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UOP CCR 重整通用操作手册(印刷版)


第一章 重整简介
一、重整工艺 多年以来,催化重整工艺成为世界绝大多数炼油厂的主要工艺,这种工艺最初目的 是通过一系列特殊反应,将低辛烷值的直馏石脑油,通过对其中某些组份在催化剂作用 下进行分子结构重新排列生成高辛烷值的汽油调和组份。很快,来自其它装置的石脑油 产品(热裂化,焦化等) ,成为重整原料以提高辛烷值。重整工艺自然地扩大到用于生 产专用芳烃。通过重整、芳烃抽提和分馏的组合工艺,可以从石油中得到高纯度的苯、 甲苯和混合二甲苯,供化学工业使用。重整的副产品氢气,可以用于重整预加氢装置和 其它加氢装置,重整裂化反应的副产品气态烃并入炼厂燃料气系统。重整裂化反应的另 一种生成物丁烷,可以用来调节汽油的蒸汽压,许多炼油厂都把催化重整装置作为提高 效益的一种有效手段。 UOP 公司的催化重整工艺致力于不断地改进以适应工业需求的不断变化,由于重整 催化剂、重整工艺及工程领域方面的共同努力,提高了重整工艺的操作灵活性,这就适 应了当前和将来工业的需要。目前已开工的 UOP 铂重整装置超过 450 套,处理量在 79500m3/天以上。 在 60 年代后期,重整催化剂开发跨出了重要一步。这就是双金属重整催化剂的开 发应用,UOP 共开发了六个系列的双金属催化剂,铂/铼催化剂 R-16 和 R-18 系列,R-20 系列,R-30 系列,R-50 压条型系列,R-60 系列和最新的 R-130 系列。这些催化剂都表 现出比单铂催化剂更好的活性、稳定性和选择性。总之,经过改进后,使炼油厂扩大了 重整的处理能力, 提高了产品的辛烷值。 由于催化剂对原料杂质和操作波动敏感度较高, 所以炼油厂必须更加注意日常的操作以得到更好的经济效益。要采取更多的措施来确保 进料合格以及装置连续、稳定地操作。只要满足这些要求,炼油厂的重整就能比以往操 作得更好。 1971 年,一种全新的重整装置开工了,它就是第一套连续重整装置。现在即使操作 条件再苛刻也不需要因使催化剂恢复活性而经常停车。截止 1996 年 4 月,一共有 134 套这样的装置在世界各地运转,处理量达 31800m3/天。此外,还有许多套装置在设计和 建造中,新建的重整装置几乎都是连续重整装置。 二、通用操作手册 这本手册的目的是让炼油厂工艺工程师和装置管理人员了解 UOP 公司双金属催化重 整工艺的一些必要信息与成功的操作经验,它并不是针对某套具体装置的操作规程。 有一点必须指出,UOP 出版的工艺规程一般都为通用操作手册,炼油厂可根据这种 手册编写某套具体装置的工艺规程。在装催化剂、开工、停车和再生之前,操作人员必 须有详细的工艺规程,包括详细的紧急事故处理规程和安全规程(应符合炼厂所有可接 受的惯例及国家、省和当地的法规) 。 三、UOP 的历史 1.作为国家石油公司成立于 1914 年,以在工业界推广杰西 A·杜伯斯和他儿子加 布恩·帕特里姆·杜伯其的专利。 (1)得到芝加哥肉罐头商 J·澳克登·阿莫尔的大力支持。
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(2)1915 年改名为环球油品公司(UOP) 。 (3)财务主管:希拉姆·J·海尔;技术主管:古斯塔夫·艾格洛夫。 (4)1919 年为来自 14 个炼厂的代表演示杜伯斯连续裂化工艺。 (5)总部迁往芝加哥,研究院迁往麦库克河滨。 2.1931 年 UOP 被卖给它最大的几个专利使用者,其中包括加州美孚公司、壳牌石 油公司、印地安纳美孚公司、新泽西和德州美孚公司。 (1)艾格洛夫教授留住了俄国催化剂专家弗拉基米尔,伊巴特叶夫教授和德国著 名石油权威汉斯·托普席博士。 (2)开发出聚合催化剂、烷基化、异构化和流化催化裂化。其中部分是在二战中 和其它石油公司共同开发的。 3.1944 年各石油公司放弃他们对环球油品公司的所有权,把它委托给美国化学学 会,并确定它为受益人。 (1)1947 年为较小的独立炼厂开发出一套成功的“小型”流化催化裂化装置。 (2)1949 年使铂重整工艺工业化。 (3)1952 年公司迁往伊利诺州的德思布莱恩斯。研究所于 1955 年完工。 4.1959 年美国化学学会为扩大投资,向公众出售了环球油品公司,并在公司章程 中保证各个独立炼厂仍拥有连续的技术服务。 近年来公司一直在致力于新工艺和催化剂的开发。其中较引人注目的有: MEROX MOLEX UDEX SULFOLANE PENEX BUTAMER ALKAR DETERGENT ALKYLATION TATORAY HYDEAL ISOMAX(UNIBON)——RCD,HDG,LPG,等等。 以及最近的 CYCLAR 和 OLEFLEX 5.西格诺公司收购环球油品公司股票。公司运作作了一些调整,所有业务在环球 油品公司工艺部的名义下照常进行。 6.1983 年西格诺公司和艾莱特公司合并为艾莱特西格诺公司并保留了环球油品公 司。 7.1988 年环球油品公司和联合碳化物公司下的 GAPS 公司合并为新的环球油品公 司,由此环球油品公司成为艾莱特西格诺公司和联合碳化物公司下的控股公司。 四、化学略语和符号 A 芳烃 A6 苯 A7 甲苯 AL2O3 氧化铝 B 或 BZ 苯 BTX 苯、甲苯、二甲苯
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C1 甲烷 C2 乙烷、乙烯 CH 环已烷 CH6 六碳环已烷(环已烷) CH7 甲基环已烷 CL2,CL 氯气,氯离子(氯化物) CP 环戊烷 CP6 甲基环戊烷 CP7 二甲基环戊烷或乙基环戊烷 Cr 铬 EDC 二氯乙烯 F,F氟,氟离子(氟化物) Fe 铁 H2 氢气 HC 烃 MCP 甲基环戊烷 Mn 锰 MO 钼 N 环烷烃;氮元素 N6 六碳环烷烃 N7 七碳环烷烃 Na 钠 Na2CO3 碳酸钠 NaOH 氢氧化钠 N2 分子量 Ni 镍 O 烯烃,氧 O2 氧气 P 烷烃 P1 甲烷 P2 乙烷 P3 丙烷 Pb 铅 PDC 二氯丙烯 PONA 烷烃-烯烃-环烷烃-芳烃 Pt 铂 Re 铼 S 硫 T 甲苯 TCE 三氯乙烷 TEL 四乙基铅 TML 四甲基铅 X 二甲苯

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烷基苯

烷基环已烷 烷基环戊烷 -R 基或侧链(例如-CH2CH3 乙基)

五、重整常用术语 A ABD 活性 酸性中心 ASTM 钝化 BPD BPP BR Caustic CCR Chg CS DC4 DeltaP(ΔP) DeltaT(ΔT) EOR F-1 辛烷值 F-2 辛烷值 FBR GC GHSV GLC G/O 比率 HC HPS HR,ΔH IBP 贫料 LHSV LO1 烧失率: 埃,10-10 米 平均堆积密度 催化剂活性(在给定的操作条件和原料性质情况下,生产指定辛烷 值时,一种催化剂对温度的要求) 也可叫酸性功能,用来促进某些反应完成的催化剂功能或位置,通 常由氟化物或氯化物来提供。 美国材料试验协会 催化剂金属功能的减弱或改变 桶/天 桶/磅 馏程 氢氧化钠 催化剂连续再生 连续进料 碳钢 脱丁烷塔 压差 温差 运行结束 研究法辛烷值 马达法辛烷值 全馏程(大约 88-204℃) 气相色谱 气体时空速 气/液色谱 气油分子比(循环气总摩尔数除以新鲜石脑油进料总摩尔数) 烃 高压分离器 反应热 初馏点 烷烃含量高,环烷烃含量低的石脑油 液体时空速(每小时石脑油进料体积除以催化剂体积) 一种实验方法,见 UOP 方法 275
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低压分离器 液体体积收率 千 百万 金属中心, 又名金属功能,催化剂所需要的用以促进某种所需要的 反应完成的金属中心,如铂或第二种金属 micro octane 小样辛烷值 MON 马达法辛烷值 MONC 清净(无铅)马达法辛烷值 MW 分子量 PONA 烷烃,烯烃,环烷烃,芳烃 -9 PPb 十亿分之一(10 ) PPm 百万分之一(10-6) 结焦前身物 如石脑油中的生焦前身物就是能直接引起催化剂表面结焦的化合 物 Platinum agglomeration 铂晶粒结聚 富料 环烷烃含量高,烷烃含量低的石脑油 RON 研究法辛烷值 RONC 清洁(无铅)研究法辛烷值 RVP 雷德蒸汽法 rx 反应器 扇形筒 径向反应器内构件之一 scf 标准立方英尺 scfb 标准立方英尺/每桶 scfh 标准立方英尺/每小时 sch 金属厚度测量 密封催化剂 加入到径向反应器顶端以防止气体旁路的催化剂。 选择性 使催化剂可以高收率地生产某种产品的性质,通常一种高选择性的 铂重整催化剂,就是能生产高收率 C5 以上重整生成油的催化剂。 苛刻度 一种定性的铂重整操作难度 SG 比重 反应器内罩 径向反应器内构件之一 skirt 反应器内罩(径向反应器内构件之一) 添加催化剂 加在径向反应器顶部的用以补偿操作中催化剂床层塌陷的那部分 催化剂。 soda ash 碳酸钠 SOR 运转开始 稳定性 使催化剂能长时间保持稳定的收率和温度要求的性质。 WABT 加权平均反应器床层温度 WAIT 加权平均反应器进口温度 wt% 重量百分数

LPS LV% m或M mm 或 MM metal site

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管线、 六.UOP 管线、仪表符号 仪表符号中字母表示的意义
第一位字母 被测变量 A B C D E F G H I J K L O P Q R S T U V W X Y Z 位置 重量 表面 继电器,运算器 套管 速度,频率 温度 多变量 阀 安全 压力,真空 数量 积分,和 记录 开关 变送器 液面 手动 电流 动力(电源) 扫描 控制站 灯光 孔板 测量点 指示 流量 比率 玻璃液面计 分析 燃烧器火焰 补偿 差值 一次元件 控制 后继字母 作修饰字母 读数 报警 输出

七、仪表缩写 FIF:浮子流量计 LG-B:玻璃管液面计—可视长度 LG-R:反射型玻璃管液面计—可视长度 LG-RLT:反射型玻璃液面计-可视长度-低温 LG-T:透光式玻璃液面计—可视长度 LG-TG:透光式玻璃液面计-可视长度-GRAFOIL 填料 LG-TK:透光式玻璃液面计-可视长度-KEL-F 填料 LG-TLT:透光式玻璃液面计-可视长度-低温 OGV:省略仪表阀 RTD:热电阻
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八、仪表报警 H L HH LL 高位报警 低位报警 高高位联锁 低低位联锁

九、英制—公制换算和缩写 英制—
英制单位 长度 英寸 英尺 面积 体积 平方英尺 立方英尺 标准气体立方英尺 加仑 桶 温度 压力 华氏温度单位 磅/平方英寸 32℉英寸汞柱 4℃英寸水柱 磅/平方英寸 质量 能量 动能 磅 英制热单位 马力 英制热单位/小时 缩写符号 in ft ft ft
2

换算 25.4 304.8 0.09290 0.02832 0.02826 0.003785 0.1590 ℃=5/9(℉-32) 6.895 0.1333 0.2491 0.07030 0.4536 1.055 0.746 0.2931

公制单位 毫米 毫米 平方米 立方米 标准气体立方米 立方米 立方米 摄氏度 千帕 千帕 千帕 公斤/平方厘米 公斤 千焦 千瓦 瓦

缩写符号 mm mm M M
2

3

3

SCF gal bbl ℉ psi in Hg in H2O psi lb or lbm Btu hp Btu/h

STDM M M
3

3

3

℃ KPa KPa KPa kg/cm kg KJ KW W
2

UOP 在 60℉和 14.698Psia 条件下计算标准气体立方英尺, 在 15℃和 101.325KPa UOP 条件下推算标准气体立方米。

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第二章 工艺原理
重整化学反应介绍 以下讨论重整工艺中的催化剂化学反应与石脑油化学反应。为使讨论简单易懂,将 石脑油化学反应与催化剂化学反应进行了分类。然而,这两种反应有内在的联系,讨论 中不可避免的有所交叉。在介绍内容之前我们假定读者都熟悉基本有机化学和热力学平 衡概念。内容如下: 一、重整烃类化学反应 1.原料及产品组成 2.重整化学反应 3.相对反应速率 4.反应热 5.化学平衡影响因素 6.压力、温度对反应选择性的影响 7.反应器烃类转化的分布 二、重整催化剂化学反应 1.双功能催化剂活性中心 2.压力影响 3.UOP 铂重整催化剂

