当前位置:首页 >> 能源/化工 >>

UOP重整操作手册-2009


翻译:

校核:

审核:

1

目录
Ⅰ Ⅱ 简介.......................................................................................................................... 4 工艺原理................................................................................................................. 10 A. 重整烃化学 ...................................................................................................... 10 B. 重整催化剂化学原理 ........................................................................................ 16 工艺参数................................................................................................................. 33 A. 重整工艺主要独立变量的讨论 .......................................................................... 33 B. 重整“相关变量”的讨论 ................................................................................. 36 C. 催化剂中毒 ...................................................................................................... 46 Ⅳ 工艺物流和控制 ...................................................................................................... 72 A. 工艺物流.......................................................................................................... 72 Ⅴ B. 控制系统.......................................................................................................... 73 工艺设备................................................................................................................. 84 A. 重叠式反应器................................................................................................... 84 B. 加热炉 ............................................................................................................. 85 C. 换热器 ............................................................................................................. 86 D. 循环氢压缩机................................................................................................... 86 E. 泵 .................................................................................................................... 86 F. 产品分离罐和再接触罐..................................................................................... 86 G. 二甲苯塔.......................................................................................................... 86 H. I. J. K. 塔顶回流罐 ...................................................................................................... 87 燃料气罐.......................................................................................................... 87 脱氯罐 ............................................................................................................. 87 脱丁烷塔/脱戊烷塔 .......................................................................................... 87



L. 脱乙烷塔.......................................................................................................... 87 M. 重整油分离塔................................................................................................... 87 Ⅵ 试车.......................................................................................................................102 A. 反应器准备说明 ..............................................................................................102 B. 检查和准备工作 ..............................................................................................102 C. 首次操作.........................................................................................................106 D. 蒸汽发生系统化学品煮炉 ................................................................................ 119 Ⅶ Ⅷ Ⅸ 正常开工................................................................................................................122 正常操作................................................................................................................129 分析.......................................................................................................................131 A. 半再生重整装置实验室分析计划......................................................................131 B. UOP CCR 重整装置实验室分析计划 ...................................................................134 Ⅹ Ⅺ Ⅻ 故障处理................................................................................................................138 正常停工 ..............................................................................................................139 紧急事故处理 .......................................................................................................142 A. 供电故障.........................................................................................................142 B. 循环氢量下降..................................................................................................142 C. 停循环氢.........................................................................................................142 D. 按计划维修循环氢压缩机 ................................................................................143
2

E. 爆炸、失火、管线断裂或严重的泄漏...............................................................143 F. 水系统故障 .....................................................................................................143 G. 蒸汽系统故障..................................................................................................144 H. 仪表风故障 .....................................................................................................144 ⅩⅢ 特殊程序 ............................................................................................................145 A. 催化剂装填 .....................................................................................................145 ⅩⅣ 安全 ...................................................................................................................149 A. 注意事项.........................................................................................................149 B. OSHA 危险性信息标准 ......................................................................................149 C. 硫化氢中毒 .....................................................................................................151 D. 进入受污染区或惰性气体场合的预防措施........................................................152 E. 进入容器的安全措施 .......................................................................................153 F. 装置一般安全注意事项....................................................................................156 G. 芳烃................................................................................................................157 H. UOP 重整催化剂的安全情况 .............................................................................158 ⅩⅤ 设备鉴定 ............................................................................................................166

3



简介

重整工艺 多年来, 催化重整工艺一直是世界上绝大多数炼厂的主要工艺。 该工艺最初是通过催化 化学反应将较低辛烷值直馏石脑油改质为高辛烷值汽油调合组分。不久来自其它工艺(热裂 化、焦化等工艺)的石脑油馏程油品也作为提高辛烷值的催化重整装置的原料。重整工艺迅 速得到扩大应用,它可以生产芳烃。通过重整、芳烃抽提、分馏等联合工艺可生产出高纯度 苯、甲苯、混合二甲苯。芳烃生成反应中的副产品 H2 可以用于重整进料预处理装置及其它 加氢处理装置。裂化反应的副产品轻烃气体一般都并到炼厂的燃料气系统中。丁烷、其它裂 化副产品通常被用于调节汽油调合组分中的蒸汽压。 因此, 许多炼厂和石化企业已发现催化 重整工艺是一种获利很高的工艺方法。 UOP 催化重整工艺,即 Platforming 工艺,一直在不断的改进来满足工业要求。在催化 剂和工程开发方面的共同努力已提高了重整工艺的灵活性, 以满足当前和今后的要求。 目前, 3 6 有超过 450 套 UOP 重整装置在运行,处理量超过 795000 米 /天(5?lO 桶/天) 。 60 年代末期在催化剂开发领域有一个显著进步。这就是双金属重整催化剂的工业化。 UOP 公司已工业化 6 个系列的双金属催化剂:铂/铼 R-l6 和 R-18 系列、R-20 系列、R-30 系列、R-50 挤压式系列、 R-60 系列和最近开发的 R-130 系列。已经证实这些催化剂均比所 有的单铂催化剂具有更好的活性、稳定性和选择性。在许多情况下,应用这些催化剂炼厂都 可将其重整进料率、 产品辛烷值提的更高。 由于这些催化剂对原料杂质含量和操作波动的敏 感度高,所以炼厂必须密切注意每天的运转情况,以实现高效益,要采取更多的防护措施来 确保进料合格、连续、稳定的操作。只要满足这些要求,炼厂即可实现比以前更好的操作。 1971 年一种新的重整装置开始运转,它使重整工艺发生了巨大变革。这就是第—代连 续重整装置。现在,由于消除了因催化剂降低活性损失而引起的频繁停车,使我们可以获得 极高的苛刻度。 到 1996 年 4 月, 有 134 套此类装置在运转, 处理量超过 318000 米 3 /天 (2?lO6 桶/天) ,并且许多此类装置正在设计和建设阶段。新建装置几乎全部是 CCR 装置。 通用操作手册 本手册为炼油工艺工程师及装置管理人员提供了成功使用 UOP 双金属重整催化剂的必 要资料。本手册不提供某一具体装置所需的详细的操作指导。 要记住 UOP 出版的手册是概述性的资料。 从本手册中的一般步骤中编写出符合自己的装 置的开工步骤是炼厂工程师的责任。在操作人员进行催化剂的装填、开工、停工或再生工 作之前,应为他们提供比较详细的、专用的操作规程。此外,比较详细的紧急事故处理规程 和安全规程(符合所有炼厂现实和国家、省、当地规格要求)亦应该提供给所有的操作人员。 化学符号简写 A A6 A7 etc. Al2 O3 B 或 BZ BTX 芳烃 碳原子数为 6 的芳烃(苯) 碳原子数为 7 的芳烃(甲苯) 铝 苯 苯,甲苯,二甲苯
4

C1 C2 etc. CH CH6 CH7 etc. Cl2 , Cl CP CP6 CP7 etc. Cr EDC F,FFe H2 HC MCP Mn Mo N N6 N7 etc. Na Na2 CO3 NaOH N2 Ni O O2 P P1 P2 P3 etc. Pb PDC PONA Pt Re S T
-

碳原子数为 1 的烃类(甲烷) 碳原子数为 2 的烃类(乙烷) 环己烷 碳原子数为 6 的环己烷(环己烷) 碳原子数为 7 的环己烷(甲基环己烷) 氯气,氯化物 环戊烷 碳原子数为 6 的环戊烷(甲基环戊烷) 碳原子数为 7 的环戊烷(二甲基环戊烷或乙基环戊烷) 铬 四溴乙烯 氟,氟化物 铁 氢分子 烃 甲基环戊烷 锰 钼 环烷烃,氮气 碳原子数为 6 的环烷烃 碳原子数为 7 的环烷烃 钠 碳酸钠(无水碳酸钠) 氢氧化钠 氮分子 镍 烯烃,氧 氧分子 烷烃 碳原子数为 1 的烷烃(甲烷) 碳原子数为 2 的烷烃(乙烷) 碳原子数为 3 的烷烃(丙烷) 铅 二氯丙烯 烷烃-烯烃-环烷烃-芳烃 铂 铼 硫 二甲苯

5

TCE TEL TML X

三氯乙烯 四乙基铅 四甲基铅 二甲苯

芳烃化合物

碳原子数为 6 的饱合环化物(环己烷)

碳原子数为 5 的饱合环化物(环戊烷) -R 重整装置中的通用符号 A ABD Activity acid site ASTM Attenuation BPD BPP BR caustic CCR chg CS DC4 delta P (?P) delta T ( ?T) EOR EP F-1 octane F-2 octane FBR GC GHSV GLC G/O ratio gph 烷基或侧链(如:-CH2 CH3 乙基) — 埃, 10-10 米 — 平均容积密度 — 催化剂活性 — — — — 酸性功能 美国材料实验协会 催化剂金属功能的改变 桶/天

— 桶/磅 — 馏程范围 — 氢氧化钠 — 连续的催化剂再生 — 进料 — 碳钢 — 脱丁烷 — 压差 — 温差 — 运行末期 — 终馏点 —研究法辛烷值 — 马达法辛烷值 — 全沸程 (大约为170-400°F or 88-204°C) — 气相色谱分析仪 — 气时空速 — 气/液色谱法 — 气/油比 — 加仑/小时

6

H2/HC ratio HC HPS HR, ?H IBP lean naphtha LHSV LOI LPS LV% m or M mm or MM metal site micro octane MON MONC MW PONA ppb ppm precursor Platinum Rich naphtha RON RONC RVP Rx scallop scf scfb scfh sch seal catalyst selectivity severity SG shield slump catalyst soda ash SOR stability WABT WAIT wt, wt.%

— 氢油比 — — — — 烃 高压分离罐 反应热 初馏点

— 贫石脑油(烷烃含量高,环烷含量低) — 液时空速 — 燃烧损失,一种分析方法,见UOP 275分析方法 — 低压分离罐 — 体积百分比 — 千的前缀 — 百万的前缀 — 金属功能 — 通过少量试样得到的辛烷值 — 马达法辛烷值 — 清洁的马达法辛烷值 — 分子量 — 烷烃,烯烃,环烷烃,芳烃 — 十亿分之一 — 百万分之一 — 前身 — — — — 铂 富石脑油 研究法辛烷值 清洁的研究法辛烷值

— 雷德蒸汽压 — 反应器 — 扇形筒 — 标准立方英尺 — 标准立方英尺每桶 — 标准立方英尺每小时 — 程序表 (金属厚度的测量) — 密封催化剂 — 选择性 — 苛刻度 — 比重 — 挡板 — 沉陷的催化剂 — 碳酸钠 — 运行初期 — 稳定性 — 加权平均床层温度 — 加权平均入口温度 — 重量,重量百分比

7

UOP P&ID 简写 仪表功能 第一个字母 A B C D E F G H I J K L M N O P Q R S T U V W X Y Z 位置 仪表简写 FIF LG-B LG-R LG-RLT LG-T LG-TG LG-TK LG-TLT 浮子型流量指示 玻璃管液面计-带可见长度 反射式玻璃板液面计-带可视长度 反射式玻璃板液面计-带可视长度-低温用 透光式玻璃板液面计-带可视长度 透光式玻璃板液面计-带可视长度-grafoil 填充 透光式玻璃板液面计-带可视长度-kel-f 填充 透光式玻璃板液面计-带可视长度-低温用 重量 表面 延迟,计算 套管 压力,真空 质量 速度,频率 温度 多变量的 合计 记录 安全 开关 变送器 阀 孔板 点 液位 手动 当前的 电源 扫描 控制站 灯 指示 流量 比 分析 燃烧器火焰 补偿 差 基本原件 控制 扩充字母 后继字母 报警 输出

8

OGV RTD

省略仪表阀 耐温监测器 报警仪表

H L HH LL

高报 低报 高高报(联锁) 低低报(联锁)

9



工艺原理

重整化学简介 以下讨论的是重整工艺中包括的石脑油和催化剂化学。 讨论中尽可能的将石脑油化学和 催化剂化学分开,这样会比较易于理解。但这两部分又有必要的和固有的内在联系,两者之 间的交叉是不可避免的。 本书中给出的材料是以读者熟悉基本的有机化学和热力学平衡的概 念为基础的。讨论的题目如下: A. 重整烃化学 1. 进料和产品的组成 2. 重整反应 3. 相对反应速率 4. 反应热 5. 平衡限制 6. 压力和温度对反应选择性的影响 7. 反应器中的烃转化 B. 重整催化剂化学 1. 双功能催化剂中心 2. 压力影响 3. UOP 重整催化剂 A. 重整烃化学 1. 重整进料及产品的组成。 重整装置的进料为石脑油,一般含有 C6 ~C11 的烷烃、环烷烃、芳香烃。重整工艺的目 的就是从环烷烃和烷烃中生产芳烃, 可作为汽油(由于其高辛烷值)或作为芳烃的特殊组分的 来源。在生产汽油的方案中,进料一般含有 C6 ~C11 的烃的全部馏分,从而扩大原油中生产 汽油的量。在生产芳烃的方案中,进料一般是选择范围更小的烃(如:C6 ;C6 ~C7 ;C6 ~C8 ; C7 ~C8 ),它们是所需的芳烃产品的来源。对于任意一种生产过程来说,其进料中各组份发生 化学反应的机会是均等的,但是,在大多数情况下,芳烃处理工艺主要着重于 C6 和 C7 烃反 应,这些反应既缓慢、又不易进行。 来自不同原油的石脑油在其“重整难易性”方面变化很大。 这种“重整难易性”主要取 决于石脑油中所含的各种类型的烃(烷烃、环烷烃、芳烃)的含量。芳烃通过重整塔后保持不 变。绝大多数环烷烃迅速、有效地发生芳构化反应生成芳烃。这便是重整工艺的基本反应。 烷烃是最难转化的化合物,在绝大数低苛刻度的生产过程中,只有少量的烷烃转化为芳烃。 在高苛刻度的生产过程中,烷烃转化率较高,但仍然较慢,不易进行。 图Ⅱ-1 显示了在典型的重整装置中,“贫”石脑油 (烷烃含量高、环烷烃含量低)和 “富”石脑油(烷烃含量较低、环烷烃含量较高)必然发生的烃转化率。对于富进料来说,低 烷烃转化率是必要的,这使得操作更加容易、更加有效。 为了对重整化学有更好的理解, 在下面的部分中将详细说明所有烃转化过程中包括的每

10

种反应类型,相对反应速率、反应热、平衡限制以及温度和压力的影响。 2. 重整反应 在重整工艺中发生的下列反应,某种程度上取决于操作的苛刻度、以及进料的质量、催 化剂类型。 a. 环烷烃脱氢反应 从环烷烃(环己烷或环戊烷)形成芳烃的最后一步是环己烷脱氢(见图Ⅱ-2) 。环己烷转 化为相应芳烃的反应极其迅速、且基本上定量。因为脱氢反应极其容易发生,并容易产生芳 烃以及副产品 H2 ,所以,环烷烃显然是最理想的进料组分。该反应为强吸热反应。催化剂的 金属功能可促进该反应,并且在高反应温度、低操作压力下该反应更易进行。 催化剂的酸性功能和金属功能在催化剂化学部分讨论。 这里主要说明哪个反应被酸性功 能催化的,哪个是由金属功能催化的。 b. 环烷烃和烷烃的异构化 ⑴ 环戊烷异构化为环己烷(见图Ⅱ-3)在环戊烷转化成芳烃中必须作为第一步首先发 生。该异构化包括环的重新排列,但开环而形成烷烃的可能性很高。因此,烷基环戊烷生成 环已烷的反应不是 100%选择性的。该反应主要取决于工艺条件。 ⑵ 烷烃异构化(见图Ⅱ-4)发生在工业化重整操作中,但是在典型的操作温度下,热 力学平衡非常不利于(高辛烷值)支链异构物的生成, 在生产汽油的过程中, 该反应的确使得 粗汽油的辛烷值得到改进。 异构化反应是由碳离子间的反应而引起的。 这些反应由催化剂酸性功能促进, 且与操作 压力关系不大 c. 烷烃的脱氢环化反应 烷烃的脱氢环化反应(见图Ⅱ-5)是重整工艺中最难进行的反应。它包含非常难发生的 烷烃转化为环烷烃的分子重排过程。若为轻烷烃,平衡考虑限制该反应。 因为增加了环烷烃形成的统计学可能性。 分子量越大, 烷烃的环化反应越易进行。 然而, 在这同时重烷烃加氢裂化的可能性增加了。在低压、高温条件下对脱氢环化反应有利。催化 剂的酸性和金属功能均能促进此反应。 d. 加氢裂化反应 由于进料烷基环戊烷和烷烃必须经历拉伸环异构化和环形成反应, 而且因为催化剂需具 有酸性功能,所以,酸性促进的加氢裂化反应(见图Ⅱ-6)的可能性非常大。烷烃加氢裂化 反应相对较快,且高压、高温有利于该反应。通过加氢裂化反应,使汽油馏分中的烷烃消失 的确浓缩了产品中的芳烃,因此提高了辛烷值。然而,该反应却消耗了 H2 并使得重整产物 的收率降低。 e. 脱甲基反应 脱甲基反应(见图Ⅱ-7)一般只发生在非常苛刻的重整操作(高温、高压)中。在某些条 件下, 脱甲基反应在半再生重整装置更换催化剂或催化剂再生后发生。 该反应为金属催化的 反应,高温、高压可促进该反应进行。该反应在催化剂注硫或加入第二金属(象某些双金属 催化剂)后削弱了金属功能后会受到抑制。 f. 芳烃的脱烷基反应 芳烃脱烷基反应(见图Ⅱ-8)与芳烃脱甲基反应相似,不同之处仅仅是从环上脱去的部 分大小不同而已。 如果烷基侧链足够大, 该反应可被形象地认为是被酸性功能催化的支链上 的碳离子的裂化。高温、高压有利于脱烷基反应的进行。 表Ⅱ-1 中列出了促进重整工艺中发生的反应的条件。 表Ⅱ-1 重整反应

11

反应 环烷烃脱氢反应 环烷烃异构化反应 烷烃异构化反应 烷烃的脱氢环化反应 加氢裂化反应 脱甲基反应 芳烃脱烷基反应

催化剂 金属功能 酸性功能 酸性功能 金属/酸性功能 酸性功能 金属功能 金属/酸性功能

由温度促进 高温 低温 低温 高温 高温 高温 高温
* *

压力 低压 ----低压 高压 高压 高压

* 低温促进异构/正构比变高;异构化的速率随温度升高而升高。 由于重整进料中含有的烷烃、 环烷烃范围较宽, 而且反应速率随着反应物的碳原子数变 化而发生明显的变化,所以这些反应串联发生,形成了更加复杂的总反应过程,见图Ⅱ-9 所示。 3. 相对反应速率 在试验纯组分工作中,在中试装置对单独的烃进行重整。组分研究通常是在 C6 烃中的 正己烷、 甲基环戊烷、 环己烷和 C7 中的正庚烷、 甲基环己烷、 二甲基环戊烷。 操作压力在 5~ 2 21kg/cm (70~300 磅/平方英寸( 表压))之间变化,而反应温度则在 450~550℃(840~ 1020℉)之间变化。使用循环氢时,氢油摩尔比一般是 5~7。绝大多数试验运行周期短,并 被设计用于建立反应相对速率以及操作条件对芳烃选择性的影响。 在低转化率下取得纯组分数据,被用来估算各种 C6 和 C7 烃的相对反应速率。吸附影响、 催化剂失活、以及其它因素将会改变调合组分或工业石脑油进料的相对反应速率,但是,该 分析使人们对重整基本的动力学原理有了较深的认识。 动力学分析结果概括在表 1 中, 反应 速率为相对于正己烷脱氢环化速率的相对反应速率。 表Ⅱ-1 C6 和 C7 烃的相对反应速率 烃类别 碳个数 反应级别 异构化反应 脱氢环化反应 加氢裂化 脱环(环打开) 脱氢反应 烷 烃 环烷烃 烷烃 C6 C7
*

烷基环戊烷 C6 -10 --5 -C7 -13 --3 --

烷基环己烷 C6 -----100 C7 -----100

相对反应速率 10 13 -1.0 3.0 ---

-4.0 4.0 ---

* 数据都是根据纯组分和纯组分混合物的初始率中确定的。 均为与正己烷脱氢环化速率 相比而得的相对反应速率。 C6 和 C7 烷烃的主要反应的速率明显不同, 己烷脱氢环化速率仅为加氢裂化反应速率的三 分之一, 因而转化为苯的正己烷较少。 正庚烷加氢裂化速率与正己烷加氢裂化速率大致相同, 因而正庚烷脱氢环化率较快(大约是己烷的四倍) ,这样使得正庚烷与己烷相比较而言,转 化为芳烃的部分明显很高。两种烷烃都迅速地异构为不同的异构体。 环烷烃的反应速率显示出烷基环戊烷和烷基环已烷之间有明显差异。 环己烷的脱氢反应 非常迅速并且可以完全转化为芳烃。 环戊烷在很慢的速率下反应, 同时进行异构化转化成相 应的环己烷和开环转化成烷烃两种反应。 对于烷基环戊烷来说, 异构化速率与总的反应速率(异构化加上开环)的比值给出了其转 化为芳烃的预期选择性。对于甲基环戊烷该比值为 O.67,对于二甲基环戊烷比值为 0.81。
12

碳原子数增加异构化的容易程度也增加,且 C8 烷基环戊烷具有相对高的芳烃选择性。 烷烃在形成芳烃时显示出最低的反应速度和最差的选择性。 烷基环戊烷, 虽然其反应度 和选择性比烷烃要好一些,仍然具有产生芳烃量较少的特性。烷基环己烷可以迅速、定量地 转化为芳烃。 4. 反应热 烷烃转化为环烷烃、环烷烃转化为芳烃、烷烃加氢裂化的总反应热如表Ⅱ-3 所示。 表Ⅱ-3 反应热 典型的反应热 反 烷 烃 应 环烷烃 芳 烃 △热(千卡/摩尔 H2 ) +10.5 吸热反应 +16.9 吸热反应 -13.5 放热反应

环烷烃 加氢裂化

烷烃脱氢环化和环烷烃脱氢反应均为强吸热反应,使重整前两个反应器具有很大的温 降。一般来说,最后一个反应器内发生烷烃脱氢环化和加氢裂化联合反应,总的动力学可能 是放热的、也可能是吸热的,这取决于工艺条件、原料性质以及催化剂等。 5. 平衡限制 在大部分现代的燃料型重整装置条件操作下,平衡不限制进料中主要组分的转化程度。 但如果 BTX 进料中含有大量的轻烃,对于这种进料来说,平衡要影响转化程度。受热力学影 响最大的是碳原子数为 6 的烃类。 对这个系统将做温度和氢分压对平衡比的影响的测试。 同 样的分析可用在碳原子数为 7 和 8 的烃类系统,但在这些系统中热力学的影响程度很低。 下面的例子说明了计算不同反应的平衡比所使用的技术。 下面以正己烷环化脱氢转化为 甲基环戊烷的反应为例。 nC6 K1 K2 MCP+H
2

这里 k1 和 k2 分别是正反应和逆反应的平衡常数。 平衡时,下面的方程成立 K1 Kp = K2 (PMCP )(PH2) = (PnC6 )

这里 Kp 是平衡常数,P 是组分的分压。Kp 值越大,反应越容易进行。 这个反应的平衡速率变为 (PMCP ) = (PnC6 ) PH2 Kp

Kp 的值可以通过反应物和产物的热力学性质计算出来,这样就可以得到平衡限制的范 围。 图Ⅱ-10 给出了对于正己烷环化脱氢转化为甲基环戊烷反应中温度和氢分压对平衡比 的影响。通常可以看出平衡比很低,但随着温度的升高和氢分压的降低平衡比会迅速增加。

