如何提高固定床催化重整装置液体收率资料

1、技术论文答辩2010年11月 如何提高固定床催化重整装 液体收率 作者：汪本林 指导老师：李玉平 二O O八年四月二十日 1 一、 装置概述(1) 二、 原料分析及选择 (1) 三、预处理单元优化操作 (2) 四、 重整反应单元优化操作 (5) 五、装置原料油物料核算 (8) 7 一、装置概述 本装置为15万吨/年固定床半再生式催化重整装置， 是为满足生产90# 以上高辛烷值清洁汽油而建设投产的。 本装置由原料预处理和催化重整两部分组成，设计重整加工能力为15 万吨/年。标定能力：预处理为17.9万吨/年，催化重整为15.1万吨/年，副 产0.7万吨/年液化气用于民用，副产燃料气 1.1万吨/

2、年供本装置及系统使 用，副产含氢气体1.3万吨/年，目前掺入燃料气系统做燃料，今后可用于 加氢装置或对外供给。 本装置是以常压蒸馏提供的低辛烷值的初馏 180 C直馏汽油组分为原 料，重整部分采用了我国自行研制的新一代重整催化剂，同时还采用了两 段混氢、重整催化剂两段混装、两段注氯等技术，以较低的反应压力来达 到提高汽油辛烷值和保证一定的液体产率的。 装置自投产以来，液体收率一直不理想，未达到设计值85%的要求。 目前，装置更换了重整催化剂，为了更好的发挥新催化剂的最大能效，有 效的提高装置的液体收率，提升装置经济效率。我通过对装置原料、单元 操作优化，装置平稳运行，装置物料核算等几个方面来阐

3、述分析有效的提 高装置液体收率个人见解。 二、原料分析及选择 一、原料组分分析 1.装置原料设计选择为常压直馏汽油组分， 即初馏180C组分。具体数据 如下： 项目 恩氏蒸馏C 族组成 初馏 占 八、 10% 50% 90% 干点 1八、 烷烃 环烷 烃 烯烃 芳烃 数 值 40 78 123 163 188 55.56 39.6 0 3.84 2.由于常压装置根据生产需求，直馏汽油干点170C，原料组分发生变 化 具体数据如下: 项目 恩氏蒸馏C 族组成 初馏 占 八、 10% 50% 90% 干点 1八、 烷烃 环烷 烃 烯烃 芳烃 数 值 28 59 101 132 158 47.17

4、46.77 0 6.06 3.装置原料组分发生了变化。根据以生产高锌烷值汽油为目的的重整原料 适宜馏程为：90-180 C。而w C6的环烷烃本身已具有较高的辛烷值, C6环烷烃转化为苯后其辛烷值是下降的，而且有部分被裂解成C3、 C4或更小的分子烃，即降低重整液体产品收率，也使装置经济效益降 低。因此，我认为重整原料应尽量切除w C6的轻组分，即初馏点应控 制在90C左右比较适宜。同时，也可有效降低重整汽油的苯含量。 二、原料组分的选择 综合上述和为了满足原料预处理塔的平衡操作，我认为重整原料应选 择切割后的馏程为85-170 C的馏分，即预处理塔塔底油初馏点应控制为 85C。 三、预处理单

5、元优化操作 一、原料预处理塔的优化操作 1预处理塔的物料平衡（以140吨/班计算）： 项目 流速（kg /h） 对进料（m%） 合计（kk） 进料量 17500 140000 塔底循环量 35000 80% （最大量） 280000 塔顶回流量 5000-5500 3.5-3.0 41600 拔头油外甩量 3500 20% 28000 塔底抽出量 13800 79% 110000 2操作参数: 项目 原指标 现指标 塔底温度C） 150-170 152 3 炉出口温度（C） 160-180 160 5 塔顶温度（C） 55-85 55 5 塔顶压力（Mpa） 0.35 0.02 0.3 0.0

6、2 回流比 2.5-3.0 （相对拔头油） V 2.5 塔底循环量（kk /h） 42 35 进料温度（C） 133 50 5 塔底液面 50 10 45 5 回流罐压力（Mpa） 0.25 0.02 0.23 0.02 回流罐温度（C） 50 30 回流罐液面 50 10 45 5 3说明： （1）由于原料组分变轻，C-101操作参数根据实际最佳运行效果可调整为 现指标。 （2）以安全运行最低液面控制塔底、回流罐液位，减少油品在系统过程 中的停留时间。 （3）以塔的物料平衡、热平衡为主要控制手段，即控制好塔底液面、塔 顶温度参数平稳，减少因操作波动对系统的影响。 （4）减少或停止塔顶不凝气的

