催化重整装置

催化重整装置（精选八篇）

催化重整装置 篇1

中石油青海油田分公司格尔木炼油厂催化重整装置1997年投产运行, 以生产高辛烷值汽油为主, 重整反应采用两段混氢、催化剂分段装填工艺。在2009年产品质量升级改造中由11.57万t/a扩能至19万t/a (以重整反应进料计) 。改造过程中对加热炉、重整反应进/出料换热器、脱氯反应器、部分泵、分馏塔塔板等大型设备进行了改造和更换。现将改造后节能挖潜工作进行分析探讨如下。

1. 节能设备改造及更新

1.1 四合一加热炉对流段改造为余热锅炉

四合一加热炉原对流段加热热媒水供动力车间原水加热用, 取热管线较长, 热损失大, 750℃左右的高温烟气热量未能合理利用。2009年质量升级改造中, 将原对流段改造为额定蒸发量为5t/h, 产3.82MPa、440℃中压蒸汽余热锅炉, 停用原P4206热媒水循环泵, 所用中压除氧水直接由动力车间供应。投产后, 所产中压蒸汽完全满足全厂中压蒸汽品质要求。按照“中国石油能源及耗能工质折标准油系数”中3.5 MPa蒸汽折标准油系数为88/吨, 除氧水 (锅炉给水) 为9.2/吨计算, 仅此一项能将装置综合能耗由60Kg标油/吨下降到50Kg标油/吨左右。

1.2 新增一台脱氯反应器

在改造前, 脱氯反应器仅一台, 脱氯剂饱和后只能装置停工更换脱氯剂, 这样即不利于装置长周期运行, 而且开停工一次, 增加车间成本。在2009年质量升级改造中, 新增一台脱氯反应器, 两台脱氯反应器可单独运行也可并可串。这样正常生产时投用一台, 备用一台或将表现出穿透的迹象的脱氯反应器放在前, 新装脱氯反应器串联在后, 避免了因脱氯剂饱和而停工更换, 节约装置生产成本, 有力保证了装置长周期运行。

1.3 新建低温热取热系统

2009年改造中, 将预分馏塔顶冷却器、蒸发塔顶冷却器、预加氢反应产物冷却器、稳定塔顶冷却器、稳定器冷却器改用热媒水取热, 取热后的热媒水送自生活区加热日常生活用水。合理利用低温热源, 降低循环冷却水用量。

2. 节能技术改造

2.1 四合一余热锅炉新增产低压蒸汽流程

在余热锅炉改造设计中, 仅产中压蒸汽, 无并低压蒸汽流程。在实际生产运行中发现在催化重整装置开停工过程中, 催化剂预处理、热氢带油等工序运行时间较长, 四合一炉烟气温度较低而不能产中压蒸汽, 只能将蒸汽放空, 大大浪费中压除氧水和热量。在2010检修中新增产低压蒸汽流程, 开工过程中在烟气温度达到400℃时, 所产蒸汽温度达到200℃以上, 能满足低压蒸汽品质要求, 所产蒸汽排往低压蒸汽管网, 避免浪费。在装置操作基本正常后, 烟气温度达到700℃时, 改排中压蒸汽管网。在装置一次开停工过程中可避免1000吨中压除氧水及所产低压蒸汽浪费。

2.2 增设拔头油、C5油外排罐区流程, 降低稳定塔负荷

改造前, 预分馏塔塔顶拔头油、蒸发塔塔顶C5油全部排入稳定塔, 改造后拔头油、C5油外排罐区外销, 降低稳定塔气相负荷和杂质含量, 在同等产品质量下稳定塔底温、顶温较改造前降低了10℃。稳定塔底加热炉F4205瓦斯量减少约30m3/h。

3. 生产工艺优化

3.1 加热炉最大量掺烧PSA尾气, 降低天然气耗量

“中国石油能源及耗能工质折标准油系数”中天然气折标准油系数为930/吨, PSA尾气为450/吨。从折算系数可以看出, 多用PSA尾气做燃料气将大大降低装置综合能耗。从装置综合能耗分析看, 若PSA尾气掺烧量占总燃料气量80%时能将装置综合能耗由50Kg标油/吨下降到45Kg标油/吨以下。

“炼厂内部产品劳务价格表”中天然气为0.98元/方, 而PSA尾气 (干气) 约0.58元/方。从两者价格看, 降低天然气耗量将降低装置单位加工成本。另外, 炼厂PSA尾气为全厂自产瓦斯气经脱硫、提氢后的瓦斯气, 是炼厂自产自消, 多用PSA尾气将降低整体炼油加工成本。

3.2 开工过程中氮气逐级使用

在2010年开工中, 各装置都需大量氮气, 为降低氮气消耗, 缓解厂部氮气压力, 催化重整装置开工气密时, 将氮气按压力等级逐级利用。将预加氢反应系统2.5MPa、重整系统1.8 MPa氮气泄至蒸发塔、稳定塔1.0MPa气密, 塔气密完后再将氮气泄至苯抽提装置预分馏两塔0.5MPa、0.4MPa气密。氮气的逐级利用, 不仅节约大量氮气, 降低车间成本, 还使开工进度不会因氮气而受严重影响。

3.3 装置自产瓦斯气尽可能的排入脱硫装置, 减少排火炬量

装置自产瓦斯排入脱硫装置脱硫、脱硫后送入PSA装置B套提氢, 提氢后再送自各装置做燃料气, 自产瓦斯气回收越多, 各装置用天然气做燃料气耗量降低越大, 单位加工成本降低越多。