13

必须指出, 在发生己烷转化为环烷前反应器内的甲基环戊烷的量一定在平衡量以下。 由于低 的氢气压力会抑制加氢裂化反应, 己烷转化为芳烃的选择性在低压高温的操作条件下会大大 加强。 甲基环戊烷异构成环己烷的反应中反应物和产物中都没有氢气, 所以平衡比只是温度的 函数。图Ⅱ-11 给出了甲基环戊烷异转化成环己烷的反应中温度对平衡比的影响。在正常的 温度范围下平衡比很慢并随温度的增加略有增加。 这种低的平衡比抑制了甲基环戊烷异构化 成环己烷, 这是因为在进行甲基环戊烷的反应前环己烷的浓度要降到很低的水平。 环异构反 应的复杂性和动力学原因使甲基环戊烷异转化成苯的选择性大大低于 100%。 环己烷脱氢后转化为苯的反应在重整反应中是最快的而且是最简单的。 温度和氢分压对 这个反应平衡转化的影响见图Ⅱ-12。在整个典型的重整操作条件范围内苯的形成是最容易 的。所以,这个反应是必不可少的而且热力学因素对选择性的影响很小。 6. 温度和压力对反应选择性的影响 随着纯组分平衡中试装置研究范围的扩大, 温度和压力对正己烷、 甲基环戊烷和正庚烷 转化成芳烃的选择性的研究更加深入了。这些烃类的选择性较低,因此,优化操作条件使选 择性变的最高是提高芳烃收率的关键。 操作条件对正己烷转化为苯的选择性的影响见图Ⅱ-13。在这里把己烷转化成的苯和所 有的己烷的摩尔比定义为苯的选择性 (由于转化是以所有消失的己烷为基础的所以产物中的 异己烷被当作未转化的己烷) 。本质上这是发生己烷脱氢反应的程度。在图Ⅱ-13 中可以看 出, 在每个压力下正己烷转化为苯的选择性随温度的升高而升高。 随温度的增加平衡转化能 促进脱氢环化反应。 降低压力可以提高选择性, 这是平衡比提高和加氢裂化速率被抑制的共 同结果。 反 应 器 的 温 度 在 538 ℃ ( 1000 ℉ ) 将 装 置 的 压 力 从 14kg/cm2 (200psig) 降 到 9 kg/cm2 (130psig) 后 , 正 己 烷 转 化 为 苯 的 选 择 性 会 增 加 33% , 进 一 步 将 压 力 降 到 5 kg/cm2 (70psig)后,选择性与 14kg/cm2 (200psi 表)时相比会提高 70%。在高温低压下操作会 使从己烷得到的苯的收率大大提高。但在这些条件下,生焦速度也非常快,催化剂的稳定性 变成了一个主要的问题。 工艺条件对甲基环戊烷转化为苯的选择性的影响见图Ⅱ-14。提高温度降低压力甲基环 戊烷显示出和正己烷一样选择性提高的趋势。 在同样的条件下, 甲基环戊烷的选择性是正己 烷选择性的 2 到 3 倍。在 7 kg/cm (100psig)压力和 538℃(1000℉)的温度下可以得到最 高的选择性 (大约 70%) 。 将压力提高到现在许多固定床 BTX 重整装置的 21 kg/cm2 (300psig) 的操作压力,选择性会降到大约 50%。因此,通过在低压下操作可以将甲基环戊烷转化为苯 的选择性提高 40%。 图Ⅱ-15 给出了正庚烷在不同条件下反应的结果。庚烷转化成甲苯的选择性和己烷转化 为苯的选择性相似。 降低压力可以提高选择性, 这是平衡比提高和加氢裂化速率被抑制的共 同结果。例如,反应器的温度在 538℃(1000℉)将装置的压力从 21 kg/cm (300psig)降到 14kg/cm (200psig) 后 , 庚烷 转 化 为甲 苯 的选 择 性 会增 加 30% ,进 一 步将 压 力 降到 7 kg/cm2 (100psig)后,选择性与 21kg/cm2 (300psig)时相比会提高 60%。在同样的条件下,庚 烷转化为甲苯的选择性是正己烷转化为苯的选择性的 2 到 3 倍。 7. 反应系统中的曲线:工业化的重整数据 讨论完不同的重整反应的相对速率、 平衡限制和反应热后, 现在可以对重整工艺进行测
2 2 2

14

试了。从烃的浓度、产品质量、反应物通过反应器系统的温度这几个方面来对一个低压、生 产汽油的重整进行讨论。 下面的数据是从一个四台反应器的工业化的重整装置上得到的。 对进料、 产品和中间反 应器取样, 这样可以跟踪整个反应器的烃转化和产品质量。 从这个装置上得到的数据从实际 上真实的论证了上面计论的烃化学。 图Ⅱ-16 给出了整个反应系统中各种烃类的收率,单位是每 100 摩尔进料中各种烃的摩 尔数。在所有催化剂 0.1、0.25、0.5、1.0 处的线给出了反应器的分界和取样点。在这种操 作条件下,在 1、2、3、4 反应器中每 100 摩尔的进料转化的芳烃分别是 22、10、5.5 和 5.5 摩尔。因为反应速度很快,进料中 95%的环己烷消失在第一台反应器中。由于反应较慢,在 1 到 4 反中每 100 摩尔进料中的环戊烷消失的值为 4.5、4.0、1.0 和 0.5 摩尔。在绝对摩尔 水平上,烷烃的消失和环戊烷的转化相当(每 4.0、4.0、7.0 和 6.5 摩尔每 100 摩尔进料) , 但要以每摩尔特定的烃进料的转化百分比为基础的话,烷烃的转化就比较慢了。 表Ⅱ-4 列出了各种烃以其占重整装置进料的百分比为基础的转化。 表Ⅱ-4 每个反应器中烷烃和环烷的转化 反应器 进料中各种烃的转化% 环己烷 环戊烷 95 39 3 35 7 0* 9 13 1* 4 12 99 87 39 1 2 3 4 总转化

烷 烃 7 * 浓度太低不能精确测量。

从图Ⅱ-16 和表Ⅱ-4 可以看出环己烷大量的迅速转化, 环戊烷转化较慢, 烷烃转化最慢。 注意烷烃转化中没包括异构化。 图Ⅱ-17 证明了环戊烷碳个数对转化率的影响。在一反中,甲基环戊烷的绝对量通常没 有变化或者升高。 这个升高是由于环己烷异构引起的, 但这种情况只发生在低苛刻度的装置。 图Ⅱ-17 显示较重的环戊烷具有更快的转化率。C9 及更重的环戊烷基本上在前两个反应器中 会完全转化。C6 、C7 和 C6 环戊烷反应相对慢一些。 图Ⅱ-18 给出了反应器内的反应物流中烷烃的含量(对进料的摩尔百分比) 。值得注意 的是在前两个反应器中 C6 和 C7 烷烃的量有所增加。这是由于重的烷烃裂化(注意 C9 到 C11 烷烃很快消失)和 C6 和 C7 环戊烷开环形成相应的烷烃所造成的。形成环的容易程度增加、 脱氢反应和加氢裂化速率增加导致重的烷烃转化率更高。 图Ⅱ-19 显示通过反应后 C6 到 C8 的烷烃异构化增加。 这些异构烷烃和正构烷烃的比值接 近但没达到平衡值。异构化导致余下的烷烃部分辛烷值升高。 这些结果造成的一个重要的影响见图Ⅱ-20。图中按碳原子的数量给出了整个反应器内 的芳烃的含量(对进料的摩尔百分数) 。当然,形成的每种芳烃的量与进料中该芳烃的前身 含量有关。形成芳烃的速率可以由形成芳烃反应的动力学来表示。C10 和 C11 芳烃都在前两个 反应器中形成。在后两个反应器中没有生成这两种芳烃。图Ⅱ-18 显示在后两个反应器中有 C10 和 C11 烷烃的转化,感觉上会有一些烷烃的转化是脱氢环化,但发生的是脱烷基而形成较 轻的芳烃。 在整个反应器系统中都有 C7 到 C9 芳烃形成。通过前几个图我们可以发现在第三和第四 反应器中 C7 到 C9 芳烃非常少,这是由于环烷烃转化造成的,因为大部分的环烷烃前身都在 前两个反应器中转化为芳烃了。 这部分芳烃产品是由烷烃的脱氢环化和较重的芳烃脱烷基而 形成的。最后,在第三和第四反器中基本没有苯产品形成。这是由于环己烷以非常快的速度 在第一和第二反应器中转化成苯了, 较慢的甲基环戊烷转化在第三反应器中进行, 以及最小
15

限度的己烷转化造成的。在这种中等苛刻度的条件下己烷的转化是非常低的。在现代的 BTX 重整装置中采用更苛刻的工艺条件(低压)以增加己烷转化为苯的转化率。 图Ⅱ-21 显示经过反应后辛烷值的增加。可以预测在第一反应器中辛烷值的增加速度很 快,这是由于大量的环烷烃转化为芳烃。较慢的异构化反应、加氢裂化和脱氢环化反应使最 后一个反应器中辛烷值增加。 最后,图Ⅱ-22 给出了反应器的温度曲线。出入口温度可以实际测量出来,曲线的形状 是根据重整动力学模型做出来的。 B. 重整催化剂化学原理 1. 双功能重整催化剂化学原理 表Ⅱ-1 和图Ⅱ-9 所示的反应检测说明了有些反应是酸性功能催化的反应,而另外一些 反应则是金属加氢-脱氢催化剂功能催化进行的反应。正因如此,重整催化剂必须达到如图 Ⅱ-23 所示的金属和酸性功能间的平衡。这对最大程度的进行脱氢反应和脱氢环化反应的同 时使加氢裂化反应最少是非常重要的。这个平衡在半再生催化剂循环期间控制正确的水/氯 比和适当的再生技术来维持的。 控制水/氯比的重要性可以通过将催化剂表面想象成由按一定规律排列铝和氧原子构成 的球状和棒状模型,氢和羟基群在这些球和棒上随机的排列。气相的 HCl 和 H2O 与表面的羟 基群和氯处于平衡状态。 如果气相中水过多的话会将表面的氯除掉, 从而使催化剂的氯含量 过低。如果气相中氯含量过大的话会有相反的作用。因此,控制好水/氯比对于维持催化剂 的酸性功能是至关重要的。 另一方面,在催化剂再生过程中金属功能(当然也包括酸性功能)受影响最大。利用球 棒模型, 我们可以想象一种铝-氯物质以某种方式附着在表面 (即通过一个氧原子或铝原子) 。 没有人确切的知道这个稳定的结构, 但氯存在于氧化的环境中有助于铂在表面的分散。 温度 也影响铂的活性和催化剂的持氯能力。 双功能催化剂包括两种独立的、 特殊的活性中心并且反应的分子从一个活性中心移动到 另一个活性中心。 目前认为一个单独的活性中心或单独的复合物与整个反应过程有关联。 应 指出的是,这仅是一种概念而已。还没有得到证实。众所周知,催化剂制备方法至少在某种 程度上,与活性组分绝对含量一样,影响了催化剂的活性,从而说明了一种特殊的交叉重叠 法或重新排列法是临界的、苛刻的。此外,由于一个现代重整催化剂的反应速率如此之高, 所以必须对发生在两个独立的活性中心之间的物质转换加以限制。 独立的复合活性中心观念并不影响重整催化剂内在的双功能特性。 表面必须仍然具有酸 性功能和金属功能的特性。酸性特性主要负责通过氢化物离子脱除或是通过质子添加到 双键上形成碳离子。反过来,碳离子在异构化反应和加氢裂化反应中是中间体。金属特性则 主要负责从烃中脱氢、 氢气分子的分解以及把氢原子再添加到未饱和烃中。 将这两种功能组 合到一个复合活性中心中允许这些反应以互相配合的方式发生。 2. 压力在催化剂设计的影响 为了某种特殊的目的, 可以提高重整催化剂的酸性。 最好的例子是 R-15 LPG 重整系统, 在这个装置中主要的产品是丙烷和丁烷。 这个目的可以通过向催化剂中添加另一种酸性组分 来实现。图Ⅱ-25 是在采用相对适中的工艺条件处理中部大陆石脑油的情况下,这种酸性的 增加对产品分布的影响。 如果相同的催化剂系统在较低的压力下操作,由于酸性或催化剂的裂化性能显著降低, 产品的收率会有显著的变化。 图Ⅱ-26 显示的是较低的压力对 R-15 催化剂性能的影响。 在7 2 kg/cm (100psi 表)的压力下,R-15 催化剂的性能和普通的重整催化剂的性能非常相似。
16

压力对标准的重整催化剂的影响是较低的反应压力降低了裂化产生的趋势, 增加了烷烃 和环烷烃转化为芳烃的选择性。 (前面已讨论过) 图Ⅱ-27 显示的是对于一个给定的重整系统,轻烃的收率和压力之间的关系。随着压力 的降低,C5 +的收率升高,副产的氢气量会降低。 轻烃的来源是烷烃的裂化。将反应压力从 35 kg/cm2 (500psi 表)降到 11 kg/cm2 (150psi 表)后, 从烷烃转化的芳烃量可以增加 40%。 图Ⅱ-28 显示的是催化裂化的减少和这些烷烃转 化为芳烃的选择性的提高所产生的结果。 由于降低反应压力使 C5 +的收率升高,所以在较高的苛刻度下可以使辛烷值-桶收率提 2 高。图Ⅱ-29 显示出恒定的进料条件下压力将反应器压力从 21kg/cm (300psi 表) 降到 7 kg/cm2 (100psi 表)后,最大的辛烷值从 96 RONC 增加到大约 99 RONC。在图Ⅱ-30 中,如果 压力保持不变,进料中的 N+2A 升高,最大的辛烷值也会增加。 *:辛烷值桶收率定义为 C5 + 体积收率与 C5 +RONC 的乘积。 3. UOP 重整催化剂 . 上面讲述的这些压力和收率之间的关系使 UOP 在很早前就关注低压重整。在那种条件 下,收率增加的优势是明显的,但问题出在催化剂的稳定性上。 图Ⅱ-31 显示出增加辛烷值和降低压力对催化剂稳定性的影响。从图Ⅱ-29 可以看出如 果要得到最大的辛烷值桶收率会使催化剂失活速度增加 6 倍。 为了达到这个目标,UOP 一直在努力开发更稳定的(同时有高的收率)催化剂。金属铼 的加入使单金属催化剂的稳定性(R-16 系列)提高了 4-6 倍,同时活性也有提高。随后不 久又开发出了 R-20 系列催化剂。虽然不像 R-16 系列催化剂那样稳定,但 R-20 系列催化剂 与单铂催化剂相比在稳定性上有了非常大的提高。R-30 系列催化剂比高液收的 R-20 系列催 化剂有了进一步的改善。R-30 系列催化剂最初与 R-20 系列催化剂有着相同的选择性,同时 在低压条件下具有比 R-20 系列催化剂和 R-16 系列催化剂更高的活性和稳定性。 这使得 R-30 系列催化剂专门用在 UOP 连续重整装置上。 R-50 催化剂在相同收率的条件下稳定性比 R-16 系列催化剂高 1.7-2.0 倍,同时活性也 有所提高。在维持相同的活性和收率的条件下,R-60 系列催化剂在稳定性方面比 R-50 系列 催化剂有了进一步的提高。 图Ⅱ-32 是将单铂催化剂作为一个参考点对 UOP 半再生催化剂进行的比较。 应该指出的是, 双金属催化剂由于其控制的金属和酸性组分更加精确, 所以比其它所有 的铂催化剂对原料中硫、水等杂质更敏感。与双金属催化剂重整操作有关的许多问题,尤其 是在旧装置中都可以归因于装置中的过量硫、水。这些杂质问题将在其它部分进一步讨论。 表Ⅱ-5A 和Ⅱ-5B 是 UOP 半再生重整催化剂的比较, 表中列出了从 R-9 到 R-62 半再生重 整催化剂的主要性质。 表Ⅱ-6A 和Ⅱ-6B 是 UOP 连续再生重整催化剂的比较, 表中列出了从 R-30 到 R-134 连续 再生重整催化剂的主要性质。 本部分所提供的信息来自于 UOP 其它的技术文件。 研究部门、 技术服务部门和工艺开发 部门的重整组对本部分所给出的大部分理论和数据负责。炼厂的操作人员应记住这些信息。

17

18

19

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

32



工艺参数

本节讨论重整操作的主要参数, 与装置性能的关系以及由于操作变化产生的性能变化等 等。 表Ⅲ-1 中列出了相关的操作参数,实际应用中,利用这些参数足以限定重整操作。 主要的重整参数 独立变量 ?催化剂类型 ?反应器温度 ?空速 ?反应器压力 ?H2/HC 比率 ?进料性质 ?进料添加剂 虽然变量之间(如:反应器温度、反应器压力、反应器流出物收率在第Ⅱ节工艺原理中 有讨论)存在内在的关系,但是本节只在可能之处单独讨论每个独立变量 A. 重整工艺主要独立变量的讨论 在此,只简单扼要地讨论主要工艺参数对重整操作的影响。 1. 催化剂类型 催化剂的选择必须满足连续重整特殊的工艺要求。 UOP 连续重整催化剂(表Ⅱ -6A 和 Ⅱ -6B 中的一个)已经在收率、活性和积碳方面上做了优化。本节中不讨论诸如氯化物含量、 铂含量、催化剂基本配方和活性程度等等。 2. 反应器温度 重整反应器催化剂床层温度是炼厂达到产品质量要求的主要控制参数。 重整催化剂能够 在大范围温度下操作,并且对产品收率和催化剂稳定性的不利影响甚少。但是, 560℃ (1040℉)以上的高温,则可能导致重整产物和氢气的收率的降低以及催化剂积碳速率的加 快。 反应器的温度有两种表示方法,一个是“加权平均入口温度”,简称“WAIT”;另一个 是“加权平均床层温度” ,简称"WABT”。 这两种温度计算方法如下: ①WAIT=“床层催化剂重量分数总和”乘以“床层入口温度” ②WABT=“床层催化剂重量分数总和”乘以“床层入口和出口温度的平均值” 虽然 WABT 能更好地反映出催化剂平均温度或反应条件, 但 WAIT 因其计算方法和简易性 而在计算中广泛采用。 这两个温度都不能准确的表示出平均的催化剂床层温度。 下面的讨论 采用 WAIT。WAIT 和 WABT 的差有一个标准,可以用 WAIT-WABT 来计算反应器需要的温度。 3. 空速 空速是计算在一定时间内、 一定量的催化剂所处理的石脑油的量。 当采用石脑油的小时 体积进料量和催化剂体积时,该术语叫作“液时空速”(LHSV)。当采用重量时,该术语则称 相关变量 ?催化剂活性 ?反应器流出物收率 ?产品质量 ?催化剂稳定性

33

作“重量空速”(WHSV)。当催化剂密度、体积给定时,这两种空速都可以用来监视重整装置 的操作。UOP 公司通常使用液时空速 LHSV,单位为 hr ,这是因为大多数炼厂使用体积进料 量,并且得到的是大小适宜的数值。 空速对产品的质量(如: 辛烷值)有很大的影响。 空速越高 (停留时间越短) , 产品的 RONC 越低,或者在 WAIT 不变时发生的反应就越少。升高反应器温度将抵消这个影响。常规的重 整设计参数内,空速对装置的产品收率没有多少影响。在很低的空速下,热反应会降低重整 产物和氢气的收率。 虽然空速没有上限值, 但却要通过提高反应器温度来达到产品质量指标 (RONC) ,这将导致不利的热反应发生,从而降低产品收率。 4. 反应器压力 由于其对反应速率的固有影响,氢分压是一个基本的操作参数,但是为了便于使用,已 对下面的资料进行了调整,从而可以采用总的反应器压力,并且不需要 H2 纯度。 由于在最后一个反应器中,通常装有 50%的催化剂,因此 UOP 通常将末反入口压力作 为平均反应压力。分离器压力作为一个操作参数,是一个受限制的值,因为装置到装置之间 的压力降可以认为是不同的, 并且即使在同一装置内, 压力降亦会随着进料量, 循环气流速、 循环气比重等因素变化。 反应压力对重整装置收率,反应器温度要求,以及催化剂生焦速率有影响。虽然在实际 设计中反应压力的限制值有一定影响,但理论上它是没有什么限制的。 降低反应器压力,将会提高 H2 和重整产物的收率;降低以达到产品质量指标所需的反 应温度,但会加快催化剂生焦速率。 5. 氢油比 H2 /HC 比定义为:循环 H2 的摩尔数/进入装置的石脑油的摩尔数。 在重整装置操作中,为降低催化剂生焦速率循环 H2 是必要的。也可有效地从催化剂中 清除反应产品和冷凝的物料,并给催化剂提供已准备好的可用的 H2 。 氢油比增加,会使石脑油以更快的速率通过反应器,并且为吸热反应提供更大的热量。 最后结果是降低催化剂生焦速率,且对产品质量或收率没有多大影响。 氢油比对生焦速率的影响不仅仅取决于循环氢。 重整氢和循环氢中的氢气纯度对降低生 焦速率有相同的影响。 这个影响在第一反应器中较小而在后面的反应器中较大, 这是因为大 部分氢气是在第一反应器中产生的。图Ⅲ-20 可以用来计算氢油比对生焦速率的影响,这些 将在后面进行讲述。使用图Ⅲ-20 时,要用反应器中产的氢气来定义一个总的氢油比。只对 催化剂积碳速率有影响的总的氢油比定义为去反应器的混合进料中的氢油摩尔比与重整外 送氢摩尔数的 70%与进料的摩尔数的比值的和。 6. 进料的性质 在本节讨论重整变量时原料性质不再变化,它们如下: 性质 实验室方法 原料来源 初馏点(IBP) 中馏点(50%) 终馏点(EP) 烷烃含量(P) 环烷烃含量(N) 芳烃含量(A) UOP 880 ASTM D 一 86 蒸馏
-1

通常,后面描述的计算步骤是以中试装置和以前的工业数据相对比为基础的。适用的 PONA 分析方法是 UOP880。UOP273 测试方法给出的全馏程进料中环烷烃的量是不精确的,这 是因为多环环烷烃的存在引起的。如果烯烃含量高于 2LV%,可以采用 UOP777 测试方法。
34

这些对比只能表示出直馏石脑油的特性。 其它的重整原料如: 催化裂化石脑油和焦化石 脑油在这些对比的范围之外。 在工艺参数这章的 B-5 部分中有用于催化裂化石脑油和焦化石 脑油的催化剂生焦速率的调整因素的讨论。对于烷烃的处理也在 B-5 部分中。 低初馏点的进料(IBP<77℃)中通常含有大量的 C5 -。进料中的戊烷不能转化为芳烃, 因此这些不能转化的戊烷会经过异构化和/或裂化形成轻的组分。由于这些轻组分的辛烷值 较低,会使整个重整生成油的辛烷值降低,这会导致重整装置苛刻度更高。后面的一页会举 例说明 C5 对重整苛刻度的影响。 低终馏点的进料中含有过多的 C6 和 C7 。这些物料很难进行重整。另一方面,如果进料 的终馏点过高会导致催化剂的结焦速率变高。同时还会使重整生成油的终馏点过高。 下面的例子可以帮助了解这些影响,可以提供一个新的 RONC 苛刻度的估计方法(需要 进一步的与活性、稳定性和收率的对比) 。 a. 工艺条件 进料量 重整油 C5 +收率 LV-% 重整油 C5 +RONC 进料中戊烷量 正戊烷 异戊烷 环戊烷 1590m /天(10000BPD) 82.08 98.2 3.0 LV-% 1.7 LV-% 1.0 LV-% 0.3 LV-%
3

如果各种戊烷的含量不清楚,可以假设异戊烷占 40%,正戊烷占 60%。 b. 计算总的产品辛烷值-立方米(辛烷值-桶) 进料 1590 c. ? ? 收率 0.8208 ? ? 辛烷值 98.2 = 128158 辛烷值- m3 = 806026 辛烷值- 桶

10000 ? 0.8208 ? 98.2 计算产品 C5 辛烷值-立方米(辛烷值-桶) 进料 1590 ? (进料中的 C5 百分数) ? ? (0.017?0.9) ? (0.017?0.9) (0.010?0.9) (0.010?0.9) (0.003?0.9) (0.003?0.9) 1321 8307 来自进料的 C5 = ? ? ? ?

(假设进料中 90%的 C5 进入产品) 正戊烷 辛烷值 63.0 = 1532 辛烷值- m3 63.0 92.3 92.3 101 = 9639 辛烷值-桶) = 1321 辛烷值- m3 = 8307 辛烷值-桶) = 434 辛烷值- m3 = 2727 辛烷值-桶) = 3287 辛烷值- m3 = 20673 辛烷值-桶)

(10000 ? 异戊烷 1590 ? (10000 ? 环戊烷 1590 ? 总的 C5 d. (10000 ? 1532 + ( 9639 + -

? 101 + 434 + 2727

计算反应内产品的总的辛烷值-立方米(辛烷值-桶) 总的产品 总的反应生成的产物的 124871 辛烷值- m3 785353 辛烷值-桶) = 总的反应生成的产物 1262 m3 7938 桶)

12158 3287 = (806026 20673 = e. 计算反应器内产品的总体积 总的产品 来自进料的 C5

(159 * 0.8208) - (1590*0.003*0.9) = ( (10000*0.8208)- (10000*0.003*0.9) = f.

