2008年催化重整年会交流资料--华东设计院

2008年度催化重整年会交流资料

中国石油工程建设公司华东设计分公司

2008年10月

目 录

掺炼催化裂化汽油的重整原料预处理反应系统的优化设计 ???3 重整进料换热器工艺参数优化分析 ????????????11 广西石化公司220万吨/年连续重整装置的优化设计 ?????15 重整预加氢反应器压降过大原因分析及对策 ????????21

掺炼催化裂化汽油的重整原料预处理反应系统的优化设计

邵 文 尹祚明 刘廷斌

中国石油工程建设公司华东设计分公司 山东省青岛市 266071

摘 要：近年来我国重整装置原料严重不足，严重影响企业的经济效益，通过掺炼催化裂化汽油可以缓解这一矛盾。本文探讨了催化汽油加氢生产重整原料工艺路线，通过华北石化的设计和工业应用提出了在设计中应该注意的几个问题。

主题词：重整原料预处理 催化裂化汽油 催化剂 设计注意问题

1 前言

催化重整装置是以石脑油为原料，在催化剂的作用下，生产高辛烷值汽油组分和芳烃的工艺过程，同时还可以为加氢装置提供的廉价氢源，催化重整装置在芳烃生产和清洁汽油生产中具有非常重要的地位。

重整装置的主要原料为直馏汽油，由于我国原油以重质油为主，轻、中质馏分少，重质馏分多，直馏汽油组分收率较低，同时近年来以直馏汽油为裂解原料的乙烯生产能力的不断扩大，造成催化重整装置原料不足，严重影响企业的经济效益，必须扩大重整原料来源。把加氢裂化重石脑油、催化裂化汽油、焦化汽油等作为作为催化重整装置原料，是解决我国催化重整原料油不足的重要途径。

我国催化裂化汽油占汽油总调合组分的80%以上，催化裂化汽油硫、氮含量高、烯烃含量高、辛烷值高。因此，降低催化裂化汽油中的硫和烯烃含量是生产清洁汽油的重要途径。通过分析，催化裂化汽油的前段具有烯烃的辛烷值，后段具有芳烃的辛烷值，中间段的辛烷值最低，可以通过催化重整进行改质，催化裂化汽油做为催化重整原料必须经过加氢精制。

目前华北石化公司的一次加工能力为500万吨/年，两套催化裂化装置的加工能力为280万吨/年，由于没有加氢裂化装置和焦化装置，汽油的硫、烯烃含量超标，无法正常出厂。为此，通过各种加工方案比较，必须掺炼一部分催化汽油进重整装置，以降低出厂汽油产品的硫、烯烃含量，同时还可以为扩建的柴油加氢装置提供足够的氢气。

2、催化汽油加氢生产重整原料工艺路线

2．1催化汽油先进中压加氢装置加氢后再进入预加氢系统

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若炼厂的加氢能力有富余，催化裂化汽油作为重整进料前，可以先经中压加氢装置精制后再去重整预加氢，这样可以降低重整预加氢反应系统的压力和氢油比。对于重整原料不足的企业，重整原料预处理系统不需要改造就可以大比例的掺炼催化裂化汽油。缺点是由于处理了催化裂化汽油而占用了加工其他油品的生产能力，有时还会对中压加氢精制装置的操作带来影响。 2．2催化汽油直接进入预加氢系统

常规的重整预加氢反应的压力在2.5MPa(g)左右,目前大港石化公司重整装置已经成功的掺炼了18%的催化裂化汽油。在掺炼比例很大时必须采用合适的催化剂和较高的反应压力来处理硫、氮和烯烃含量高的催化裂化汽油。对于现有的重整装置来说，为了扩大重整的原料来源，掺炼催化裂化汽油的比例应控制在20%以内。

对于掺炼比例较大的重整装置，为了保证重整进料的杂质含量合格，一般需要提高预加氢反应的压力（通常为4MPa(g)）和氢油比。由于催化汽油的烯烃含量较高，应密切注意反应器的温升。据美国UOP公司介绍，温升小于28℃时，不需要冷氢。当温升大于28℃时，应考虑注入冷氢措施。

催化裂化汽油直接进入重整预加氢精制的优点是加工流程短，装置操作灵活，可以控制催化裂化汽油的掺炼比例。此外，由于操作压力比中压加氢低，减少芳烃的饱和，从而减少了原料中环烷烃的损失。

这种流程的缺点是掺炼催化裂化汽油后装置的投资增加，在处理直馏汽油原料时，装置的能耗与常规相比较大。

对于新建或改造的重整原料预处理反应系统来说，建议采用这种加工流程。目前大连石化、锦西石化（重整改造）和广西石化都采用这种加工流程。 3预加氢反应系统设计条件的选择

