催化重整装置

催化重整装置（精选8篇）

催化重整装置 篇1

HAZOP分析法是按照科学的程序和方法，从系统的角度出发对工程项目或生产装置中潜在的危险进行预先的识别、分析和评价，并提出改进意见和建议，以提高装置工艺过程的安全性和可操作性。

HAZOP可应用在系统的整个生命周期，包括概念和定义阶段、设计和开发阶段、制造和安装阶段、操作和保养阶段、停止使用和报废阶段。本文所举的催化重整装置HAZOP分析应用事例，是在装置的操作和保养阶段。

装置情况介绍

催化重整是指石脑油烃类分子结构重新排列组合的工艺过程，是提高汽油质量和生产石油化工原料的重要手段，催化重整装置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。重整工艺类别按催化剂再生方式的不同可分为固定床半再生式、循环再生式、移动床连续再生式。本文所例举的装置采用的是固定床半再生式，该装置由预处理单元、重整部分、公用工程及余热锅炉等部分组成，其重整反应加热炉为箱式炉，对流段为蒸气发生器。

应用HAZOP

使用HAZOP分析方法对催化重整装置工艺流程和相关设备进行分析，主要包括节点划分、危害辨识与风险评估并提出建议、建议措施的详细讨论与汇总三大步骤。

下面笔者以催化重整装置为实例，讲述HAZOP方法的应用步骤和各步骤中使用到的表格，并对分析方法和原则结合实例进行说明。

节点划分

节点划分就是为了便于分析，按照工艺仪表流程图把生产过程划分成便于辨识危害的一段一段小的工艺部分。

节点划分是开始HAZOP分析的第一步，节点划分的好坏直接影响HAZOP分析的质量和进度。根据笔者的应用实践，划分节点应按照以下2个原则。

1.要确保所有设备、管线都划到节点内，而且同一台设备要划分在同一节点内，如换热器、反应罐、塔等。当然，管线除外。

2.划分节点时，要考虑到流程图中无法显示的部分，如设备距离、围堰、探头、按钮位置、排放口位置、是否方便取样、阀门位置，等等。

按照以上原则，本文所举的催化重整装置主要工艺过程(除去公用工程)共划分了36个节点。如表1所示，每个节点的内容都要进行较为详细的描述，并标明其对应的图纸编号。如此一来，会便于对HAZOP工作计划进行总体安排。

危害辨识与风险评估并提出建议

在划分节点之后，HAZOP小组分析成员，就要开始使用HAZOP分析记录表对已经划分的各个节点顺次进行分析，辨识各节点工艺参数变化出现偏差时所产生的风险，分析偏差出现的原因，在考虑现有保护措施的情况下，依据风险评估矩阵与后果评价表对辨识出的风险进行评估，并根据评估结果给出相应的建议(见表2)。

表2“风险分析”栏中的字母与数字来自于笔者所在企业制定的风险矩阵。其中C3代表后果严重性等级属于中等(根据后果严重性，由高到低分别为A、B、C3、C2、C1，);F1代表可能性等级属于可能性很小(根据后果可能性，由大到小分别为F3、F2、F1，);Ⅲ代表依据后果严重性和可能性判定的风险等级属于较低风险，不需要采取措施降低风险。有关严重性、可能性以及风险等级的具体判定标准，就不在此赘述了。

建议措施的详细讨论与汇总

建议措施的详细讨论与汇总是HAZOP分析的最后一步，分析小组要对分析过程中所提出的各级建议进行归纳、合并、整理，通常按照风险等级划分归类(见表3)。

建议措施主要是从技术的角度考虑, 较少考虑成本和时间。关于实现建议的成本、时间应由HAZOP报告的提交对象, 也就是管理层, 来进行平衡。

建议措施描述要尽量准确，让没参加讨论的人尽量能在不看HAZOP记录表的情况下，知道做什么;同时注意提出的改进措施未必一定要解决审查中发现的问题，可以提出改进方向，或建议成立专家组，另行研究。

催化重整装置 篇2

1、启动P3101/B进行三塔水运流程

答案：新鲜水→V3101→P3101B→E3107/A、B（壳）→E3104（壳）→T3101→E3104（管）→T3102→E3107/A、B（管）→P3201/A、B→P3202 A、B→E3204/ A、B、C(壳)→T3201→E3204/A、B、C（管）→E3207→E3110→V31012、分子筛干燥流程

答案：CC3101出口→F3101→V3204→E3208→V3206→CC3101进口

3、PSA氢气引进与处理系统流程

答案：PSA氢气→V3106→补充氢压机进、出口跨线→E3103→V3102→V3108→循环氢进、出口连通线→E3102→F3101→R3101→R3102→A3101→E3103→R31024、V3106、V3108、V3202罐底切液线去向？

答案：以上三个罐都有进地下污油罐、现场排空管线；V3106进V3201；V3108进V3103；V3202进T3201。

5、本装置与外装置相连接物料线有哪些？

答案：与芳构化连接管线：石脑油、液化石油气、含硫干气

与抽提连接管线：稳定汽油、不合格油、轻污油

6、本装置原料、成品与罐区相连的罐号（正常情况）？

答案：石脑油：1、2、3号罐

稳定汽油：

16、20号罐

不合格油、轻污油、轻石脑油：18号罐

精制石脑油：20号罐

液化气、含硫液化气：3、4、17号罐（北院）；3号罐（南院）

催化重整装置氯腐蚀问题的探讨 篇3

关键词：催化重整,氯腐蚀,成因,探讨,工业实践

铂重整工艺由预加氢、催化重整和催化剂再生三套装置组成,这些装置都存在氯腐蚀问题。氯腐蚀问题是铂重整工艺中一个很重要的问题,然而目前对于预加氢装置的腐蚀机理分析及控制方法的研究比较多[1,2],鲜有全面报道催化重整装置氯腐蚀问题的文章。氯腐蚀普遍存在于催化重整装置中,若氯腐蚀严重会导致设备穿孔,从而引起非计划停车,造成巨大的经济损失。本文着重就催化重整装置中引起氯腐蚀问题的主要原因进行了分析,探讨了工业实践中的对策,并且提出一些可行的改进措施。

