重油懸浮床加氫技術

1、20142014年年6 6月月重油懸浮床加氫技術開發(fā)重油懸浮床加氫技術開發(fā)報告人：李俊鴻報告人：李俊鴻1810992880118109928801一、一、技術開發(fā)背景技術開發(fā)背景二、二、國內外技術現狀國內外技術現狀三、三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)重油懸浮床加氫技術開發(fā)匯匯 報報 內內 容容u 豐富的重油資源：豐富的重油資源： 探明的非常規(guī)石油資源中，加拿大油砂瀝青儲量約探明的非常規(guī)石油資源中，加拿大油砂瀝青儲量約2.5萬億桶，萬億桶，委內瑞拉超稠重油儲量約委內瑞拉超稠重油儲量約1.2萬億桶，頁巖油儲量約萬億桶，頁巖油儲量約2.6萬億桶，萬億桶，其儲量遠超常規(guī)石油資源其儲量遠超常規(guī)石油資源 。u

2、世界石油資源的世界石油資源的API度與硫含量的變化趨勢：度與硫含量的變化趨勢： 2000年的平均硫含量含量和平均年的平均硫含量含量和平均API度分別是度分別是1.14w%和和32.5。 2010年平均硫含量和平均年平均硫含量和平均API度達到度達到1.19w%和和32.4。 預測在預測在2030年，世界石油資源的平均硫含量和平均年，世界石油資源的平均硫含量和平均API度將達到度將達到1.55w%和和31.2 。 一、技術開發(fā)背景一、技術開發(fā)背景世界原油生產重質化與劣質化的趨勢：世界原油生產重質化與劣質化的趨勢：u 國內的克拉瑪依風城稠油：國內的克拉瑪依風城稠油： 年產量約年產量約400萬噸，其

3、常壓渣油萬噸，其常壓渣油100的運動黏度為的運動黏度為1950厘斯，厘斯，酸值為酸值為6.15mgKOH/g，總金屬含量超過，總金屬含量超過300 g g-1，氮含量為，氮含量為8600 g g-1。u 進口的委內瑞拉稠油進口的委內瑞拉稠油: 近期每年的進口量將達到近期每年的進口量將達到3000萬噸；密度為萬噸；密度為1.0102g/cm3，硫，硫含量含量4.08w%，酸值，酸值3.0mgKOH/g，鎳，鎳+釩含量釩含量482 g g-1，殘?zhí)?，殘?zhí)?0w%。 一、技術開發(fā)背景一、技術開發(fā)背景我國的稠油狀況：我國的稠油狀況：劣質重油加工工藝的對比：劣質重油加工工藝的對比：加工工藝加工工藝重油催

4、化重油催化裂化裂化延遲焦延遲焦化化重油固定重油固定床加氫床加氫重油沸騰重油沸騰床加氫床加氫重油懸浮床重油懸浮床加氫加氫原料原料油性油性質質殘?zhí)繗執(zhí)?/ w%8%沒有限沒有限制制1540沒有限制沒有限制總金屬含量總金屬含量 / gg-120沒有限沒有限制制200151020空速空速 / hr-1-0.20.50.20.80.71.0渣油轉化率渣油轉化率 / w%-103050807090主要反應類別主要反應類別催化反應催化反應熱反應熱反應熱反應熱反應催化反應催化反應熱反應熱反應熱反應熱反應催化反應催化反應臨氫熱反應臨氫熱反應化學氫耗化學氫耗 / w%001.01.51.83.01.83.0一、技

5、術開發(fā)背景一、技術開發(fā)背景加工工藝加工工藝重油催化重油催化裂化裂化延遲焦延遲焦化化重油固定床重油固定床加氫加氫重油沸騰重油沸騰床加氫床加氫重油懸浮重油懸浮床加氫床加氫催化劑濃度催化劑濃度高高無無高高高高低低催化劑類型催化劑類型流化態(tài)流化態(tài)無無負載型負載型負載型負載型分散型分散型技術難易程度技術難易程度中等中等低低工藝設備簡工藝設備簡單容易操作單容易操作復雜復雜復雜復雜技術的成熟性技術的成熟性成熟成熟成熟成熟成熟成熟較成熟較成熟開發(fā)中，開發(fā)中，基本成熟基本成熟裝置投資裝置投資低低低低中等中等較高較高中等中等重油懸浮床加氫技術重油懸浮床加氫技術是解決劣質重油深度加工是解決劣質重油深度加工問題的有效