华北石化公司重整原料预处理反应系统加工50%催化裂化汽油和50%直馏石脑油的混合原料，其设计规模为100万吨/年，加氢产物经汽提和分馏后为连续催化重整装置提供馏程和杂质含量合格的精制油原料。 3．1原料

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表-1混合石脑油原料性质

原料 混合比(wt%) 密度 (20C), g/cc 硫, ppmw 氮, ppmw 溴价, gBr/100g 砷含量, ppb 馏程（ASTM D 86）, C oo直馏汽油 50 0.734 15 3 - 38 86 121 163 167 FCC 稳定汽油 50 0.735 373 51 55 70 98 123 164 168 混合汽油 100 0.735 211 27 28 60 39 87 122 164 168 IBP 10% 50% 90% FBP 3．2催化剂

根据加工原料的实际情况，标准催化剂亚太公司推荐具有两个反应器的预加氢反应系统。在第一反应器进行脱砷并于低温下将烯烃和二烯烃饱和。Arsenix脱砷催化剂装填在第一反应器顶部用于脱除原料油中的砷化合物。在第一反应器的底部装填DN3110催化剂，用于烯烃饱和和脱除硫、氮。

第二反应器主要用于脱除硫和氮，装填DN3110催化剂。除加氢精制催化剂和脱砷催化剂外，标准公司同时要求使用834-HC/815-HC级配装填材料以使烯烃在饱和反应过程中的速度由缓至快并减少压力降。

催化剂床层顶部级配装填材料/催化剂的特点： 1） 级配装填材料

标准公司 834-HC是一种具有活性的铁保护剂，为一种具有捕获颗粒能力的中空圆柱体。该保护剂的设计使其拥有大孔径以便颗粒进入保护剂本身而不致于积聚在下面的催化剂的更小的孔隙中，具有优良的抗压碎强度和高的磨损指数。与球形和挤条形相比中空圆柱体具有更大的孔隙率，可为铁、焦粉、聚合物和垢类提供更大储存空间。另外，与惰性支撑物相比，这种保护剂的催化活性减缓了结焦和结垢的生成速率，保护了主催化剂床并延长了催化剂的总寿命周期。

标准公司815-HC在设计上是用于催化剂床层顶部以减缓反应器压力降增加

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速率的一种镍钼加氢精制催化剂。与其它类型的顶部床层保护剂相比，815-HC的中空圆柱体形状提供了更强的抗结垢能力。此外，与惰性支撑物相比815-HC的加氢活性减缓了由于焦碳沉积而引起的床层结垢速率；与惰性支撑物和一般的加氢精制催化剂相比，815-HC的加氢活性还减缓了原料中烯烃聚合反应、降低了聚合生成物的数量。

2） 加氢精制催化剂

标准公司 DN3110是以金属镍钼为活性组分、形状为三叶草的氧化铝挤条催化剂，其活性组分组成和孔尺寸分布已经经过优化从而使石脑油加氢精制的脱硫和脱氮得以改善。DN3110 用于需要最大量脱氮的石脑油加氢精制装置，DN3110 甚至在相当低的氢分压下也是非常有效的。

表-2 预加氢催化剂一般性质

催化剂类型 化学组成 Ni，wt% 干基 Mo，wt%干基 催化剂规格尺寸，mm 催化剂形状 比表面积，m2/g 孔体积，cc/g 平板压碎强度，N/cm 磨损指数 普通装填，g/cc DN3110 氧化铝载体 3.7 12.9 2.5 三叶草 180 0.5 243 >99 0.85 预加氢反应器个数 第一反应器 第一床层Arsenix催化剂体积，m3 834 HC，8.0mm 815 HC，4.8mm 催化剂（DN3110，2.5mm）体积，m3 催化剂（DN3110，1.3mm）体积，m3 第二反应器 催化剂（DN3110，2.5mm）体积，m3 催化剂（DN3110，1.3mm）体积，m3 催化剂总体积，m3

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DN3110 氧化铝载体 3.7 12.9 1.3 三叶草 180 0.5 243 >99 0.85 834 HC 氧化铝载体 0.75 3.0 8.0 中空圆柱体 2 0.18 240 >92 0.83 815 HC 氧化铝载体 1.7 6.5 4.8 中空圆柱体 140 0.6 70 >96 0.54 2 8.1 0.9 0.9 1.7 35.1 2.3 26.6 65.7 表-3预加氢反应器和脱氯反应器内催化剂装填表 预加氢催化剂采用预硫化催化剂，装置内部不再设有加氢催化剂注硫系统，从而节省工程投资和开工时间并确保催化剂的预硫化更加完善。 3．3 主要操作条件

