催化重整工艺与工程.ppt

1 催化重整工艺与工程 中国石化 2 1. 目前我国催化重整现状 2. 催化重整工艺概况 3. 催化重整工艺类型及技术特点 4. 催化重整装置的工艺流程 5. 催化重整的专用设备 6. 重整装置能耗分析 7. 降低重整能耗的措施 8. 流程改进及提高效益的某些措施 9. 安全设施设置的考虑 10. 装置的扩能改造 11. 投资及成本分析 目录 3 “催化重整 ” 是以石脑油（ 直馏和各类加氢石脑油 ） 为原料，在催化剂的存在下，生产富含芳烃的高 辛烷值汽油组分，并副产含氢气体等产品的工艺 4 1.目前我国催化重整现状 5 1965年我国在大庆建成投产了第一套 10万吨 /年的工业化 催化重整装置 经过 40年的发展 ， 到 2005年 3月共建成投产催化重整装置 65套 总加工能力 2190万吨 /年 ， 约占原油总加工能力的 10%左右 连续重整装置 18套 ， 加工能力为 1190万吨 /年 半再生重整装置 47套 ， 加工能力为 1000万吨 /年 1.目前我国催化重整现状 6 建设投 产年代 建设装置套数，套 处理量，万吨 /年 原设计 /改造增 加 万吨 /年 半再生 连续重 整 合计 半再生 连续重 整 合计 60 4 - 4 55 - 55 40/15 70 9 - 9 160 - 160 117/45 80 7 1 8 110 60 170 139/35 90 19 11 30 450 730 1180 1050/131 2000 8 6 14 225 400 625 至 2005年 3月 合计 47 18 65 1000 1190 2190 1.目前我国催化重整现状 7 90年代以前的 25年 ， 建成投产了 21套催化重整装置 ， 其中只有一套连续重整装置 90年代以后的 15年间共建成投产了 44套催化重整装置 ， 占全部投产装置总套数的 68%；而其加工能力占全部投 产装置总能力的 82.4% 90年代以后的 15年就建成投产了 17套连续重整 ， 占全 部投产连续重整装置总套数的 94.4%,占能力的 95% 1.目前我国催化重整现状 8 已建成装置的规模分布情况 规模，万吨 /年 数量，套 占总套数的比例， % 15 27 41 5 20 40 24 37 45 100 12 18 5 100 2 3 1.目前我国催化重整现状 9 装置按目的产品分类 目的产品为芳烃的为 23套，加工能力为 770万吨 /年，占总能力 的 35.1%； 目的产品为高辛烷值汽油组分的为 30套，加工能力为 820万吨 / 年，占总能力的 37.5%； 在生产芳烃的同时兼顾生产汽油的为 12套，加工能力为 600万吨 /年，占总能力的 27.4%。 1.目前我国催化重整现状 10 连续重整装置占总套数的 27.7%，加工能力却 占到了 54.3%。 18套连续重整装置中的 5套平均反应压力为 0.8MPa 左右 ,其余的平均反应压力为 0.35MPa左右，单套装 置的平均能力为 66万吨 /年； 连续重整装置所采用的工艺技术包括了 UOP和 IFP两 家专利公司的各代专利技术，已具有国际水平。 1.目前我国催化重整现状 11 半再生重整装置的平均反应压力大多在 1.5MPa左右 单套装置的平均能力为 21.3万吨 /年，平均能力偏低 大多是 80年代以后建设的，技术水平比较高 1.目前我国催化重整现状 12 中石化集团总公司所属企业目前共建成投产催化重整装置 29套，总 加工能力为 1236万吨 /年 装置类型 数量 加工能力 套 占全国的比例， % 万吨 /年 占全国的比例， % 半再生 18 38.3 407 40.7 连续重整 11 61.1 829 69.7 合计 29 44.6 1236 56.4 1.目前我国催化重整现状 13 中石化集团总公司催化重整装置的数量不到全国总数的一半，但 能力却超过全国总能力的一半 连续重整装置单套装置的平均能力为 75万吨 /年 ,比全国单套平均 能力高 14% 半再生重整单套装置的平均能力为 22.6万吨 /年 ,比全国单套平均 能力稍高 在已建成投产的催化重整装置数量、能力、管理和操作水平还是 在催化剂生产、掌握的工艺技术水平等诸方面高于全国平均水平。 1.目前我国催化重整现状 14 半再生和连续重整催化剂都已经实现了国产化，并达 到国际水平 半再生重整的工程设计全部国产化 连续重整仅购买专利使用权，全部工艺和工程设计实 现国产化，并且开发出了以 “ 逆流移动床 ” 为代表的 具有自主知识产权的连续重整专利技术。 1.目前我国催化重整现状 15 与发达国家相比还有差距 我国催化重整近年来发展较快 、 技术水平不低 ， 但能力等差 别较大 先进国家催化重整的加工能力已经占原油一次加工能力的的 20 以上 。 除总加工能力远远低于欧州和北美外等发展中国家外 ， 单套 装置尤其是半再生重整装置的平均能力偏低 由于原料来源等原因 ， 现有的装置普遍开工不足 。 因此 ， 装 置的操作成本高 ， 大部分装置的能耗都在 4000MJ/t重整进料 以上 1.目前我国催化重整现状 16 目前我国生产的车用汽油在质量方面与世界燃料规 范及国内车用无铅汽油新标准相比的主要差距 烯烃含量高 硫含量高 芳烃及苯含量相对较低 其中烯烃含量差距最大 造成上述这种情况的主要原因是我国车用汽油的构 成不合理 1.目前我国催化重整现状 17 我国车用汽油调和组分中 催化裂化汽油所占比例太大 催化重整汽油和其它高质量汽油组分所占比例太小 低辛烷值 （ 直馏 ） 汽油组分还占一定比例 。 1.目前我国催化重整现状 18 催化重整装置生产的汽油的特点 辛烷值高 烯烃含量很低 芳烃含量较高 基本不含硫、氮、氧等杂质 催化重整汽油的这些特点正好能弥补目前我国车用汽油的质量缺 点，是理想的可增加的调和组分。