7、外排，即尽量控制低压瓦斯系统排放量， 减少塔顶气体中C5的损失，控制好塔顶后冷器冷后温度30C,使 塔顶气中C5组分充分回收，拔头油外甩量控制在定量，可以保证塔 顶压力平稳。 （5）由于塔顶气不外排，易造成塔顶空冷器管束介质流速降低，塔顶注 有缓蚀剂，长时间低速流动易使管束保护膜增后或堵塞，使塔顶压力 升高，造成塔操作波动。因此，当塔顶压力与回流罐压差0.07Mpa 时，必须采用缓蚀剂泵出口接除氧水反冲洗处理（缓蚀剂用除氧水稀 释后注入的），保证空冷器管束畅通，平稳塔顶压力。注意操作时， 回流罐现场必须加强脱水，保证塔顶回流不带水。 （6）由于地处北方，气候对塔的操作温度影响较大，尤其是塔顶冷

8、后温 度。夏、秋季节气温较高，冷后温度易升高，塔顶气冷却回收损失增 大，应及时调整空冷风机供风量或冷却器冷却水量，使冷后温度控制 在指标范围内。冬、春季节气温较低，易使冷后温度过低，增加了冷 却能耗，应及时关停空冷风机或降低冷却水量，在保证冷后温度达标 的情况下减少能耗损失。 （7）装置循环水质量的好坏对冷却效果影响很大。在质量变差时，冷却 器应经常采取系统增压反冲洗或装置内增设冷却器增压冲洗设备进 行冲洗，保证冷却效果，使系统油气很好的分离和回收，降低 C5 组分的损失。 4产品质量的控制 （1）塔底油：初馏点85 2C（在生产方案以降低重整汽油苯含量为方案 时可提高至90 C以上）。 （2

9、）塔底油C5、C6环烷烃含量可控至在 20-25%。 二、原料预精制的优化操作 1预加氢反应器的作用 （1）除去重整原料中的非烃化合物（S、N、O等化合物）和金属有机化 合物（As、Pb Cu等化合物），使之符合重整催化剂对原料的要求。 （2）使原料的烯烃等不饱和烃通过加氢生成饱和烃。 2预加氢操作参数: 项目 原指标 现指标 反应温度（C） 280-330 285 反应压力（Mpa） 2.45 2.45 氢油比（Nm3/m3） 267 35 3说明: （1）反应温度通常是用反应器入口温度控制的，用以调整必须的脱硫、 脱氮率。通常控制在所需的最低值，过高的入口反应温度是无益的， 它将导致过高的

10、生焦量，而且有裂化反应发生，缩短装置安全运转 周期和增加液体收率损失。现指标反应温度为285士 1C,可以满足 重整原料对S、N含量的要求。调整反应温度可根据预加氢精制后原 料油S、N含量的高低进行。 （2）反应压力的提高可以增加预加氢反应的深度，有利于脱除杂质，并 可以减缓催化剂积碳速率。但是，反应压力是根据装置安全、操作 费用设计的，设计好的操作压力是一个定值。操作过程中反应压力 通常不做调节，由咼分罐控制压力决定的。现指标 2.3Mpa是因为通 过技术改造在反应器后增设了脱氯罐，减少了由于原料含氯反应产 物生成氯化铵结晶堵塞预加氢换热器管束的几率，消除了系统安全 运行的隐患。 （3）氢油

11、比的提咼，也就是提咼氢分压，有利于加氢反应，减缓催化剂 积碳速率，利于反应热的导出，避免或减少反应床层温升。但是， 氢油比过大，将会影响装置处理量，增加能耗，不利于装置经济运 行。预加氢氢气由重整反应单元提供的， 保证预加氢脱S、N效率的 氢纯度最小允许值为70-80% （摩尔），目前重整循环氢氢纯度在85% 以上、H2S含量V 5% （摩尔），不会影响预加氢脱S、N效率，而且 在加工直馏石脑油新氢补充量保持在 200Nm3/m3油也不会影响预加 氢脱S效率，因此将氢油比调整为200Nm3/m3即满足生产需要，同 时降低了能耗。 （4）降低高分罐冷后温度有利于反应产物气液分离，利于气体提纯、液