表-4预加氢主要操作条件 第一反应器 第一床层入口温度， ℃ 第一床层出口温度， ℃ 第二床层入口温度，℃ 第二床层出口温度，℃ 第一反应器WABT,，℃ 第二反应器 第二反应器入口温度，℃ 第二反应器出口温度，℃ 第二反应器WABT，℃ 反应压力，MPa(g) 反应空速，h (体) 氢油比(体) H2 消耗，Nm/m原料 催化剂寿命 第一寿命周期，月 总寿命，月 33-1初期 278 309 309 317 308 初期 307 315 311 4.0 2.61 280:1 40 30 60 末期 300 328 318 327 322 末期 320 328 324 3．4工艺流程 重整原料预处理反应部分的工艺流程图见图-1。

图-1重整原料预处理反应部分的工艺流程图

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4、设计中需要注意的问题

4．1预加氢进料加热炉的设计负荷问题

常规的预加氢装置是按照加工直馏汽油设计的，原料中的烯烃含量很少，预加氢反应器有很小温升，加热炉的出入口温度差在60—80℃之间。由于直馏汽油和催化裂化汽油的性质差异很大，掺炼催化裂化汽油后，原料中的烯烃含量明显增加，烯烃的加成反应是很强的放热反应，预加氢反应器的温升随着催化裂化汽油掺炼的比例增加而增大。当掺炼催化裂化汽油的比例为30%左右时，预加氢反应器的温升在30℃左右；掺炼催化裂化汽油的比例为50%左右时，预加氢反应器的温升在45℃左右。因此对于同样规模的预加氢单元来说，掺炼催化裂化汽油的预加氢进料加热炉的负荷要比不掺炼催化裂化汽油低。若装置有全部加工直馏汽油的可能性，建议预加氢进料加热炉的负荷应留有足够的余量。 4．2催化裂化汽油混合比例的控制问题

为了装置的平稳操作，要求对直馏汽油和催化裂化汽油的流量进行精确的比例控制，避免反应器的温升波动，若掺炼催化裂化汽油的比例控制不好时，可能会造成反应器的温升增加，当反应器出口温度达到343℃，会发生烯烃和硫化氢的再次反应，造成重整进料硫含量超标。为此建议两种（也可以多种）进料单独进装置，经流量控制阀在装置的缓冲罐内按照预定的比例进行在线混合。

若直馏汽油和催化裂化汽油在装置外罐区混合，应注意混合效果和混和比例，混合后的原料不应放置太久，以免混合汽油中的烯烃氧化变质。

建议直馏汽油和催化裂化汽油在装置内进行比例控制，进入装置的直馏汽油控制原料缓冲罐的液位。

4．3 加强原料的监测，减少对生产的影响

近年来，国内部分重整装置存在预加氢反应器床层压降增高,直接影响重整装置的正常运行，一般采用“撇头”去除催化剂床层顶部的积垢物的方法来解决。“撇头”后发现重整装置预加氢反应器顶部和管线内壁均有沉淀物，沉淀物为黑色，样品分析结果积垢物中Fe含量最高，同时还有S、N、Cl等有机物的盐类聚集物。

通过分析，可能产生预加氢反应器床层压降增高的主要原因如下： 1）原料中携带的杂质。重整装置加工的原料品种比较复杂，既有直馏石脑油，又有催化裂化汽油等二次加工油，原料的S、N、Cl和金属含量越来越高，

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原料中又含有烯烃或胶质，通过加氢反应后也会形成固体沉淀物，可能造成反应器床层压降的增高。

2）预加氢系统腐蚀产生的腐蚀物被携带至反应器的上部使反应器的床层压降增加。目前预处理的原料的硫化物含量在200～1000ppm之间， 氯化物在10～40ppm之间，原料中的硫化物和氯化物在临氢状态下形成H2S和HCl，与材质为碳钢的设备和管道很容易反应生成硫化铁和氯化铁。随着时间的推移，这些硫化铁和氯化铁随着循环氢逐渐带到预加氢反应器，可能造成反应器床层压降的增高。

3）催化剂床层本身和操作的原因也可能造成反应器床层压降的增高。催化剂本身强度差，粉尘量大，使催化剂表面积炭量增加。在操作中，由于反应超温和氢油比偏小也会造成反应器床层压降的增高。

为了保证重整装置的长周期运行，必须采取下列措施防止或者降低预加氢反应器床层的压降。主要措施有：

1）加强原料的分析，尤其是原料中的硫化物和氯化物的分析，提高原料分析数据的准确度。若原料中的氯化物含量超过3ppm后，建议在预加氢反应器后增加脱氯反应器，这是降低预加氢反应器床层的压降的最有效的办法。