要实现车用汽油质量的升级换 代，就要调整汽油构成，减少催化裂化汽油所占比例，增加其它 汽油调和组分尤其是催化重整汽油的比例。 1.目前我国催化重整现状 19 催化重整装置与其它生产高质量汽油的工艺相比 其原料来源广范 ， 加工量大 可根据需要在一定范围内调整所生产的汽油辛烷值的高低 是解决目前我国车用汽油质量的最有效和最重要的手段 。 是 实现汽油质量升级的主要工艺 1.目前我国催化重整现状 20 重整产氢是炼厂宝贵的氢源，目前，国内柴油产品的质量指标 也正在逐步提高，对硫含量等限制更加严格，所以要建设大量 的加氢装置，因而就需要大量的氢气 采用制氢等装置生产的氢气成本很高，生产每吨纯氢近万元 催化重整可付产大量廉价的含氢气体，重整装置的纯氢产率为 2.5 4.0 ,氢纯度可达 90%（分子），是加氢装置非常好的 氢源 一套规模为 60万吨 /年的催化重整装置 ,采用半再生重整纯氢产 量至少每年 1.5万吨，采用连续重整纯氢产量每年约 2.4万吨。 可为一套 120 200万吨 /年的柴油加氢精制装置提供氢气，节省 大量的制氢原料，降低加氢装置的操作成本 1.目前我国催化重整现状 21 催化重整装置生产的汽油芳烃含量较高 ， 一般为 55 80（ 重 ） 可生产高纯度的苯 ， 甲苯 ， 混合二甲苯及重芳烃等芳烃产品 目前市场上芳烃产品十分紧俏 ， 价格较高 我国已建成投产的催化重整装置有一半是用来生产芳烃的 1.目前我国催化重整现状 22 我国的催化重整应该 /必然要大力发展： 环保要求 -北京等大城市汽车达欧 排放标准 芳烃生产要求 -国内 PX缺口极大 1.目前我国催化重整现状 23 据统计和预测 : 到 2010年我国还将建成投产约 10套左右的重整装置 ， 其加工能力约为 1000万吨 /年 装置规模趋于大型化 ， 基本上都为连续重整装置 一半的生产能力用于高辛烷值汽油组分 ， 另一半用来 生产芳烃 。 1.目前我国催化重整现状 24 我国重整装置的平均处理能力偏低，处理量在 40万吨 /年以下 的装置就有 44套，占总数量的 78% 这些装置因形不成经济规模，所以运行成本高，经济效益差 对这些装置通过适当的技术改造可以使其处理能力提高，其提 高的幅度可达 50 100%，而改造投资仅为相同规模装置建设投 资的 50% 70%，并且可使其技术水平提高 对现有的规模较小的装置进行技术改造以提高其处理能力，是 提高我国重整处理能力另一个最主要和最佳的途径。 1.目前我国催化重整现状 25 2.催化重整工艺概况 26 原料： 低辛烷值的石脑油 （ 汽油 ) 产品： 富含芳烃的高辛烷值汽油组分 氢气 少量的液化气等 生产目的： 高辛烷值汽油组分或芳烃 2.催化重整工艺概况 27 催化重整装置生产的汽油的特点 ： 辛烷值高 ， 一般为 95 106（ RONC） 烯烃含量低 ， 一般为 0.1 1.0 芳烃含量较高 ， 一般为 55 80 左右 基本不含硫 、 氮 、 氧等杂质 重整汽油具有辛烷值高 ， 安定性好等特点 ， 是十分 理想的车用汽油调和组分 。 2.催化重整工艺概况 28 催化重整可付产大量廉价的氢气 催化重整可付产大量廉价的含氢气体 ， 是加氢装置非常 好的氢源 重整装置的纯氢产率为 2.5 4.0 ， 纯度可达 90%以上 2.催化重整工艺概况 29 催化重整可为化工等装置提供优质原料： 重整装置生产的汽油含芳烃一般为 55 80（ 重 ） 可生产高纯度的苯 ， 甲苯 ， 混合二甲苯及重芳烃等芳烃产品 。 而这些芳烃产品是有机合成 ， 油漆 ， 染料 ， 医药 ， 军工等工业的 基本原料 我国的催化重整装置很多是用以生产芳烃的 。 重整汽油经芳烃抽提后的抽余油是很好的溶剂油和裂解原料 。 2.催化重整工艺概况 30 重整的原料来源 常减压的初馏塔顶和常压塔顶直馏石脑油馏分 加氢裂化和加氢改质石脑油 。 其芳烃潜含量高 ， 是一种优良的 重整原料 ， 可不经预处理而直接进重整反应 乙稀裂解汽油的抽余油 ， 环烷含量高 ， 是比较好的重整原料 催化汽油部分馏分也可做重整原料 焦化石脑油 。 性质较差 ， 在进重整反应部分之前要经加氢处理 ， 并且因其稀烃和稠环含量多使催化剂生焦率高 2.催化重整工艺概况 31 重整反应对进料有三个方面的要求： 馏程范围 族组成 杂质含量 经原料预处理过的 重整反应进料必须满足上述三个 要求 2.催化重整工艺概况 32 生产高辛烷值汽油时，一般采用 84 180OC馏分 (C6C 12) 一般重整生成油的干点会比原料生高 30 40OC 2.催化重整工艺概况 33 生产 芳烃 时合适的馏分组成 目的产品 合适的馏分 苯 甲苯 二甲苯 苯，甲苯 +二甲苯 60 85OC 85 110OC 110 145OC 60 145OC 2.催化重整工艺概况 34 杂质含量要求： 重整原料中的少量杂质如砷 、 铅 、 铁 、 铜 、 汞 、 硫 、 氮 、 氧 等会使催化剂丧失活性 ， 这种现象称之为催化剂的 “ 中 毒 ” ， 而这些杂质则称之为 “ 毒物 ” 。 使催化剂永久性中毒的 “ 毒物 ” ， 称之为 “ 永久性毒物 ” ， 金属毒物如砷 、 铅 、 铜 、 铁 、 镍 、 汞 、 钠等为永久性毒物 ， 经过再生其活性不能恢复 使催化剂暂时性中毒的 “ 毒物 ” ， 称之为 “ 暂时性毒物 ” ， 非金属毒物如硫 、 氮 、 氧等为非永久性毒物 。 经过再生后其 活性能恢复 2.催化重整工艺概况 35 杂 质 半再生 重整 连续重整 砷 铅 其他金属 1 ppb( 重量 ) * 1 0ppb( 重量 ) * 2 0ppb( 重量 ) 1 ppb( 重量 ) * 1 0ppb( 重量 ) * 2 0ppb( 重量 ) 总硫 总氮 氟化物 氯化物 水 + 溶解 O 2 + 化合 O 2 0 5 ppm( 重量 ) 0 5 ppm( 重量 ) 0 5 ppm( 重量 ) * 0.25, 0.5 ppm( 重量 ) 0 5 ppm( 重量 ) 0 5 ppm( 重量 ) * 0 5 ppm( 重量 ) W2，因而 P2P1，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 W1W2 , 因而 P2P1-P1 ，即分气管与集气管的压力 差下部大于上部。 5.催化重整的专用设备 84 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。 5.催化重整的专用设备 85 改进的径向反应器设备结构 改进型径向反应器物料流动方向由上进下出改为上进上出 5.催化重整的专用设备 86 底部多流7.1% 上 进下出 13.35KPa 14.06KPa 0.70KPa 速度头 0.001.05 14.06KPa 14.75KPa 0.00 1.05 速度头 KPa KPa 顶部多流1.3% KPa KPa 1.05KPa 速度头 上进上出 0.70KPa 速度头 5.催化重整的专用设备 87 5.催化重整的专用设备 径向反应器轴向截面的压力等值线图与速度云图 等值线越密说明压力梯度越大。可 以看出，压力梯度最大的位置在催 化剂床层，而且在催化剂床层中压 力等值线非常规律，不存在局部低 压区，因此，催化剂床层中，气体 不会形成旋涡。而在中心管中、中 心管开孔附近形成了多处局部低压 区，由于局部低压的形成，在中心 管中部及开孔附近将形成多处小旋 涡。在约翰逊网与中心管之间的空 隙区域中，颜色非常一致，说明压 力分布很均匀。催化剂床层中的气 体速度较小，大小分布均匀。出中 心管过孔时，气体速度明显增大。 88 5.催化重整的专用设备 径向 反应器轴向截面的速度等值线图与云图 速度梯度最大的位置在扇形筒、 中心管过孔及中心管中。催化剂 床层中等值线十分稀疏，说明在 催化剂床层中速度比较均匀。气 体过孔后形成明显的受制射流形 状。而在孔的附近区域存在明显 的低速区，也就说明气流在此处 已形成旋涡。气体进入催化剂床 层中后，以近似径向的方向流动， 到达约翰逊网壁时，改变方向， 从开孔处进入中心管。 89 5.催化重整的专用设备 反应器轴向截面的速度矢量图 气体经由扇形筒分配进入催化剂床层中，在 催化剂床层中速度大小基本一致，然后经由 中心管开孔进入中心管中。气体在中心管及 管的开孔附近的多个局部低压区形成旋涡。 仍有部分气体通过催化剂顶部床层串入反应 器上部无催化剂的空腔内，但是速度极小、 量也极少。 从速度流线图可以清晰地看出气 体在催化剂床层中以平推流的形式流动。 90 5.催化重整的专用设备 反应器速度流线图 91 5.催化重整的专用设备 反应器横截面的流线视图 图中浅灰色部分为扇形筒，黑色 为工艺物流流动的迹线。迹线的 疏密表示流动的趋势。从图中可 以看出，扇形筒间不存在在大的 周向流动。由于反应器结构的对 称性，气体从扇形筒侧面出来后， 经过碰撞后，流动方向转为沿反 应器径向流动。 周向流动几乎不 存在。 92 5.2 进料换热器 5.催化重整的专用设备 93 我国早期重整装置中进料换热器都是采用 U型管和浮头式， 好几台串联操作，效率低，占地面积大，而且压力降高，不 能满足低压重整的需要。从石油七厂多金属重整设计开始， 用一台大型单管程立式换热器作为重整进料与反应生成物换 热设备。 近年来催化重整设备方面另一个引人注目的进展就是采用 焊板式换热器代替原来的纯逆流单管程立式换热器作重整进 料换热器。 5.催化重整的专用设备 94 单管程立式换热器 焊接板式换热器 5.催化重整的专用设备 95 5.催化重整的专用设备 96 立式管壳换热器 板式换热器 热负荷 , MW 50.21 50.21 51.80 热端温差 , 49 49 39 壳程数 2 1 1 总传热系数 ,W/m 2 . 270 502 499 总传热面积 , m 2 4657 2499 3396 总压降 ,KPa 62.6 80.8 81.6 管长或设备长度，米 19.8 13.4 14.9 设备直径 , 米 1.52 1.96 2.05 设备重量 , 吨 2 54.8 36.6 49.7 典型的立换与板换的比较 5.催化重整的专用设备 97 5.3 多流路四合一加热炉 5.催化重整的专用设备 98 重整反应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，同时为 了缩小占地，减少投资，对于规模较大的 重整装置，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）。 5.催化重整的专用设备 99 多流路炉管配置 5.催化重整的专用设备 U型四合一重整反应加热炉 100 5.催化重整的专用设备 型四合一重整反应加热炉 101 多流路炉管配置 5.催化重整的专用设备 U型（集合管在上） 形（集合管在下） 102 多流路加热炉物流计算 一炉 二炉 三炉 四炉 总流量， k g / h 204820 204820 204820 204820 入口温度， 455 475 484 505 出口温度， 543 543 543 543 出口压力， M P a g 1.05 0.97 0.92 0.85 分子量 24.9 22.6 20.9 19.9 体积流率 , 米 3 / 时 ( 出口条件 ) 47891 56709 64328 72539 热负荷 , 万大卡 / 时 1729 1335 1152 748 炉管 当量长度 ,m 26.10 20.30 20.30 15.30 总压降 , M P a 0.0175 0.0172 0.0199 0.0187 流量 , k g / s e c 平均 1.3231 1.3231 1.3231 1.3231 最大 1.3362 1.3377 1.3370 1.3384 最小 1.3140 1.3125 1.3127 1.3109 最高管壁温度， 在平均流量时 622.3 622.7 612.2 603.2 在最大流量时 620 .9 621.4 611.2 602.4 在最小流量时 623.2 623.6 613.0 604.8 5.催化重整的专用设备 103 5.4 再生器 5.催化重整的专用设备 104 再生器是连续重整的主要设备，设 备从上而下包括烧焦，氧氯化及焙烧干 燥等过程。 5.催化重整的专用设备 105 UOP连续重整再生器 结构 : 再生器自上而下 分为 4个区：烧焦区、 氧氯化区、干燥焙 烧区和冷却区。烧 焦区为径向床结构； 氧氯化区、干燥焙 烧区和冷却区为同 心筒结构。 5.催化重整的专用设备 106 IFP再生器结构 : 再生器自上而下分 为 4个区：一段烧焦区、 二段烧焦区、氧氯化区 和焙烧区。一段和二段 烧焦区为径向床结构； 氧氯化区为轴向床结构、 焙烧区为同心筒结构。 5.催化重整的专用设备 A /B/C OU T OU T IN B T .L . A T 1 2 0 IN IN B A TW 6P3P2 TW B B P P A A OU T B IN TW IN B OU T B TW HH TW IN B P IN L A L L LI L A L L T .L . IN MH IN A TW A /B/C MH MH A B OU T OU T OU T A TW IN A IN M H 4 A OU T HH A MH IN A MH 107 6重整装置能耗分析 108 重整装置因所采用的原料种类和性质、要求的产品方案以 及装置规模的不同其能耗差别很大。 一般规模越小、原料越差、要求的产品辛烷值越高、外送 氢气的纯度的压力越高其能耗越大。 生产高辛烷值汽油与生产芳烃的重整装置能耗相差很大 6重整装置能耗分析 109 一般半再生重整装置能耗为 80-90万大卡 / 吨进料左右 连续重整为 100-110万大卡 /吨进料左右。 6重整装置能耗分析 110 6.1 半再生重整装置能耗分析 6重整装置能耗分析 111 以一套半再生重整装置为例： 原料：大庆 53%的直馏和 47%的加氢石脑油 处理量： 20万吨 /年 产品： RON95的高辛烷值汽油 平均反应压力： 1.4 MPa 氢油比： 600： 1（一段）和 1200： 1（二段） 6重整装置能耗分析 112 公用工程消耗 预处理部分 重整反应部分 产品分离部分 合计 循环水，吨 / 吨进料 电， K wh/ 吨进料 燃料，公斤 / 吨进料 3.5MP a 蒸汽，吨 / 吨进料 1.0MP a 蒸汽，吨 / 吨进料 除氧水，吨 / 吨进料 3.3 28.2 34 .0 - - - 4 .65 1.13 83.5 0.62 - 0.868 0.28 7 .5 5.22 12.5 - - - 15.45 34 .55 130 .0 0.62 - 0.868 0.28 典型的半再生重整装置公用工程消耗 -表示装置产生外送量，余热锅炉产生 3。 5MPa蒸汽，循环氢压缩机采用背压式透平驱动 6重整装置能耗分析 113 各部分能耗， MJ / 吨进料 公用工程 预处理部分 重整反应部分 产品分离部分 合计 MJ/ 吨进料 比例， % 循环水 电 燃料 3.5M P a 蒸汽 1.0M P a 蒸汽 除氧水 合计 比例， % 13.8 354 . 2 996 . 2 - - - 136 4 . 2 34 . 6 19.5 14 . 2 244 6.6 2284 - 27 62 108 211 0.3 53.6 31.4 65.6 366 . 2 - - - 463 . 2 11.8 64 . 7 434 3800 2284 - 27 62 108 393 7 . 7 100 . 0 1.65 11.0 97 . 0 58.0 - 70.1 2.9 100 . 0 典型的半再生重整装置各部分能耗 6重整装置能耗分析 114 重整反应部分的能耗最高，约占全装置能耗的 53.6%左右； 预处理部分的能耗约占全装置能耗的 34.6%左右； 产物分离部分的能耗最小，占全装置能耗的 11.8%; 在单项公用工程消耗中，燃料能耗占比例最大： 其中重整反应部分燃料消耗量最大。主要是重整反应热。 预处理和产物分离燃料能耗分别占各自能耗的 73%和 79%。 重整烟气余热锅炉发生蒸汽为装置贡献能量，占全装置能耗的 21.6% 6重整装置能耗分析 115 半再生重整装置的两个能耗“大户” 加热炉的能耗占整个装置能耗的 76%，而重整反应加热 炉占的比例最大。 压缩机的能耗占装置能耗的 11%。 两项共计占全装置能耗的 87%。因此节能措施应主 要针对这两个耗能大项进行 6重整装置能耗分析 116 6.2 连续重整装置能耗分析 6重整装置能耗分析 117 重整规模，万吨 / 年 / 年开工时间， h 8 0 / 8 0 0 0 重整部分的进料，烷烃 / 环烷烃 / 芳烃 6 5 . 4 / 2 8 . 1 / 6 . 5 RON 102 拔头油占重整进料量， % 10 平均反应压力， M P a ( g ) 0.35 再接触条件，温度 / 压力 M P a ( g ) 4 / 1 . 9 产品要求 脱戊烷油液化气氢气 预处理部分 重整反应及产物分离部分 催化剂再生部分 项目 能耗指标 消耗量 能耗 10 4 k J / h 消耗量 能耗 10 4 k J /h 消耗量 能耗 10 4 k J /h 循环水 0 . 4 1 8 7 10 4 k J /t 164 . 8 t / h 69.0 5 0 4 . 8 t / h 2 1 1 . 4 1 1 t / h 4.6 除盐水 9.63 10 4 k J / t 2 . 4 t / h 23.1 3 2 . 