1 引起催化重整装置氯腐蚀问题的主要因素

催化重整装置采用的是全氯型的铂锡双金属催化剂PS-Ⅶ,Pt和Sn提供金属功能,Cl起到酸性功能。控制好酸性功能和金属功能才能充分发挥催化剂的活性、选择性、稳定性和运转周期,否则会影响保证产品的性质和收率。

氯在催化剂载体中占据一个羟基位置后才能提供酸性功能。酸性功能由浓度决定。式(1)显示了载体γ-Al2O3表面具有一定数量的羟基,在一定条件下,可以部分脱水而生成氧桥。氧桥又可以与环境气氛中的HCl发生交换反应,使氯被固定在载体表面上,发挥了催化剂的酸性功能,见式(2)。

把式(1)和式(2)合并,可得到反应式(3)。

式(3)的反应平衡常数

在一定温度和压力下,平衡常数K和载体γ-Al2O3表面的羟基数量[Al-OH]是恒定的,因此反应系统中H2O和HCl的浓度决定了[Al-OH]浓度,即决定了催化剂的酸性功能。在循环氢的作用下,H2O和HCl不断地被带出反应系统,所以需要通过不断地注水和注氯来维持反应系统中H2O和HCl的浓度,才能维持催化剂的酸性功能。被循环氢不断地带出反应系统的H2O和HCl,成为重整装置氯腐蚀的主要因素。

重整装置调整生产负荷而增加反应苛刻度的时候,人为增加注水量和注氯量来提高芳烃产率,会导致装置中氯含量升高,加重装置氯腐蚀。重整催化剂使用到末期的时候,持氯能力下降,需要增加注氯量以维持催化剂的酸性功能。在催化剂的一个使用周期,注氯量能由初期催化剂循环量的0.20%增加至0.34%,注氯量的增加会加重催化重整装置氯腐蚀。

近年来,随着采油技术的变化与发展,油田采用了化学处理手段来提高采收率,其中有的使用了氯化物,从而造成原油中氯含量升高,这部分氯在原油中绝大部分集中在汽油馏分中,经过加氢裂化和加氢处理后随着原料进入铂重整装置,增加了装置氯腐蚀。

2 催化重整装置氯腐蚀的成因和部位

2.1 铵盐的腐蚀及部位

重整装置中的HCl和NH3会反应生成了NH4Cl,其分解温度为337.8℃。只要低于此温度,NH4Cl就会结晶沉积[3]。重整反应进料中氮含量的最大允许浓度为0.5%(wt),在实际生产中也会尽最大努力降低进料中的氮含量,但是原料中微量的氮,在长周期的生产作业中也会形成铵盐。水冷器、空冷器、气液分离器、压缩机吸入口等部位的温度不高于60℃,易导致NH4Cl的沉积。

重整装置稳定塔DA 301是脱戊烷塔,其经常发生铵盐沉积的现象。该塔的操作压力为1.1MPa,塔顶回流温度约40℃,回流温度低于水蒸气的露点温度(常压下水蒸气露点温度为100℃)。塔顶回流在向下流动的过程中,由于传热不均匀,会出现液态水。水迅速溶解气相中的NH4Cl颗粒而变成NH4Cl水溶液。在向下流动的过程中,温度逐渐升高,NH4Cl失水而浓缩形成一种粘性很强的半流体,与铁锈、催化剂粉末一起沉积附着在塔板降液管。沉积物聚集到一定程度,就会堵塞降液管,严重时会导致回流中断,造成冲塔。

铵盐一旦堵塞DA 301塔盘,就会造成操作极不稳定,塔顶温度调整不灵活,自动控制无法投用,进而引起产品轻重组分重叠严重,塔底C5以下组分超标,塔顶液干点超高,液体带苯。致使塔的分离效果会变得越来越差,即使提高塔底温度和大幅增加回流比也无明显效果。

2.2 设备和管材的内壁的氯腐蚀

重整装置采用的管材是一种碳钢,除碳外还含有少量的硅、锰、硫、磷等杂质,该材料耐腐蚀性较差。管道内输送的为含氯的腐蚀性流体,流体按水平或垂直方向运动时,使得管壁不断被腐蚀,并均匀减薄。但在流体突然改向处如弯管、三通等部位,由于管壁的金属表面会被高速流体不断地直接冲击,这些部位的管壁就比其他部位减薄的速率大,严重时甚至会穿洞。

3 减缓催化重整装置氯腐蚀的工艺改进

3.1 低温吸附脱氯工艺和碱洗脱氯工艺串联使用

图1为低温吸附和碱洗脱氯工艺串联流程图,催化重整装置富产的氢气经过冷冻提纯后主要供下游装置使用,采用低温吸附脱氯工艺和碱洗脱氯工艺串联使用的方法脱除富产氢气中的氯、硫杂质。如图1所示,富产氢气先经过脱氯塔DA 304B,再经过碱洗塔DA 304A,HCl含量由0.5μg/L降低至0.1μg/L,显示了串联工艺优越的脱氯功能。

DA 304B装填NC-L型低温脱氯剂,该脱氯剂为浅红色球状颗粒,具有常温下选择好、吸附速度快和吸附容量高的特点。富产氢气中的氯化氢与脱氯剂中活性金属发生反应而将Cl-固定下来[4],其反应可表述为:

式中:M n+为活性金属;k=1,2,3…

从上到下经过DA 304B脱氯后,富产氢气从下端进入碱洗塔,与DA 304A中的稀碱液逆流接触,从而得以进一步净化。稀碱液循环泵GA 308使碱洗塔循环,新碱液用注碱泵GA 315连续注入泵GA 308的进口,并且在泵GA 308出口连续补给TT水。碱液成分是质量浓度为8%～10%的氢氧化钠溶液,碱洗温度通常控制在30～50℃。通过控制往复式注碱泵GA 315的冲程大小来调整注碱量,并维持DA 304A中碱液的pH值恒定。根据生产经验,一般维持DA 304A中碱液的pH值约为11,这样方可保证碱液中Fe2+的质量浓度不超过3 000μg/L。Fe2+含量是检查碱洗脱氯程度的有效信息,如果Fe2+的质量浓度比较大,说明氯腐蚀情况严重,需要调大GA 315的冲程来增加DA 304A注碱量。