计算实际的辛烷值 =总的反应器内产品辛烷值/反应器内生成的产品
35

124871 辛烷值- m /1262 m

3

3

= 98.9 RONC

(785353 辛烷值-桶/7938 桶)= 98.9 RONC) 因此,利用活性、液收或生焦速率计算出的 C5 +RONC 是 98.9 而不是给出的 98.2。 随着产品辛烷值和/或进料中戊烷的增加会使进料中戊烷的影响变得更大。 7. 进料添加剂 假设注入再生部分的氯化物和水足以保持推荐的氯化物含量,对于再生后的 R-30 系列 催化剂推荐的氯含量是 1.1~1.2wt-%,对于再生后的 R-130 系列催化剂推荐的氯含量是 1.1~1.3wt-%。 通常在再生部分白烧操作中不需要向重整进料中注氯注水。 在Ⅲ-C 中讨论催化剂中毒和进料中杂质含量问题。 B. 重整“相关变量”的讨论 本节将讨论重整“独立变量”对主要的相关变量的影响。 更重要的是, 将会举例说明操 作变化对一个或多个相关变量的影响。 1. 催化剂活性 催化剂活性用于描述使用一种特定的催化剂生产出满足规定质量指标的产品所要求的 反应温度。在本节的讨论中,催化剂温度被定义为"WAIT’’或叫作加权平均入口温度。汽 油产品的质量用 C5 +RONC 表示,即不加铅的研究法辛烷值。 C5 +RONC 定义为反应产物中所有 C5 +的 RONC。如果重整稳定塔在脱丁烷模式下操作, C5 +RONC 和稳定塔底产品的 RONC 非常接近。如果重整稳定塔在脱戊烷或脱己烷模式下操作, C5 +RONC 和稳定塔底产品的 RONC 会有所不同。这是因为 C5 +产品会留在脱戊烷塔或脱己烷塔 的塔顶,用于实验室分析 RONC 的塔底产品中不含有 C5 +。 稳定塔顶液体中 C5 对稳定塔底 RONC 的影响取决于稳定塔顶中 C5 +的量和稳定塔底的 RONC。下面的例子有助于了解这个影响,可以提供一个估计 RONC 苛刻度的方法(需要进行 活性、稳定性和收率的对比) 。 a. 工艺条件 进料量 稳定塔顶液收 稳定塔底收率 稳定塔底 C5 +RONC 稳定塔底 C5 +(实验室得到) 稳定塔顶液相中 C5 +(实验室得到) 正戊烷 异戊烷 C6 + 12 6 2 LV-% LV-% LV-% 1590m3 /天 (10000BPD) 5.0 99 100 LV-% RONC LV-% 80.0 LV-%

如果各种戊烷的含量不清楚,可以假设异戊烷占 40%,正戊烷占 60%。 b. 计算总的产品辛烷值-立方米(辛烷值-桶) 进料 稳定塔底 1590 (10000 稳定塔顶 正戊烷 1590 (10000 ? ? ? ? ? 收率?C5 +百分数 ? 辛烷值 0.8?1.0 ? 99 = 125928 辛烷值- m3 0.8?1.0 0.05?0.12 0.05?0.12 ? 99 ? ? = 792000 辛烷值- 桶) 63.0 63.0 = 601 辛烷值- m3 = 3780 辛烷值-桶)
36

异戊烷

1590

?

0.05?0.06

? ? ? ? + +

92.3

= 440 辛烷值- m

3

(10000 C6 + 1590 (10000 总的 C5 + 125928 c.

? 0.05?0.06 ? 0.05?0.02 ? 0.05?0.02 + 601 + 440 + ? ? ? 2769

92.3 = 2769 辛烷值-桶) 76.5 = 122 辛烷值- m3 76.5 = 765 辛烷值-桶) 122 = 127091 辛烷值- m3 765 =799314 辛烷值-桶)

(792000 + 3780 计算总 C5 +产品的总体积 进料 稳定塔底 1590 (10000 稳定塔顶 1590 (10000 总的 C5 + 1272 (8000 ? ? ? ? ? + + 收率 0.8 0.8 0.05 0.05 15.9 100

C5 +百分数 3 1.0 = 1272 m 1.0 = 8000 桶)
3

? (0.12+0.06+0.02) = 15.9 m = = 1287.9 m 8100 桶)
3

? (0.12+0.06+0.02) = 100 桶)

d.

计算实际的辛烷值 =总的反应器内产品辛烷值/反应器内生成的产品 127091 辛烷值- m3 / 1287.9m3 = 98.7 RONC

(799314 辛烷值-桶/桶 8100) = 98.7 RONC) 因此,利用活性、液收或生焦速率计算出的 C5 +RONC 是 98.7 而不是给出的 99.0。 随着产品辛烷值和/或稳定塔顶戊烷的增加会使进料中戊烷的影响变得更大。 显然满足给定的 C5 +RONC 的加权平均人口温度受到许多因素的制约。 在新鲜催化剂的开 工初期,人们希望所需的 WAIT 只受到进料量、进料性质、预期的 RONC、催化剂类型的影响。 但事情往往没有这样简单。 半再生装置运行时, 由于需要提高 WAIT 以满足产品辛烷值要求, 而使催化剂逐渐积炭引起催化剂活性降低。 操作波动也将影响水一氯化物平衡, 催化剂的活 性也会受影响。 这里, 有一个预测开工初期加权平均入口温度的简单计算方法。 “开工初期加权平均入 口温度”(SOR WAIT)是在给定的空速下,装入系统的新鲜催化剂从环烷烃和芳烃含量恒定的 原料中生产出满足质量指标 RONC 的产品所需的温度。该计算方法至少用来预测两种重要的 用途: i. CCR 重整装置开工时的加权平均人口温度目标; ii. CCR 重整装置“平均加权人口温度差”△WAIT(即“预估的加权平均入口温度减去 实际的加权平均人口温度”)使再生循环满足催化剂活性要求; 第一种(ⅰ)用途相当直观。 装置工艺工程师或管理人员可用此计算方法预测要生产出满 足指标要求的产品所要求的 WAIT 温度。 第二种(ⅱ)用途在此需要作一些解释, 但是读者将会注意到其概念相当简单。 基本想法 是确定一个数值(△WAIT), 它把催化剂温度要求置于固定的或正常化的基础上, 从而对每天 的操作进行对比。当然,如果重整装置操作条件(进料中环烷烃和芳烃的量、RONC、空速) 保持不变,也就没有必要来估算△WAIT 值。当然,很少会出现这种情况。 “△WAIT”的作用是:使与重整进料环烷烃和芳烃含量、RONC、液时空速等有关的反应 器温度数据标准化。它被定义为-在上述三种参数下运转的重整装置的加权平均入口温度与 在三种参数相同的条件下采用新鲜催化剂需要的加权平均入口温度之间的差值。 它是实际催 化剂和新鲜催化剂之间的活性差异。 “△WAIT”的表格或图表的绘制,是自然的跟踪系统。在实际应用中,工程师可以监测 操作变化带来的影响, 对由于如进料硫含量波动引起的催化剂活性问题采取补救措施。 在这 种情况下, “△WAIT”可以绘制为“WAIT~再生循环”的图。可能要进行数次催化剂再生循

37

环,才可使催化剂活性恢复到正常水平。日常的运行也一样,工程师可以跟踪活性的改进。 采用"△WAIT”计算法和绘制仪,可以跟踪水一氯平衡的破坏和恢复。 现在解释 SOR WAIT 要求计算方法(开工初期加权平均入口温度)。计算中并未采用所有 对新鲜催化剂活性的有影响参数,然而,通过计算所得的 SOR WAIT 值在实际需要值的±3℃ 范围内。 下面是如何进行计算的概述,参考了 CCR 重整应用的有关图: 步骤 a. 已知条件 RONC N和A N+3.5A LHSV 催化剂类型 b. LHSV 等于 1 时估计的 SOR WAIT c. 实际的 LHSV 下估计的修正值 d. b 和 c 相加得到 SOR WAIT 下面的例子给出了计算 SOR WAIT 的指导。 CCR 重整装置 a. 操作条件 催化剂 RONC LHSV,hr-1 图Ⅲ-1 图Ⅲ-2 实际操作数据

R-34 95 1.9

进料中 N,LV% 15 A,LV% 8 N+3.5A=15+28=43 LV% b. 由图Ⅲ-1 LHSV 等于 1 时 SOR WAIT = 494℃ c. 由图Ⅲ-2 LHSV 由 1.0 变为 1.9 时,修正值为+16℃ d. 需要的 SOR WAIT SOR WAIT = 494+16=510℃ 假设例子中的装置在实际的 WAIT 为 518℃条件下操作,应将下面的△WAIT(△WAIT 等于 预期需要的 SOR WAIT 与实际 WAIT 的差)制成表格: △WAIT=510-518=-8℃ 换句话说,催化剂的活性比新鲜催化剂低 8℃。通过每天的计算工程师可以在一个正常 的基础上评估催化剂,确定其是否符合预期的曲线。 图Ⅲ-3 是重整装置温度-辛烷值的对应图。这张图表可以用来估计与每天的目标辛烷值 相对应的 WAIT 变化。 2. 重整反应器急冷 定义: 重整反应器急冷是在前部的反应器中装有过多的催化剂将环烷烃转化为芳烃这种 进料性质和操作条件下催化剂床层上发生的现象。 结果表现为在前部反应器中产生很大的温 降。 反应器中的一部分催化剂处于对后面的反应没有热动力学支持的温度下, 需要的温度可 以在 SOR WAIT 图中得到。实际上可以稍微减少前部反应器内的催化剂量同时维持相同的温 降。一个急冷的反应器表现为催化剂量不足,催化剂的活性比 SOR WAIT 图中给出的活性低。 因此, 如果在炼厂的装置中发生了反应器急冷的现象, 催化剂的活性会显得比新鲜催化剂的

38

活性低。 测量急冷量:计算装置中急冷量是精确计算△WAIT 的一个重要部分。可以根据经验关 系调整用于测量的急冷效果的 SOR WAIT。这需要使用反应器出入口温度、催化剂分布和实 际的 WAIT 和 WABT 差的限制。这个限制见图Ⅲ-1 中的基础条件 5。如果这个值(WAIT-WABT) 大于 20℃,必须在 SOR WAIT 上加上一个急冷修正值。 修正 SOR WAIT a. 计算 WAIT b. 计算 WABT c. 计算测量的急冷(MQ) 计算测量的急冷(MQ)=WAIT-WABT d. 计算 SOR WAIT 的急冷修正值(QC) SOR WAIT 的急冷修正值(QC) (℃)=(MQ) (℃)-20℃ 注:如果 QC 值小于 0,设定 QC 值等于 0。 e. 计算修正的 SOR WAIT SORC WAIT=SOR WAIT(来自图或表)+QC。 注:如果 QC 值等于 0,SORC WAIT=SOR WAIT,没有急冷修正值。 f. 计算修正的△WAIT 修正的△WAIT= SORC WAIT- WAIT 下面给出一个用于计算修正急冷的 SOR WAIT 的例子。 CCR 重整装置 a. 工艺条件 WAIT,℃ WABT,℃ SORC WAIT ℃ 测量的急冷值 527-503=24℃ 急冷修正值 24-20=4℃ SORC WAIT= 525+4=529℃ 修正的△WAIT= 529-527=2℃ 527 503 525

b. c. d. e.

换句话说, 用于急冷的催化剂活性修正值是高于新鲜催化剂的 2℃, 而不是低于其 2℃。 3. 催化剂的芳烃选择性 芳烃选择性定义为: 一种给定的重整催化剂其生产最需要的物料的趋势。 在绝大多数重 整装置生产过程中,最需要的物料便是重整物料、或者是 C5 +液体的收率,本节和下面各节 的内容,都将把产品质量定义为 C5 +RONC,即研究法辛烷值。 重整催化剂的选择性和操作条件与几种变量有关。这里,只讨论重整进料性质(环烷烃 和芳烃含量、50%馏程)、产品质量(RONC)、反应器平均压力等对催化剂选择性和 C5 +收率的 影响。 选择性曲线分为两类,每一类中有四个选择性曲线。一类是全馏程范围的石脑油,通常 其初馏点在 82℃, 终馏点在 176-204℃。 另一类是轻馏分石脑油, 它的终馏点一般在 176℃。 需要两类选择性曲线的原因是重整反应的选择性通常随石脑油沸点升高而升高。 CCR C5 + 收率差
39

工艺参数 C5 + RONC 进料中 N+2A 平均反应压力 50%沸点

全沸程直馏石脑油 图Ⅲ-4 图Ⅲ-5 图Ⅲ-6 图Ⅲ-7

终馏点低于 176℃的直馏石脑油 图Ⅲ-8 图Ⅲ-9 图Ⅲ-10 图Ⅲ-11

根据选择曲线,可以进行下列常规判断: a. 反应器平均压力降低,C5 +收率增加。在原料 N+2A 含量恒定的条件下,进一步对比 压力对两种辛烷值的影响表明,随着压力降低,收率和辛烷值大幅度增加。 b. 在反应压力和进料 N+2A 不变的前提下,辛烷值提高时 C5+收率则降低。 c. 在压力和 RONC 不变时,进料 N+2A 增加时,一般来说 C5+收率亦提高。在高的 N+2A 条件下进料变化影响不大。 有一点很重要:就是要记住在下列算法中,绝对收率无法计算。该评价给出了收率相对 于一种基本条件(例如当前的重整操作)的变化。 下面是全沸程石脑油 C5+收率变化评价举例: CCR 重整装置 1. 工艺条件 RONC N/A,LV-% N+2A,LV-% 50%点 平均反应压力,kg/cm2 2. 平均值 RONC N+2A 3. RONC 的影响,图Ⅲ-4 A. C5 +收率降低量=-0.62 LV-% RONC B. 收率差=-0.62*2=-1.24 4. N+2A 的影响,图Ⅲ-5 A. C5 +收率增加量=0.195 LV-% N+2A B. 收率差=0.195*(-6)=-1.17 5. 压力影响,图Ⅲ-6 A. C5 +收率增加量=1.4LV-%/7 kg/cm2 B. 收率差=1.4*2/7=0.40 LV-% 6. 50%沸点的影响,图Ⅲ-7 C5 +收率差=-1.4LV-% 7. 总的收率变化 净收率差=(-1.24)+(-1.17)+(0.40)+(-1.4) =-3.41 LV-% 下面是轻沸程石脑油 C5+收率变化评价举例: CCR 重整装置 1. 工艺条件 RONC N/A,LV-% N+2A,LV-% 基础条件 98 36/10 56 条件 A 96 30/10 50
40

基础条件 93 40/10 60 130 7.0

条件 A 95 34/10 54 110 5.0 94 57

50%点 平均反应压力,kg/cm 2. 平均值 RONC N+2A
2

105 5.5

115 4.5 97 53

3. RONC 的影响,图Ⅲ-4 A. C5 +收率降低量=-0.92 LV-% RONC B. 收率差=-0.62*2=-1.84 4. N+2A 的影响,图Ⅲ-5 A. B. A. B. C5 +收率增加量=0.25 LV-% N+2A 收率差=0.25*(-6)=-1.50 C5 +收率增加量=3.8LV-%/7 kg/cm 收率差=3.8*1/7=0.54 LV-%
2

5. 压力影响,图Ⅲ-6

6. 50%沸点的影响,图Ⅲ-7 C5 +收率差=-1.0LV-% 7. 总的收率变化 净收率差=(-1.84)+(-1.50)+(0.54)+(-1.0) =-3.80 LV-% 4. 催化剂对芳烃的选择性 催化剂对芳烃的选择性定义为给定的催化剂在操作条件下催化剂生产芳烃的趋势。 催化 剂对芳烃的选择性和操作条件取决于几个参数。这里讨论操作苛刻度(C5 +RONC)和进料组 成(烷烃、环烷烃和芳烃量)的影响。 在给定的催化剂系统和装置条件下, 进料中的芳烃前身转化为芳烃的转化率主要与操作 苛刻度(C5 +RONC)有关。C5 +RONC 越高,芳烃前身的转化率越高。但在高 C5 +RONC 条件下并 不是所有的转化都能变为芳烃;一些其它的转化会形成气体。对于给定的烃类,芳烃转化率 定义为转化成芳烃的混合物的百分比而不是轻的气体。 经验关系显示 C5 + RONC 在一定范围内苯、甲苯、二甲苯和 C9 +收率的变化。每条曲线都 要用到一个进料参数, 这个进料参数是通过进料中与每种芳烃相对应的烷烃、 环烷烃和芳烃 量计算出来的。环烷烃和/或芳烃的量对这个参数的影响比较大,这是因为烷烃转化为芳烃 的选择性较差。 下面是使用 R-30 或 R-130 系列催化剂时芳烃产量变化的经验关系。 芳烃 苯 甲苯 二甲苯 C9 +芳烃 图表 图Ⅲ-12 图Ⅲ-13 图Ⅲ-14 图Ⅲ-15

应该明白下面的步骤不能计算出绝对的芳烃收率。 该评价给出了收率相对于一种基本条 件(例如当前的重整操作)的变化。 下面是一个计算芳烃收率变化的例子。 a. 工艺条件 进料: C6 P 8.6 基础条件 N 1.7 LV-% A 0.5

41

C7

14.0

3.4 4.4 10.4 19.9 条件 A N 4.1 9.4 5.1 0.2 18.8 LV-%

1.5 2.8 4.4 9.2

C8 15.3 C9 + 33.0 合计 70.9 C5 + RONC 99 进料: C6 C7 C8 C9 + 合计 b. P 19.7 35.4 20.6 0.6 76.3

A 0.8 3.5 0.6 4.9

C5 + RONC 99 参数 P6 /3 + N6 + 2A6 P7 /2 + N7 + A7 P8 /2 + N68 + A8 P9 修正值 基础条件 5.6 11.9 14.9 26.2 条件 A 12.3 30.6 16.0 0.6

c.

苯, 图Ⅲ-12 A. 基础条件下苯的差值为 5.6 时=2.0LV-% B. 条件 A 下苯的差值为 12.3 时=5.8 LV-% C. 苯的收率差=5.8-2.0=3.8 LV-% 甲苯, 图Ⅲ-13 A. 基础条件下甲苯的差值为 11.9 时=5.0LV-% B. C. 条件 A 下甲苯的差值为 30.6 时=18.5 LV-% 甲苯的收率差=18.5-5.0=13.5 LV-%

d.

e.

二甲苯, 图Ⅲ-14 A. 基础条件下二甲苯的差值为 14.9 时=11.0LV-% B. 条件 A 下二甲苯的差值为 16.0 时=12.0 LV-% C. 二甲苯的收率差=12.0-11.0=1.0LV-% A9 +, 图Ⅲ-15 A. B. 基础条件下 A9 +的差值为 26.2 时=23.5LV-% 条件 A 下 A9 +的差值为 0.6<0 时=-2 LV-% *

f.

C. 苯的收率差=-2-23.5=-25.5 LV-% *注:这个值可以根据曲线推断出来,这是因为在 C5 + RONC 99 时 P9 修正值每下降 1LV-%,A9 +芳烃差也下降 1LV-%。 g. 总的芳烃收率变化 净的收率差=3.8+13.5+1.0+(-25.5)=-7.2 LV-%

5. 催化剂稳定性 催化剂稳定性是测量给定催化剂结焦趋势的方法。 对于 CCR 连续重整装置来说, 在正常 的操作条件下催化剂的活性显然保持不变。但是,CCR 催化剂的结焦趋势将明显地影响再生 器的运转。不论结焦是多还是少,都要求重整装置和再生器的运转要进行调整,以确保烧焦 量与结焦量相等或大于结焦量。

42

在下面的讨论中, 将图示出评价工艺参数对催化剂结焦趋势影响的计算方法。 相对生焦 因数用于预计重整部分操作参数变化对生焦速率的影响。 在 CCR 重整装置中, 重整催化剂生 焦速率的测量方法是相对结焦因数。 用相对结焦因数来估计重整反应器操作条件的变化对催 化剂生焦速率的影响。 给定的催化剂的生焦速率由下面的工艺参数决定的。 工艺参数 C5 + RONC 进料中 N+A 进料终馏点 平均反应压力 氢油比 CCR 相关的生焦因数 图Ⅲ-16 图Ⅲ-17 图Ⅲ-18 图Ⅲ-19 图Ⅲ-20

这些曲线是中试装置和工业数据相结合得到的。 这些数据尽可能多的考虑到了各个参数 之间的关系。因此,图表给出了与单个参数相关的相对结焦因数。 给定的催化剂的结焦速率与重整装置的进料量也有关系。 当上面给出的其它参数都不变 的情况下,催化剂的结焦速率与进料量成比例关系。 下面的这些例子给出了如何进行重整催化剂的稳定性估计。 这些例子告诉我们如何估计相对结焦因数和基础条件 (如现有的重整装置) 与新条件之 间的结焦量的变化。 应用这些方法,必须要强调:要得到对新的催化剂结焦量最精确的估计,在实际的生焦 量和估计的生焦量对比之前,一个催化剂周期内的操作参数(包括进料量)应保持不变。同 样, 在计算基础的生焦速率时, 在得到基础的生焦量之前反应器的藏量应在工艺条件不变的 情况下循环完整的一个周期。 由于许多炼厂在一个完整的催化剂循环周期内不能保证装置在 不变的进料量下操作,所以这个估计方法只能给出预期生焦速率的趋势和一个大致的估计。 读者应该明白, 当重整装置在催化剂循环停止的情况下操作会增加待生催化剂上的结焦 量,从而使结焦量高于估计方法计算出来的结焦量。 当使用这个方法时注意到相关的工艺参数变化, 估计生焦速率的方法可以使炼厂更好的 估计再生器的负荷对工艺进行调整。 举例说明: a. 工艺条件 进料量,m /天 N/A LV-% 终馏点,℃ 总氢油比*,mol/mol 平均反应压力,kg/cm2 g C5 + RONC CCR,kg/hr 待生催化剂含碳量 wt% b. 生焦速率(基础条件)
3

基础条件 2500 20/10 177 2.25 5 100 450 4.5

新条件 3000 30/10 191 1.5 5.5 96 550 ?