2 t / h 3 1 0 . 1 0 . 7 t / h 6.7 电 1 . 2 5 6 10 4 k J / k W .h 9 1 0 . 3 k W 1 1 4 3 . 3 7 1 7 2 . 7 k W 9 0 0 8 . 9 5 3 1 k W 6 6 6 . 9 3.5M P a 蒸汽 3 6 8 . 4 4 10 4 k J / t - - 9 . 4 t / h 3 4 6 3 . 3 0 . 1 t / h 36.8 1.0M P a 蒸汽 3 1 8 . 2 0 10 4 k J / t - - - 3 4 . 9 t / h - 1 1 1 0 5 . 2 - - 凝结水 3 0 . 9 8 10 4 k J / t - - - 2 . 1 t / h - 6 5 . 1 - 0 . 1 t / h - 3.1 净化风 0 . 1 6 7 5 10 4 k J / N m 3 10 Nm 3 /h 1.7 90 Nm 3 /h 15.1 7 5 0 N m 3 /h 1 2 5 . 6 燃料气 4 187 .3 10 4 k J / t 1 . 8 t / h 7 5 3 7 . 1 6 . 5 t / h 2 7 2 1 7 . 5 - - 10 4 k J / t 重整进料 87.7 2 9 0 . 6 8.4 能耗 22.7 75.1 2.2 典型的 UOP连续重整装置能耗 6重整装置能耗分析 118 重整规模，万吨 / 年 / 年开工时间， h 6 0 / 8 0 0 0 重整部分的进料，烷烃 / 环烷烃 / 芳烃 5 6 . 3 / 3 2 . 3 / 1 1 . 4 RON 102 拔头油占重整进料量， % 10 平均反应压力， M P a ( g ) 0.35 再接触条件，温度 / 压力 M P a ( g ) 4/ 2 . 2 产品要求 脱戊烷油液化气氢气 预处理部分 重整反应及产物分离部分 催化剂再生部分 项目 能耗指标 消耗量 能耗 10 4 k J / h 消耗量 能耗 10 4 k J / h 消耗量 能耗 10 4 k J / h 循环水 0 . 4 1 8 7 10 4 k J /t 1 2 0 t / h 50.2 7 2 2 t / h 3 0 2 . 3 8 5 . 7 t / h 35.9 除盐水 9.63 10 4 k J / t - - 2 6 t / h 2 5 0 . 4 3 . 2 t / h 30.8 电 1 . 2 5 6 10 4 k J / k W .h 5 2 6 k W 6 6 0 . 7 5 0 5 2 k W 6 3 4 5 . 3 1 0 9 7 . 2 k W 1 3 7 8 . 1 3.5M P a 蒸汽 3 6 8 . 4 4 10 4 k J / t - - 4 . 5 t / h 1 6 5 8 . 0 - - 1.0M P a 蒸汽 3 1 8 . 2 0 10 4 k J / t - - - 2 3 t / h - 7 3 1 8 . 6 0.5t /h 1 5 9 . 1 凝结水 3 0 . 9 8 10 4 k J / t - - - 1 . 4 t / h - 4 3 . 4 - 0 . 5 t / h - 1 5 . 5 净化风 0 . 1 6 7 5 10 4 k J / N m 3 10Nm 3 /h 1.7 90Nm 3 /h 15.1 7 0 0 N m 3 /h 1 1 7 . 3 燃料气 4 187 .3 10 4 k J / t 1 . 4 t / h 5 8 6 2 . 2 5 . 7 t / h 2 3 8 6 7 . 6 - - 10 4 k J / t 重整进料 87.7 3 3 4 . 4 22.7 能耗 19.7 75.2 5.1 典型的 IFP连续重整装置能耗 6重整装置能耗分析 119 按装置生产单元进行能耗分析，连续重整各单元所占装置能耗比例 单元名称 占全装置的能耗的比例 预处理部分 1922% 重整反应部分 70% 催化剂再生部分 25% 重整油分馏部分 58% 6重整装置能耗分析 120 重整反应及产物分离部分的能耗比较高 ， 约占全装置能耗的 75%左右； 预处理部分的能耗约占全装置能耗的 20%左右； 催化剂再生部分的能耗仅占全装置能耗的 2-5%。 预处理部分主要用于重整反应原料的精制 ， 因此它的能耗主要取决于原料 油的杂质含量及 C6烷烃以下的轻石脑油的比例 。 催化剂再生部分的能耗占全装置能耗的比例较小 ， 因此 ， 不同催化剂再生 工艺的能耗差别对全装置能耗的影响不大 。 对于采用不同工艺技术的连续重整装置来讲 ， 在装置生产规模 、 原料组成 、 产品要求相同的前提下 ， 原料预处理 、 重整反应及产物分离等部分的能耗 基本相同 ， 只是催化剂再生和循环方式不同使催化剂再生部分的能耗有所 差别 6重整装置能耗分析 121 连续重整装置的两个能耗“大户” 加热炉的能耗占整个装置能耗的 67.3%，而重 整反应加热炉占的比例最大。 压缩机的能耗占装置能耗的 21.6%。 两项共计占全装置能耗的 88.9%。因此节 能措施应主要针对这两个耗能大项进行 6重整装置能耗分析 122 6.3 两种重整工艺能耗对比分析 6重整装置能耗分析 123 无论何种重整工艺类型，其反应条件对能 耗的影响较大，相同原料条件下： 苛刻度（产品的辛烷值）决定反应条件 苛刻度高 =温度高、压力低、氢 /烃比大 =能 耗高 不同的反应苛刻度，其能耗差别较大 6重整装置能耗分析 124 半再生重整的反应苛刻度小于连续重整，需要 的反应热比连续重整少。 半再生重整的反应压力（约 1.4MPa）高于连续 重整 (约 0.24MPa )，循环氢压缩机及产氢增压机 的功率小于连续重整。 