催化重整工艺PPT课件.ppt

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 1 1949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 2 1967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 AirProductsandChemicals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 Chevron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3 4台反应器 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419MJ t 10 104kcal 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10 20ppm 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3 4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70 80第二反应器环烷脱氢环烷烃继续下降 芳烃有增加五员环烷异构脱氢及开环30 40C7烷烃裂解C5 C6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15 25第四反应器烷烃脱氢环化 加裂化C5 C6先增加 后略有下降5 10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 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1000kJ 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W1 W2 因而P2 P1 静压力下大上小 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 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 6m 切线高4 7m 中心管直径330mm 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498oC 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 secKPa 1进口分配头 2 4518 82扇形筒小孔0 660 010 13催化剂床层0 310 937 14中心管外套筒小孔2 900 030 25中心管小孔48 29 6373 8合计13 05100 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80 85 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台换热器就代替了原来的多台换热器 总压降降低到0 07 0 08MPa 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50 60 降低到30 40 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 MW50 2150 2151 80热端温差 494939壳程数211总传热系数 W m2 270502499总传热面积 m2465724993396总压降 KPa62 680 881 6管长或设备长度 米19 813 414 9设备直径 米1 521 962 05设备重量 吨2 54 836 649 7 61 2020 3 20 62 63 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 64 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 65 重整加热炉的炉管和集合管 66 多流路加热炉的计算实例 以一台加热介质总流量为204820kg 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114 7 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 4 C 完全可以满足工业生产需要 67 多流路加热炉物流计算结果 68 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490 530 C 入口温度也在400 C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 69 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 7MW 发生3 5MPa蒸汽9 7吨 时 70 余热锅炉典型流程 71 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 72 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 73 典型的再接触流程 74 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 2 2 5MPa 才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38 40 C 如再用氨或其它冷冻剂则可冷却到0 4 C 75 再接触条件对氢纯度和轻烃回收量的影响 76 再接触氢气提纯效果 77 氢气脱氯问题 催化重整的产氢中有时含氯2 6ppm 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 78 脱氯罐典型流程 79 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C1 C5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 80 稳定塔顶气体的吸收 81 不同吸收方法的比较 82 四 重整工艺专利技术 83 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 84 铂重整典型操作数据 85 胡德利重整 Houdriforming 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RON80 100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482 537 压力1 0 2 7MPa 液时空速1 4h 1 氢烃比3 6 86 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 2ppm 采用铼重整F H催化剂可以在低压下操作 氢烃比2 5 3 5 操作周期在6个月以上 87 铼重整工艺流程 88 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 2 2 5MPa 目前使用的催化剂牌号为RG582和RG682 连续重整装置反应压力低达0 35MPa 使用铂锡催化剂 生产汽油用CR401 生产芳烃用AR501 89 IFP Axens重整 辛烷值化 典型产率 半再生重整连续重整压力 MPa1 1 5 0 5辛烷值RONC100102MONC8990 5产率 重量 原料 H22 83 8C5 8388 90 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 91 麦格纳重整工艺流程 92 麦格纳重整典型产率 原料 石脑油 馏程 C67 207组成 P N A 体积 55 0 34 4 10 6操作条件反应压力 MPa2 41 71 0产品 RONC100100100产率 对原料 H2 wt 2 52 83 1C1 C3 wt 8 56 14 0iC4 nC4 v 7 15 23 4C5 wt 78 981 584 0 93 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 94 95 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 96 后加氢工艺流程 97 后加氢操作条件及效果 后加氢催化剂3641 Mo Co Al2O3 操作压力 MPa1 61操作温度 C330重量空速 h 14 5加氢前重整生成油溴价 gBr 100g0 7加氢后重整生成油溴价 gBr 100g 0 2 98 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 99 半再生重整两段混氢反应流程 100 两段混氢与一段混氢系统压降比较 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0 270 190 08第一反应器0 010 010第二加热炉0 090 080 01第二反应器0 010 010第三加热炉0 070 070第三反应器0 020 020第四加热炉0 090 090第四反应器0 040 040产品冷换设备0 150 110 04合计 系统总压降 0 750 620 13 101 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 MPa1 601 57气油体积比 Nm3 m31175688 1180体积空速 h 12 202 18反应温度 C 入口 温降 第一反应器495 83 5495 94第二反应器495 32498 43 5第三反应器500 15 5502 15 5第四反应器500 8 0505 7 0总温降 C139160加权平均床层温度 C483 7484 1C6 油收率 wt 82 284 2重整进料芳烃潜含量 wt 38 9840 38重整芳烃转化率 wt 111 7113 1 102 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 2 1 7个单位 重整生成油收率可提高1 0 1 5个百分点 催化剂生产操作周期也可以延长 103 催化剂两段装填工业典型数据 原料性质密度 20 g cm30 7351馏程 60 180环烷烃 芳烃 wt 51 0反应条件压力 MPa1 20加权平均床层温度 474 2氢烃比 mol6 6液时空速 h 12 2标定结果C5 收率 wt 91 0C5 RON94 9氢气产率 wt 2 73 104 我国半再生重整操作数据实例 装置AB原料 石脑油 馏程 C67 16673 178组成 烷烃 环烷 芳烃 重量 61 2 31 4 7 456 6 37 2 6 2操作条件催化剂CB 6 CB 7CB 11 CB 8一反入口温度 温降 C482 75498 59二反入口温度 温降 C487 47498 46三反入口温度 温降 C502 27500 22四反入口温度 温降 C505 24500 14体积空速时 11 812 0氢油比 体积1205一段978 二段1599分离器压力 MPa1 251 0产品辛烷值RONC91 094 2产率 对原料 H2 重量 2 152 48稳定汽油 重量 87 985 12芳烃产率 重量 48 749 1 105 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4 5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 106 循环再生重整工艺流程 107 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 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 108 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 109 末反再生重整工艺流程 110 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 111 112 五 重整装置的扩能改造 113 一 重整装置特点分析 影响设备大小的因