生焦速率=待生催化剂含焦量/(100-催化剂含焦量)*CCR 生焦速率(基础条件)=4.5/(100-4.5)=21.20 kg 焦碳/ hr c. 生焦速率(新条件) RCFB =相对生焦因数(基础条件) RCFN =相对生焦因数(新条件)

43

*总的氢油比等于反应器的氢油比与 70%重整外送氢和进料的摩尔比的和。 生 焦 速 率 = 生 焦 速 率 *(m DN )/(m DB )*(RCFN /RCFB ) *(RCFN /RCFB ) *(RCFN /RCFB ) *(RCFN /RCFB ) *(RCFN /RCFB ) RONC N+A EP (图 16) (图 17) (图 18) =21.20*(3000/2500)*(0.4/0.98)*(1.05/1.42)/(1.52/1.2)* Press. H2 /HC (图 19) (图 20) (1.30/1.38)*(3.35/2.0) =15.35kg/hr d. 待生催化剂含碳量(新条件) 待生催化剂含碳量=生焦速率(新条件)/(CCR+生焦速率) (新条件)*100% =15.35/(550+15.35) =2.7 wt%焦碳 6. 非直馏石脑油对催化剂稳定性的影响 前面提到的那些相对生焦因数都是在直馏石脑油的基础上讨论的。 对于进料中包含其它 的一些原料如催化裂化和焦化石脑油时, 对生焦和抑制可以有一个粗略的估计。 做这些工作 的时候, 必须知道重整装置的每股进料的性质, 可以对它们分别进行估计然后再得到总的影 响。 根据终馏点的不同,对催化裂化石脑油来说抑制率或生焦率会产加 1.6 倍,对焦化或 热裂化石脑油来说会增加 2.0 到 3.0 倍。如果想要对生焦的影响最小,焦化石脑油的终馏 点最高不能高于 177℃,最好在 177℃左右。 催化裂化石脑油的收率可以比照相同性质的直馏石脑油得到。由于焦化石脑油的本性 (在缺乏氢的环境下得到的) , 在相同的 PONA 下收率会比直馏石脑油差得多。 焦化石脑油中 C5 /C6 环烷烃的分布不同会降低或升高甲基环烷烃的选择性。 加氢裂化石脑油具有抑制率,收率和直馏石脑油相似,可以当做直馏石脑油来对待。 抽余油处理 抽余油处理比较困难这是因为 C6 和 C7 转化为芳烃的选择性很差。前面已经提到,降低 压力可以改善烷烃变为芳烃的选择性,所以连续重整比半再生重整更适合进行抽余油处理。 下图中给出了采用下面的组分时中试装置的抽余油处理的收率。
3 3

44

图中显示在典型的半再生重整装置和连续重整装置压力下抽余油的 C5 +收率较差。 当然, 2 2 压力越高收率越低。把压力从 17.6kg/cm 降到 5.3kg/cm ,在 RONC 等于 85 时收率会增加 10-15%。 估计抽余油调合产品的稳定性和收率不在本部分的范围内。 但应注意估计技术具有迭加 性, 并且将抽余油从直馏石脑油中分开来考虑。 抽余油象进料中的 C5 一样会降低产品的 RONC 需要在更高的苛刻度下处理直馏石脑油进行补偿(如果调合的目标是 RONC98,进料中的直 馏石脑油部分的 RONC 要达到 101 来对抽余油进行补偿,在固定的 WAIT 下,抽余油的 RONC 会达到 90) 。 7. 反应吸收的热量 这部分的最后就给定的重整装置反应吸收的热来说明估计的方法。 在进料中 PONA 和产品的辛烷值基本不变的情况下计算时,反应吸收的热可以显示出催 化剂钝化的降低。 反应热降低说明形成芳烃的能力也在降低。 这些曲线不能根据进料组成和 产品的辛烷值对反应热进行修正,这是因为它们之间的关系太复杂了。如果这些值变化了, 反应热也会变化。 催化剂上总的温降和反应热有直接关系。反应热不是 H2 /HC 的函数而总的温降是,这是 因为循环气稀释作用的影响。LHSV 本质上不会影响反应热。 当知道下面的这些参数时, 可以用图Ⅲ-21A 和Ⅲ-21B 或Ⅲ-22A 和Ⅲ-22B 来确定反应热。 循环氢纯度(摩尔百分比) H2 /HC 摩尔比 总的 进料分子量 根据图表计算出来的反应热得到的形成芳烃的能力比总的△T 得到的更精确。 下面的例子告诉我们如何利用图表来计算反应热。 反应热 1. 总温降△T(所有反应器) 150℃

45

氢油比

3

循环氢纯度 80% 进料分子量 115 2. 由图Ⅲ-22A 总的反应热(HR)=460(150/100)=690(KJ/kg 石脑油) 3. 由图Ⅲ-22B 分子量修正=+22(150/100) 4. 修正的反应热 修正的反应热 =+33 =690+33 =723(KJ/kg 石脑油) C. 催化剂中毒 本章主要讨论双金属铂重整催化剂中毒问题,讨论内容如下: 1. 最大污染物容许量 2. 检测方法 3. 由于污染而给工艺带来的问题 4. 相应对策 5. 可能会引起污染的原因 6. 引起的机械设备问题 若原料中污染物含量高于最大容许值, 那么催化剂性能会受到明显地负面影响, 要立即 采取补救措施。污染物为硫和氮时,UOP 强烈建议操作苛刻程度越低越好,硫和氮含量不要 超过最大允许值。把已知的污染降到最低,有助于铂重整操作达到最佳的选择性和稳定性。 UOP 从数百家铂重整装置操作经验中收集到不少资料,例如可能引起污染的原因,工艺碰到 的问题和引起的机械设备问题。UOP 对炼厂反馈意见非常感兴趣,这些反馈意见有助于加深 对这些问题的理解, 并认识到目前操作碰到的困难。 这也给其他炼厂提供有效的解决工艺和 设备问题的途径。 针对中毒问题而采取的对策,一般来说,就是要最大限度地减小催化剂和设备的损坏。 不过,其它要考虑的因素,如产品辛烷值大小、生产定额、停工日程安排,往往与上述对策 相矛盾。出现这种情况,炼厂必须要权衡一下额外增加催化剂和/或设备损坏与经济效益之 间的关系。 1. 硫 a. 最大允许浓度 石脑油原料里最大允许硫的浓度为 O.5ppm。在石脑油加氢处理操作时,硫含量一般在 O.1-O.2ppm,这就能保证催化剂的稳定性和选择性达到最佳状态。 b. 检测方法 (1) 石脑油原料中硫的分析 镍还原法: UOP 357 -能测出可还原的硫 -不能测出总硫 微库仑法: UOP 727 -能测到 0.1ppm 硫 HoustonAtlas:ASTM D 一 4045 -可测到 50ppb 硫
46

-首选的方法 注释:灯试法测硫和博士试验都不能达到这一目的。实验表明,在镍还原法条件下,噻 吩硫是不反应的。因此,该方法不能测出总硫(特别是高干点原料)。 (2) 吸气取样管 H2 S 测定可以定量测出循环气和稳定塔塔顶气中 H2S 含量。注意,根据 经验法则可以估计出:原料中硫含量为 lppm,循环气中为 3ppm,稳定塔顶气中硫 含量为 10ppm。 c. 给工艺带来的问题 在铂重整装置,硫污染导致铂活性下降。这表明,相对脱氢和脱氢环化反应(金属催化) 下降了,加氢裂化反应(酸性催化)增加了。对下述各项产生明显的影响; (1) 减少了氢气生产量 (2) 降低循环氢的纯度 (3) 增加了加氢裂化反应(c3 和 C4 收率较高) (4) 减少温差 (5) 降低 C5 以上产物的收率 (6) 在较苛刻的情况下,降低催化剂活性 (7) 提高催化剂结焦速度(降低稳定性) 数据显示在循环氢中 H2 S 含量为 10ppm 时原料中硫含量为 2-3ppm, 一个重整装置在相对 清洁的条件下会有以下表现: 活性损失 8-11℃ C5 +收率损失 1-2LV-% 结焦速率大约增加 50% d. 相应对策 反应器温度尽可能低些,可以使催化剂破坏程度达到最小(没有必要低于 482℃)。如果 循环氢中有硫存在时,如果提高反应器温度来弥补研究法辛烷值的下降会迅速加快结焦速 度。 应该做出各种努力来消除原料中的硫。 只要增加低硫石脑油原料量, 那么硫会逐渐从催 剂中脱附出来。当循环氢中的 H2 S 量下降到 1—2ppm 时,就恢复了正常生产。 在循环氢中有硫存在时, 稍微增加氯化物注入量, 就可以提高硫从催化剂中脱附出来的 速度。在氯化区增加注氯量时要注意维持再生催化剂上的氯含量在 1.1-1.2wt-%。另外,进 料中增加的氯(在进料的基础上可能是 0.5-1.0ppm)会促进氯在反应器内的脱附,维持待 生催化剂上正常的氯含量。 为了彻底的将硫从催化剂上脱除, 在循环气 H2 S 含量达到 1—2ppm 后 2-3 个催化剂循环需要还要增加注氯量。 在循环氢中存在硫的期间, 在通用操作曲线允许的范围内, 将催化剂的循环速率提到最 高有助于提高除掉催化剂上硫的速率。另外,将较低的空气流量提高到设计流量。应密切注 视再生器的操作,因为当系统中有硫存在时结焦速率会增加 50-200%或更多。 e. 可能会引起污染的原因 (1) 石脑油加氢处理不充分:就是由于加氢处理催化剂活性低或者由于加氢处理反应 器温度过低。 (2) 石脑油加氢处理中的硫再化合问题: 加氢处理温度高, 而压力低会促使硫化氢和微 量烯烃再化合。一般解决这种问题的方法是把加氢处理温度降低到 343℃。 (3) 加氢处理装置汽提塔不稳:这是由于 H2 S 汽提不完全。一般来说,水和 H2S 从汽提 塔漫出来,也会加剧此情况。 (4) 重整进料中含有裂化石脑油:大部分裂化石脑油中硫含量较高。因此,需要更高活

47

性的加氢催化剂或更高的加氢反应温度来对其进行加氢处理。 (5) 重整进料的干点过高:通常对于典型的重整进料来说,原料的干点越高,硫含量就 越高。换句话说,相对于进料的较轻组分,最重的组分中含有的硫和硫化物的量最 高,这些硫化物很难被除掉。如果石脑油加氢处理装置的原料干点升高了,必须监 视重整进料中的硫含量保证不会污染重整进料。 f. 给机械设备带来问题 在整个装置,硫化铁生成量增加。 2. 氮 a. 最大允许浓度 在石脑油原料里,氮的最大允许浓度是 O.5ppm。要尽一切努力把石脑油中的氮含量降 到最低。对一个每天生产 1590m 的重整装置,原料中氮含量在 0.5ppm 的话,那么在循环 氢回路和稳定塔塔顶每年能有 823 公斤氯化铵沉积物。原料中每公斤氮反应后会形成 2.5 公斤氯化铵,这就需要进行补氯否则催化剂中的氯含量会降下来。 b. 分析方法:分析石脑油原料 基耶达(Kjeldahl)测氮法 -可测 O.1ppm 氮 化学发光法 (道荷曼仪器) -可测 O.1ppm 氮 -首选的方法 c. 给工艺带来的问题 氮是酸功能中毒物。 进入铂重整装置的有机氮会转化成氨。 氨与催化剂中的氯化物反应, 生成挥发性氯化铵。从整体上看,减少催化剂中的氯化物量引起下述问题: (1) 催化剂活性降低 (2) 提高氢气生产量, (3) 提高氢气纯度 (4) 提高反应器温差△t d. 相应对策 在氮污染期间,通过不提高温度使催化剂结焦量最小。 采取任何可能的办法来隔离氮源并除去原料中的氮。 在进料中含有氮的时候,稍微增加一下氯化区的注氯量 在氮进入铂重整装置这段时问内, 要努力保持催化剂中氯化物量。 保证再生催化剂上的氯含 量为 1.1-1.2wt-%。如果能准确测出原料中氮含量,就可以往铂重整加一定量的氯化物,可 以抵消原料中氮的影响。 e. 可能会引起污染的原因 (1) 不恰当的石脑油加氢处理: 大多数直馏石脑油氮含量极低。 加氢裂化这样的石脑油, 其设计压力低于加工高氮含量的石脑油。二者设计压力相差一般在 14—28kg / cm (200—400PSi),装置设计完后,就不可能再增加压力了。因此,需要避免在为 低氮石脑油设计的加氢处理装置来加工高氮石脑油。 氢分压不足, 不能完全除去氮。 (2) 在铂重整装置进料中, 裂化了的石脑油含量: 大多数裂化石脑油的含氮量高。 因此, 必须在高压下对铂重整原料中的裂化石脑油的进行加氢处理。 若只进行低压加氢处 理,那么重整原料中不能含有裂化石脑油,即使相对铂重整原料来说裂化石脑油含 量很少也不行。 (3) 重整进料干点过高:通常对于典型的重整进料来说,原料的干点越高,氮含量就越
2 3

UOP384 ASTM D-4629

48

高。 换句话说, 相对于进料的较轻组分, 最重的组分中含有的氮和氮化物的量最高, 这些氮化物最难被除掉。 如果石脑油加氢处理装置的原料干点升高了, 必须监视重 整进料中的氮含 量保证不会污染重整进料。 (4) 不恰当地使用抑制剂, 在炼厂使用镀膜胺和中性胺做为防腐剂, 有时会不慎地导致 石脑油污染。应引起注意的区域有原油系统塔顶,加氢处理汽提塔塔顶,加氢处理 反应器流出口和其它处理作为重整原料的石脑油装置。 小心地监测氨并增加注水量 往往是廉价的,并且比注入抑制剂危险性小。在必须用抑制剂的地方,其用量必须 严格按照要求。 (5) 不合格的无铅汽油的再处理或用无铅汽油处理受污染的进料罐: 含氮的化学品常作 为无铅汽油的添加剂。 (6) 加氢催化剂失活: 在石脑油加氢精制装置催化剂附着了金属时, 催化剂脱除有机氮 化物的能力会下降。由于氮比硫和金属更难分解,因此在催化剂失效时,在汽提塔 f. 流出物里第一个就是氮。 可能引起的机械设备问题

氯化铵会沉积在铂重整装置产品冷凝器,分离器,循环压缩机入口管线和稳定塔内。这 会导致冷凝器冷却量下降,可能会损坏压缩机(特别是在再生时,用高水位水除去压缩机叶 轮或阀上的沉积物),并且使稳定塔操作不稳定。 另外, 在打开并检查被氯化铵堵住的设备时, 必须要格外小心, 首先必须冲洗这些设备, 除去氯化铵沉积物。否则,这些沉积物会吸附大气中的潮气,引起严重的腐蚀问题。 3. 水 当进入装置的原料很干燥并且通过注入再生部分的氯化区的氯来维持水/氯平衡在,那 么铂重整装置运转会达到最好状态。如果不知来源的水进人系统,就会缩短催化剂寿命,降 低产品收率和催化剂活性。 a. 最大允许浓度 循环氢中水含量达到 30ppm,就表明进入铂重整装置的原料中含有过量水、溶解氧 及化合的氧。水含量大于等于该量可能引起过量加氢裂化和焦碳沉积。另外,氯化物从催化 剂汽提出来,会破坏水/氯平衡。 b. 测试方法 (1) 在线水分析仪 分析仪 Du Pont560 Panametrics300 Mitsubishi 水分析仪 CA 一 30 (2) 用 sniffer 管分析循环氢中的 HCl

分析物流 循环氢 原料/循环氢 原料

c. 可能引起的工艺问题 水的作用象金属功能中毒(很象硫)一样, 会增加酸性功能。 水也能把氯化物从催化剂中 汽提出来,在循环氢中生成 HCl。从短期内,HCl 浓度高会加强酸性功能,特别显著的是加 氢裂化。因此,短期明显的影响包括: (1) 降低氢气生产量 (2) 降低循环气中氢气纯度 (3) C3 和 C4 收率高 (4) 降低反应器温差 (5) C5 以上产品的收率减少 (6) 催化剂结焦速度加快

49

(7) 增加了循环气中 HCl 量 如果长时间往装置里进水含量高的原料, 催化剂里氯化物会不足。 这种不足显然会降低 待生和再生催化剂上的氯含量。 d. 工艺上采取的对策 尽可能降低反应器温度,可以把催化剂损坏程度降到最小(没有必要低于 481℃)。反应 器温度降低失效,会增加待生催化剂上的含碳量。会大大缩短催化剂寿命。反过来,这也会 影响再生部分的操作,任何时候都要在通用操作曲线的限制内。 找出水进入系统的地方后, 立即切断水源或者调整原料预处理装置的工艺条件。 当循环 气中水含量降低到 30ppm 以下,即可恢复原操作温度。 e. 引出问题的原因 常污染石脑油。 (2) 未完全汽提的加氢处理原料会使水和其它使催化剂中毒的物质进人铂重整装置。 (3) 其它可能的污染源漏到上游的蒸汽或水换热器中。 (4) 铂重整装置注水系统 (5) 石脑油加氢精制装置汽提塔原料换热器泄漏。 (6) 再生器中干燥区干燥不足。 (7) 再生部分蒸汽加热器或蒸汽夹套泄漏。 (8) 再生部分的冷却衬套泄漏(如果应用了) 。 (9) 再生部分脉冲料斗冷却盘泄漏(如果应用了) 。 (10) 还原区气体排除系统不正常操作(如果应用了) 。 f. (1) (2) 4. 可能引起的机械设备问题 铂重整装置气路里 HCl 含量过高的话,会腐蚀下游设备和装置。 稳定塔排出气体中含有过高的 HCl 会腐蚀稳定塔塔系统和下游设备及装置。 金属 (1) 加氢处理原料不当会使未转化的氧化物进入铂重整装置。储罐中氧化的烃化物经

a. 最大允许浓度 由于铂重整催化剂金属中毒的数量和不可逆影响, 因此在铂重整原料中应检测不出来金 属。 b. 测试方法 石脑油里金属量低,可以用一些特殊方法来测试,例如 AAS(原子吸收光谱)或 ICA(等 离子光谱法) 。 石脑油中的砷 汽油或石脑油中微量铅 汽油和石脑油中的铜 UOP UOP UOP 296 350 144 1wt-ppb 10wt-ppb 6-7wt-ppb 0.1wt-ppm

水溶液中的硅 AAS 分析可能被金属中毒的催化剂: 用光谱法测定铝基催化剂中的杂质 UOP 303

c. 给工艺带来的问题 大多数金属都会使铂催化剂中毒。一般来说,从色谱分析可以看到,金属中毒发生在各 反应器里,先使第一个反应器里的催化剂中毒,然后再使其它反应器催化剂中毒。因此,第 一个反应器的催化剂中毒最深。 随着越来越多的催化剂被污染,反应器温差作用小了,催化剂活性和选择性下降了。 d. 相应的对策 定期检查石脑油加氢处理装置的原料中金属含量。 若发现原料中金属含量高, 就要想办

50

法降低。一般来说,UOP 加氢处理催化剂中金属量达到 2—3 wt-%,它仍有效地起作用。如 果催化剂已经中毒,金属量已达到 2—3 wt-%,那么就不能再用,而要更换新催化剂。同样, 如果在加氢处理过的石脑油中测出金属量, 而且提高加氢处理的温度也不能解决问题, 那么 应该换催化剂。进入铂重整装置的金属对催化剂肯定有害,但是只要能迅速检测出来,然后 除去金属,那么往往可以把对催化剂危害仅限制在很小的百分比内。 e. 引起问题的原因 (1) 有些直馏石脑油含有可恶测量级别(ppb)的砷。 (2) 二次加工不合格的加铅汽油或者被处理污染过的重整原料罐都会把铅引进装置。 (3) 腐蚀产物 设备腐蚀会使腐蚀产物进到各个反应器里。铁是最常见的腐蚀污染物,钼、铬和铜也有 可能。特别是在有铁情况下,这些腐蚀物对铂重整催化剂的危害比有机金属小。来自原料加 热器、热交换器和加氢处理器的腐蚀产物,往往以硫化物形式进入第一个重整反应器。这些 沉积物在第一个铂重整反应器里积聚起来, 可能会引起物流分布成问题。 催化剂再生给硫从 沉积物中脱离出来提供机会,硫会妨碍催化剂正常的氧化和还原。 (4) 含有锌、铜和磷等水处理化合物往往会误入铂重整进料系统。 (5) 一些裂化(焦化)石脑油里含有硅,硅是做为抗泡剂而加到装置里。 (6) 往石脑油加氢精制装置的汽提塔里注入的过量防腐剂,会使防腐剂进到汽提塔底 部。当汽提塔塔顶无物流出来时,尤其要注意。 f. 可能引起的机械设备问题 金属垢进入重整反应器, 如果积聚在扇形筒里太多的话, 会产生压降和物流分布的问题。 5. 高干点原料 设计铂重整装置是为了生产芳烃。 如果没有少量单环芳烃缩合成多环芳烃, 很明显就不 能生产出芳烃。这些多环芳烃是结焦的母体。一旦生成,就会牢牢地附在催化剂表面上,并 且进一步转化为焦炭。幸运的是,在一般铂重整操作条件下,在催化剂上自然生成焦炭的速 度很慢。正如“工艺参数”一节中所讨论的那样,随着铂重整装置压力和氢气循环量降低和 /或温度(辛烷值)增加, 焦炭生成速度明显地增加。 所有这些变化都有利于芳烃进一步缩合 生成焦炭。另一个操作参数,即石脑油原料干点对催化剂失活(焦炭生成)也有显著的影响。 原料干点达到 204℃时,加工石脑油,多环芳烃自然生成量就会增加。即使石脑油干点达到 204 ℃这些化合物仍是 ppm 级,绝对生成量可以随着原油种类和分馏效果而明显变化。由于 这些化合物是结焦的母体, 因此也被认为是一种使催化剂中毒的物质, 他们一旦沉积在催化 剂上,只有通过再生才能除去。 a. 最大允许浓度 204℃是石脑油干点的上限。若高于这个温度(按照 ASTM D 一 86 馏程方法),石脑油中 多环芳烃含量会急剧增加。UOP 不主张在高于该干点的温度下进行操作。 b. 检测方法 每种进入铂重整装置和加氢处理的原料,都要按照 ASTM D 一 86 方法测定干点。有些时 候,采用各种类型调合原料,那么就要用气相色谱法或实沸点蒸馏法。这二种方法可以测出 ASTM 法测不出的“拖尾”。 c. 给工艺带来的问题 焦炭沉积加快,待生催化剂上的焦炭含量就会增加。这会影响再生部分的操作,再生部 分的操作要始终满足通用操作曲线的限制。 d. 相应的对策 每班都要按照 ASTM D 一 86 分析每种原料的干点,并且调整分馏保持每种物流干点低 于 204℃。保持足够的回流,使所有有关塔的干点相近。

51

e.