12、 体回收。 三、蒸发脱水塔的优化操作 1蒸发脱水塔的作用：进一步脱除原料油中的微量 S和微量H2O，保证重 整原料油S、H2O含量在控制指标内，生产合格的精制油。 2操作参数: 项目 原指标 现指标 塔底温度（C） 268 210 士 3 炉出口温度C） 278 215 士 5 塔顶温度（C） 98 50-70 塔顶压力（Mpa） 1.47 0.9-1.2 回流比 0.3-0.5 （对进料） 0.3-0.5 （对进料） 塔底循环量（kg /h） 42 42 进料温度（C） 202 50 士 10 塔底液面 50 士 5 45 士 5 回流罐压力（Mpa） 1.42 1.0 回流罐温度C) 50

13、 35 回流罐液面 50 5 45 5 3说明: (1) 现指标在实际运行中能满足重整原料油各项质量控制指标的需要。 (2) 在搞好塔的平稳操作和质量指标控制外，主要是控制好塔顶温度在 下限和塔顶油气的冷后温度达标，加强塔顶油气冷却回收工作，减 少C5组分的损失。 (3) 当装置满负荷运行时，塔底油拔头油组分含量15%时，塔顶负荷增 大时，可考虑蒸发脱水塔塔顶外甩部分拔头油掺入稳定汽油中的技 术改造，增加装置处理能力，降低负荷增大后的液体损失。 项目 数值 密度(kg/m3) 730 恩式蒸馏HK (C) 85 恩式蒸馏10% (C) 95 恩式蒸馏50% (C) 110 恩式蒸馏90% (C

14、) 135 恩式蒸馏KK (C) 170 砷（As）ppb V 1 铅（Pb）ppb 硫（S）ppm 0.5 氮（N）ppm 0.5 铜（Cu）ppb V 10 水（H2O）ppm V 5 族组成 烷烃 环烷烃 烯烃 芳烃 48.4 46.22 0 5.38 四、重整反应的优化操作 一、重整反应原料的要求： 项目 数值 入口C） 出口C） 温降C） 反应温度（C） R-201 480 390 90 R-202 485 435 50 R-203 489 469 20 R-204 493 483 10 反应压力（Mpa） 反应器入口 入口（ Mpa） 压差（Mpa） R-201 1.6 0.04

15、R-202 1.5 0.05 R-203 1.4 0.01 R-204 1.3 r 0.03 1 空速（h-1v） 2 氢油比（v: v） 一段 1200 二段 600 循环氢纯度（m%） 85 高分罐D-201压力（Mpa） 1.2 高分罐D-201液位（m%） 40 5 高分罐D-201冷后温度（C） 30 、操作参数: 技术论文答辩2010年11月 重整反应操作参数及原料性质对产品收率的影响: 操作参数 变化状态 产品收率 反应压力 升高 下降 反应温度 升高 下降 空速 增大 上升 氢油比 增大 无变化 原料性质 芳烃潜含量 升高 升高 初馏点 升高 升高 终馏点 升高 升高 三、重整

16、反应过程控制 1反应温度：是用来控制产品质量和产品收率的主要参数。选定适宜的反 应温度通常要催化剂的活性和稳定性考虑，催化剂活性、稳定性好的一 般选用较低的反应温度。由于本装置是新更换的催化剂，其活性和稳定 性都在高水平，因此反应温度选用较低温度控制比较适宜，分别为480、 485、489、493C，反应生成油辛烷值可达到 95以上，满足生产需要。 选定适宜的反应温度还应考虑保证有一定的液体产物的收率。提高 反应温度不仅能使各主要的化学反应速度加快，而且对强吸热的环烷烃 脱氢反应的化学平衡有利；但是，提高反应温度会使加氢裂化反应加 居叽使液体产物收率降低。特别是当反应温度超过适宜温度后，不希望

17、 发生的副反应加剧，所以操作温度不能过高。 根据重整反应所发生的各主要反应来看，环烷烃脱氢反应反应速度 最快，在一反、二反基本上是定量完成的，并且产生大量的氢气，其在 480-485C时就可达到平衡，为重整提供了所需的氢气，因此一反、二反 2 反应温度保持480-485C基本不变，只有随运转周期延长和催化剂活性 下降产氢量低时在作调整，操作中注意保持温度平稳。三反、四反 反应温度的调整是根据生产指标、加工量的变化而调整的，一般调整范 围在1-3 C /次，不能过频，以满足生产指标的最低温度为最佳，严格遵 循“降量先降温，提量后提温”原则。 各反应器反应温度是通过入口温度来控制的，也就是控制好各

