任七控
范文一：催化重整工艺
催化重整工艺
60万t/a连续重整装置
1 概况
本装置为60万t/a连续重整装置，是齐鲁石化公司加工进口原油优化乙烯原料改扩建工程的配套装置。该装置由北京设计院设计，中石化第二建设公司负责施工安装。于1997年完成可行性研究，1997~1998年完成初步设计及施工图设计，1998年3月31日开工建设，2000年11月23日建设完工实现中间交接，于2001年3月5日重整反应部分投料一次成功并产出合格产品，3月18日催化剂再生部分开始烧焦，整个装置全面开工正常。同初步设计相比，预处理单元由先拔头后加氢工艺改为全馏分加氢并且在预加氢反应器后增加了脱氯反应器，以保证产品质量并适应原料杂质变化，改造的设计和建设工作在2000年完成。
连续重整装置的主要目的是生产高辛烷值汽油，同时为烯烃厂提供芳烃原料和为加氢裂化装置提供氢气。本装置由原料预处理、重整反应、催化剂连续再生三个部分及其它公用工程组成。重整反应部分的设计规模为60万t,a(操作弹性60,110,)，预处理部分规模为69.9万t,a，催化剂连续再生部分设计规模520Kg,h。装置以三常石脑油(占60%)及加氢裂化石脑油(占40%)为原料，经预处理精制、拔头(生成拔头油)后，精制油在500~540?反应温度、0.35Mpa平均反应压力下，经过环烷烃脱氢、烷烃环化脱氢等化学反应，转化生成芳烃含量达80%的高辛烷值汽油、氢气、液化气、戊烷油、干气等产品。
工艺特点:
(1)重整反应部分采用法国IFP二代超低压连续重整专利技术，反应平均压力为0(35Mpa，反应压力低，氢烃比小，产物液收高，脱戊烷油芳烃含量可达80%，辛烷值(RON)超过100。
(2)重整反应器为移动床，并列布置。
(3)再生器为移动床，催化剂在再生器内连续地进行再生。
(4)反应器之间的催化剂提升用氢气作为提升动力，反应器与再生器之间的催化剂提升用氮气作为提升动力。
(5)催化剂循环回路中使用闭锁料斗控制系统来控制催化剂的循环速率，催化剂循环和再生操作采用自动控制程序。
(6)催化剂循环回路中反应器与再生器之间，再生器与反应器之间的安全联锁(切断)是由特殊阀门(固体切断阀和气体密封阀)来实现，在正常操作过程中使用差压控制来保证，反应器内的油气不会进入还原罐和再生回路，同时保证再生器中的氧气不会进入反应系统。
(7)重整产物回收采用二段压缩再接触流程，以提高液体产品收率和氢气纯度。
(8)采用了一系列新型设备:
*采用表面蒸发空冷器冷却重整产物，以防止由于重整反应压力太低而使水漏至重整产物中去。
*采用椭圆形翅片管空冷器，减少占地面积及投资，提高传热效率。
*采用新型高效换热器、外螺纹管束，强化传热系数，减少换热面积。
*采用双壳程换热器，减少设备台数和占地面积。
*采用高效低压降的单管壳程立式换热器和新型的低压降多流路箱式加热炉。
2 生产原理及主要影响因素
2.1生产原理
全馏份石脑油进入装置后先进行预处理，通过加氢精制、汽提的方法脱除硫、氮、砷、铅、铜和水等杂质,然后经过分馏切除其中的轻组分(轻石脑油)，经过预处理的精制油进行重整反应，生成富含芳烃的重整生成油，并富产含氢气体。重整反应产物进行气液分离，含氢气体经再接触提浓后送进加氢裂化装置PSA系统;液体经再接触后进脱戊烷塔，脱戊烷塔顶油去C4,C5分离塔，将液化气和戊烷分离。脱戊烷塔底油的一部分去小重整装置分离为轻、重重整液，其余脱戊烷塔底油作为重整高辛烷值汽油组分出装置。液化气作为产品出装置，戊烷可作产品出装置，也可作为制氢原料或作汽油组分。催化剂采用连续再生方式，经过烧焦并进行氯化、氢还原后重新循环回到反应器，再生能力为520Kg/h。
2.2主要影响因素
2.2.1反应温度
重整各反应器入口温度是调节产品质量的首要参数，重整催化剂可以在很宽的温度范围内操作，而对产品产率和催化剂的稳定性影响较小。重整反应是吸热反应，提高温度对重整反应有利，但温度过高会使裂化反应加剧，降低液收率，使催化剂的生焦速率加快。该装置的反应温度设计值为527?，反应温度允许在500-545?范围内调节，原料在进反应器前均经过热炉加热来控制各反应器的入口温度。
2.2.2反应压力
从理论上讲，对于一定的空速及原料特性，压力越低，重整油收率和氢纯度就越