引起问题的原因

如果铂重整装置的原料是多种的(例如,直馏石脑油,加氢裂化产物,焦化石脑油),那 么要分别分析每一种原料干点,不能超过 204℃。把高干点物流和低干点物流调合在一起, 可以降低重物料中高沸点馏分所占比例。多环芳烃仍会存在,只不过用 ASTMD 一 86 方法检 测不出来。 f. 可能引起的机械设备问题 是否会引起机械设备问题还是未知的。

52

53

54

55

56

57

58

59

60

61

62

63

64

65

66

67

68

69

70

71



工艺物流和控制

A. 工艺物流 UOP 重整工艺中发生的反应大部分都是吸热的(需要提供热量) ,必须在高温的氢环境 下进行以得到最佳的催化剂寿命和产品收率。如果条件不合适,产品的收率和/或催化剂的 寿命会变得很差。装置的设计会根据反应条件、最优化的投资、期望的产品收率和操作费用 (以装置设计时的条件为基础)而变化。但所有的重整装置都有图Ⅳ-1 中所示的几个基本 组成部分: 1. 进料必须经过加氢处理, 将原料中的硫和氮的含量降到 0.5wppm 以下, 饱合所有的 烯烃,除去金属、卤素和氧化物。典型的进料最低的初馏点为 75℃,最高的终馏 点为 204℃。 2. 预热部分包括混合进料换热器和进料加热炉。 它们的作用是将进料和氢气混合物料 的温度提高到反应温度 (482℃或更高) 。 预热部分中的进料加热炉在下面的预热部 分中描述。 在 UOP 的连续重整装置中, 混合进料换热器要有低的压降。 通常有 1 到 4 个混合进 料换热器。当需要有 2 个以上的换热器时,换热器要并联布置以使压降最小。 在 UOP 的连续重整装置中可以选用两种类型的混合进料换热器:1)立式的管壳式 换热器和 2)立式的焊接板式换热器(例如 Packinox) 。 从第一套连续重整装置开始 UOP 就指定选用管壳式换热器(图Ⅳ-2) ,UOP 一直对 换热器的设计有详细的规定。从 1988 年开始,UOP 开始选用焊接板式换热器(图 Ⅳ-3) 。与传统的立式管壳式换热器相比焊接板式换热器有以下的优点:较高的传 热效率,更紧凑,重量更轻,安装费用更低,高的热回收率。由于这些原因,有些 时候一台焊接板式换热器可以代替两台立式管壳式换热器。 3. 反应部分由装有催化剂的反应器组成。在反应器中,在反应器内存在的催化剂上发 生化学反应将重整进料转化为产品。 反应器的功能是催化剂得到最好的应用, 产品 达到最佳的收率。 UOP 连续重整装置的反应器需要有低的压降。由于这个原因,反应器被设计成径向 流动的。在 UOP 连续重整中有两种径向流的反应器设计(图Ⅳ-4) 。在这两种设计 中,油气从反应器的顶部进入,由外向内通过催化剂床层。在以前的设计中油气从 上到下流过中心管后流出反应器, 而在现在的设计中油气从下至上流过中心管后流 出反应器。在两种设计中,催化剂都是从反应器上部进入,向下流过反应器后从反 应器底部流出。 有三个或四个反应器通过再加热部分或中间加热炉串连起来。 反应器可以是并列布 置的也可以是重叠布置的。 大部分的 UOP 连续重整装置是在 12.3kg/cm2g(175psig)到 3.5 kg/cm2g(50psig) 的压力下,482℃(900℉)到 560℃(1040℉)的温度下操作。 4. 再加热部分由反应器之间的中间加热炉组成。 在反应器中, 发生的化学反应大部分 是吸热的, 所以反应器出口的温度要低于入口温度。 中间加热炉的目的是对反应器 出口的物流进行加热使其在回到下一个反应器的时候达到反应温度。
72

在 UOP 的连续重整装置中进料加热炉和中间加热炉安装在一个多炉膛的加热炉箱 体内(图Ⅳ-5) 。进料加热炉和每个中间加热炉都有自己的炉膛。各个炉膛通过防 火墙隔开。加热炉可以是自然通风的也可以是强制通风的。 燃烧器可以在加热炉底部也可以在加热炉的炉墙上。 燃烧器可以只烧燃料油、 只烧 燃料气、也可以是油气联合燃烧器。燃料的选择不仅取决于燃烧器的类型,还取决 于工艺炉管的形状和布置。 进料加热炉和中间加热炉要有低的压降。由于这个原因,炉管的回弯不能多于 1 个。 在 UOP 连续重整装置中有三种形式的炉管可以使用: 1)正 U 形, 2) 倒 U 形, 3) 直管。根据设计的管壁温度,炉管的材质可以是 2-1/4Cr-1Mo 或 9Cr-1Mo。 加热炉有一个对流室来回收烟气中的热量。回收的热量可以有很多用途如发生蒸 汽、分离塔重沸器热源、热油加热和预热燃烧空气。 5. 气液分离部分由从富芳烃的烃类液体产品中分离富氢产品的设备组成。 它的目的是 提高氢气产品的纯度和液体产品的转化率。 气液分离从一个单独的产品分离罐开始。 产品分离罐的压力越低, 气液分离的效果 越差。换句话说,有更多的烃类留在气相中,更多的氢气留在分离罐的液相中。这 就增加了反应回路中循环压缩机、加热炉、换热器和冷却器的负荷,这是因为在给 定的氢油比下更多的气体需要被压缩、 加热和冷却。 同时这也加大了稳定部分的负 荷,这是因为分离罐液相中过多的氢气需要更多的回流和再沸量。 为了提高气液分离效果, 可以用循环氢压缩机对从产品分离罐出来的所有气相 (循 环氢加上重整氢)进行压缩,在更高的压力下和分离罐的液相再接触,在另一个分 离罐中再分离一次。这个再接触的过程提高了循环氢和重整产氢中 C3 +的回收率。 另外,这一过程增加了重整产氢的压力,可以供给下游在中压下操作的用户。 为了进一步提高重整产氢中液相的回收率,向下游用户提供高压氢,从产品分离罐 中出来的重整氢可以由一个增压机进行压缩, 在更高的压力下和产品分离罐的液相 再接触, 在另一个分离罐中再一次进行分离。 这个过程可以在更高的压力下重复一 到两次,这取决于需要压缩的级数。 6. 稳定部分由分离塔组成,分离塔将气液分离部分来的液相分离成需要的产品。 这个部分可以有一到三个分离塔。当只有一个塔的时候,这个塔就是分离塔,它的 功能是生产 C5 +或 C6 +重整油。 例如在生产车用燃料调和组分的重整装置中。 当有多 个塔的时候,其中一个塔一直是稳定塔,其它的塔是分离塔,对重整生成油进行特 定的、窄馏分的分离,例如在以生产芳烃为目的的重整装置中。 图Ⅳ-6 是一个典型的带有两级再接触的 UOP 连续重整工艺流程。 B. 控制系统 UOP 连续重整装置中的控制系统在炼油厂和化工装置中是很常见的。最常用的就是直接 的 XRC 回路和由 YRC 回路重新设定的 XRC 回路。在这里 X 和 Y 通常指的是 T(温度) 、P(压 力) 、F(流量)或者是 L(液位) 。 1. 一个特殊的控制系统是加热炉停车系统。图Ⅳ-7 是这个系统一个常规的设计。通 常在发生下列情况的时候加热炉会自动熄灭:⑴循环氢(反应回路中)或重沸器的 循环物流(重沸器中)在两个单独的流量计中都没有流量时;⑵长明灯燃料气压力 低于安全值。另外,对于烧油的加热炉来说,如果雾化气体中断加热炉也会自动熄 灭。如果是由于工艺物流或雾化气体的流量低造成加热炉熄火,长明灯不会熄灭。 如果出现长明灯燃料气的压力低的情况, 那么长明灯的燃料气也会被隔离。 所有的
73

电磁阀必须手动进行复位避免由室内的操作人员复位产生问题。 2. 另一个特殊的控制系统是重整系统的压力控制系统。这个系统通常是图Ⅳ-8 到图 Ⅳ-11 中的一个。在图Ⅳ-8 中,在重整装置和加氢装置中间有一个带重整分离罐 PRC 和加氢处理器 PRC 的增压机。动作的顺序如下:⑴加氢处理罐压力上升时,加 氢处理罐的 PRC 打开阀 3 来控制压力;⑵加氢处理罐压力下降时,加氢处理罐的 PRC 关阀 3 来控制压力,当阀 3 全关后再准备关阀 2;⑶当重整装置压力升高时, 它的 PRC 会来关阀 2,如果压力继续上升,将打开阀 1。每个 PRC 去阀 2 的信号要 经过一个低信号选择器进行比较,选较低的信号来控制阀 2。 当这个系统投用的时候, 如果没有足够的气体供给加氢装置时系统会降低加氢装置 的压力来维持重整装置压力的稳定。 如果压缩机的气量大于产气量, 过量的气体会 从加氢装置排出, 如果压缩机的量低于产气量就从重整装置 (或重整装置和加氢装 置)排放。 图Ⅳ-9 是一个用于有两个分离罐的重整装置采用的相同类型的系统。当正常不希 望有物流通过阀 1 时,阀 1 要连在低压分离罐上。当正常有流体通过阀 1 时,阀 1 要连在高压分离罐上。 原因是希望在装置波动的时候从低压分离罐放空 (从循环氢 压缩机来的量中断,压力波动等) ,但如果正常也有物流放空时,从高压分离罐放 空比从低压分离罐放空进入气相的 C5 +更少。 图Ⅳ-10 给出的系统和Ⅳ-8 中的系统相似, 但是是用于一个多级的增压机。 防止每 一级超过其压缩比,就象Ⅳ-8 中的功能一样。 3. 另一个不常用的控制回路用于重沸炉系统(见图Ⅳ-11 和Ⅳ-12) 。这个系统用一个 PDRC(差压记录控制)来取代 TRC(温度记录控制)来控制加热炉的燃烧。PDRC 是控制重沸炉中物流气化的量而不是温度。 使用 PDRC 的原因是在某些情况下(如窄馏程进料)物料通过重沸炉时温升会非常 小。在这种情况下采用温度控制不是很好。PDRC 是控制重沸炉中物流气化的量而 不是温度 不管经过重沸炉是否有温升这个系统都会起作用, 但由于和 TRC 相比这个系统的投 资较高所以只在必要的情况下应用这个系统。 4. 在稳定塔顶可以采用不同的控制系统。 传统的控制系统是用塔盘温度控制回流, 塔顶回流罐液位控制塔顶产品外送量。 如 果回流罐作为下游装置的缓冲罐时仍然采用这个控制系统。 图Ⅳ-13 中是另一种控制系统。注意塔顶产品外送线是在回流 FRC 孔板和回流控制 阀中间, 而不是在回流 FRC 孔板的上游。 尽管这种控制系统由于不直接测回流量所 以在手动控制的时候很难,但它使控制系统对塔盘温度变化的响应提高了。

74

75

76

77

78

79

80

81

82

83



工艺设备

A. 重叠式反应器 UOP 连续重整装置采用重叠式反应器。 通常, 重整反应器的目的是使进料在反应条件下和催化剂接触, 同时不允许产品将催化 剂带走。防止催化剂损失是设计的一个主要目的。另外,反应器内件制造时应达到催化剂流 过反应器不会受损害的质量。所有与催化剂接触的表面都应设计成非常光滑的。 从再生部分来的催化剂进入还原区顶部的脉冲罐 (图Ⅴ-1) 。 这个罐上有一个核料位计, 给 2 号闭锁料斗提供信号以输送更多的催化剂。脉冲罐的气相空间内还有一个热电偶 (TI-311) 。如果这个热电偶的读数过高,指示的是有从反应器向催化剂提升线催化剂倒流 的现象。 催化剂从脉冲罐流过还原区的换热管, 进入第一反应器的新鲜进料流过换热管外部, 催 化剂在换热管内被进料加热。 循环氢和提升气也流过还原区的换热管。 高含量的氢气和高温 的共同作用使催化剂得到还原,催化剂的还原对保证催化剂的性能是必要的。 大部分(~90%)通过连在反应器侧面的管线从还原罐底部排出。这部分气体进入一个 空冷器, 然后去再接触部分或重整加热炉。 一小部分氢气向下流过催化剂管线来保证还原区 和第一反应器间的正压差。 在开工时, 从反应器侧面流出的还原区气体通过一根反应器侧面的返回线返回到第一反 应器,然后向下流过盖板。某些装置没有除气系统,在这种情况下,所有进入还原区的气体 都向下流过催化剂输送管。 催化剂向下流入盖板下面的一反和其后面的反应器的扇形筒和中心管之间。 然后催化剂 向下流过反应器, 通过一个低压的中间的总管离开中心管的底座, 通过催化剂输送管流进下 一个反应器(图Ⅴ-2) 。催化剂流出最后一个反应器后向下流进催化剂收集罐,这个收集罐 和重叠式反应器的底部连在一起。 油气从扇形筒的内部的气相空间进入催化剂床层,径向的通过催化剂床层后进入中心 管。油气通过中心管流出反应器。在设计上油气可以向上或向下流出中心管(图Ⅴ-3) 。CCR 重整最初的设计是油气向下流出中心管, 但最近的设计是油气向上流出中心管。 油气在通过 催化剂床层的时候会产生很大的温降, 这是因为重整反应是强吸热反应。 所以为了完成反应 油气在进入第二反应器前必须被预热。 经过预热后, 油气进入到第二反应器重复上述的工艺。 在上流式的中心管设计中(图Ⅴ-4) ,中心管和内部的膨胀节用螺栓进行连接,膨胀节 用螺栓连接在反应器内部的接管上。 膨胀节上有一个环形的圈用来支持盖板。 设置膨胀节的 目的是满足开工和冷却时的需要,在这些过程中不锈钢和 1-1/4Cr-1/2Mo 或 2-1/4Cr-1Mo 的器壁有不同的膨胀或收缩量。 中心筛网是由覆盖在有孔的环形板上的丝网制成的。 丝网的作用是防止催化剂随物流流 出反应器,环形板的作用是提供压降上的需要来很好的维持通过催化剂床层的物流分布。 为了保证扇形筒的位置需要使用胀圈。 胀圈分成三个或四个部分用螺栓连接在一起。 通 过焊接在器壁上的支撑板来对每个胀圈进行支持。每台反应器从上到下有四个或五个胀圈。

84

B. 加热炉 加热炉的作用是给混合进料提供足够的热量以使其能在反应器内和重整催化剂发生预 期的反应。 在整个反应中热量会被用尽, 所以从每个反应器流出的物流的温度会比入口的温 度低很多。基于这个原因,在每台反应器前都要设置一台加热炉。很小的温度变化会对反应 程度产生很大的影响,所以维持反应器入口的温度在规定的值是非常重要的。 图Ⅴ-5 是一个典型的 UOP 重整加热炉的图。这种炉子包括三个或四个单独的炉膛,混 合进料在进入每台反应器前都由一台炉子进行加热。 典型的炼油加热炉都有一个辐射室, 炉 管在辐射室中靠着炉墙布置;火嘴装在炉管的一侧(单面加热) 。典型的重整加热炉炉管被 双面加热。 采用这种方式会使整个炉管表面能得到很好的利用; 双面加热可以获得比单面加 热多 60%的热量。 每个炉膛内都有许多炉管,这些炉管的出入口都连在集合管上。炉管呈”U”形布置, 在 U 形炉管的中间和直管段的两侧装有火嘴。中间的火嘴在设计上可以提供总热负荷的 50%,U 形炉管的每一个侧面的火嘴可以各提供总热负荷的 25%。 在设计条件下, 加热炉在等于或接近相应炉管材料允许的最高温度下操作。 每台加热炉 的入口管侧、 中间和出口管侧的热负荷分别为 25%、 50%和 25%,要分别满足金属温度的要 求。如果去掉或熄灭一个火嘴,原来正常的温度分布会受到影响,这会使余下的火嘴提供更 多热量。这可能会导致炉管温度超过其最高允许温度,产生表面氧化或炉管寿命降低。上面 的问题如果是短期存在(调整或更换火嘴)不会造成很大的问题,但不允许长期存在。 由于重整加热炉在等于或接近相应炉管材料允许的最高管壁温度下操作, 所以应密切注 视火嘴的火焰形式,如果必要还要进行调整。在所有的加热炉中,特别是在这种高温加热炉 中应避免火焰烧到炉管。 在挡火墙处要维持微负压以给火嘴提供足够的空气。 如果进入的空 气不足会使燃烧不完全。这样会降低加热炉的效率,火焰尺寸变大或回火。随着过剩空气低 于允许的值,火焰的尺寸会变大;未燃烧的燃料会走很远的距离遇到氧气后燃烧。 火焰尺寸变大会导致热量分配不均或使火焰烧到炉管。 空气量进一步降低会使燃烧不完 全。燃烧不完全一方面浪费燃料,另一方面还降低了加热炉的效率。未燃烧的燃料还会在有 空气进入的非火嘴区燃烧(管板、检查门) 。这就是回火,会造成管板损坏(如果燃烧发生 在管子区) ,耐火材料的损坏或结构上的损坏。 典型的重整装置中有三个(或四个)烧燃料气的加热炉,一个进料加热炉两个中间加热 炉。每台加热炉都是辐射-对流、箱式的 U 形炉管加热炉。这样的设计可以使物流通过加热 炉的时候产生的压降很小。 进料只通过加热炉的辐射区。 废热在对流区通常通过产生蒸汽或 作为塔重沸器的热源来回收。进料加热炉和中间加热炉共用一个对流室。 每台加热炉都配有烧燃料气的火嘴,火嘴安装在加热炉箱体的端部炉墙上。通过 TRC 调节进入加热炉的燃料气来控制加热炉出口/反应器入口的温度。每台加热炉都配有吹扫蒸 汽以便在开工时、 加热炉熄灭后和紧急事故时吹除炉膛内存有的可燃气体。 其它的再加热部 分的说明见第Ⅳ部分。 由于反应部分需要的温度较高,所以对流室的炉管通常选用 9Cr-1Mo 材料。在对流室, 为了更好的进行热传递, 一些热油管采用翅片管或钉头管。 因为大部分的加热炉只烧燃料气, 所以不需要固定的吹灰器对翅片管或钉头管进行定期吹灰。 通常烧油的加热炉需要频繁的吹 灰。 通过调节安装在对流室上边烟囱内的挡板来控制进入加热炉的空气量。 气压表 (真空表) 安装在辐射室、 对流室入口和挡板的前后来监视进入加热炉的空气。 为了安全和有效的加热 炉操作必须维持负压。

85

C. 换热器 在重整装置中换热器用来对许多物流进行加热或冷却。每个重整装置都有混合进料/出 料换热器。这台换热器可以是管壳式的也可以是焊接板式的,见图Ⅴ-6 和Ⅴ-7。最后一个 反应器的出料通过混合进料/出料换热器对进入第一反应前的重整进料进行加热。最后一台 反应器的出料进一步冷却后可以将重整生成油中的氢气分离出来。 最后一台反应器的出料通 过空冷器和冷却器进行冷凝。一反顶部还原区来的还原气也用空冷进行冷却。 D. 循环氢压缩机 所有的重整装置都有一台或几台循环氢压缩机。 循环氢压缩机使富氢气体循环通过重整 反应回路。如果没有循环氢,会在催化剂表面形成大量的焦碳,这会阻止重整反应的进行 。 当进料进入装置时维持循环氢量是非常重要的。 循环氢压缩机可以采用往复式的也可以采用 离心式的,离心式的比较常见(Ⅴ-8) 。 E. 泵 有很多种类型的泵应用在重整装置中。 通常用离心泵向反应部分提供进料。 往复泵用于 化学品注入。 高压泵如多级泵用于将分离罐中的液体送入再接触部分, 这部分的压力远远高 于分离罐的压力。 F. 产品分离罐和再接触罐 所有有循环气的催化装置都有一个低压分离罐() 。设计低压分离罐的主要目的是从烃 中分离氢气。在分离罐的顶部有一个或两个接管。在两个接管的情况下,一个接管将循环氢 送入循环氢压缩机。 另一个接管将重整氢送入重整氢增压机的一级入口。 一些装置将循环氢 压缩机作为重整氢一级增压机。 在这种情况下分离罐上只有一个出口, 所有的气体都从这个 开口排出。 分离罐中一个最基本的内件是用来除沫的破沫网, 破沫网的材料是蒙乃尔。 破沫网装在 一个分离罐顶部的挡板上, 破沫网用来聚结或帮助除去气相物流中携带的烃类液滴。 通常在 容器的中部还有一个入口分配器, 它的作用是使气体在容器中能均匀的分布。 还有一个玻璃 液面计来指示烃类的液位。 通过一个液位控制器来控制分离罐中液体流向分离罐泵的量。 维 持分离罐底的液封是非常重要的。 在液相的出口通常有防涡流板。 这会使液体在压力作用下排出分离罐的时候不会产生涡 流。由于会有一些腐蚀产生,所以容器一般由镇静碳钢制造。 再接触罐和分离罐几乎有相同的设计只是通常尺寸较小。 G. 二甲苯塔 二甲苯塔用于将二甲苯和 C9 和 C10+分开。二甲苯塔的进料来自重整油分离塔塔底。 这个塔的塔盘数通常大于 100。产品来自塔底、塔顶和 C9 侧线。

86

H. 塔顶回流罐 所有的分离塔都有回流罐来收集塔顶气相冷凝液。 塔顶回流罐的直径可以和塔的直径一 样。通常回流罐的切线长是直径的 3 倍。内部结构见图Ⅴ-10,内部有分配器,上面的沟槽 是为了使混合相更好的分离。在烃类的出口线上有一个竖管。竖管内允许有少量的烃类,大 量的是回流罐中聚集的水。 有一个液相的玻璃液面计和液位控制接口。 有一个气相出口接管 允许不凝气进入顶部, 管线上装有一个阀可以在必要的时候将不凝气排到火炬系统。 如果系 统全部冷凝下来,塔压力控制器就要安装在进入回流罐前的气相线上。 烃类的出口装有防涡流板以保护塔顶馏出的液体和回流泵。 容器的材质和稳定塔的材质 一样选用镇静钢。 塔顶回流罐的设计温度远远高于操作温度。 回流罐的设计温度按一旦塔顶冷凝器失效后 的温度来考虑。 I. 燃料气罐 燃料气罐是一个压力容器, 设计用来除去可以冷凝下来的物流。 内部装有蒙乃尔破沫网 除去聚结的液体。冷凝下来的液体可以手动的排入放空总管。图Ⅴ- 15 是一个燃料气罐的 草图。 J. 脱氯罐 安装脱氯罐是为了处理重整氢中和还原区出口气体中的 HCl。脱氯罐用碳钢制成,内部 装有活性氧化铝。氯被吸附在氧化铝上。再接触罐来的氢气至上而下通过脱氯罐。脱氯罐的 出口要每星期取样分析一次 HCl 穿透情况。 K. 脱丁烷塔/脱戊烷塔 当重整装置在生产汽油的模式下操作时这个塔作为脱丁烷塔。 脱丁烷塔通过分离除预先 确定外的所有的 C4(丁烷)来控制汽油的蒸汽压。汽油中的丁烷量有助于汽油蒸汽压的测 定。 在生产芳烃的模式下这个塔要作为脱戊烷塔。C5 从脱戊烷塔顶被除去,这样塔底产品 将包括几乎所有的 C6。图Ⅴ- 10 是一个典型的布置。 L. 脱乙烷塔 脱乙烷塔的作用是从脱丁烷/脱戊烷塔塔顶产品(LPG)中除去轻的组分(甲烷、乙烷、 氢气) 。LPG 产品的组成根据重整装置的操作模式可以是 C3~C4 或 C3~C5。图Ⅴ- 11 是一 个典型脱乙烷塔的示意图。 M. 重整油分离塔 重整油分离塔的作用是从脱丁烷/脱戊烷塔塔底产品中除去 C7-物料,这样就只有 C8+
87

进入二甲苯塔。这种类型的塔用于以生产芳烃为目的的装置中。

88

89

90

91

92

93

94

95

96

97

98

99

100

101



试车

A. 反应器准备说明 重整反应器的检查、 准备和催化剂装填是三个非常重要的工作。 这些工作很重要是因为 这些工作可以帮助保证使反应器和催化剂达到预期的性能。 要正确地做好这些工作,炼厂人员必须: 1. 重视反应器图纸。 2. 3. 确保反应器所有的材料符合或高于设计要求。 提前做好详细的计划。

4. 有效地进行工作。 5. 正确地装填催化剂。 在这一部分中对重整反应器的检查和准备工作有些推荐。 这些推荐包括 4 个通常要检查 的部分,包括检查: 1. 2. 重要的尺寸 催化剂的量

3. 表面光滑 4. 干净 这些部分对于反应器和催化剂的性能是很重要的。 但这些部分并没有覆盖整个反应器的 机械检查。这些检查是在假设所有的机械检查都已经完成的情况下写出来的。 在这部分中,检查、准备和反应器的装填方面包括了一些细节。必须明白这只是一个通 用的步骤而不能完全应用于某一个特定的反应器。 准备这些步骤的目的是协助炼厂人员完成 用于自己装置的详细的步骤。 这里使用的尺寸和公差是典型的, 不能应用到所有的反应器。 在 UOP 项目说明书中的数 据要优先于这里引用的任何数据。 B. 检查和准备工作 1. a. 在反应部分干燥前 打开还原区(一体化的还原区)或反应器脉冲区(独立的还原区)的人孔盖。完成 以下检查工作后封上: (1) 料位计高度处的反应器壁厚。要进行测量。 (2) 对于一体化的还原区:清干净所有的换热管。管端不能有毛刺和焊渣。 (3) 对于反应器的脉冲区: 清干净所有的气相管线。 气相管线应可以不受约束的穿 过其吊架。垫片应该完好,螺栓应把紧。 (4) 反应器脉冲区入口下面挡板的位置和定位。 b. c. d. 装好反应器上部封头热电偶。 将每台反应器的一个盖板和输送管移开, 进入反应器的催化剂床层。 移开前要做好 标记。 检查所有的运输用的支撑全部拆除,包括:
102

(1) 膨胀节上的定位螺栓。 (2) 扇形筒上的支持圈。 (3) 中心管中间的支撑。 (4) 壳体的支撑梁。 对于上流式反应器,对中心管支座进行以下的检查: (1) 催化剂挡板和接管上没有毛刺和焊渣。 (2) 底座和下部封头之间的垫片完好。 (3) 底座螺栓已经坚固完毕。螺栓应配有双螺母。 (4) 上面的螺母下的垫圈应完好并盖住螺栓孔。 (5) 底座下部的支撑螺栓紧固完毕。 螺母和销子应在上面点焊, 螺栓下部配有双螺 母。 f. 对于下流式反应器,检查所有的催化剂收集器: (1) 等间距 (2) 高度。高度和距中心管的距离正确 g. (3) 高质量的光滑的焊接。没有毛刺。 对于下流式反应器,检查中心管开口环组件: (1) 2 号开口环和底部封头间的垫片完好 (2) 2 号开口环两半间的垫片完好 (3) 2 号开口环和膨胀节法兰间的垫片完好 (4) 开口环的所有螺栓紧固完毕 (5) 中心管内 1 号和 3 号开口环完好 h. 检查中心管: (1) 没有扭曲的金属丝 (2) 中心管筛网间焊接没有裂纹。没有尖角和毛刺 (3) 开槽尺寸为 0.61mm+/-0.05mm。最大 1.0mm,最小 0.46mm (4) 垂直度 (5) 对于上流式反应器:中心管和中心管底座的间隙。最小的间隙 1.0mm,不应有 金属对金属的接触。最大的间隙为 4.0mm。垫片完好。 (6) 对于下流式反应器:中心管和 2 号开口环的间隙应小于 1.0mm。 (7) 对于下流式反应器:中心管人孔垫片安装正确。 (8) 对于下流式反应器:中心管导向管没有受到约束。 (9) 中心管孔的数量、排列、型号正确。筛网支撑不能堵塞中心管的孔。 (10) (11)清洁程度。开的槽和孔没有被堵塞。 i. 检查扇形筒 (1) 直线度。扇形筒到反应器壁距离不得大于 12.7mm (2) 扇形筒间没有焊接裂纹。没有尖角或毛刺。良好的、平滑的焊接,最小的焊接 变形。 (3) 相等的扇形筒间距。每个扇形筒点焊到扇形筒支撑圈上。支撑圈的高度。 (4) 开槽尺寸应为 1.0mm?12.7mm, 端面中心间距为 15.9mm, 侧面中心间距为 3.2mm (5) 清洁程度。在检查和准备过程中要盖住升气管。 j. 检查胀圈 (1) 胀圈没有弯曲。没有焊接裂纹。 (2) 胀圈连接部分在扇形筒之间。

e.