装置操作正常后除预分馏塔顶不凝气因压力较低无法排往脱硫装置外, 其他自产瓦斯气全排入脱硫装置处理, 减少排火炬量。

4. 结论

4.1 四合一炉对流段改造成余热锅炉, 可使装置综合能耗下降10Kg标油/吨。

4.2 新增一台脱氯反应器可避免因脱氯剂饱和而停工更换, 节约装置生产成本, 有力保证了装置长周期运行。

4.3 新建低温热取热系统, 合理利用低温热源, 降低循环冷却水用量。

4.4 四合一炉余热锅炉开停工时产低压蒸汽, 可节约中压除氧水1000吨及所产低压蒸汽。

4.5 增设拔头油、C5油外排罐区流程, 降低稳定塔负荷, 可节约燃料气耗量30 m3/h。

4.6 尽可能掺烧PSA尾气, 如若PSA尾气掺烧量占总燃料气量80%时能将装置综合能耗下降5Kg标油/吨。

4.7 合理分配重整反应进/出物料换热器E4201、E4202换热量, 能降低燃料气耗量50 m3/h。

4.8 开工气密过程中, 氮气逐级利用, 不仅节约大量氮气, 降低车间成本, 还使开工进度不会因氮气而受严重影响。

我国催化重整工艺的发展 篇2

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】

催化重整装置 篇3

1 燃烧爆炸危险性分析

1.1 工艺简介

华北石化公司60万吨/年连续催化重整装置采用国产连续重整专利技术, 以常减压直馏石脑油、加氢粗汽油和催化裂化重汽油为原料, 生产高辛烷值汽油, 同时副产氢气。装置分原料预处理、重整反应和催化剂再生三部分。预处理是在临氢条件, 250～340℃, 4.0Mpa压力下, 脱出原料中的硫、氮、氧、卤素等, 饱和烯烃并吸附金属杂质砷、铅铜等。重整反应是在临氢条件, 480～545℃, 压力0.25Mpa下, 对精制油进行芳构化和异构化等反应。催化剂再生系统可以除去催化剂上的积碳, 使装置连续运行成为可能。

1.2 燃烧爆炸危险性分析

1.2.1 易燃易爆介质

连续催化重整装置生产过程中的氢气、汽油、瓦斯等都是易燃易爆介质, 均为甲类危险物。物质的燃烧性主要是用闪点、燃点和自然点来衡量, 而爆炸性主要取决于其爆炸下限。如:氢气爆炸下限很低, 如果发生泄漏, 极易达到其爆炸下限;而且氢气在空气中扩散很快, 约为2m/s;氢气的最小点火能极低, 只有0.019m j/m l, 且爆炸能量很高, 约为2.02KgTNT/m3。所以氢气泄漏极其危险, 且本装置的反应条件都是高温临氢, 属甲类火灾危险性装置。本装置其他物料的理化性质见下表。

1.2.2 静电危险

装置物料流动时, 会因摩擦产生静电。液体的固有电阻越大, 产生的静电越多。电阻率在1010～1015Ω×cm区间时最易产生静电, 在1013Ω*cm时最危险, 如在1016Ω*cm以下, 即可视为无静电荷积聚。

由上表可以看出, 催化重整装置几种主要的工艺介质的固有电阻率, 都在1013～1014Ω×cm之间, 容易产生并积聚静电, 存在着发生静电放电, 引起燃烧爆炸事故的危险性。

1.2.3 腐蚀危险

催化重整装置的腐蚀主要有三种:氢蚀、硫化氢腐蚀和氯化氢腐蚀。1) 氢蚀。在高温高压临氢的反应条件下, 重整装置的碳钢设备与含氢流体接触时会产生表面脱碳, 发生氢腐蚀。2) 硫化氢腐蚀。重整原料中的有机硫化物经预加氢反应后, 90%会转化成硫化氢。硫化氢在低温 (<90℃) 和有水存在的环境中, 会对钢产生应力腐蚀。硫化氢和铁会反应生成硫化亚铁, 硫化亚铁是一种脆性片状物, 极易脱落, 从而加剧腐蚀, 导致管壁变薄, 引起物料泄漏事故。3) 氯化氢腐蚀。由于重整原料中含氯, 重整反应还要补氯, 再生中要氯化更新, 这样使工艺介质中含有氯化氢。氯化氢遇水产生盐酸, 会使奥氏体不锈钢产生应力腐蚀。硫化氢和氯化氢的相互作用会促进腐蚀加剧。反应如下:

2 危害预防与控制

危害预防与控制主要是采用技术和管理手段, 避免事故的发生, 减少事故发生后的损失。下面主要从以下几方面探讨对火灾爆炸危害的预防与控制。

2.1 确保生产操作受控, 加强设备检查维护

严格执行操作规程, 严格执行工艺卡片操作是操作人员实现装置受控的重要手段。坚持“四有一卡”工作法, 即有指令、有规程、有确认、有监控、卡片化。工艺操作人员要严格控制物料升降温速率、加料速度、反应温度和压力等, 防止发生超温超压, 以免超出设备管线的承载能力, 引起物料泄漏, 发生事故。

在反应器等设备的选材上要参考钢材在氢气中的使用极限图, 选用耐氢腐蚀极限高的钢材, 并加强设备检查维护, 制定详细的检维修计划, 定期探伤, 确保设备管线不发生“跑、冒、滴、漏”等现象。

2.2 防火防爆设备设施

为了防止火灾爆炸的发生, 阻止其扩展和减少破坏, 重整装置投用了许多防火防爆的安全装置, 取得了良好的效果。如:在加热炉瓦斯线上安装阻火器, 防止外部火焰窜入管线并阻止火焰在管线中扩展;装置压力容器、压缩机、反应器等安装安全阀, 防止压力过高发生爆炸;装置区现场安装大量的可燃气声光报警探头, 一旦可燃物发生超标泄漏, 现场探头就会发出声光报警提醒周围人员, 并将报警信息传输给内操人员。

