连续催化重整技术

连续催化重整技术（共7篇）

连续催化重整技术 篇1

一、前言

UOP铂重整装置中由于反应条件苛刻, 积炭快速沉积在催化剂上导致催化剂迅速失活。如果没有催化剂再生部分, 反应部分将被迫频繁停工, 进行烧焦再生以恢复催化剂的活性和选择性。然而有了催化剂再生部分, 反应部分则不必为催化剂再生而停车, 这一切归功于CCR技术。

二、催化剂连续再生的主要过程

催化剂再生部分是独立于反应部分的综合系统, 但又与其相连。它的两项主要功能是在一个连续的循环系统中完成催化剂循环和Cat再生。首先, 待生催化剂 (来自第四铂重整反应器) 循环到Cat再生部分, 在此, 待生催化剂分四步再生产:1) 烧焦2) 氯化氧化3) 干燥4) 还原, 最后再生Cat循环到第一反应器。这些步骤的逻辑与次序由再生控制系统 (CRCS) 控制。这样, 新再生的Cat连续地通过重整反应器, 保证了重整反应部分在高期苛刻度条件Cat性能最优, 并且能长周期经济有效地运行。

三、反应原理

在铂重整反应器中, 金属与氯化的担体都能促进催化反应。cat具有两种功能:1) 金属功能:对加氢和脱氢反应有催化作用2) 酸性功能:对异构化和裂化反应的催化作用。

Cat再生过程分四步, 在整个再生部分中, 基本化学原理全部相同。

1. 烧焦

第一步是烧掉Cat上的焦炭。通过燃烧反应焦碳与氧燃烧产生CO2和水并放出热量:

Co Ke+O2→CO2+H2O+ (热量)

对于除去焦碳来说, 此反应是必须的, 但容易损伤催化剂, 它导致Cat温度升高, 而高温会大大增加Cat永久性失活的可能性。因此, 我们必须对燃烧反应进行控制。这可以通过控制燃烧过程过程的氧含量来实现。我们把氧含量控制在0.5-0.8mol%, 这是使焦炭燃烧速度最快同时燃烧温度最低的最佳范围。

2. 氧化氯化

第二步是调整氯化物含量, 同时氯化物和分散催化剂上的金属铂。调整氯化物含量的反应可概述如下:

(1) 氯化物+O2→HCl+CO2+H2O (3) HCL+O2=Cl2+H2O (3) 担体-OH+HCl→担体-Cl+H2O

催化剂需要氯化物以使其酸性功能保持一定的活性, 但氯化物过多或者过少都会对铂重整反应产生负面影响。广东石化催化剂为R-234, 含氯量控制在1.0-1.1wt%, 这一范围可以使催化剂的酸性功能发挥最佳效果。

氧化和再分散反应可概述如下:

金属+O2→氧化态金属, 金属在Cat表面上分布得越均匀, 催化剂的金属功能发挥得越好。

3. 干燥

第三步是除去Cat上在烧焦时产生过多的水份。方法是利用干热气体气提除去Cat担体上的水份:

担体—H2O+干气→担体+气体+水

在重新进入铂重整反应器前, 催化剂水份越少, 其总体性能越好, 以下条件有利于干燥:1) 高温2) 较长的干燥时间3) 足够的干气流速

4. 还原

第四步是将金属从氧化态转化为还原态。在氯化/氧化完成后, 我们必须对Cat进行还原以使其在进入铂重整反应器前重获催化剂活性。氧化态金属与H2发生还原反应:

氧化态金属+H2→还原态金属+H2O

四、催化剂循环原理

CCR催化剂再生部分可以实现两种功能Cat再生和Cat循环。

1. Cat再生

催化剂再生包括四步, 烧焦、氯化/氧化和干燥在再生器中进行, 还原在部还原段进行。Cat焦炭的燃烧发生在再生器顶部的燃烧段Cat在一个垂直的圆柱形外隔网和一个锥形内隔之间向下流动。含有低浓度氧气的加热再生从外面以径向流入Cat床层中。当Cat在床层中向下流动时, 焦碳开始燃烧, 在Cat离开燃烧前, 焦碳应该完全烧掉。锥形内隔网有双重目的: (1) 使燃烧的Cat体积最小, 此时Cat处于高温、缺氧和水份多的环境中, 有利于Cat比表面降低。 (2) 在床层顶部, 焦炭在限制供氧量的条件下燃烧隔网可以使再生气集中。而在床层下部, 焦碳在限制供氧气扩散的条件下燃烧, 此时滞留时间非常重要, 因而气体流速应该慢些。再生气体流回到再生风机通过燃烧段环形管路使气体循环, 再生冷却器除去烧焦产生的热量。如果管线中的热损失比烧焦时产生的热量多, 则用再生电加热器使气体达到适当的入口温度, 氧气分析仪控制燃烧段入口的氧含量。

Cat上的金属在还原段还原。还原段在第一反应器的顶部, 氧化态的Cat通过两个圆柱形床层向下流动, 床层间为气体分离区。催化剂流出还原区进入第一重整反应器, 中等温度的还原气体供给上部的催化剂床层并与催化剂并流, 较高温度的还原气体供给下部的催化剂床层并与催化剂成逆流。两种气体经由气体分离区流出还原区。