103

(3) 胀圈不能过紧。 当扇形筒帖到反应器壁上时, 推荐胀圈和扇形筒之间的间隙为 k. 6-10mm。 检查外篮筛网: (1) 没有扭曲。 (2) 开槽尺寸为 0.61mm+/-0.13mm。 (3) 筛网部分不能有焊接裂纹。没有尖角或毛刺。良好的、平滑的焊接,最小的焊 接变形。 (4) 垂直度。 (5) 拆下运输时底部法兰的螺栓。 换上带肩螺栓, 垫片和螺母。 用手拧紧螺栓即可。 (6) 测量外篮底部法兰和基环之间的间隙。 (记录用) (7) 清洁程度。开的槽没有被堵塞。 l. 检查出口管线: (1) 膨胀节和套管要达到规定的长度。 (2) 膨胀节的水平变形要最小。 (3) 斜接弯头安装正确。 (4) 要安装膨胀节内的套筒 m. (5) 螺栓紧固和垫片位置正确。 检查通气筛网 (1) 开槽尺寸为 0.89mm+/-0.13mm。 (2) 清洁程度。在通气筛网后没有杂物或开的槽没有被堵塞。 检查盖板 (1) 正确的盖板安装。用楔形销或螺栓坚固。每部分间的缝隙小于 1.0mm。保证盖 板和催化剂间没有可见的缝隙。 (2) 密封板平面。密封板和盖板间的间隙要小于 1.0mm。这个值应用于扇形筒升气 管的密封板和输送管的密封板。不能破坏点焊的部分。 (3) 密封板和升气管的间隙为 0.61mm+/-0.10mm。 (每个升气管和它的密封板是配 对机加工的。 ) (4) 密封板和输送管的间隙为 0.25mm+0.13/-0.00mm (每个输送管和它的密封板是 配对机加工的) 。 (5) 对第一反应器来说:密封板和气相管线的间隙为 0.25mm+0.13 /-0.00mm(每 o. 个输送管和它的密封板是配对机加工的) 。 检查输送管: (1) 输送管可以无阻碍的通过密封板。输送管可以无阻碍的通过斜接弯头。 (2) 垫片要装好,螺栓要坚固好。用 0.13 mm 的量具来检查垫片安装。双头螺栓上 面的螺母要点焊,下面要使用双螺母。 (3) 内部的管线和表面不能有焊渣、杂物等。 (4) 清洁程度。清理干净所有的输送管。 p. 检查一体化的还原区: (1) 换热管周围挡板的位置和定位。 (2) 清洁程度。罐底不能有杂物。 (3) 还原区进行 0.7kg/cm2 g 的气体试压。根据需要,在催化剂出口安装盲法兰。 q. 对于上流式换热器:拆下催化剂收集器底部封头,检查后装上。 (1) 分配器位置和中心。 (2) 不能有尖角和焊渣。

n.

104

(3) 干净程度。 r. 测量标准的反应器尺寸,包括但不局限于: (1) 反应器内径和切线高。 (2) 整个中心管筛网高度。 (3) 整个扇形筒或外篮筛网开槽高度。 (4) 检查盖板底部距下面这些项的距离: (a) 扇形筒的肩 (b) 输送管的底部 (c) 中心管开孔的上部 (d) 上面的一行扇形筒开孔 (5) 升气管高度。 (6) 中心管外径。 (7) 从中心管外径到扇形筒表面或外网表面的催化剂床层宽度。 (8) 有催化剂时中心管的中心位置。 (9) 无催化剂时外网的中心位置。 (10)⑽通气筛网开槽的总体尺寸。 s. (11)⑾催化剂收集器的内径和切线高。 材质检查: (1) 弯头、中心管、胀圈、输送管等内部法兰上的螺栓和螺母。 (2) 盖板、楔形销、密封板、胀圈等。 检查所有法兰的垫片材质。 用正确的垫片、螺栓和螺母重新装配盖板和催化剂输送管。 将盖板上、反应器封头内、入口接管和扇形筒内的杂物清除干净。 封好反应器人孔做好反应部分干燥准备。 根据实际测得的反应器数据计算下面的各项: (1) 反应器中催化剂的体积。 (2) 可用的催化剂密封高度。立刻将与设计值相比较的差值通知 UOP。 (3) 总的催化剂体积。 (4) 开工中预期的机械和热坍塌量。 反应部分干燥后 拆掉催化剂收集器下的手动球阀。 对每台反应器完成下面的工作。在拆卸时所有的部分要做好标记。 (1) 对所有升气管、输送管和气相管线周围的密封板做弯曲检查 (2) 可能的话每台反应器拆掉一块密封板和催化剂输送管进入每台催化剂床层。 (3) 清理干净扇形筒或外部筛网。 使用铁刷或抽真空将中心管筛网和通气筛网清理 干净。 (4) 检查所有的扇形筒和胀圈或外部筛网。检查中心管。重新检查垂直度。 (5) 检查是否有焊接裂纹和点焊破坏的情况,如有要进行修复。 (6) 对于上流式中心管: (a) 重新检查中心管支座和底部封头间的垫片。 (b) 重新检查中心管底部和中心管支座间的缝隙。 重新检查垫片。 重新检查中 心管底部的压紧螺栓的坚固程度。 (7) 对于下流式中心管: (a) 重新检查开口环的垫片。重新检查所有开口环的螺栓紧固程度。

t. u. v. w. x.

2. a. b.

105

(b) 重新中心管底部和 2 号开口环间的间隙。 (c) 重新用手将所有外部筛网上的带肩螺栓的螺母拧紧,将螺母点焊到螺栓 上。 (d) 在外篮的底环上安装密封条。最大间隙为 0.76 mm,要达到的目标是 0.00 mm (8) 重新检查所有催化剂输送管的紧固程度。 (9) 在最后一个反应器底部的催化剂卸料口内装填瓷球。 (10)用抽真空的方法将底部封头清理干净。 (11)用铅锤测定催化剂输送管是否被堵塞。 C. 首次操作 在安装的最后时期中以及安装后,重整装置中有大量的开工前的准备工作要由操作人 员和现场的其他人员合作完成。 不能轻视这些工作。 装置达到令人满意的性能以及实现无故 障按计划开工需要仔细完整的准备工作。 另外, 完成这些准备工作有利于操作人员熟悉装置 中的特殊设备。 准备工作的主要范围是保证装置按照管线&仪表图(P& ID) 、详细的图纸、标准说明书 和项目说明书来建设的。应仔细检查容器的安装、定位和清洁、容器的配管和容器的内件和 衬里。特别要注意换热器的支撑、管线、反应器转油线、梯子和服务管线保证装置在加热的 时候有足够的空间进行膨胀。检查所有的旋转设备的管线、速度表、转向、需要的功率和安 装材料,如压缩机、风机和泵等。装置的安全和操作性要时刻放在心上。通常, UOP 的代 表要在现场进行观察、建议、协助操作人员完成准备工作,特别是检查工作。 这部分包括装置首次开工前操作准备需要的工作,如进料准备。大部分工作要作为建 设细节来考虑,这些工作通常只能进行一次。以后的开工不需要这些检查。但装置大修后, 一些工作还要重复。一般有下面这些要完成的工作: A. 最后的容器检查 B. 公用工程系统的清洗和投用 C. 管线和设备的冲洗和静压试验 D. 泵和风机的检查和试运 E. 管线和设备的泄漏试验 F. 循环氢和重整氢压缩机的试运 G. 仪表的投用和校验 H. 加热炉的干燥 I. 反应部分的干燥 上面的工作可以做以下展开: A. 最后的容器检查

所有的容器在最终完成前要检查是否和装置项目说明书中规定的详细设计相一致。 所有的机械检查和必要的准备完成符合规定后,如所有的内部尺寸、喷嘴和分配器的 定位、塔盘规格、排水管定位、堰板高度、反应器内件、防涡流板、vortex riser 、热偶安装、 液面计等, 在容器最终完成前要检查其完整性和清洁程度。 要特别注意不要把外面的材料如 工具、抹布、垃圾和脚手架等遗留在容器内。

106

B.

公用工程系统的清洗和投用

安装完成后,所有的公用工程系统如蒸汽、冷却水、风等都要投用。试车前,所有的 管线都要进行泄漏试验, 建筑垃圾和杂物要清理干净。根据不同的公用工程,接下来要进行 水循环和蒸汽或空气吹扫。这些工作在后面各个公用工程中有说明。 1. 蒸汽管线 当炼厂中蒸汽可以使用时,可以对蒸汽系统进行暖线和杂质吹除。当把蒸汽引入系统 前,所有的蒸汽疏水器、控制阀、透平、加热器、仪表 、蒸汽喷射器都应拿掉或与系统隔 离。每次一个对蒸汽总管进行暖线,这时应观察管线的膨胀。应特别注意管线的支撑。必须 手动对管线进行排凝以防打水锤。 进行暖管时,放空和排凝阀应保持打开状态在阀门关闭前应继续对管线进行吹扫。重 复进行这项工作 5-10 次排除管线中的杂物。蒸汽引入透平前要特别注意一些细节。必须吹 除管线中所有的杂物包括铁锈, 否则这些东西会损坏透平的叶片。 利用高流量的蒸汽吹扫管 线,改变管线的温度清除掉管壁上的铁锈。通常在蒸汽的出口安装一块铅板或铝板。当板子 上没有凹痕时说明管线已经吹扫干净了。 要注意不要将杂物和铁锈吹进已经吹扫干净的管线中。用相同的方法将冷凝水线清扫 干净, 但必须要密切注意冷凝水线的压力, 因为冷凝水线的工作压力和温度通常要低于蒸汽 总管的压力和温度。 当蒸汽系统吹扫完成后,重新安装上吹扫前拆掉的疏水器等设备。重新检查蒸汽透平 的对中情况。然后系统可以重新加热后投入使用。 2. 冷却水系统 用水对冷却水管线进行冲洗。如果可能引入干净水之前在用水管和手将冷却水罐或冷 却水站彻底清洗干净。 泵入口要安装上 20 目的过滤网。 往复泵入口一般装上 5 目的过滤网。 所有泵的冷却器、冷凝器、取样冷却器、润滑油冷却器和转动设备壳体冷却夹套要与系统隔 离。利用冷却水泵来的水一次清洗一条进水管线。所有的管线清洗完成后重新连接好。将冷 却水和用户之间的连接断开。对用水的用户进行清洗。清洗完成后重新连接好。所有的出口 管线都连接好以后冲洗返回线。 3. 工业风系统 扫干净工业风风机的入口线。将出口线和下游设备隔离开,如干燥器、油分离器。换 热器等。启动风机确保其工作正常。这时出口管线就被吹扫干净了。停风机将断开的部分重 新连接好。 重新启动风机, 对整个工业风总管进行升压, 从主总管开始, 一次吹扫一根总管。 然后再分别吹扫支线总管。管线吹扫不能通过仪表和设备,一直要保持断开状态,确认在向 下进行的时候管线是干净的。 4. 仪表风管线 将仪表风管线和仪表风调节器断开,拆下管线上其它的调节器。分别吹扫每条管线, 吹扫完成后将管线重新连接好。 5. 新鲜水系统 用于洗眼、淋浴和饮用的新鲜水线经过冲洗和排放后清除和稀释有害物质。按照人使 用水的标准来分析新鲜水线中的水以确定是否适合人使用。 6. 消防水和喷水消防系统 拆掉所有的喷嘴后可以对每个消防栓和消防水炮进行冲洗。由于这可能是消防水泵第 一次运行,所以要仔细观察泵的操作。冲洗完成后将所有的消防水炮装上喷嘴。冲洗喷水消 防系统前要拆除所有的喷水龙头;然后冲洗整个系统。当冲洗干净后,重新装上龙头。在安 装龙头前要逐个进行检查确保其清洁。龙头安装好后试验设备的每一个部分。

107

7.

燃料气线

燃料气线可以用蒸汽进行吹扫。在吹扫前应将管线上的控制器和控制阀拆掉。所有烧 气的燃烧器管线要打开。当主燃料气系统吹扫完成后(从分液罐开始) ,蒸汽可以重新进入 燃烧器来检查它们的定位, 确认所有的喷嘴是干净畅通的。 重新安装控制器和控制阀前要用 空气对整个系统进行干燥。蒸汽吹扫和空气干燥期间必须注意压力不要超过安全阀的定压。 8. 燃料油系统 燃料油系统可以用蒸汽进行吹扫,但在系统投用前应排净冷凝水。在吹扫前应将管线 上的控制器、控制阀和雾化蒸汽压力阀拆掉或隔离。所有的油枪也要断开。整个系统通蒸汽 直到系统干净并热起来。然后可以将油枪接上并通入蒸汽。蒸汽吹扫后,整个系统要经过空 气干燥。同样的步骤可以应用于雾化蒸汽系统。 C. 管线和设备的冲洗和静压试验

1. 静压试验 在装置建设完成后要进行静压试验来证明材料的强度和焊接完整性, 这些工作要由承包 商来完成。 静压试验首先要对设备完全充满水, 然后升压到试压回路中压力等级最低的设备 设计压力的 1-1/2 倍。如果试验合格,每小时的压降不应超过试验压力的 2%。如果试验不 合格,如压降每小时大于 2%,在法兰、焊口、管线等处会有水漏出来,需要对这些地方进 行维修。 注: 静压试验不能和在泄漏试验中由操作人员完成的不那么严格的 “紧固试验” 相混淆。 通常不可能同时对整个装置及所有的设备同时进行静压试验。 因此, 通常根据设备的位 置和试验的压力级别将整个装置分成若干个部分。 必须准备合适的盲板对不同部分的设备进 行隔离。通常,用于不同塔的换热器、回流罐等和主要的容器一起试验。试验的压力由装置 内设备来确定。在压力试验期间,所有这些安全阀都要用盲板隔离,这是因为试验压力要超 过正常的泄放压力。 考虑到支撑结构和防止反应器内部系统受到损坏, 通常重整装置的重叠式反应器不进行 现场的静压试验。 反应器应在制造厂由制造商进行个静压试验。 由于四个重整反应器的外壳 是一体的,如果需要进行现场的压力试验,要注意防止超压和中间封头及膨胀节裂开,这些 2 部位在设计上只承受最大 1.1kg/cm 的压差。 如果要对重整反应器进行压力试验, 最方便的是将反应器和加热炉放在一起试验。 由于 加热炉通常在高于反应器试验压力的压力下试验, 最简单的办法是用盲板将反应器隔离, 先 对加热炉进行压力试验, 然后在反应器的试验压力下对整个系统进行压力试验。 盲板可以和 用于引入试验用水和装置充满水后排气的连接一起提供。 有必要用热偶连接和压力表接口进 行整个反应系统的气体排放。 通用的压力试验指导原则是: a. 在静压试验前首先要进行空气压力试验, 这样如果有敞口的管线和没连接上的法兰 就可以检查出来,从而在静压试验前进行安装和维修。 b. c. d. 在一个部分进行静压试验的所有设备要有相同的试压等级。 试验用的压力表要安装在容器的底部,这样可以虑到容器内液体的压头。 必须考虑所有换热器、冷却器、冷凝器和混合进料换热器管壳程不同的试验压力, 采用适当的方法进行压力试验。通常,先同时将管程和壳程升到较低的压力,然后 维持低压侧的压力不变对需要进行高压试验的一侧升压。 如果有任何的压力平衡就 说明有泄漏现象发生。 安全阀、 泄放阀和爆破片必须和试压系统隔离, 因为试验压力要超过它们正常的起

e.

108

跳压力。 f. g. h. i. 如果安全阀和泄放阀被拆掉了,在压力试验的时候可以对它们进行校验和定压。 装置内进行压力试验的部分一定要用盲板和装置内其它的部分隔离开。 盲板的压力 必须和试验的压力相匹配。 所有的弹簧支架都应在锁住的位置。 管线也得到检查, 以确认是否有足够的支撑承 受水的重量。 检查所有容器的基础,以使容器在充满水时可以对容器进行支撑。 压力试验不能在器壁温度低于 15℃的情况下进行,以防止材料变脆。如有必要, 要对试压的介质进行加热以满足温度要求。

注:有些时候考虑到环境温度和装置干燥问题,有时用石脑油代替水来进行压力试验。 这样的步骤要进行安全方面的审查,还要考虑到装置首次开工时的效益。 j. k. 2. 试验用的水必须是干净的,同时氯含量要小于 50ppm。 在静压试验中永远不要包括压缩机和泵。 管线和设备的冲洗

根据设计要求,整个装置的最后机械检查完全结束后, 装置将移交给我操作单位。操 作单位首先要做的第一项工作除了熟悉装置就是装置的水冲洗。 在冲洗过程中, 用清水冲洗 以前没有清洗干净的设备和管线。 所有的容器、 反应器和加热炉作为最终机械检查的一部分 已经被清洗干净了。在清洗时要经过这些设备时要特别小心,不要使杂物进入这些设备。任 何时候都要从设备向外进行冲洗。 可以以水作为操作介质的泵可以在管线中大部分杂质被冲洗掉后进行试运。 象静压实验中一样,使用的水必须要干净并且氯含量要小于 50wt-ppm。 注:不能对压缩机进行水冲洗。在管线冲洗前在压缩机的出入口加盲板。 对于水冲洗操作,通常要遵守下面的操作原则: 1. 在冲洗过程中尽量将所有能用到的管线都用上以有利于整个系统的清洁。 2. 消防水系统要首先进行冲洗,冲洗后可以通过它来向装置的其它部分供水。 3. 4. 当泵出入口管线与泵断开时对出入口管线进行冲洗。 在任何液体通过泵前要在泵的入口处加过滤网。如果没有过滤网,杂质、焊渣和石 块等会堵住并损坏离心泵的叶轮。 滤网另一个用途是还可以将这些杂物收集到一个 比较方便取出的地方。 滤网可以安装在入口阀和泵之间的法兰处, 这样可以不用对 任何容器泄压就可以将滤网拆下来。 物流最好向下或水平地通过过滤网。 要注意滤 网的安装位置,当流过液体的泵停下来后脏东西不能进入管线中不允许进入的部 位。如果这种事情发生了,不可能通过拆下滤网来清理干净这些脏东西。 5. 6. 7. 8. 9. 操作时, 任何时候都要从容器向外冲洗而不能向容器内冲洗。 如果向容器内部冲洗, 冲洗后还要将容器打开进行人工清洗。 任何时候都要从高点向低点清洗。 在充液和放空时,容器和系统必须进行放空。这对于塔来说尤其重要,这样做可以 防止塔被抽成真空或超压。 所有在容器排放或泵循环过程中没有被冲洗的管线要单独进行冲洗。 在冲洗过程中水的流量和流速要保持最大以保证冲洗干净。 从源头上调节冲洗介质

的量。 10. 在冲洗过程中控制阀和热电偶要拆下来以防损坏。 11. 只有在冲洗完全结束后才能将孔板装上。 12. 仪表如压力表和变送器、水分析仪和其它的在线仪表在冲洗过程中必须和系统隔 离。

109

13. 对放空和排凝线进行冲洗检查是否有堵塞。 14. 如有可能,冲洗管线的一端要敞口。不要限制流量。 15. 如有可能,采用下面的顺序进行冲洗;首先是主总管,然后是支线总管,第三是各 支线。 16. 冲洗水通过设备之前要先经过一个开口的旁路进行冲洗。 17. 不能将冲洗水冲入换热器。打开入口法兰,盖住换热器接管对管线进行冲洗。如果 冲洗必须通过换热器,应在冲洗结束后打开换热器将换热器清理干净。 18. 继续冲洗每根管线和设备的每个部分直到水变干净。 19. 利用装置的管线流程图进行检查记录, 保证所有的管线包括进出储罐的管线都经过 冲洗。这样可以避免已经冲洗干净的管线被未冲洗的脏管线污染。 20. 避免从大口径管线向小口径管线冲洗。 冲洗完成后, 如果冲洗过程中没进行泵试运 可以利用冲洗后的水来完成这个工作。 如果泵的试运工作已经做完或冲洗结束后不 立即进行泵的试运,就要将装置内的水放净。必要的时候,打开低点的法兰进行排 水,需要进行空气吹扫,尽可能的把水吹干净。在这一步的最后要把管线上的孔板 装上,或者在泵和风机试运完适当的时候装上孔板。孔板必须在泄漏试验前装上。 D. 泵和风机的检查和试运

在装置开工前所有的泵和风机都要经过全面的检查和试运, 以保证在装置操作中不会出 现故障。如果方便,这个工作可以和水冲洗相结合来完成。 1. 泵的检查 所有的离心泵都要由技术人员按类似于下面的步骤进行检查和试运。 a. 检查所有必须的填料箱、轴承套、底座和冷却密封用的水管已连接好。保证所有的 润滑油管已安装好,这此管路不能错接到水系统中。 b. 如果泵没有自排气, 要检查用于灌泵的放空管线。 检查一些特殊的连接如排凝已正 确安装。 c . 检查泵入口的过滤网。 泵对中之前必须将过滤网装好。 在开工时每个泵的入口要装 有 3-5 目的过滤网。在用水冲洗时避免损坏泵可以暂时用 20 目的滤网,或者由泵 的制造商来规定。在冲洗完成后拆除这些滤网。所有的滤网要有标记,和盲板一样 要有一个表,这样可以防止有“遗漏”的滤网影响装置的操作。 注:在新装置中,在第一次运转泵时有时在有备用泵的地方使用细筛网。 d. 检查泵使用的电或蒸汽。检查所有的压力表和其它仪表已在工作状态。 e. 在对油润滑轴承润滑前, 检查轴承室确定没有脂状混合物或运输时用的油脂留在轴 承室中。泵操作前机械密封要用水进行冲洗。 f. 选择型号和粘度正确的润滑油或级别正确的润滑脂对设备进行润滑是非常重要的。 根据制造商的要求和炼厂润滑油的规定来完成这项工作。 g. 查看泵箱体上用箭头标明的泵的转向。对泵进行盘车以检查开泵前泵是否清洁。 h. 容器和管线经水冲洗完后,应用水进行泵的试运转。试运前,连接泵并进行对中, 投用泵需要外部冷却部位的冷却水。 注:多级离心泵不能用水试运以防损坏泵。 2. 泵试运 a. 打开泵入口阀,关闭出口阀(高压,高流量泵出口阀稍开一点) 。 b. 打开泵的放空和排凝阀对泵进行冲洗,保证泵内灌满液体。 c . 透平驱动的泵在转动前要对透平进行暖机。 可以通过打开出口阀将少量的蒸汽引入
110