6、途徑之一問題的有效途徑之一劣質重油加工工藝的對比：劣質重油加工工藝的對比：一、技術開發(fā)背景一、技術開發(fā)背景u意大利意大利ENI公司的公司的EST工藝，工藝，115萬噸萬噸/年的重油懸浮床加氫裝置預年的重油懸浮床加氫裝置預計計2013年底建成投產。年底建成投產。u委內瑞拉委內瑞拉Intevep與法國與法國Axens 合作開發(fā)的合作開發(fā)的HDHPLUSSHP工藝工藝uChevron 公司的公司的VRSH工藝工藝uKBR和和BP公司合作開發(fā)的公司合作開發(fā)的VCC工藝工藝uUOP 公司的公司的Uniflex工藝工藝uHeadwater公司的（公司的（HCAT/HC3）工藝）工藝u中國的重油懸浮床加氫技

7、術中國的重油懸浮床加氫技術二、國內外技術現狀二、國內外技術現狀國內外的重油懸浮床加氫技術：國內外的重油懸浮床加氫技術：國外幾種懸浮床技術對比：國外幾種懸浮床技術對比：工藝名稱工藝名稱ESTHDHPLUS-SHPVRSHUniflexVCCHCAT-HC3技術擁有商技術擁有商ENIPDVSA和和AxensChevronUOPBP和和KBRHeadwater裝置規(guī)模裝置規(guī)模 萬噸萬噸/年年115200182015-反應溫度反應溫度/400425440470410450435470440485420480反應總壓力反應總壓力/MPa1618201421141823715空速空速 / hr-10.30

8、.40.7-0.22二、國內外技術現狀二、國內外技術現狀工藝名稱工藝名稱ESTHDHPLUS-SHPVRSHUniflexVCCHCAT-HC3催化劑類型催化劑類型鉬基鉬基天然礦物天然礦物-鐵基納鐵基納米分散米分散催化劑催化劑天然礦物天然礦物多羥基鐵、多羥基鐵、鉬有機金屬鉬有機金屬化合物化合物工藝路線工藝路線未轉化尾未轉化尾油循環(huán)油循環(huán)一次通過一次通過-重重VGO循環(huán)循環(huán)一次通過一次通過-單程轉化率單程轉化率低低8592w%100w%90w%95w%6098w%未轉化尾油未轉化尾油收率收率2.53.8w%10w%-10w%5w%-國外幾種懸浮床技術對比：國外幾種懸浮床技術對比：二、國內外技術現

9、狀二、國內外技術現狀中國石油大學與中石油合作開發(fā)的重油懸浮床加氫裂化技術：中國石油大學與中石油合作開發(fā)的重油懸浮床加氫裂化技術：u具有我國具有我國自主知識產權自主知識產權的重油加氫新技術的重油加氫新技術u分散型催化劑和環(huán)流反應器分散型催化劑和環(huán)流反應器的開發(fā)，有力地的開發(fā)，有力地促進了重油懸浮床工業(yè)化試驗的進行。促進了重油懸浮床工業(yè)化試驗的進行。二、國內外技術現狀二、國內外技術現狀三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)u 催化劑的篩選與評定：第一代水溶性催化劑的篩選與評價、催化劑的篩選與評定：第一代水溶性催化劑的篩選與評價、第二代油溶性催化劑的合成、篩選與評定，助劑的篩選與評第二