第一节 重整烃类化学反应 一.重整原料及产品组成 重整装置的进料为石脑油,一般含有 C6-C11 烷烃、环烷烃和芳香烃。重整工艺的目 的就是从环烷烃和烷烃中生产芳烃,既可作为汽油(由于辛烷值较高) ,也可作为特定 芳烃的原料。在生产汽油的过程中,进料一般含有 C6-C11 烃,可以最大限度地从原油中 生产汽油。在生产芳烃的过程中,进料一般是选择范围更小的烃(如:C6;C6-C7;C6-C8; C7-C8) ,以生产所需的芳烃产品。对于这二种生产方案来说,其基本的石脑油化学反应 是一样的,但是,在大多数情况下,芳烃生产主要偏重于 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 反应器后几乎保持不变,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, 在绝大多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 2-1 显示了在典型的重整装置中, “贫料” (烷烃含量高、环烷烃含量低)和“富 料” (烷烃含量较低、环烷烃含量较高)必然发生的烃转化率。对于富料来说,因为需
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要转化的烷烃较少,所以,这使得操作更加容易、有效。以下详细介绍了各种相对独立 的化学反应、相对反应速度、反应热、平衡限制条件和压力、温度对整个烃类转化的影 响。 在一定的重整操作条件下,贫料和富料转化成高辛烷值汽油
贫料 重整产物 损失 P P N 来自 P N A 注:P=烷烃 N=环烷烃 A 来自 N 来自 A A=芳烃 N A A 来自 N 来自 A P P N 来自 P 富料 重整产物 损失

损失:由于裂化反应和结焦造成

图 2-1 重整反应过程中的烃类转化情况

二、重整化学反应 以下发生的重整化学反应,在很大程度上取决于操作苛刻度、原料性质和催化剂类 型。 1.烷烃脱氢反应 1.烷烃脱氢反应 反应式:
R R

+3H2 从环烷烃(环已烷或环戊烷)形成芳烃的最后一步是环已烷脱氢。环已烷转化为相 应芳烃的反应极其迅速、且基本上是定量的。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容易进行。 在催化剂化学一节中讨论了催化剂酸性功能和金属功能,这里主要说明哪个反应被 酸性功能所催化、哪个反应是由金属功能所催化。 2.环烷烃和烷烃的异构反应 (1)环戊烷异构生成环已烷 反应式:
R R'

环戊烷异构为环已烷,在环戊烷转化成芳烃中作为第一步发生。该异构化包括链的 重新排列,但开环生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定 量的,这种反应主要取决于工艺条件。 (2)烷烃异构化
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反应式:nC7H1 6 iC7H16 烷烃异构化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 不利于支链异构物(高辛烷值)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中间反应引起的。这些反应由催化剂酸性功能促进,且 与操作压力关系不大。 3.烷烃的脱氢环化反应 反应式:
R′

+H2 R-C-C-C-C
R″

+H2 烷烃脱氢环化反应是重整反应中最难发生的反应,从烷烃到环烷烃,包括了一系列 很难进行的分子重排。对轻质烷烃而言,由于化学平衡的因素,限制了这些反应。 随着烷烃分子量的增加,环化相对来说变得容易。因为这种碳分子数的提高更能满 足生成环烷烃的要求,但由于各种化学反应的影响,重烷烃的加氢裂化反应也增加了, 烷烃脱氢环化反应在高温低压下发生,只有在催化剂金属功能与酸性功能相互作用下才 能提高这种反应。 4.加氢裂化反应 C R-C-C-C+H2 C RH+C-C-C

H 由于烷基环戊烷和直链烷烃必须经过比较难完成的直链异构和环化反应,要求催化 剂具有酸性功能,但是催化剂的酸性功能使加氢裂化反应增加,在高温高压下,烷烃加 氢裂化相对较快,由于经过加氢裂化反应汽油组份中的烷烃消失,而芳烃增加,从而提 高了辛烷值。但是这种反应需要消耗氢气,而液收也降低了。 5.脱甲基反应 反应式: R-C-C-C-C+H2→R-C-C-CH+CH4
R-C RH

以及

+H2

+CH4

脱甲基反应一般发生在非常苛刻的重整操作(高温高压)中。在催化剂更换或再生 后,半再生铂重整装置开车时才发生。它是在高温高压及金属功能作用下发生的,它可 以通过注硫或如同某些双金属催化剂一样加入第二种金属来抑制催化剂的金属功能, 从 而抑制这种反应。 6.芳烃的脱烷基反应

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R

R′

+H2

+R″

芳烃脱烷基反应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作用的支链上的碳 离子的裂化。高温、高压有利于脱烷基反应的进行。 表 2-1 总结了促进各种重整化学反应的不同情况。
表 2-1 重整化学反应
反应类型 环烷脱氢 环烷异构 烷烃异构 烷烃脱氢环化 加氢裂化 脱甲基反应 芳烃脱烷基 催化中心 金属 酸性 酸性 金属/酸性 酸性 金属 金属/酸性 有利反应的条件 温度 高 低 低 高 高 高 高 压力 低 / / 低 高 高 高

*注:低温有利于提高异构/正构比率,提高温度有利于异构速率的增加。

由于重整进料中含有的烷烃、环烷烃范围较宽,而且反应速度随着反应物的碳原子 数而发生明显的变化,所以这些反应串联或同时发生,形成了更加复杂的总反应过程。 见图 2-2。
M/A 裂化产品 M/A 异构烷烃 Ⅰ Ⅱ 正构烷烃 M/A A 环戊烷 M/A 环烷烃异构化 脱氢反应 脱烷基和脱甲基反应 环已烷 M 芳烃 MA 轻质芳烃



图 2-2 重整反应概况图
注释: Ⅰ:加氢裂化和脱甲基反应 Ⅱ:烷烃异构化反应 Ⅲ:脱氢环化反应 主要的活性中心: A:酸性中心 M:金属中心

三、相对反应速率 试验纯组份工作中,在中试装置对单独的烃类进行重整。研究的组份包括:在 C6 烃类中有正已烷、甲基环戊烷、环已烷;而在 C7 中则有正庚烷、甲基环已烷、二甲基环 戊烷。操作压力在 5-21kg/cm2 表压之间变化,而反应温度则在 450-550℃之间变化。采 用循环氢时,则氢与烃的摩尔比一般是 5-7。绝大多数都是短期运行,并被设计用于建 立反应相对速率以及测试操作条件对芳烃选择性的影响。
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在低转化率下所得到的纯组份数据, 被用来估算各种 C6 和 C7 烃的相对反应速率。 吸 附效果、催化剂失活、以及其它因素将会改变调合组份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 2-2 中,反应速率以正已烷脱氢环化速率为基准。
表 2-2 C6 和 C7 烃类的相对反应速率
烃类别 碳数
6

烷烃 C

C7

烷基环烷烃 C6

C7

烷基环已烷 C6

C7

反应速度 异构化反应 烷烃 0 环烷烃 脱氢环化反应 .0 加氢裂化 .0

相对反应速率 1 1 3 13 4.0 4.0 10 13 -

-

脱环(环打开) 5 3 -脱氢反应 100 120 *数据都是根据纯组份和纯组份混合物的原始反应速率中得出,所有反应速率都是相对于正已烷的脱氢环化速率 的相对反应速率。

C6 和 C7 烃类的原始反应速率明显不同,已烷脱氢环化速率仅为加氢裂化反应速率的 三分之一,因而转化为苯的已烷较少。正庚烷加氢裂化速率与正已烷加氢裂化速率大致 相同,因而正庚烷脱氢环化速率较快(大约是已烷的四倍) 。这样使得正庚烷与已烷相 比较而言,转化为芳烃的部分明显高得多。两种烷烃都迅速地异构为不同的异构体。 环烷烃中的烷基环戊烷和烷基环已烷之间的反应速率有明显的差异。环已烷反应速 度很快,并全部转化为芳烃;环戊烷反应很慢,有异构化反应,生成相应的环已烷,也 有开环反应生成烷烃。 异构化速率与总的反应速率(异构化加上开环)的比值,是烷基环戊烷转化为芳烃 的选择性的预测指示。对于甲基环戊烷该比值为 0.67,对于二甲基环戊烷 0.81。异构 化的容易程度随着碳原子数的增加而增加,且 C8+烷基环戊烷具有相对高的芳烃选择性。 因此,烷烃在形成芳烃时显示出最低的反应速率和最差的选择性。烷基环戊烷,虽 然其反应速度和选择性比烷烃要好一些,但生产芳烃量较少。烷基环已烷迅速、完全地 转化为芳烃。 四、反应热 烷烃转化为环烷烃、环烷烃转化成芳烃、烷烃加氢裂化的反应热见表 2-3。
表 2-3 典型反应热
反应 烷烃→环烷烃 环烷烃→芳烃 加氢裂化 ΔH(Kcal/Mol H2) +10.5 +16.9 -13.5 吸热反应 放热反应

烷烃脱氢环化和环烷烃脱氢反应均为强吸热反应,这被重整前两个反应器具有很大 的温降所证实。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。

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五、化学平衡 大多数生产汽油的重整装置,在操作过程中原料主要组份转化程度不受反应平衡限 制,但是生产三苯为目的的重整装置中轻烃含量较高,这些原料的转化程度受到化学平 衡的影响。C6 烃类是受热力学影响最强的物质,其反应活性最低。对这种系统将考虑温 度和氢分压对平衡转化的影响,通过上述相似的分析,C7 和 C8 的转化程度受热力学的限 制就小得多。 下面举例说明了计算各种反应的平衡转化率的方法。 正已烷脱氢转化成甲基环戊烷

nC6

K1 K2

MCP+H2

这里的 K1、K2 为各自反应的化学反应正向和反向转化常数。达到平衡时,以下方 程式成立:
Kp = K1 ( PMCP )( PH 2 ) = K2 ( PnC 6 )

在此 Kp 是平衡常数,P 是组分的分压,Kp 的数值越大,反应就越容易进行。 反应平衡比可变化为
( PMCP ) Kp = ( PnC 6 ) ( PH 2 )

Kp 的数值可通过反应物和产物的热力学参数计算而知,然后平衡限制程度就可知道 了。 图 2-3 显示了温度和氢分压对正已烷转化成甲基环戊烷的平衡转化率影响情况。
1.2 1.0 平衡比率 P 甲基环戊烷/P 正已烷 0.8 0.6 400℃(752℉) 0.4 0.2 0 5 (71) 600℃(1112℉) 500℃(932℉) 氢分压 10 (142) 15 (213) 20 (285) Kg/cm2 (psig)

图 2-3 正已烷/甲基环戊烷平衡曲线 正已烷/

通常情况下,平衡转化率很低,但是随着氢分压的下降和反应温度的提高,转化率 增加很快。必须注意,在已烷转化成各种类型的环化物质之前,反应器中的甲基环戊烷 浓度必须降至比以上平衡转化率算出的值要低。加氢裂化受低氢分压的限制,已烷转化 成芳烃的选择性受低压和高温的影响而大大提高了。 甲基环戊烷异构化为环已烷的反应中,氢气既不是反应物,也不是生成物,所以平
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衡转化率只受温度影响,图 2-4 列举了环已烷转化成甲基环戊烷时平衡转化率受温度 影响的情况。平衡转化率在正常的重整反应温度区域内是很低的,但是当温度上升时有 所下降,这种低的平衡转化率限制了甲基环戊烷转化成环已烷,因为甲基环戊烷的反应 发生之前,环已烷必须降低到非常低的水平。由于环异构化反应的复杂性和不利的热力 学结合在一起,所以甲基环戊烷转化成苯的选择性远低于 100%。
0.14 平衡转化率 P 环已烷/P 甲基环戊烷 0.12 0.10 0.08 0.06 0.04 400 (752)

450

500 (932)

550 温度,℃(℉)

600 (1112)

环已烷/ 图 2-4 环已烷/甲基环戊烷平衡曲线

环已烷脱氢转化成苯的反应既简单又迅速,图 2-5 显示了温度和氢分压对平衡转 化率的影响,因为环已烷转化成苯是不可逆的,热力学因素对选择性几乎没有影响,各 种典型的铂重整操作条件都十分有利于苯的形成。
103

102

10

1 5 (71) 10 (142) 15 (213) 氢分压 kg/cm3 (psig) 20 (285)