透平机体内进行暖机。 首先要保证蒸汽管线中不能有凝结水, 在开泵前要把透平机 体内的凝结水排净。 d. 开泵。如果是电机驱动的泵转速会立刻达到额定转速。如果是透平驱动的泵,要尽 可能快的将转速提到额定转速。立即检查出口压力表。如果没有压力指示,停泵检 查原因。如果出口压力正常,缓慢打开出口阀到需要的流量。不要在出口阀关闭的 时候运转泵,除非运行时间很短。注意任何不正常的振动或不正常的操作条件。 注:设计上操作介质是轻烃的电泵打水可能会引起电机超载。对于这种类型的设备,必 须通过出口阀节流来降低泵的负荷。可以应用电流表来确定节流量。 e. 检查泵的轴承和驱动机的温度。重新检查所有的油位。检查填料箱的温度。根据需 要松或紧填料压盖。 允许轴承填料箱有一定量的泄漏。 内件摩擦可能会导致泵壳发 热。 f. 运行泵大约一个小时, 停泵进行检查做必要的调整。 由于不可能在操作温度下运行 泵,正常操作时必须通过切换备用泵来检查泵的对中。 g. 开泵运转至少 4 小时。停泵,将过滤网抽出,清理干净后重新装上。 h. 用正式滤网换下临时滤网。 3. 空冷器检查 在投用空冷器前,要完成下面的工作: a. 检查空冷电机的转向和接地。 b. 根据制造商要求调整叶片角度。 风机一经投用, 如果电机电流过高或过低需要调节 叶片角度。 c . 设定振动停车开关,给出允许的设定值。 d. 如果风机用皮带驱动,调整电机螺栓检查皮带状态。 e. 确认风机安全护罩已经安装。 上面的工作完成后, 就可以准备进行风机试运了。 当风扇转动时要注意是否有不正常的 振动和杂音。每台空冷至少要运行 4 个小时。 所有的设备和管线水冲洗完成并且泵和风机试运也完成后, 装置内所有的水要排掉并用空气 吹净。如果没有排凝阀,应在管线的低点开口排净管线低点存的水。如果容器在蒸汽干燥或 投入运行前要放置很长时间,应向容器内通氮气将水置换出去以防止有氧存在使容器生锈。 E. 泄漏试验 泄漏试验通常使用空气或氮气。 通常是一部分一部分的对装置进行泄漏试验而不是整个 装置同时试验。检查泄漏时,进行检查和记录泄漏处的人员是很重要的。完成这项工作最简 单的方法是对所有泄漏的地方进行标记,并且有维修人员紧跟在检查人员的后面。 1. 在做泄漏试验准备和试验时应记住下面这些指导原则: a. 要有大量的肥皂、喷壶、带颜色的记号带。还需要一些 5 加仑的桶。 b. 将装置分成几个部分进行试验。 这样可以在发生泄漏而不能维修时只需对所试验的 部分进行泄压。其它部分的泄漏试验可以继续进行。 c . 检查。从试验部分的一端开始试验到另一端结束,检查所有的阀门、法兰、管件和 仪表等。 d. 对发现的每一个泄漏点做标记。 在表上也要标出泄漏的位置, 这样对维修来说比较 容易, 同时也使下个班的人很容易就发现这个泄漏点。 维修人员尽可能和泄漏试验 人员一起工作。 e. 单独检查泵和压缩机。 因为它们的填料会有泄漏, 这会影响到装置内其它部分的压 力检查。 f. 试验时使用大量的肥皂水。
111

g. 在开工前尽可能短的时间来进行泄漏试验。 这使得在维修过程中造成泄漏的变化变 得最小。 2. 在做泄漏试验时要根据下面这些步骤进行 a. 将装置的试验区和非实验区隔离开。 做这项工作时不要再额外加盲板。 要有足够的 截止阀。 b. 利用空气或氢气缓慢的将压力升到 1.8kg/cm (25psig) 。检查整个试验区域,听是 否有大的泄漏和打开的阀门。 c . 保压 1 小时,观察压降。如果压降小于 1 psig,可以继续进行试验。如果压降大于 1 psig,检查阀门和隔离盲板。开始泄漏检查。 d. 缓慢的将试验部分的压力升至 100 psig,如果设计压力不到 100 psig 则升到设计压 力。 e. 监测压降的大致范围。 f. 用肥皂水系统地开始对装置进行泄漏试验。 g. 所有的漏点都经过处理,保压 1 小时压降小于试验压力的 2%时可以认为泄漏试验 结束。 h. 象上面提到的那样对泵和压缩机单独进行泄漏试验。 通常会在往复机上发现小的泄 漏。 i. 通过低点阀门对测试部分快速的泄压,这样可以最大程度的带走装置内的水。 注:进行坚固检查是很重要的。否则在正常操作中可能会有氢气泄漏出来,产生几乎看 不见的火焰。在相同的压力下,氢气的泄漏量要远远大于空气和氮气的泄漏量。由于氢气是 重整装置的产品,任何泄漏都会造成有价值的产品损失。 F. 循环氢和重整氢压缩机试运
2

循环氢压缩机的作用是维持重整反应器内的循环氢量。 重整氢或增压氢压缩机用来给催 化剂连续再生部分提供补充氢, 同时也给其它用氢装置如石脑油加氢精制装置和氢气再接触 部分提供氢气。 由于维持这些气量是非常重要的所以炼厂的操作人员要熟悉这些压缩机的开 机和正常操作。应根据制造商的要求进行压缩机的开机和正常操作。 注: 当装置内处于氢或烃环境时投用压缩机, 应先将机内的空气置换出去后才能进氢气。 当引空气进入含有氢或烃的压缩机前,必须首先将压缩机隔离,泄压,用氮气吹扫。 这些压缩机可以用电机、蒸汽透平、气体透平或内燃机驱动。当使用蒸汽透平时,出口 蒸汽可以排到低压蒸汽系统中或者在一个表面冷凝器中全部冷凝成水。 当透平排汽进入表面 冷凝器时, 排汽系统在由于蒸汽快速冷凝形成的真空条件下操作, 因此会增加压缩机的操作 效率。 所有内部的气体由蒸汽喷射器抽出排入大气。 冷凝水通过冷凝器液位控制由泵送到炼 厂的低压冷凝水系统。 1. 离心式压缩机的检查 装置首次开工前, 必须对循环氢压缩机和重整氢压缩机进行操作检查。 根据建设和状态, 这部分工作可以和反应器部分的干燥一起完成。 在任何情况下, 应按制造商的要求进行最初 的压缩机操作。 通常,在首次试运前制造商的代表要提前进行压缩机、驱动机、润滑油系统和密封油系 统(只用于离心式压缩机)的检查。要检查的内容有: 1. 检查压缩机和驱动机的冷态和热态对中情况。 2. 检查基础灌浆和设备支座。 3. 从轴承和密封处除去抗蚀油。
112

4. 检查所有轴承和密封的间隙。 5. 评估出入口管线的防振动支撑。 6. 必要的时候对润滑油、密封油和动力油系统进行酸洗。 7. 调节离心式压缩机的密封油系统,包括报警仪表。 8. 安装酸油放空线和油箱吹扫线上的孔板。 9. 试运主辅润滑油泵和密封油泵。 10. 在所有密封油和润滑油系统中建立正常油位。 预检查完成后,压缩机就可以准备进行操作了。由于这些设备非常重要并且价格很高, 所以正确的操作非常重要。对制造商的建议要进行详细的讨论。 2. 离心式压缩机的开机

通常循环氢压缩机是一台单级或多级离心式压缩机, 由蒸汽透平驱动或者由一个带速度控制 齿轮箱的电机来驱动。有些场合,增压机或重整氢压缩机也采用离心式压缩机,尽管在这种 场合下离心式压缩机需要更多的级,而往复式压缩机更经济。 安装在装置内的离心式压缩机的开机、 操作和停机步骤应包括在随机提供的说明书中。 这些 文件在首次开机前要由操作员仔细研究。通常这些说明包括以下的指导原则: a. 压缩机开机 注:由于压缩机在操作时处于高速运转状态,在第一次开机时可以在压缩机入口设置一 个粗过滤网,这样可以防止建设时留下的东西在操作时进入压缩机。 通用的离心式压缩机开机步骤如下: b. 手动盘车检查压缩机转子可以自由转动。如果转子有卡涩现象,立即停止转动,查 找原因并进行处理。 c . 连接管线(包括过滤器和冷却器)开始润滑油和密封油系统循环,确保压缩机和驱 动机的轴承润滑正常。 制造商的说明书中会给出润滑油需要的压力和密封油所需的 压差,同时也会给出其它必要的设定值。通常,去每个轴承的最小入口润滑油压力 为 0.7kg/cm2(10psig)。开始时密封油的压力会低一些,直到压缩机在正常负荷下操 作时压力才会上升。 通常密封油压力会比入口压力稍高一些, 通常两者的压差大约 是 0.35kg/cm2(5psig)。 注:不管压缩机内的压力是多少都应投用密封油系统,即使压缩机在空载的时候也要投 用。这样可以防止压缩机内的压力下降,还可以防止工艺气中的氯化氢和硫化氢从轴承 漏出。 密封油压力和入口压力差过大会使油穿过密封进入压缩机,这样会使油进入循环氢中。 尽管有一定量的密封油要从系统中泄漏出去,但上面的这种情况也是不希望出现的。这 个油就叫“酸油” ,不能重复使用。应定期检查补充油量和密封油损失量。任何不能说 明的油量就是通过密封漏到工艺物流系统中的油。 d. 拆除所有出入口盲板。 e. 采用下面的方法对压缩机进行吹扫和加压。 f. 关闭酸油放空阀使气体损失最少直到压缩机正常工作。 g. 用氮气置换压缩机内的空气 1 分钟,然后用氮气加压到 7kg/cm2 (100psig) ,对压缩 机进行气密试验。 h. 压缩机进行彻底的排凝。 i. 将压缩机加压到管线的压力。 在干燥过程中装置已经用氮气或氢气或两种气体混合 气对装置进行升压, 采用哪一种气体取决于循环氢压缩机驱动机的限制 (气体比重 不同) 。装置开工时,用氢气进行升压。

113

j. 打开压缩机出入口阀。 k. 将密封油和润滑油辅助油泵打自动。 l. 如果采用凝汽式透平作为压缩机的驱动机,试运凝汽系统,对透平进行暖机。暖机 时间不得少于半个小时。 在暖机期间, 要检查高压蒸汽系统保证整个系统中没有凝 结水存在。 m. 启动压缩机,用蒸汽入口阀控制蒸汽量使压缩机转速达到 500rpm(最好采用手动 控制开机) 。如果压缩机是由电机驱动的,关小入口蝶阀,使进气流量达到防喘振 保护的最小流量然后启动电机。 注意任何振动和噪音。 如果有不正常现象出现立即 停机检查。 注:对于挠性轴多级透平来说,开机升速会产生很大的扭矩使联轴节受到损害,开 机时的温度上升会使轴弯曲。为了将这种情况的影响降到最小,要采用几个步骤将压缩 机转速升到工作转速。 n. 允许压缩机在一个特定的转速下运行直到密封油和润滑油达到正常操作温度, 通常 是 50℃。投用油冷器的冷却水使油温达到期望的值。这些通常都是自动控制的。 o. 如果压缩机是由透平驱动的, 将压缩机的转速升到临界转速以上, 确保压缩机快速 平稳的通过临界转速。将压缩机改为调速器控制,调到需要的循环氢量。 p. 将酸油罐上的放空阀稍开一点。 q. 在正常操作中根据制造商的说明进行必要的调节。 3. 离心式压缩机的操作 离心式压缩机的操作基本都是自动控制的, 不需要操作人员过多的关注。 但还是要定期 检查所有的温度、压力、油位和振动,以确保平稳操作。另外,还有一些事情在操作中要特 别注意: a. 由于离心式压缩机的工作转速很高, 所以要特别注意振动问题。 对中不好是产生振 动最主要的原因。 压缩机在临界转速附近工作也会产生振动问题。 所有的高速离心 式压缩机都有临界转速, 达到临界转速时轴振动会引起设备振动过大。 即使在临界 转速上操作压缩机很短时间都会对压缩机造成损害。 因此, 升降速时快速通过临界 转速是非常重要的。 b. 在给定的速度和压力下, 如果进气量不足会造成压缩机喘振。 喘振可以使压缩机很 快超温从而对压缩机造成损害。 如果发现压缩机出现喘振现象, 必须降低压缩机的 转速直到可以正常操作。当然,应该避免在临界转速下操作压缩机。如果压缩机的 喘振现象不能得到消除,必须停机检查,找到引起喘振的原因。在喘振发生前要对 装置进行仔细的检查。 在一些条件下, 分子量较低的气体会使压缩机接近喘振条件; 循环氢的重量会说明这种情况。 当引起喘振的原因找到并处理完毕后, 重新开机时 要密切关注压缩机的操作保证喘振没有给压缩机造成损害。对于电机驱动的压缩 机,必要的时候停止对入口蝶阀的调节。 c . 离心式压缩机有出口温度指示和出口温度高停机报警。 应对出口温度进行监视, 不 要使其接近制造商规定的最高允许温度, 超过这个温度会引起不必要的停机。 对于 全冷凝型的透平来说, 透平出口真空度太差或入口蒸汽温度过高会导致透平出口温 度过高。过高的入口温度、过高的压缩比或者喘振都会使压缩机的出口温度升高。 d. 不要在压缩机出口或入口阀关闭的情况下操作压缩机。 在这种情况下操作压缩机会 在很短的时间内导致压缩机超温。 e. 定期进行压缩机入口设备的检查保证不会有液体进入压缩机。 在压缩机高速运转的 情况下如果有液体进入会严重损坏压缩机。 f. 如果由于润滑油起沫而引起润滑油系统故障,可以使用消泡剂。
114

g. 装置进油后必须观察密封油的粘度。 如果不进行检查, 密封油可能会被工艺气稀释, 从而使密封油的粘度过低导致密封油泵不能维持系统正常操作。 h. 压缩机中的氢气会被密封油吸收而带回油箱。 如果油箱的放空直通大气, 氢气可能 会和空气中的氧混合后形成易爆气体。 在油箱上通上密封氮气会将这种危险降到最 低。 4. 离心式压缩机的停机

注:如果要停的是循环氢压缩机,在停机前必须切断装置的进料,所有反应部分的加热 炉必须熄火,反应器出口温度要冷到 90℃(200℉)以下(如果是暂时停机或准备进行催化 剂再生,温度要在 750℉以下) 。 通常离心式压缩机会采用类似于以下的步骤进行停机: a. 如果是透平驱动的压缩机, 压下超速停机手柄。 如果是电机驱动的压缩机, 停电机。 b. 如果是透平驱动的压缩机,重新设置超速联锁,保持压缩机在 500RPM 的转速下 运行 1 小时进行冷却,然后关闭蒸汽出入口阀。 c . 关闭酸油罐的放空阀。 d. 如果是短时间停机,可以维持密封油和润滑油系统的操作。如果是长期停机,关闭 压缩机出入口阀, 对压缩机进行泄压和吹扫。 当轴承出口润滑油温度和入口的温度 相同时停润滑油和密封油系统,停冷却水。 e. 如果是凝汽透平,停凝汽系统。 5. 往复式压缩机

在重整装置中往复式压缩机会有气缸润滑。 项目说明书中规定必须使用特殊类型的合成 油。还会给出注入量的限制。这些要求对于避免过多的污染物接触到催化剂是必要的。 重整氢压缩机或增压气压缩机通常会采用这种类型的压缩机。通常还会有一台备机。 往复式压缩机要根据随机带的制造说明书进行开机和操作。 要特别注意说明书中关于开机前压缩机的盘车说明。 这项工作可以保证所有运动部件都可以 自由移动。 大部分的往复式压缩机的通用开机步骤和下面的步骤相类似: a. 第一台压缩机开机 1) 利用入口吹扫阀进行压缩机的吹扫,吹扫后的气体通过放空线排入大气。 2) 3) 4) 5) 6) 7) 8) 转动压缩机保证吹扫彻底。 氮气吹扫结束后,通过氢气加压线或稍开入口阀将氢气引入。 当用氢气加到一定压力时,转动压缩机,将氢气放空来置换压缩机中的氮气。 逐渐打开压缩机入口阀,将压缩机加压到管线的压力。 投用伴热蒸汽或在线的夹套加热器。入口线和缓冲罐排凝。 确保对来自重整氢压缩机来的气体没有约束限制。 开机前打开所有的上游控制 阀或返回控制阀。 投用压缩机的冷却水。检查需要检查的温度,压力和液位。许多大型的压缩机 有专门的冷却系统。

9) 开压缩机的辅助油泵。检查油压和流量。 10) 如果压缩机装有入口卸荷阀,采用下面的步骤开机: i) 压缩机经氢气充压后, 关闭旁路放空线, 打开所有的卸荷阀, 打通出口线。 ii) 检查压缩机曲轴箱或油箱内的润滑油油位。 iii) 启动压缩机,检查润滑油压力。
115

iv) 空转压缩机几分钟, 密切观察入口压力。 然后关闭入口卸荷阀投用压缩机。 如有说明,根据制造商的要求进行压缩机加载。 11) 确保密封、填料和气缸的润滑正常。油箱内填加规定型号的润滑油。根据要求 调节注油量。 b. 第二台压缩机开机 采用和第一台压缩机一样的步骤开第二台压缩机。按前面的 1 到 11 步进行开机。由于 压缩机的出口有止回阀, 所以处于运转状态的压缩机来的气体不会倒流到未关闭的备用压缩 机的入口。 G. 仪表的投用和校验

通常, 在装置静压试验的时候要对从管线、 容器和设备出来的仪表管线第一个阀门前的 仪表总管进行静压试验。静压试验的压力不能作用到仪表上,这些仪表通常是处理气体的, 没有一个压力测量元件能承受高于其测量范围的试验压力。 剩下的管线和仪表由仪表检查人 员用空气或水单独做压力试验。 尽管如此, 当装置在预试车期间由操作人员进行泄漏试验时, 也要包括仪表的试验。 所有的仪表管线要用 7kg/cm (100psig) 的压缩空气进行压力试验。使用肥皂水对每个连 接处做泄漏检查。注意不要让高压空气作用到任何仪表和控制阀的隔膜上。同样,装置进行 压力试验时,要将燃料气压力平衡阀盲断,不要让高压作用到隔膜上。 要对所有的控制阀做操作性试验,如阀杆的移动,停风时的动作等。特别要注意分程控 制系统,保证其安装和操作正确。校验所有的放射性料位计,做好正常操作准备。 管线冲洗和泵试运完成后,要校验和安装所有的孔板。检查孔板的尺寸、泪孔、标签和安装 方向。 开工前, 所有的仪表都要进行校验并投用。 每个仪表的变送器和安装在仪表盘上的接收 器读数要同步。 H. 加热炉干燥
2

加热炉首次投用前, 逐渐升温缓慢的将保温中过量的水赶出去。 要保证加热炉有长寿命 的同时维护最少,必须非常小心的做这项工作。除非在特殊的环境下,最好在加热炉干燥的 时候工艺管线中不走任何介质,这样可以使炉膛内的温度分布更平均。如果加热炉是 UOP 加热炉, 可以使用 UOP 标准说明书中 2-18 或 2-19 给出的干燥步骤。 如果不是 UOP 加热炉, 应按制造商推荐的干燥步骤进行干燥。 如果没有提供特定的步骤, 可以采用和下面这些步骤 相似的步骤进行加热炉干燥: 1. 通用的干燥步骤

a. 通过加热炉顶部的套管安装临时热偶。热偶端部要长出保温内壁 150mm(6inches) , 但不能接触到炉管。 b. 最好用燃料气(炼厂气或 LPG)进行加热炉的干燥。如果没有燃料气,也可以使 用液体燃料,但里面不能有沉积物,并且要加热到需要的粘度(大约 200SSU) , 这样做是为了使燃料油能很好的雾化和完全燃烧。 c . 在点火嘴之前, 每个火嘴和长明灯线上的阀都应关闭, 炉膛经蒸汽吹扫带走里面所 有积聚的气体。打开所有的挡板。

116

d. 点燃所有的长明灯。确保其工作正常。 e. 根据需要加热炉每个部分点燃一个或几个火嘴,以每小时热偶指示的温升大约在 14℃的速度升温至 480-510℃(900-950℉) 。在升温的时候,要尽量轮换使用火嘴 以使整个加热炉炉膛内温度分布尽可能均匀。 做一个火嘴数量和时间的表, 这样不 会使火嘴的轮换出现混乱。发现火嘴有问题要进行处理。 f. 维持热偶温度 482-510℃ (900-950℉) 10 小时, 或者如果耐火材料的厚度大于 5 英 寸, 每英寸恒温 2 小时。 轮换使用火嘴以使恒温期间整个加热炉炉膛内温度分布尽 可能均匀。 g. 经过 10 个小时的恒温后熄灭所有的火嘴和长明灯,保持通风关闭烟道挡板使加热 炉的耐火材料缓慢的冷却。关闭所有的长明灯和火嘴线上的阀门。 h. 降温结束后,拆掉炉顶临时热偶,安装上丝堵。如果加热炉按照上面的步骤干燥完 毕后, 可以按照满足加热炉和装置安全操作的速率进行升温或降温。 如果加热炉停 了很长时间,有必要重新进行干燥. 2. 燃气加热炉

通常,重整装置中的加热炉是烧燃料气的加热炉。根据燃料的可用情况,加热炉的火嘴 可以设计成单烧气型的,单烧油型的,或者是油气联合型的。 下面是用于燃气加热炉的通用规定: a. 装置停工时, 要在燃料气供应线上加盲板, 如果不加盲板燃料气有可能从截止阀漏 到加热炉内。 b. 点加热炉之前, 检查每个火嘴燃料气线上的截止阀是关闭的, 向炉膛内通蒸汽将炉 内积聚的气体吹扫干净。确认烟道挡板处于打开状态。继续向炉膛内通蒸汽,直到 有蒸汽从烟囱中冒出为止。然后关闭蒸汽,关小烟道挡板。 c . 将点火火把伸到加热炉长明灯前面后开长明灯线上的阀门点燃长明灯, 或者如果安 装了点火系统用该系统将长明灯点着。 当长明灯被点着后, 将长明灯燃料气线上的 阀门全开;进入长明灯的燃气量由长明灯系统中的孔板来控制。 d. 所有的长明灯都点着后, 根据需要点燃的火嘴数量, 通过长明灯点燃其相应的火嘴。 部分火嘴被点燃后, 需要开大烟道挡板, 这样可以为点燃剩余的火嘴提供足够的风。 e. 点燃的火嘴应产生前端为黄色的蓝色火焰,这可以通过调节一次风和二次风来得 到。应定期对火嘴进行检查,看火嘴是否有变脏的现象,如果火嘴变脏,会导致火 焰过长,过短或者方向不正确。必须有一定量的过剩空气进入加热炉,这样在燃料 气量提高的时候有足够的空气使燃料气完全燃烧。 f. 不管什么原因,如果火焰从加热炉中出来应做如下工作: 1) 2) 3) 4) 3. 立即关闭燃料气控制阀组上的截止阀。 安装在控制阀的截止阀上游的旁路和长 明灯线上的阀门也要关闭。 向炉膛内通入吹扫蒸汽。 关闭所有火嘴和长明灯的阀门。 只有当加热炉经过吹扫合格后才可以重新点炉。

燃油加热炉

下面是用于燃油加热炉的通用规定: a. 装置停工进入加热炉之前, 对燃料油供给线上和返回加热炉线采用双阀隔离, 将油
117

枪从火嘴中抽出,否则燃料油可能会通过截止阀漏到加热炉中。 b. 在开始点长明灯前, 检查所有的油枪都已从火嘴中抽出, 对加热炉中集聚的气体进 行蒸汽吹扫。确认烟道挡板处于打开位置。 c . 首先要点燃使用燃料气的长明灯。 在点燃油火嘴之前, 在操作温度下通过燃料油返 回线进行燃料油循环。推荐的安全点火步骤是: 1) 2) 3) 4) 5) 6) 向前推油枪,然后全开蒸汽线上的截止阀和控制阀。当蒸汽中不带水时关闭。 确认燃料油截止阀是关闭的,然后打开蒸汽侧线阀进行火嘴的清扫和升温。 当冷凝液排净,蒸汽中不含水时关闭蒸汽侧线阀。 调节物化蒸汽阀维持小量蒸汽。 逐渐打开燃料油阀门直到油开始燃烧。 长明灯火焰可以将油点燃。 注意观察不 要使没燃烧的油进入加热炉。加热炉升温后累积的未燃烧的油会造成危险。 调节雾化蒸汽阀和燃料油阀使燃烧产生的火焰正常。不能让火焰接触到炉管。 d. 逐渐调节一次风和二次风使火嘴燃烧产生形式正确的黄色火焰。 应定期对火嘴进行 检查,看火嘴是否有变脏的现象,如果火嘴变脏,会导致火焰过长,过短或者方向 不正确。 必须有一定量的过剩空气进入加热炉, 这样在燃料油量提高的时候有足够 的空气使燃料油完全燃烧。 e. 不管什么原因,如果火焰从加热炉中出来应做如下工作: 1) 立即关闭燃料油线上的主截止阀切断燃料油供应。 注意检查可能有的控制阀旁 路线上的阀门可能处于开的状态。 2) 3) 向炉膛内通入吹扫蒸汽。 关闭所有火嘴和长明灯的阀门。

4) 只有当加热炉经过吹扫合格后才可以重新点炉。 f. 在所有的加热炉中,不允许火焰接触到炉管。 I. 反应部分干燥

在反应器装催化剂之前, 要对管线和设备进行干燥除去装置建设和水冲洗过程中残存的 水。 这一步通常是利用循环氢压缩机和加热炉通过正常的流程进行热氮循环, 在分离罐中排 掉凝液的方法来完成。 如果重整加热炉对流室的废热回收系统已经安装了, 这个系统可以在 这个时候进行彻底的清洁。 当装置中采用离心式压缩机时, 不推荐使用空气进行干燥, 这样在压缩机中高温下可能 会出现氧气和密封油爆炸性混合物。如果燃料气中没有腐蚀性介质、轻、不含有污染物的情 况下可以使用燃料气进行干燥, 有污染物存在会导致设备结焦和催化剂中毒。 如果压缩机是 由电机驱动的, 采用氮气或燃料气由于分子量较大可能会导致电机过载。 可以使用氢气或氢 气和燃料气的混合气或氢气和氮气混合气。 在干燥过程中必须注意不要使炉管过热, 这样可能会导致炉管氧化或炉管表面剥离。 在 干燥的过程中要定期的观察炉管的外部条件, 这样可以在早期就发现炉管过热。 如果加热炉 配有余热回收发汽系统,在干燥过程中要建立这部分的正常操作。 在干燥之前, 所有的反应器内件包括反应器之间的催化剂输送管都要安装好。 这样会使 干燥后在反应器内要完成的工作最少,这样还可以在预装填检查中提供一个发现/修改内件 可能出现的热应力的机会。 下面给出了一个完成干燥操作的概括的说明: 改好用于干燥的反应器和循环氢压缩机循环的流程。 1. 关闭循环氢压缩机和重整氢压缩机出入口阀,隔离循环氢压缩机和重整氢压缩机。
118

2.