3.2 脱戊烷塔进料处增设脱氯塔

如果能够脱除脱戊烷塔进料中的氯,不仅可以减少塔盘结垢,还可以减轻液化气脱氯负担。2010年4月,扬子石化芳烃厂在脱戊烷塔DA 301进料处增设了一台脱氯塔DA 307。脱氯塔装填NC-L型脱氯剂,在线运行。采样分析结果证明,物料经过脱氯塔DA 307后,氯含量由3.0μg/L降低到1.0μg/L,满足设计要求。

4 减缓催化重整装置氯腐蚀的操作改进

4.1 在线水冲洗

当脱戊烷塔的操作性能由于铵盐沉积而降低时,可采用水冲洗的方法,这样可以在保持塔在线运行的情况下,洗去氯化铵。扬子石化重整装置在2009年6月底对脱戊烷塔进行在线水洗,取得了较好的效果。水洗铵盐时,不会导致新盐沉积在脱戊烷塔中。由于锅炉给水中无钙、镁等离子,且操作压力为5.2MPa,远大于脱戊烷塔的操作压力(1.1MPa),无需增压,故采用锅炉给水在线洗涤脱戊烷塔中的铵盐。表1列出锅炉给水的指标。表2为水洗前后塔顶液相分析数据。

从表2可以看出,在水洗前,脱戊烷塔塔顶芳烃损失较大,液样中C6及C6以上芳烃质量分数达到35.90%,经过水洗后,液样中C6及C6以上芳烃质量分数仅为0.17%。水洗后脱戊烷塔塔釜中C5轻组分质量分数由水洗前的3%左右降低到0.3%左右,塔顶温度由水洗前的77℃升高为85℃,回流比由水洗前的2降为1.25,水洗效果明显,降低了脱戊烷塔的铵盐腐蚀。

4.2 控制循环氢中的水含量

重整循环氢中水含量过高会加大催化剂上吸附氯的流失,引起铂晶粒聚集,降低催化剂活性[5]。循环氢中水含量宜在15～50μg/L之间,而以15～30μg/L为好。目前,去再生器的干燥空气量比原来提高了100m 3/h,明显降低了重整循环氢中的水含量。

重整催化剂在还原过程中会产生足够的水分,所以根本不需要通过注水来维持催化剂水氯平衡。重整装置原设计流程中,为了维持催化剂的水氯平衡,在进出料换热器EA 301A管程进口设有一个注氯点,出口设有一个注水点。根据以上分析,停止了EA 301A管程出口注水,并且改注氯到350#重整催化剂再生装置。保留原有注水和注氯管线,在生产出现异常时方便改回工艺流程。

4.3 阻止催化剂的比表面积减少

循环氢中HCl的含量还取决于重整催化剂的比表面积,图2为重整催化剂比表面积与循环氢中HCl含量的对应关系。

图2表明随着催化剂比表面积的减少,再生注氯量增加,循环氢中HCl含量增加。因此控制好催化剂比表面积的下降速率,就能减少循环氢中HCl含量。催化剂比表面积跟烧焦床层温度有关。床层温度过高会造成催化剂的烧结,破坏催化剂的微孔结构,减少催化剂的比表面积。在实际生产中,根据分析待生催化剂上的碳含量,可通过控制燃烧空气的使用量和催化剂的循环速率来控制再生器的床层温度,其变化关系如下:

式(5)中CCR为催化剂循环速率,kg/h;X为待生催化剂中焦的质量分数,%;At为燃烧空气总耗量,m 3/h;Y为再生区进口氧的摩尔分数,%。

由该式可以看出,在一定的循环速率下,通入燃烧空气总耗量与重整催化剂上积碳量成正比,即催化剂积碳越多,通入的燃烧空气量越大,相应催化剂床层峰值温度越高,所以采用低积碳型重整催化剂能降低催化剂床层温度,降低催化剂烧结概率。当前,重整装置成功应用石油化工科学研究院研制开发的适应芳烃生产的国产连续重整催化剂(PS-Ⅶ),具有低积碳速率、高活性的特点,积碳速率比原催化剂RC 031降低了27.32%。催化剂床层峰值温度一般控制在570～575℃,低于催化剂烧结温度590～649℃。

5 结论

(1)引起催化重整装置氯腐蚀问题的主要因素有两个,原料本身带氯和重整催化剂的水氯平衡需要所带来的氯。含氯的流体对设备和管材的内壁会造成腐蚀,并且在重整反应条件下,氯和氮转化为NH4Cl,导致铵盐对装置的腐蚀。

(2)实践证明,进料处增设脱氯塔以及在线水冲洗措施能很好解决脱戊烷塔铵盐结垢问题。多措并施如控制循环氢中的水含量、阻止催化剂的比表面积减少和串联使用低温吸附脱氯工艺和碱洗脱氯工艺等,能降低装置内HCl含量,从而有效降低氯腐蚀

参考文献

[1]王志坤,张昕.重整装置预加氢反应产物换热器腐蚀原因分析[J].腐蚀与防护,2005,20(5):225-227.

[2]孙家孔.石油化工装置设备与防护手册[M].北京:中国石化出版社,1996:10-110.

[3]李成栋.催化重整装置技术问答[M].北京:中国石化出版社,2004:24-135.

[4]陈克勋.常温脱氯剂与HCl气体反应动力学的研究[J].化肥工业,2005,32(5):33-39.

催化重整装置 篇4

1 工业试验方案

FCC 装置汽油分馏塔分馏出的重汽油,进入柴油加氢装置与催化柴油一起进行脱硫脱氮并使烯烃饱和。所得粗汽油与来自常减压蒸馏装置的重整原料一起进入连续重整装置原料罐,作为工业试验的原料。按粗汽油掺炼比(占原料总量的质量分数)的不同,试验共分 3 个阶段,掺炼比相应为 20.6%,40.1%,47.3%。

2 原料性质

2.1 重汽油

FCC 装置重汽油及常减压装置初馏塔顶和常压塔顶(以下简称初/常顶)铂料的性质列于表 1。

由表 1 可见,FCC 重汽油含 N 质量分数较高,不适合直接用作重整预加氢原料[3];S,Cl,As 含量与初/顶铂料的 As 含量相当;就族组成与初/常顶铂料相比,烷烃含量约为后者的 50%,环烷烃含量仅约为 30%,芳烃含量则是 4～6 倍。