2.3 消除与控制火源

重整装置存在引起火灾爆炸的火源主要有以下几种。

2.3.1 明火

重整装置存在的明火主要有加热炉明火和检维修用火, 检维修用火是防火防爆的重点控制对象, 华北石化公司主要从以下几方面做好对用火作业的控制。

1) 严格落实承包商的监管。一是严把承包商资质关、业绩关、审查关。从源头入手, 严格审核施工资质, 认真考查施工HSE业绩, 坚决杜绝不具备HSE资质的承包商和人员进厂。二是抓好入厂教育关。所有施工人员都必须进行严格的安全教育培训, 考试合格后, 才能办理安全教育卡和临时入厂证。三是严格施工机具检验关。所有施工机具、设备必须经检验合格并张贴检验合格标签后, 方可进厂。

2) 全面推行风险分析和作业许可制度。公司各种动火作业从方案会签、工作前安全分析、票证办理、风险识别、安全消项到施工作业阶段每一个步骤都有各级管理人员严把安全关, 做到了步步确认, 确保了施工作业的安全。

3) 加强现场监护, 做到四不动火。要求用火作业许可证未经批准不动火;用火作业的安全措施没有落实不动火;动火部位、时间与“用火作业许可证”不符不动火;监护人不在场不动火。

2.3.2 其他火源

1) 高温表面。要防止易燃易爆物料与高温的设备、管线、机泵外表面相接处。可燃物的排放口应远离高温表面, 高温表面要有完好的隔热保温设施。

2) 静电火花。在静电发生-静电积聚-静电放电的过程中, 杜绝或减缓其中任何一个环节的过程, 如:可以采取静电接地、控制流速和安装静电消除器等方式, 都可以达到消除静电灾害的目的。

3 结语

通过对连续重整装置火灾爆炸危险性的分析及其预防控制措施的探讨, 我们认识到, 尽管催化重整装置具有临氢、高温高压、易燃易爆、反应苛刻度高等特点, 但是, 只要我们思想上高度重视, 时刻牢记安全第一, 切实做到生产受控、操作受控、作业受控, 就能确保装置在受控、安全的状态下运行, 避免发生安全生产事故。

摘要：对华北石化公司60万吨/年连续催化重整装置在生产过程中可能发生的燃烧爆炸进行了危险性分析, 并探讨其预防控制措施。

关键词：连续催化重整,燃烧,爆炸,预防控制

参考文献

[1]董荣亮.催化重整装置安全运行与管理.中国石化出版社, 2005.

[2]中国石油天然气集团公司安全环保部.炼化企业员工安全教育读本.石油工业出版色, 2010.

催化重整装置 篇4

1 装置的腐蚀部位和原因分析

1.1 加热炉空气预热器的腐蚀

在催化重整装置中,容易发生腐蚀的部位有很多。加热炉空气预热器是催化重整装置的重要组成部分,主要是对空气进行预热,为了提高预热的效果催化重组装置一般会采用烟气和供风换热的热管空气加热器。在预热的过程中,为了排出空气,需要预加氢,预加氢经过燃烧之后会产生硫化氢,硫化氢加热之后会产生二氧化硫和三氧化硫,这些气体也会进入到预热器中。在排烟的过程中,如果温度比较低,特别是小于露点的时候,烟气中含有的硫化氢会溶于水,产生酸性物质,这种物质具有腐蚀性,会对热管造成腐蚀作用。热管被腐蚀之后,会产生很多黑褐色和黄色的腐蚀物质。

1.2 催化重组装置预分馏系统的腐蚀

此外,催化重整装置的预分馏系统也是容易发生腐蚀的部位,预分馏系统发生腐蚀的主要部位主要为分馏塔的塔顶、回流系统的管线、空气冷却器和泵等,这些部位都很容易发生腐蚀,发生腐蚀的部位腐蚀的物质一般会黏在管道的内壁和容器上,在最厚的地方腐蚀的产物甚至可以达到5毫米。在与分馏系统中的腐蚀产物一般为硫化铁。

1.3 柴油加氢反应器和燃料气系统

加氢反应器也是非常容易发生腐蚀的部位,加氢反应器还有与之相连的管材,使用的材料都是非常容易发生腐蚀的材料,尤其是经过硫酸等之后,会使不锈钢发生腐蚀甚至开裂。很多的加氢装置在使用的过程中都发生过氢气的泄露事件,这都是因为管道和加氢装置发生腐蚀造成的,并且发生了很严重的腐蚀,导致管道裂开,最终使氢气泄露。管道发生的腐蚀一般以横向的贯穿裂纹为主。当整个装置停止工作之后,经过管道和反应器的硫化氢会残留在管道内,如果有空气和水进入到管道和反应器中,硫化氢就会和水以及空气发生反应,生产硫酸,硫酸是一种腐蚀性很强的物质,当残留在管道和反应器中,就会发生腐蚀。

2. 装置的防腐措施

2.1 对装置以及管道增加防腐层

由于装置发生腐蚀会严重影响整个生产不能正常进行,会对产品的质量造成非常不利的影响。因此,为了减少这种现象的发生,应该对化工厂的设备和管道等增加防腐层。对于热管,应该采用不容易腐蚀的材质,例如钢材质,可以在高温下进行工作而不被腐蚀。而对于冷器管束,则可以采用渗钛管,这种材料也是可以有效防止腐蚀的。在对各种设备以及管道,尤其容易发生腐蚀的管道,应该在表面增加防腐层。在防腐的时候,介质应该选择最适宜的温度。对设备发生腐蚀的原因进行分析之后,应该根据腐蚀的原因选择防腐的材料。

2.2 采用脱氯技术

在催化重组系统和采油加氢装置,容易发生腐蚀的部位一般都是由于氯腐蚀,重组的反应产物以及石脑油等原料,在注入了有机氯之后,经过一系列的化学反应,氯气最后就会转化为氯离子,而氯离子是一种腐蚀性非常强的物质,当氯气转化为氯离子的时候,就会对管道以及设备等造成腐蚀。在生产的原料,也就是石脑油中,油品中含有三氧化硫和二氧化硫,当原料中的三氧化硫和二氧化硫和水相遇之后,就会形成硫酸或者亚硫酸,从而造成腐蚀。因此,为了防止腐蚀,应该对整个催化重组系统和采油加氢装置采用脱氯技术,这样可以有效的防止后续的流程中发生氯腐蚀。

2.3 防止连多硫酸的腐蚀

当采油加氢装置中停工之后,为了有效的防止多硫酸的腐蚀,在停工之后应该马上进行不锈钢设备的连多硫酸应力腐蚀的预防工作,并且严格按照腐蚀预防的工艺的要求和流程进行处理。如果整个装置的停工时间比较短。或者只是短暂的停工,就应该在反应器内加入氮气来保持整个装置的正压,从而有效防止水和空气进入,这样即使装置内残留有三氧化硫或者二氧化硫,也不会和水等发生化学反应而发生腐蚀。

3 结语

催化重组系统和采油加氢装置都是容易发生腐蚀的体系,为了有效的防止腐蚀,应该做好防腐工作,可以在对装置以及管道增加防腐层,采用脱氯技术处理装置,同时做好防止连多硫酸腐蚀的工作。

参考文献

[1]石玉水.催化重整和柴油加氢装置的腐蚀分析及其防腐措施[J].石化技术与应用,2007,01:22-25.

[2]张晓琛.柴油加氢装置高硫原油腐蚀分析初探[J].广州化工,2012,13:155-156.

催化重整装置 篇5

关键词：催化重整,预分馏,换热器,拔头油

1 前言

格尔木炼油厂150 kt/a催化重整装置1997年7月建成投产, 于2009年扩能改造为190 kt/a, 以常压汽油为原料, 生产高辛烷值汽油, 该装置分为预处理和重整反应两部分。

预分馏属于预处理部分, 主要的设备为预分馏塔, 其工艺流程为:原料油进入缓冲罐 (D4101) , 经泵 (P4101) 升压后经换热器 (E4101/1.2) 与预分馏塔底油换热后进入预分馏塔 (C4101) 。塔顶馏出拔头油 (HK~82℃) 经水冷器 (E4102) 冷却后进入塔顶回流罐 (D4102) , 罐顶不凝气体排入放空罐 (D4112) , 罐底油分为两部分, 一部分经泵 (P4102) 打回塔顶作为塔顶回流, 另一部分作为拔头油经泵 (P4103) 出装置。塔底油 (80~180℃馏分) 去预加氢精制。

2 出现的问题

近期发现装置拔头油的产量和收率逐渐下降, 而且塔顶回流罐D4102的管壁温度及泄压管线温度偏高, 导致放空罐D4112中出现油和水, 具体各部位的温度参数如下:

下表1中的E4102出入口、压控阀、D4102罐壁温度是在环境温度为17℃时用测温枪测得的温度, 管线内介质的温度应该更高。由于管线的材质及厚度的不同, 测温枪测得的温度可能存在一些误差, 但是仍可以看出:塔顶抽出的拔头油经E4102壳程冷却以后温度只下降了3℃, 而管程中的冷却水温度只上升了2.5℃, 说明E4102的换热效率非常低, 无法使拔头油足够冷却, 致使带有保温层的回流罐D4102温度非常高, 这样很不利于油水分离, 而且大量可凝性气体没有冷凝, 通过泄压线排至放空罐, 造成拔头油的收率损失及放空罐带水带油。

3 原因分析及处理

换热器E4102是塔顶循环中唯一的冷却设备, 从表1可以看出, E4102壳程介质拔头油的温降和管程冷却水的温升都很小, 说明换热效率很低, 是造成预分馏塔塔顶回流温度高的主要原因。因此需要分析E4102换热效率低的原因, 从而找到解决办法。

3.1 结垢影响传热效果

作为对原料油的第一次分馏处理, 预分馏塔塔顶的拔头油中会含有一些硫、水及其他杂质, 这些杂质在较高温度、低流速下, 容易结焦、结垢。其结垢的原理为:盐类结晶、硫化亚铁和杂质结合体, 在低流速下, 沉积在管程管束的外表面, 进而形成垢。本装置的拔头油一直含杂质比较多, 从以前回流泵P4102入口过滤网易堵、回流控制阀的管线内壁结垢多的经验来看, E4102的换热效率低很有可能是由于管程的外壁大量结垢, 影响了传热效果而导致的。

3.2 堵漏降低了换热效率

拔头油中含有水、硫、盐类及微量的卤素, 在较高的温度下, 会对管程的管束造成腐蚀。在2011年4月份的装置检修期间, 发现换热管束泄漏, 于是对泄漏的69根管束经行了封堵, 所以E4102的换热能力肯定有所下降。目前, 催化重整装置重整段的进料量为20.8t/h, 属于较高负荷运转, 管程管束的减少, 加上表面结垢, 导致了E4102的换热效率低, 拔头油无法得到足够的冷却。

3.3 处理办法

对于换热器结垢, 一般的处理办法有化学清洗和机械清洗, 但化学清洗液不稳定, 对换热器和连接管有腐蚀, 不适合用于对E4102除垢;机械清洗即用高压水枪冲洗换热器的管束, 除掉表面的垢, 需要装置停工才能处理。鉴于2011年E4102的腐蚀泄漏, 如果使用高压水枪冲洗, 可能使管程管束腐蚀严重的部位更易穿孔泄漏, 不利于装置的长周期运行, 因此建议最好能停工抢修或在检修期间, 更换E4102的换热管束。

4 处理后生产情况

2012年4月19日, 重整装置停预分馏段, 对E4102进行抢修, 更换管程管束。在恢复生产后, 发现预分馏塔顶回流冷后温度及返塔温度都有明显下降, 数据如下:

对比表1和表2可以看出:在塔顶温、底温相差不大的情况下, E4102检修前后的回流冷后温度下降了35℃, 回流返塔温度下降了17℃, 说明E4102在更换管程管束后的换热效果非常好, 大大的降低了塔顶回流的温度。

E4102处理后每8个小时拔头油的产量要多出约15t左右, 收率增加6%左右。说明回流冷后温度降低后, 大量以前未冷凝的气体凝结成了拔头油, 减少了收率和经济的损失。而且, E4102处理后, 在日常工作中可以明显发现, 在相同的处理量情况下, 从D4102脱出的水要超出以前很多, 说明D4102的分离效果大大提高。

5 总结

(1) 催化重整装置预分馏塔塔顶回流温度高, 造成了拔头油的产量减少, 并影响了回流罐的分离效果。

(2) 塔顶回流水冷器E4102管程结垢严重, 是造成回流冷后温度高的主要原因。

(3) 在更换了E4102的管程管束后, 生产恢复到正常情况。

参考文献

[1]石玉水.催化重整和柴油加氢装置的腐蚀分析及其防腐措施[J].石化技术与应用, 2007, 25 (1) :22-25

[2]陈秀丽.重整装置设备的腐蚀防护[J].腐蚀与防护, 1998, 19 (6)

催化重整装置 篇6

1 预加氢系统工艺流程

图1为兰州石化重整预加氢装置工艺流程。来自常减压装置的 40～180℃ 馏分原料与来自预加氢循环压缩机出口的氢气混合后, 经加热炉加热至 300℃后进入预加氢反应器;预加氢产物经换热和冷却后进入气液分离罐, 罐顶的氢气返回预加氢压缩机入口, 罐底油品进入汽提塔, 汽提出微量硫化氢、氯化氢、氨及水后进入预分馏塔, 从塔顶切出拔头油组分, 塔底物中70～180℃馏分作为预加氢精制油进入重整系统。

2 催化剂

FH-40 C催化剂与DN 200相同, 为部分预硫化催化剂。具有孔容和比表面积大[2]、机械强度高、装填堆积密度小、加氢脱硫、脱氮活性好等特点, 可在高空速、低氢油比条件下加工高硫重整预加氢原料油, 为重整装置提供合格进料。其主要物化性质见表1。

3 装置开工

3.1 催化剂装填

预加氢反应器大小为 ϕ 2.6m×11.071m, 共装填FH-40 C催化剂 22.8t, 装填方案见表2。

3.2 催化剂硫化

采用湿法硫化, 以直馏汽油为硫化油, 将预加氢高分罐压力控制为 1.6MPa 后, 加热炉点火升温, 硫化油循环, 控制硫化油以 30℃/h 的速率升温至 315℃, 恒温 1h 后, 再以 25℃/h 的速率降温至 250℃, 直至预加氢循环氢中硫化氢含量下降至 700mg/m3。硫化操作条件见表3。

3.3 进油

预加氢开始升温至295℃, 调节预加氢和重整系统各项工艺参数至正常水平, 采取将预加氢系统内的硫化油不断循环的方法, 逐渐将硫的质量分数降低至 5×10-7后, 使精制油进入重整反应器, 石脑油按正常流程进装置, 转入正常生产。

4 操作条件

预加氢系统的操作条件如表4所示。

5 使用效果

装置在更换为FH-40 C催化剂后已经过3年多的正常运行, 表5为分别以DN 200和FH-40 C为催化剂时精制油性质的对比。

由表5可见, FH-40 C催化剂加氢脱硫、脱氮活性与DN 200催化剂相当, 精制油中硫和氮的质量分数均不大于5×10-7, 能够满足指标要求, 但其加氢脱砷效果较差, 砷含量高于指标要求。从装置运行情况分析, 砷含量超标未对后续重整反应造成明显的影响, 因此并未采取措施降低其含量。

6 结束语

FH-40 C催化剂在装置开工时采用湿法硫化, 无需注硫, 操作方便, 其加氢脱硫、脱氮活性与DN 200催化剂相当, 精制油中硫和氮的质量分数均不大于5×10-7, 能够满足指标要求, 但其加氢脱砷活性较差、周期较短, 无法满足重整催化剂对原料中砷含量的指标要求。

参考文献

[1]丁书荣, 樊春江, 蔡立栋, 等.DN-200催化剂在连续重整装置的工业应用[J].甘肃科技纵横, 2006, 35 (5) :31.