通过连接整个系统的阀门将重整反应器与分离系统和其它装置隔离。 保证所有的放 空和排凝阀关闭并装上管帽。 如果装置中有增压气或重整氢再接触部分, 干燥时要 带上这部分 。 最好在这个时候运行一下往复机, 确保分程压力控制系统工作正常。 如果 CCR 装置已经连上了,增压机来的气体要返回反应器所以这部分必须是干燥 的。

3. 按“开工步骤”进行装置内的空气置换。 注:无论干燥用氮气、无腐蚀的燃料气、氢气或这些气体混合气中的哪一个,设定装置 的压力在符合压缩机安全操作的值。向压缩机制造商来要这些数据。 4. 置换装置内空气后, 用氮气吹扫循环氢压缩机和重整氢增压机除去空气。 当压缩机 的压力和装置压力相等后,将压缩机和装置连通。 5. 6. 建立反应产物冷凝器和反应产物冷却器的正常操作。 开循环氢压缩机和重整氢增压机。 在符合压缩机出口温度和压差的速度下建立系统 的循环。 缓慢提高增压部分的速度到压缩机制造商推荐的限制值。 压力控制阀可以 投自动。 注:高分子量的气体如氮气会导致压缩机出口压力过高。 7. 系统的所有低点排水。在升压前和加热干燥这两个过程中都要做这项工作。 8. 点燃重整加热炉的几个火嘴,以 55-83℃(100-150℉)的速度将反应器入口温度 升至 260℃(500℉) 。维持这个温度直到分离器和装置低点的排水量达到一个可以 接受的值为止(几加仑/小时) 。在这期间,应检查整个反应部分的膨胀,还要记下 有问题的地方以便以后干燥的高温阶段进行观察。 所有管线中建立流量。如果 CCR 装置也连上了,应有吹扫气进入还原区、催化剂收

9.

集器、2 号提升罐等。 10. 当排水量达到要求后, 以 55-83℃ (100-150℉) 的速度将反应器入口温度升至 510℃ (950℉) 。 维持这个温度直到干燥完成。 干燥完成可以由分离器和其它低点的恒定 的、低的排水量来指示。排水量应低于 100ml/小时。 11. 当判断干燥已经完成时, 加热炉可以熄火。 继续通过循环氢压缩机进行气体循环直 到反应器温度冷至低于 55℃(130℉) 。 12. 反应器冷却下来后,停压缩机,反应部分泄压至微正压准备装填催化剂。如果在干 燥过程中使用的是氢气和/或燃料气,应泄压到火炬系统,并用氮气进行吹扫保持 反应系统的氮环境。在反应器装填催化剂前必须用干空气将氮气置换出来。

D. 蒸汽发生系统化学品煮炉

如果装置内加热炉的对流段有废热回收发汽系统, 在建设完成后要进行彻底的清洁。 这 项清洁工作要在所有的物理检查和检验工作完成后在装置进料前通过煮炉来完成。 煮炉通常 是通过化学品来彻底清除系统制造和安装过程中聚集在容器内的油和沉积物。 彻底除掉系统 内的油、油脂或油状的杂质是为了在以后的操作中避免起泡和汽水共沸。 在煮炉过程中可能会用到许多化学品的混合物来达到彻底清洁系统的目的。 这些化学品的混 合物可以在市场上买到。 要根据制造商的推荐来使用这些化学品。 下面是两种合适的化学品 混合物: 1. 2. 等量的 Na2 Co 和 NaOH 混合物,每 1000 加仑的锅炉给水中加 50 磅。 等量的磷酸三钠和 NaOH 混合物,每 1000 加仑的锅炉给水中加 40 磅。
119

这些化学品要充分混合并完全溶解在热水中, 最好通过化学品注入系统注入蒸汽发生器 中。如果没有化学品注入泵,应在煮炉前通过人孔将化学品加到蒸汽发生器中。 如果有可能,最好将一部分化学品溶液引到锅炉给水预热盘管内使预热盘管得到清洁。 当系统和化学品溶液都准备好了以后就可以开始进行煮炉了。推荐使用下面的步骤: 1. 利用给水泵建立正常的蒸汽发生器液面。 将化学品混合物引入给水中。 给水温度应 2. 限制在 80-90℃(180-200℉) 。 确认过热蒸汽线和炼厂的蒸汽系统已经隔离。 打开过热蒸汽盘管出口线上的放空和 排凝阀,这些管线开口通向大气,在煮炉期间维持这些管线部分打开。这样会保证 液体流过过热段管线,避免凝液的聚集。 3. 4. 5. 打开蒸汽发生器上部的放空阀。 启动一台锅炉水循环泵使给水流过蒸汽发生管线。 点加热炉。煮炉可以和加热炉耐火材料干燥或反应系统干燥一起来完成。以 55℃ ( 100 ℉ ) 的 速 度 将 加 热 炉 升 温 , 直 到 蒸 汽 发 生 器 压 力 达 到 大 约 3.5-7.0kg/cm2 (50-100psig)。在这期间必须注意维持蒸汽发生器的液位。 6. 必须维持锅炉给水预热盘管内的流量。 由于蒸汽会放空到大气, 可以通过补充水来 维持蒸汽发生器的液位。 如果可能, 在锅炉循环水泵出口和锅炉给水预热盘管入口 线之间接一条临时线提供化学品来清洁这部分。 大约经过一个循环, 应通过排放线对装置进行排放。 水位将下降到玻璃管液面计的 底部, 然后补充新鲜水使液位达到正常值。 通过锅炉加药线加入化学品保持水中的

7.

化学品浓度接近推荐的浓度值。 在每次排放期间, 过热段的排凝线一直要打开, 保证没有凝液聚集在过热段管线中或出 口总管中。 根据装置的类型和最初的清洁程度以及化学品的浓度和煮炉期间维持的温度, 煮炉的时 间一般在 24-72 小时之间。期望 24-36 小时就可以使系统达到令人满意的操作。 排水的条件是煮炉是否达到令人满意的结果的一个方面。 但煮炉的效果还是要靠蒸汽发 生器内部检查来最后确定。 煮炉完成后加热炉可以熄火,装置进行冷却。当蒸汽发生器压力达到 0 后,打开排空阀 彻底排净装置内的化学品溶液。 排放结束后,装置重新加入干净的新鲜的水,通过蒸汽发生器排放线、罐底排凝线和蒸 汽发生器盘管进行冲洗。冲洗结束后,打开蒸汽发生器检查煮炉效果。冲洗几乎可以除去所 有残留的化学品和聚集的杂质。 如果蒸汽发生器内足够干净,可以认为煮炉结束。如果不满足要求,重新进行煮炉。必 须指出装置的这部分要想达到令人满意的操作相当大的程度上取决于彻底完全的化学品清 洗。 化学品清洗结束后要进行下面这些工作: 1. 拆掉玻璃板液面计, 清洗后重新装上。 必须注意所有罐和液面计间的连接没有堵塞 的现象。 注:可以在煮炉期间使用备用的玻璃板液面计,在正常操作前换上新的玻璃板液面计。 2. 所有在检查和加盲板过程中可能受损的垫片要进行更换。 3. 检查静压试验后处于打开状态的连接和应关闭的阀门, 并重新紧固。 装置投入正常 操作前要仔细检查这些连接是否有泄漏的情况。

注: 1. 加热炉衬里的干燥、 装置的干燥和化学品煮炉可以结合起来以节省时间。 但在加热 炉衬里的干燥或装置的干燥期间带入的热量要超过化学器煮炉时需要的热量,因

120

此, 两种或三种操作结合在完成冲洗操作时需要短暂的中断干燥过程, 由蒸汽发生 2. 3. 系统完成整个操作。 干燥和煮炉期间给出了一个合适的时间来检查附属设备和仪表的操作。 要轮换操作循环水泵以保证在最后的开工中没有问题。

121



正常开工

本部分讲述新鲜催化剂状态下重整装置的预试车和开工。 可以应用于包括或不包括连续 催化剂再生(CCR)部分的采用重叠式反应器的重整装置。如果包括 CCR 装置,应根据其操 作手册进行试车和开工。 在这种情况下, 重整装置开工过程中 CCR 中的 2 号闭锁料斗系统必 须投用。这个系统需要对第一反应器上部的还原区进行催化剂重新装填。在开工期间,重叠 式反应器受到的热和机械影响会导致还原区和第一反应器内的催化剂损失。如果不通过 2 号闭锁料斗系统进行重新填加第一反应器内的催化剂密封会失去。 根据停工的程度可以对下 面给出的开工步骤做修改。 如果只是小范围的停工, 由装置管理人员做出决定下面的一些步 骤可以省略。 注:这些步骤是通用的,不能包括每一个可能出现的设备和工艺问题。在进行开工前, 要检查每一个单独的装置, 准备用于特定装置的详细的步骤。 特别要注意不要超过设备的限 制值。 开工前,重整反应部分应进行干燥,这样可以把在开工过程中洗去氯的量降到最少。所 有停工过程中积存在系统内的水都要排净。 如果可能要把装置内的湿的区域吹干。 对于装置 的首次开工, 装填催化剂前要对装置进行干燥, 在装置停工换催化剂和设备装水进行压力试 验后, 建议在装催化剂前反应系统要用热的气体进行循环。 干燥过程可以保证装置是干的可 以进行催化剂装填。 决不能将油和可燃气体不加区别的引入工艺管线或设备。 如果管线或设备内存有空气应 进行适当的吹扫。同样,空气不能进入含有烃类的设备除非采取了适当的安全措施。不允许 湿空气(环境中的或工业风)或炼厂的燃料气通过催化剂床层。空气中的水会象前面提到的 那样将催化剂上的氯洗掉。同时,燃料气中还含有使催化剂中毒的杂质如硫。要严格遵守下 面的装置开工准备和吹扫步骤。 如果必须要改变吹扫计划, 应得到装置管理人员的正式批准。 在装置引入物前, 所有与设备的机械条件、 公用工程的可用性等细节问题以及反应器的 催化剂装填都要完成。开工可能影响到的炼厂的其它区域如:锅炉房、接收重整装置产品的 装置、供燃料和水的装置要注意到即将进行的开工。 开工中要使用经过加氢处理的石脑油。 如果有可以应用的氢气, 石脑油加氢装置可以在 重整装置开工前投入运行。 否则要使用装在储罐内的经过加氢处理的石脑油。 典型的进料杂 质含量如下: 馏程 由设计来定 总硫 总氮 氯 铅 0.5wt-ppm 0.5wt-ppm *(0.5wt-ppm) *(20wt-ppb)

砷 *(1wt-ppb) 水溶解氧+化合氧=足够低在没有注水的情况下循环气中的水含量小于 5mol ppm。 *:分析时采用的分析方法在有能力检测的情况下尽可能的低;括号内的值是目前 UOP 实验 方法的限制值。 如果没有可以使用的经过加氢的石脑油, 可以用未经加氢处理的直馏石脑油进行开工, 但石 脑油必须达到下面的杂质含量: 总硫 100 wt.ppm max
122

总氮 砷 铅 卤化物 终馏点

1 wt.ppm max 5 wt.ppb max 25 wt.ppb max 1 wt.ppm max 204℃(400℉)max

溴价 1 max 采用这种进料进行开工,开工操作期不能超过 12 小时,在操作期间必须维持反应器入口温 度低于 482℃(900℉) 。 注: 不论采用加氢处理过的石脑油还是未经加氢的石脑油进行重整装置的开工, 在进入重整 装置前进料必须经过汽提塔进行足够的汽提和蒸发。 下面将详细的开工过程概括的分为 11 个部分。 一些步骤可以根据情况进行时间前后的安排, 另一些要按必要的顺序进行。一些步骤必须要同步进行。 1. 2. 3. 4. 5. 6. 7. 8. 9. 装置进料准备。 NHT 汽提塔和重整分离部分吹扫和开工。 *重整反应部分抽空和吹扫。 *重整氢再接触部分抽空和吹扫。 重整反应和氢气再接触部分氢气升压 进行氢气循环,反应器升温。 向重整反应器进料。 建立分离罐的操作。 启动氯调节程序。

10. 建立正常的分离部分操作。 11. lineout *:这两步可以在同一系统内完成。 下面给出了上面概述的步骤的详细说明。 1. 装置进料准备 a. 检查所有的盲板都已拆掉,所有的安全阀已经全部安装了。 b. 检查所有需要的公用工程都可以使用了。 c. 所有的仪表都可以投用了。 d. 如果是新装置, 尽可能用水对泵进行试运。 也可以在反应部分开工前采用油对泵做 试运,如塔的重沸泵和回流泵。如果可能在反应部分升温前对往复机做试运。离心 式压缩机一般在反应部分升温的时候试运。 e. 对装置进行泄漏测试,如果包括 CCR 装置,2 号闭锁料斗系统也要做泄漏试验。缓 慢的用氮气或空气(反应部分用仪表风)将系统的压力升至 100psig。检查所有的 法兰、阀门和管件的泄漏情况。同时也做监测各部分的压力。如果没有发现泄漏并 且系统的压降低于每小时 2psig,可以认为泄漏试验合格。在泄漏试验时泵和压缩 机要和装置隔离。 泵和压缩机可以单独进行泄漏试验。 在新装置上往复式压缩机通 2. 常会有小的泄漏。 NHT 汽提塔和重整分离部分的吹扫

a. 如果在装置开工前分离部分已经做过水洗和静压试验, 用蒸汽对塔进行吹扫。 如果 在装置开工前分离部分没有做过水洗, 用惰性气体如氮气对塔进行吹扫, 将塔内的 空气置换干净(氧含量小于 0.3%) 。 b. 用蒸汽对塔进行吹扫, 通过蒸汽将塔压力升至一个安全的压力, 空气通过高点放空, 低点进行排凝。将所有的空气排净后停止排放,将设备升温至接近蒸汽的温度。当

123

容器温度升起来后停止进蒸汽, 打开所有容器的放空和排凝阀。 快速的将塔泄压可 以使塔内液体蒸发并排净存在塔内的凝液。 当塔压力接近常压时, 用氮气或没有腐 蚀性的燃料气在蒸汽凝结成水之前将残存的热蒸汽吹除。 应关闭放空阀并通过排凝 阀逐渐排出凝液。 在最后一步中操作人员不能离开现场。 只有当所有塔的阀门都关 闭并且用氮气或燃料气将塔加压到安全的压力后操作人员才能离开现场进行下一 项工作。 注: 停止蒸汽泄压后应立即向容器内通入气体以防止将容器抽成真空。 大部分塔都不做 真空设计。 c. 如果塔和其附属设备用氮气进行吹扫, 从低点引入气体。 塔应从低点进气从高点排 气进行吹扫。 所有的回流和进料线也应进行吹扫, 可以通过回流泵和进料泵管线引 入气体对这部分进行吹扫。 连续的进行吹扫直到塔顶放空有气体排出并且塔顶回流 罐中的气体不含氧。要确保所有的没有气体流动的支线都吹扫完全了。 d. 分离部分开工前,建立塔的压力在设计的操作压力或无腐蚀性的燃料气总管压力, 取二者中压力较低的一个。 e. 将开工石脑油引入汽提塔。 f. 关闭从汽提塔底到重整进料换热器线上的截止阀将重整反应部分旁路。 不能将烃类 引入重整反应部分。 开工石脑油进入 NHT 汽提塔,然后进入重整分离部分,将 NHT 和重整反应部分旁路。 g. 通过反应部分的旁路 (NHT 和重整装置) 走正常的进料线向分离部分进开工石脑油。 h. 当第一个塔建立了正常的液面时, 对塔进行升温。 继续对分离部分的塔采取同样的 操作。 注:如果塔内有存水的可能,要缓慢的对塔进行升温。如果水蒸发过快,压力冲击会损 坏塔盘。 i. 连续进开工石脑油直到所有的塔都建立了足够的液面,然后停止进料。 j. 当塔顶回流罐有足够的液位时建立塔顶回流。 提高或降低进塔热量来维持合适的回 流进料比。为了建立回流有必要在低于设计压力的情况下操作塔。 k. 如果可以建立塔之间的循环,以大约 50%的正常流量建立这些塔的循环。 l. 有必要的话从塔顶回流罐和系统低点进行排水。 m. 在将进料切到重整反应器前要转动泵试运仪表以测试尽可能多的设备。 3. 重整反应部分抽空和吹扫 a. 关闭反应系统所有的放空和排凝阀。 用盲板将 1 号闭锁料斗系统从反应部分隔离出 来。2 号提升罐要和还原区连起来。 b. 堵住反应部分所有的仪表管嘴、 包括压缩机上的 2 号提升罐截止阀和所有的放空排 凝阀,使反应系统与装置的其它部分及其它装置隔离。 c. 将抽空器连接到重整产品分离罐上。 d. 反应部分抽空到最小 600mm(24〞Hg)。如果包括 CCR 部分,要特别注意到还原区和 催化剂收集器的循环氢吹扫线上的阀门。在反应部分抽空时保证这些阀门是关闭 的, 当用氮气吹扫时稍微打开一点。 这样可以避免过多的气体向上通过催化剂床层, 最大程度的置换掉系统内的空气。重复抽空和氮气吹扫过程。如果这个过程超过 1 小时,说明系统有严重的泄漏或抽空器工作不正常。 e. 当达到最大的真空度时,关闭抽空器阀门保持真空 1 小时。如果系统没有泄漏,在 1 小时结束时真空度会有一点或没有下降。 f. 从循环氢压缩机出口线通入氮气打破真空,升压到 0.35kg/cm2 (5psig)。 注:在任何情况下,向重整反应系统通氮气或氢气时应使气体正向流过催化剂床层。这

124

样可以减少反应器内催化剂移动而造成的损坏。 注意:为了避免气体进入压缩机造成的损坏,不能将压缩机抽真空。压缩机应用氮气单 独进行吹扫,从压缩机入口通氮气,从出口线排空。 2 g. 重复抽空。破坏真空,用氮气升压至 0.35kg/cm (5psig)。 h. 反 应 部 分 抽 空 到 600mm(24 〞 Hg) 。 用 电 解 氢 或 重 整 氢 将 真 空 破 坏 升 压 至 0.1kg/cm (1psig),氢气应满足下面的要求: 氢 重整氢 75 min. 0 0 0 50max. 气 来 源 电解氢 99.5 min. 20 max. 0.5 max. 0 0
2





氢纯度,mol% CO,CO2 mol ppm 氮,mol% 氧 氯 mol ppm

总硫,mol ppm 5max. 0 注:通常不能使用炼厂中制氢装置产的氢气,因为这类氢气中水含量太高。 4. 重整氢再接触部分的抽空和吹扫 a. 关闭重整氢再接触部分所有的放空和排凝阀。 b. 堵住所有的仪表管嘴,隔离往复式压缩机,关闭所有的阀门和放空,使重整氢再接 触部分与装置的其它部分及其它装置隔离。 c. 连上抽空器,将这部分抽真空到 600mm(24〞Hg)。如果需要的时间超过半个小时, 可能会有泄漏或打开的阀门。 d. 当达到要求的真空度时,关闭抽空器阀门保持真空 1 小时。如果系统没有泄漏,在 1 小时结束时真空度会有一点或没有下降。 e. 用氮气破坏真空,升压至 0.35kg/cm2 (5psig)。在这部分中应连接氮气对所有的管 线进行最大程度的吹扫。 可能需要不止在一个地方进行氮气吹扫。 要确保所有的没 有气体流动的支线都吹扫完全了。如去 2 号提升罐的氢气线必须进行反向吹扫。 f. 重复抽空。破坏真空,用氮气升压至 0.35kg/cm2 (5psig)。 g. 第三次抽空后用氢气将真空破坏。 所用氢气的质量要和反

赞助商链接
相关文章:
重整一些原理
1、 UOP 催化重整操作手册中关于催化剂提升的叙述“催化剂提升速率由 L 阀组件来完成, 它通过将固定流量的提升气分配为一次气和二次气来实现。在实际操作中,...
催化重整联合装置机组操作规程2.0
UOP CCR 重整通用操作手册... 181页 免费 锦西石化重整新规程 426页 5财富值...径向轴承油压(调压阀后):0.09-0.13MPa。 推力轴承油压(调压阀后):0.09-...
003第一章工艺技术规程
锦西石化重整新规程 426页 5财富值 UOP CCR 重整通用操作手册... 181页 免费...0.09±0.007 50±5 130±10 3.5~4.6 PRC305 TI3048 TI3046 MPa ℃℃ ...
重整投料试车方案
重整反应、催化剂再生采用 UOP 公司专利技术,UOP ...三剂装填等已于 2009 年 10 月 30 日完成;设备...防范措施利用班前班后会 向各横班说明,以免再发生...
连续重整装置详细介绍
操作弹性为 60%~110%。 ⑵ 装置组成 6-1 6 连续重整装置安全培训材料 连续...UOP931 表 6.1-6 组成 V% H2 91.58 C1 2.09 C2 2.27 C3 1.98 副...
连续催化重整技术的研究
2009 年 6 月为止,我国催化重整装置已经有 72 套,总加工能 力为 30....其工 艺性能与美国 uop 公司的 ccr 相似,但其操作为四个反应器并列布 置, ...
催化重整装置操作与控制
催化重整装置操作与控制_能源/化工_工程科技_专业资料。催化重整装置操作与控制学习...连续再生式 在装置运行期间,反应和再生同时进行 连续催化重整原理流程图(UOP) 1...
2、F101-F104烘炉、煮炉,反应再生干燥方案
UOP CCR 重整通用操作手册... 181页 免费 余热锅炉烘炉、煮炉方案 5页 免费...2009 版本号:00 四合一炉 F-201 ~ F-204 烘炉、余热锅炉煮炉及重整反应、...
连续重整
wangweiaqpec 发表于 2010-4-13 09:58 UOP 待...可用于引进的使用法国 IFP 技术的连续重整工业装置。...却能够获得 RON 为 100.3 的稳定汽油,说明 PS-...
UOP的MTO与大连化物所的DMTO、SMTO-1、MTP简介一
2009 年公司的营业收入为 12 亿美元。 UOP 创建于...(4)催化剂:催化重整催化剂 R-20 系列,R-30 ...(反应-再生系统)的热传递不同,并且操作条件的苛刻...
更多相关标签: