《催化重整工藝》PPT課件.ppt

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1、1,催化重整工藝,,2,目 錄,一. 概述 二. 基本流程 三. 工藝過程分析 四. 重整工藝專利技術 五、 重整裝置的擴能改造,3,一.概述,,4,催化重整的創(chuàng)立與發(fā)展,催化重整于40年代開始工業(yè)化，1949年開始應用含鉑催化劑以后得到迅速發(fā)展。 到2005年底，全世界已有煉油廠661個座，其中催化重整裝置年加工能力為4.85億噸,約占原油加工能力的11.40%。 美國催化重整裝置年加工能力1.51億噸，占世界總加工能力的31.12%，居世界第一位，其次分別為俄羅斯和日本，我國居第四位。,5,催化重整發(fā)展最重要的三個里程碑,11949年UOP公司鉑重整 采用單金屬鉑催化劑

2、，開始了催化重整工業(yè)化的進程； 21967年CHEVRON公司錸重整 采用鉑錸雙金屬催化劑，大大改善了催化劑的活性和穩(wěn)定性，提高了半再生重整的技術水平； 3. 1971年UOP公司連續(xù)鉑重整 催化劑在反應器與再生器之間連續(xù)移動，連續(xù)進行再生，使催化劑長期保持高活性，將反應苛刻度提高到一個新的水平。,6,各種催化重整工藝,半個世紀來，催化重整技術不斷發(fā)展，根據(jù)使用催化劑類型、工藝流程和催化劑再生方法的差別，相繼出現(xiàn)了許多不同的重整工藝： Air Products and Chemicals公司的胡德利重整（Houdriforming） Amoco 公司的超重整（Ultraforming） E

3、xxon公司的強化重整（Powerforming） Chevron公司的錸重整（Rheniforming） UOP公司的鉑重整（Platforming） IFP/Axens公司的辛烷化（Octanizing）和芳構化（Aromizing）,7,我國的催化重整,50年代我國開始進行催化重整催化劑及工程技術的研究和開發(fā)。 60年代初建成一套以生產芳烴為目的，規(guī)模2萬噸/年的半再生催化重整試驗裝置。 1965年我國自行研究、設計和建設的第一套工業(yè)裝置投產。,8,,到2005年我國已有67套重整裝置建成投產，裝置總加工能力 2289萬噸/年。 我國第一套連續(xù)重整裝置于85年3月投產，到2005年已建成

4、連續(xù)重整裝置20套，年加工能力1299萬噸/年，已超過半再生重整的加工能力。,9,我國重整裝置增長情況,10,40年來我國重整能力增長情況,11,我國2005年的催化重整裝置,半再生重整 47 套 990 萬噸/年 連續(xù)重整 20 套 1299 萬噸/年 合 計 67 套 2289 萬噸/年,12,重整工藝,重整工藝包括重整反應、反應產物的處理和催化劑的再生等過程。 根據(jù)催化劑再生方式的不同，催化重整工藝分為半再生重整、 循環(huán)再生重整和連續(xù)（再生）重整三種類型。 原料石腦油在進行重整反應之前，要先進行預處理，除去硫、氮、水、砷、鉛、銅及烯烴等雜質，并切割出適當餾分，這是催化

5、重整裝置中不可缺少的一部分。,13,二. 基本流程,,14,原料預處理的三個主要環(huán)節(jié),預分餾 切割餾分 預加氫 轉化硫、氮、氧化合物， 飽和烯烴，脫金屬 汽提塔 脫除 H2S，NH3，H2O,15,預處理基本流程,16,重整進料,加氫處理的精制油直接進入重整作原料； 從油罐來的加氫精制油先進加氫處理的汽提塔，脫除其中的氧和水分后再進重整作原料； 未經加氫處理的石腦油均先進加氫處理精制后再去重整作原料。,17,關于重整反應,催化重整反應需要在一定溫度、壓力和催化劑作用的臨氫條件下進行，工藝過程包括升壓、換熱、加熱、臨氫反應、冷卻、氣液分離及油品分餾等過程。 為了增加氫分壓以減少催化劑上

6、積炭的副反應，設有循環(huán)氫壓縮機使氫氣在反應系統(tǒng)內循環(huán)。 由于重整系吸熱反應，物料通過絕熱反應器后溫度會下降，一般采用34臺反應器，每臺反應器前設有加熱爐以維持足夠的反應溫度。,18,重整工藝基本流程,19,關于催化劑的再生,重整催化劑的再生包括燒焦、氧氯化、干燥、還原等過程。 半再生重整裝置催化劑的再生在停工后進行，一般利用原有設備按原有流程原位進行（器內再生），也可以送往催化劑制造廠進行（器外再生）； 連續(xù)重整則在裝置內專設的催化劑連續(xù)再生系統(tǒng)內進行。,20,三.工藝過程分析,,21,（一）原料預處理,關于原料預處理，在上一章中已作了詳細介紹，這里著重補充幾個問題： 原料的切割 汽提塔的流程