环已烷/ 图 2-5 环已烷/苯平衡曲线

六、压力和温度对反应选择性的影响 对于纯组份的平衡中试试验表明,温度和压力对正已烷、甲基环戊烷和正庚烷转化 成芳烃的选择性影响越来越清楚,这些物质的选择性比较低,所以优化操作条件对提高
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芳烃产率就显得非常重要。 图 2-6 显示了工艺条件对正已烷转化成苯的选择性影响,这里苯的选择性被定义 为:转化成苯的正已烷摩尔数和所有被转化的正已烷的摩尔数之比,这里的转化是指正 已烷的消失量,产品中的已烷异构物不包括在内。图 2-6 大体上反映出正已烷脱氢环 化的反应情况,在压力一定的情况下,正已烷转化成苯选择性随着温度的增加而增加。 这是因为温度升高, 反应平衡向有利于脱氢环化的方向移动。 压力降低对选择性的改善, 是因为改善了平衡比和抑制加氢裂化反应速率的综合效果。 在 538℃的反应温度下,试验压力从 14kg/cm2 下降到 9kg/cm2,正已烷转化成苯的 2 2 选择性增加了 33%,当压力下降至 5 kg/cm 时,选择性比 14 kg/cm 提高了 70%,在高温 和低压下,由环已烷生成苯的产率提高得很快,但是结焦量也非常大,因此,催化剂的 稳定性成为首要的技术问题。
0.40 0.30

正已烷转化成苯的选择转化率(分子比)

5kg/cm2(71psig) 9kg/cm2(128psig) 14kg/cm2(200psig)

0.20

0.10

0 450 (842) 500 (932) 反应器温度,℃(℉) 550 (1022)

图 2-6 正已烷转化成苯的选择转化率

图 2-7 显示了工艺条件对甲基环戊烷转化成苯的选择性影响,同正已烷转化成苯一 样,甲基环戊烷的转化选择性随着温度的上升和压力的下降而增加。在相同的工艺条件 下,甲基环戊烷的转化选择性是正已烷的二到三倍,最佳选择性在 538℃的反应温度和 7 kg/cm2 反应压力的条件下(大约为 70%) ,许多固定床生产苯、甲苯、二甲苯的重整装 2 置的操作压力在 21 kg/cm ,选择性下降到了 50%,所以通过降低压力,甲基环戊烷转化 为苯的选择性可提高 40%。
甲基环戊烷转化成苯的选择转化率(分子比) 0.70 0.60 7kg/cm2(100psig) 14kg/cm2(200psig) 21kg/cm2(300psig)

0.50 0.40

0 400 (752)

450 (832)

500 (932) 反应器温度,℃(℉) 15

550 (1022)

图 2-7 甲基环戊烷转化成苯的选择转化率

图 2-8 总结了在各种工艺条件下,正庚烷转化成甲苯的情况,正庚烷转化成甲苯的 情况同正已烷转化成苯的情况相似,由于改进了的平衡比和抑制加氢裂化速率的共同影 响,在提高反应温度和降低反应压力后选择性得到改善,同时又抑制了加氢裂化反应。 2 2 例如:在反应温度为 538℃时,反应压力从 21 kg/cm 降到 14 kg/cm ,正庚烷的选择转 2 化率增加了 30%,降至 7 kg/cm 时,增加了 60%,在相同的操作条件下,正庚烷转化成 甲苯的选择性是正已烷转化成苯的二到三倍。
正庚烷转化成甲苯的选择转化率(分子比) 0.80 7kg/cm2(100psig) 0.60 14kg/cm2(200psig) 0.40 0.20 0 450 (832) 500 (932) 反应器温度,℃(℉) 550 (1022) 21kg/cm2(300psig)

图 2-8 正庚烷转化成甲苯的选择转化率

纯组份工艺过程试验表明,工艺条件对 C6、C7 烷烃转化成芳烃的选择性影响极大, 特别是在低压和高温的情况下,芳烃产率更多,同时,催化剂的稳定性成为反应向有利 于生成芳烃方向发展的制约因素。 七、反应器中烃类转化的分布:数据来源于工业重整装置 反应器中烃类转化的分布: 讨论了重整各种反应的相对反应速度、平衡限制和反应热,我们就可以从整体上探 讨重整工艺了。现在,我们从烃浓度、产品质量和反应物经过反应器的温度分布情况来 考察一个现代化的低压、燃料油型的重整装置的操作。 以下数据是从四个反应器的重整工业装置上获得的。原料、产品和中间反应产物样 品的采取都要能反映通过反应器的烃转化率和产品质量,得到的数据有力说明了以上化 学原则的正确性。图 2-9 表示了通过反应器的每 100 摩尔原料的烃产率,这里的 0.1,0.25,0.5 和 1.0 几个表示催化剂比例的点分别都表示各个反应器的边界和采样点。 在操作过程中,各中间反应器 1,2,3,4 中每 100 摩尔的原料所产生的芳烃为 22、10、 5.5 和 5.5 摩尔。因为反应速度非常快,95%的环已烷在一反中已消失,而环戊烷在四个 反应器中被转化的量分别为每 100 摩尔原料含 4.5,4.0,1.0,和 0.5 摩尔。 被转化的烷烃 按 绝 对 摩 尔 来 看 , 和 环 戊 烷 的 情 况 大 体 相 似 ( 每 100 摩 尔 进 料 所 产 生 的 芳 烃 为 4.0,4.0,7.0 和 6.5 摩尔) 但按每摩尔某种烃类进料被转化的百分比来看, , 烷烃的转化 率要低得多。

16

60 每 100 摩尔进料中的摩尔数 A 50 40 P 30 20 10 0 0 CH 0.1 0.25 0.5 占催化剂总量的比例 1.0

CP

图 2-9 各种烃在反应器内转化分布图

表 2-4 列出了按照铂重整装置进料每种烃的转化率。
表 2-4 烷烃和环烷烃在每个反应器中的转化率
反应器编号 烃转化率/% 环已烷 环戊烷 烷烃 1 95 39 7 2 3 35 7 3 0* 9 13 4 1* 4 12 总转化率 99 87 39

*浓度太低不能精确测量。 3 每 100 摩尔进料中的摩尔数

2

CP6 1 CP7 CP11 0 CP8

CP9

CP10 0.1 0.25 0.5 占催化剂总量的比例 1.0

图 2-10 环戊烷在反应器内转化分布图

图 2-10 和表 2-4 显示环已烷快速大量转化,环戊烷转化较慢,而烷烃的转化非常 慢。注意烷烃转化中不包含异构化。 图 2-10 显示了环戊烷碳数对转化率的影响。在 1#反应器中通常没有转化,或甲基 环戊烷的绝对数量反而增加了。这是由于环已烷异构造成的,但通常只在低苛刻度的装 置中才有。图 2-10 显示较重的环戊烷转化速度更快;C9 和以上的环戊烷在前两个反应 器中基本上转化完毕。C8、C7 和 C6 环戊烷的反应速度依次下降。
17

14 每 100 摩尔进料中的摩尔数 12 P7 10 8 6 4 2 P11 0 0.1 0.25 0.5 占催化剂总量的比例 P6 P8 P9 P10 1.0

图 2-11 烷烃在反应器内转化分布图

图 2-11 显示了反应器的反应物中的烷烃含量(每 100 摩尔进料中的烷烃摩尔数) 。 有趣的是在前两个反应器中 C6 和 C7 烷烃的绝对数量增加了。这是由于重烷烃的裂化 , 重烷烃转 (C9-C11 烷烃的快速消失) 还有一种可能是 C6-C7 环戊烷脱环变成相应的烷烃。 化速度更快是由于环形成和脱氢环化更加容易,因此加氢裂化速度增加。
5 4 3 C7/C8 异构/正构平衡率 C6 异构/正构平衡率 P8 P7

异构/正构

比率

2 1 0 0 0.1 0.25 0.5 占催化剂总量的比例

P6

1.0

图 2-12 烷烃异构化反应分布图

图 2-12 显示反应器中 C6-C8 烷烃的异构增加。异构/正构比值增加了但还没有达到 平衡值。异构对剩余烷烃的辛烷值增加起到重要作用。 这些结果更加有趣的一个方面见图 2-13。 这个图显示了反应器中按碳原子数排列的 芳烃浓度(每 100 摩尔进料中所含的芳烃摩尔数) 。各种芳烃的形成取决于原料的组份 和形成芳烃的动力学反应原理。C10 和 C11 芳烃都在一反和二反中形成,而在后两个反应 器中却形成很少。

18

20 摩尔数/100 摩尔进料 16 12 8 4 A8 A9 A7

A8 A7 A9 A10 A6 A11

A10 A6 A11 0.5 1.0

0

0.1

0.25

占催化剂总量的比例

图 2-13 芳烃产物反应分布图

C10、C11 在 3#和 4#反应器中的转化见图 2-11,一些烷烃发生了脱氢环化反应,但也 有一些发生了脱烷基反应,轻质芳烃也由此产生了。 C7-C9 芳烃在反应系统中连续生成,观察前面的一些数据,在三反、四反中产生的 C7-C9 芳烃大多不是环烷烃转化形成的,因为大多数环烷烃在一反、二反中都被转化了, 因此,这些芳烃的产生只能归因于烷烃的脱氢环化与重芳烃的脱烷基反应生成。只有很 少的苯在三反中生成,四反中则完全没有苯的生成,因为环已烷反应在一反与二反中基 本完成,相对慢一些的甲基环戊烷的转化是在二反与三反中发生。已烷的转化最慢,已 烷在中等苛刻度下的选择转化率很低,在高苛刻度的操作条件下(低压高温) ,生产三 苯的重整装置的主要设计目的是完成已烷转化为苯的反应。 图 2-14 说明的是辛烷值在反应器中的增加情况。在一反中,由于发生了强烈的环 烷脱氢反应,辛烷值增加最快。在四反中,辛烷值的增加主要是由慢的异构化、加氢裂 化和脱氢环化反应造成。
100 清净研究法辛烷值 90 80 70 60

0

0.1

0.25

0.5 占催化剂总量的比例

1.0

+ 图 2-14 C5 研究法辛烷值反应分布图

+

最后,图 2-15 显示了反应器中的温差分布情况,进出口温度可通过测量而知,温 度分布完全取决于重整反应的动力学模型。

19

入口 -20 (-38) -40 (-72) -60 (-108) -80 (-144) 0 0.1 0.25 0.5 1.0

占催化剂总量的比例

图 2-15 反应温度分布图

重整催化剂化学反应 第二节 重整催化剂化学反应 一.双功能催化剂化学原理 表 2-1 和图 2-2 所列举的反应数据,显示了其中的一些反应是酸性功能作用的,另 一些反应是金属的脱氢、加氢功能作用的。在重整反应中,保持酸性功能和金属功能的 平衡是非常必要的, 见图 2-16。 减少加氢裂化而促进脱氢和脱氢环化反应是十分重要的, 维持这种平衡是通过在半再生催化剂循环期间控制水-氯平衡和适当的再生技术来实现 的。
需要的金属-酸性平衡

(Pt.) 金属功能 脱甲基反应

(Cl) 酸性功能 裂化

脱氢反应 脱氢环化反应 异构化反应

图 2-16 适当的催化剂平衡

对于水氯平衡的控制,我们可以想象催化剂表面是球-棒模型,铝原子和氧原子以 规则的方式分布在上面,氢原子和羰基则随机分布。气相 HCl 和 H2O 与催化剂表面的羰 基和氯保持平衡。气相中过多的水会冲走催化剂上的氯化物,相反气相中氯化物过多也 会造成反面效果。合理控制水-氯平衡是维持酸性功能的关键手段。

20

图 2-17 酸性中心

另一方面,在催化剂再生过程中,金属中心(当然也包括酸性中心)都受到极大程 度的破坏。使用球棒模型,可以想象铂与氯化物附在载体表面(例如通过氧或铝原子) , 没有人能肯定说清其基本机理,但有一点是肯定的,在氧气环境中,Cl 的存在有助于 Pt 的分散。温度也能影响 Pt 的移动及氯保持性。 双功能催化剂包括两个单独的活性中心,反应物分子在两边移动,目前有一种理论 认为单个活性中心或单个复合活性中心对整个反应全过程起作用,需要指出的是这仅是 一个概念,还没有一个明确的证据能支持这一理论。 现在已知道催化剂制备方法对活性的影响和催化剂中活性物质绝对含量对催化剂 活性的影响是处于相当水平的,这表明如何制备是至关重要的。此外,在现代重整催化 剂上进行的反应速率是高的,以至于必须考虑在分开的两个活性中心之间移动的传质速 率的限制。 单个复合活性中心的概念并没有影响到重整催化剂固有的双功能特性。催化剂表面 必定仍既有酸性又有金属特性。酸性中心主要用来形成正碳离子,它可以通过从双键上 抽取氢离子,也可以通过经双键上加上质子完成。对正碳离子来说,它又是异构化和加 氢裂化酸性中间体。金属功能能从烃中得到氢,它能使氢分子分裂,然后将氢原子加到 不饱和基团中去,在单个复合活性中心上共有两个中心合在一起使得各种反应能协调进 行。 二、压力对催化剂的影响 出于特殊的目的, 可以增强重整催化剂的酸性功能。 例如 R-15LPG 重整催化剂系列, 其产品是丙烷和丁烷。这通过重整催化剂中增加另一种酸性组份,达到增加酸性功能。 图 2-18 表明了这种加强的酸性对产品分布的影响(相对缓和加工中洲石脑油) 。
R-15LPG 20 重量收率% 16 中洲石脑油生产 95 号无铅汽油 12 8 4 标准催化剂 85 重量收率% 80 75 70 65 H2 C1+C2 C3+C4 C5 +