10、代油溶性催化劑的合成、篩選與評定，助劑的篩選與評價，助劑與催化劑以及原料油匹配性的考察。價，助劑與催化劑以及原料油匹配性的考察。u 工藝條件的考察：反應溫度、反應壓力、體積空速、氫油體工藝條件的考察：反應溫度、反應壓力、體積空速、氫油體積比、催化劑與助劑的用量劑、工藝流程。積比、催化劑與助劑的用量劑、工藝流程。u 反應器的工程化研究與放大。反應器的工程化研究與放大。u 5萬噸萬噸/年的重油懸浮床加氫裂化工業(yè)化試驗，三個階段的工業(yè)年的重油懸浮床加氫裂化工業(yè)化試驗，三個階段的工業(yè)化試驗?；囼灐ｉ_展的研究工作：開展的研究工作：重油懸浮床加氫裂化重油懸浮床加氫裂化水溶性催化劑的開發(fā)水溶性催化劑的開發(fā)

11、：u催化劑硫化后具有較好的催化劑硫化后具有較好的分散度分散度，并保持較高的加氫抑焦活性。并保持較高的加氫抑焦活性。u硫化態(tài)的催化劑需具備一定硫化態(tài)的催化劑需具備一定粒度粒度，具，具有載焦功能，減少反應壁結焦。有載焦功能，減少反應壁結焦。三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)小試裝置與中試裝置運轉結果的比較：小試裝置與中試裝置運轉結果的比較：項目項目克拉瑪依常渣克拉瑪依常渣中東含硫常渣中東含硫常渣試驗裝置試驗裝置UPCHTIUPCHTI反應溫度反應溫度 / 450446450446反應壓力反應壓力 / MPa11131113新鮮原料空速新鮮原料空速 / hr-10.50.50.50

12、.5C1C4 / w%4.141.476.805.11C5180 / w%16.010.216.910.45180360 / w%43.7241.7148.9140.15360524 / w%28.7831.6920.3630.69524 / w%8.8914.8110.1815.21生焦量生焦量/ w%0.850.420.340.12三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)重油懸浮床加氫裂化重油懸浮床加氫裂化助劑的開發(fā)助劑的開發(fā)：1502002503003504004501.01.11.21.31.41.51.61.71.81.9CSPCSPtemperature/ /12340

13、2468Diameter of asphaltene of LGAR/nmLGAR with CA三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)重油懸浮床加氫裂化助劑的作用效果重油懸浮床加氫裂化助劑的作用效果:原原 料料克拉瑪依常渣克拉瑪依常渣催化劑類型催化劑類型水溶性催化劑水溶性催化劑水溶性催化劑助劑水溶性催化劑助劑試驗方案試驗方案新鮮原料一次通過新鮮原料一次通過新鮮原料一次通過新鮮原料一次通過反應溫度反應溫度 / 450450反應壓力反應壓力 / MPa1111新鮮原料空速新鮮原料空速 / hr-11.01.0C1C4 / w%4.53.4C5180 / w%15.611.61803

14、60 / w%34.833.8360524 / w%29.034.5524 / w%16.116.7三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)重油懸浮床加氫裂化助劑的作用效果重油懸浮床加氫裂化助劑的作用效果:原原 料料克拉瑪依常渣克拉瑪依常渣催化劑類型催化劑類型水溶性催化劑水溶性催化劑水溶性催化劑助劑水溶性催化劑助劑導流筒外壁結焦量導流筒外壁結焦量 / g24.610.3導流筒內壁結焦量導流筒內壁結焦量 / g24.112.0反應器內壁結焦量反應器內壁結焦量 / g238.518.3反應器底部沉積焦量反應器底部沉積焦量 / g27.40.0三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫

15、技術開發(fā)H-Oil反應器對重油懸浮床加氫裂化工藝的可行性考察：反應器對重油懸浮床加氫裂化工藝的可行性考察：美國美國HTI中試裝置的反應中試裝置的反應器結構形式器結構形式HTI中試裝置反應器的基本參數中試裝置反應器的基本參數 參數參數數據數據總高度總高度24英尺英尺 （7.315m）有效高度有效高度18英尺英尺 （5.486m）內徑內徑8.5英寸（英寸（0.216m）有效體積有效體積0.212m3長徑比長徑比25.4三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)u HTI中試裝置的反應器連續(xù)運轉中試裝置的反應器連續(xù)運轉11天后，反應器底部嚴重結焦，主天后，反應器底部嚴重結焦，主要原因是反應