18、反应 炉出口温度，因此反应炉出口温度平稳、达标是关键。 2反应压力：装置催化剂和原料选定后，操作压力也就选定了，通常保持 不变，不作为调节手段。因为，提高反应压力对环烷脱氢、烷烃环化脱 氢反应都不利，但对加氢裂化反应有利，这是生产中不希望的，而且提 高压力还受到循环氢压机等设备的限制。低压操作可以获得较高的汽油 收率和芳烃收率，氢气产率和氢纯度也较高，但是在低压下催化剂的保 护程度下降，积碳速度较快，使操作周期缩短，而且增加了循环氢压机 的动力能耗。因此，选用适宜的操作压力要综合考虑。 3. 氢油比：循环氢的目的（a）抑制生焦反应，减少催化剂上积碳，起到保 护催化剂作用。（b）起到热载体作用，

19、减小反应床层的温降，使反应温 度不致降得太低。（c）稀释原料， 使原料更均匀分布于催化剂床层。因 此，重整反应过程要保持一定的循环氢和原料油混合比例。操作中，氢 油比调整是根据加工量来调整的，通过改变氢气循环量来实现的。原料 油流量一定，总压不变，提咼氢油比，意味着提咼了氢分压，有利于抑 制催化剂积碳，但是增加了循环压缩机的功率消耗。氢油比过大，减少 了反应时间，降低了重整转化率。因此，氢油比也是一个不调节参数， 根据生产保持平稳就可以了。 4. 空速：是一个不作为调节手段的参数。空速大小是通过进料量大小来改 变的（因为正常生产催化剂填装量是一定的），一般进料量不能低于设 计值的50%。空速大

20、小反映原料与催化剂接触时间的长短，空速过小， 接触时间延长，反应深度增加，加氢裂化反应加快，产品收率降低，导 致氢气消耗和催化剂结焦加快。 空速是影响产品收率和产品辛烷值的重要因素。在同样的操作苛刻 度下，空速不同，产品收率和产品的辛烷值差异很大。因此，根据生产 质量控制目标和保证一定的产品收率的前提下，控制好进料量的平稳是 很重要的。一般规定好的进料空速没有装置主管指示，操作员不得随意 变更。降低进料空速时，先降温后降空速，以保护催化剂。提高进料空 速时，注意效验循环氢的流量，以保证必要的氢油比；同时，为了保证 产品质量应适当提高反应温度。 5. 水氯平衡：现代铂-铼重整催化剂具有双功能特性

21、，即金属功能和酸性功 能。酸性功能是由担体 AI2O3和酸性组分氯提供的，通常在正常运转过 程中，如不适时补充被水洗掉的氯，就会使催化剂双功能作用失调，使催化剂的活性降低。因此，控制好催化剂上的水 -氯平衡是很重要的，是 保证重整催化剂高效发挥作用的必要条件。 进入反应系统的水（微量水）包括原料中的水、循环氢中的水、原 料中注水；进入反应系统的氯（微量氯）包括原料中的氯、循环氢中的 氯、原料中注氯。在运转过程中，由于水的存在，催化剂失氯的倾向很 大，必须适时进行补充一定的氯，维持催化剂上有适宜的氯含量，这种 适宜的氯含量是指运转过程中保持催化剂活性、稳定性和选择性处于最 佳状态的氯含量，而不是

22、初始含氯量。 催化剂含水、氯有以下几种倾向： 水、氯状 态 现象 原因 调整 过氯 1.所需加权平均温度降 低，总温降减少 2稳定塔排气量增加，C5 液体收率下降 3. 循环氢纯度下降，产氢 量减少，循环气中 C3、 C4增加 4. 生成油发黄、苯含量增 力口、辛烷值升咼 1. 检查实际注氯量大于适宜 注氯量 2. 检查实际注水量小于适宜 注水量 3. 原料油含氯量升咼 1. 减少注氯量 2. 增加注水量 缺氯 1. 氢纯度上升 2. 稳定塔顶气量减少 3. 生成油芳烃和辛烷值下 降，C5液体收率增加 4. 提高反应温度无明显效 果 1. 检查头际注氯量小于适宜 注氯量 2. 检查实际注水量大