图 2-18 标准重整催化剂与 R-15 收率结构比较
21

如果这些催化剂在更低一些的操作压力下操作,在产率方面就有明显的变化,发生 变化的原因在于催化剂酸性裂化功能的明显降低,图 2-19 说明的是低压对 R-15 催化剂 2 功能的影响情况,在 7kg/cm 时 R-15 的活性功能接近于重整标准催化剂,低压减少了裂 化倾向,增加了烷烃和环烷烃转化成芳烃的选择性(前面详细讨论过) 。
42kg/cm2(600psig) 24 80 20 重量收率% 16 12 8 4 30 H2 C1 C2 C3 C4 C5 + 7kg/cm2 42 kg/cm2 无铅研究法辛烷值 70 99.9 104.2 60 50 40 重量收率% RONC 7kg/cm2(100psig) 90

催化剂产率结构的影响图 图 2-19 压力对 R-15 催化剂产率结构的影响图

图 2-20 所表明的是催化剂一定时压力与轻烃产率之间的关系,当压力下降时,液 收和氢气增加,但轻烃收率降低。
100 氢气 产品重量收率 WT-% 90

C1+C2+C3+C4

80 C5+重整产物 70 0 10 (143) 20 (285) 压力 kg/cm2(psig) 30 (428) 40 (670)

图 2-20 压力对产率的影响图

烷烃裂化是轻烃的来源, 当反应压力从 35kg/cm2 降至 11kg/cm2 时, 烷烃转化成芳烃 的比率可提高 40%,压力对烷烃转化的影响见图 2-21,当压力下降时,加氢裂化反应降 低而烷烃转化为芳烃的选择性增加。 由于反应器压力降低,C5+收率提高,在高辛烷值苛刻度下,出现最佳状态时,辛烷 值桶收率也增加了。图 2-22 显示了对一个恒定的进料,将反应器压力从 21kg/cm2 降到 7kg/cm2, 对于最大辛烷值桶的最佳辛烷值从 96 (无铅研究法) 上升到 99 (无铅研究法) 。 同样图 2-23 显示如果压力保持不变,当进料中环烷烃和芳烃含量增加,最大辛烷值桶 对应的研究法辛烷值上升。

22

45 占进料烷烃的摩尔百分数 加氢裂化 40 35 30 25 20 15 10 15 20 (285) 25 30 (428) 35 40 (670) 其余重整反应 生成芳烃

压力 kg/cm2(psig)

图 2-21 压力对烷烃转化的影响
8,400 辛烷值桶收率/100 桶进料 8,200 8,000 7,800 7,600 进料恒定 7,400 90 94 98 研究法辛烷值 102

图 2-22 辛烷值和压力对辛烷值桶收率的影响
8,500 辛烷值桶收率/100 桶进料

8,000

7,500

7,000 6,500 90 92 压力恒定 94 96 98 100 102 104

研究法辛烷值

图 2-23 辛烷值和进料组成对辛烷值桶收率的影响

三、UOP 催化剂 上面介绍的有关压力和收率的关系,促使 UOP 公司在前一段时间将精力都集中在对 低压重整催化剂的研究。收率提高是明显的,但催化剂稳定性差成了问题。 提高辛烷值和降低压力对催化剂稳定性的影响见图 2-24。利用图 2-22 得到和最大 辛烷值桶收率对应的优化辛烷值,催化剂的失活速率增加了六倍。
23

相对循环数=催化剂寿命 24 22 20 催化剂循环数 18 16 14 12 10 8 6 4 2 0 90 92 94 96 98 100 102

研究辛烷值

图 2-24 辛烷值和操作压力对催化剂失活的影响

为了提高催化剂的活性和稳定性, UOP 一直努力开发更加稳定、 收率更高的催化剂。 UOP 公司在单金属催化剂中加入铼(R-16 系列) ,将催化剂的稳定性提高了 4-6 倍,而 且活性也提高了。 R-20 系列催化剂显示了比单铂型催化剂高得多的初始选择性, 稳定性 也大大提高了。但相比 R-16 催化剂,R-20 的稳定性差一些。R-30 系列催化剂比 R-20 的产率更高, 初始选择性同 R-20 差不多, 在低压的情况下, R-30 的活性和稳定性比 R-16 和 R-20 高。R-30 系列催化剂目前在 UOP 连续重整装置上被广泛运用。 R-50 催化剂的稳定性比 R-16 高 1.7-2.0 倍, 活性也提高了, 但产率基本相同。 R-60 催化剂的稳定性在 R-50 基础上进一步得到改善,但活性和产率相同。 图 2-25 比较了 UOP 各种半再生催化剂与单铂催化剂性能比较。 必须指出,因为双金属催化剂金属功能和酸性功能的控制要求更加精确,催化剂对 原料中的硫和水的敏感度增强,许多双金属重整装置的操作问题探根寻源,硫含量和水 含量过多是主要原因。
+8 C5+液体收率(体积) +6 +4 R-16G +2 基准 +60 +50 +40 +30 +20 +10 基准 0 20 40 60 80 100 120 140 160 180 催化剂寿命,生产天数 单铂 R-50 R-62 R-22 R-56

反应温度,℃

单铂

R-22

R-16G R-50 R-62 R-56

图 2-25 UOP 固定床重整反应催化剂性能比较
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表 2-5 对 UOP 的半再生重整催化剂进行了比较。它列出了半再生重整催化剂 R-9 到 R-62 的主要特性。 连续重整催化剂的比较列于表 2-6, UOP 它列出了连续重整催化剂 R-30 到 R-134 的主要特性。
表 2-5 UOP 半再生重整催化剂主要特性
催化剂 R-9X R-16F R-16G R-16H R-18 R-22 R-50 R-56 R-62 R-72 直径 /mm 1.6 1.6 1.6 1.6 1.6 1.6 1.6×3.2(Ex) 1.6×3.2(Ex) 1.6 1.6 装填密度 /kg/m 513 513 513 513 593 513 838(D) 838(D) 710 710
3

铂 /wt% 0.375 0.2 0.375 0.375 0.375 0.375 0.25 0.25 0.22 0.30

铼 / wt% 0.2 0.375 0.2 0.375 0.25 0.4 0.44 -

氯 /wt% 0.9-1.0 0.9-1.0 0.9-1.0 0.9-1.0 1.1-1.2 0.9-1.0 0.9-1.0 0.9-1.0 1.0-1.1 1.0-1.1

状态 0 R/S R/S R/S R/S R R/S

R/S R

R-9X、R-16G 和 R-16H 也可供直径 1/8 英寸的催化剂,这些催化剂用 L 表示,如 R-16GL。 注:Ex=压条 D=机器装填密度 R/S=还原态/硫化态 R=还原态 O=氧化态

连续重整催化剂主要特性 表 2-6 UOP 连续重整催化剂主要特性
催化剂 R-30 R-32 R-34 R-132 R-134 注:R=还原态 R-30 系列催化剂氯含量为 1.05wt%。 R-130 系列催化剂氯含量为 1.15wt%。 直径/mm 1.6 1.6 1.6 1.6 1.6 装填密度/m 560 560 560 560 560
3

铂/wt% 0.600 0.375 0.290 0.375 0.290

氯/wt% 1.1-1.2 1.1-1.2 1.1-1.2 1.20-1.30 1.20-1.30

状态 R R R R R

本章的这份资料取自其他 UOP 技术论文,其中大多数的理论和数据由 UOP 重整研究 技术服务部工业开发部门负责的。以上信息与技术针对炼油厂操作人员而编写。

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第三章 工艺变量

本节讨论重整操作的主要工艺变量,变量与装置性能的关系,以及改变这些工艺变 量对装置性能的影响。 表 3-1 中列出的为最主要的操作变量,为方便起见,我们假定利用这些变量足以完 整地描述重整的操作。
表 3-1 重整的主要变量一览表
独立变量 催化剂类型 反应器温度 空速 反应器压力 氢油比 进料性质 进料添加剂 非独立变量 催化剂活性 产品收率 产品质量 催化剂稳定性

虽然变量之间(如:反应器温度、反应器压力和产品收率之间的关系参见第二章) 存在内在的联系,但是本章尽可能把各种变量分开讨论。

第一节 独立变量 在此,只简单、定性地讨论主要工艺变量对重整操作的影响。 一、催化剂类型 催化剂的选择一向是按照特定的连续重整操作要求来进行的。UOP 重整催化剂都是 按照收率、活性、结焦倾向进行优化的。本章我们将不讨论诸如催化剂组成、氯化物含 量、铂含量、活性物含量等因素的影响。 二、反应器温度 重整反应器催化剂床层温度是炼厂用于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运行, 并且对产品收率和催化剂稳定性的不利影响甚少。 但是, 560℃以上的高温,则会引起热反应,导致重整产物和氢气收率降低以及积炭的增加。 反应器的温度有两种表示方法。 一个是 “加权平均入口温度 (WAIT), ” 另一个是 “加 权平均床层温度(WABT)。 ” 这两种温度计算方法如下: WAIT=“各反应器催化剂重量分数”乘“反应器进口温度”之积求和 WABT=“各反应器催化剂重量分数”乘“反应器进口和出口温度的平均值”之积求 和 虽然 WABT 能更好地反映出催化剂平均温度和反应条件,但 WAIT 因其计算方法的简
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易性而在计算中广泛采用。二者都不能确切定义催化剂真实的平均温度,在以下的讨论 中只用 WAIT。但加权平均入口温度与加权平均床层温度之差,WAIT-WABT,用于估算反 应器温度要求。 三、空速 空速是计算在单位时间内、一定量的催化剂所通过的石脑油的量。当采用石脑油的 小时体积进料量和催化剂体积时,此空速叫作“液时空速(LHSV)。当采用重量时,此 ” 空速则称作“重量空速(WHSV)。当催化剂密度、体积给定时,两种单位都可以用来监 ” 控重整装置操作。UOP 公司通常使用液时空速 LHSV,h-1, 因为大多数炼油厂均使用体积 进料量,且液时空速使数字简单。 空速对产品的质量(如:辛烷值)有很大的影响。空速越高(停留时间短) ,产品 的 RONC 越低, 或者在 WAIT 不变时发生的反应就越少。 反应器温度升高将抵消这个结果。 在正常的重整设计参数范围内,空速对产品收率没有多少影响。在很低的空速下,会发 生热反应,从而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,这将导致不利的热反应发生,从而降低收率。 四、反应器压力 由于氢 (或烃) 分压对反应速率的固有影响, 从而使氢分压成为一个基本操作参数, 但是为了方便起见,已对下面的数据进行了调整,从而可以采用反应器总压,并且不用 考虑氢气纯度。 UOP 公司使用最后一个反应器的进口压力作为平均反应压力,因为在最后一个反应 器中,通常有 50%的催化剂,分离器压力作为一个操作参数,是一个受了限制的值,因 为各个装置的压力降不同,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结 焦速率有影响,虽然在实际设计中对反应压力有设计限值,但理论上它是没有什么限制 的。 降低反应器压力,将会提高氢气和重整产物的收率;降低压力后要降低温度来保持 产品的辛烷值,降低压力后催化剂积炭上升。 五、氢油比 H2/HC 比定义为:循环氢气的摩尔数与进入装置的石脑油的摩尔数之比。 在重整装置中,为了降低催化剂结焦速率,循环氢气是必需的。它也可有效地从催 化剂上清除掉反应产物和冷凝的物料,并给催化剂提供可采用的氢气。 H2/HC 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 温降。使得催化剂结焦减少,而对产品质量或收率无多大影响。 H2/HC 比对催化剂结焦率的作用不单是循环气的作用,与在降低催化剂结焦率的循 环气中的氢气一样,产氢也有相同的作用。然而,由于大部分产氢是在第一只反应器中 产生的,所以,上述作用在第一个反应器中较少,在最后一个反应器中就较大。正如后 面所描述的那样, 为了计算 H2/HC 比对催化剂结焦率的作用, 使用图 3-20。 当使用图 3-20 时,将用到总 H2/HC 比的概念,它把在反应器中产生的氢气也计算在内了。总 H2/HC 比 只被用来计算催化剂结焦速率所受的影响。它被定义为混合进料中的 H2/HC 摩尔比加上 产氢的 H2/HC 摩尔比(产氢摩尔数与进料摩尔数之比)的 70%。 六、进料的性质
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在本节讨论重整参数时,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%) ASTM D-86 蒸馏 终馏点(EP) 烷烃含量(P) 环烷烃含量(N) UOP 880(族组成) 芳烃含量(A)

