布板床层催化剂还是流不到汽提段，怀疑沉降器某处衬里脱落堵到人字板上与器壁之间，阻止催化剂下落，4月9日，退料停工处理。对沉降器详细检查，沉降器汽提段打开后检查结果：

（1）汽提段内提升管反应器延长约45 cm，致使反应器分布板顶部侧壁4个导流槽移出导轨，其中西侧导流槽与导轨脱开且导轨偏移。

（2）汽提段喇叭口周围外侧衬里大面积脱落损坏。

（3）汽提段人字挡板检查结果：

第10块与第9块挡板两沿间距10～12 cm；

第9块与第8块挡板两沿间距100～120 cm；

第8块与第7块挡板两沿间距11～13 cm；

第6块与第5块挡板两沿间距26～27 cm；

第4块与第5块挡板两沿间距25～26 cm；

第2块与第1块挡板两沿间距30 cm。

蒸汽第一个环管与第7块挡板基本持平，间隙5 cm，并且有脱落衬里堵住。反应器延长致使反应器侧面人字板位置上移，而汽提段器壁人字板位置不动，致使反应器侧壁人字板与汽提段人字板的间距变短。

经多次分析，认为环形挡板间距变小的根本原因是提升管被拉长，通过对汽提段环形挡板间距、蘑菇头处导向槽的测量得出提升管比 2009年设备原始状态被拉长45 cm左右；而提升管器壁厚度由10 cm减薄到9.4 cm。以往每次停工检查，感觉人字板间距在缩短，间隙不足以造成流化中断，没有得到足够重视。

2 分析引发汽提段内提升管拉长原因

设计院设计人员到达现场立即对反应器、汽提段进行检查，告知当初设备专业只接到工艺专业提供分布板正常工况时压差设计10 kPa，而没有提供开车工况及事故工况的差压，所以按照正常工况进行设计，没有考虑开车工况及事故工况，因此计算出来的反应器器壁厚度10 mm，本企业 DCC装置40万t/a，反应器内提升管壁厚度16 mm,反应温度545 ℃，CPP反应温度600 ℃，器壁薄于DCC装置，显然是设计原因。

按照设计分布板开孔率开车工况时，转剂势必分布板差压超过10 kPa（设计盲板力为13 t）；最高达到60 kPa（盲板力为98 t）；事故状态或停电，沉降器床层催化剂堆积为恢复催化剂流化采用加大蒸汽流量，造成提升管分布板压差达加大，正常生产时差压在15 kPa，有时30～40 kPa，分布板盲板力远远超过设计值，引发汽提段提升管在高温状态下瞬间内外压差过大，盲板力超过其设计负荷，同时温度过高，逐次、逐年累计导致发生提升管壁蠕变增长。

3 沉降器临时处理措施

3.1 结构处理

按照检查结果，在不更换内部提升管的情况下，为保证装置下次能够继续开车催化剂流化正常，人字板间距加大，经与设计沟通同意采取割除10、7、6、3、2块板，留有5块汽提挡板。为降低分布板压差，采取增加分布板开孔率，增加66个喷嘴的方法，开孔面积增加0.2 m2，开孔率由8.46%增加值9.99%。

3.2 操作注意事项

为此，在今后的开停工、正常生产或是事故状态下，反应岗位都需将提升管压差做为重要监控指标，确保其在设计指标范围内，其他岗位要无条件给予配合（提升管设计压差不大于15 kPa）。

3.2 开工过程提升管压差控制方案

将提升管总压降 PDI-41212和分布板压降PDI-41213组态至反应主操作2#画面上，方便随时监控。

（1）两器升温，放空先开到位的情况下：主风引进反应部分时要先缓慢开待生滑阀，开到一定后，再缓慢打开再生滑阀将主风引进提升管，同时观察分布板前后压差变化，按照压差的大小控制滑阀开度。

（2）赶空气拆盲前，主风退回再生器大部分撤出后，给蒸汽赶空气时，适当关小沉降器顶放空和油气管线放空，然后看分布板差压缓慢打开与提升蒸汽及雾化汽（压差不要超）。撤蒸汽时不会影响压差。

（3）拆盲板阶段，缩短调油气大盲板时间，避免反应器整体温度下降过低，以减少两器没进料情况下吹汽时间，减少因系统含微量水引起的提升管压差波动过大。在调盲板前，请施工人员将前期工作准备好，力争在1～1.5 h将油气大盲板、急冷器6块小盲板调通。

（4）拆盲之后，开始两器升温，蒸汽进反应部分同样注意上诉问题，同时压力采用分馏塔蝶阀控制沉降器压力，决不能出现瞬间失压；

（5）加转剂阶段，系统装剂过程中系统装至120 t开始再生器喷燃烧油升温，系统藏量达到190 t，再生温度达到700～730 ℃开始转剂。转剂时，因热剂过来与蒸汽接触，蒸汽体积迅速膨胀，所以转剂要缓慢，观察分布板差压及沉降器压力，调整流化正常，如波动较大需适当关小再生滑阀。待两器温度达到喷油条件。

（6）喷油时要缓慢，逐渐提高进料量至正常，在此过程中注意两器差压的稳定，分布板差压恒定在裂解气压缩机2 000转暖机时，将反应进料量提至60～65 t/h、反应温度控制在600 ℃、反应压力控制在(90±5)kPa；同时，乙丙烷裂解炉最大量回炼DCC丙烷，将COT调整到正常操作指标。反应岗位未调整到位前，压缩机岗位严禁升速。

（7）准备就绪后，裂解气压缩机冲转，由2 200转升至5 100 r/min，待提升管压差正常后再升至可调转数5 632 r/min以上；随着压缩机转数的升高，压缩机升速过程中更要注意沉降器压力的变化，不能突然失压，造成分布板压差瞬间增大，反应及压缩机岗位要协调控制好放火炬，控制好反应压力。

（8）正常生产阶段注意观察提升管压差情况如果过大及时对蒸汽注入量、进料量等进行调整。

4 整改后运行情况

CPP装置于4月22日重新开车，11:30转剂，两器流化正常，12:50进料，乙丙烷裂解炉同时开车，压缩机升速反应岗位控制放火炬及时沉降器压力没有波动。提升管分布板压差4 kPa。由于人字板减少至5块，汽提段的密度高达700 kg/m3,再生斜管催化剂密度350～400 kg/m3波动，待生斜管出现摆动，幅度达1.5 cm, 频率每分钟为3次，经分析原因是汽提段催化剂密度过大，斜管出现架桥，到一定密度出现振幅性塌方，引发待生斜管立管振动，经过3 d调整，减少汽提段藏量，增加汽提段底部蒸汽量，加大待生斜管拐弯处松动气量，汽提段的密度降至550 kg/m3,待生斜管密度降至300 kg/m3，振动状况得到解决，生产运行正常。

5 遗留问题

因汽提段反应器器壁已拉伸减薄，目前还不具备整改条件，只能维持继续开车，虽然采取些措施，但还存在风险，同时提出一旦反应器被拉断时的现象及处理手段，防止事故扩大等方案。

待下次停车检修对汽提段内提升管进行更换,壁厚加至16 mm。