2.2 粗汽油

3 个试验阶段期间,粗汽油的性质列于表 2。

由表 2 可见,3 个阶段粗汽油的质量基本稳定,尤其是族组成。对比表 1 和表 2 可见,与初/常顶铂料相比,粗汽油的密度、馏程与之相近;N,Cl,As 等杂质含量均较低,尤其是 As 含量低 2 个数量级,已达到重整进料的质量要求;烷烃含量与之基本相同,环烷烃含量较低,仅约为初/常顶铂料环烷烃含量的 50%,但芳烃含量很高,是前者的 3～5倍。粗汽油的 S 含量经碱洗降低显著,这说明粗汽油中所含的 S 绝大部分为无机硫,有机硫含量很低,对重整催化剂不会产生不利影响。

2.3 重整原料油

3 个试验阶段期间,连续重整装置原料油的性质列于表 3。

由表 3 可见,掺炼粗汽油的重整铂料密度、馏程、杂质含量与初/常顶铂料(见表 1)基本相近,其中 As,N 含量略小;从族组成上看,与掺炼前的正常原料相比,掺炼粗汽油的原料中链烷烃含量较高,环烷烃含量较低,芳烃含量较高;原料中掺炼粗汽油的比例越大,其(N+2A)含量增加,产品脱戊烷油的收率会降低;掺炼粗汽油的原料其(N+A)值均小于正常原料,在加工条件相同时催化剂的反应积炭速率会有所降低,产品中芳烃收率亦会下降[3,4,5,6]。

3 试验结果

3.1 操作参数变化情况

掺炼粗汽油前后装置主要操作参数的变化情况列于表 4。

*:相对于装置加工正常铂料时氢气收率的降低值。

由表 4 可见,加工掺炼粗汽油时,与掺炼前相比,为保证产品脱戊烷油辛烷值相同,重整反应 WAIT 和 WABT 温度均有所提高;总温降降低 18.56～43.20℃,氢气收率降低 0.16%～0.28%,且掺炼比例越高,二者的降低幅度越大;脱戊烷油收率约降低 1 个百分点,芳烃收率略有降低。

3.2 产品脱戊烷油性质及产氢情况

掺炼粗汽油前后产品脱戊烷油性质列于表 5,脱氯后氢气组成列于表 6(表中所列数据为体积分数)。

%

由表 5 和表 6 可见,试验期间,加工各种原料所产脱戊烷油的性质基本接近,氢气组成亦变化不大。

3.3 其他情况

加工粗汽油期间,重整装置预分馏塔塔顶自产瓦斯气硫化氢含量达到 5400～8000μg/g,装置瓦斯硫化氢含量亦达到 700μg/g。瓦斯硫含量高是由于溶解在加氢石脑油中的硫化氢所致。如果长期掺炼较大比例的粗汽油,就应考虑脱硫化氢措施,防止其对瓦斯管网以及加热炉系统设备的腐蚀,对重整原料油罐需氮封,防止硫化铁自燃引发油罐着火事故的发生[7]。

4 结束语

在 60 万t/a 连续重整装置上进行了加工 FCC 汽油的工业试验。结果表明,FCC 汽油蒸馏后所得适宜馏分经深度加氢脱硫、脱氮并使烯烃饱和后,其质量符合重整原料的要求;与加工正常铂料相比,加工掺炼粗汽油的原料时,产品脱戊烷油和氢气收率略有降低,但其性质变化不大;原料预处理系统的设备运行环境变差(硫化氢浓度大幅升高),在装置运行安全和设备防腐方面应采取措施进行预防。

摘要：介绍了中国石化北京燕山分公司60万t/a连续重整装置加工催化裂化(FCC)汽油的工业试验情况。结果表明,FCC汽油蒸馏后所得适宜馏分经深度加氢脱硫、脱氮并使烯烃饱和后,其性质符合重整工艺的要求。当加氢粗汽油的掺炼比在20%～50%时,与加工正常铂料相比,重整反应WAIT和WABT温度均有所提高;总温降降低18.56～43.20℃,氢气收率降低0.16%～0.28%,且掺炼比例越高,二者的降低幅度越大;脱戊烷油收率约降低1个百分点;产品脱戊烷油及氢气的性质基本无变化。

关键词：连续重整,催化裂化,汽油,石脑油,族组成,工业试验

参考文献

[1]李扬,牛士坤,徐大海.FCC重汽油深度加氢生产催化重整进料技术[J].当代化工,2007,36(3):231-236.

[2]郭群,董建伟,石玉林.直馏汽油掺炼催化裂化汽油加氢作重整原料的研究[J].石油炼制与化工,2003,34(6):10-13.

[3]徐成恩.催化重整工艺与工程[M].北京:中国石化出版社,2006:100.

[4]中国石油化工集团公司人事部.催化重整装置操作工[M].北京:中国石化出版社,2007:39.

[5]侯祥麟.中国炼油技术[M].北京:中国石化出版社,1991:162-164.

[6]徐春明,杨朝合.石油炼制工程[M].4版.北京:石油工业出版社,2009:464-465.

催化重整装置 篇5

原油价格、燃料气价格及其他公用工程价格波动极大影响了炼厂经济效益,因此降低能耗是催化重整工艺一个重要的研究领域。UOP CYCLMAX工艺通过以下方面降低装置能耗:(1)反应器出口高温油气预热进料石脑油、精馏塔塔底热流与进料换热以回收过程热量,降低燃料气消耗。(2)混合进料换热器采用纯逆流焊板式换热器,利于深度换热,提高传热效率。(3)循环氢压缩机采用9.5 MPa蒸汽背压至3.5 MPa蒸汽式透平驱动,增压机采用3.5 MPa蒸汽的凝气式透平驱动,实现蒸汽逐级利用。炼油厂通过提高加热炉效率,降低排烟温度等措施降低重整装置能耗[3]。以上方法并没有从换热网络对催化重整工艺用能情况进行分析,没有最大化回收系统热量。换热网络是由若干个换热器构成的子系统,通过工艺物流之间换热来降低能耗。换热网络的合成可用于系统热量集成,以降低公用工程消耗、减少换热单元数以及降低总操作费用。