} }

一般来说, 在后面所叙述的计算程序来源于中试和以往的工业数据。 族组成 (PONA) 我们倾向的分析方法是 UOP880 方法,由于多环环烷烃的存在,UOP273 法对“全馏程” 进料所测的环烷烃含量不够精确。如果烯烃含量较高(>2LV%)的话,UOP777 法是较好的 选择。 这些相互关系只用来表示直馏石脑油的特性。对于其它进料,如 FCC 和焦化石脑油 根据这些相互关系就无法作出估计。在工艺参数部分的本章第二节中,讨论了 FCC 和焦 化石脑油的结焦速率校正因数。在本章第二节中也谈到了如何加工抽余油。 初馏点低(小于 77℃)的进料一般都含有相当数量的 C5-,进料中的戊烷不可能转 化成芳烃,因此,这些戊烷就未经转化,被异构或裂解为轻质烃。由于这些轻质烃的辛 烷值低, 轻质烃就会稀释重整油的辛烷值, 且导致重整装置采用比预期高的辛烷值 6+) (C 苛刻度。C5 对重整苛刻度影响的例子在以后叙述。 终馏点低的进料中,C6 和 C7 烃含量高,C6、C7 很难进行重整反应。而高终馏点原料 则使得催化剂结焦率较大,并且重整产物终馏点高。 下列实例有助于说明戊烷对辛烷值的削弱影响,且提供一种方法来估算新的 RONC 的苛刻度(需要用来对活性、稳定性和产率进行关联) 。 实例 (1)工艺条件 进料量 1590m3/天 82.08 重整油 C5+产率/LV% + 重整油 C5 /RONC 98.2 进料中总的戊烷(色谱)3.0LV% 正戊烷 1.7LV% 异戊烷 1.0LV% 环戊烷 0.3LV% 如果戊烷组分不知道,那设定总数的 40%是异构戊烷,60%是正构戊烷。 (2)计算产品总辛烷值-m3 进料×产率×RONC 1590m3×0.8208×98.2=128158(辛烷值-m3) c.计算产品 C5 辛烷值-m3 (假定进料中 90%的 C5 转化为产品) 进料×(转化成产品的 C5 含量)×RONC 正构戊烷 1590×(0.017×0.9)×63.0=1532(辛烷值-m3) 异构戊烷 1590×(0.010×0.9)×92.3=1321(辛烷值-m3) 环戊烷 1590×(0.003×0.9)×101=434(辛烷值-m3)
28

总的 C5 1532+1321+434=3287(辛烷值-m ) (4)计算反应器中生产的总的辛烷值-m3 总的产品-总的进料的 C5=反应器生产的总量 3 128158-3287=124871(辛烷值-m ) 3 (5)计算反应器生产的总量 m 总的产品-总的进料的 C5=反应器中生产的总量 (1590×0.8208)-(1590×0.03×0.9)=1262 (6)计算实际 RONC =
反应器中生产的总的辛 烷值 124871辛烷值 ? m 3 = = 98.9 RONC 反应器生产的总量 1262m 3
+

3

因此,在这种情况下,活性、产率或结焦率计算所使用的 C5 RONC 是 98.9 而不是报 告的 98.2。 进料中 C5 对重整苛刻度的影响,随产品辛烷值和进料中 C5 的量的不同而变化。 七、进料添加剂 氯化物补加进再生系统是为了保持再生催化剂上最佳的氯化物含量。 R-30 系列催化 剂为 1.1-1.20wt%, R-130 系列催化剂为 1.2-1.3wt%。 一般来讲,当再生段处于白烧操作时,就不必把水和氯化物补加到重整进料中。 催化剂中毒、进料污染会在第三章的第三节中讲到。

第二节 非独立变量 本节将讨论重整“独立变量”对主要的非独立变量的影响。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。 一、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,反应温度狭义地定义为“WAIT”或叫作“加权平 均入口温度” 。汽油产品的质量用 C5+RONC 表示,即无铅研究法辛烷值。 C5+ RONC 定义为反应器流出物的总的 C5+ 产品的 RONC。 如果重整生成油稳定塔作为脱 + 丁烷塔,那么 C5 RONC 就很接近稳定塔塔底产品的 RONC。但是,如果稳定塔作为脱戊烷 塔或脱已烷塔,那么 C5+ RONC 就可能不同于稳定塔塔底产品的 RONC。因为从脱戊烷塔或 脱已烷塔出来的塔顶液体—C5+ 产品将不包括在塔底产品中,而实验室分析 RONC 用的是 塔底产品。稳定塔塔顶液体中 C5+ 对稳定塔塔底产品的 RONC 的影响,根据稳定塔塔顶中 C5+ 的数量和稳定塔塔底产品的 RONC 的不同而不同。下列实例有助于说明这种影响,且 提供一种方法来估算新的 RONC 的苛刻度 (活性、 产率和结焦率的关系计算需要 RONC 值) 。 实例 (1)工艺条件
进料量/m /天 稳定塔塔顶液收率/LV% 稳定塔塔底收率/LV% 稳定塔塔底料辛烷值/RONC
3

1590 5.0 80.0 99.0

29

稳定塔塔底料 C5 (从实验室得来)/LV% 稳定塔塔顶液体 C5 (从实验室得来)/LV% 正戊烷/LV% 异戊烷/LV% C6 /LV%
+ 3
+ +

+

100

12 6 2

(2)计算总的产品的 C5 辛烷值-米 进料×产率×C5 含量×RONC 稳定塔塔底产品: 3 1590×0.80×1.00×99.0=125928 辛烷值-米 稳定塔塔顶产品: 正戊烷:1590×0.05×0.12×63.0=601 辛烷值-米 3 异戊烷:1590×0.05×0.06×92.3=440 辛烷值-米 3 C6+:1590×0.05×0.02×76.5=122 辛烷值-米 3 总的 C5+: 125928+601+440+122=127091 辛烷值-米 (3)计算总的生产的 C5+量(米 3) : 进料×产率×C5 含量 稳定塔塔底料 3 1590×0.80×1.00=1272m 稳定塔塔顶产物 1590×0.05×(0.12+0.06+0.02)=15.9m3 + 总的 C5 : 1272+15.9=1287.9m3 (4)
计算实际C 5 RONC = = 98.7 RONC
+

反应器生产的总的C 5 辛烷值 127091辛烷值 ? 米 3 = 在反应器中生产的总的产品 1287.9米 3

+

所以,在上述情况下用于活性、产率或结焦率计算的C5+RONC 是 98.7,而不是报告 的 99.0。稳定塔顶物流中的C5 对稳定塔底产品 RONC 的影响,随着产品辛烷值和塔顶液 中的戊烷量的不同而变化。 虽然满足给定的 RONC 的加权平均入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:进料性质、预期的 RONC、进料速率、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。操作失常也将影响水氯平衡,降低催化剂的活性。 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” (SORWAIT)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。至少有两种重要计算方 法可用: (1)连续重整(CCR)装置在开工时的 WAIT 目标。 (2)根据再生循环情况为跟踪催化剂活性而作的 CCR 重整装置△WAIT(预计的开 工初期 WAIT 减去实际 WAIT) 。 第一种方法使用是很直接的。计算能使工艺工程师或生产主管预估所要求的 WAIT
30

来满足产品的要求。 第二种方法的使用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恒定的或正常化的基础上, 从而对每天的操作进行对比。当然,对于铂重整装置,如果其操作条件(进料的环烷烃、 芳烃含量、RONC 和液时空速)一直保持不变(这种情况很少) ,也就没有必要进行对比。 “△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 反应温度数据标准化。它被定义为重整装置在给定的上述三个参数情况下,实际操作条 件下的 WAIT,与新鲜催化剂在相同的参数情况下所要求的 WAIT 之间的差值。它就是实 际催化剂和新鲜催化剂之间的活性差。 “△WAIT”的表格或图表的绘制可用于操作的自然跟踪。在实际应用中,工程师可 以用此值的变化来预测,例如由于进料硫含量波动而引起的催化剂活性问题及改变对操 作的影响。在这种情况下, “△WAIT”可以绘制为“△WAIT~再生周期”的曲线。可能 要经过几个催化剂再生周期,才可使催化剂活性恢复到“正常水平” 。日常的运行亦一 样,工程师可以跟踪活性的改变。用“△WAIT”的计算和图表,也可以跟踪水氯平衡的 破坏与恢复。 现在解释所需的 SOR WAIT 的计算方法(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有影响的参数,然而,通过计算所得的 SOR WAIT 值, 其误差在实际值的±3℃范围内。 下面将概述如何参考与应用 CCR 重整装置的实际数据进行计算的步骤: (1)列表 RONC N和A N+3.5A -装置实际操作数据 LHSV 催化剂种类 (2)预测 1.0LHSV 时的 SOR WAIT 图 3-1 (3)预测实际 LHSV 的 WAIT 校正值 图 3-2 (4)将(2)和(3)的结果相加得出 SOR WAIT 为了给炼油厂计算 SOR WAIT 提供方便,提供下列实例。 实例 CCR 重整装置(公制单位) (1)工艺条件 催化剂 R-34 RONC 95 -1 1.9 LHSV,h 进料 N,LV% 15 A,LV% 8 N+3.5A=15+28=43LV% (2)从图 3-1(在本节最后,下同) SOR WAIT=494℃(LHSV 为 1.0) (3)从图 3-2 得出 WAIT 的校正值=+16℃ LHSV1.0~1.9 (4)SOR WAIT 要求

31

SOR WAIT=494+16=510℃ 假定 CCR 重整装置在所述的某天以实际 WAIT=518℃运行时, 工程师就为这天绘制下 列△WAIT(△WAIT 等于预计的 SOR WAIT 减去实际 WAIT) : WAIT=510-518=-8℃ 换句话说,催化剂活性与新鲜剂相比损失了 8℃,工程师可根据每天的计算值,预测 正常情况下催化剂的活性损失,并确定它是否在预期的值内. 重整装置的△温度-辛烷值变化关系如图 3-3 所示.可以使用该图来预测使无铅研究 法辛烷值从一个值到另一个值时 WAIT 须作的变化。 二、CCR 重整反应器的急冷 1.定义 重整反应器的急冷是发生在催化剂床层中的一种现象,如果进料性质和工艺条件是 这样,即在反应器中实际的催化剂多于要求的催化剂,以致足以在前面反应器就将环烷 烃转化成芳烃,那么其结果是前面反应器温降很大。而反应器中的部分催化剂处于较低 的温度,这种温度从热力学上看将不能支持 SOR WAIT 图所述的重整反应。事实上,可 以减少前面几个反应器中的催化剂体积,这样可以仍旧保持相同的温降。因此一只急冷 的反应器装有较少的催化剂,而且其表现出的催化剂活性也小于 SOR WAIT 图所指示的 活性。因而,一旦急冷在炼油厂装置中发生,催化剂活性可能会表现出低于新鲜催化剂 活性的情况。 2.测量急冷 计算一个装置中的急冷量是精确计算△WAIT 的一个重要部分。 为测量急冷作用来修 正预测的 SOR WAIT,要求有一个经验公式,它用到反应器入口和出口温度、催化剂分布 以及受实际的 WAIT 和实际的 WABT 之差的限制。该限制如图 3-1 的第五个条件所示。如 果(WAIT-WABT)大于 20℃时,则必须为 SOR WAIT 计算急冷修正值。 为 SOR WAIT 计算急冷修正值的步骤如下: (1)计算 WAIT (2)计算 WABT (3)计算所测量的急冷值(MQ) 测量的急冷值(MQ)=WAIT-WABT (4)计算 SOR WAIT 急冷修正值(QC) 急冷修正值(QC) (℃)=MQ(℃)-20℃ 注意:如果 QC 小于 0 时,则设定 QC 等于 0。 (5)计算修正的 SOR WAIT(SORC WAIT) SORC WAIT=SOR WAIT(从图和表得到)+QC 注意:如果 QC 等于 0,那么 SORC WAIT=SOR WAIT,则无急冷修正。 (6)计算修正的△WAIT 修正的△WAIT=SORC WAIT-WAIT 为了给炼油厂计算急冷修正的 SOR WAIT 提供方便,提供下列实例: 实例 CCR 重整装置(公制单位) (1)工艺条件 WAIT,℃ 527
32

WABT,℃ 503 SOR WAIT,℃ 525 (2)测量急冷值(MQ)=527-503=24℃ (3)急冷修正值(QC)=24-20=4℃ (4)修正的 SOR WAIT=525+4=529℃ (5)修正的△WAIT=529-527=2℃ 结果是急冷修正后的催化剂活性比新鲜催化剂高 2℃,而不是比新鲜催化剂低 2℃。 三、催化剂的选择性 选择性定义为:一种给定的重整催化剂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生成油,更确切地说是 C5+液体。此外本节和下 + 面各节的内容,都将把产品质量定义为 C5 RONC,即无铅研究法辛烷值。 重整催化剂的选择性和操作与几个参数有关。这里,只讨论重整进料性质(环烷烃 和芳烃含量、50%馏出点和干点) 、产品质量(RONC) 、反应器平均压力等对 C5+液体选择 性的影响。 现有两组四根选择性曲线(如下表所示) 。一组是全馏程的石脑油,通常初馏点为 82℃,干点为 176-204℃。另一组曲线是轻石脑油,干点小于 176℃,需要两组选择性 曲线是因为重整反应的相对选择性随石脑油干点的上升而增加。
CCR C5 产率变化 工艺变量 直馏石脑油 全馏程 C5 RONC 进料石脑油 N+2A 反应器平均压力 50%馏出点
+ +