半再生重整比连续重整能耗低 6重整装置能耗分析 125 对重整能耗影响最大的是反应炉和循环氢压缩机 半再生重整加热炉的能耗占整个装置能耗的 76%，压缩机 的能耗占装置能耗的 11%。 连续重整加热炉的能耗占整个装置能耗的 67.3%，而重整 反应加热炉占的比例最大。压缩机的能耗占装置能耗的 21.6%。 两项共计占全装置能耗的 88%。因此节能措施应主 要针对这两个耗能大项进行 ， 6重整装置能耗分析 126 7降低重整能耗的措施 127 根据以上能耗分析，催化重整装置的节能 途径主要应当是： 提高加热炉热效率 降低循环氢压缩机功率 选定适当的氢气压送压力 优化工艺流程 选用高效设备 7降低重整能耗的措施 128 应通过强化换热 ， 提高反应进料和分馏塔进料温 度 ， 同时降低分馏塔的回流比 ， 以降低加热炉的 热负荷 结合反应条件的优化 ， 降低预加氢循环氢和重整 循环氢的氢油比并减少重整氢增压机压力平衡的 返回量等措施达到节能降耗的目的 尽量利用装置的低温热 。 7降低重整能耗的措施 129 提高加热炉热效率 -余热回收 一套典型的催化重整装置设有加热炉 8台，（ 1台 预加氢进料炉， 4台重整反应炉， 3台重沸炉）， 炉子多，热负荷大，是装置节能的重点。加热炉 有效热负荷是由工艺过程决定的，因此加热炉节 能的主要目标是烟气余热回收，提高加热炉的热 效率。 7降低重整能耗的措施 130 提高加热炉热效率 -余热回收 重整反应加热炉用于加热反应物料（ 5000C）的 负荷只占总负荷的 5360%，辐射室排烟温度 8000C。 设余热锅炉，处理 1吨重整进料其反应加热炉高 温烟气可发生 3.5MPa蒸汽 0.26吨。 自产的蒸汽基本满足循环氢透平用。 7降低重整能耗的措施 131 提高加热炉热效率 新型高效炉型 -四合一炉 采用高效火嘴 多流路并联炉管 -降低压降 加热炉总热效率 90%。 7降低重整能耗的措施 132 强化重整反应进料换热器的换热量 反应物出口温度 5000C， 而反应进料要通过加热炉加热到大于 5000C。 增加重整进料与反应产物换热器的换热量对降低能耗 有重要影响。换热越多则进料加热炉的热负荷越小，同时产物 空冷器的冷却负荷也越小，对节能是很有利的。 目前都采用一台单管程纯逆流合金钢立式换热器或者焊板式换 热器 。 这两种换热器的传热系数高 、 压降小 、 占地面积小 。 一台单管程纯逆流合金钢立式换热器的压降仅为 0.02MPa左右 ， 而传热系数是普通管壳式换热器的 1.5倍 。 7降低重整能耗的措施 133 换热器热负荷， kw 1 6 4 2 8 1 7 3 3 0 1 7 8 5 6 换热面积， m2 1 0 6 0 1 6 4 0 2 0 2 6 进料 / 产物换热器 换热器重量， t 35 50 67 热流出口温度， 0 C 140 125 119 冷流出口温度， 0 C 404 422 432 总传热系数， k c a l / h r . m 2 . 0 C 2 6 1 . 7 2 3 9 . 6 2 3 5 . 8 管程 / 壳程压力降， k g / c m 2 0 . 0 8 / 0 . 2 1 0 . 0 9 / 0 . 1 9 0 . 1 1 / 0 . 2 1 第一重整炉热负荷， kw 4 8 1 4 3 9 1 2 3 3 8 6 燃料气消耗， k g / h r 505 411 355 燃料气年操作费用，万元 3 6 3 . 6 2 9 5 . 9 2 5 5 . 6 比前一种方案节省，万元 67.7 40.3 换热器投资，万元 1 9 2 . 5 275 3 6 8 . 5 比前一种方案增加投资，万元 8 2 . 5 9 3 . 5 投资回收年限，年 1 . 2 2 2 . 3 2 立式换热器面积变化对冷热流出口温度和反应进料加热炉影响 7降低重整能耗的措施 134 由表中可见 反应进料 /产物换热器热负荷非常大（与四个反应炉的负 荷相差不多） 不同换热面积对反应进料加热炉的影响很大，操作费用 变化很大 尽管反应进料 /产物换热器面积增大很多，但投资回收期 增加幅度不大 增大反应进料 /产物换热器面积，节能效果非常好 7降低重整能耗的措施 135 板式换热器与 单管程纯逆流合金钢立式换热器 相比，传热系数增加 1倍。 能够进一步减少换热 器的热端温差，增加换热量，对回收热量有利。 7降低重整能耗的措施 136 板式换热器能够减少换热器的热端温差，增 加换热量，对回收热量有利 立式换热器与板式换热器比较 立式换热器 板式换热器 进料流率， k g / h 94798 94798 管程温度， ( 入 / 出 ) 9 3 . 9 / 4 5 9 9 2 . 9 / 4 7 2 壳程温度 , ( 入 / 出 ) 5 1 0 / 1 1 0 . 7 5 1 0 / 1 0 3 . 5 换热量 , M W 33.60 34.86 进料加热炉热负荷， MW 7.67 6.47 产物空冷器热负荷， MW 8.01 6.74 7降低重整能耗的措施 137 60万吨 /年连续重整采用立式与焊板式换热器的比较 换热器形式 立式换热器工况 （基本工况） 焊板式换热器工况 焊板式换热器 实际标定工况 换热面积， m 2 4000 2800 热流流出口温度， 0 C 110 100 95.3 1 0 0 . 2 回收热量， MW 25.9 26.8 27.2 26.8 板换比立换多回收热量， MW - 0.9 1.3 0.9 节省燃料 - 吨 / 年 - 688 994 688 万元 / 年 - 68.8 99.4 68.8 7降低重整能耗的措施 138 与立式换热器相比，板式换热器多回收的 1MW的热 量，约占第一重整加热炉和重整产物空冷器负荷的 20%和 15%。这两部分的设备投资和空冷器的操作 费用也会因热负荷的减少而有所下降。表中没有考 虑。 