催化重整工艺课件PPT12.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,11949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； 21967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： Air Products and Chemicals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34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 419 MJ/t (10104 kcal/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1020ppm 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 2ppm25,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34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 7080 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 3040 C7烷烃裂解 C5C6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 1525 第四反应器 烷烃脱氢环化，加裂化 C5C6先增加，后略有下降 510 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10，15，25，5033,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1000 kJ/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W1W2，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 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1.6 m，切线高4.7 m，中心管直径330 mm,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498 oC，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/sec KPa % 1 进口分配头 2.45 18.8 2 扇形筒小孔 0.66 0.01 0.1 3 催化剂床层 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 计 13.05 100.0,,,,,,,,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。