直馏石脑油 干点<176℃ 图 3-8 图 3-9 图 3-10 图 3-11

图 3-4 图 3-5 图 3-6 图 3-7

根据选择性曲线(图)得出下列结论: (1)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。 (2)在反应压力和进料 N+2A 恒定的前提下,辛烷值提高时,C5+收率则降低。 (3)在压力和 RONC 恒定时,进料石脑油 N+2A 增加时,一般来说 C5+收率亦提高。 而在进料 N+2A 值很高时,则含量发生变化时影响较小。 在下列算法中,绝对收率是无法计算的。该算法给出了从一种操作条件(例如当前 的重整操作)到另一种操作条件时的收率变化情况。 对全馏程石脑油和轻石脑油的 C5+产率变化估算举例如实例一和实例二所示: 实例一 CCR 重整装置(公制单位) (1)工艺条件
基准工况 RONC N/A/LV% 93 40/10 工况 A 95 34/10

33

N+2A/LV% 50%馏出点/℃ 反应器平均压力/kg/cm g
2

60 130 7.0

54 110 5.0

(2)平均数 RONC 94 N+2A 57 (3)RONC 影响,图 3-4 + ①C5 收率下降=-0.62LV%/RONC ② 收率差=-0.62×2=-1.24LV% (4)N+2A 影响,图 3-5 + ①C5 收率增加=0.195LV%/N+2A ②收率差=0.195×(-6)=-1.17LV% (5)压力影响,图 3-6 + ①C5 收率增加=1.4LV%/7kg/cm2 ②收率差=1.4×2/7=0.40LV% (6)50%馏出点影响,图 3-7 C5+收率差=-1.4LV% (7)总收率变化 净收率差=(-1.24)+(-1.17)+(0.04)+(-1.40) =-3.41LV% 实例二 CCR 重整装置(公制单位) (1) 工艺条件
基准工况 RONC N/A/LV% N+2A/LV% 50%馏出点/℃ 反应器平均压力/kg/cm (g)
2

工况 A 96 30/10 50 115 4.5

98 36/10 56 105 5.5

(2)平均数 RONC 97 N+2A 53 (3)RONC 影响,图 3-8* ①C5+产率下降=-0.92LV% ②产率差=-0.92×2=-1.84LV% (4)N+2A 影响,图 3-9 ①C5+产率上升=0.25LV%/N+2A ②产率差=0.25×(-6)=-1.50LV% (5)压力影响,图 3-10 + 2 ①C5 产率上升=3.8LV%/7kg/cm (g)
34

②产率差=3.8×1/7=0.54LV% (6)50%馏出点影响,图 3-11 + C5 产率差=-1.0LV% (7) 总产率变化 净产率差=(-1.84)+(-1.50)+0.54+(-1.0)=-3.80LV% 注:在 UOP 原稿中为图 3-4、5、6、7,译者认为有误而作修改。 四、催化剂对芳烃的选择性 催化剂对芳烃的选择性 催化剂对芳烃的选择性定义为:给定的重整催化剂以及这种催化剂的操作对生产芳 烃的趋势。重整催化剂对芳烃的选择性以及操作取决于以下几个参数。操作苛刻度 + (C5 RONC)和进料的组成(进料中的烷烃、环烷烃和芳香烃的含量)对选择性的影响将 在下面进行讨论。 对于给定的催化剂和装置流程来讲,把进料中的芳烃前身物转化成芳烃主要取决于 操作苛刻度(C5+RONC) 5+RONC 越高,芳烃前身物转化越高。但是,并不是所有发生在 。C + 较高 C5 RONC 条件下的附加转化都能生成芳烃,一些附加的转化生成了轻气体。这种从 进料中的芳烃前身物转化成芳烃而不是转化成轻气体的能力就称作芳烃的选择性。 + + 经验关系式指出了在 C5 RONC 范围内,苯、甲苯、二甲苯和 A9 芳烃产率的变化的影 响,每根曲线使用一个进料参数,它综合了进料中的烷烃、环烷烃和各种芳烃。因为烷 烃转化为有关的芳烃的选择性差,所以这些进料参数近似于环烷烃和芳烃的值。 下表的经验关系用于预测使用 R-30 或 R-130 系列催化剂生产芳烃时的变化情况:
芳烃 苯 甲苯 二甲苯 A9 芳烃
+

图 图 3-12 图 3-13 图 3-14 图 3-15

在下列算法中,芳烃的绝对收率是无法计算的。该算法给出了收率相对于一种基本 条件(当前的重整操作)的变化趋势。 一个芳烃产率变化的估算举例如下: 实例 (1)工艺条件 基准工况进料:
LV% P C6 C7 C8 C9
+

N 1.7 3.4 4.4 10.4 18.8

A 0.5 1.5 2.8 4.4 4.9

8.6 14.0 15.3 33.0 76.3

总计

35

C5 RONC:99 工况 A*进料:
C6 C7 C8 + C9 总计
+

+

LV% P 19.7 35.4 20.6 0.6 76.3

N 4.1 9.4 5.1 0.2 18.8

A 0.8 3.5 0.6 4.9

C5 RONC:99 *注:UOP 原稿为“基准工况” ,译者认为有误,已作修改。 (2)
参数 P6/3+N6+2A6 P7/2+N7+A7 P8/2+N8+A8 P9CORR 基准工况 5.6 11.9 14.9 26.2 工况 A 12.3 30.6 16.0 0.6

(3)苯,图 3-12 ①基准工况进料苯系数 5.6 下的Δ苯=2.0LV% ②工况 A 进料苯系数 12.3 下的Δ苯=5.8LV% ③苯产率差=5.8-2.0=3.8LV%FF (5)二甲苯,图 3-14 ①基准工况进料二甲苯系数 14.9 下的△二甲苯=11.0LV% ②工况 A 进料二甲苯系数 16.0 下△二甲苯=12.0LV% ③二甲苯产率差=12.0-11.0=1.0LV% (6)A9+芳烃,图 3-15 ①基准工况进料 A9+系数 26.2 下的△A9+芳烃=23.5LV% + + ②工况 A 进料 A9 系数 0.6 时△A9 芳烃小于 0,=-2LV% + ③A9 芳烃产率差=-2-23.5=-25.5LV% *注意:该值可以用外推法从曲线图中通过推理得到,因为对在 99C5+RONC 的 P9CORR 中,每下降 1LV%,△A9+芳烃产率下降 1LV%。 (7)总芳烃产率变化 净产率差=3.8+13.5+1.0+(-25.5)=-7.2LV%FF 五、催化剂稳定性 催化剂稳定性是测量给定催化剂上结焦趋势。对 CCR 重整装置来说,催化剂的活性 在正常操作条件下通常保持不变。但是 CCR 催化剂的结焦趋势将明显地影响再生器的运 转。不管结焦多少,都要求调整重整和再生器的操作,确保烧焦量等于或大于反应器内 的生焦量。 在下面的讨论中,将给出工艺参数对催化剂结焦趋势影响的计算方法。 在 CCR 重整装置中,测定催化剂生焦速率使用的是相对结焦因素。使用相对结焦因 素估计重整反应器操作条件的变化对生焦速率的影响。 给定催化剂的结焦速率由下表的工艺参数决定。

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工艺变量 C5 RONC 进料石脑油 N+A 进料石脑油干点 反应器平均压力 氢油比
+

CCR 相对结焦因数 图 3-16 图 3-17 图 3-18 图 3-19 图 3-20

这些数据是按照中试装置和工业数据制作的,数据经调整以尽可能地消除参数之间 的内在联系。因此各图按照单个变量给出相对结焦因数。 给定催化剂的结焦速率也取决于 CCR 重整装置的进料速率。在上表列出的所有其它 工艺变量保持恒定的情况下,结焦速率的变化与进料速率的变化成正比。 下列几个例子叙述了如何预测 CCR 铂重整装置的稳定性。 这些实例说明了如何预测相对结焦因素,以及在一种基准工况(例如,目前的 CCR 重整装置)和一种新工况之间进行结焦变化的预测。 在应用过程中,有一点必须强调:为了使得估计的新的结焦速率尽可能地准确,在 能用实际生焦速率与预测值对比之前,各工艺参数在催化剂一个完整循环过程中应尽可 能保持不变。同样,在计算基准结焦速率时,反应器的操作参数应保持不变。由于许多 炼油厂不能在催化剂一个完整的循环过程中保持进料性质不变,所以本方法只能为我们 提供一个结焦速率的变化趋势和近拟值。 炼油厂还要意识到:任何时候,重整装置操作时没有进行催化剂循环,将增加待生 催化剂上焦炭量,使之高于由估算方法所计算出来的量。 当工艺参数变化时,采取适当的措施,该估算法能够使炼油厂更好地预测其生产要 求变化时,催化剂焦炭形成的情况。 实例 CCR 重整装置(公制单位) (1)
工艺条件 进料量/m /天 N/A/LV% 干点/℃ 总的氢油比/mol/mol 反应器平均压力/kg/cm C5 RONC 催化剂循环速率/kg/h 待生催化剂结焦/wt%
+ 2 3

基准工况 2500 20/10 177 2.25 5 100 450 4.5

新工况 3000 30/10 191 1.5 5.5 96 550

总的氢油摩尔比等于进入反应器的氢油摩尔比加上 70%的产氢量与进料量的摩尔 比。 (2)生焦速率(基准工况)
生焦速率 = 待生催化剂结焦 × 催化剂循环速率 100 ? 待生催化剂结焦

37

生焦速率(基准工况) =

4.5 × 450 = 21.20kg / h 100 ? 4.5

(3)生焦速率(新工况) RCFB=基准工况的相对结焦因数 RCFN=新工况的相对结焦因数
新工况生焦速率 = 基准工况生焦速率 × m 3 DN ( RCFN ) 1 ( RCFN ) 2 ( RCFN ) 3 ( RCFN ) 4 ( RCFN ) 5 × × × × × m 3 DB ( RCFN ) 1 ( RCFN ) 2 ( RCFN ) 3 ( RCFN ) 4 ( RCFN ) 5 3000 0.4 1.05 1.52 1.30 3.35 = 21.20 × × × × × × 2500 0.98 1.42 1.2 1.38 2.0 = 15.35kg / h
*

(4)待生催化剂结焦(新工况)
待生催化剂结焦 = = 生焦速率(新工况) × 100% (催化剂循环速率 + 生焦速率)(新工况)

15.35 × 100% 550 + 15.35 = 2.7 wt %焦炭

*注:为了便于说明,翻译时加了下标。说明如下: ( RCFN )1 ? ? RONC影响(图3 ? 16) ( RCFN )1 ( RCFN ) 2 ? ?进料N + A影响(图3 ? 17) ( RCFN ) 2 ( RCFN ) 3 ? ?进料干点影响(图3 ? 18) ( RCFN ) 3 ( RCFN ) 4 ? ?反应器平均压力影响(图3 ? 19) ( RCFN ) 4 ( RCFN ) 5 ? ?氢油比影响(图3 ? 20) ( RCFN ) 5 六、非直馏石脑油对催化剂稳定性的影响 正如前面已提及的,这些相对结焦因数是对直馏石脑油(SRNS)而言。对于诸如 FCC 和焦化石脑油混合作为部分进料的其他进料情况而言,这些进料对结焦或失活的影响可 以作出粗略的估算。 但是,要做到这样,必须掌握进料的性质,以分别估算每种进料的影响,影响加总 就等到总的影响。 与 SRN 相比,FCC 石脑油进料的催化剂失活速率或结焦速率增加 1.6 倍,焦化或热 裂化石脑油则增加 2-3 倍,具体情况取决于干点。为了减少结焦影响,焦化石脑油应不 大于 177℃,且最佳的干点为 160℃。 FCC 石脑油的产率与相同特性的 SRN 可比。但是,由于焦化石脑油的性质(在氢气 较少的情况下产生) ,其 C5+产率一般比具有相同 PONA(烃族组成)的 SRN 要低。 ,焦化 石脑油具有更多的选择性差的烷基环烷烃,差异在于 C5/C6 环烷烃的分布。

38

加氢裂化石脑油的失活速率和产率类似于直馏石脑油,因此可象 SRN 一样处理。 抽余油加工 因为 C6 和 C7 烷烃生成芳烃选择性差,因此抽余油加工是困难的。正如前面提及的, 低压提高烷烃生成芳烃的选择性,因此 CCR 重整装置比半再生重整装置更适于加工抽余 油。 为了说明,下面画出了具有下列组分的抽余油的中试装置收率: 初馏点/50%/干点 67/78/121℃ P/N/A: 88.4/10.8/0.8LV% P6/P7:49.5/35.2LV%
中试装置研究 C5 重整油产率与辛烷值
+

90 85 C5+重整油,LV-% 80 75 70 65 60 55 50 70 75 80 85 90 95 在下列压力时,抽余油 250psig(17.6kg/cm2) 125psig(8.8kg/cm2) 250psig(5.3kg/cm2)