7降低重整能耗的措施 139 适当选定循环气量降低循环压缩机功率 循环气量是决定循环压缩机功率的重要因素， 它是由反应的氢烃比决定的。氢烃比的大小直 接影响催化剂上的积碳量，应当根据反应的苛 刻度正确地加以选定。 7降低重整能耗的措施 140 项目 原料 A 原料 B 原料组成（ % ） 烷烃 62.2 72.5 环烷烃 30. 3 22.6 芳香烃 7.5 4.9 产品辛烷值 , R O N 92 97.5 92 97.5 反应压力 ( M P a ) 8 8 8 8 反应器入口温度 ( ) 497 509 500 512 空速 (h - 1 , m ) 1.6 1.6 1.6 1.6 氢油比 ( m o l ) 2.5 3 2.5 4 重整应选择合适的苛刻度和操作条件 7降低重整能耗的措施 141 降低临氢系统压力降 临氢系统的压力降，决定循环氢压缩机的压缩比， 循环氢压缩机的功率随压缩比的增加而增加，因 此压缩比应当尽量减小。随着重整反应压力的降 低，要求临氢系统的压力降进一步减小。 7降低重整能耗的措施 142 半再生重整 连续重整 反应器 190 80 加热炉 180 85 换热器 90 80 冷却器 70 20 管线 50 50 合计 580 315 典型的重整装置临氢系统压力降（ KPa） 7降低重整能耗的措施 143 为了降低临氢系统的压力降，应采取的措施是： 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或焊接板式换热器代替多个串 联的 U型管换热器； 加热炉增加并联流路； 空冷器改用单管程，水冷器增加并联流路； 布置紧凑，以尽量减少管线长度，同时适当增大管径； 改进流程，如采用两段混氢，取消后加氢等。 7降低重整能耗的措施 144 加热炉增加并联流路 ， 降低压降： 大型重整反应加热炉管的排列方式有两种：正 U型管式和 倒 U型管式 。 正 U型管式的进出两个集合管在炉顶部 ， 多 根炉管呈正 U形与两个集合管相连接；而倒 U型管式的进 出两个集合管在炉底部部 ， 多根炉管呈倒 U形与两个集 合管相连接 。 这两种形式的炉型炉管排列的数目都很多 ， 主要目的是降低流速 ， 减少压降 。 7降低重整能耗的措施 145 低温热的利用 重整有很多低温热，如： 与进料换热后的反应产物，温度大于 100OC，直接通过空冷冷却到 40OC左右进高分； 与进料换热后的稳定汽油，温度大于 100OC，直接通过空冷和水冷 冷却到 40OC左右后出装置。 冷却这些物料所需的冷却热负荷很大，因此这些低温热量应该 回收 可用这些低温热加热重整余热锅炉所用脱盐水等 7降低重整能耗的措施 146 采用新型塔板 ， 提高分离效率 ， 优化操作 条件 结合 工艺要求 ， 采用高效塔板 ， 或适当增加塔板 数 ， 同时优化回流比 ， 减小塔底加热炉和塔顶空 冷器及水冷器的负荷 ， 降低装置的能耗 。 7降低重整能耗的措施 147 脱戊烷塔不同的理论塔板数对塔底加热炉热负荷的影响 理论塔板数 24 28 30 32 34 塔底加热炉的热负荷 ( M W ) 6.15 5.4 5.28 5.2 5.14 脱 C6 塔不同的理论塔板数对塔底加热炉热负荷的影响 理论塔板数 30 35 38 40 42 塔底加热炉的热负荷 (MW ) 7.86 7.2 7.1 7.04 7.0 7降低重整能耗的措施 148 重整工艺为高温催化反应工艺，能耗较高； 反应苛刻度大其能耗高，连续重整的能耗高于半 再生重整； 能耗的高低除与反应苛刻度有关外，还与原料种 类、产品的分离要求以及外送氢的最终压力有关， 因此，重整装置的能耗不能一概而论； 重整装置的两个能耗大户是加热炉和循环氢压缩 机，节能重点应在这两部分； 应采用一些高效节能的新型设备，如焊板式进料 / 反应产物换热器等。 7降低重整能耗的措施 149 8.流程改进及提高效益的某些措施 150 8.1关于氢气提纯 8.流程改进及提高效益的某些措施 151 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。 8.流程改进及提高效益的某些措施 152 氨冷却再接触 ,然后再经预加氢提纯氢气的流程 8.流程改进及提高效益的某些措施 153 氢气提纯效果 组成 ( m o l % ) 工况 - 1 工况 - 2 重整氢 再接触后 预加氢后 重整氢 再接触后 预加氢后 H 2 76.9 89.4 90.9 84.3 92.1 93.0 C 1 5.3 4.9 4.8 3.5 3.6 3.5 C 2 6.5 3.8 3.0 4.3 2.8 2.2 C 3 5.1 1.3 0.6 3.1 0.9 0.5 i - C 4 1.7 0.2 0.1 1.0 0.2 0.1 n - C A 2.1 0.2 0.1 1.2 0.2 0.1 C 5 + 2.4 0.2 0.5 2.6 0.2 0.6 合计 100.0 100.0 100.0 100.0 100.0 100.0 k g / h 6940 3075 2735 5854 2704 2647 8.流程改进及提高效益的某些措施 154 再接触操作压力与温度对提纯效果的影响 8.流程改进及提高效益的某些措施 155 8.2 液化气回收措施 8.流程改进及提高效益的某些措施 156 稳定塔顶气体中回收液化气的几种做法： A. 稳定塔前设液化气回收罐的流程 8.流程改进及提高效益的某些措施 157 B.稳定塔顶气体与增压机一段出口气体与油混合吸收的流程 8.流程改进及提高效益的某些措施 158 回流罐顶气体不同吸收方法的计算结果 A 流程 B 流程 回流罐顶气体不吸收 脱戊烷油产量 kg/h 64933 64936 64937 戊烷油产量 kg /h 3339 3240 3124 燃料气产量 kg/ h 19 0 231 含氢气体产量 k g/h 6510 6626 6510 含氢气体纯度 k g/h 92.70 92.52 92.70 氢气压缩机功率， kw 2888 2899 2888 重沸器热负荷， kw 3871 3865 3847 8.