2）对于加工催化裂化汽油的重整装置，建议在原料进装置前增加过滤器和聚结器，脱出原料中的杂质和水。过滤器的过滤精度按10μm考虑，聚结器的效率应在98%以上。

此外，据UOP资料介绍，对于重整反应来说，当干点相同时，催化裂化汽油的生焦速率大约是直馏汽油的1.6倍 ，随着催化裂化汽油干点的增加，催化剂的生焦速率呈指数倍增加，因此必须严格控制催化裂化汽油的干点，以防重整催化剂失活。此外，对于预加氢反应来说，催化裂化汽油干点的增加，原料中的氮含量也增加，可能引起加氢产物中的氮含量超过0.5PPM或预加氢系统的铵盐结晶，造成重整进料中的氮含量超标或设备管道堵塞现象。一般来说，催化裂化汽油的干点要控制在160℃左右。 5、结论

5．1 华北石化100万吨/年重整原料预加氢装置自2007年10月开工以来运行一直掺炼催化汽油，经过加氢后精制油产品杂质含量完全满足重整进料的要求，解决了全厂氢气不足和汽油质量升级的问题。

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5．2 美国标准催化剂公司生产的DN3110加氢催化剂处理掺炼50%催化裂化汽油的重整预加氢进料的效果非常有效。

5．3 在重整原料预加氢装置中掺炼部分催化裂化汽油是解决重整原料不足的有效途径之一。

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重整进料换热器工艺参数优化分析

孙乾义 刘廷斌

中国石油工程建设公司华东设计分公司 山东省青岛市 266071

摘要：重整进料换热器是催化重整装置的关键设备。本文主要对重整进料换热器窄点温度工艺参数的选取进行了分析比较，浅谈作者一些见解。

关键词：重整进料换热器；重整；工艺参数；窄点温度

1 前言

重整进料换热器是催化重整装置的关键设备之一,在整个重整反应系统中起着举足轻重的作用。重整进料换热器换热能力的大小直接影响装置能耗，由于其制造工艺复杂，制造周期长，设备投资相对较高，一直是各方关注的焦点。重整进料换热器的制造取决于优化的重整进料换热器设计，而工艺参数的选取是重中之重。

理论上，由于重整进料换热器热流入口温度为重整反应器出口的温度，是无法改变的，因此热端温差HAT越小（即冷流出口温度越高，热流出口温度越低），表明换热器效果越好，但此时换热器面积很大，在经济上是不合理的，也是不现实的。因此，在换热效果与经济合理之间找到一个平衡点，优化工艺参数，这是工程设计面临的一个难题。

下面以某典型炼厂60万吨/年催化重整装置为例，探讨如何最终选取工艺参数。 2 模拟计算 2.1 原料性质

国内某典型炼厂60万吨/年催化重整装置，重整反应部分进料71429kg/h，重整原料性质如下：

? 孙乾义,男,19760525,山东省海阳市人,工程师,大学本科学历,1997年毕业于石油大学(华东).

一直从事石油设计工作.邮箱:sunqianyi@cnpccei.cn 联系电话:0532-83893171 010-59286160 11

表1 重整原料性质

密度，kg/m3 族组成，w％ C4 C5 C6 C7 C8 C9 C10 C11 合计 738.0 NP 0.04 0.27 2.69 5.68 6.07 4.14 1.29 0.00 20.18 IP 0.00 0.07 1.91 5.45 10.21 7.91 5.85 0.35 31.75

N 0.00 0.14 3.69 11.77 15.00 9.78 1.00 0.00 41.38 A 0.00 0.00 0.18 0.99 3.66 1.81 0.05 0.00 6.69 2.2 工艺流程

图1 重整进料换热部分工艺流程图

3.2工艺计算结果

根据原料性质，在相同的重整反应条件下（平均反应压力0.35MPag，反应温度530℃），按照经验分别选取窄点温度7℃和5℃进行流程模拟计算，工艺物流性质和设备负荷见下表：

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表2 工艺物流性质

物流号 温度 ℃ 压力 Mpag 质量流量 kg/h 分子量 液相摩尔分率 1 0.54 87152 0.214 7℃窄点 2 0.51 3 0.31 4 0.27 1 95.2 0.54 95.2 448.4 490.0 107.7 5℃窄点 2 0.51 3 0.31 4 0.27 451.6 490.0 106.2 87152 87152 87152 87152 22.2 35.7 87152 87152 87152 35.7 22.2 22.2 35.7 35.7 22.2 0.000 0.000 0.031 0.214