研究法清洁辛烷值

从这幅图可看出, 在典型的半再生压力和 CCR 重整装置压力时, 抽余油的 C5+产率低, 2 2 高压会导致更低的产率。当压力从 17.6kg/cm 降至 5.3kg/cm 时,保持 RONC 同为 85, C5+产率可增加 10-15LV%。 为调和抽余油而估算它的稳定性和产率不在本章的范围内。但是应注意到,估算技 术是采用迭代法,把抽余油看作与 SRN 无关。抽余油就象进料中的 C5 组份,它降低了产 品的 RONC,需要在更高的苛刻度下加工 SRN,以补偿 RONC 的下降(例如,如果目的调 和料的 RONC 是 98 时,那么进料的 SRN 部分就可能要求达到 101RONC,用来抵消以一定 的 WAIT 条件加工抽余油而造成的这部分低的 RONC,比如说 90。 七、反应吸热 本节最后内容介绍已知重整装置操作中,对反应吸热进行估算的方法。 当进料 PONA 组成和重整产物的辛烷值给定时,可以采用反应吸热量作为催化剂失 活的一种指示。反应吸热减少,说明催化剂形成芳烃的能力降低了。由于进料组分、产 品辛烷值和反应热之间的关系的复杂性,反应热曲线并没有按照进料组分或产品辛烷值 进行校正。如果这些值改变,则反应热亦会改变。 催化剂的总△T(温度)与反应的总热量有直接关系。当反应热量不是氢油摩尔比 的函数时,由于循环气体的“稀释效果” ,液时空速(LHSV)对反应的热量没有重大影 响。 使用图 3-21A 和图 3-21B,在已知下列条件时,可计算出反应热。
39

循环氢纯度(氢气摩尔百分比) H2/HC 摩尔比 总的△T 进料分子量 用这些图中计算出的反应热表示芳构化的能力,比总△T 更精确。 下面是利用图表计算反应热的实例: 实例 反应热(公制单位) (1)
总的温降(所有重整反应器) 氢烃摩尔比 循环氢纯度 进料分子量(MW) 150℃ 3 80% 115

(2)从图 3-21A 得出, 总的反应热(HR)=460×(150/100)=690KJ/kg 石脑油 (3)从图 3-21B 得出 分子量的校正值=22×(150/100)=33 (4)正确的反应热: 校正后的反应热=690+33=723 KJ/kg 石脑油
℉ 970 950 930 910 890 870 850 830 WAIT 810 790 30 50 70 90 110 加氢处理过的石脑油 N+3.5A 含量,LV% 99 研究法辛烷值 N+3.5A=49.5 在 1.0LHSV 时开始运行时 940℉=504℃ ℃ 条件: 510 500 490 480 470 460 450 440 430 5. 3. 4. 1. R-30 系列催化剂 2. 3.5-12kg/cm2 (50-175psig) 平均反应器压力 标准水和氯化物量 77-165℃(170-330℉) 进料 ASTM50%馏出 (WAIT-WABT)<20℃

图 3-1 液时空速为 1.0 时的 SOR WAIT 要求,CCR 适用 要求,

40

℉ 60 50 40

99RONC, N+3.5A=49.5 1.7LHSV 940 ° +23 ° =963 ℉ 504°+13°=517℉

℃ 35 30 25 20

30 WAIT 校正值 20 10 0 -10

15 10 5 0 -5

0.75

1

2 LHSV,小时
-1

3

4

图 3-2 对于 LHSV 的 WAIT 校正值

8 7 △WAIT℉/RONC 6 5 4 2 3 75 80 85
+

4 △WAIT℃/RONC

3

90

95

100

C5 重整料的 RONC (研究法辛烷值)

温度— 图 3-3 温度—辛烷值关系

41

适应于: 1. 全馏程直馏石脑油 2. 3.5-8.5kg/cm 平均反应器压力 3. R-30 系列催化剂 5 4 30 3 40 N+2ALV% 50 2 清净辛烷值每增加一个单位,C5+收率的减少 60 70 80 90
2

1 0.9 0.8 0.7 0.6 0.5 0.4

0.3

0.2

0.1 80

85

90

95 C5 RONC
+

100

105

图 3-4 C5+ RONC 对 C5+ LV-%收率的影响 LV-

+

+

42

适应于: 1. 全馏程直馏石脑油 2. 50-125psig(3.5-8.5kg/cm )平均反应器压力 3. R-30 系列催化剂 0.8
2

0.7

清净辛烷值每增加一个单位,C5+收率的减少

0.3

0.2

RONC 105

0.1

100 95 90 85 80 30 40 50 60 70 80 90

0.0

N+2A,LV%
+ LV图 3-5 环烷烃含量对 C5 LV-%收率的影响 +

43

适应于: 1. 全馏程直馏石脑油 2. 50-600psig(3.5-42.0kg/cm )平均反应器压力
2

4.0

3.5 30 压力每降低 7kg/cm2,C5+LV%收率的提高 N+2A,LV% 40 3.0 50 60 70 2.5 80 90

2.0

1.5

1.0

0.5

0 80 85 90 C5 RONC
+ LV图 3-6 反应器压力对 C5 LV-%产率的影响 +
+

95

100

105

44

+2

100 +1 95 △恩氏 50%,℉下的△C5+ LV-%产率 90 0 85 80 清净辛烷值

-1 80 85 -2 90 △50% △C5+ LV-%

95 -3

100 -4 180 200 220 240 260 280 300 320 340 进料的恩氏 50%点,℉

90

100

110

120

130 ℃

140

150

160

+ LV%收率的影响 图 3-7 馏程对 C5 LV%收率的影响

+

45

适用于: 1. 50-150psig(3.5-10.5kg/cm ) 2. R-30 系列催化剂 3. 进料干点<350℉(176℃)
2

3.6 2.4 2.2 2.0 △恩氏 50%,℉下的△C5+ LV-%产率 1.8 1.6 1.4 1.2 1.0 0.8 0.6 0.4 0.2

85

87

89

91

93
+

95

97

99

101

103

105

C5 RONC

+ + LV图 3-8 C5 RONC 对 C5 LV-%收率的影响

+

+

46

适用于: 1. 50-150psig(3.5-10.5kg/cm ) 2. R-30 系列催化剂 3. 进料干点<350℉(176℃)
2

0.9

0.8 (N+2A)每增加 1LV-%,C5+ LV-%收率的提高

0.7

0.6

0.5

0.4 RONC 0.3 105 100 95 0.1 90 85

0.2

10

20

30

40

50

60

70

80

90

N+2A,LV-%

+ LV图 3-9 进料 N+2A 对 C5 LV-%收率的影响

+

47

适用于: 1. 50-150psig(3.5-10.5kg/cm ) 2. R-30 系列催化剂 3. 进料干点<350℉(176℃)
2

100 90 (N+2A)每增加 1LV-%,C5+ LV-%收率的提高 80 70 60 50 40 30 20 10 0 85 87 89 91 93 95
+

97

99

101

103

105

C5 RONC

+ LV图 3-10 反应器压力对 C5 LV-%收率的影响

+

48

适用于: 进料干点<350℉(176℃)

+2

100 +1 △恩氏 50%,℉下的△C5+ LV-%产率 95 90 0 85 80 C5+ RONC

-1 80 85 -2 90 △C5+ LV-%

△50%

95 -3

100 -4 180 200 220 240 260 280 300 320 340

进料的恩氏 50%点,℉ 90 100 110 120 130 ℃
+ LV图 3-11 馏程对 C5 LV-%收率的影响 +

140

150

160

49

1. 125psig(8.8kg/cm )平均反应器压力 2. R-30 系列催化剂 35 18 16

2

30

14 25 12 △苯产率,LV-%FF 10 20

8

15

6 10 4 2 0 86 88 90 92 RONC 注释:标准偏差=±0.5LV-% 94 96 98 100

5

图 3-12 △苯收率
50

1. 125psig(8.8kg/cm )平均反应器压力 2. R-30 系列催化剂 30 45

2

40 25 35

20 △甲苯产率,LV-%FF

30

15

25

20 10 15

5

10

0 86 88 90 92 94 RONC 注释:标准偏差=±0.9LV-% 96 98 100 102

图 3-13 △甲苯收率
51

1. 125psig(8.8kg/cm )平均反应器压力 2. R-30 系列催化剂 25 30

2

20 25

△二甲苯产率,LV-%FF

15

20

15 10 10

5

5

0 86 88 90 92 94 RONC 注释:标准偏差=±0.9LV-% 96 98 100 102

图 3-14 △二甲苯收率
52

1. 125psig(8.8kg/cm )平均反应器压力 2. R-30 系列催化剂 35 35 30 30 25 △二甲苯产率,LV-%FF P9 CORR,LV-% 25 20 20 15 15 10 10 5 5 0 86 88 90 92 RONC 即:P9 校正=0.4711[P9++N9++A9+]+0.00409[ ( 注释:标准偏差=1.0LV-% 94
+

2

96
P9 + N 9 + + 2 A9 ) 2 ] 3

98

100

图 3-15 △A9 芳烃收率
53

加氢处理过的直馏石脑油 2.4

2.0

1.6

相对结焦因数

1.2

0.8

0.4

0.0 96 98
+

100

102

104

C5 RONC

+ 图 3-16 C5 RONC 对相对结焦因数的影响

+

54

加氢处理过的直馏石脑油

1.6

1.5

1.4

1.3

1.2 相对结焦因数

1.1

1.0

0.9

0.8

0.7

0.6

0.5 30 40 50 60 70

N+A(LV-%)

图 3-17 N+A 对相对结焦因数的影响

55

加氢处理过的直馏石脑油 2.4 2.3 2.2 2.1 2 1.9 1.8 1.7 1.6 相对结焦因数 1.5 1.4 0.3 0.2 1.1 1 0.9 0.8 0.7 0.6 240 (116) 260 (127) 280 (138) 300 (149) 320 (160) 340 (171) 360 (182) 380 (193) 400 (204)

ASTM 干点,℉(℃)

图 3-18 进料干点对相对结焦因数的影响

56

加氢处理过的直馏石脑油

1.7 1.6 1.5 1.4 0.3 0.2 1.1 1 0.9 0.8 0.7 0.6 0.5 0.4 50 (3.5) 75 (5.27) 100 (7.0) 125 (8.8)
2

相对结焦因数

150 (10.5)

175 (12.3)

200 (14.1)

平均反应器压力 psig(8.8kg/cm )

图 3-19 平均反应器压力对相对结焦因数的影响

57

加氢处理过的直馏石脑油

4.4

4.0

3.6

3.2

2.8 相对结焦因数

2.4

2.0

1.6

1.2

0.8

0.4 1.0 1.5 2.0 2.5 H2/HC 摩尔比 3.0 3.5 4.0 4.5 5.0

图 3-20 H2/HC 比对相对结焦因数的影响

58

加氢处理过的直馏石脑油 1100 H2/HC 1000

900 总△T 为 100℃时的石脑油总反应热 kj/kg

800

700

600

500

400

300 60

70

80

90

100

循环气中的 H2(摩尔)%

从总△ 来的总反应热(米制单位) 图 3-21A 从总△T 来的总反应热(米制单位)
200 石脑油校正热 kj/kg/总△T 为 100℃ 160 HR/100℃△T 400 600 800 -80 1000 120 进料分子量 140 59 120 80 40 0 -40

100

对反应热的分子量校正(米制单位) 图 3-21B 对反应热的分子量校正(米制单位)

第三节 催化剂中毒 本节主要讨论双金属铂重整催化剂中毒问题,内容如下: 1.污染物最大允许浓度 2.测试方法 3.工艺现象 4.建议采取的对策 5.污染源 6.给设备带来的问题 若原料中杂质含量高于最大允许值, 那么会明显地影响催化剂性能, 要立 即采取补救措施。杂质为硫和氮时,UOP 强烈建议,操作苛刻度越低越好,不 要在最大允许值下操作。 把已知的杂质含量降到最低, 有助于铂重整操作达到 最佳的选择性和稳定性。 UOP 从收集的大量的铂重整装置操作经验中整理编辑了可能的污染源清 单、工艺现象、给设备带来的问题。UOP 对炼油厂的反馈意见特别感兴趣,这 些反馈意见有助于加深对这些问题的理解, 并认识到目前操作遇到的困难, 这 有助于其它炼油厂分享有效地解决工艺和设备问题的方法。 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、生产能力、停工 日程安排等,往往与上述对策相矛盾。如果出现这种情况,炼油厂必须要权衡 一下额外增加催化剂或设备损坏与经济效益之间的关系。 一 、硫 1.最大允许浓度 石脑油原料中允许的硫的最高浓度为 0.5wt-ppm。在石脑油加氢处理后, 硫含量一般在 0.1-0.2wt-ppm,这就能保证催化剂的稳定性和选择性达到最佳 状态。 2.测试方法 (1)石脑油原料中硫的分析 a、镍还原法:UOP 357 能测出可还原的硫,但不能测出总硫。 b、微库仑法:UOP 727 能测到 0.1wt-ppm 硫。 c、ouston Atlas 法:ASTM D-4045 可测到 50wt-ppb 硫。 ●优先选用此方法。 注意: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
60