23、于适宜 注水量 3. 原料油含水量升高 1. 减少注水量或停注水 2. 平稳蒸发脱水塔的操 作，加强回流罐切水，保 证精制油含水达标 5PPm 3. 增加注氯量 过干 1. 氢纯度下降，C5液体 收率下降 2. 生成油芳烃含量增加， 辛烷值升高，但芳烃产 率、液体收率下降 3. 循环气 C1/C1+C2+C3 比率下降 4. 第四反应器减少 1.水含量较低，氯含量增加导 致催化剂对氯积聚 1.增加注水量 过湿 1. 反应器温降全面下降， 提高反应温度无明显效 果，生成油芳烃含量和辛 烷值短期升高后，很快下 降 2. 氢纯度不见上升多少， 而氢产率下降 3. 循环气中C4以下烃产 率减少，稳疋塔

24、顶气产量 减少 1.反应系统含水量过大 1. 平稳蒸发脱水 塔的操 作，校验油中水和气中水 分析数据加强回流罐切 水，保证精制油含水达标 5PPm 2. 气中水含量较咼，投用 分子筛干燥罐降低系统 水含量 3. 必要时降低反应温度， 处理系统含水环境 4说明: （1）以上水、氯状态是在原料油性质、反应压力、空速、氢油比及产品辛 烷值不变的情况下分析的。 （2）以上水氯偏差是在适宜水氯比已确定的情况下分析的。适宜水氯比的 确定要根据装置催化剂类型、原料油组成和性质，特别是操作苛刻度 来综合分析考虑。一般注水量可按气中水与油中水比为3.5: 1考虑, 注氯量参考循环氢C3含量与C2含量比值介于1.

25、4-2.5考虑。 四、重整反应生成油的分离和稳定汽油的吸收、解析： 1. 重整反应生成油经过换热、空冷、水冷后进入高压分离罐，分离出气相 和液相，气相包括大量的氢气，部分甲烷、乙烷、和少量的丙烷、丁 烷、戊烷等；液相包括C5 C9重整汽油组分和部分丙烷、丁烷。气 相经高分罐顶部去氢压机缓冲罐和燃料气系统，液相做吸收剂自压与 稳定塔回流罐顶油气混合、水冷后进入吸收灌，在经离心泵输送到稳 定塔。 在这个过程中，注意： （1） 控制重整反应产物进入高压分离罐的冷后温度30 C,有利于反应 产物的气液分离和循环气的提纯。 （2）高分灌顶部氢气至氢气压缩机循环系统由于冷后温度较高时会带液 应及时脱液、回

26、收。 （3）控制好高分罐压力、罐底液位、流量平稳，有利于吸收剂冷后温度 的平稳和气相的吸收。 （4）在重整反应高分罐底油与稳定塔回流罐顶油气（主要为不凝气、液 化气和少量的C5+ ）混合吸收过程中，不仅要控制好冷后温度适合， 而且要控制好混合气的压力，这样有利于吸收完全。 2. 稳定塔的作用：脱除重整生成油中的氢气、甲烷、乙烷、丙烷和部分丁 烷，保证重整生成油的蒸汽压在规定的指标；生产出合格的重整汽油和 副产品液化气、燃料气。 3.稳定塔操作参数: 项目 原指标 现指标 塔顶压力（Mpa） 1.23 0.9-1.0 塔顶温度（C） 74 45 塔底温度（C） 204 153-170 炉出口温度

27、C） 丁 220 170-185 回流比 4.0 2.5-3.0 塔底循环量（kg /h） 32000 36000 进料温度（C） 147 70 塔底液面 50 10% 45 5% 回流罐压力（Mpa） 1.18 0.95 回流罐温度C） 40 35 回流罐液面 50 士 10% 45 士 5% 塔底油干点 V 200 V 200 蒸汽压 冬季 88KPa 85KPa 夏季 74KPa 70KPa 说明: 1稳定塔的操作受稳定汽油蒸汽压指标变更的影响。执行夏季指标 74KPa时，塔底温度靠上限操作（165-170C）；执行冬季指标88KPa时, 塔底温度靠下限操作（153-157 C ）。由于夏季生产时，塔底温度升高 （165-170C）,塔顶温度也升高，这样塔的损失增加。为了保证液化气 C5 2.8%和液化气产率6%，减少损失塔顶温度控制在55-60C，塔顶 压力0.95士 0.05MPa,塔顶回流温度控制30C，有效的控制了塔顶外 排损失。冬季生产时，为