2. Cat循环

Cat循环包括Cat从铂重整反应器输送到再生部分, 以及再回到反应器。

(1) 待生Cat输送。

待生Cat从第四反应器的底部靠重力作用流入Cat收集器, Cat与氮气逆流向下流入待生Cat L-阀组, 在此来自提升风机的循环氮气将Cat吹入Cat提升线, 将其提升到分离料斗。在分离料斗中来自除尘风机的氮气将Cat碎片及粉尘与完整Cat分离, 并用气体将其携带出顶部。粉尘进入粉尘收集器, 氮气循环回到除尘风机及提升气鼓风机入口。完整的Cat靠重力作用流入再生器。

(2) 再生Cat输送

Cat从再生器出来逆着氮气, 靠重力作用流入再生分离漏斗。接着流入闭锁料斗。闭锁料斗将Cat小批量的输送到再生Cat L-阀组。在此来自重整装置再接触部分增压气将Cat吹入Cat提升管线, 将其提升至第一反应器上部的还原段。Cat靠重力从还原段流入第一反应器, 接着又从底部流出进入下一个反应器顶部, 这样完成了输送循环。Cat通过输送管线在反应器之间流动, 这些输送管线间隔相等, 以确保Cat从每个反应器均匀地通过。

(3) cat循环控制

Cat在整个系统的循环速度由再生控制系统 (CRCS) 设定, 并由再Cat提升速度直接控制。根据需要将Cat循环速度输入CRCS, CRCS产生一个输出信号, 对Cat循环速率做出调整。通常可以保持总提升气量恒定, 用改变二次提升气来实现这一目的。此外, Cat提升速度的变化要加以控制, 必须缓慢以保持Cyclmax设计中所应用的工艺环境隔离系统的稳定性。变化太快或太大将导致再生器中的气体掺入氢气或中断Cat流到L-阀组。

再生Cat氧化态从再生器流经再生分离漏斗, 靠重力作用进入闭锁料斗。在此, Cat小批量地输送到再生Cat L—阀组。增压气与Cat混合并将其通过Cat提升线提升至第一反应器顶部的还原段。再生Cat的流速以及整个系统的Cat流速由CRCS到再生Cat提升线PDRC的一个输出信号设定。CRCS输出信号由输入的预期Cat循环速度设定值来确定。CRCS为PDRC设定一个数值, 这一数值储存在CRCS存储器中, 与输入的流速设定值相等。再生Cat提升线PDRC的输入信号直接对再生Cat二级提升气的FRC进行再设定。二次提升速度由FRC设定, 以此控制Cat经由L—阀组提升至还原区。当闭锁料斗缓冲区的Cat经由L—阀组 (作为提升Cat) 时, 该区料面下降, 一旦达到料面指示器设定的低限, CRCS就开始将一批Cat, 从再生器经闭锁料斗循环送至缓冲区。闭锁料斗装有一定重量的Cat, 由装置在第一次开工时较准, 实际的循环速度由闭锁料斗平均连续传送量决定。再生Cat提升线PDRC设定值由CRCS修正, 以使实际循环速度符合输入到CRCS的预期循环速度。

待生Cat从第四反应器底部靠重力流到Cat收集器。Cat逆着一股向上的氮气向下流动到待生Cat L—阀组。来自分离料斗的循环氮气与Cat汇合, 并将Cat通过Cat提升线提升到再生器上方的分离料斗。由于再生Cat不断地被提升到重整反应器顶部的还原区, 所以待生Cat也不断地从反应器底部流出以保持还原区上部床层的料面。还原的LRC (料面记录控制器) 发出信号, 通过信号选择器也接受来自CRCS的信号。待生Cat提升线PDRC输出信号, 通过一个信号选择器对二级提升气FRC进行再设定。本选择器也接受来自反应器/待生Cat提升PDCR的输出信号。由FRC设定的二级提升气流速控制Cat提升速度经由L—阀组至分离料斗。

在Cyclmax设计中所用的工艺环境隔离系统需要这些信号选择器以及输入其中的二次输入信号以保持隔离系统的稳定性。Cat提升速度过大过快可能会导致来自反应器的Cat流动中断。低信号选择器来自还原段LRC以及CRCS的信号。后者具有调整功能, 用来将Cat流速从 (Cat循环) 设计的0%缓慢地增对到100%。只有Cat循环从零重新开始时, CRCS的催化剂流量控制采用此调整信号小, 在这一点, 低信号选择器将采用LRC信号做为其传给待生Cat提升线PDRC的输出信号。

信号选择器接收来自提升线PRDC的信号, 也接收反应器/待生Cat提升 (R/SCLL) PDRC的信号。后一个信号用来限制Cat提升速度变化, 以保证系统稳定性。如果Cat提升速度快速增加, 提升管和反应器间压差就会增加。 (提升线底部始终保持比反应器高的压力) , 较高的上升气流将阻碍Cat向下流动的压差, R/SCLL PDRC输出信号将通过限制二级提升气流速来限制Cat提升速度。

(4) 工艺压力与环境

为了使Cat在连续重整装置的反应部分与再生部分之间安全地传送, 有几个潜在的危险有待于克服。这里因为这两部分是在不同有压力和环境中操作。首先, 再生部分的低压设备必须与反应部分的高压设备恰当联接以保证安全。其次, 反应部分的氢/烃环境必须与再生部分的有氧环境恰当联接来保证安全。通过精心设计的设备以及CRCS的控制程序, 使再生部分得以完成以上重任。

氢/烃和含氧气体通过“氮气泡”来分离。氮气泡就是在有烃类存在的设备与有氧存在的设备中间有一区域保持纯N2氛围。这可以通过使纯氮气区保持比两端设备都高的压力来实现。一个氮分离区在紧接反应器下面的再生部分中, 即待生Cat提升系统和待生分离料斗。另一个紧接在再生器的下部, 即再生分离漏斗。