夹点技术[4]作为一种成熟的过程系统用能分析方法,已在多套装置取得明显效果。但是运用夹点技术降低重整能耗的研究却很少。马晓明等[5]运用夹点技术对连续重整生产过程用能分析,根据冷热组合曲线确定夹点位置,参考夹点设计原则对换热网络提出改造方案,冷热公用工程分别节约18.2%和10.5%,但组合曲线法确定夹点位置过程繁杂且易于出错。纪明山等[6]通过Aspen energy analyzer软件对重整装置预加氢工段进行能量分析并优化换热网络,优化后公用工程节能23.5%,该分析并没有考虑重整工段,只是做了换热网络的局部优化。

本文通过对催化重整装置现有的换热网络夹点分析,利用问题表格法求解并绘制总组成曲线,找到系统过程夹点,识别换热网络中违背夹点原理的设计并根据夹点技术原理予以改进,部分冷热物流重新匹配,最大化热量回收,以减少公用工程消耗,降低重整装置能耗。

1 催化重整工艺流程

图1为催化重整简化工艺流程,预加氢精制油与加氢精制重石脑油混合进入重整反应器反应,反应产物经再接触回收轻烃送至脱除C5及以下轻烃组分,塔底重整生成油经塔底进料换热器换热直接送至芳烃联合装置。

2 夹点技术原理和方法

考虑到催化重整装置部分物流存在着禁止匹配以及换热网络改造的可行性,并未提取所有冷热物流数据,仅提取可用于热量回收的物流物性数据。例如重整反应器出口热物流并不适合分流与其他物流换热,工业上通常采用高效的板式换热器使进料换热终温达到443℃,降低重整装置能耗。此外,不必要的分流或复杂的换热流程将导致重整反应系统压降升高,这对于超低压重整是不利的。根据重整工艺流程和现场实际数据提取了6个热物流数据和6个冷物流数据。

存在相变过程的物流,由于相变潜热和显热存在明显差异,须对物流分段处理。相变过程热量变化由下式计算:

显热变化过程热量变化由下式计算:

3 CCR换热网络夹点分析与改造

3.1 CCR换热网络夹点分析

由问题表法计算得到于温度为236℃处热通量为0 MW(见图2 GCC曲线),该处热量传递受热力学第一定律限制,传热温差必须大于等于最小传热温差,保证传热推动力,该处即为夹点。夹点之上需要由热公用工程提供热量,该处温度高达236℃,为保证足够的传热推动力,应当以中压蒸汽或加热炉作为加热热源,炼厂中通常采用加热炉做热源。夹点之下位于150℃左右的物流则可由空冷冷却再用水冷冷却至目标温度。

图3为实际的换热网络网格图,冷物流C3位于夹点之下却使用了热公用工程(即H3加热器),这不仅增加了热公用工程,同时使得这部分热量浪费,夹点之下的热物流不得不采用额外的冷公用工程冷却,这样的设计导致了能量利用的严惩。C3物流完全汽化,该过程为潜热变化,实际计算得到汽化所需的热量为1.8 MW,同时夹点之下的热物流需要额外1.8 MW的冷公用工程,共增加了3.6 MW公用工程消耗。

由图3可见,热物流H2经E204取热后由228℃冷却至97℃作为热供料直接送到芳烃联合装置。热物流H2进入重整油塔前须经塔底进料热交换器E401加热至129℃,物流H2先经E204冷却而后又加热,由热量衡算很容易得到物流H2由97℃升温到129℃需要额外提供4.4 MW热量。这样的设计使得热公用工程消耗23.6 MW,而理论上最小热公用工程消耗只有17.3 MW;冷公用工程消耗13.2 MW,最小冷公用工程消耗只有7.1 MW,H3热加热器不正确配置以及E401过量的取热使得热冷公用工程分别超目标值136.0%和186.4%。其结果如表2所示。

3.2 换热网络优化改造

位于夹点之下的加热器H3需要被移除,冷物流C5则需由热物流换热至完全气化。受最小传热温差的限制,只有热物流H1和H2温度品味满足最小推动力的要求,热物流H1需要保证汽提塔进料温度,不适合分流以加热C5物流。因此需用热物流H2分流加热冷物流C5(如图4所示E2热交换器),H2物流由E2取走1.8 MW热量,冷物流C3换热终温将降低,脱戊烷塔底热负荷则会直线上升。不难发现热物流H3(即汽提塔塔顶气相物流)的热量尚未被完全利用,且具有足够的温差推动力,预先用H3预热冷物流C3(如图4所示E1换热器),保证C3换热终温的同时提高H2终温,可以取消E401,避免能量的浪费。

催化重整装置常常受氯腐蚀影响而不得不停工检修换热器,换热网络的设计改造必须要考虑因腐蚀问题的禁止匹配。易于出现腐蚀的物流避免与其他工艺物流匹配,以免泄露造成事故。炼厂实际的运行经验表明,重整装置腐蚀主要发生在脱戊烷塔和脱丁烷塔顶冷却器。这些低温部位铵盐积聚导致换热器腐蚀穿孔,汽提塔顶虽然也是低温操作,但却鲜有出现换热器腐蚀泄露的情况。因此利用汽提塔顶热源预热脱戊烷进料的匹配是可行的。

如图4所示,E204-E1-C2构成了一个热负荷路径(黄色标记线条),显然E1的取热量显得至关重要,取热量过大,E1温差推动力小,所需的换热面积大;取热量过小,E204热负荷大,热物流H2换热终温将大大降低,需要额外的加热器加热物流H2至泡点温度。当E1取热量为5.0 MW时,冷端传热温差为12.5℃,大于最小传热温差,在保证最小传热温差的同时且热物流H2终温提高至126.2℃。热公用工程减少了26.5%,冷公用工程减少了37.6%。优化E204取热,生成油直供芳烃温度提高至126.2℃,减少不必要的热量消耗和换热单元,所需换热面积减少10.4%。

4 结论

重整装置现有换热网络中脱丁烷塔底再沸器在夹点之下使用了热公用工程,导致了能量利用严惩,冷热公用工程均超过了目标值10%。由于E204不合理的取热导致生成油至芳烃联合装置热量需重新加热,浪费了4.4 MW的热量。

取消脱丁烷塔底蒸汽加热器,由脱戊烷底油供热,重整生成油进料预先由汽提塔顶气相预热,减少E204取热,保证脱戊烷塔进料温度的同时提高生成油至芳烃联合装置供料温度,可移除E401。热公用工程节约26.5%,冷公用工程节约37.6%,同时换热面积减少10.4%。

参考文献

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催化重整装置 篇6

关键词：能量优化,催化重整

1 炼化能量系统优化的概念和意义

石化企业既是能源生产企业, 又是能源消耗大户, 能源消费在企业成本中占有相当比重。能源消耗费用是企业生产成本中重要的可控部分, 降低单位产品的能源消耗量是企业能否有效控制生产成本的重要因素。节能工作有利于石化企业降低产品的生产成本, 优化企业的成本结构, 从而提高企业在市场经济中的竞争能力。

2 催化重整装置的能耗情况

在炼油工业的能耗中, 生产装置所消耗的能量约占75%, 因此生产装置是节能改造的重点。辽阳石化140万吨/年连续重整-歧化联合装置2010年11月23日开工, 以炼油厂常减压装置直馏石脑油为原料, 经预分馏、预加氢、重整反应及后分馏过程, 生产研究法辛烷值 (RON) 105的C8+重整汽油, 副产拔头油、C6-C7组分、氢气、燃料气、液化气、戊烷油、苯及混合碳八。按照工艺过程划分, 装置的能耗主要集中在重整反应部分及二甲苯分馏部分, 占整个装置的能耗70.75%, 装置的能耗主要是燃料, 其次是蒸汽, 电的消耗也占有比较大的比重。

3 炼化能量系统优化技术在辽阳石化重整-歧化联合装置的应用

根据炼化能量优化技术小组对装置的实际调研并收集数据, 总结出三套装置可优化改进的方案, 研究小组首先利用REF-SIM、Petro-SIM软件建立各个部分的应用装置模拟模型, 建模的基础数据来现场调研采集的运行数据、分析数据、装置操作记录、工艺卡片以及操作规程。

(1) 方案一:保持反应C5+产物辛烷值103不变, 通过模型考察重整反应氢油摩尔比自4.6变化至3.0时重整反应温度、四合一炉加热负荷、重整循环氢压缩机耗汽量、C5+产品液收、催化剂积炭等参数变化情况, 综合给出氢油比调整建议。根据当前市场我们消耗原料和产出的产品平均价钱, 氢油比自4.6调至3.0, 计算调整后节能效果和经济效益差值趋势, 在氢油比约3.8时装置经济效益达到最大, 装置根据模型预测, 在保证装置运行平稳的前提下, 逐步将氢油比降至3.8, 从实际运行数据来看基本接近模型预测值, 数据上的差异可能是数据采集方面的误差导致。

(2) 方案二:重芳烃塔 (C982) 塔顶的操作压力为0.105 MPa, 而塔顶回流罐的压力约在12 k Pa, 除了蒸汽发生器和空冷的压降, 大部分压力损失在塔顶油气管线的阀门上。PIC9859的阀门开度只有48%, 压降损失很大。塔的操作压力越高被分馏物质间的相对挥发度越小, 越难分离, 需要消耗更多的能量。将PIC9859的阀门尽可全开, 以减少塔顶油气的压降, 塔顶压力预计能够降低至0.075 MPa (G) , 从而节约塔底再沸器能耗。重芳烃塔能耗由二甲苯塔底再沸炉提供 (二甲苯塔底再沸炉的平均热效率为78.3%) , 节约能量82.7 kg标油/h。

根据预测模型装置进行了组织实施, 主要降低塔的压力, 当塔顶压力降至0.085 MPa G时, 塔顶管线开始出现了气击想象, 继续降压时气击问题加重, 后来将为稳定生产, 将压力重新调整至0.09MPa G。根据现场数据采集, 二甲苯塔底再沸炉减少了15.6kg标油/h, 取得了一定的节能效益。

(3) 方案三:综合考虑苯塔、甲苯塔和二甲苯塔的回流比与各塔对应的产品质量关系, 以及各塔的热平衡情况。建议逐步降低苯塔 (C961) 的塔顶回流量直至150 t/h (回流比由1.31降低至1.03, 回流比=回流量/进料量) , 此时塔底所需的热负荷为19.53 MW;再降低甲苯塔 (C962) 塔顶的回流量直至140 t/h (回流比由2.74降低至1.94) , 此时塔顶能够提供的冷却负荷为20.46 MW, 能够满足苯塔的再沸器需求, 剩余部分靠空冷调节, 塔底需要的热负荷为23.6 8MW, 较优化前29.22 MW减少5.54MW;然后再降低二甲苯塔 (C981) 的回流量至349t/h (回流比由6.54降低至5.6) , 节能潜力主要来自通过塔群操作优化, 最终降低二甲苯塔 (C981) 的回流量 (回流比) , 从而降低塔底再沸炉的燃料消耗。节约能量535.1 Kg EO/h。根据方案装置组织了实施, 在保证装置操作平稳及产品质量的前提下, 先逐步降低苯塔回流比, 再逐步降低甲苯塔回流比, 最后降低二甲苯塔回流比。实施完成后, 苯塔回流比降至1.03达到方案要求, 甲苯塔回流比降至1.78略低于方案要求的1.94, 二甲苯塔回流比降至5.6达到方案要求, 二甲苯塔底再沸炉燃料油消耗从3.1吨/小时降至2.6吨/小时, 与模型预测结果基本一致。

4 炼化能量优化技术应用总结

催化重整装置 篇7

1 施工试车工作中的主要问题有

1.1 专用设备问题

反应系统和再生系统是连续重整装置的关键部分, 因该部分设备结构复杂, 技术要求高, 安装精度高, 对安装质量有较大影响。关键反应器内部件不仅安装质量要求高, 且有一定的安装顺序。在施工过程中发现内部件扇形筒上部的密封板UOP要求间隙为0.75mm±0.10mm, 由于大部分不合格, 需要现场再次加工, 发费时间较长。同时还发现反应器内膨胀圈不合格通过返厂加工后才解决, 耽搁了不少进度。在施工过程发现还原较热电偶安装在核料位仪表的射线辐射范围内, 造成测量不准备的问题, 通过调整仪表安装位置得以解决。