高。但由于装置和循环压缩机是为一定压力而设计的，所以，几乎没有什么弹性，一般不作调整，反应器的平均反应压力为0.35Mpa，通过控制产品分离器的压力(即D201压力)来控制，D-201压力正常控制在0.23Mpa。 低压力对提高液收率有利，但也会促使焦炭积聚，在瞬间操作期间(开工，停工)建议提高操作压力至 0.34MPa左右。
2.2.3空速
重整反应的设计重量空速是2.2h-1，按75t/h进料量考虑，反应器内催化剂的装填量应该是34吨。降低空速，即延长了精制油在反应器内的停留时间，对提高汽油的辛烷值有利。但空速过低可能会导致液收率下降，催化剂结焦加快。当装置的处理量发生较大变化时，空速也会变化较大，因此应对其它操作参数作相应的调节。
2.2.4氢油比
为了保持催化剂的稳定性需要有循环氢，它的作用是吹走催化剂上的反应产物和凝缩物，并为催化剂提供容易获得的氢。提高氢/油比可使石脑油较快地通过反应器，并为吸热反应提供较大的热量。它还增加氢分压，因而也提高催化剂的稳定性，对产品质量或产率也略有好处，本装置的氢油分子比为2.2。
2.2.5催化剂环境控制
在正常生产中，催化剂上的氯含量主要由再生装置注氯来控制，在开工过程或再生部分停止期间，注氯量根据循环氢中的水含量来决定，一般当循环气中水含量>50ppm，注氯量5ppm;循环气中水含量为30-50ppm时，注氯量为2ppm;循环气中水含量<30ppm时停止注氯。连续重整催化剂GCR-100对原料中的硫含量要求控制在0.25,0.5ppm，当硫含量低于0.25ppm时，应向原料油中注硫。
2.2.6再生氧含量控制
再生器中的氧含量通过注入两路空气加以控制:一路空气用于一段烧焦床层，另一路用于二段烧焦床层，其目的是为了保证烧焦完全和防止催化剂床层超温。第一燃烧床入口的氧气含量控制为0.5,0.7%(V)，为了使第二床层充分烧焦，该床层必须注入过量氧气，二床出口过剩氧含量应保持在0.2%(v)。
2.2.7再生器床层温度
通过电加热器调节第一燃烧区入口温度来控制出口温度，当焦含量太低，即氧氯化温度低于490?，则按要求提高入口温度，当焦含量太高(氧氯化温度高于520?)，则按要求降低入口温度，但不能低于420?，入口温度一般控制在420,460?之间。第一燃烧区出口温度应控制在480,490?之间。第二燃烧区出口温度不得超过510?，同时O2含量必须保持在0.2%左右。焙烧区入口温度控制在500,530?之间，焙烧区床层最高不超过530?，如果温度超高，应立即停止催化剂循环，并分析原因采取措施直至恢复催化剂循环。
2.2.8再生器压力控制
压力控制是再生操作的一个重要参数，再生器底部压力必须高于第一反应器一定的压力，以便使催化剂能从再生器提升到第一反应器的上部料斗，为了不干扰催化剂的正常流动，每次反应器压力变化时，此差压必须恒定。再生器压力的设定值等于第一反应器入口压力加上一可调偏差(约0.07MPa)。
3
产品说明及物料平衡
3.1产品说明
表2 产品说明
产品名称
规格
主要用途
氢气
纯度92.55%(V)
经PSA提纯后进加氢裂化
干气
作燃料气
液化气
C2<0.2%(V)，C5<3.0%(V)，H2S<10mg/l 民用
拔头油
含S<50ppm
制氢原料
戊烷油
含S<50ppm
制氢原料或汽油组分
脱戊烷油
C5<1%(V),干点<203? 汽油或芳烃原料
3.2物料平衡
表3 全装置物料平衡
物 料 名 称
重量%(对重整进料) 公斤/时
万吨/年
进料
1、全馏分石脑油 116.5
87375
69.90
小
计
116.5
87375
69.90
出
料
1、含氢气体*
9.2(3.54) 6908(2658)
5.53(2.13)
2、燃料气
1.3
945
0.75(自用)
3、液化气
2.1
1581
1.26
4、戊烷
2.0
1513
1.21
5、脱戊烷塔底油 85.9
64428
51.55
6、轻石脑油
16.0
12000
9.6
小
计
116.5
87375
69.90
注:含氢气体纯度92.55%，分子量M=4.81，()中为纯氢产率(量)。 4
工艺流程说明
4(1.1预处理部分