(5) 含再生放空气脱氯 (Chlorsorb) 技术

广东石化CCR系统在催化剂循环过程中增加了Chlorsorb系统。氯吸附系统利用低温状态比高温状态能够吸附更多氯的特点, 控制氯吸附区温度在138℃。再生放空气中的氯化物在氯吸附区中被吸附, 通过氯吸附处理可减少再生注氯量1/3, 同时没有碱洗系统的废碱排放, 是清洁生产和节能减排的重要手段。

结束语

广东石化的230万吨/年连续重整装置采用美国UOP第三代含再生放空气脱氯 (Chlorsorb) 技术再生技术, 具有安全稳定、节能减排的特点, 希望大家通过以上内容, 对此工艺的原理和先进控制有一定的了解。

摘要：广东石化分公司230万吨/年连续重整装置由中国石化工程设计有限公司设计, 装置由230万吨/年重整反应部分、2043kg/小时催化剂连续再生部分及230万吨/年重整油分馏部分组成, 其中UOP第三代催化剂含再生放空气脱氯 (Chlorsorb) 再生技术是核心部分, 以下内容是对该部分的先进工艺的介绍。

关键词：连续重整,催化剂,再生

参考文献

[1]史瑞生。MARATHONASHLAND公司选用UOP公司的Chlorsorb技术以满足EPA规定[J]。炼油技术与工程, 2003, 08.

[2]赵志海;;连续重整催化剂再生新方法的开发[J];炼油技术与工程;2008年02期.

[3]肖生科;徐小明;;氯对催化重整的影响及对策[J];石油化工腐蚀与防护;2008年04期.

连续催化重整技术 篇2

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。

连续催化重整技术 篇3

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.

连续催化重整技术 篇4

随着汽油质量的升级,对汽油组分提出了更高的要求。重整汽油高辛烷值、低烯烃、几乎无硫是理想的汽油调和组分,因此催化重整汽油在清洁汽油生产中具有十分重要的地位及作用。各石化企业连续重整装置的相继建成、投产,装置的安、稳、优长周期运行对仪表设备、系统提出了更高的要求。在连续重整装置中有较多的设备配套独立的控制系统,在设备的安装、后期维护及备品备件上都将投入很大的人力、物力、财力,因此将部分设备的控制功能转移至DCS中完成将是一种安全、可靠的选择。

中石化荆门分公司6 0万吨/年连续重整装置于2011年12月建成并投产一次成功。该装置催化剂再生系统引用美国的UOP(美国环球油品公司)专利技术。催化剂粉尘收集器采用珠海德特空气净化设备有限公司的产品,设备型号为LN13-2363。该粉尘收集器是用来回收连续重整装置含铂催化剂因在反应器、再生器提升器、下降管运动过程中产生的粉尘。设备生产厂家控制方案是在现场配置一套独立的PLC控制系统,系统控制柜将安装在装置现场,需要提供电源、通讯电缆等。通过对控制功能的理解,我方在设备技术协议时取消了配套的PLC控制器,将反吹顺控程序逻辑在DCS中实现。

2 流程简述

LN 1 3粉尘收集系统由粉尘收集器和粉尘料斗组成,为平衡反吹N2压力,特设置N2入口反吹缓冲罐一台。粉尘收集器由滤芯与上部4个脉冲式反吹阀(V1-V4)组成。

在粉尘收集器投运后,含有粉尘的N2通过过滤组件,滤芯将粉尘阻隔,N2由滤芯上部排出。随着滤芯上截留的粉尘增多,滤饼的厚度越来越厚,进、出口总管之间的差压逐渐增大,当此差压达到某一设定值时,反吹顺控程序启动电磁阀进行反吹,粉尘收集器进入反吹工作状态。反吹高压N2将附在滤芯外表面的滤饼吹落,粉尘掉入下部的粉尘料斗内。各组滤芯按程序逐一反吹完毕后,差压恢复到初始值,系统转入正常工作状态,等待下一次反吹信号。

3 反吹顺控程序功能

粉尘收集器主要仪表设备有:4台脉冲式反吹电磁阀,1台差压变送器。通过DCS顺控逻辑程序可实现以下控制功能:差压超限自动反吹、定时周期反吹、手动单次反吹。三种功能平行独立,任一条件满足,就执行系统反吹,具有灵活的可操作性并最大限度保护滤芯。

3.1 参数设定

粉尘收集器可以设置1个差压报警值和3个时间常数:

差压报警值:1.24kPa(建议设定值)

周期反吹时间T1:120分钟,时基为分钟(建议设定值)

阀门反吹间隔时间T2:120秒,时基为秒(建议设定值)

阀门脉冲宽度T3:2秒,时基为秒(建议设定值)

周期反吹时间可根据装置开工阶段和工艺操作条件,参考差压测量值的大小设定。一般装置开工初期或条件比较苛刻时,粉尘量较大,过滤差压上升较快,可减小周期反吹时间,一般设置为30-120分钟,但反吹频率过快将使反吹高压氮气消耗量过大,对工艺装置造成较大扰动。

阀门反吹间隔时间须设置>90秒,以使每次反吹均在前次反吹对系统的压力扰动消失后进行,避免因间隔时间过短,扰动叠加造成压力反弹,触发差压超限自动反吹,重复多次反吹。