催化重整装置 篇7

1 FH-40C催化剂特点

FH-40C加氢精制催化剂由抚顺石油化工研究院研发,北京三聚环保新材料有限公司生产,是FH-40A和FH-40B催化剂的换代产品,FH-40系列催化剂的物化性能见表1。

从表1可以看出,FH-40A催化剂采用MO-CO-Ni作为活性组分,脱氮性能优于脱硫性能。FH-40B催化剂采用MO-CO 作为活性组分,脱硫性能优于脱氮性能。FH-40C催化剂考虑MO的价格较贵,减少了MO的使用量,采用W-MO-CO-Ni作为活性组分,综合考虑了脱硫、脱氮性能。该催化剂采用大孔容和高比表面积的新型氧化铝为载体,并对氧化铝进行改性处理,调变载体的表面性质,增加载体和活性组分的相互作用[1],整体性能优于FH-40A和FH-40B催化剂。

2 装置开工

2.1 催化剂装填

催化剂装填于2011年10月29日开始,R101A和R101B尺寸一致,内径2.4 m,切线高3.2 m。两个反应器采用相同的装填方案,50%的FH-40C催化剂采用密相装填,另外50%的FH-40C催化剂采用普通装填,顶部装填保护剂而没有设置积垢篮。由于是硫化态的催化剂,在装填完毕后反应器充入0.8 MPa N2进行保护,防止催化剂受潮和硫损失。R101A装填情况见图1。

(R101B装填图与R101A相同)

2.2 硫化态催化剂活化

由于购买的是硫化态的FH-40C催化剂,不需要进行干燥,同时在活化过程没有恒温过程,减少了开工程序,有效缩短了开工时间。2011年11月6日预加氢反应系统完成氮气和氢气气密,11月7日预加氢循环压缩机完成试机并作活化准备。催化剂的活化条件如下:活化油为直馏石脑油;循环量为90 t/h;高分压力为2.4 MPa;循环压缩机全量循环;循环氢纯度>80%。

2011年11月8日9:30预加氢反应系统建立氢气循环,11:15起动进料泵,以90 t/h量向系统进活化油,高分见油后反应系统开路,冲洗催化剂床层,冲洗的油排至污油系统。13:15 改闭路循环,预加氢反应进料加热炉F101点长明灯,并按10～15 ℃/h升温至315 ℃。在活化过程中,通过控制升温速率和减少气体排放以保持H2S的浓度,提高催化剂的活化效果,FH-40C催化剂的活化曲线见图2。

为了监控预加氢催化剂的活化效果,用检测管每小时现场分析循环氢中H2S浓度1次。在反应入口温度230 ℃时H2S的浓度最高,达到12500 mg/m3。然后反应温度上涨时H2S浓度逐渐下降。催化剂活化末期循环氢的浓度降至最低并维持在2770 mg/m3。活化过程中循环氢的H2S浓度曲线见图3。

2011年11月9日15:15 预加氢催化剂完成活化,引直馏石脑油置换,预加氢反应系统退污油6 h。21:30预加氢高分油改进汽提塔C101,预加氢建立213-T-01的大循环。10日5:00 预加氢精制油硫、氮和微量金属连续两次化验合格。

3 装置运行

3.1 物料平衡

预加氢装置自2011年11月10日开工正常,至2012年5月31日共运行203天,表2为预加氢装置运行物料平衡数据。

3.2 典型直馏石脑油性质

受PL-193重质原油资源缺乏的影响,惠州炼油购买的进口原油品种较多,常减压装置所加工原油有蓬莱、巴斯洛、新文昌、新西江、达里亚等原油,典型的直馏石脑油性质见表3。

3 操作条件

对于不同性质的直馏石脑油装置采取了不同的操作条件,不同工况下的操作条件见表4。

4 FH-40C催化剂活运行效果

预加氢装置自2011年11月10日开工正常,至2012年5月31日共运行203天,监测结果显示:预加氢精制油的硫含量小于0.5 mg/m3、氮含量小于0.5 mg/m3。

5 结 论

(1)FH-40C催化剂的工业应用表明,该催化剂对原料的适应性强,具有优异的加氢脱硫和加氢脱氮活性。

(2)FH-40C催化剂以改性氧化铝为载体,以W-MO-CO-Ni为活性组分,具有孔容大、比表面积高、机械强度高等特点。

(3)硫化态的催化剂减少了催化剂干燥和硫化过程中的恒温过程,能有效缩短开工时间,特别适用于检修时间短的装置开工。

(4)FH-40C催化剂采用密相装填技术,能装多10%重量的催化剂,在设备工况允许的条件下,对于提高预加氢装置加工负荷具有重大意义。

摘要：介绍了抚顺石油化工研究院研发的硫化态FH-40C催化剂在惠州炼油重整预加氢装置的开工、运转情况。该催化剂首次采用密相装填技术,顶部配有保护剂,处理硫质量分数为300～800μg.g-1、氮质量分数为3～8μg.g-1的直馏石脑油时,可以在空速3.0～5.5 h-1、反应温度290℃的条件下满足精制油硫、氮质量分数小于0.5μg.g-1的要求,具有良好的脱硫、脱氮性能。

关键词：硫化态,FH-40C催化剂,预加氢,密相装填,性能

参考文献

连续催化重整技术的研究 篇8

关键词：连续重整,催化重整,石油炼制,催化剂,再生

在环保要求日趋严格的今天,催化重整技术在现代石油炼制工业中显得越来越重要。因为催化重整装置能生产符合环保要求的清洁燃料,并能提供重要的轻质芳烃和廉价的氢源,具有较高的经济效益。

催化重整按照催化剂再生方式可以分为: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)三种类型。下面主要介绍连续重整。连续重整技术的发展主要包括连续重整工艺和催化剂的发展,二者相辅相成。催化剂决定了催化反应过程的速率和深度,催化剂的发展支持了连续重整工艺的发展,反之,连续重整工艺的发展又推动了催化剂的更进一步的研究和开发[1]。

1 连续重整的生产现状

连续重整与半再生、循环再生重整不同的是催化剂在反应器间连续移动,同时还有一套催化剂连续再生系统,除去积炭,使重整反应始终在接近新鲜催化剂活性的最佳条件下进行。连续重整对不同原料有较大的适应性,重整油液收和产量较高,而且操作稳定,运转周期长,可以生产RON(研究法的辛烷值)95～106左右的汽油馏分[2]。此工艺技术对扩大再生产,调整汽油结构,提高汽油质量方面起到了非常重要的作用。