1.2 工艺管道问题

重整系统大型化后, 重整反应系统临氢系统管径大最大达1.4米, 管线长。给爆破吹扫带来难度。为了在施工过程中保证管道内的清洁度, 在管道施工焊接时要求用氩氟焊打底, 从技术上保证了管道内不会有大的杂物, 同时成立了专门的管道清洁小组, 保证了每一条管线的清洁。在没有办法爆破吹扫的大型重要管线, 采用人工清扫的办法, 由于在施工的整个过程对各个环节进行了有较的控制保证了重整反应系统大型管线的清洁度。装置反框架器高达110米, 反应系统的热膨胀是一个必须十分重视的问题, 反应系统反应器热膨胀量可达600多毫米。在施工过程中发现部分反应系统部分弹簧吊架没有足够的膨胀空间, 及时对这部分不合要求的弹簧吊架进行了整改。

1.3 仪表问题

重整装置仪表多, 类型复杂。其中还包括DCS控制回路, 安全仪表联锁停车系统。在施工过程中发现, 部分仪表施工不符合规范, 易变形, 易产生液袋, 影响测量结果, 发现问题后及时对装置所有仪表进行了排查和整改, 保证了装置开工后各仪表的正常、安全、稳定运行。重整反应器膨胀量可达600MM以上, 部分仪表管线没有达到合格的膨胀裕量, 在开工过程中会损坏仪表造成事故。

2 装置开工及行运情况

2009年4月26日重整装置反应部分投料一次成功, 并产出合格产品至今行运比较平稳。各项工艺参数达到设计要求, 取得了很好的经济和社会效益。开工后9月份为了对装置进行测试考核, 以验证装置各项指标是否达到设计要求, 在UOP专家的共同见证下对装置进行了为期两天的满负荷标定。从标定结果来看, 装置完全达到设计要求, 各项指标达到各超过设计值, 从以上结果可以看出:

1) 从反应产物的质量指标来看, 脱戊烷油辛烷值达104, C5+液收率达90.01%, 芳产达到81.34%, 纯氢产率达到4.1%, 说明UOP提供的FR—234型达到了高活泩, 高液收的较果, 而且这种较果很好。满负荷标定时催化剂碳含量在3~5%, 没有达到最高的7%的含量, 说明催化剂具备很低的积碳率。2) 再生系统产生的催化剂粉尘在满负荷标定期间为4.83Kg/d, 小于设计考核指标。说明在开工前期对催化剂输送系统施工和检查工作做得很好, 输送系统的内壁光滑度达到了设计要求, 同时说明UOP催化剂具备一定的机械强度, 有很好的耐磨性。3) 装置的综合能耗低, 装置平均单位能耗为71.62Kg标油/t进料, 这是因为UOP在装置设计时已在节能方面有所考滤, 如采用了高效率的燃烧器, 取消了再接触氨冷系统, 炉子采用高效的余热回收系统等。4) 由于惠炼重整装置重整催化剂再生系统应用了最新的Chlorsorb氯吸附技术。Chlorsorb氯吸附技术, 主要是原理是催化剂对氯化物的吸附能力随温度的变化而变化, 利用低温催化剂吸附催化剂的能力比高温催化剂强来回收再生排放气体中的氯。通过此项技术使再生排放气体达到环保要求, 回收了再生排放气中的氯, 减少了四氯乙烯的消耗, 同时取消了碱水洗系统, 降低了装置的投资和运行成本。5) 催化剂再生系统性能很好, 达到了设计要求, 再生系统的烧碳能力, 再生催化剂上的碳含量都优于设计值, 说明再生系统的烧焦能力还有设计裕量, 方便装置提高处理量和处理贫料的能力。

3 开工运行中发现的问题及处理措施

1) 由于惠炼重整装置重整催化剂再生系统应用了最新的Chlorsorb氯吸附技术。在国内外没有可以借鉴的经验, 在应用过程中也出现了再生系统分离区至再生器料腿堵塞现象。于是决定停工处理, 打开分离区法兰后发现料腿被催化剂粉尘和腐蚀产物的聚结物堵住。主要原因是施工单位未按要求对分离区法兰进行伴热和伴温处理, 由于再生排放气含有很高的水含量和氯含量, 据的关资料再生排放气中的水含量可达8000ppm, 氯含量可达2000PPb。2) 由于UOP采用反应器重叠式, 开工后热膨胀量达到550毫米, 开工运行过程出现还原段法兰泄漏着火事故。这是由于重整大型化后出现的问题, 虽然在设计和施工上有所考虑, 但从国内以往的装置开工来看都出现过类似问题。3) 由于再生器冷却区冷却器E305出口温度低, 再生冷却气有很高的水和氯含量。E305温度低导致管线和设备露点腐蚀。计划在下次检修中对E305入口冷却风线加温控阀进行温度控制, 保证E305出口温度在71℃以上。可以有效防止露点腐蚀。后续的UOP再生系统设计中已对此问题进行了同样改进。4) UOP再生系统采用的是高温、高湿环境下的再生, 再生循环气中水含量较高。虽然此再生技术采用的设备较少, 投资少。5) 由于重整反应系统的水含量较高, 催化剂上的氯被水洗出, 重整生成油中的氯离子和水造成设备腐蚀。经过长时间运行发现重整脱戊烷油塔和脱丁烷塔回流泵的机械密封多次认损坏, 机械密封的更换比较频繁。6) UOP再生系统的闭锁料斗设置在再生器下部。由于闭锁料斗工作时催化剂流动是间歇性的, 这样会使再生器内的催化剂流动并不是连续的, 对再生器的烧焦控制一定的干扰。再生器烧焦时氧含量会有一定的波动, 再生器床层温度也会有一定的波动。如能象IFP将闭锁料斗设置在再生器上部, 可以有较避免这种波动。

4 结论

Cyclemax Chlosorb连续重整工艺技术在惠州炼油200万吨/年催化重整装置中的应用完全达到设计要求, 表明UOP最新重整工艺技术是先进、可靠和成熟, 具有很强的技术优势。

摘要：本文以中海油惠州炼油200万吨/年催化重整项目施工, 开工及运行为基础, 重点阐述了UOP最新CyclemaxChlosorb连续重整工艺技术特点, 对装置的施工, 开工及运行进行分析, 发现问题总结经验, 同时提出了一此改进建议。

催化重整装置 篇8

中国南方某炼厂220万t·a-1连续催化重整装置采用美国UOP公司工艺包,由华东设计院进行设计,于2010年9月正式开工投产。该装置反应器采用2+2叠置式布置,催化剂在两列反应器之间及再生系统之间建立循环,除了再生剂、待生剂及反应器之间提升线属于气力输送(流化床)外,其他区域如还原段至一反、缓冲区至三反等均属于重力输送(图1)。

重整催化剂到了使用末期时,装置缓冲区的催化剂输送管线发生了堵塞,为此,我们采取了一系列的处理措施,并针对重整催化剂使用末期装置运行的注意事项提出一些建议。

2 运行问题分析

2.1 问题描述

2.1.1 缓冲区与三反之间压差无法建立

2015年11月11日凌晨0点开始,缓冲区与三反之间的压差值由7k Pa左右,降低至0k Pa,压差控制阀PDV2010自动关闭,缓冲区事故氢阀XV2045打开,仍不能使压差值建立。此时为了确保催化剂的正常运转提升,将压差控制阀PDV2010手动开至阀位80%。

2.1.2 缓冲区、还原段、分离料斗料位异常上涨

2015年11月24日凌晨5:50左右,缓冲区料位由近60%在1h内上涨到103.2%,内操人员手动控制增大四反底部催化剂提升速率后,缓冲区料位仍不见下降,而分离料斗料位却在上涨。因为还原段料位一直处于60%~70%,内操人员通过降低催化剂循环速率至70%,尝试降低二反底部催化剂提升量,从而降低缓冲区料位。但经过一段时间后发现仍不见效,便将催化剂循环速率恢复至75%。初步判断可能为核料位仪出现故障。仪表人员进行检查处理后,还原段与缓冲区料位显示值未降低(期间13:00左右,还原段料位上涨至100%)。19:45左右,由于闭锁料斗催化剂无法正常提升至还原段,导致长循环触发再生热停。

2.1.3 三反压降、温降异常变化

研究发现,11月24日11:00和14:30左右,因为四反入口温度升高,四反进料加热炉F104共熄灭5个火嘴,燃料气用量也从原来的900kg·h-1降至440kg·h-1,此时四反温降由22℃上升至29℃,三反温降由36℃下降至27℃,二者几乎相等。另外,自11月23日重整降量后,各反应器出入口压降中,三反压降下降了近3k Pa,最为明显。

2.2 原因分析

基于以上现象,可以判断缓冲区至三反催化剂输送管线存在堵塞情况。如果该处催化剂输送管线出现堵塞,会使二反底部催化剂的提升速率大于缓冲区下料速率,从而不断累积直至缓冲区料位满。按正常操作思路,为了确保缓冲区料位在正常范围,一方面必须降低二反底部催化剂的提升速率,另一方面则需要增大四反底部催化剂的提升速率。前者会促使还原段下料速率降低,使得还原段料位上涨,后者会增大分离料斗催化剂补入速率,使得分离料斗料位也上涨。

而随着四反底部催化剂的不断提升和缓冲区的下料不足,三反内催化剂藏量会不断减少,进而形成“空腔”,一方面使得三反出入口压降明显降低,另一方面使得油气在三反内与催化剂接触不足(即反应不充分),延迟至四反中充分反应,导致了三反温降明显下降,四反温降有所上升。另外,由于油气在三反中反应不充分,使得进入F104的油气温度较以往偏高,降低了F104的热负荷,即降低燃料气用量。

3 对策

3.1 氢气“冲洗”处理

结合以往再生系统短时间停车后出现四反底部催化剂提升不畅,并用氮气反吹得到的解决经验,由内操人员将二反底部一次提升气流量控制阀FIC2008手动全关全开,引氢气至缓冲区对输送管线进行“冲洗”疏通。FIC2008全开一会儿,缓冲区料位明显下降,输送管线疏通成功,催化剂从缓冲区补入三反中。之后,再生开始黑烧,催化剂建立循环。

3.2 停工卸剂处理

11月25日13:00,催化剂提升再次发生故障,并且采用原“冲洗”手段无法疏通输送管线,重整装置被迫于11月28日停工检修。在检修过程中,共处理了以下几个问题:

1)将缓冲区催化剂粉尘结块物全部卸出并清理壁上附着的催化剂粉尘物,确保缓冲区至三反的催化剂输送管线畅通。

2)更换了缓冲区与三反之间的排放气输送管(即压差控制阀PDV2010管线),以及三反内两处损坏的法兰垫片。

3)将系统中的催化剂卸出并进行分级处理,除去催化剂结块物、粉尘、高碳剂和侏儒球。

4)清理反应器内构件,尤其对堵塞严重的三反内部中心管及扇形筒进行清理。

经过检修处理后,装置于12月8日开工恢复生产,之后未再出现过催化剂输送管线堵塞的问题。

4 结论

重整催化剂到了使用末期,强度明显下降,极易产生催化剂粉尘。如果不能及时将系统中的催化剂粉尘除去,当积累到一定程度时,不仅会造成催化剂的循环不畅,还容易造成设备内构件的堵塞(主要是对约翰逊网的堵塞),甚至会迫使装置停工检修,造成经济损失。

因此,建议连续重整装置在催化剂到了使用末期时,要重点关注催化剂的强度和催化剂粉尘中的整颗粒度。首先,必须定期分析催化剂粉尘中的整颗粒度,并通过提高再生系统淘析气量,确保整颗粒度在要求的范围内(可适当偏大点)。其次,要加强对催化剂各项指标的跟踪分析,如强度、比表面积、氢铂比等,一旦发现催化剂各项指标数据明显超标,要及时整批次更换催化剂。

摘要：南方某炼厂220万t·a~(-1)连续重整装置在催化剂使用末期,缓冲区催化剂输送管线出现堵塞。针对连续重整装置在催化剂使用末期时的运行,我们建议要重点关注催化剂的强度和催化剂粉尘中的整颗粒度。首先,适当提高淘析气量以确保整颗粒度在指标范围;其次,加强催化剂各项指标的跟踪分析,及时更换催化剂。

关键词：连续重整,催化剂,堵塞,处理措施

参考文献

[1]徐承恩.催化重整工艺与工程[M].北京:中国石化出版社,2006:512-514.