阀门脉冲宽度可根据过滤表面速度和反吹压力来选择,反吹时间长,喷入的气量多,清灰效果愈好,但时间过大也会导致氮气消耗量及压力波动,一般设置1-4秒。

3.2 差压超限自动反吹

在程序处于运行状态下,只要差压值≥差压报警设定值,反吹控制将自动启动“差压”模式,完成一个反吹周期。如反吹后压差仍未降至报警设定值以下,将再次启动反吹,直至差压值<差压报警设定值。差压报警设定值再线可调。

3.3 定时周期反吹

当操作人员在DCS画面上选择“周期”模式后,顺控程序将按周期反吹时间的设定执行循环操作。当4路反吹阀顺序反吹操作结束且延迟T2时间后,如果差压值≥差压报警设定值则自动设置为“差压”模式且立即执行反吹操作。

3.4 手动单次反吹

当操作人员在DCS画面上选择“手动”模式后,顺控程序将执行单周期4路反吹阀的顺序反吹操作。反吹结束后将自动反回到差压超限自动反吹模式。

4 反吹顺控程序逻辑方框图(图1)

5 反吹顺控程序逻辑功能在D C S上的组态

5.1 粉尘收集器与DCS间的仪表信号

一个模拟输入信号:用于粉尘收集器差压显示

四个数字输出信号:用于4台脉冲式反吹电磁阀控制

5.2 DCS画面上的组态

在DCS画面上要实现如下功能:

三个功能选择按钮:“周期”模式;“手动”模式;“差压”模式

三个计时器输入接口:周期反吹时间T1;阀门反吹间隔时间T2;阀门脉冲宽度T3

一个差压报警值设置接口:差压报警设定值

5.3 顺序控制逻辑在DCS上的组态

DCS以横河CS3000系统为例,顺控逻辑用了如下控制块:

TM计时块三个,分别用于T1、T2、T3的计时

CALCU计算块一个,用于操作画面输入计时值及报警设定值与逻辑块ST16的接口

ST16顺控逻辑块一个,用于顺控逻辑编程

%SW内部开关变量三个,分别用于三种操作模式变量赋值

6 结束语

对装置现场多套小型的控制系统整合到统一的控制平台,减少投资成本,提高操作维护的便捷及提高系统的稳定性,是项目设计人员、业主、成套商在项目准备时期应探讨的问题[9]。通过对上述粉尘收集器设备的投用,其功能均完全满足工艺及设备的要求。实际应用表明,该方式通用并可行,能够为新建装置及旧装置改造中控制系统方案选择提供一定的借鉴。

摘要：现代大型石油化工生产装置的生产过程控制系统和信息管理系统的高度集成,具有将所有的工艺系统和工艺包的控制系统整合到统一控制平台的要求[9]。将石化生产装置中设备独立配套的控制系统功能转移至DCS中实现将具有系统运行环境更好、维护更方便等优点。本文介绍了连续重整装置催化剂粉尘收集器的功能、反吹顺控逻辑及在DCS(横河CS3000)系统上实现的方法。

关键词：反吹,顺控逻辑,PLC,DCS,差压超限自动,定时周期,手动

参考文献

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[4]王常力,罗安.分布式控制系统(DCS)设计与应用实例[M].北京:电子工业出版社,2004.

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[8]丘昕.聚丙烯粉料下料程序在DCS中的实现[J].石油化工自动化,2007,(4):63-66.

[9]谢冠锋,路建强,张少增.Tricon系统在聚丙烯装置挤压造粒机组改造中的应用[J].石油化工自动化,2011,47(4):1 8-2 1.

连续催化重整技术 篇5

1 HAZOP分析方法

目前风险分析的方法有:安全检查表、预先危险性分析、事故树分析、what…if、HAZOP分析等[3], 与其他方法相比, HAZOP方法系统性和完备性较好, 现广泛应用于过程工业特别是石化装置的风险分析中[4]。

1.1 HAOZP分析方法由来及国内外应用现状

HAZOP分析方法是一种系统化、结构化的风险分析方法, 是PHA (Process Hazard Analysis) 工艺危害分析的一种方法 (其他有检查表、FMEA失效模式分析、FTA事故树等) , 由英国帝国化学工业公司 (ICI) 于1974年发布[3], 用来检查流程设计的安全以及危害的因果来源。目前, 国外各大石油、石化公司 (TOTAL、康菲、雪佛龙、BP等) 普遍将HAZOP作为初步、详细设计审查, 重大工艺变更管理的技术手段和项目管理的控制性文件。

在我国, HAZOP分析方法应用相对较晚, 近几年才得到了迅速的发展。《危险化学品建设项目安全评价细则 (试行) 》 (安监总危化[2007]255号) 第6.4.2.2条明确提出“对国内首次采用新技术、新工艺的建设项目的工艺安全性分析, 除选择其它安全评价方法外, 尽可能选择HAZOP进行”。《国务院安委会办公室关于进一步加强危险化学品安全生产工作的指导意见》 (安委办[2008]26号) 中第16条要求“组织有条件的中央企业应用HAZOP, 提高化工生产装置潜在风险辨识能力”。《化工建设项目安全设计管理导则》 (AQ/T3033—2010) 对新、改、扩建危险化学品生产、储存装置和设施建设项目的安全设计管理给出了指导性的管理模式, 把HAZOP分析方法作为过程危险源分析的方法之一。《化工企业工艺安全管理实施导则》 (AQ/T3034—2010) 把HAZOP分析方法作为工艺危害分析的方法之一。目前, 中石油、中石化和中海油等大型中央企业的很多装置都开展了HAZOP分析试点工作[5~6], 工艺危害分析逐步过渡到制度化, 常态化。