流程改进及提高效益的某些措施 159 8.3 氢气脱氯问题 8.流程改进及提高效益的某些措施 160 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。 8.流程改进及提高效益的某些措施 161 脱氯罐典型流程 A 出料 进料 B 8.流程改进及提高效益的某些措施 162 9.安全设施设置的考虑 163 9.1重整循环氢低流量的联锁 9.安全设施设置的考虑 164 重整循环氢主要作用： 热载体的作用，使反应加热炉提供的热量均匀地分 布于反应器床层并带离反应器，可以保证催化剂床 层温度均匀分布并且保证没有局部超温现象以保护 催化剂 循环氢可以使反应物料在催化剂表面上均匀分布， 使催化剂充分发挥效率 循环氢的存在可以抑制反应物料的热裂解以阻止焦 碳的生成 9.安全设施设置的考虑 165 重整循环氢断流或流量过低对装置造成的危害： 催化剂床层超温并且在催化剂上和反应系统中积 碳，使催化剂失活。 催化剂床层易短路 炉管偏流，局部超温，严重时烧穿炉管，造成恶 性事故发生 反应进料可能倒入循环氢管线直至压缩机，造成 管线震动或损害压缩机。 9.安全设施设置的考虑 166 多流路加热炉管排布，流量降低容易偏流、超温、积碳 积碳形成后，炉管中的介质流量进一步降低，带走的热 量就会减少，炉管的温度进一步上升，积碳进一步加剧， 形成恶性循环，直至在局部积碳把炉管堵死，造成该炉 管断流 断流将很快使炉管局部超温变红，严重时烧穿炉管造成 恶性事故发生 在炉管中的积碳很难用吹扫等常规方法去除，尤其是对 正 U型排列的炉管，灰状的积碳会堆积在 U型弯的底部无 法排除，发生这种情况就要全装置停工把炉管切开进行 处理 9.安全设施设置的考虑 167 循环氢断流或者流量降低导致压力降低，反应进料可 能倒入循环氢管线直至压缩机，造成管线震动或损害 压缩机 重整循环氢压缩机来的混氢流量降低到一定程度时， 应采取的保护措施： 自动切断重整反应加热炉的燃料以使其降温 并且应当切断反应进料 9.安全设施设置的考虑 168 控制方案： DCS输出一个联锁信 号同时关闭重整油 进料泵、进料控制 阀和重整反应加热 炉燃料控制阀： 9.安全设施设置的考虑 169 9.安全设施设置的考虑 9.2 离心式重整循环氢压缩机防喘震系统的考虑 170 离心式重整循环氢压缩机不应设置防喘震系统的三个理由： 不必要 循环氢流程的本身为循环回路 ， 并且在回路上没有如流量调节 阀等的节流设施 ， 因此不存在喘震条件 ， 所以无须设置防喘震系 统 有害处 一旦由于误操作等原因使防喘震阀打开 ， 则会造成循环氢短路 ， 循环氢不能进入反应系统 ， 就会造成如前面所述的系统及催化剂 结焦和损害等安全事故的发生 有经验 国外设计基本都不设置防喘震系统 。 国内大多也不设 。 在实际 操作中没有发生过问题 9.安全设施设置的考虑 171 9.安全设施设置的考虑 9.3 重沸炉的多流路控制与低流量保护 172 没有防偏流自动控制和联锁保护设施的多流路重 沸炉，易发生： 进料流量降低时，会发生偏流 偏流时某根或几根炉管的质量流量过低 流量过低时发生炉管结焦，甚至烧穿炉管 为防止多流路重沸炉发生偏流，应设置进料分支 流路的均流量控制及总流量低流量自动保护联锁 系统 9.安全设施设置的考虑 173 9.安全设施设置的考虑 重沸炉的多流路控制与低流量保护方案 174 9.安全设施设置的考虑 9.3 安全环保系统的考虑： 放空系统 取样系统 装卸系统 劳保设施 175 10. 装置的扩能改造 176 10.1 重整装置的特点 10.装置的扩能改造 177 10.1 原则考虑 根据实际情况决定改造目标： 尽量利用现有设备，减少改动的工程量，这是节约投资的关 键，也是改造工程项目存在的必要条件； 改造后的装置应当具有一定的技术水平以迎接新世纪的挑战， 这是有关工厂对改造工作提出来的要求； 减少施工对现有装置生产的影响也是做出好装置改造工作的 一项重要要求，为此需要合理安排施工工作，交叉作业，缩 短现有装置的停工时间。 10.装置的扩能改造 178 10.2 改造的基本思路 针对我国大部分半再生重整装置的现状，对这些装置消除 “ 瓶颈 ” 的技术改造工作应当在挖潜、优化、巧安排上做文章 反应器 我国不少现有装置中的预加氢反应器偏大，体积空速只有 2h-1， 而我国催化剂现有水平已可将体积空速提高到 6-8h-1，因此即使 处理量提高 3-4倍，预加氢反应器也可以不加大。 重整反应器，除了根据反应要求也可适当调整空速外，可以根 据反应器前小后大的特点，将原有的三、四反作一、二反用， 新建三、四反或者在后边并联或串联一台反应器。如果原来只 有三个反应器可以在后边增加一炉一反，即新增加一台大的反 应器作第四反应器，前边反应器不动。 10.装置的扩能改造 179 压缩机 过去的预加氢氢油比大都比较大，一般在 250Nm3/m3左右， 根据现在经验， 100Nm3/m3左右就可以满足需要，因此预 加氢循环压缩机往往可以基本不动。 重整循环压缩机可以通过调整氢油比、二段混氢等方法尽量 保留原有压缩机，或者与压缩机制造厂商量对汽缸活塞作适 当改动。必要时增加一台压缩机并联操作。 加热炉 考虑到预加氢反应前后温度变化很小，如果适当增加进料换 热器的传热面积，加热炉不改动的可能性是存在的。 重整加热炉则往往需要加大。原有的几台反应加热炉负荷不 等，可以前后调整使用，加长炉管或增加炉管根据数，必要 时要考虑新增一台加热炉。 10.装置的扩能改造 180 塔 催化重整装置一般有三个塔，即预分馏塔、汽提塔和稳定塔， 这些塔应当在挖潜、优化的基础上分别提出改造方案，有的