石脑油自罐区泵送来，与预分馏塔顶产物换热后进入原料沉降罐，经预加氢进料泵与循环氢气混合后与预加氢产物换热，再经预加氢进料加热炉加热后进入预加氢反应器、脱氯反应器，反应产物经换热、空冷、水冷冷凝冷却后进预加氢产物分高罐。分离罐顶气体经过预加氢循环压缩机人口分液罐后进入预加氢循环压缩机，分离罐底液体经与汽提培底产物换热后进汽提塔。汽提塔顶产物经空冷、水冷冷凝冷却后进入汽提塔回流罐，罐顶气体经加氢裂化脱硫塔脱硫后进燃料气管网，水从罐底水包排出，罐底液体用回流泵打回汽提塔顶。汽提塔底重沸器用
3.5MPa蒸汽加热。
汽提塔底产物与汽提塔进料换热后再与预分馏培底产物换热后进入预分馏塔，预分馏塔顶产物与原料换热后，经空冷器和水冷器冷凝冷却后进入预分馏塔回流罐，回流罐的液体一部分用泵打回塔顶作口流，其余部分即轻石脑油产品用泵送出装置，预分馏塔底用重沸炉加热。预分馏塔底油与预分馏塔进料换热后，即预加氢精制石脑油去重整部分作为重整进料。
预加氢采用循环氢流程。因反应过程耗氢很少，少量重整产氢经再接触提纯后补到预加氢循环压缩机人口。必要时，加氢后少量废氢可出分高罐顶排出。通过控制预加氢产物分离罐顶压力来控制预加氢反应压力。
为了防止预加氢部分的H2S腐蚀和铵盐堵塞，本装置设计了预加氢注水系统，在预加氢换热器间和预加氢空冷器入口均设有注水点。
4(1.2重整部分
重整进料和重整循环氢分别进入重整进料换热器(立式换热器)与重整反应产物换热。油、氢在换热器内混合换热后进入重整进料加热炉，加热后进入重整第一反应器。由于重整反应是吸热反应，所以经反应器反应后温度会降低。为了保持必要的反应温度，设有四台反应器，每台反应器前均设有加热炉。从最后一个反应器出来的反应产物进入重整进料换热器，与反应进料换热并经表面蒸发空冷冷却后进入重整产物分离罐进行气液相分离。
罐顶气体的一部分作为循环氢，用背压透平离心压缩机打回重整反应部分，其余气体即重整产氢经过增压机人口分液罐分液后进入两级增压压缩机，压缩后的含氢气体与重整产物分离罐底来的并经泵升压后的液相重整产物相混合。混合物经水冷冷却后进入再接触罐。此流程可较大限度地回收C5+并能生产纯度大子90,(mol)的含氢气体。从再接触罐分出的气体即为重整富氢气体产品，其中一部分作为再生提升氢外，其余大部分经脱氯处理后，一部分作为预加氢补氢，另一部分作为产氢去加氢裂化PSA装置。再接触罐底液体与脱戊烷塔顶回流罐顶
来的气体相混合进入液化气吸收罐用以吸收气体中的液化气。液化气吸收罐顶气体为燃料气，排入装置内燃料气管网，液化气吸收罐底液体用泵进入脱戊烷塔分离成戊烷油馏份和脱戊烷油。
自液化气吸收罐底来的液体，与脱戊烷塔底产物换热后进入脱戊烷塔。脱戊烷塔顶产物经空冷、水冷冷凝冷却后进入脱戊烷培顶回流罐，罐顶气体与再接触罐底液体混合进入液化气吸收罐。回流罐底液体一部分泵送至脱戊烷塔顶作回流，另一部分作为戊烷油馏份送至C4,C5分离塔，脱戊烷塔底油一部分送出装置作产品，一部分经脱戊烷塔底重沸炉加热后返回脱戊烷塔底。重沸炉燃料为燃料油。
戊烷油馏份与C4,C5分离塔底产物(即戊烷)换热后进C4,C5分离塔，塔顶产物经水冷器冷凝冷却后进C4,C5分高塔回流罐。罐顶不凝气即燃料气进入装置内燃料气管网，罐底液体一部分泵送至塔顶作回流，其余部分即液化气作产品送出装置;C4,C5分离塔底油即戊烷与C4,C5分离塔进料换热后，再经水冷冷却后送出装置，也可打入重整汽油馏份中。C4,C5分离塔底重沸器使用10MPa(g)蒸汽加热。
4(1.3催化剂再生部分
a)再生回路
在催化剂再生回路中，使用再生气循环压缩机进行气体循环。再生气体主要是氮气，含有
少量氧气。在再生气循环压缩机出口，再生气体分两部分，主体部分用于两段烧焦，气体经过与烧焦产物气体换热，电加热器加热后进入再生器，再生气体首先预加热进入再生器顶部的催化剂，然后流经烧焦区的两段径向床层进行催化剂烧焦，烧焦后的气体经过与烧焦进料气体换热后，经水冷冷却进入再生气洗涤塔;第二股气体用于催化剂的焙烧和氧氯化，将空气补人气体中以保证焙烧和氧氯化气体中的氧含量在4,6,
(
mol
)，气体经过与焙烧产物换热，电加热器加热后进入再生器下部轴向床层的焙烧段，气体在再生器内与注入的氯化物混合，向上流动通过再生器的氧氯化轴向床层，氧氯化气体经过换热后与第一股气体混合经水冷冷却后进再生气洗涂塔。再生气洗涤塔的作用是洗去再生气中的HCl、 CO2以防止对设备的腐蚀。再生气洗涤塔分成碱洗和水洗两部分:首先再生气与10,(重)碱溶液混合，以洗去HCl、CO2然后在塔内水与气体再次混合以洗去气体中残留的碱，洗涤后的气体使用一个再生气体器以去除气体中的饱和水，干燥后的气体再回到再生气循环压缩机循环使用。