1.2 定义

HAZOP (Hazard and Operability) 即危险和可操作性分析, 是一种用于辨识设计缺陷、工艺过程危害及操作性问题的结构化分析方法。它通过分析生产运行过程中工艺状态参数的变动, 操作控制中可能出现的偏差, 以及这些变动与偏差对系统的影响及可能导致的后果, 找出出现变动与偏差的原因, 明确装置或系统内及生产过程中存在的主要危险、危害因素, 并针对变动与偏差的后果提出应采取的措施。

其本质是以偏差作为切入点进行流程工艺危害识别及分析的工具。HAZOP方法适用于装置的初步设计、详细设计之后, 试车后/运行前、运行中、工艺变更后等阶段。

1.3 偏差

偏差是HAZOP分析时最重要的概念, 它由引导词与工艺参数结合而成。引导词及其含义见表1[7], 工艺参数分为概念性参数和具体参数, 主要有流量、时间、次数、混合、压力、组分、粘度、副产 (副反应) 、温度、p H值、电压、分离、液位、速率、数据、反应等。常用的HAZOP分析用偏差见表2。

1.4 工作流程

HAZOP分析是以头脑风暴会议的形式, 按照一定的工作流程[3]进行, 如图1所示。

注:“√”表示有实际意义的偏差。

1) 成立分析小组, 由组长、工艺、设备、安全、仪表等人员组成, 并进行培训, 明确分析范围、目标及进度计划。

2) 组长根据P&ID图纸, 进行节点划分。节点是HAZOP分析的基础, 节点的划分首先考虑该节点能够代表某个完整的工艺功能, 并遵循以下原则[8]:a) 依据P&ID图, 按照工艺流程进行;b) 从P&ID进入管线开始;c) 直至设计意图的下个改变;d) 直至工艺条件的重大变化;e) 直至下一个设备。

3) 召开HAZOP分析会议。由组长介绍当天的工作范围及节点设置情况, 选取第一个节点, 请工艺人员介绍该节点的设计意图及操作参数。选取第一个工艺参数, 应用引导词建立有意义的偏差, 小组成员共同讨论和分析对应偏差, 查找发生偏差的原因以及偏差可能导致的后果, 并对偏差进行风险评估。风险 (R) 用偏差原因发生的可能性 (L) 与导致后果的严重度 (S) 这两者的乘积表示, 以矩阵形式表征, 如图2所示。如果风险水平不能接受, 就考虑提出相应的改进建议, 从而将风险降低到可接受范围内。

4) 在分析完该节点的所有工艺参数后, 进行下一个节点的分析。全部节点分析完成后, 整理并形成最终报告提交给装置管理人员。

1.5 HAZOP分析过程注意事项

1) 应避免长时间在一个问题上进行讨论, 而是把问题记录下来, 在以后的解决方案中做进一步的关注。

2) 每个偏差的分析及建议措施完成之后, 再进行下一个偏差的分析。

3) 在考虑采取某种措施以提高安全性之前, 应对与分析节点有关的所有危险进行分析。

2 HAZOP分析在催化重整装置的应用

2.1 催化重整装置简介

催化重整装置反应温度高、工艺操作条件较为苛刻, 其原料石脑油, 产品汽油和副产品拔头油、液化气、干气、氢气均为易燃、易爆物质, 生产过程中, 一旦阀门、设备和管线等泄漏、破裂, 高温热油或氢气泄漏出来就会发生自燃或爆炸, 该装置为甲类火灾危险性生产装置。

某石化公司30万t/a催化重整装置采用固定床半再生式工艺, 由原料预处理、重整反应、产物分离和公用工程四部分组成。该装置以直馏石脑油和加氢裂化重石脑油为原料, 其主要产品为RON93以上的高辛烷值汽油组分, 副产品为氢气及少量燃料气。预加氢部分选用加氢精制催化剂DN-3531, 采用循环氢流程, 加氢反应后缺损的氢气经由再接触提纯后的重整氢补充。重整反应部分选用PRT-C、PRT-D催化剂, 采用二段装填和二段混氢工艺技术, 重整产氢经增压和再接触提纯后送出装置, 供汽、柴油加氢使用。如图2所示。

2.2 催化重整工艺的HAZOP分析应用

结合工艺流程、工况条件等因素, 考虑潜在的事故对人员安全、环境污染、财产损失、名誉影响等的影响, 对某石化公司的催化重整装置进行了HAZOP分析。该装置由原料预处理、重整反应、产物分离及公用工程四部分组成。按照HAZOP方法划分节点的基本原则, 将整个装置流程共划分为58个节点, 分析了315项偏差, 结合装置现有的控制措施, 提出34项安全措施和建议, 其中III级4条;II级13条;I级17条。

重整反应系统是催化重整装置的核心设备之一, 温度是其重要的控制指标, 鉴于HAZOP方法具有的类比性, 仅选取第十四个节点重整反应系统 (图号:L8022-162-PR1/201、L8022-162-PR1/202、L8022-162-PR1/203、L8022-162-PR1/204、L8022-162-PR1/205) 来说明HAZOP方法的具体应用。

重整反应系统工艺流程如下:混氢原料重整原料油与氢气混合, 经重整进料换热器E-201加热到360~420℃后, 经F-201加热到460~500℃进入重整反应器, 在催化剂的作用下进行重整反应。重整反应器设置四个反应器, 采用两段混氢工艺, 先进入R-201反应, 吸热后的反应产物被F-202加热到460~500℃进入R-202反应, 之后被F-203加热到470~510℃进入R-203反应、被F-204加热到470~510℃进入R-204反应。重整反应产物分两路分别进入E-201、E-202换热, E-201换热后温度约为110℃左右, E-201换热后温度约为70℃左右。从油气分离器顶部分出的大部分气体产物, 经循环压缩机压送, 与重整原料油混合, 重新进入重整反应器, 其余部分气体作为产氢送至预加氢或其它加氢装置。流程如图3所示。