到2009年6月,我国催化重整装置已有72套,总加工能力为30.89 Mt/a,约占原油加工能力的7.98%,其中连续重整装置25套,加工能力为20.89 Mt/a,平均规模为0.836 Mt/a,半再生重整装置47套,加工能力为10.00 Mt/a,平均规模为0.213 Mt/a,我国无循环再生重整装置。我国催化重整能力仅次于美国、俄罗斯和日本,位居世界第四。但我国催化重整能力占原油加工能力的比例低于世界平均水平,因此,我国催化重整能力和技术水平还有待进一步提高[3]。

2 连续重整工艺的进展

2.1 连续重整工艺技术的国外进展[4,5,6,7]

长期以来,世界上最有竞争力的两种连续催化重整工艺是美国环球油品(UOP)公司的CCR(Continuous Catalyst Regeneration)连续重整工艺和法国石油研究院(IFP)的Octanizing连续重整工艺。

UOP公司在1949年开发出含铂重整催化剂,并建成世界第一套铂重整(Platforming)工业装置,开始了催化重整的大发展繁荣时期。

1971年,UOP公司的CCR Platforming连续催化重整工艺实现了工业化生产,其特点是四个反应器重叠布置,反应器之间催化剂靠重力自上而下,反应器与再生器之间采用气体提升输送。当时再生过程为间歇式,重整反应苛刻度比较低。

1988年,UOP公司推出了新一代的连续重整工艺,同时采用了MONIREX闭锁料斗专用控制系统,完善了再生控制,催化剂循环量大大提高,因而使得重整反应在极为苛刻的条件下进行,极大地改善了催化重整操作性能。积炭催化剂可连续再生,催化剂可以长期保持较高活性,重整生成油的收率和芳烃产率得到提高。

1973年,法国IFP的Octanizing连续催化重整技术工业化,其工艺性能与美国UOP公司的CCR相似,但四个反应器并列布置,反应器与反应器及反应器与再生器之间开始采用专用气体提升系统输送。

1990年,IFP公司推出了第二代连续重整技术,重整反应条件更为苛刻。再生器采用两段径向烧焦,氯化及焙烧段则独立控制,使得催化剂得以完全再生。同时,反应器与再生器之间采用氮气提升系统,安全可靠。催化剂无阀输送,降低了专用阀门数量,减少了催化剂磨损,采用高压(0.56 MPa)再生,提高了烧焦强度,缩小了再生器尺寸。

2.2 连续重整工艺技术的国内进展[7,8]

1965年12月,我国第一套铂催化重整工业生产装置在大庆建成投产,并且它采用的是我国自行开发的3651铂重整催化剂,从此,我国开始了对重整催化剂大量的研究开发工作。

1985年3月,我国引进的第一套连续催化重整装置在上海石化建成投产。到20世纪末,我国共有催化重整装置51套,总生产能力达到15.65 Mt/a,其中连续重整装置12套,加工能力为7.9 Mt/a,占总加工能力的50.5%。

2001年,中国石化石油化工科学研究院(RIPP)与中国石化洛阳石油化工工程公司开发了中国石化长岭炼化公司500 kt/a低压组合床重整装置并开车一次成功。该技术包括低压组合床重整工艺和催化剂连续再生技术,取得了自主知识产权。

2009年1月,我国第一套自行研制和建设的1.0 Mt/a连续重整装置在广州建成。该装置的建成投产对打破国外公司长期对连续重整技术的垄断具有重要意义。

3 连续重整催化剂的进展

3.1 连续重整催化剂的国外进展[9,10,11]

催化剂进步与催化重整工艺发展是密切相关的,使用先进高效的催化剂是提高连续重整效益的关键。UOP公司通过对重整催化剂的深入研究,不断推出新的催化剂工业品,用以满足不同时期不同装置的需求,研究该公司的连续重整催化剂的发展情况对了解国外连续重整催化剂的进展具有很好的指导意义。

UOP连续重整催化剂的发展历程可以分为四个阶段:第一阶段主要是在1972年前开发的R-16和R-20催化剂,这些催化剂的显著特点是低水热稳定性、低选择性;第二阶段是1974～1988年开发了低水热稳定性,选择性得到改善的R-30、R-32、R-34催化剂;第三阶段1992～1998年开发了高活性、高水热稳定性、较高选择性的R-130、R-160、R-170系列的催化剂;第四阶段是在1999年后开发了低积炭速率、高选择性的R-230、R-260、R-270系列的催化剂。第一阶段UOP连续重整催化剂的活性组元是Pt-Re,第二到第四阶段活性组元都是Pt-Sn。

从UOP连续重整催化剂的开发历程可以看出,催化剂每前进一代,都解决了上一代的明显不足。另外,从最后两个阶段的发展可以看出,催化剂向系列化方向发展了,用以适应不同情况不同条件下的需要。下面着重介绍UOP公司最新的连续重整催化剂R-264。

R-264催化剂与R-130、R-230和R-270系列催化剂相比,密度约高20%,是专门为连续重整装置提高加工量和提高C+5与(或)芳烃产率而专门设计的活性更高、生焦更少的高密度催化剂。在装置加工更多原料油时,高密度催化剂可以减轻中心管筛网被催化剂贴壁的现象,避免反应物流体分布不好,从而提高重整转化率,并可减少生焦量8%～10%。同时,其操作灵活性大,可以按高活性方案运转,也可以按高产率方案运转。其物理性质见表1。