16、器內表觀液速僅為要原因是反應器內表觀液速僅為23厘米厘米/秒秒 。H-Oil反應器對重油懸浮床加氫裂化工藝的可行性考察：反應器對重油懸浮床加氫裂化工藝的可行性考察：三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)重油懸浮床加氫裂化環(huán)流反應器的開發(fā)：重油懸浮床加氫裂化環(huán)流反應器的開發(fā)：小試裝置的小試裝置的環(huán)流環(huán)流下排料反下排料反應器結構形式應器結構形式小試裝置的小試裝置的空筒空筒下排料反下排料反應器結構形式應器結構形式三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)小試裝置的環(huán)流上下排料反應器內結焦狀況：小試裝置的環(huán)流上下排料反應器內結焦狀況：小試裝置的空筒上下排料反應器內結焦狀況：小試

17、裝置的空筒上下排料反應器內結焦狀況：對于這兩種類型的反應對于這兩種類型的反應器而言，采用同樣的操器而言，采用同樣的操作條件下，作條件下，空筒反應器空筒反應器內的結焦量要高于環(huán)流內的結焦量要高于環(huán)流反應器反應器，而且焦炭主要，而且焦炭主要沉積在反應器底部。沉積在反應器底部。三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)工業(yè)試驗裝置的環(huán)流反應器內結焦狀況：工業(yè)試驗裝置的環(huán)流反應器內結焦狀況：反應器底部反應器底部導流筒內壁導流筒內壁反應器內壁反應器內壁三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)環(huán)流反應器的冷模研究：環(huán)流反應器的冷模研究：u采用采用空氣空氣-水體系水體系，在，在0.14

18、*1.3m、 0.23*1.5m、0.28*3.5m、0.47*4m、1.2*5m 常壓塔內進行了流體力學研常壓塔內進行了流體力學研究。究。u采用采用氮氣氮氣-煤油體系煤油體系， 在在0.14*1.3m 高壓塔內進行了流體力學研究。高壓塔內進行了流體力學研究。反應器實驗裝置反應器實驗裝置 三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)環(huán)流反應器的計算流體力學（環(huán)流反應器的計算流體力學（CFD）研究：）研究：u 環(huán)流反應器環(huán)流反應器CFD模擬模型選擇模擬模型選擇 歐拉兩相流歐拉兩相流 k-湍流模型模擬反應器流湍流模型模擬反應器流體體 相互作用力只考慮曳力相互作用力只考慮曳力網格獨立性驗證網

19、格獨立性驗證數值模擬數值模擬能夠有效的模擬環(huán)流反應器內部流場及氣含率的分布能夠有效的模擬環(huán)流反應器內部流場及氣含率的分布 三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)u CFD模擬結果模擬結果液體填裝高度液體填裝高度 1. 5 2. 0 2. 5 3. 0 3. 5 4. 0 4. 5 5. 0 5. 5 6. 0 6. 5 7. 0 7. 5 8. 0 8. 52224262830323436384042444648平均環(huán)流液速 mm/s空塔氣速 cm/s -30cm -15cm 0 cm 15cm不同液體填裝高度時的環(huán)流液速不同液體填裝高度時的環(huán)流液速低于導流筒低于導流筒15 cm

20、時的液相體積分率分布云圖時的液相體積分率分布云圖空塔氣速增大，環(huán)流液速增大趨勢大于空塔氣速的流速，填裝高度越高流速越大?？账馑僭龃螅h(huán)流液速增大趨勢大于空塔氣速的流速，填裝高度越高流速越大。當空塔氣速大于當空塔氣速大于5cm/s時才能形成環(huán)流時才能形成環(huán)流三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)u CFD模擬結果模擬結果氣體密度氣體密度 液相體積分率云圖液相體積分率云圖不同密度下的液相液速不同密度下的液相液速 改變氣體密度對流場以及氣含率影響較小改變氣體密度對流場以及氣含率影響較小 -0.8-0.6-0.4-0.20.00.20.40.60.80.00.10.20.30.40.5