注:E-201重整进料/产物换热器;E-202二段混氢进料/产物换热器;E-203重整产物后冷器;E-204再接触进料水冷器;F-201重整第一加热炉;F-202重整第二加热炉;F-203重整第三加热炉;F-204重整第四加热炉;R-201重整第一反应器;R-202重整第二反应器R-203重整第三反应器;R-204重整第四反应器;A-201重整产物空冷器;D-202重整氢增压机分液罐;D-203再接触罐;D-204液化气吸收罐;D-205氢气脱氯罐;P-201重整进料泵;P-202生成油泵;K-201重整循氢机;K-202重整氢增压机;C-102汽提塔。

在重整反应系统的HAZOP分析中, 选取了流量、温度、杂质含量、催化剂4个工艺参数, 精制油进料流量偏低或中断、精制油进料流量偏高、反应产物偏流、各反应器入口温度偏高、第四反应器出口温度过高、各反应器入口温度偏低、E-201管程出口温度偏低、硫氮含量偏高、水含量过高、金属含量过高、催化剂温升过高、催化剂开工飞温、催化剂失效、催化剂 (瓷球) 破碎等14个详细偏差进行分析。其温度HAZOP分析结果如表3所示。

3 结论与展望

1) 本次HAZOP分析共划分58个节点, 分析偏差315项, 提出安全措施和建议34项。其中对III级风险提出建议4条;对II级风险提出建议13条;对I级风险提出建议17条, 对于保障催化重整装置的安全、平稳运行, 提高生产效率和经济效益具有重要意义。

2) 将HAZOP分析方法应用于石化装置的工艺危害分析, 有助于运行管理和操作人员全面、系统地识别工艺流程、工艺操作、工艺设备和安全控制措施在生产运行过程中存在的潜在风险, 并根据现行有效的先进技术, 提出控制或降低风险的措施, 达到防止事故发生或降低事故影响范围和程度的目的。同时, HAZOP分析形成的大量资料, 对审查和改进工艺, 开展企业员工培训具有重要作用。

总之, 通过这次HAZOP分析, 验证了HAZOP方法作为辨识石化装置工艺危害和风险评估工具的有效性, 使企业明确了风险管理的重点, 并指导其采取有效的控制措施, 减少和杜绝各种工艺危害的发生。

参考文献

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UOP连续重整新技术的应用 篇6

中化泉州石化有限公司200万吨/年连续重整装置是目前国内规模最大的连续重整装置之一, 采用UOP超低压连续重整和第三代催化剂连续再生工艺专利技术 (Cycle Max) , 设计规模200万吨/年, 催化剂再生规模4500磅/时。本文以泉州石化重整装置为例, 介绍了反应器并列式布置、“梯形”扇形筒、Chlorsorb氯吸附技术、冷却模式催化剂提升系统、低流量低燃烧模式等先进技术的优越性。

1 反应器2+2并列式布置

传统的UOP连续重整装置通常采用四台反应器重叠式设计方式, 该方式具有可以减少催化剂的磨损, 减少通过四个反应器后的压降和占地面积小等优点。但是随着装置规模的扩大, 重叠式设计也带来了一些弊端, 如随着处理量的增加, 反应器及反再框架钢结构的总体高度和重量不断增加, 同时, 沿海地区炼厂还需考虑台风造成的风力载荷大的影响, 这直接造成了设备制造和施工安装的投资也相应增加[2]。

为解决上述的问题, UOP提出了2+2并列式的反应器布置方案, 该方案将还原段、一反、二反叠在一起, 缓冲段、三反、四反叠在一起, 并设计一套催化剂器间提升, 可以有效减少反应器高度, 降低投资及施工难度。国内已建成的某连续重整装置也选用了该技术, 从表1可以看出, 在达到同样生产规模的同时, 设备总重减少10%, 投资减少近1000万元。

2 扇形筒

连续重整反应器均为径向反应器, 其内件扇形筒是关键部件之一, 是高温原料进入催化剂床层并均匀分配的通道。传统的扇形筒为“D形”结构, 机械强度低, 扇形筒间催化剂存在死区, 催化剂利用效率低。针对这种情况, UOP公司设计了优化后的“梯形”扇形筒。

优化后的“梯形”扇形筒有如下优点:

(1) 机械强度更大, 能够满足在更差的工艺条件下使用, 使用寿命长。

(2) 催化剂在每一水平床层都是均匀的厚度, 有利于重整反应物料均匀分配。

(3) 在扇形筒之间没有死区, 无堆积炭, 减少了催化剂高积炭导致结块的可能, 装置运行安全性提高。

3 Chlorsorb氯吸附技术

连续重整装置催化剂在再生过程中, 由于有水的产生, 不可避免的会造成催化剂上氯的流失, 导致再生烟气中的氯化物浓度高。为了使再生烟气达到环保排放标准, 传统的处理方法是利用酸碱中和的原理, 对再生烟气采用文丘里洗涤器和碱洗塔两级处理工艺, 除去其中的酸性气体 (HCl和Cl2) 后再生烟气排入大气, 废碱液从塔底流出, 排入污水管网。该方法在实际运行中会出现p H值不易控制、碱洗塔操作困难和废碱排放难度大等问题, 因此, UOP公司开发了新的氯处理技术———Chlorsorb氯吸附技术来替代传统的碱洗工艺。

