《催化重整工艺》PPT课件.ppt

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1、1,催化重整工艺,2,目 录,一.概述 二.基本流程 三.工艺过程分析 四.重整工艺专利技术 五、重整装置的扩能改造,3,一.概述,4,催化重整的创立与发展,催化重整于40年代开始工业化，1949年开始应用含铂催化剂以后得到迅速发展。到2005年底，全世界已有炼油厂661个座，其中催化重整装置年加工能力为4.85亿吨,约占原油加工能力的11.40%。美国催化重整装置年加工能力1.51亿吨，占世界总加工能力的31.12%，居世界第一位，其次分别为俄罗斯和日本，我国居第四位。,5,催化重整发展最重要的三个里程碑,11949年UOP公司铂重整 采用单金属铂催化剂，开始了催化重整工业化的进程；2196

2、7年CHEVRON公司铼重整 采用铂铼双金属催化剂，大大改善了催化剂的活性和稳定性，提高了半再生重整的技术水平；3.1971年UOP公司连续铂重整 催化剂在反应器与再生器之间连续移动，连续进行再生，使催化剂长期保持高活性，将反应苛刻度提高到一个新的水平。,6,各种催化重整工艺,半个世纪来，催化重整技术不断发展，根据使用催化剂类型、工艺流程和催化剂再生方法的差别，相继出现了许多不同的重整工艺：Air Products and Chemicals公司的胡德利重整（Houdriforming）Amoco 公司的超重整（Ultraforming）Exxon公司的强化重整（Powerforming）Ch

3、evron公司的铼重整（Rheniforming）UOP公司的铂重整（Platforming）IFP/Axens公司的辛烷化（Octanizing）和芳构化（Aromizing）,7,我国的催化重整,50年代我国开始进行催化重整催化剂及工程技术的研究和开发。60年代初建成一套以生产芳烃为目的，规模2万吨/年的半再生催化重整试验装置。1965年我国自行研究、设计和建设的第一套工业装置投产。,8,到2005年我国已有67套重整装置建成投产，装置总加工能力 2289万吨/年。我国第一套连续重整装置于85年3月投产，到2005年已建成连续重整装置20套，年加工能力1299万吨/年，已超过半再生重整的加

4、工能力。,9,我国重整装置增长情况,10,40年来我国重整能力增长情况,11,我国2005年的催化重整装置,半再生重整 47 套 990 万吨/年连续重整 20 套 1299 万吨/年合 计 67 套 2289 万吨/年,12,重整工艺,重整工艺包括重整反应、反应产物的处理和催化剂的再生等过程。根据催化剂再生方式的不同，催化重整工艺分为半再生重整、循环再生重整和连续（再生）重整三种类型。原料石脑油在进行重整反应之前，要先进行预处理，除去硫、氮、水、砷、铅、铜及烯烃等杂质，并切割出适当馏分，这是催化重整装置中不可缺少的一部分。,13,二.基本流程,14,原料预处理的三个主要环节,预分馏 切割馏分

5、预加氢 转化硫、氮、氧化合物，饱和烯烃，脱金属 汽提塔 脱除 H2S，NH3，H2O,15,预处理基本流程,16,重整进料,加氢处理的精制油直接进入重整作原料；从油罐来的加氢精制油先进加氢处理的汽提塔，脱除其中的氧和水分后再进重整作原料；未经加氢处理的石脑油均先进加氢处理精制后再去重整作原料。,17,关于重整反应,催化重整反应需要在一定温度、压力和催化剂作用的临氢条件下进行，工艺过程包括升压、换热、加热、临氢反应、冷却、气液分离及油品分馏等过程。为了增加氢分压以减少催化剂上积炭的副反应，设有循环氢压缩机使氢气在反应系统内循环。由于重整系吸热反应，物料通过绝热反应器后温度会下降，一般采用34台反

6、应器，每台反应器前设有加热炉以维持足够的反应温度。,18,重整工艺基本流程,19,关于催化剂的再生,重整催化剂的再生包括烧焦、氧氯化、干燥、还原等过程。半再生重整装置催化剂的再生在停工后进行，一般利用原有设备按原有流程原位进行（器内再生），也可以送往催化剂制造厂进行（器外再生）；连续重整则在装置内专设的催化剂连续再生系统内进行。,20,三.工艺过程分析,21,（一）原料预处理,关于原料预处理，在上一章中已作了详细介绍，这里着重补充几个问题：原料的切割 汽提塔的流程与操作 一种新的预加氢反应器装填,22,原料的切割,既拨“头”又“去尾”,只“拨头”不“去尾”,23,两个预分馏设计方案计算比较（以

7、40万吨/年重整装置为例）,采用“拨头去尾”方案与只“拨头”不“去尾”方案相比，不仅要多花投资而且多费燃料 3800 吨/年，重整能耗每吨增加约 419 MJ/t(10104 kcal/t)重整进料，一般讲这是很不经济的，因此重整原料的“去尾”应当尽量在上游装置的分馏塔内完成。,24,汽提塔的设计,重整原料的精制除预加氢反应外，一个重要的环节就是预加氢生成油的汽提，即将预加氢生成油中的硫化氢、氨和水等杂质吹脱干净。在早期的重整装置中采用吹氢气提的方法，精制油中硫含量约1ppm，水含量约1020ppm。目前的重整设计中，采用蒸馏脱水的方法，精制油中硫含量0.5ppm,水含量 2ppm。,25,某

8、汽提塔实际标定结果,26,全回流汽提塔的特点,塔顶温度和塔底温度分别由回流和重整进料的组成决定，不应把它作为控制参数；回流量和加热量要互相配合好，不能各自孤立的调整。重沸炉出口温度难于灵敏的反映加热热量的变化，可采用炉出口偏心孔板控制；塔顶压力是一个对塔的操作影响比较灵敏的因素，应当保持稳定。,27,汽提塔的操作经验,一平稳：平稳塔的操作，进料量、回流量和加热量都尽量不变动。二固定：固定塔顶压力；固定加热量或回流量。三注意：注意回流罐液面有无过低过高现象；注意回流罐切水；注意维持适当的回流量，回流量不能超过塔的允许负荷范围，但不应低于0.2(对进料重量)。,28,一个新的预加氢反应器装填,催化

9、剂上面放几层不同类型的环形填料，作为催化剂的保护层，据说可以减缓反应器上部的堵塞。反应器采用复合床，装填两种不同型号的催化剂，HR-945主要用于烯烃加氢，HR-538主要用于脱硫脱氮。,29,新反应器的装填情况,30,（二）重整反应,重整的主要反应是环烷脱氢和烷烃环化脱氢，在反应过程中要吸收大量热量，因此在绝热反应器内物料反应后的温度会下降。为了补充热量，维持足够的反应温度，反应要分34段进行，每段反应之前先在加热炉内加热。,31,重整装置各反应器内的主要反应及温降,反应器名称 主要反应 组成变化 温降 第一反应器 六员环烷脱氢，烷烃异构 烷烃下降多，芳烃有增加 7080 第二反应器 环烷脱

10、氢 环烷烃继续下降，芳烃有增加 五员环烷异构脱氢及开环 3040 C7烷烃裂解 C5C6有增加 第三反应器 烷烃脱氢环化，加氢裂化 C7+烷烃减少，芳烃增加 1525 第四反应器 烷烃脱氢环化，加裂化 C5C6先增加，后略有下降 510 芳烃增加,32,反应加热炉与反应器的大小,各段重整反应从前到后其加热炉负荷逐步减小，而反应器则逐步加大。重整反应加热炉的热负荷除第一个炉子（进料加热炉）与进料换热器的换热量有关外，后面三个炉子（中间加热炉）的热负荷都是由各段反应的反应热决定的。反应器从前到后催化剂的装料比，三个反应器一般依次为15，25，60，四个反应器一般依次为10，15，25，50。,33

11、,反应器个数,重整反应器采用几个，与反应苛刻度和进料组成有关，有的采用三个，有的采用四个，是一个技术经济问题，应根据辛烷值的要求和反应热的大小确定。反应段数多则反应器内床层温度变化范围小，对反应有利，但增加一段反应，投资要增加，经济上不一定合理。一般装置如果反应苛刻度不高，产品辛烷值RON不超过98，反应热在1000 kJ/kg以下，可考虑用三段反应，大于此数最好采用四段反应。,34,反应器的结构,重整反应器有轴向和径向两种结构形式轴向反应器为空筒式反应器，反应物料自上而下沿轴向通过，设备结构很简单，但反应器长径比必须合适。径向反应器内设有分气管、中心管（集气管）、帽罩等内构件，反应物料进入反

12、应器后先分布到四周分气管（环形空间或扇形筒）内，然后径向流过催化剂床层，从中心集气管流出。,35,重整反应器简图,36,径向反应器的优点,与轴向反应器相比，径向反应器内部结构比较复杂，但气体流通面积比较大，径向流过床层厚度比较薄。由于流体阻力与流通面积的平方呈反比，与流通路程的长度呈正比，因此径向反应器物流通过反应器的压力降比轴向反应器小，有利于减小临氢系统的压力降。,37,径向反应器的流体分布问题,径向反应器设计中的一个重要问题就是如何使得流体在整个流通面积上均匀分布。,38,对于径向反应器的扇形分气管，气体从顶部进来后，自上而下随着气量的减少速度不断减小，即W1W2，因而P2P1，静压力下

13、大上小。对于中心集气管，由于气量自上而下不断增加，速度也不断增加，即 W1（P1-P1），即分气管与集气管的压力差下部大于上部。,39,克服流体分布不均匀的办法,为了克服以上不均匀流动的现象，可以考虑以下几个措施：扩大分气管和集气管的流动截面积，降低流速，使上下压差沿管长变化减小，从而使气流分布均匀些。将分气管和集气管设计成变截面的锥形管，以维持管内流速变化不大，减小管内静压力的变化。分气管和集气管上下采用不同的开孔率，用小孔阻力的变化补偿管内压力变化。增加小孔阻力，使其大大超过分气管和集气管内的压力变化。,40,一个实例,采用上述第四种办法，即用减小中心集气管开孔率的办法来减小压力降的差别，

14、以达到流体均匀分布的目的。以某厂一台已生产多年的半再生重整装置反应器为例，反应器直径1.6 m，切线高4.7 m，中心管直径330 mm,中心管开孔率1.54%。按实际标定数据，重整进料量17.64t/h，氢油比1460（体积），平均压力1.27MPa，平均温度498 oC，催化剂平均粒径2.5mm，核算物流通过反应器各部分压力降。,41,径向反应器压降核算,序号 项 目 平均线速 压力降 压降分配 m/sec KPa%1 进口分配头 2.45 18.8 2 扇形筒小孔 0.66 0.01 0.1 3 催化剂床层 0.31 0.93 7.1 4 中心管外套筒小孔 2.90 0.03 0.2 5

15、 中心管小孔 48.2 9.63 73.8 合 计 13.05 100.0,42,扇形筒与中心管各段静压力变化情况,43,径向反应器不同高度静压差图,44,反应器上下物流的分布情况,可以看出，气体在扇形筒和中心管内的静压力都是有变化的，由于静压力的变化，扇形筒与中心管静压力差自上而下逐渐加大，最大相差175.6mm水柱，占整个反应器计算压力降的13.5%，静压差对流量引起的误差为7%。实际测定，反应器催化剂床层内同温面相差不超过1 度，说明反应器上中下气流分布基本上是均匀的。,45,反应器的新结构,以上方法是以增加阻力为代价来均匀分布流体的，虽然数值不大，但也不够合理，因此在有些新的连续重整工

16、艺中，物流虽然仍从上面进入反应器扇形筒内，但中心管内收集的气体则由下出改为上出（上进上出）。这样，尽管扇形筒内自上而下静压力逐渐增加，但中心管内静压力自上而下也是逐渐增加，上下压力降就相差不大了，流量分布比较均匀，因而中心管的过孔阻力可以减少。,46,径向反应器物料流动方向,47,反应器物流方向对气体均布的影响,48,（三）氢气循环,为了抑制反应过程中催化剂上积炭，需要在反应过程中有较高的氢分压，为此反应系统要有大量氢气循环。同时，循环氢作为热载体，对改善反应器的温度分布也有好处。从产物分离罐顶出来的含氢气体，经循环氢压缩机压缩并与原料油混合后，与反应产物换热，在依次经过各段反应的加热炉和反应

17、器之后，与原料换热，再经空冷器、水冷器冷凝冷却后返回产物分离罐，构成一个临氢的循环回路系统。,49,关于压缩机,循环氢压缩机是保证氢气循环的关键设备。规模较小的装置一般采用电动往复式压缩机，较大的装置采用汽动离心式压缩机。由于重整的氢气纯度是不固定的，开工初期高而正常操作时低，气体密度不一样，对离心式压缩机的操作性能有很大影响，这一点在选用原动机时必须注意。离心式压缩机必须有改变转速进行调节的手段，否则有可能在开工时循环不起来。,50,循环氢系统压力降,循环氢系统压力降的大小决定了循环氢压缩机的压差，直接影响压缩机的功率。由于循环氢压缩机的功率是压缩比的函数，压缩比不仅与压差有关，操作压力高低

18、的影响也很大，因此，对于操作压力较低的催化重整，循环氢系统要求有较低的压力降，以免压缩机功率过大而不经济。,51,不同压力降对循环氢压缩机功率的影响,52,降低循环氢系统压力降的措施,采用径向反应器代替轴向反应器 采用大型单管程立式换热器代替多台普通U型管换热器 增加加热炉炉管、空冷器和冷却器的并联流路 优化管径 改进流程设备布置紧凑，减少管线长度,53,典型的循环氢系统压力降MPa,54,（四）进料换热,重整进料换热器的热负荷一般占加热进料总热量的8085（进料加热炉热负荷只占20左右），因此换热的好坏对装置的能耗具有举足轻重的作用。70年代初纯逆流单管程立式管壳换热器问世，一般装置只用1台

19、换热器就代替了原来的多台换热器，总压降降低到0.070.08 MPa；同时由于纯逆流换热，没有错流的温差影响，提高了传热效率。,55,立式换热器,这种换热器除了纯逆流的工艺特点外，结构型式也比较特殊，进口有气液分配板，换热器内管程设有膨胀节。同时需要设置特殊结构的挡板以防止设备振动。由于进入进料换热器管程的物料是两相（液体石脑油和循环氢气），必须在进入众多换热管子之前进行均匀混合。,56,立式换热器传热曲线实例,57,并联换热器,两台进料换热器并联操作时，如果气液两相混合不均匀，就会造成偏流，使换热效率下降，这种情况还会愈演愈烈。并联换热器的换热温度：,58,焊板式换热器,近年来有不少装置采用

20、焊接板式换热器作重整进料换热器。板式换热器用焊接在一起的波纹板进行换热，换热效率比立式管壳式换热器高，使热端温差由5060降低到3040，进一步提高了传热效率。,59,单管程立式换热器,焊接板式换热器,60,立式换热器与板式换热器的比较,立式管壳换热器 板式换热器 热负荷,MW 50.21 50.21 51.80 热端温差,49 49 39 壳程数 2 1 1 总传热系数,W/m2.270 502 499 总传热面积,m2 4657 2499 3396 总压降,KPa 62.6 80.8 81.6 管长或设备长度，米 19.8 13.4 14.9 设备直径,米 1.52 1.96 2.05 设

21、备重量,吨 254.8 36.6 49.7,61,62,（五）反应加热炉,由于重整反应是分段进行的，为了提升由于反应热而降低的物料温度，在每段反应之前都设有加热炉。早期重整装置规模较小，多采用圆筒炉或联合箱式炉，目前一般采用多流路U型炉管（侧烧）或倒U型炉管（底烧）。重整反应加热炉被加热物流为循环氢气和油气，体积流率很大，既要有利于加热又要求压力降小，因此存在着一个多流路炉管的设计问题，并联流路有时高达几十路。,63,多流路四合一加热炉,为了缩小占地，减少投资，对于规模较大的重整装置，我们往往把四个加热炉联合在一起，成为一个四合一炉，炉管采用U型（集合管在上）或形（集合管在下）。,64,重整加

22、热炉的炉管和集合管,65,多流路加热炉的计算实例,以一台加热介质总流量为204820 kg/h的重整四合一加热炉为例，其入口和出口总管管径为750mm，炉管管径1147.6mm，43路并联。由计算结果可以看出，尽管炉管并联流路多达43路，但管内流量不均匀分配不超过2%，最高管壁温差不超过2.4C，完全可以满足工业生产需要。,66,多流路加热炉物流计算结果,67,重整反应加热炉的余热回收,重整反应加热炉出入口温度都比较高，出口温度490530C，入口温度也在400C以上，反应物料的加热都在辐射室内进行，而辐射室的热效率一般只有60左右，从辐射室出来烟气温度在700以上，因此必须考虑加热炉的余热回

23、收。典型加热炉的总热效率为90，对流室利用的热量约占30。重整加热炉比较多，一般采用联合烟道将烟气集中起来，通过安装在一炉或二炉上部的对流室回收热量，用于发生蒸汽或加热其它物料。,68,余热锅炉,重整加热炉余热回收最常用的方法就是利用对流室的热量发生蒸汽，为此需要设置一套余热锅炉系统。加热炉经余热回收后，热效率可达90以上，对装置能耗有决定性影响。以一套40万吨/年重整装置为例，利用余热发生蒸汽，可回收热量7.7 MW，发生3.5 MPa蒸汽9.7吨/时。,69,余热锅炉典型流程,70,（六）反应产物的处理,重整反应的产物需要进一步处理，分离成氢气、轻烃（燃料气与液化气）和重整油。设有氢气增压

24、机、再接触设备和稳定塔。副产氢气从产物分离罐出来，一般用增压机压缩后送出装置。为了回收含氢气体中的轻烃，一个比较简单的办法就是设置一个再接触罐，使重整油与含氢气体在高压条件下再接触，重新建立气液平衡，使含氢气体中轻烃溶解在油中。,71,关于氢气提纯,氢气是重整装置中一个非常宝贵的副产品，它为工厂加氢装置提供了一个廉价的氢气来源。为了提高氢气纯度和回收轻烃，重整氢气常面临一个提纯问题。随着重整反应压力的降低，这问题更加突出。,72,典型的再接触流程,73,再接触的操作条件,再接触的效果与操作条件有关，压力越高温度越低效果越好。重整产氢送出装置前一般都要通过增压机提高压力（到1.22.5MPa）才

25、能进入工厂氢气管网，油气再接触就可以选在这样的压力下进行。为了降低再接触温度，油气在进入再接触罐以前先进行冷却，用水可冷却到3840C，如再用氨或其它冷冻剂则可冷却到04C。,74,再接触条件对氢纯度和轻烃回收量的影响,75,再接触氢气提纯效果,76,氢气脱氯问题,催化重整的产氢中有时含氯26 ppm(分子)，这样高含量的氯化物能引起下游装置盐析和腐蚀，因此一般都要在产物离开重整装置以前先脱氯。,77,脱氯罐典型流程,78,稳定塔,从反应器及再接触出来的重整生成油中除C6烃类外，还含有少量C1C5轻烃，在送出装置以前，先要经过稳定塔（脱丁烷塔）或脱戊烷塔脱除这些轻组分。塔顶出液化气或戊烷油和燃

26、料气，塔底出稳定汽油或脱戊烷油。稳定塔回流罐顶的气体中含有不少丙烷、丁烷和少量C5组分，为了回收这部分烃类，稳定塔回流罐顶的气体不直接排入燃料气管网，而用稳定塔进料油吸收。,79,稳定塔顶气体的吸收,80,不同吸收方法的比较,81,四.重整工艺专利技术,82,铂重整（Platforming）,铂重整（Platforming）是 UOP公司开发的石脑油重整工艺，既有半再生重整工艺也有连续重整工艺，使用的催化剂和操作条件不同。目前半再生重整采用R-86催化剂，连续重整采用R-270 系列（C5+和氢产率高）和R-230系列（积碳少）催化剂。,83,铂重整典型操作数据,84,胡德利重整(Houdri

27、forming),胡德利重整(Houdriforming)是空气产品和化学品公司Houdry分部开发的工艺，用于生产辛烷值RON 80100高辛烷值汽油组分或芳烃原料，总能力约1000万吨/年。采用常规半再生模式，生产芳烃用四台反应器，生产汽油用三台反应器。催化剂为Pt/Al2O3或双金属。典型的操作条件是：温度482537，压力1.02.7 MPa，液时空速14 h-1，氢烃比36。,85,铼重整（Rheniforming）,铼重整（Rheniforming）是Chevron公司开发的一种固定床半再生式石脑油催化重整工艺。它于1968年首次使用铂铼双金属催化剂，使半再生催化重整装置的发展进入

28、一个新的阶段。铼重整由一个硫吸附器，三台反应器，一个油气分离器和一台稳定塔组成。硫吸附器将重整进料中的硫含量降至0.2 ppm。采用铼重整F/H催化剂可以在低压下操作，氢烃比2.53.5，操作周期在6个月以上。,86,铼重整工艺流程,87,辛烷值化(Octanizing)和芳构化(Aromizing),辛烷值化(Octanizing)和芳构化(Aromizing)是 法国IFP/Axens开发的石脑油重整工艺，分别用于生产高辛烷值汽油和芳烃。60年代开始工业化，70年代开始使用双金属催化剂并开发了连续重整工艺技术。固定床半再生重整装置操作压力一般为1.22.5 MPa，目前使用的催化剂牌号为R

29、G582和RG682。连续重整装置反应压力低达0.35 MPa，使用铂锡催化剂(生产汽油用CR401，生产芳烃用AR501)。,88,IFP/Axens重整（辛烷值化）典型产率,半再生重整 连续重整压力，MPa 11.5 0.5 辛烷值 RONC 100 102 MONC 89 90.5 产率,重量%(原料)H2 2.8 3.8 C5+83 88,89,麦格纳重整(Magnaforming）,麦格纳重整(Magnaforming）是Engelhard 公司开发的技术，于1967年在美国首次工业化，将循环氢分段加入，以提高液收和改进操作性能。大约一半的循环氢进入前两个反应器，在缓和条件下操作；全

30、部循环氢进入后部反应器，在苛刻条件下操作。循环氢的分流，降低了临氢系统的压力降，可以减少压缩机的功率。,90,麦格纳重整工艺流程,91,麦格纳重整典型产率,原料（石脑油）馏程，C 67207 组成，P/N/A,体积%55.0/34.4/10.6操作条件 反应压力,MPa 2.4 1.7 1.0 产品,RONC 100 100 100产率(对原料)H2,wt%2.5 2.8 3.1 C1 C3,wt%8.5 6.1 4.0 iC4+nC4,v%7.1 5.2 3.4 C5+,wt%78.9 81.5 84.0,92,我国的固定床重整技术,50年代我国开始进行催化剂及工程技术的研究和开发。60年代

31、初建成一套以生产芳烃为目的，规模2万吨/年的试验装置。1965年我国自行研究、设计和建设的第一套催化重整工业装置投产。以后陆续建成了一批使用各种牌号国产双金属催化剂的催化重整装置，同时根据我国重整原料油的特性和产品要求，先后开发了预脱砷、后加氢、两段混氢和两段装填等工艺技术。,93,94,后加氢,在生产芳烃的重整装置中，为了脱除重整生成油中的烯烃，将最后1台重整反应器出来的物料通过换热达到330左右，然后进入串联的后加氢反应器，可以使重整生成油的溴价由0.7g/100g左右降到0.2g/100g以下，代替白土精制。但会损失少量芳烃，同时增加了循环氢压缩机的功率，现在已很少使用。,95,后加氢工

32、艺流程,96,后加氢操作条件及效果,后加氢催化剂 3641（Mo-Co-Al2O3）操作压力，MPa 1.61 操作温度,C 330 重量空速,h-1 4.5 加氢前重整生成油溴价,g Br/100g 0.7 加氢后重整生成油溴价,g Br/100g 0.2,97,两段混氢,根据重整装置前后反应器主要反应情况不同(前面的反应器以环烷脱氢为主，后面的反应器以烷烃环化脱氢和加氢裂化为主)，对反应条件的要求不一样，不少重整装置采用了两段混氢技术。据标定，有的重整装置采用两段混氢技术后，重整生成油收率提高约2%，循环氢压缩机功率下降约9%。,98,半再生重整两段混氢反应流程,99,两段混氢与一段混氢系

33、统压降比较,MPa,一段混氢 两段混氢 两段混氢压降减少 进料换热器与第一加热炉 0.27 0.19 0.08 第一反应器 0.01 0.01 0 第二加热炉 0.09 0.08 0.01 第二反应器 0.01 0.01 0 第三加热炉 0.07 0.07 0 第三反应器 0.02 0.02 0 第四加热炉 0.09 0.09 0 第四反应器 0.04 0.04 0 产品冷换设备 0.15 0.11 0.04 合计（系统总压降）0.75 0.62 0.13,100,两段混氢与一段混氢的反应效果比较,名 称 一段混氢 两段混氢 反应压力，MPa 1.60 1.57 气油体积比,Nm3/m3 11

34、75 688/1180 体积空速,h-1 2.20 2.18 反应温度,C(入口/温 降)第一反应器 495/83.5 495/94 第二反应器 495/32 498/43.5 第三反应器 500/15.5 502/15.5 第四反应器 500/8.0 505/7.0 总温降,C 139 160 加权平均床层温度,C 483.7 484.1 C6+油收率,wt%82.2 84.2 重整进料芳烃潜含量，wt%38.98 40.38 重整芳烃转化率，wt%111.7 113.1,101,两段装填,90年代初我国开发了固定床重整催化剂两段装填技术。即在前部反应器中装入常规铂铼催化剂，在后部反应器中装

35、入高铼铂比催化剂。中试和工业运转数据表明，采用两段装填技术比全部装填常规铂铼催化剂，重整生成油研究法辛烷值可提高1.21.7个单位，重整生成油收率可提高1.01.5个百分点，催化剂生产操作周期也可以延长。,102,催化剂两段装填工业典型数据,原料性质 密度(20),g/cm3 0.7351 馏程,60180 环烷烃+芳烃,wt%51.0 反应条件 压力,MPa 1.20 加权平均床层温度,474.2 氢烃比,mol 6.6 液时空速,h-1 2.2 标定结果 C5+收率,wt%91.0 C5+RON 94.9 氢气产率,wt%2.73,103,我国半再生重整操作数据实例,装 置 A B 原料（

36、石脑油）馏程，C 67166 73178 组成，烷烃/环烷/芳烃,重量%61.2/31.4/7.4 56.6/37.2/6.2 操作条件 催化剂 CB-6/CB-7 CB-11/CB-8 一反入口温度/温降,C 482/75 498/59 二反入口温度/温降,C 487/47 498/46 三反入口温度/温降,C 502/27 500/22 四反入口温度/温降,C 505/24 500/14 体积空速 时-1 1.81 2.0 氢油比,体积 1205 一段978/二段1599 分离器压力,MPa 1.25 1.0产品辛烷值 RONC 91.0 94.2产率(对原料)H2,重量%2.15 2.4

37、8 稳定汽油,重量%87.9 85.12 芳烃产率,重量%48.7 49.1,104,循环再生,循环再生重整也是固定床型式，它与半再生重整不同之处是增加了一台轮换再生的备用反应器。反应器一般有45台，规格相同，轮流有一台反应器切换出来进行再生，其它反应器照常生产，催化剂经再生后重新投入运转。,105,循环再生重整工艺流程,106,循环再生专利技术,采用循环再生重整的有美国Amoco石油公司的超重整（Ultraforming）和Exxon公司的强化重整（Powerforming）。这一工艺的缺点是所有反应器都要频繁地在正常操作时的氢烃环境和催化剂再生时的含氧环境之间变换，这就要有很严格的安全措施

38、，同时反应器大小都一样以便于切换，催化剂的利用不充分。由于每一台反应器都要能单独切出系统进行再生，所以流程比较复杂，合金钢管线和阀门比较多，设备费用较大。,107,末反再生,末反再生是将半再生和循环再生相结合的一种工艺，是Exxon公司在70年代开发出来的。在固定床重整的三台或四台反应器中，最后一台反应器中的催化剂装量约占总量的一半，但积碳较快。当重整装置反应能力下降时，前面几台反应器的催化剂往往还具有相当高的活性，但因末反应器催化剂失活而只能一起停工再生。因此，如果加上一个再生系统，使最末一台反应器在装置进行生产的情况下单独进行再生，即末反再生，就可以提高反应的苛刻度，延长开工周期。在末反进

39、行再生的过程中，前面的反应器可在暂时降低辛烷值的情况下继续生产。,108,末反再生重整工艺流程,109,连续重整工艺,连续重整是设有催化剂连续再生系统的重整工艺，正常生产期间催化剂在反应器和再生器之间连续移动。由于催化剂上的积碳可以在重整反应不停工的条件下及时除掉，允许重整在苛刻度比较高的反应条件下操作，压力和氢油比比较低，产品收率比较高，而且周期长，操作比较稳定。目前世界上已广泛使用的连续重整工艺有美国UOP和法国Axens两家专利技术。我国开发的技术正在工业化过程中。,110,111,五.重整装置的扩能改造,112,（一）重整装置特点分析,影响设备大小的因素不仅仅是装置的规模，而且与反应条

40、件有关，而反应条件又是由原料性质、催化剂性能和产品要求（辛烷值等）决定的，而且各种条件之间还可以相互补偿。因此同样规模的装置，设备大小不一定相同。为了适应吸热反应的需要，催化重整一般包括 3-4段反应，反应器和反应加热炉大小不等，这样就给改造工程的设备调配带来了灵活性。不同的产品要求选取不同的原料馏程，从而影响工厂提供原料的数量。催化重整技术不断发展，催化剂不断更新，反应条件和工艺流程不断改进，改造空间比较大。催化重整装置在炼油生产中处在一个承上启下的地位，不仅受到上游装置供应原料的制约，也对下游使用重整生成油和氢气的装置直接产生影响，因此减少施工对现有装置生产的影响也是做好装置改造工作的一项

41、重要要求。,113,（二）基本思路,反应器 除了根据反应要求适当调整空速外，可以根据反应器前小后大的特点，将原有的三、四反作一、二反用，新建三、四反或者在后边并联或串联一台反应器。如果原来只有三个反应器，可以在后边增加一台大的反应器作第四反应器，前边反应器不动。,114,压缩机,重整循环氢压缩机可以通过调整氢油比、采用二段混氢流程等方法尽量保留原有压缩机，或者与压缩机制造厂商量对汽缸活塞作适当改动。必要时增加一台压缩机并联操作。氢气增压机是否需要改动要结合流程考虑，必要时可以增加一台并联操作，两开一备。,115,加热炉,扩能改造重整加热炉往往需要加大。原有的几台反应加热炉负荷不等，可以前后调剂

42、使用，加长炉管或增加炉管根数，必要时要考虑新增12台加热炉。加热炉的改造比较复杂，往往是扩建工作的重点，要同时考虑增加热负荷、压降要求和现有设备条件等因素，加热炉的热负荷还要与进料换热器的换热量统筹考虑。,116,塔,催化重整装置一般有三个塔，即预分馏塔、汽提塔和稳定塔，这些塔应当在挖潜、优化的基础上分别提出改造方案，有的可以通过降低回流比进行挖潜，有的需要增加塔板数，局部扩大或改用新型塔板或填料，差别太大的则需要更换新塔。,117,冷换设备,通过计算合理地调整冷换设备的负荷，对现有冷换设备作出不动、调整使用或适当增补的不同选择。也可以考虑采用高通量管或表面蒸发空冷等高效设备以提高传热效率，减

43、少占地。对于冷却系统，不是都要加大，可以适当调整热负荷，只加大空冷器或只加大水冷器，以尽量减少改动的工程量。,118,泵,根据泵的特性曲线和需要流量逐台核实泵的规格，有的可以不动，有的可增加一台（两开一备），有的可调换使用，少数情况需要以大换小或改变叶轮直径。,119,容器,根据工艺核算情况分别处理，有的可以不动，有的需要调剂使用或新做，如将原有产品分离罐改作回流罐并新做一个产品分离罐等。,120,（三）技术路线,催化重整有半再生重整、连续重整、末反再生、组合式重整（前边固定床后边移动床）等多种模式，改造时要结合实际情况考虑；由于各厂情况不同，改造工作不宜限于一种模式，既要满足工厂需要，又要尽量减少工程量和投资，需要根据工厂具体条件通过技术经济论证予以确定。,121,谢谢！,