21、0.60.7氣含率徑向位置 m 0.05321kg/m3 0.5321 kg/m3 1.5321 kg/m3 2.5321 kg/m3-0.8-0.6-0.4-0.20.00.20.40.60.80.00.51.01.52.0液相流速 m/s徑向位置 m 0.05321 kg/m3 0.05321 kg/m3 0.05321 kg/m3 0.05321 kg/m3不同密度下的氣含率不同密度下的氣含率 三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)u CFD模擬結果模擬結果液體密度液體密度 不同密度下的環(huán)流液速不同密度下的環(huán)流液速 不同密度對液相流速沒有影響；不同密度對液相流速沒有影響；不

22、同密度對側隙氣含率有較大的影響，其密度越小側隙氣含率越高。不同密度對側隙氣含率有較大的影響，其密度越小側隙氣含率越高。 不同密度下的氣含率不同密度下的氣含率 -0.8 -0.6 -0.4 -0.20.00.20.40.60.80.00.10.20.30.40.50.60.7氣含率徑向位置 m 636.9154kg/m3 736.9154kg/m3 836.9154kg/m3-0.8-0.6-0.4-0.20.00.20.40.60.80.00.51.01.52.0液相流速 m/s徑向位置 m 636.9154kg/m3 736.9154kg/m3 836.9154kg/m3三、重油懸浮床加氫技

23、術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)u CFD模擬結果模擬結果液相粘度液相粘度 粘度增大，整體氣含率增大，液相體積分率減少；粘度增大，整體氣含率增大，液相體積分率減少；粘度增大，阻力增大，液體流速減小，氣含率增大。粘度增大，阻力增大，液體流速減小，氣含率增大。 液相體積分率云圖液相體積分率云圖不同粘度下的氣含率不同粘度下的氣含率 不同粘度下的流速不同粘度下的流速 -0.8-0.6-0.4-0.20.00.20.40.60.80.00.51.01.52.02.53.0液相流速 m/s徑向位置 m 0.00387 kg/m-s 0.00287 kg/m-s 0.00187 kg/m-s 0.00087

24、 kg/m-s三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)u CFD模擬結果模擬結果氣泡直徑氣泡直徑 氣泡直徑越小，整體氣含率增大，擴散系數增大，利于反應；氣泡直徑越小，整體氣含率增大，擴散系數增大，利于反應；但氣泡直徑越小，能耗增大，側隙流速下降，易堵塞及溫度分布不均；但氣泡直徑越小，能耗增大，側隙流速下降，易堵塞及溫度分布不均；氣體分布器對于反應器內部的流場以及氣含率起到至關重要的作用。氣體分布器對于反應器內部的流場以及氣含率起到至關重要的作用。液相體積分率云圖液相體積分率云圖不同氣泡直徑下的氣含率不同氣泡直徑下的氣含率 不同氣泡直徑下的流速不同氣泡直徑下的流速 -0. 8-0.

25、6-0. 4-0. 20. 00. 20. 40. 60. 80. 00. 51. 01. 52. 02. 53. 0液相流速 m/s徑向位置 m 1mm 2mm 3mm 4mm-0. 8-0. 6-0. 4-0. 20. 00. 20. 40. 60. 80. 00. 10. 20. 30. 40. 50. 60. 7氣含率徑向位置 m 1mm 2mm 3mm 4mm三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)u CFD模擬結果模擬結果導流筒級數導流筒級數三級環(huán)流液速最大，一級導流筒位置處環(huán)流液速最小；三級環(huán)流液速最大，一級導流筒位置處環(huán)流液速最??；多級環(huán)流反應器形成了理想狀態(tài)下多級

26、環(huán)流反應器的流場分布；多級環(huán)流反應器形成了理想狀態(tài)下多級環(huán)流反應器的流場分布；不同級數導流筒結構圖不同級數導流筒結構圖液相流速矢量圖液相流速矢量圖5960112014707043001120160014707500706059601120三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)u CFD模擬結果模擬結果導流筒高度導流筒高度不同高度下的液體流速不同高度下的液體流速-0. 8-0. 6-0. 4-0. 20. 00. 20. 40. 60. 80. 00. 51. 01. 52. 02. 5液相流速 m/s徑向位置 m 5m 5.96m 6.6m導流筒高度對環(huán)流反應器流場和氣含導流筒高