3.1 工艺原理

Chlorsorb氯吸附技术是通过再生烟气与待生催化剂逆向流动来回收再生烟气中的氯化物, 利用催化剂在低温时吸附较多氯化物的特点, 以补充催化剂在再生过程中的氯损失, 实现对再生烟气中HCl和Cl2的处理 (>97%的HCl脱除率、100%的Cl2脱除率) , 取代传统的碱洗塔及其附属设备, 既降低了氯化物注入量, 又减少了氯化物对设备的腐蚀。

3.2 工艺流程

自再生器顶部出来的再生烟气经放空气冷却器冷却后, 进入分离料斗下部的氯吸附区, 与自分离料斗预加热区下来的重整待生催化剂在氯吸附区充分接触, 回收再生烟气中的大部分HCl和Cl2, 达到国家排放标准后放空, 吸附氯的催化剂进入再生器烧焦 (见图2) 。

4 冷却模式催化剂提升系统

装置规模的大型化, 使反应器内的催化剂装填量大大增加, 装置在正常操作工况下, 反应温度最高达549℃, 在高温条件下, 反应器在轴向和径向两个方向受热膨胀, 还原区的催化剂在重力作用下占据膨胀的空间。在发生事故急速降温或正常停工冷却时, 反应器及其内件收缩, 由于摩擦力的存在催化剂无法回到还原区, 同时催化剂也随着温度的降低而收缩, 因催化剂与反应器、中心管和扇形筒的热膨胀系数不同, 催化剂收缩的幅度小, 因此催化剂床层产生较大的挤压力, 即所谓的“床层压力”, 床层压力进而会传递至扇形筒和中心管, 导致扇形筒变形甚至损坏中心管。为了避免此类事故的发生, UOP公司针对泉州石化重整装置设置了两套冷却模式催化剂提升系统, 当反应器温度降至371℃时启动该系统, 可以使反应器内催化剂执行反应器自身的外部批量循环, 从而降低了反应器内构件及催化剂在冷却过程中被损坏的几率。

5 低流量低燃烧模式

装置运行中, 由于加热炉熄火、循环气压缩机停车等原因造成装置停车时, 应及时切断进料, 尽量使换热器的板程和壳程保持温度同步变化, 避免温差过大。再次开车时应重点关注换热器内部与反应器内部温度差异, 由于换热器与反应器的热容不同, 两者的冷却速率相差较大, 根据对多套装置的实际温度变化过程的监测, 一般在紧急停车后7~8 h后, 换热器内部与反应器内部的温度差异即可达到100℃以上。若这时系统重新启动, 反应器内的热量在短时间内被大量带入板式换热器, 形成巨大的热冲击, 对板换可能造成破坏性的损伤。

为了有效的保护板换, UOP公司设计了低流量低燃烧模式。设计一条从再接触系统到板换入口的低流量模式氢气线, 通过增压机来建立反应系统的氢气循环, 调节氢气流量为正常循环氢量的5%~10%, 重整加热炉燃料气系统用自力式调节阀来控制燃料气压力, 维持较低程度燃烧, 逐步将反应器内的热量带出来, 保持板换、反应器和加热炉三者同步平稳升温, 待板换热端温差小于80℃时, 可启动循环氢压缩机, 系统恢复正常运行。

6 结论

随着连续重整装置规模的大型化, 越来越多的新设计被采用, 使UOP连续重整技术日趋完善。从一些新建炼厂的运行情况来看, UOP连续重整装置新技术的应用, 能有效地节省装置建设期的投资, 提升了装置整体的安全性, 降低在事故状态下的潜在风险, 有利于装置的长期稳定运行。

摘要：催化重整是石油炼制主要过程之一, 目前国内引进的大多是UOP连续重整工艺, 为满足装置规模越来越大的需要, UOP公司在设计方案中采用了一些新的技术。以泉州石化200万吨/年连续重整装置为例, 重点介绍了反应器并列式布置、“梯形”扇形筒、Chlorsorb氯吸附技术、冷却模式催化剂提升系统和低流量低燃烧模式等新技术的应用。

关键词：连续重整,UOP,新技术

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, 2006:1-2.

[2]柳雨春, 刘春艳.UOP连续重整装置大型化的新技术[J].承德石油高等专科学校学报, 2009, 11 (2) :35-38.

连续催化重整技术 篇7

1芳烃型和汽油型连续重整技术指标

所谓的连续重整技术,其实就是利用低辛烷值石脑油生产高辛烷值汽油组分或高芳烃含量化工原料的工艺技术,会产生氢气这一副产物。在工艺生产过程中,需要使用移动床反应器,并且使催化剂在反应器与再生器之间连续移动,从而在及时去除催化剂上积碳的同时,提高产品收率。

利用该技术进行汽油组分和芳烃型化工原料的生产,芳烃的产率将随着汽油RON的升高而升高,所以RON是评价连续重整装置的重要指标。由于使用该技术的目标是生产高辛烷值汽油组分和获得廉价氢气,所以辛烷值收率与氢气产率也是用于评估连续重整装置的指标。此外,利用该技术也能够进行高芳烃含量的化工原料的生产,因此也可以利用芳烃产率对装置展开评价。