7、與操作 一種新的預加氫反應器裝填,22,原料的切割,既撥“頭”又“去尾”,只“撥頭”不“去尾”,23,兩個預分餾設計方案計算比較（以40萬噸/年重整裝置為例）,采用“撥頭去尾”方案與只“撥頭”不“去尾”方案相比，不僅要多花投資而且多費燃料 3800 噸/年，重整能耗每噸增加約 419 MJ/t (10104 kcal/t)重整進料，一般講這是很不經濟的，因此重整原料的“去尾”應當盡量在上游裝置的分餾塔內完成。,24,汽提塔的設計,重整原料的精制除預加氫反應外，一個重要的環(huán)節(jié)就是預加氫生成油的汽提，即將預加氫生成油中的硫化氫、氨和水等雜質吹脫干凈。 在早期的重整裝置中采用吹氫氣提的方法，精制油中

8、硫含量約1ppm，水含量約1020ppm。 目前的重整設計中，采用蒸餾脫水的方法，精制油中硫含量0.5ppm,水含量 2ppm。,25,某汽提塔實際標定結果,26,全回流汽提塔的特點,塔頂溫度和塔底溫度分別由回流和重整進料的組成決定，不應把它作為控制參數(shù) ； 回流量和加熱量要互相配合好，不能各自孤立的調整。重沸爐出口溫度難于靈敏的反映加熱熱量的變化，可采用爐出口偏心孔板控制； 塔頂壓力是一個對塔的操作影響比較靈敏的因素，應當保持穩(wěn)定。,27,汽提塔的操作經驗,一平穩(wěn) ： 平穩(wěn)塔的操作，進料量、回流量和加熱量都盡量不變動。 二固定： 固定塔頂壓力；固定加熱量或回流量。 三注意 ： 注意回流罐

9、液面有無過低過高現(xiàn)象；注意回流罐切水；注意維持適當?shù)幕亓髁浚亓髁坎荒艹^塔的允許負荷范圍，但不應低于0.2(對進料重量)。,28,一個新的預加氫反應器裝填,催化劑上面放幾層不同類型的環(huán)形填料，作為催化劑的保護層，據(jù)說可以減緩反應器上部的堵塞 。 反應器采用復合床，裝填兩種不同型號的催化劑，HR-945主要用于烯烴加氫，HR-538主要用于脫硫脫氮。,29,新反應器的裝填情況,30,（二）重整反應,重整的主要反應是環(huán)烷脫氫和烷烴環(huán)化脫氫，在反應過程中要吸收大量熱量，因此在絕熱反應器內物料反應后的溫度會下降。為了補充熱量，維持足夠的反應溫度，反應要分34段進行，每段反應之前先在加熱爐內加熱。,3

10、1,重整裝置各反應器內的主要反應及溫降,反應器名稱 主要反應 組成變化 溫降 第一反應器 六員環(huán)烷脫氫，烷烴異構 烷烴下降多，芳烴有增加 7080 第二反應器 環(huán)烷脫氫 環(huán)烷烴繼續(xù)下降，芳烴有增加 五員環(huán)烷異構脫氫及開環(huán) 3040 C7烷烴裂解 C5C6有增加 第三反應器 烷烴脫氫環(huán)化，加氫裂化 C7+ 烷烴減少，芳烴增加 1525 第四反應器 烷烴脫氫環(huán)化，加裂化 C5C6先增加，后略有下降 510 芳烴增加,,,,,,,32,反應加熱爐與反應器的大小,各段重整反應從前到后其加熱爐負荷逐步減小，而反應器則逐步加大。 重

11、整反應加熱爐的熱負荷除第一個爐子（進料加熱爐）與進料換熱器的換熱量有關外，后面三個爐子（中間加熱爐）的熱負荷都是由各段反應的反應熱決定的。反應器從前到后催化劑的裝料比，三個反應器一般依次為15，25，60，四個反應器一般依次為10，15，25，50。,33,反應器個數(shù),重整反應器采用幾個，與反應苛刻度和進料組成有關，有的采用三個，有的采用四個，是一個技術經濟問題，應根據(jù)辛烷值的要求和反應熱的大小確定。反應段數(shù)多則反應器內床層溫度變化范圍小，對反應有利，但增加一段反應，投資要增加，經濟上不一定合理。 一般裝置如果反應苛刻度不高，產品辛烷值RON不超過98，反應熱在1000 kJ/kg以下，可考慮

12、用三段反應，大于此數(shù)最好采用四段反應。,34,反應器的結構,重整反應器有軸向和徑向兩種結構形式 軸向反應器為空筒式反應器，反應物料自上而下沿軸向通過，設備結構很簡單，但反應器長徑比必須合適。 徑向反應器內設有分氣管、中心管（集氣管）、帽罩等內構件，反應物料進入反應器后先分布到四周分氣管（環(huán)形空間或扇形筒）內，然后徑向流過催化劑床層，從中心集氣管流出。,35,重整反應器簡圖,36,徑向反應器的優(yōu)點,與軸向反應器相比，徑向反應器內部結構比較復雜，但氣體流通面積比較大，徑向流過床層厚度比較薄。由于流體阻力與流通面積的平方呈反比，與流通路程的長度呈正比，因此徑向反應器物流通過反應器的壓力降比軸向反應器

13、小，有利于減小臨氫系統(tǒng)的壓力降。,37,徑向反應器的流體分布問題,徑向反應器設計中的一個重要問題就是如何使得流體在整個流通面積上均勻分布。,,,38,,對于徑向反應器的扇形分氣管，氣體從頂部進來后，自上而下隨著氣量的減少速度不斷減小，即W1W2，因而P2P1，靜壓力下大上小。 對于中心集氣管，由于氣量自上而下不斷增加，速度也不斷增加，即 W1 （P1-P1） ，即分氣管與集氣管的壓力差下部大于上部。,39,克服流體分布不均勻的辦法,為了克服以上不均勻流動的現(xiàn)象，可以考慮以下幾個措施： 擴大分氣管和集氣管的流動截面積，降低流速，使上下壓差沿管長變化減小，從而使氣流分布均勻些。 將分氣管和集氣管設

14、計成變截面的錐形管，以維持管內流速變化不大，減小管內靜壓力的變化。 分氣管和集氣管上下采用不同的開孔率，用小孔阻力的變化補償管內壓力變化。 增加小孔阻力，使其大大超過分氣管和集氣管內的壓力變化。,40,一個實例,采用上述第四種辦法，即用減小中心集氣管開孔率的辦法來減小壓力降的差別，以達到流體均勻分布的目的。 以某廠一臺已生產多年的半再生重整裝置反應器為例，反應器直徑1.6 m，切線高4.7 m，中心管直徑330 mm,中心管開孔率1.54 %。按實際標定數(shù)據(jù)，重整進料量17.64t/h，氫油比1460（體積），平均壓力1.27MPa，平均溫度498 oC，催化劑平均粒徑2.5mm，核算物流通過

15、反應器各部分壓力降。,41,徑向反應器壓降核算,序號 項 目 平均線速 壓力降 壓降分配 m/sec KPa % 1 進口分配頭 2.45 18.8 2 扇形筒小孔 0.66 0.01 0.1 3 催化劑床層 0.31 0.93 7.1 4 中心管外套筒小孔 2.90 0.03 0.2 5 中心管小孔 48.2 9.63 73.8 合 計 13.05 1

16、00.0,,,,,,,,42,扇形筒與中心管各段靜壓力變化情況,43,徑向反應器不同高度靜壓差圖,44,反應器上下物流的分布情況,可以看出，氣體在扇形筒和中心管內的靜壓力都是有變化的，由于靜壓力的變化，扇形筒與中心管靜壓力差自上而下逐漸加大，最大相差175.6mm水柱，占整個反應器計算壓力降的13.5%，靜壓差對流量引起的誤差為7%。 實際測定，反應器催化劑床層內同溫面相差不超過1 度，說明反應器上中下氣流分布基本上是均勻的。,45,反應器的新結構,以上方法是以增加阻力為代價來均勻分布流體的，雖然數(shù)值不大，但也不夠合理，因此在有些新的連續(xù)重整工藝中，物流雖然仍從上面進入反應器扇形筒內，但中心管

17、內收集的氣體則由下出改為上出（上進上出）。這樣，盡管扇形筒內自上而下靜壓力逐漸增加，但中心管內靜壓力自上而下也是逐漸增加，上下壓力降就相差不大了，流量分布比較均勻，因而中心管的過孔阻力可以減少。,46,,徑向反應器物料流動方向,47,反應器物流方向對氣體均布的影響,48,（三） 氫氣循環(huán),為了抑制反應過程中催化劑上積炭，需要在反應過程中有較高的氫分壓，為此反應系統(tǒng)要有大量氫氣循環(huán)。同時，循環(huán)氫作為熱載體，對改善反應器的溫度分布也有好處。 從產物分離罐頂出來的含氫氣體，經循環(huán)氫壓縮機壓縮并與原料油混合后，與反應產物換熱，在依次經過各段反應的加熱爐和反應器之后，與原料換熱，再經空冷器、水冷器

18、冷凝冷卻后返回產物分離罐，構成一個臨氫的循環(huán)回路系統(tǒng)。,49,關于壓縮機,循環(huán)氫壓縮機是保證氫氣循環(huán)的關鍵設備。規(guī)模較小的裝置一般采用電動往復式壓縮機，較大的裝置采用汽動離心式壓縮機。 由于重整的氫氣純度是不固定的，開工初期高而正常操作時低，氣體密度不一樣，對離心式壓縮機的操作性能有很大影響，這一點在選用原動機時必須注意。離心式壓縮機必須有改變轉速進行調節(jié)的手段，否則有可能在開工時循環(huán)不起來。,50,循環(huán)氫系統(tǒng)壓力降,循環(huán)氫系統(tǒng)壓力降的大小決定了循環(huán)氫壓縮機的壓差，直接影響壓縮機的功率。由于循環(huán)氫壓縮機的功率是壓縮比的函數(shù)，壓縮比不僅與壓差有關，操作壓力高低的影響也很大，因此，對于操作壓力較低

19、的催化重整，循環(huán)氫系統(tǒng)要求有較低的壓力降，以免壓縮機功率過大而不經濟。,51,不同壓力降對循環(huán)氫壓縮機功率的影響,52,降低循環(huán)氫系統(tǒng)壓力降的措施,采用徑向反應器代替軸向反應器 采用大型單管程立式換熱器代替多臺普通U型管換熱器 增加加熱爐爐管、空冷器和冷卻器的并聯(lián)流路 優(yōu)化管徑 改進流程 設備布置緊湊，減少管線長度,53,典型的循環(huán)氫系統(tǒng)壓力降MPa,54,（四） 進料換熱,重整進料換熱器的熱負荷一般占加熱進料總熱量的8085（進料加熱爐熱負荷只占20左右），因此換熱的好壞對裝置的能耗具有舉足輕重的作用。 70年代初純逆流單管程立式管殼換熱器問世，一般裝置只用1臺換熱器就代替了原來的多臺換熱器

20、，總壓降降低到0.070.08 MPa；同時由于純逆流換熱，沒有錯流的溫差影響，提高了傳熱效率。,55,立式換熱器,這種換熱器除了純逆流的工藝特點外，結構型式也比較特殊，進口有氣液分配板，換熱器內管程設有膨脹節(jié)。同時需要設置特殊結構的擋板以防止設備振動。 由于進入進料換熱器管程的物料是兩相（液體石腦油和循環(huán)氫氣），必須在進入眾多換熱管子之前進行均勻混合。,56,立式換熱器傳熱曲線實例,57,并聯(lián)換熱器,兩臺進料換熱器并聯(lián)操作時，如果氣液兩相混合不均勻，就會造成偏流，使換熱效率下降，這種情況還會愈演愈烈 。 并聯(lián)換熱器的換熱溫度：,58,焊板式換熱器,近年來有不少裝置采用焊接板式換熱器作重整進料

21、換熱器。板式換熱器用焊接在一起的波紋板進行換熱，換熱效率比立式管殼式換熱器高，使熱端溫差由5060降低到3040，進一步提高了傳熱效率。,59,,單管程立式換熱器,焊接板式換熱器,60,立式換熱器與板式換熱器的比較,立式管殼換熱器 板式換熱器 熱負荷, MW 50.21 50.21 51.80 熱端溫差, 49 49 39 殼程數(shù) 2 1 1 總傳熱系數(shù),W/m2. 270 502 499 總傳熱面積, m2 4657 2499 3396 總壓降,KP

22、a 62.6 80.8 81.6 管長或設備長度，米 19.8 13.4 14.9 設備直徑, 米 1.52 1.96 2.05 設備重量, 噸 254.8 36.6 49.7,,,,,,61,62,（五） 反應加熱爐,由于重整反應是分段進行的，為了提升由于反應熱而降低的物料溫度，在每段反應之前都設有加熱爐。早期重整裝置規(guī)模較小，多采用圓筒爐或聯(lián)合箱式爐，目前一般采用多流路U型爐管（側燒）或倒U型爐管（底燒）。 重整反應加熱爐被加熱物流為循環(huán)氫氣和油氣，體積流率很大，既要有利于加熱又要求壓力降小，因

23、此存在著一個多流路爐管的設計問題，并聯(lián)流路有時高達幾十路。,63,多流路四合一加熱爐,為了縮小占地，減少投資，對于規(guī)模較大的重整裝置，我們往往把四個加熱爐聯(lián)合在一起，成為一個四合一爐，爐管采用U型（集合管在上）或形（集合管在下）。,64,重整加熱爐的爐管和集合管,65,多流路加熱爐的計算實例,以一臺加熱介質總流量為204820 kg/h的重整四合一加熱爐為例，其入口和出口總管管徑為750mm，爐管管徑1147.6mm，43路并聯(lián)。 由計算結果可以看出，盡管爐管并聯(lián)流路多達43路，但管內流量不均勻分配不超過2%，最高管壁溫差不超過2.4C，完全可以滿足工業(yè)生產需要。,66,多流路加熱爐物流計算結

24、果,67,重整反應加熱爐的余熱回收,重整反應加熱爐出入口溫度都比較高，出口溫度490530C，入口溫度也在400C以上，反應物料的加熱都在輻射室內進行，而輻射室的熱效率一般只有60左右，從輻射室出來煙氣溫度在700以上，因此必須考慮加熱爐的余熱回收。典型加熱爐的總熱效率為90，對流室利用的熱量約占30。 重整加熱爐比較多，一般采用聯(lián)合煙道將煙氣集中起來，通過安裝在一爐或二爐上部的對流室回收熱量，用于發(fā)生蒸汽或加熱其它物料。,68,余熱鍋爐,重整加熱爐余熱回收最常用的方法就是利用對流室的熱量發(fā)生蒸汽，為此需要設置一套余熱鍋爐系統(tǒng)。加熱爐經余熱回收后，熱效率可達90以上，對裝置能耗有決定性影響。

25、以一套40萬噸/年重整裝置為例，利用余熱發(fā)生蒸汽，可回收熱量7.7 MW，發(fā)生3.5 MPa蒸汽9.7噸/時。,69,余熱鍋爐典型流程,70,（六） 反應產物的處理,重整反應的產物需要進一步處理，分離成氫氣、輕烴（燃料氣與液化氣）和重整油。設有氫氣增壓機、再接觸設備和穩(wěn)定塔。 副產氫氣從產物分離罐出來，一般用增壓機壓縮后送出裝置。為了回收含氫氣體中的輕烴，一個比較簡單的辦法就是設置一個再接觸罐，使重整油與含氫氣體在高壓條件下再接觸，重新建立氣液平衡，使含氫氣體中輕烴溶解在油中。,71,關于氫氣提純,氫氣是重整裝置中一個非常寶貴的副產品，它為工廠加氫裝置提供了一個廉價的氫氣來源。 為了提高氫

26、氣純度和回收輕烴，重整氫氣常面臨一個提純問題。隨著重整反應壓力的降低，這問題更加突出。,72,典型的再接觸流程,73,再接觸的操作條件,再接觸的效果與操作條件有關，壓力越高溫度越低效果越好。 重整產氫送出裝置前一般都要通過增壓機提高壓力（到1.22.5MPa）才能進入工廠氫氣管網，油氣再接觸就可以選在這樣的壓力下進行。 為了降低再接觸溫度，油氣在進入再接觸罐以前先進行冷卻，用水可冷卻到3840C，如再用氨或其它冷凍劑則可冷卻到04C。,74,再接觸條件對氫純度和輕烴回收量的影響,75,再接觸氫氣提純效果,76,氫氣脫氯問題,催化重整的產氫中有時含氯26 ppm(分子)，這樣高含量的氯化物能引起

27、下游裝置鹽析和腐蝕，因此一般都要在產物離開重整裝置以前先脫氯。,77,脫氯罐典型流程,,78,穩(wěn)定塔,從反應器及再接觸出來的重整生成油中除C6烴類外，還含有少量C1C5輕烴，在送出裝置以前，先要經過穩(wěn)定塔（脫丁烷塔）或脫戊烷塔脫除這些輕組分。塔頂出液化氣或戊烷油和燃料氣，塔底出穩(wěn)定汽油或脫戊烷油。 穩(wěn)定塔回流罐頂?shù)臍怏w中含有不少丙烷、丁烷和少量C5組分，為了回收這部分烴類，穩(wěn)定塔回流罐頂?shù)臍怏w不直接排入燃料氣管網，而用穩(wěn)定塔進料油吸收。,79,穩(wěn)定塔頂氣體的吸收,80,不同吸收方法的比較,81,四.重整工藝專利技術,,82,鉑重整（Platforming）,鉑重整（Platforming）是

28、UOP公司開發(fā)的石腦油重整工藝， 既有半再生重整工藝也有連續(xù)重整工藝，使用的催化劑和操作條件不同。目前半再生重整采用R-86催化劑，連續(xù)重整采用R-270 系列（C5+和氫產率高）和R-230系列（積碳少）催化劑。,83,鉑重整典型操作數(shù)據(jù),84,胡德利重整(Houdriforming),胡德利重整(Houdriforming)是空氣產品和化學品公司Houdry分部開發(fā)的工藝，用于生產辛烷值RON 80100高辛烷值汽油組分或芳烴原料，總能力約1000萬噸/年。采用常規(guī)半再生模式，生產芳烴用四臺反應器，生產汽油用三臺反應器。催化劑為Pt/Al2O3或雙金屬。 典型的操作條件是：溫度4825

29、37，壓力1.02.7 MPa，液時空速14 h-1，氫烴比36 。,85,錸重整（Rheniforming）,錸重整（Rheniforming）是Chevron公司開發(fā)的一種固定床半再生式石腦油催化重整工藝。它于1968年首次使用鉑錸雙金屬催化劑，使半再生催化重整裝置的發(fā)展進入一個新的階段。 錸重整由一個硫吸附器，三臺反應器，一個油氣分離器和一臺穩(wěn)定塔組成。硫吸附器將重整進料中的硫含量降至0.2 ppm 。 采用錸重整F/H催化劑可以在低壓下操作，氫烴比2.53.5，操作周期在6個月以上。,86,錸重整工藝流程,87,辛烷值化(Octanizing)和芳構化(Aromizing),辛烷值化(

30、Octanizing)和芳構化(Aromizing)是 法國IFP/Axens開發(fā)的石腦油重整工藝，分別用于生產高辛烷值汽油和芳烴。60年代開始工業(yè)化，70年代開始使用雙金屬催化劑并開發(fā)了連續(xù)重整工藝技術。 固定床半再生重整裝置操作壓力一般為1.22.5 MPa，目前使用的催化劑牌號為RG582和RG682。連續(xù)重整裝置反應壓力低達0.35 MPa，使用鉑錫催化劑(生產汽油用CR401，生產芳烴用AR501)。,88,IFP/Axens重整（辛烷值化）典型產率,半再生重整 連續(xù)重整 壓力，MPa 11.5 < 0.5 辛烷值 RONC 100 1

31、02 MONC 89 90.5 產率,重量%(原料) H2 2.8 3.8 C5+ 83 88,,,,,,89,麥格納重整(Magnaforming）,麥格納重整(Magnaforming）是Engelhard 公司開發(fā)的技術，于1967年在美國首次工業(yè)化，將循環(huán)氫分段加入，以提高液收和改進操作性能。大約一半的循環(huán)氫進入前兩個反應器，在緩和條件下操作；全部循環(huán)氫進入后部反應器，在苛刻條件下操作。 循環(huán)氫的分流，降低了臨氫系統(tǒng)的壓力降，可以減少壓縮機的功率。,90,麥格納重整工藝流程,91,麥格納重整典型

32、產率,原料（石腦油） 餾程，C 67207 組成，P/N/A, 體積% 55.0/34.4/10.6 操作條件 反應壓力, MPa 2.4 1.7 1.0 產品, RONC 100 100 100 產率(對原料) 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,我國的固定床重

33、整技術,50年代我國開始進行催化劑及工程技術的研究和開發(fā)。60年代初建成一套以生產芳烴為目的，規(guī)模2萬噸/年的試驗裝置。1965年我國自行研究、設計和建設的第一套催化重整工業(yè)裝置投產。以后陸續(xù)建成了一批使用各種牌號國產雙金屬催化劑的催化重整裝置，同時根據(jù)我國重整原料油的特性和產品要求，先后開發(fā)了預脫砷、后加氫、兩段混氫和兩段裝填等工藝技術。,93,94,后加氫,在生產芳烴的重整裝置中，為了脫除重整生成油中的烯烴，將最后1臺重整反應器出來的物料通過換熱達到330左右，然后進入串聯(lián)的后加氫反應器，可以使重整生成油的溴價由0.7g/100g左右降到0.2g/100g以下，代替白土精制。但會損失少量芳

34、烴，同時增加了循環(huán)氫壓縮機的功率，現(xiàn)在已很少使用。,95,后加氫工藝流程,96,后加氫操作條件及效果,后加氫催化劑 3641 （Mo-Co-Al2O3） 操作壓力，MPa 1.61 操作溫度, C 330 重量空速, h-1 4.5 加氫前重整生成油溴價, g Br/100g 0.7 加氫后重整生成油溴價, g Br/100g < 0.2,97,兩段混氫,根據(jù)重整裝置前后反應器主要反應情況不同(前面的反應器以環(huán)烷脫氫為主，后面的反應器以烷烴環(huán)化脫氫和加

35、氫裂化為主)，對反應條件的要求不一樣，不少重整裝置采用了兩段混氫技術。據(jù)標定，有的重整裝置采用兩段混氫技術后，重整生成油收率提高約2%，循環(huán)氫壓縮機功率下降約9%。,98,半再生重整兩段混氫反應流程,99,兩段混氫與一段混氫系統(tǒng)壓降比較, MPa,一段混氫 兩段混氫 兩段混氫壓降減少 進料換熱器與第一加熱爐 0.27 0.19 0.08 第一反應器 0.01 0.01 0 第二加熱爐 0.09 0.08 0.01 第二反應器 0.01 0.01 0 第三加熱爐

36、 0.07 0.07 0 第三反應器 0.02 0.02 0 第四加熱爐 0.09 0.09 0 第四反應器 0.04 0.04 0 產品冷換設備 0.15 0.11 0.04 合計（系統(tǒng)總壓降） 0.75 0.62 0.13,,,,,,,100,兩段混氫與一段混氫的反應效果比較,名 稱 一段混氫 兩段混氫 反應壓力，MPa 1.60 1.57

37、 氣油體積比, Nm3/m3 1175 688/1180 體積空速, h-1 2.20 2.18 反應溫度, C (入口/溫 降) 第一反應器 495/83.5 495/94 第二反應器 495/32 498/43.5 第三反應器 500/15.5 502/15.5 第四反應器 500/8.0 505/7.0 總溫降, C 139 160 加權平均床層溫度, C 483.7

38、 484.1 C6+油收率, wt% 82.2 84.2 重整進料芳烴潛含量，wt% 38.98 40.38 重整芳烴轉化率，wt% 111.7 113.1,,,,,,101,兩段裝填,90年代初我國開發(fā)了固定床重整催化劑兩段裝填技術。即在前部反應器中裝入常規(guī)鉑錸催化劑，在后部反應器中裝入高錸鉑比催化劑。 中試和工業(yè)運轉數(shù)據(jù)表明，采用兩段裝填技術比全部裝填常規(guī)鉑錸催化劑，重整生成油研究法辛烷值可提高1.21.7個單位，重整生成油收率可提高1.01.5個百分點，催化劑生產操作周期也可以延長。,102,催化劑兩段裝填工業(yè)典

39、型數(shù)據(jù),原料性質 密度(20),g/cm3 0.7351 餾程, 60180 環(huán)烷烴+芳烴, wt% 51.0 反應條件 壓力,MPa 1.20 加權平均床層溫度, 474.2 氫烴比,mol 6.6 液時空速,h-1 2.2 標定結果 C5+ 收率,wt% 91.0 C5+ RON 94.9 氫氣產率,wt% 2.73,,,,,,103,我國半再生重整操作數(shù)據(jù)實

40、例,裝 置 A B 原料（石腦油） 餾程，C 67166 73178 組成，烷烴/環(huán)烷/芳烴, 重量% 61.2/31.4/7.4 56.6/37.2/6.2 操作條件 催化劑 CB-6/CB-7 CB-11/CB-8 一反入口溫度/溫降,C 482/75 498/59 二反入口溫度/溫降,C 487/47 498/46 三反入口溫度/溫降,C 502/27 500/22 四反入口溫度/溫降,C 50

41、5/24 500/14 體積空速 時-1 1.81 2.0 氫油比, 體積 1205 一段978/二段1599 分離器壓力, MPa 1.25 1.0 產品辛烷值 RONC 91.0 94.2 產率(對原料) H2 , 重量% 2.15 2.48 穩(wěn)定汽油, 重量% 87.9 85.12 芳烴產率, 重量% 48.7 49.1,,,,,,,,104,循環(huán)再生,循環(huán)再生重整也是固

42、定床型式，它與半再生重整不同之處是增加了一臺輪換再生的備用反應器。反應器一般有45臺，規(guī)格相同，輪流有一臺反應器切換出來進行再生，其它反應器照常生產，催化劑經再生后重新投入運轉。,105,循環(huán)再生重整工藝流程,106,循環(huán)再生專利技術,采用循環(huán)再生重整的有美國Amoco石油公司的超重整（Ultraforming）和Exxon公司的強化重整（Powerforming）。 這一工藝的缺點是所有反應器都要頻繁地在正常操作時的氫烴環(huán)境和催化劑再生時的含氧環(huán)境之間變換，這就要有很嚴格的安全措施，同時反應器大小都一樣以便于切換，催化劑的利用不充分。由于每一臺反應器都要能單獨切出系統(tǒng)進行再生，所以流程比

43、較復雜，合金鋼管線和閥門比較多，設備費用較大。,107,末反再生,末反再生是將半再生和循環(huán)再生相結合的一種工藝，是Exxon公司在70年代開發(fā)出來的。在固定床重整的三臺或四臺反應器中，最后一臺反應器中的催化劑裝量約占總量的一半，但積碳較快。當重整裝置反應能力下降時，前面幾臺反應器的催化劑往往還具有相當高的活性，但因末反應器催化劑失活而只能一起停工再生。 因此，如果加上一個再生系統(tǒng)，使最末一臺反應器在裝置進行生產的情況下單獨進行再生，即末反再生，就可以提高反應的苛刻度，延長開工周期。在末反進行再生的過程中，前面的反應器可在暫時降低辛烷值的情況下繼續(xù)生產。,108,末反再生重整工藝流程,109,連

44、續(xù)重整工藝,連續(xù)重整是設有催化劑連續(xù)再生系統(tǒng)的重整工藝，正常生產期間催化劑在反應器和再生器之間連續(xù)移動。由于催化劑上的積碳可以在重整反應不停工的條件下及時除掉，允許重整在苛刻度比較高的反應條件下操作，壓力和氫油比比較低，產品收率比較高，而且周期長，操作比較穩(wěn)定。 目前世界上已廣泛使用的連續(xù)重整工藝有美國UOP和法國Axens兩家專利技術。我國開發(fā)的技術正在工業(yè)化過程中。,110,111,五.重整裝置的擴能改造,,112,（一）重整裝置特點分析,影響設備大小的因素不僅僅是裝置的規(guī)模，而且與反應條件有關，而反應條件又是由原料性質、催化劑性能和產品要求（辛烷值等）決定的，而且各種條件之間還可以相互補

45、償。因此同樣規(guī)模的裝置，設備大小不一定相同。 為了適應吸熱反應的需要，催化重整一般包括 3-4段反應，反應器和反應加熱爐大小不等，這樣就給改造工程的設備調配帶來了靈活性。 不同的產品要求選取不同的原料餾程，從而影響工廠提供原料的數(shù)量。 催化重整技術不斷發(fā)展，催化劑不斷更新，反應條件和工藝流程不斷改進，改造空間比較大。 催化重整裝置在煉油生產中處在一個承上啟下的地位，不僅受到上游裝置供應原料的制約，也對下游使用重整生成油和氫氣的裝置直接產生影響，因此減少施工對現(xiàn)有裝置生產的影響也是做好裝置改造工作的一項重要要求。,113,（二）基本思路,反應器 除了根據(jù)反應要求適當調整空速外，可以根據(jù)反應

46、器前小后大的特點，將原有的三、四反作一、二反用，新建三、四反或者在后邊并聯(lián)或串聯(lián)一臺反應器。如果原來只有三個反應器，可以在后邊增加一臺大的反應器作第四反應器，前邊反應器不動。,114,壓縮機,重整循環(huán)氫壓縮機可以通過調整氫油比、采用二段混氫流程等方法盡量保留原有壓縮機，或者與壓縮機制造廠商量對汽缸活塞作適當改動。必要時增加一臺壓縮機并聯(lián)操作。氫氣增壓機是否需要改動要結合流程考慮，必要時可以增加一臺并聯(lián)操作，兩開一備。,115,加熱爐,擴能改造重整加熱爐往往需要加大。原有的幾臺反應加熱爐負荷不等，可以前后調劑使用，加長爐管或增加爐管根數(shù)，必要時要考慮新增12臺加熱爐。加熱爐的改造比較復雜，往往是

47、擴建工作的重點，要同時考慮增加熱負荷、壓降要求和現(xiàn)有設備條件等因素，加熱爐的熱負荷還要與進料換熱器的換熱量統(tǒng)籌考慮。,116,塔,催化重整裝置一般有三個塔，即預分餾塔、汽提塔和穩(wěn)定塔，這些塔應當在挖潛、優(yōu)化的基礎上分別提出改造方案，有的可以通過降低回流比進行挖潛，有的需要增加塔板數(shù)，局部擴大或改用新型塔板或填料，差別太大的則需要更換新塔。,117,冷換設備,通過計算合理地調整冷換設備的負荷，對現(xiàn)有冷換設備作出不動、調整使用或適當增補的不同選擇。也可以考慮采用高通量管或表面蒸發(fā)空冷等高效設備以提高傳熱效率，減少占地。對于冷卻系統(tǒng)，不是都要加大，可以適當調整熱負荷，只加大空冷器或只加大水冷器，以盡

48、量減少改動的工程量。,118,泵,根據(jù)泵的特性曲線和需要流量逐臺核實泵的規(guī)格，有的可以不動，有的可增加一臺（兩開一備），有的可調換使用，少數(shù)情況需要以大換小或改變葉輪直徑。,119,容器,根據(jù)工藝核算情況分別處理，有的可以不動，有的需要調劑使用或新做，如將原有產品分離罐改作回流罐并新做一個產品分離罐等。,120,（三） 技術路線,催化重整有半再生重整、連續(xù)重整、末反再生、組合式重整（前邊固定床后邊移動床）等多種模式，改造時要結合實際情況考慮； 由于各廠情況不同，改造工作不宜限于一種模式，既要滿足工廠需要，又要盡量減少工程量和投資，需要根據(jù)工廠具體條件通過技術經濟論證予以確定。,121,,謝謝！,