27、度對環(huán)流反應器流場和氣含率沒有很大的影響。率沒有很大的影響。導流筒高度對環(huán)流液速影響不大，對導流筒高度對環(huán)流液速影響不大，對導流筒高度選擇主要考慮器內停留時導流筒高度選擇主要考慮器內停留時間及保持的溫度差、濃度差等來綜合間及保持的溫度差、濃度差等來綜合確定確定 三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)u CFD模擬結果模擬結果導流筒直徑導流筒直徑導流筒直徑既要保證導流筒內體積，也要保證環(huán)流發(fā)生，存在最佳結構；導流筒直徑既要保證導流筒內體積，也要保證環(huán)流發(fā)生，存在最佳結構；不同直徑導流筒的液體流速分布不同直徑導流筒的液體流速分布 不同直徑下的液相流速矢量圖不同直徑下的液相流速矢量圖-

28、0. 8-0. 6-0. 4-0. 20. 00. 20. 40. 60. 80. 00. 51. 01. 52. 02. 53. 0液體流速 m/s徑向位置 m 半徑-0.56 半徑-0.49 半徑-0.60三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)u CFD模擬結果模擬結果分布器位置分布器位置 考察分布器位置平行、低于和高于導流洞下沿考察分布器位置平行、低于和高于導流洞下沿300mm； 分布器位置對環(huán)流反應器流場有一定的影響，把分布器布置在導流筒下沿以下能夠分布器位置對環(huán)流反應器流場有一定的影響，把分布器布置在導流筒下沿以下能夠有效減少底部的流動死區(qū)。有效減少底部的流動死區(qū)。流速

29、矢量分布圖流速矢量分布圖4500mm截面處液相流速分布截面處液相流速分布-0.8-0.6-0.4-0.20.00.20.40.60.80.00.51.01.52.02.53.0液相流速 m/s徑向位置 +300 mm -300 mm 0 mm三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)u CFD模擬結果模擬結果底部結構底部結構不同底部結構流速矢量分布圖不同底部結構流速矢量分布圖a 橢圓形底部，橢圓形底部，b 錐形底部，錐形底部，c 圓形底部，圓形底部，d 錐形底部且分布器位置靠下錐形底部且分布器位置靠下a、b、c均有流動死區(qū)，但均有流動死區(qū)，但b對焦炭排出對焦炭排出有優(yōu)勢；有優(yōu)勢；d錐

30、形底防止焦炭沉積，分布器下移，減錐形底防止焦炭沉積，分布器下移，減少流動阻力及底部流動死區(qū)體積，防止少流動阻力及底部流動死區(qū)體積，防止底部焦炭沉積而堵塞反應器。底部焦炭沉積而堵塞反應器。三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)環(huán)流反應器的放大初步研究環(huán)流反應器的放大初步研究:u 數值模擬方法數值模擬方法 氣含率氣含率 環(huán)流液速環(huán)流液速 流場分布均勻性流場分布均勻性 停留時間停留時間環(huán)流反應器模型結構尺環(huán)流反應器模型結構尺寸以及網格結構圖寸以及網格結構圖尺寸比例按照五萬噸尺寸比例按照五萬噸/年實驗裝置的尺寸，直接對環(huán)流反應器直徑進行年實驗裝置的尺寸，直接對環(huán)流反應器直徑進行一定倍數的

31、放大，一定倍數的放大， 三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)截面上的流速分布圖截面上的流速分布圖液體流速矢量圖液體流速矢量圖 -0. 8-0. 6-0. 4-0. 20. 00. 20. 40. 60. 8-0. 50. 00. 51. 01. 52. 02. 53. 03. 54. 04. 55. 05. 56. 0液相流速m/s徑向位置 m 1倍 9倍 16倍 25倍放大后，沿導流筒內壁向下流動更嚴放大后，沿導流筒內壁向下流動更嚴重，且隨著反應器放大這部分流體的重，且隨著反應器放大這部分流體的流動趨勢呈逐漸加劇的趨勢流動趨勢呈逐漸加劇的趨勢應對：減小導流筒直徑，選擇分布效應