2芳烃型和汽油型连续重整技术的选择

2.1催化剂的选择

在芳烃型和汽油型连续重整装置中,催化剂的使用效果将直接影响技术的应用效果。想要提升目的产物的收率,还要合理进行催化剂的选择。就实际情况来看,国内外使用的连续重整催化剂一直为双系列形式,由高铂系列和低铂系列组成。所以在应用连续重整技术时,催化剂的使用拥有较大的选择空间。在芳烃型连续重整技术中,国外一般使用高铂系列催化剂,并且将低铂系列催化剂用于汽油型连续重整装置中[1]。而国内的情况大致相同,但是在芳烃型连续重整装置中也有一些公司使用了低铂系列催化剂。

(1)汽油型连续重整装置催化剂。近年来,催化剂的选择性得到了提高。在汽油型连续重整装置中,可以使用的催化剂包含UOP公司的R-234、R-274、R264催化剂。此外,Criterion公司开发的PS-40催化剂、RIPP公司研发的PS-VI催化剂和Axens公司生产的CR-401催化剂也都能得到应用。相较于过去使用的催化剂,使用这些催化剂能够使连续重整装置的液体收率和氢气产率得到提高,并且降低催化剂的积碳速率。但是,选择不同的催化剂将导致工艺生产条件发生变化,所以想要更换催化剂还要对装置的适应性进行考虑。比如在催化剂活性较低的情况下,就需要增加装置的加热炉负荷。如果催化剂的持氯能力较差,并且比表面积较小,装置就容易被铵盐堵塞,同时也会遭到腐蚀[2]。如果催化剂的密度较高,还要使用拥有大装填量的设备。所以,如果不考虑催化剂选择给装置运行带来的影响,就容易导致技术的应用遭受巨大经济损失。

相较于其他类型的催化剂,PS-VI型连续重整催化剂的活性和使用寿命等性能较好。利用该催化剂进行工艺生产,能够降低催化剂的积碳率,并且获得较高的液体收率和氢气产率,从而使装置的处理量得到加大。而使用该催化剂并不会带来严重氯腐蚀等装置运行问题,因此可以用于连续重整生产。

(2)芳烃型连续重整装置催化剂。在应用芳烃型连续重整技术时,可以选择的催化剂包含UOP公司生产的R-232和R-272、RIPP公司研发的PS-VIII催化剂以及Axens公司生产的AR-501和AR-505。而这些催化剂大多为铂含量较高的催化剂,催化剂本身具有较高的活性,并且拥有较强的抗杂质冲击能力。但是,该类催化剂普遍拥有积碳严重的问题,在实际使用时需要进行催化剂再生。所以近年来,越来越多的学者开始研究利用低铂型催化剂进行芳烃型催化重整生产的问题。为提高低铂型催化剂的活性和芳烃产率,可以使用先进的催化剂技术使铂在催化剂上较好的分散开来,从而使催化剂的选择性和活性得到进一步的提高。此外,降低催化剂的铂含量,也能够降低催化剂的生产成本。因此,国内外的一些企业也开始尝试将低铂含量催化剂用在芳烃型催化重整装置上。

2.2生产原料的选择

在芳烃型连续重整装置中,使用的重整原料应包含环已烷和甲基环戊烷,才能进行苯、甲苯等芳烃的生产。如果装置本身存在歧化,则需要使原料的初馏点较低,以便尽可能的去除重芳烃。在汽油型连续重整装置中,应该根据C6的馏分进行原料选取,以确保获得具有较高辛烷值的汽油组分。一般的情况下,需要选择终馏点为180℃的原料,以免重整汽油终馏点超出要求。为避免反应时产生过多的焦炭和气体,需要避免切取太重的馏分,从而防止液体收率降低。因此,连续重整装置的原料一般为75~180℃的宽馏分,其中的C6-C8用于进行芳烃的提取,其余部分用于生产高辛烷值的汽油组分。

就目前来看,由于重整原料不足,焦化汽油、加氢裂化重石脑油和催化裂化汽油都将用于芳烃型和汽油型连续重整生产。其中,加氢裂化重石脑油的环烷烃和芳烃含量较高,能够达到40%~50%,可以被当成是理想的重整原料。

2.3工艺参数的确定

在应用催化重整装置的过程中,需要做好反应温度、氢油比、反应压力和催化剂再生循环速率的调整,以确保装置最终产物的收率和性质能够得到提高。在反应温度调整方面,由于装置产物辛烷值将随着反应温度的提升而提升,所以适当提高反应温度能够使芳烃和氢气的产率得到增加。但是,随着反应温度的升高,液体收率将降低,并且装置的加热炉负荷和催化剂积碳速率将有所增加,从而导致辛烷值收率下降。因此,还要根据实际生产情况进行反应温度的确定。其次,随着氢油比的减小,装置的液收也将得到增加。但在实际操作中,还要考虑再生器规模和操作能耗等因素,从而通过适当减小氢油比获得更多的产物。再者,降低反应压力,可以提高装置的产物收率,但是同时也会导致催化剂积碳增加,并且需要加设循环压缩机等设备。因此,还要根据设备实际情况进行反应压力的调整,以便获得良好的装置运行效果。此外,提高催化剂的再生循环速率能够提高装置产物收率,所以在实际操作中需要尽量提高催化剂的最大循环速率,以便通过提高装置苛刻度和降低催化剂积碳速度获得更多的芳烃和氢气。

3结论

在对芳烃型和汽油型连续重整技术进行选择时,要根据装置的辛烷值收率、氢气产率、芳烃产率等指标进行装置评估。通过合理进行装置催化剂、重整原料和工艺参数的选择,则能够有效提高装置的产物产率,并且降低装置的运行成本,继而为企业带来更多的经济效益。

参考文献

[1]马爱增,徐又春,杨栋.石脑油超低压连续重整成套技术开发与应用[J].石油炼制与化工,2013,04:1~7.