北美一套装置用R-264催化剂替代R-134催化剂后,C+5组分体积产率提高1%～2%,氢气产量增加20 m3/m3,催化剂温降降低11 ℃,催化剂细粉减少50%以上,氯化物注入量可减少70%。虽然R-264催化剂比R-134催化剂的密度大,但装填R-264催化剂的装置用铂量与同样装置装填R-134催化剂的用铂量差不多。因此,连续重整装置换用高密度R-264催化剂在经济上更具有吸引力。

3.2 连续重整催化剂的国内进展[12,13,14]

我国第一个连续重整催化剂3861于1986年工业放大成功,并于1990年在抚顺石油三厂引进的40万t/a连续重整装置上应用成功。1994年,GCR-10催化剂开始在广州石化总厂的连续重整装置上实现了工业化。从此,我国连续重整装置上使用的重整催化剂逐步实现国产化。

国内连续重整催化剂的主要研制机构是石油化工科学研究院(RIPP),通过对助剂的选择、载体的改进、铂金属含量的降低、助剂与铂金属的最佳配合和非锡、铼金属助剂的引进等创新途径,实现了技术突破,得到了活性高、稳定性高、水热稳定性好和选择性高的连续重整催化剂。国内连续重整催化剂的研制以双金属催化剂为主,主要活性组元是Pt-Sn。

我国的连续重整催化剂根据其发展历程可分为三代:第一代为1994年前开发的PS-II和PS-III,其特点为活性好、选择性好、再生性能好,磨损小,其综合性能与UOP公司的R-30系列催化剂相当;第二代为1996～1998年开发的PS-IV和PS-V,其特点是活性、选择性较第一代催化剂有较大提高,尤其是水热稳定性得到大幅度改善,其综合性能与UOP公司的R-130系列催化剂相当;第三代为2001年后开发的PS-VI和PS-VII,其特点是在保持第二代催化剂水热稳定性、活性的同时,选择性进一步提高,特别是催化剂的积炭大幅度降低,其综合性能在总体上与国外PS-40、R-274催化剂相当。通过三代催化剂的研发,国产催化剂在国内逐渐得到广泛应用。下面主要介绍国产第三代的PS-VII连续重整催化剂。其主要物理性质见表2。

新一代PS-VII催化剂具有低积炭速率、高选择性特点,适合于各类连续重整装置,特别是受再生能力限制的装置,可以为企业带来显著的经济效益。PS-VII的初期标定和工业应用结果表明,与原使用国外催化剂相比,在原料质量更差的情况下,产品C+6以上收率提高了3.61%,氢气产率增加了9.55%,芳烃产率增加了1.61%,催化剂的积炭降低了36%,抗磨损能力和持氯能力高。

3.3 连续重整催化剂的再生技术

重整催化剂在使用过程中活性逐渐下降,催化剂的再生是连续重整工艺的关键,是极为重要的过程[15]。

UOP公司连续催化剂再生(CCR)系统由多个单元设施组合而成。待生催化剂从反应器底部流出,进人催化剂集合器,再用N2将待生催化剂提升至再生器顶部的脱气料斗,待生催化剂脱气后下落至再生器顶部。UOP公司采用由Flex-Kleen公司设计生产的在线细粉收集器,除去移动催化剂床层工艺物流中的含铂催化剂细粉,收集器中装有过滤介质,可以捕集细粉。

IFP公司设计的再生器技术把再生分为4个独立的阶段:预烧焦、最终烧焦、氯化更新和焙烧。在预烧焦阶段最大限度地降低导致烧焦过程中催化剂脱氯的主要因素——水分含量,即“干烧”。最终烧焦阶段采用革新的温度和含氧量调节系统。其优点是延长催化剂寿命、提高烧焦可靠性、改进再生器操作灵活性。该工艺花费不大于常规系统,而催化剂年消耗可以减少30%～70%。

4 我国催化重整的原料来源现状

催化重整装置主要是采用直馏石脑油为原料,而我国原油的直馏石脑油收率又比较低,例如:大庆原油的石脑油收率仅为8%左右,其他原油的石脑油收率也不高,石脑油原料短缺在一定程度上已成为制约我国催化重整发展的首要因素。另外,我国以石脑油为裂解原料的比例也在逐年上升,这也将进一步限制了以石脑油为原料的催化重整装置的发展。因此,扩大和优化催化重整装置原料已成为发展催化重整的关键。例如可以把加氢裂化重石脑油、焦化汽油和一定馏程的催化裂化汽油作为重整原料。

加氢裂化重石脑油环状烃(环烷烃和芳烃)质量分数在40%～50%,是理想的催化重整原料;焦化汽油的硫和氮含量较高、辛烷值较低、安定性差,一般都要通过深度加氢精制后才能作重整原料,目前国内许多企业的重整装置都在掺炼焦化汽油,取得了较好的效果[16]。催化裂化汽油进行重整可提高辛烷值,还可解决汽油的硫和烯烃含量高的难题。催化裂化汽油的前段具有烯烃的辛烷值,后段具有芳烃的辛烷值,中间段的辛烷值最低,可以通过催化重整对中间段进行改质。

另外,合理选择原油是解决我国催化重整原料油不足的有效措施,应充分利用原油的不同特点,进行油品、芳烃和乙烯的生产,提高原料的利用率。

5 结 语

结合我国的实际情况,从国内外连续重整技术的发展来看,在连续重整催化剂的研制和开发方面,我国水平已与国外先进水平接近,催化剂的综合性能基本上能满足连续重整的需要。但是,仍然需要作进一步的改进,如探索新的催化材料、新的重整反应体系,以提高芳构化的选择性、重整生成油的产率及氢气的收率,进一步降低催化剂的积碳速率以延长装置的开工周期。

在催化重整原料方面,应设法消除制约瓶颈,调整产品结构,扩大和优化催化重整装置的原料,最大限度生产市场急需产品。