32、對：減小導流筒直徑，選擇分布效果好的分布器。果好的分布器。u 環(huán)流液速比較環(huán)流液速比較放大側隙流速基本不變，但導流筒高度放大側隙流速基本不變，但導流筒高度增加且環(huán)流液速基本不變，造成反應器增加且環(huán)流液速基本不變，造成反應器上下溫度、濃度等的分布不均上下溫度、濃度等的分布不均 綜合環(huán)流液速的大小以及停留時間要求綜合環(huán)流液速的大小以及停留時間要求 三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)截面上的氣含率分布圖截面上的氣含率分布圖 未放大前氣含率最小，當放大到未放大前氣含率最小，當放大到3倍以倍以后，側隙氣含率逐漸減小。后，側隙氣含率逐漸減小。原因：未放大時側隙狹窄，阻力較大，原因：未放大

33、時側隙狹窄，阻力較大，氣泡不易進入側隙，反應器繼續(xù)放大，氣泡不易進入側隙，反應器繼續(xù)放大，氣泡從中部隨液體流動到側隙所用時氣泡從中部隨液體流動到側隙所用時間較長，部分氣泡直接從液相中分離，間較長，部分氣泡直接從液相中分離，造成側隙氣含率降低造成側隙氣含率降低應對：性能優(yōu)良的分布器應對：性能優(yōu)良的分布器u 氣含率的比較氣含率的比較三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)重油懸浮床加氫裂化工藝路線的開發(fā)：重油懸浮床加氫裂化工藝路線的開發(fā)：催化劑類型催化劑類型水溶性催化劑助劑水溶性催化劑助劑操作方案操作方案新鮮原料新鮮原料一次通過一次通過蠟油循環(huán)蠟油循環(huán)蠟油未脫渣蠟油未脫渣尾油循環(huán)尾油循

34、環(huán)蠟油脫渣蠟油脫渣尾油循環(huán)尾油循環(huán)反應溫度，反應溫度，450450450450新鮮原料空速，新鮮原料空速，hr-11.00.50.50.5總進料空速，總進料空速，hr-11.01.01.01.0石腦油柴油，石腦油柴油，w%45.469.666.073.8減壓餾分油，減壓餾分油，w%34.52.920.010.8減壓尾油，減壓尾油，w%17.923.19.810.6導流筒壁結焦量導流筒壁結焦量 / g28.622.326.723.5反應器內壁結焦總量反應器內壁結焦總量 / g22.923.124.718.7反應器底盤焦沉積量反應器底盤焦沉積量 / g9.53.79.13.9三、重油懸浮床加氫技術

35、開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)四種四種工藝路線的工藝路線的特點特點：新鮮原料一次通過新鮮原料一次通過實驗方案：實驗方案：u 石腦油與柴油總收率為石腦油與柴油總收率為45.4%；u 蠟油收率高達蠟油收率高達34.5%，u 外甩尾油的收率為外甩尾油的收率為17.9%；蠟油循環(huán)蠟油循環(huán)方案：方案：u石腦油與柴油總收率為石腦油與柴油總收率為69.6%；u 蠟油收率為蠟油收率為2.9%，u外甩尾油的收率為外甩尾油的收率為23.1%；蠟油未脫渣尾油循環(huán)蠟油未脫渣尾油循環(huán)方案：方案：u石腦油與柴油總收率為石腦油與柴油總收率為66.0%；u蠟油收率為蠟油收率為20.0%；u外甩尾油的收率為外甩尾油的收率為9.

36、8%。 蠟油脫渣尾油循環(huán)蠟油脫渣尾油循環(huán)方案：方案：u石腦油與柴油總收率為石腦油與柴油總收率為73.8%；u蠟油收率為蠟油收率為10.8%；u外甩尾油的收率為外甩尾油的收率為10.6%。 三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)工業(yè)試驗方案的篩選：工業(yè)試驗方案的篩選：5萬噸萬噸/年工業(yè)化試驗操作條件年工業(yè)化試驗操作條件:u循環(huán)方案循環(huán)方案 蠟油循環(huán)蠟油循環(huán) 蠟油蠟油+脫渣尾油循環(huán)脫渣尾油循環(huán)u反應溫度反應溫度 / 450 450u總進料體積空速總進料體積空速 / hr-1 1.0 1.0u新鮮原料體積空速新鮮原料體積空速 / hr-1 0.5 0.5u氫油體積比氫油體積比 / Nm

37、3m-3 800 800u氫分壓氫分壓 / MPa 10 10三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)克拉瑪依常渣的產物分布克拉瑪依常渣的產物分布 / w% 蠟油循環(huán)蠟油循環(huán) 蠟油蠟油+脫渣尾油循環(huán)脫渣尾油循環(huán)u C1C4氣體氣體 6.0 6.6 u C5180石腦油餾分石腦油餾分 14.4 19.7u 180360柴油餾分柴油餾分 55.2 54.1u 360524減壓餾分油減壓餾分油 2.9 10.8u 524的減壓尾油的減壓尾油 23.1 10.6 工業(yè)試驗方案的篩選：工業(yè)試驗方案的篩選：三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)小試研究結論：小試研究結論：u 開發(fā)

38、的環(huán)流反應器排焦功能較強，對于重油懸浮床加氫裂化工藝是開發(fā)的環(huán)流反應器排焦功能較強，對于重油懸浮床加氫裂化工藝是合適的。合適的。u 通過對工藝路線以及工藝操作條件的考察，提出了工業(yè)化試驗裝置通過對工藝路線以及工藝操作條件的考察，提出了工業(yè)化試驗裝置的基礎設計數據和的基礎設計數據和5萬噸萬噸/年工業(yè)試驗方案。年工業(yè)試驗方案。u 開發(fā)的開發(fā)的UPC系列水溶性催化劑具有較好的抑焦活性系列水溶性催化劑具有較好的抑焦活性 ，在此催化劑，在此催化劑中添加助劑后，反應器結焦狀況得到顯著改善。中添加助劑后，反應器結焦狀況得到顯著改善。三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)重油懸浮床加氫裂化工業(yè)化

39、試驗流程：重油懸浮床加氫裂化工業(yè)化試驗流程：三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)工業(yè)化試驗工業(yè)化試驗運轉條件運轉條件：實際運轉條件實際運轉條件條件條件1條件條件2條件條件3平均反應溫度，平均反應溫度，418.3424.8430.0冷高分出口總壓，冷高分出口總壓，MPa11.3111.3111.23氫油比，氫油比，Nm3/m3794721723總進料體積空速，總進料體積空速，hr-10.760.870.81新鮮原料體積空速，新鮮原料體積空速，hr-10.500.500.50原料油進料量，噸原料油進料量，噸/小時小時6.2916.2866.238循環(huán)蠟油量，噸循環(huán)蠟油量，噸/小時小

40、時3.1683.9503.845催化劑與助劑加入量，噸催化劑與助劑加入量，噸/小時小時0.0570.0560.057總氫量，標方總氫量，標方/小時小時7991.37850.67750.6三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)工業(yè)化試驗工業(yè)化試驗標定結果標定結果：實際運轉條件實際運轉條件條件條件1條件條件2條件條件3入入方方w%克拉瑪依常渣克拉瑪依常渣98.0697.9397.50催化劑催化劑0.870.880.90化學耗氫量化學耗氫量1.061.191.61出出方方w%C1C4氣體氣體0.211.031.16硫化氫硫化氫0.010.070.05石腦油餾分石腦油餾分3.683.035.66柴油餾分柴油餾分28.4643.3151.57蠟油餾分蠟油餾分19.808.053.93減壓尾油減壓尾油47.8344.5137.64三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)第二階段工業(yè)化試驗主要第二階段工業(yè)化試驗主要設備的結焦狀況設備的結焦狀況：反應器底部反應器底部反應器內壁反應器內壁加熱爐出口加熱爐出口三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)三、重油懸浮床加氫技術開發(fā)5萬噸萬噸/年工業(yè)化試驗的結論年工業(yè)化試驗的結論：u工業(yè)試驗的反應器基本不結焦，而且減壓尾