表3 设备负荷

0.000 0.000 0.035 计算负荷（KW） 重整进料换热器E-201 重整进料加热炉F-201 重整产物A-201

7℃窄点 30438.9 6956.7 8865.7 5℃窄点 30711.4 6684.3 8593.3 由表3可以看出，采用5℃窄点方案比7℃窄点方案可以多回收272.5KW的热量。

3 技术经济分析 3.1 设备费用

表4 设备费用

设备费用 重整进料换热器E-201 重整进料加热炉F-201 重整产物A-201 合计

7℃窄点 $294万美元 ￥440万元 ￥339万元 5℃窄点 $322万美元 ￥425万元 ￥339万元 增减 ＋$28万美元 －￥15万元 0 ＋￥176.8万元 （1美元＝6.85元） 3.2 公用工程消耗

表5 公用工程消耗

公用工程消耗 燃料气（F-201） 电（A-201） 3.5MPa蒸汽

7℃窄点 1014kg/h 169kwh.h/h -6.48t/h 5℃窄点 974kg/h 163kwh.h/h -6.33t/h 增减 －40kg/h －6kwh.h/h +0.15t/h 3.3 技术经济分析与选择

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通过表4可以看出，采用5℃窄点设计比7℃窄点设计设备费用增加176.8万元；通过表5可以看出，采用5℃窄点设计比7℃窄点设计由于重整进料换热器换热效果增加，燃料气、电的消耗有所降低，能耗降低约19MJ/t重整进料。如果燃料气按1200元/吨，电按0.6元/kwh，3.5MPa蒸汽按180元/吨计算，那么采用5℃窄点设计可以节约操作费用20.7万元/年（按8400小时计），静态投资回收期为8.6年左右。

采用5℃窄点设计，重整进料换热器面积增加，制造难度增加，投资回收期稍长。综合考虑本项目的投资和项目进度限制，最终选择重整进料换热器7℃窄点设计。 4 结论

从上面分析可以看出，重整进料换热器5℃窄点设计与7℃窄点设计相比：换热器面积增加，国内制造困难，制造周期长，一次设备投资增加，但燃料消耗减少，能耗降低，符合国家能源政策。

在工程设计中，这2种工况都要考虑，通过优化的重整进料换热器设计，综合考虑各方面因素，最终选择一个合适的设计参数。

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广西石化公司220万吨/年连续重整装置的优化设计

邵文 刘廷斌 尹祚明

中国石油工程建设公司华东设计分公司 山东省青岛市 266071

摘要：介绍了广西石化公司220万吨/年连续重整装置的基本情况，对主要技术方案进行了对比，并且提出来最优化的设计方案作为本装置的设计方案。

主题词：连续重整 原料 产品 催化剂 技术方案对比

1、概述

中国石油广西石化公司连续重整装置加工的原料为上游轻烃回收装置提供的精制石脑油，设计规模为220万吨/年，催化剂再生规模为4500磅/时，重整生成油C5+的研究法辛烷值为RON102，催化剂再生采用UOP第三代 “CycleMax”再生工艺，由UOP提供工艺包，采用UOP公司R234催化剂。连续重整装置由重整反应部分和催化剂再生部分组成，该装置是目前国内建造的最大连续重整装置。为了实现广西石化公司提出的把装置建成“国内领先，世界一流”的奋斗目标，在国内炼油装置首次采用FEED设计，由华东设计院和国际著名工程公司--西班牙TR公司合作完成，华东设计院完成基础设计和详细设计。

2、原料和产品

2.1 原料

连续重整装置的原料为轻烃回收装置生产的精制石脑油，为了增加装置的灵活性和适应能力，原料考虑两种设计工况,即一期贫料工况富料工况，原料性质见表-1，表-2。。

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表-1 重整进料族组成数据

序号 1 2 3 4 5 6 项 目 贫料工况 族组成,wt% C6 C7 C8 C9 C10+ 合计 P 4.65 20.63 21.32 15.75 8.55 70.90 N 1.55 6.43 5.44 4.44 1.51 19.07 A 0.82 3.03 3.14 2.12 0.92 10.03 P 4.38 15.74 14.77 11.08 5.00 50.97 数值 富料工况 N 3.51 11.63 9.4 7.24 1.57 33.35 A 1.3 4.89 5.09 3.35 1.05 15.68 表-2 重整进料性质

分析项目 密度（20℃），g/cm3 初馏点 ASTM-D86 ℃ 10% 50% 70% 终馏点 贫料工况 0.7334 91.9 108.4 123.1 152.0 162.8 富料工况 0.7510 92 106 122.3 151.2 163.4 2．2产品

连续重整装置的主要产品为稳定塔底油、含氢气体、C5-组分（液化气）。其中稳定汽油组分去芳烃抽提装置，C5-组分（液化气）组分去轻烃回收装置含氢气体去PSA装置。

3、主要技术指标

连续重整装置的产品收率、公用工程消耗和能耗见表-3

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表-3装置主要技术经济指标表

项产品 收率wt% 名称 含氢气体 (其中纯氢) C5-组分 稳定塔底油 合计 循环水，t/h 电，kW 3.5MPa(g)蒸汽，t/h 公 用 工 程 1.0MPa(g)蒸汽，t/h 0.4MPa(g)蒸汽，t/h 加热设备凝结水，t/h 透平凝结水，t/h 燃料气，t/h 燃料油，t/h 除盐水，t/h 仪表风，Nm3/h 氮气，Nm3/h 能耗 富料 8.90 (3.67) 5.17 85.93 100.00 8400 3400 11 12 19.5 5.02 85 14.5 -- 2.5 2050 652 78.5×104 kcal/t 贫料 7.06 （3.48） 3.37 89.57 100.00 9100 3606 16.74 14 -20.46 -5.02 93.4 13.29 1.278 2.6 2050 652 82.14 ×104 kcal/t4、主要技术方案

本文以广西石化公司220万吨/年连续重整装置为例，对主要技术方案进行了对比，并且提出来最优化的设计方案最为本装置的设计方案。

4.1采用并列2台+2台叠置式反应器布置方案

对于UOP连续重整装置，一般采用四台反应器和上部还原段叠置在一起的设计方案，设备总高度在86m，由于设备直径较小，因此设备稳定性较差；设备筒体器壁很厚，设备总重量为491t，设备投资费用较高；另外，由于设备总高度很高，给设备的运输、安装和现场组焊带来一定的困难，并且造成土建框架投资相应增高，同时也给装置的操作和检修带来不便；优点是该方案占地面积较少。 2+2叠置式反应器布置结构，即还原段、一反、二反叠在一起，缓冲段、三反、四反叠在一起，分别布置，设备总高度均为45m。设备筒体器壁相对较薄，设备总重量大约440t；这种布置方案便于施工、检修和生产操作，缺点设该方案占地面积较大，两种反应器的布置方案对比见表-4。

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表4 反应器布置方案的对比表

项 目 占地面积（m） 构架高度（m） 临氢管道长度（m） 设备重量（t） 催化剂填装量（t） 设备投资（万元） 管道投资（万元） 土建投资（万元） 投资合计（万元） 24台叠置布置 126 84 420 491（不包括内构件） 145.2 6303（不包括内构件） 435 817 7545 2台+2台叠置布置 224 45/45 310 440（不包括内构件） 149.7 5720（不包括内构件） 321 515 6556 差值 98 -39 -110 -51 4.5 -583 -989 从表-4可以看出，采用采用并列2台+2台叠置式反应器布置方案比传统的4台叠置方案可以节省投资989万元，扣除多装4.5吨催化剂的费用还可以节省投资约500万元。本装置在国内第一次反应器采用并列2台+2台叠置式。

4.2反应器内部扇形筒选用优化的“梯形”结构，取代传统的“D形”结构

本装置在国内第一次采用优化的“梯形”结构，这种结构是Johnson Screens和有关工艺专利商共同开发的扇形筒，它结合了外篮式结构和“D形”扇形筒的安装和维护方便的优点，保证了均匀的床层厚度，从而使床层接触范围最大化。与“D形”扇形筒相比，优化的“梯形”扇形筒还有如下优点： （1） 机械强度比冲孔形（“D形”扇形筒）大得多，使用寿命长； （2） 催化剂在每一水平床层的厚度一致，有助于重整反应； （3） 在扇形筒之间没有死区，无堆积炭，催化剂的使用效率高； 4.3反应加热炉采用“两两合一”（进料加热炉和1号中间加热炉合一，2号中间加热炉和3号中间加热炉合一）箱式加热炉，U型多路低压降炉管，炉管的材质为P9炉管，采用低NOx燃烧器。两个对流段均设有烟气余热回收系统，发生3.5MPa（g）蒸汽发生系统，加热炉效率可达90%以上。

4.4 根据全厂蒸汽平衡情况，重整循环氢压缩机和重整氢增压机均采用3.5MPa（g）凝汽透平驱动离心压缩机，通过经济比较，凝汽透平采用循环水冷却，比采用干空冷和增湿空冷冷却更经济、效率更高。三种方案对比见表-5。

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表-5透平乏汽冷却方案对比表

投资估算 电耗，KW 循环水，t/h 软化水, t/h 运行成本，万元/年 循环水方案 600 1600 8400 --- 880 干空冷方案 1100 1500 --- --- 820 湿空冷方案 1400 1100 --- 60 1300 4.5 重整进料/产物换热器从国外引进一台焊接板式换热器，有利于深度换热，减少重整进料加热炉和重整产物空冷器的负荷，降低能耗，节约占地。 重整进料/产物换热器是连续重整装置中最为关键的设备之一，其结构性能对重整装置的设计和操作影响非常大，对于大型连续重整装置来说一般要采用板式换热器。大负荷重整进料换热器采用一台高效的 Packinox 焊接板式换热器，提高了换热深度，设计热端温差仅 34 ℃ 。相应减少一反进料加热炉的负荷，降低能耗。设备尺寸较小，减少占地面积。

4.6 氢气再接触冷冻系统采用丙烷作为制冷剂，丙烷制冷剂是一种环保的制冷剂。通过方案比较，压缩机组出口采用ATC蒸发式冷凝冷却工艺，可节省大量的循环水。丙烷冷冻剂冷却方案对比见表-6

表-6蒸发空冷和循环水冷却对比表

设备台数 循环水用量，t/h 通风机电动机功率，KW 水泵电动机功率，KW 总功率，KW 功率节省，KW 节省轴功率，KW 年总耗电节省，万度 节约运行费用，万元/年 投资，万元 ATC蒸发空冷 2 18.5×4 8×4 106 159 89.1 248 150 180 循环水冷却 1600 75 95+95 265 0 0 0 0 220 19

设备寿命 ATC蒸发空冷 ATC蒸发冷凝器的盘管采用美国ASME标准盘管，其盘管性能接近无缝钢管性能。盘管设计采用椭圆管设计，管子排列紧凑，空气阻力少，运行效率高，盘管制作经涡流探伤并整体热浸锌，盘管寿命10-15循环水冷却 壳管冷凝器结构紧凑，使用方便。但壳管冷凝器钢管没作防腐处理。易腐蚀，难清洗，性能衰减较快。设备寿命3-5年。 此外，ATC蒸发式冷凝器运行完全依靠水的蒸发潜热带走热量，而不是像立式冷凝器靠水的显热带走热量，故水的使用需求量大大减少，益美高采用专利技术制造的高效挡水板（脱水器）和进风格栅可使水的飘逸率降低至十万分之一（0.001％）；益美高独特的水盘设计可减少污物的进入和微生物的滋生，从而降低水处理的工作量和费用。

4.7 重整氢气送至氢气提纯装置前经过脱氯，C5组分（液化气）出装置前也经过脱氯，以防止氯腐蚀和铵盐堵塞。

4.8 稳定塔按脱戊烷工况设计，可以实现脱丁烷操作模式，有利于灵活操作。 4.9 增设两套停工冷却状态下的催化剂提升系统，以防止在反应器突发降温过程中因催化剂与内件之间的挤压而损坏内件。

4.10 催化剂再生部分采用了UOP最新的ChlorsorbTM氯吸收技术。分离料斗设置氯吸附区，取消原有的碱洗塔及其附属设备。在氯吸附区内，来自再生器的放空气与催化剂接触回收放空气中的氯，既降低了氯化物注入量，又减少了氯化物对设备的腐蚀，放空气排放满足国家环保的要求。

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重整预加氢反应器压降过大原因分析及对策

邵 文

中国石油工程建设公司华东设计分公司 山东省青岛市 266071

摘要：重整预加氢反应器在短期内出现压降快速升高，其原因主要是固体颗粒在催化剂床层顶部沉积所致。介绍了处理措施，并提出措施。

主题词：催化重整 预加氢 压降 原因分析 措施 1 前言

某厂重整装置预加氢系统自2006年初开工生产以来，发现预加氢反应器压降上升过快，对装置正常的安全生产及能耗达标产生了严重影响，经多次对预加氢催化剂进行撇头、过筛处理，效果不明显。特别是每次撇头不久，压降即很快上升，最高时达0.6MPa。2007年1月借重整装置停工时机，对预加氢催化剂又进行了过筛处理，采取了一些措施。从目前的运转情况看，压降上升不明显，说明效果是显著的[1] [2]。 2 预加氢反应器压降过大的原因分析 2.1 两次压降比较

预加氢采用RS-1催化剂，随着运转时间延长，发现反应器压降上升过快，不得不于2006年6月对预加氢催化剂进行撇头处理，撇头催化剂量为800kg，撇头后在短时间内压降虽然得到缓解，但很快又继续上升，至2006年11月压降又上升至0.6 MPa，造成预加氢系统压降达1.4 MPa，装置无法运行，压降上升趋势见图1。