b)催化剂循环回路
各反应器下部均设有下部料斗和提升器，顶上设有上部料斗。再生器上部设有缓冲罐和闭锁料斗，下部也设有下部料斗和提升器。催化剂依次从一反到二反、三反、四反都是通过含氢气体输送的，从四反底部至再生器顶部以及从再生器底部至一反顶部的催化剂是通过氮气输送的。在各反应器和再生器内，催化剂的流动是通过重力进行的。
待生催化剂从四反底部经N2提升进入上部缓冲罐，通过重力出上部缓冲罐进人闭锁料斗，然后进入再生器进行再生;再生启的新鲜催化剂从再生器底部用N2提升至一反上部料斗，催化剂通过重力流经一反顶部的还原罐用高纯度的H2在一定温度下对催化剂进行还原;还原后的催化剂通过重力流至一反，从而完成催化剂待生、再生、还原的全过程
催化剂的输送流率是由一次气体和二次气体共同控制的。在保证总提升气体量恒定的前提下，一次气体起提升作用，而二次气体起控制催化剂提升量的作用。
c)再生隔断和安全联锁系统
(1)为了防止反应系统的烃类进入N2提升系统和还原罐，在四反底部和一反顶部的上部料斗和还原罐之间设置了特殊的自动隔离阀，兰出现此类事故的可能性时，隔断阀将通过程序自动关闭。
(2)为了防止再生系统的02含量进入N2提升系统，在再生器下部料斗和提升器之间的密封料腿上设置了特殊的自动隔离阀，通过程序来控制此阀的关闭以防止事故的发生。
(3)为了保证再生系统安全操作，在反应器下部料斗和再生器下部料斗上都设置了密封气体以保证下部料斗压力比上部反应器和再生器的压力要稍高，同时比下部提升器的压力也稍高，当密封气体流量低于某一数值，联锁程序将自动关刚隔断阀再生系统与反应系统隔断。
4.2工艺流程简图(见图1)
5
工艺指标
表4 原材料质量
项目名称
单位
指标
罐
区
石 脑 油
终馏点 ?
,175
砷含量 ppb ,5
铅含量 ppb ,10
铜含量 ppb ,10
氮含量 ppm ,1.3
硫含量 ppm ,250
氯含量 ppm ,7
溴价 g/100g ,1.5
水含量 无明水
精 制 油
初馏点 ?
74-80
砷含量 ppb ,1
铅含量 ppb ,5
铜含量 ppb ,5
氮含量 ppm ,0.5
硫含量 ppm
0.2-0.5
水含量 ppm ,3
还 原 H2 纯度 %
,95
H2S含量 ppm ,1
HCl含量 ppm ,10
C2+烃 %
,0.5
表5 产品质量
项目名称 单位 指标
液化气 C2含量 %
,0.2
C5含量 %
,3.0
H2S含量 mg/l ,10
轻石脑油 S含量 ppm ,50
脱戊烷油 C5含量
%
,1
干点
?
,203
表6
工艺操作条件
项目名称 单位
指标
D108压力 MPa
0.4?0.02
R101入口温度 ?
280~340(?2)
预加氢氢油比 m3/ m3
,100
D102压力 MPa
2.0?0.1
D104压力 MPa
0.75?0.05
C102顶温 ?
75?10
C102底温
?
195?10
D101压力
MPa
0.35?0.02
C101顶温
?
110?10
C101底温
?
183?10
重整反应入口温度 ?
480~540(?1)
重整氢油比
m3/ m3
265~388
重整循环氢纯度 %
,80
重整进料量
T/h
45-75
D201压力
MPa
0.23~0.34(?0.01)
D203压力
MPa
0.80?0.02
D204压力 MPa
2.50?0.1
D206压力 MPa
1.52?0.02
C201底温 ?
260?10
C201顶温 ?
106?10
C202底温 ?
133?5
C202顶温
?
67?5
一段入口氧含量 %
0.5~0.7
二段出口氧含量 %
0.2~0.3
焙烧入口氧含量 %
4.0~6.0
再生总循环气流量 m3(Vn)/h
9000?1000
焙烧循环气流量 m3(Vn)/h 900?100
一段入口温度 ?
435~470
二段出口温度 ?
470~520
焙烧入口温度 ?
500~530
还原氢流量
m3(Vn)/h
2200?100
还原氢入口温度
?
480?20
6
主要原材料、动力消耗
6.1主要原材料、辅助材料 表7 全馏分石脑油性质
比重d15.615.6
0.7281
杂质含量
硫Wppm
氮Wppm
砷Wppb
铅Wppb 铜Wppb 氯Wppm
溴价gBr/100g
250
1.3
<1
<10
<10
7
0.2
ASTM-86，? 馏程
初馏点 10%
30%
50%
70% 90% 100%
37
80
108 118 130 150 171
族组成，W% P
N
A
C3
0.11
/ /
C4 0.88 / /
C5
5.58 0.09 /
C6
12.50
2.80 0.21
C7
12.07 10.06
2.47
C8
12.66
9.35
4.83
C9
9.71
5.79
1.65
C10+
5.78 3.09 0.37
合计
59.29
31.18
9.53
表8
重整原料油性质:
密度(20?)kg/m3 743
杂质含量
硫Wppm
氮Wppm
水Wppm
0.25~0.5
<0.5
<2
ASTM-86，?馏程
初馏点 10% 30% 50% 70% 90% 100%
37
80
108 118 130 150 171
族组成，W% P
N
A
C5
0.40 /
/
C6
5.27
2.98 0.2
C7
14.48
7.44
2.96
C8
17.59 11.22
5.79
C9
11.65
6.95
2.10
C10+
6.94
3.71 0.32
合计 56.33
32.3
11.37
还原氢质量:
H2>95%(V)
H2S<1 ppm(v)
HCl<50 ppm(v) C2+
烃<0.5%(v)
CH4 余量
表9 预加氢催化剂(RS-1)
外 形
三叶草形
组成,m%
颜
色
黄绿色 CoO
?0.04
直径,mm
1.3~1.5 NiO
?2.0
长度,mm 3~8(>85%) WO3
?19.0
耐压强度,N/mm ?16
Al2O3
其它
比表面积,m2/g
?130
孔容,ml/g
?0.27
表10
重整催化剂(GCR-100)
外
形
球形
组成,m%
直径,mm
1.4~2.0(>98%)
Pt
0.28?0.02
压碎强度,N/粒
>40
Sn
0.31?0.03
比表面积,m2/g 200?20
Cl
1.0~1.3
堆密度,g/ml 0.56
Al2O3
其它
磨损率,m% <4
6.2动力消耗指标
新鲜水
2吨,时(间断)
循环水
1088吨,时
脱盐水
29.8吨,时
电
6833.7KW，其中:6000伏
5147.4KW
380伏
1566.3KW
220伏120KW
燃料
6.07吨,时，其中:燃料油1.33吨,时:燃料气4.74吨,时
3.5MPa蒸汽
16.5吨,时
1OMpa蒸汽
-22.3吨,时(自产，向外送)
氮气
159标米3/时
净化风
—1508标米3,时
凝结水
13.6吨,时
总能耗
35052.7×104千焦,时(相当于8371.8×104千卡,时)
7
主要设备
7.1设备概况
表11 连续重整装置设备统计表
序号
项目
预处理 部
分
重 整
部
分
重整催化剂 再生部分 公
用
工
程
合计
1
反应器 2
4
1
7
2
塔
2
2
4
3
加热炉 2
5
7
4
容器及贮罐 8
12
23
5(热)+7 55
5
换热器 16 11 *11 1 39
6
空冷器 4 8 1 13
7 泵 11
16
8
4(热)+3 42
8
压缩机(风机) 2
4
7
2(风机) 15
9
其它
13
29
15
2
59
60
91
66
24
241
*包括3台电加热器
7.2主要设备 8 三废治理及综合利用
名称
排放点
流量
主要成分
综合利用
酸性水
D102、D104
0.3t/h
H2S、NH3
三常污水气提
烟气
F101、F102、F205、F201~204 80930 Nm3/h
CO、CO2 及SO2、NOx、TSP
进余热回收系统、产3.5Mpa蒸汽
含碱废水
D305
3 t/h
少量Na2CO3、NaOCl、NaCl 生产废水系统
9
安全生产特点
60万吨/年连续重整和140万吨/年加氢裂化联合装置，为胜利炼油厂新建装置，其生产特点为:
1) 生产过程高温、临氢，产品易燃、易爆。
2)
生产过程产生有毒气体，易对人身健康产生危害。
3)关键设备多，设备腐蚀、发生泄漏的危险性大。
4) 设备、管线密集，现场作业难度大。
车间的危险部位主要包括预加氢及重整反应器、再生器、预加氢分离器、氢气压缩机、循环压缩机等。
车间职业危害因素包括生产过程中产生的硫化氢、射线、噪声、各种油品及高温等。
1)
对于噪声的主要注意事项是尽量减少在噪声中的工作时间，发现异常，及时诊治。
2)
进入射线区域要经过操作人员认可，远离射线源，未经允许不准接触放射源。
3)对于高温作业环境要局部或全面通风降温，在高温季节，注意降温和防中暑。
4)硫化氢的性质为无色具有臭鸡蛋味的气体，当硫化氢的浓度超过一定数值后，臭味反而减弱。它在地表面或低凹处聚集，不易飘散。
5) 油品的特点是易燃易爆，制定严格的着火爆炸的应急处理措施。
生产装置的安全消防器材均匀分布于装置内，气防卫生器材存于操作室内。
范文二：催化重整工艺过程
催化重整：在有催化剂作用的条件下, 对汽油馏分中的烃类分子结构进行重新排列成新的分子结构的过程叫催化重整。
石油炼制过程之一，加热、氢压和催化剂存在的条件下，使原油蒸馏所得的轻汽油馏分（或石脑油）转变成富含芳烃的高辛烷值汽油（重整汽油），并副产液化石油气和氢气的过程。重整汽油可直接用作汽油的调合组分，也可经芳烃抽提制取苯、甲苯和二甲苯。副产的氢气是石油炼厂加氢装置（如加氢精制、加氢裂化）用氢的重要来源。
沿革 20世纪40年代在德国建成了以氧化钼（或氧化铬）／氧化铝作催化剂（见金属氧化物催化剂）的催化重整工业装置，因催化剂活性不高，设备复杂，现已被淘汰。1949年美国公布以贵金属铂作催化剂的重整新工艺，同年11月在密歇根州建成第一套工业装置，其后在原料预处理、催化剂性能、工艺流程和反应器结构等方面不断有所改进。1965年，中国自行开发的铂重整装置在大庆炼油厂投产。1969年，铂铼双金属催化剂用于催化重整，提高了重整反应的深度，增加了汽油、芳烃和氢气等的产率，使催化重整技术达到了一个新的水平。
化学反应 包括以下四种主要反应：①环烷烃脱氢；②烷烃脱氢环化；③异构化；④加氢裂化。反应①、②生成芳烃，同时产生氢气，反应是吸热的；反应③将烃分子结构重排，为一放热反应（热效应不大）；反应④使大分子烷烃断裂成较轻的烷烃和低分子气体，会减少液体收率，并消耗氢, 反应是放热的。除以上反应外, 还有烯烃的饱和及生焦等反应，各类反应进行的程度取决于操作条件、原料性质以及所用催化剂的类型。
催化剂 近代催化重整催化剂的金属组分主要是铂，酸性组分为卤素（氟或氯），载体为氧化铝。其中铂构成脱氢活性中心，促进脱氢反应；而酸性组分提供酸性中心，促进裂化、异构化等反应。改变催化剂中的酸性组分及其含量可以调节其酸性功能。为了改善催化剂的稳定性和活性，自60年代末以来出现了各种双金属或多金属催化剂。这些催化剂中除铂外，还加入铼、铱或锡等金属组分作助催化剂，以改进催化剂的性能。
过程条件 原料为石脑油或低质量汽油，其中含有烷烃、环烷烃和芳烃。含较多环烷烃的原料是良好的重整原料。催化重整用于生产高辛烷值汽油时，进料为宽馏分，沸点范围一般为80～180℃；用于生产芳烃时, 进料为窄馏分, 沸点范围一般为60～165℃。重整原料中的烯烃、水及砷、铅、铜、硫、氮等杂质会使催化剂中毒而丧失活性，需要在进入重整反应器之前除去。对该过程的影响因素除了原料性质和催化剂类型以外，还有温度、压力、空速和氢油比。温度高、压力低、空速小和低氢油比对生成芳烃有利，但为了抑制生焦反应，需要使这些参数保持在一定的范围内。此外，为了取得最好的催化活性和催化剂选择性，有时在操作中还注入适当的氯化物以维持催化剂的氯含量稳定。
工艺流程 主要包括原料预处理和重整两个工序，在以生产芳烃为目的时, 还包括芳烃抽提和精馏装置。经过预处理后的原料进入重整工段(见图) ，与循环氢混合并加热至490～525℃后, 在1～2MPa 下进入反应器。反应器由3～4个串联，其间设有加热炉，以补偿反应所吸收的热量。离开反应器的物料进入分离器分离出富氢循环气（多馀部分排出），所得液体由稳定塔脱去轻组分后作为重整汽油，是高辛烷值汽油组分（研究法辛烷值90以上），或送往芳烃抽提装置生产芳烃。
应用和发展 催化重整是提高汽油质量和生产石油化工原料的重要手段，是现代石油炼厂和石油化工联合企业中最常见的装置之一（见彩图）。据统计，1984年全世界催化重整装置的年处理能力已超过350Mt, 其中大部分用于生产高辛烷值汽油组分。中国现有装置则多用于生产芳烃，生产高辛烷值汽油组分的装置也正在发展。
为了解决因强化操作而引起的催化剂结焦的问题，除改进催化剂的性能外，在催化剂再生方式上开辟了以下三种途径：①半再生，即经过一个周期的运转后，把重整装置停下，催化剂就地进行再生。②循环再生，设几个反应器，每一个反应器都可在不影响装置连续生产的情况下脱离反应系统进行再生。③连续再生，催化剂可在反应器与再生器之间流动，在催化重整正常操作的条件下，一部分催化剂被送入专门的再生器中进行再生。再生后的催化剂再返回反应器。
范文三：催化重整装置中生产工艺流程与节能优化
中国科技期刊数据库 工业 A
2016年 4期 89
催化重整装置中生产工艺流程与节能优化
李 南
中国石油辽阳石化分公司芳烃厂,辽宁 辽阳 111003
摘要:催化重整工艺是石油炼制过程中非常重要的技术,它是在催化剂作用下从石油轻馏分生产高辛烷值汽油组分或芳香烃 的工艺过程,副产氢气则是加氢装置的重要氢源。影响重整装置芳烃产率的因素很多,主要有原料、催化剂、生产过程的控 制等多方面。针对催化重整工艺的流程及特点进行了分析,并就催化重整工艺的优化进行了描述。 关键词:连续重整装置;催化重整工艺;流程;条件优化 中图分类号:TE969 文献标识码:A 文章编号:1671-5799(2016) 4-0089-01
1 催化重整工艺流程
连续重整装置含原料预处理、重整、催化剂连续再生三 个单元。原料预处理即石脑油加氢是以原料处理装置的重石 脑油为原料,通过加氢、汽提脱除原料油中的 S 、 N 、 O 、重 金属、水等有害杂质,提供符合要求的重整进料;重整是将 芳烃含量较少的重石脑油经过环烷脱氢、烷烃环化脱氢等反 应后转化成芳烃含量高的生成油,同时产生加氢反应所需的 氢气;催化剂连续再生是将碳含量高的催化剂,经过烧焦、 氧氯化、干燥(或焙烧) 、还原等工艺使之恢复活性。
催化重整工艺技术的发展经历了固定床临氢重整、流化 床临氢重整、移动床催化重整、固定床半再生催化重整(半 再生重整)工艺、循环再生催化重整工艺和移动床连续再生 催化重整工艺、超低压连续重整及 Aromax (多芳烃)重整, 麦克纳重整, 超重整等, 随着催化剂的改进, 对原料的选择、 节能、产品的质量要求越来越高。
2 催化重整工艺的节能优化措施
2.1 预加氢部分的节能优化
预加氢部分的氢油比直接影响着催化剂的积碳量和积 碳速率,众所周知,氢分压对加氢反应有利,且能够抑制积 碳的形成,因此,在一般的生产中,炼油厂都会选择较高的 氢分压,但是过高的氢分压就会导致预加氢部分压缩机负荷 过大,从而导致能耗增高,而且会增加反应产物后冷负荷, 造成很大的能源浪费,因此必须对预加氢部分进行节能的处 理,比如可以将氢油比调整为 120:1,这样就使经跨线的富 氢流量增大,使得预加氢部分的产物进入预加氢空冷器以及 出预加氢空冷器的温度得到降低,预加氢部分压缩机的能源 损耗也得到了有效的降低。
2.2 重整部分加热炉的节能优化
重整部分主要是针对加热炉的吸热反应,在生产的过程 中是其消耗能量最大的部分,因此加热炉在节能减排过程中 的控制无疑是非常必要的,在一定程度上能够解决重整部分 的热量的消耗,对于节能减排有非常重要的作用。
据统计, 排烟温度每升高 17~20℃, 加热炉的热效率就 会降低 1%。 因此, 想要提高加热炉的热效率, 减少能源损耗, 有效降低排烟温度是非常关键的措施。一般的加热炉排除的 烟气中, 硫的含量达到了 2%, 这时烟气的温度在 130℃~140℃ 之间,为了增强安全性,必须对其增加 40℃的温度,也就是 排烟温度应该控制在 185℃。 但是为了提高加热炉的热效率、 减少能源的损耗,在实际的生产中,都要求排烟温度越低越 好,这就造成了加热炉运转的问题,因此,利用余热回收系 统,既可以降低加热炉的排烟温度,又能够有效提高加热炉 的热效率,为了解决加热炉长期安全运行的问题,可以把加 热炉的排烟温度控制在 160~185℃之间。
2.3 重整催化剂的失活与重生
重整催化剂对重整生成油收率、芳烃产率和氢气产率有 直接的影响,是决定连续重整装置技术经济性的核心因素。 尽管降低催化重整的反应压力、升高反应温度、降低氢油比 有利于提高重整的目标产物,但是会引起催化剂积炭加快、 催化剂的运转周期缩短等问题,结果是芳烃转化率或汽油辛 烷值降低,因此改善重整催化剂的稳定性是催化剂发展的主 要目标之一,也是连续重整工艺的关键。
2.3.1 催化剂的分类
按照活性金属的类别和含量的高低,重整催化剂可分为 单金属、双金属和多金属催化剂三类。单金属催化剂一般是 单铂催化剂,以 Al 2O 3为载体,以铂为活性组分(约含 0.1~0.7wt%) , 并含有一定量的酸性组分——卤素 (0.4~1.0wt%) 。 双金属催化剂,如铂-铼、铂-锡催化剂,多金属催化剂, 如铂-铼-钛催化剂。双金属催化剂和多金属催化剂具有如 下优点:良好的热稳定性, 对结焦不敏感, 对原料适应性强, 使用寿命长。
2.3.2 催化剂失活原因分析
催化剂的积碳失活;金属凝聚或烧结失活;催化剂中毒 失活;催化剂(载体)结构变化失活;催化剂的水氯失衡。
2.3.3 催化剂的失活控制与再生
连续重整催化剂主要是从降低铂含量、提高热稳定性、 活性和选择性等几个方面来改进的。
催化剂的失活控制:
①抑制积碳的生产。将积碳前身物及时加氢或加氢裂解 转变为轻烃,就可以减少积碳。同时提高氢油比也有利于加 氢反应的进行,减少催化剂上积碳前身物的生成。
②抑制金属凝聚。对于提高重整反应温度必须要格外注 意,如催化剂上因为氯损失较多,活性出现下降,因此必须 在进行氯含量控制时,必须先观察催化剂活性是否上升,在 此基础上才能决定是否进行提温。另外在烧炭时注入一定量 的氯化物会使金属更加稳定,有助于金属的分散。
③防止催化剂出现污染。 催化剂的再生:
①烧焦。重整催化剂的烧焦过程就是用含氧气体烧去催 化剂上积碳的过程。重整催化剂的烧焦过程不能用蒸汽作为 载气,而是要用氮气。
②氯化更新。该过程包括了氯化和更新两个步骤,氯化 就是在烧焦之后,用含氯气体在一定温度下处理催化剂,使 凝聚的金属铂重新分散和补充一部分氯从而提高催化剂的 活性。
更新是在氯化完成以后,用干空气在高温下处理催化剂, 更新的目的和作用就是使得铂的表面再继续氧化,防止铂晶 粒的凝聚,从而保持催化剂的表面积和活性,并保证氯和催 化剂在活性状态下结合。
③干燥。因为烧焦过程中会产生水,所以再催化剂氧氯 化之后,用高温干空气干燥催化剂,从而保证催化剂再生后 的催化剂干燥无水。
④还原。就是将氯化、更新后的氧化态催化剂用氢还原 成金属催化剂。
3 结束语
在重整装置催化重整中,相关工艺的生产改进与很多因 素有关,本文重点对催化重整工艺的流程进行了的分析,并 对实际生产中相关的节能优化措施进行了探讨。
参考文献
[1]解玉洁 . 关于煤焦油脱水技术的探讨 [J].中国石油和化 工标准与质量, 2011, 12(16) :169-171.
[2]杨志荣 . 费托合成催化剂的研究进展 [J].中国石油大学 学报 . 自然科学版, 2011, 18(02) :1152-1156.
范文四：催化重整工艺技术发展
催化重整工艺技术发展
【摘要】本文通过研究国内外催化重整工艺的发展现状，以及国内外催化剂发展的现状，指出了催化重速工艺今后发展的趋势。
【关键词】催化重整;催化剂;发展
引言
催化重整工艺始于1949年，经历了60年的发展，取得了非常大的进步。当前科技的不断发展，社会的不断进步，经济的不断发展，给催化重整工艺的发展带来了新的机遇和挑战。催化重整技术在近代石油炼制、石油化工企业当中最最重要的加工工艺，其是以石脑油为原料，通过催化剂的催化作用，生产高辛烷值汽油调和组分和芳烃类化工原料，同时副产氢气用于石油产品加氢改质的石油炼制工艺过程。催化重整按照催化剂再生方式通常分为三种类型：半再生式催化重整、循环再生式催化重整和连续再生式催化重整（连续重整），目前国内外的催化重整的工业装置在这三种类型中所占的比例约为50%、10%和40%。
现如今社会各界对环保问题越来越关注，关于环境保护的相关要求的也越来越严格，这就使得在现代石油炼制工业中突显了催化重整技术越来越重要的作用。本文通过研究国内外催化重整工艺的发展现状，以及国内外催化剂发展的现状，指出了催化重速工艺今后发展的趋势。
1催化重整工艺的生产发展现状
1.1国外生产现状
据相关统计，2013年全球共有炼油厂675座，原油总加工能力达45.71亿吨/年，美国为9.12亿吨/年，占世界原油加工能力的21.01%居世界首位，我国为4.05亿吨/年，居世界第2位。
根据OGJ统计，2013年全球催化重整能力部总和为5.05亿吨/年，美国为
1.53亿吨/年，位居第一，占全世界的催化重整能力的31.17%，我国则为871万吨/年，居于世界第十五位，低于世界平均水平。全世界生产重整生成油的炼油厂有475座，其中美国大概有近130座、日本大概有近35座、俄罗斯大概有42座、加拿大大概有20座左右、我国大概有60座。根据UOP公司20世纪70年代设计的CCR连续重整装置的最大加工能力为40000桶/日（172万吨/年），而现阶段该公司设计的连续重整装置的加工能力范围为6000～100000桶/日，目前世界上生产能力较大的催化重整装置有美国马拉松石油公司的加里维尔炼油厂其催化重整生产能力为280万吨/年，还有沙特阿拉伯的AIJubail炼油厂催化重整设备，生产能力也达到280万吨/年。
1.2国内生产现状
范文五：我国催化重整工艺的发展
我国催化重整工艺的发展
自20世纪60年代初在石油三厂建成200kt/a的催化重整工业试验装置以后，1965年我国大庆炼油厂建成投产了100kt/a的催化重整工艺装置【33-34】，至今，我国的催化重整工艺已经历经了将近半个世纪，从研制催化剂到能够生产各种重整催化剂以及承担各种催化重整工艺装置的工程设计，自行设计，开工运转。到2005年初，我国催化重整装置共有65套，总加工能力为21.79Mt/a，约占有加工能力的7.98%，其中连续重整装置18套，加工能力为11.79 Mt/a.单套装置平均能力为655kt/a，再半生装置为47套，加工能力为10.00 Mt/a，单套装置平均加工能力为212.8kt/a。
1977年5月，我国第一套150 kt/a多金属催化重整装置在大连石油七厂建成投产，该装置首次采用我国自行设计和制造的径向反应器、多流路加热炉、纯逆流立式换热器、联合烟道等新设备和国产微量分析仪、芳烃在线分析仪等仪器【35】。
据2002年官方统计，全世界共有732个炼油厂，其中420个炼油厂共有550套催化重整制造，其中约70%的催化重整重整用于生产高辛烷值汽油，约30%的催化重整用于生产BTX石油化工产品【7】
我国开发的低压组合床工艺较原来的半再生催化重整装置的重整生成油收率可提高3.0%以上，芳烃收率提高2%-3%,氢产率明显提高【36】