图1 2006年6月-11月反应器压降变化趋势 压降，MPa 0.6

0.5 0.4 0.3 0.2 0.1 0 1

2 3 4 时间，月

5 6 7

从打开反应器检查情况看，反应器上部积垢篮充满近15~20cm厚铁锈，而且反应器

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上部床层有1cm厚的薄层结盖，上部瓷球及催化剂均有铁锈及炭粉覆盖。经研究分析成分见表1，经过800℃培烧，成分数据如表2。

表1 反应器内结焦成分分析（%）

部 位 积垢篮 顶部结焦 催化剂

Cl 1.3

S 22.34 18.88 5.9

灰份 68.38 41.5 91.91

部 位 积垢篮 顶部结焦 催化剂

表2 结焦产物800℃培烧后成分（μg/g） C Fe Ni 2.65 2.57 2.03

37.7 28.1 144.11

339.8 648.4 0.8

从表2分析数据中可以看出，催化剂床层中含有大量金属铁粉及炭粉。

2.2 原因分析

在讨论固定床反应器压降时，通常把反应器内催化剂床层看作一个过滤床。从过滤的基本原理可知：当较少的细粒被截留在催化剂颗粒间的空隙时，床层的空隙越来越小。如果维持物流的总量不变，则随流体的线速增加，一些微粒能被带入更深的床层，引起压降不断上升[3]。引起反应器压降上升主要的影响因素有： 2.2.1 催化剂破碎造成反应器压降增加

催化剂都有一定强度，正常的生产条件下，不会造成催化剂破碎。但在开、停工及意外事故中，容易造成催化剂破碎。比如严重超温、升降压速度过快、原料油严重带水等种种因素。从本装置运行情况看，开、停工次数较多特别是紧急停车频繁对反应器压降有一定影响，但还不足以造成反应器压降大幅度很快上升。 2.2.2 反应器顶部结焦造成反应器压降上升

反应器顶部严重结焦的现象，主要发生于二次加工汽油加氢装置中。二次加工汽油中不安定组分较多，容易引起结焦[3]。而重整予加氢装置为直馏汽油加氢，也不足以造成反应器上部严重结焦，影响反应器压降上升。 2.2.3 固体颗粒在催化剂床层顶部沉积造成反应器压降过大

固体颗粒主要包括： a)原料中固有金属颗粒；

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b)设备管线腐蚀碎渣； c)上游装置产生的固体颗粒； d)原料罐底污垢等； e)铁锈。

从反应器顶取样分析数据表 1、2中可以看出，预加氢反应器催化剂床层中含有大量铁粉及炭粉[4]。

原料中铁的来源有： a)原料油中固有的铁； b)环烷酸腐蚀生成的环烷酸铁； c)氯离子腐蚀生成的氯化铁； d)硫化氢腐蚀生成的硫化铁；

近年来，油田为了提高原油的采收率，直馏汽油中含有氯离子，在有硫化氢存在和在一定温度的条件下会加剧管线、设备的腐蚀（包括炉管），形成氯化铁、硫化铁进入反应器，沉积在反应器床层顶部，或占据催化剂颗粒间空隙，引起反应器压降上升。

炭的来源有：

a)反应器长期超温结焦； b)不安定组分聚合结焦；

c)加热炉炉膛长期超温，引起加氢裂解反应结焦。

装置掺炼焦化加氢汽油后，原料油中含有不安定组分如烯烃，烯烃含量都在4%-5%左右，对压降也有一定影响。 3 采取措施

3.1 加强原料分析，控制原料的烯烃和氯含量含量，严防原料中明水带入预加氢系统；

3.2 在原料进装置前增设合适精度的过滤器，防止固体颗粒进入反应器床层； 3.3 对压缩机出口至反应器入口管线进行爆破吹扫；

3.4 增加预加氢反应器顶部积垢篮数量，由18个增加至36个，增加了过滤面积； 3.5 为了抑制不饱和烃生焦反应，在催化剂床层上部装填了RP-1保护剂。 4效果

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经过五个多月的运转证明，压降上升速度非常减缓，说明效果是明显的，完全可以满足生产的要求。

参考文献：

[1] 夏国富，何守付等. RIPP 重整原料预加氢技术的开发及工业应用. 催化重整与芳烃，2007（2）：29～32

[2] 黄国弘等. 连续重整装置预处理单元的改造. 石油炼制与化工 1999，30（11）：16～19

[3] 美国UOP 通用操作手册

[4] 反应器内结焦成分分析分析报告. 2007年 石油化工研究院

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本文来源：https://www.bwwdw.com/article/0gtg.html