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) 。 注 (2) 检测管 H2S 测定可以定量测出循环气和稳定塔塔顶气中 H2S 含量。 意,根据经验可以估计出:如果原料中硫含量为 1mol ppm,那么循环气中为 3mol ppm, 稳定塔顶气中硫含量为 10mol ppm。 3.工艺现象 在铂重整装置,硫污染会导致铂活性下降。造成脱氢和脱氢环化反应(金 属功能)下降,加氢裂化反应(酸性功能)增加。产生下列现象: (1)氢气产量减少 (2)循环氢的纯度降低 (3)加氢裂化反应增加(C3 和 C4 收率较高) (4)反应温降减少 (5)C5+收率降低 (6)在较苛刻的情况下,催化剂活性降低 (7)催化剂生焦速率提高(稳定性降低) 数据表明,循环气中 10 mol ppm H2S 相当于进料中 2-3wt ppm 硫时,则 重整装置与不含硫时相比就表现出下列情况: 活性损失 8-11℃ C5+产率损失 1-2LV% 生焦速率大约增加 50% 4.采取的对策 反应器温度尽可能低些, 可以使催化剂破坏程度达到最小 (但没有必要低 于 482℃)如果循环氢中含有硫时, 通过增加反应器温度来弥补 RONC 的下降, 。 则会使结焦速度迅速加快。 应该做出各种努力来消除原料中的硫。 一旦恢复低硫石脑油进料, 那么硫 就会逐渐从催化剂中解析出来。当循环氢中 H2S 量下降到低于 1-2ppm 时,就 恢复了正常生产。当循环氢中含有硫时,适当增加氯化物注入量,就可以提高 硫从催化剂中脱附出来的速度。为了在再生催化剂上保持 1.1-1.2wt%氯,就 需要在氯化区增加氯化物注入量。 而且在新鲜进料中补充氯 (新鲜进料中补氯 为 0.5%-1.0wtppm)可以加快反应器中的硫脱除,保持待生催化剂正常的氯含 量。为了完全去除催化剂上的硫,在循环氢中 H2S 含量已下降到 1-2mol ppm 以后,还要继续增加补氯量运转 2-3 个催化剂再生周期。 在循环气中有硫存在期间, 在通用操作曲线的限制内, 采用最大允许的催 化剂循环速率可以提高硫从催化剂脱除速率。 另外, 应增加下部空气速率到设 计值。因为硫存在于系统时,结焦率可增加 50-200%或更多,所以必须密切监 视再生器。
61

5.引起污染的原因 5.引起污染的原因 (1)石脑油预加氢处理不充分:就是由于预加氢处理催化剂活性低或者 由于预加氢处理反应器温度过低。 (2)石脑油预加氢处理中的硫再合成问题:预加氢处理温度高,而压力 低会促使硫化氢和微量烯烃再合成。 解决这种问题的一般方法是把预加氢处理 温度降低到低于 343℃。 (3)预加氢处理装置汽提塔波动:这会导致 H2S 汽提不完全。一般来说, 水和 H2S 从汽提塔底出来,也会加剧此情况。 (4)在重整进料中含有二次加工的石脑油:大部分二次加工的石脑油有 很高的硫含量。 因此必须用活性更好的加氢催化剂或者高的加氢反应温度来加 氢处理它们(二次加工的石脑油) 。 (5)在重整装置进料中加工高干点的进料:一般来讲,对于任何典型的 重整装置进料来说,当干点增加时,硫含量就增加。也就是说,对于给定进料 的轻沸点馏分,高干点馏分含有的硫含量、硫化合物含量高,脱除这些硫更加 困难。如果石脑油预加氢处理进料的干点提高,那么,炼油厂必须监视重整装 置进料的硫含量,以确保硫不致污染重整装置。 6.给设备带来的问题 整个装置的硫化铁生成量增加。 二 .氮 1.最大允许浓度 石脑油原料里,氮的最大允许浓度是 0.5wtppm。要尽一切努力把石脑油 中的氮含量降到最低。对一个 1590m3/天的铂重整装置,原料中氮含量在 0.5wtppm 的话,那么循环氢回路和稳定塔塔顶,每年能沉积 823kg 的氯化铵 沉积物。 原料中每 1 公斤氮会与 2.5 公斤氯化物结合, 因此必须增加氯化物的 注入量,否则催化剂中的氯化物量会降低。 2.测试方法:分析石脑油原料 测试方法: a、Kjeldahl 测氮法:UOP 384 可测 0.1wtppm 的氮。 b、化学发光法(道荷曼仪器) :ASTM D-4629 可测 0.1wtppm 氮。 优先采用这个方法。 3.工艺现象
62

氮是酸性功能中毒物。 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,整体上会减少催化剂中的氯化物量,产 生下列现象: (1)催化剂活性降低 (2)氢气产量增加 (3)氢气纯度提高 (4)反应器温降△T 提高 4.采取的对策 在氮污染期间, 不要提高反应温度以减少催化剂的结焦。 应作出一切努力 来隔离氮的来源,且从进料中去除氮。 如果原料中存在氮, 则应稍微增加氯化区的氯补入量, 维持再生催化剂的 氯含量为 1.1-1.2wt%。如果可以精确地分析进料中的氮,那么可以增加氯化 物补入量以补偿进料中的氮污染。 5.引起污染的原因 引起污染的原因 (1)石脑油加氢处理不够:大部分直馏石脑油含有极少的氮。因此处理 直馏石脑油的装置在加工氮含量高的石脑油原料时, 装置的设计压力低于脱氮 所要求的压力。 正常情况下, 设计压力的差异为 14-28kg/cm2,在设备设计后是 不可以增加的。 因此必须避免在原来的低氮石脑油设计的加氢处理装置加工含 氮量高的石脑油,因为氢分压不足以完全去除全部的氮。 (2)在重整装置进料中包括裂化石脑油:大部分裂化石脑油都有很高的 氮含量。因此,作为重整装置进料时,必须在高压下对它们进行加氢处理。即 使裂化石脑油量占总的重整装置进料量较少, 如果只有低压加氢处理装置, 则 裂化石脑油不应混入重整装置进料中。 (3)高干点进料:通常,原料干点越高,氮含量越高。换句话说,与给 定原料的轻馏分相比, 重馏分含有的氮和氮化物含量高, 而这些杂质最难处理。 如果加氢处理装置原料的干点增加, 则炼油厂必须监视原料中的氮含量, 以确 保氮不会污染重整装置。 (4)不适当地使用缓蚀剂:在炼油厂使用镀膜铵和中性铵做为缓蚀剂, 有时会导致石脑油氮污染。 除了应注意生产铂重整原料-石脑油的其它装置外, 还应引起注意的地方有蒸馏系统塔顶、 加氢处理装置汽提塔塔顶和加氢处理反 应器馏出物。仔细监测氨,增加注水量通常比注入缓蚀剂便宜、危险性也小。 如果必须使用缓蚀剂,则必须严格遵守推荐的剂量。 (5)重新加工不合格的无铅汽油或重整进料罐受过无铅汽油的污染:这 些无铅汽油经常使用含氮化学物作为添加剂。 (6)预加氢催化剂失活:在预加氢催化剂装填时混入金属,则催化剂脱 除有机氮化物的能力消失。 由于氮化物比硫或金属更加难以分解, 因此在催化 剂失效时,汽提塔产品中出现的第一个污染物就是氮。
63

6.给设备带来的问题 氯化氨会沉积在铂重整装置产品冷凝器、 分离器、 循环压缩机吸入管和稳 定塔。这会导致冷凝器冷却能力下降,可能会损坏压缩机(特别是在再生时, 高的含水量会将沉积物溶解并带至压缩机叶轮或阀门) ,并且使稳定塔操作不 稳定。 另外,在打开检查被氯化铵堵住的设备时,必须格外小心,首先必须冲洗 设备,除去氯化氨沉积物,否则这些吸水沉积物会吸附大气中的潮气,引起严 重的腐蚀问题。 三 、水 当装置进料基本上干燥,并且通过再生单元氯化区的注氯保持水氯平衡, 则重整装置性能最佳。 如果不知来源的水进入系统, 长期来说就会增加催化剂 的结焦率,降低产品收率和催化剂活性。 1.水的最高允许含量 循环氢中含有的水达到 30 mol ppm,就表明原料中含有过量的水、溶解 氧或化合氧。水含量达到或高于 30mol ppm 可能导致过量加氢裂化反应和焦炭 沉积,另外会使氯化物从催化剂脱附出来,干扰水/氯平衡。 2.测试方法 (1)建议使用在线湿度分析仪:
分析方法 杜邦 560 panametrics 3000 三菱水分析仪 CA-03 物料 循环氢 进料/循环氢 进料

(2)通过检测管(例如 Draeger)检测循环氢中的 HCl(氯化氢) 3.工艺现象 水的影响会使金属功能中毒(很象硫) ,增加酸性功能。水也能把氯化物 从催化剂脱附出来,在循环氢中形成 HCl。从短期看,HCl 浓度高会加强酸性 功能,尤其是加氢裂化。短期观察到的影响包括: (1)氢气产量下降 (2)循环氢纯度下降 (3)C3 和 C4 收率提高 (4)反应器温差减小 (5)C5+收率减少
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(6)催化剂结焦速度加快 (7)循环气中 HCl 量增加 如果进料含水量长期超高, 催化剂会变得缺少氯化物。 从待生和再生催化 剂氯含量的下降可见氯化物缺少程度。 4.采取的对策 尽可能降低反应器温度, 这样可以把催化剂损坏程度降到最小 (但没有必 要低于 481℃) 。不降低温度会导致待生催化剂焦含量增加。反过来,这会影 响再生器的操作,再生器的操作必须始终保持在通用操作曲线的限制以内。 找出水的来源后, 立即切断水源或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,即可恢复正常的操作条件。 5.引起污染的原因 (1)原料加氢处理不适当,使未转化的氧化物进入铂重整装置。 (2)未完全汽提的加氢处理原料会使水和其它污染物进入铂重整装置。 (3)上游装置的蒸汽或水换热器的泄漏。 (4)重整装置的注水系统。 (5)预加氢汽提塔进料/产品换热器的泄漏。 (6)再生器的干燥区干燥不完全。 (7)再生系统蒸汽加热器或蒸汽夹套的泄漏。 (8)再生段(如果能适用的话)中再生风机冷却夹套的泄漏。 (9)再生段(如果能适用的话)中缓冲料斗的冷却板泄漏。 (10)还原区除气系统(如果适用的话)操作不当。 6.给设备带来的问题 (1) 从重整装置来的提纯氢中过高的 HCl 可能会腐蚀下游的设备和装置。 (2)从重整装置稳定塔来的不凝气中过高的 HCl 可能会腐蚀稳定塔塔顶 系统以及下游的设备和装置。 四、金属 1.最大允许浓度 因为重整催化剂的金属中毒是确定的、 不可逆的, 所以在重整装置进料中 不能检测到金属含量。 2.测试方法 对于石脑油进料中的低浓度金属含量, 可以用一些特殊方法来测试, 例如 原子吸收光谱和等离子光谱法。
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分析方法 石脑油中的砷 汽油和石脑油中微量铅 汽油和石脑油中的铜 水溶液中的硅 分析催化剂样品上的金属 污染物: 光谱法测定催化剂氧化铝 中的杂质 UOP 296 UOP 350 UOP 144 原子吸收光谱法(AAS) UOP 303

检测精度 1wtppb 10wtppb 6-7wtppb 0.1wtppm

3.给工艺带来的问题 大多数金属都会使催化剂的铂功能中毒。 随着越来越多的催化剂中毒, 可 以观察到催化剂总的活性和选择性下降。 4.建议的措施 定期检查预加氢单元石脑油进料中的金属含量。 应记录预加氢单元进料中 的金属含量,以便计算预加氢反应器中的金属总含量。通常,总金属含量小于 2-3wt%,UOP 的预加氢催化剂仍能正常工作。如果金属含量达到 2-3wt%,则应 考虑更换预加氢催化剂。同样,如果在预加氢处理过的石脑油中测出金属,而 且提高预加氢处理温度也不能解决问题, 那么就应该换催化剂。 进入铂重整装 置的金属会对催化剂造成不可逆的损坏, 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少量催化剂。 5.引起污染的原因 (1)有些直馏石脑油含有可测定的 ppb 级的砷。 (2)二次加工不合格的加铅汽油或者被加铅汽油污染过的铂重整原料罐 都会把铅引进装置。 (3)腐蚀产物 设备的腐蚀会使腐蚀产物进入各个反应器。铁是最常见的腐蚀产物,钼、 铬和铜也有可能。 特别是在有铁情况下, 这些腐蚀产物对铂重整催化剂的危害 比有机金属小。来自进料加热炉、换热器和加氢反应器的腐蚀产物,往往以硫 化物形式进入第一个铂重整反应器。这些腐蚀产物在第一个铂重整反应器积 聚,会引起物流分布问题。 (4)含有锌、铜和磷等的水处理化合物往往会误入铂重整进料系统。 (5)某些二次加工石脑油里含有硅,硅是在炼油厂的其它地方作为消泡 剂加入的。 (6)往石脑油预加氢精制装置的汽提塔里注入的过量缓蚀剂,会使缓蚀剂
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进入汽提塔底部。当汽提塔顶全回流操作时,尤其要注意。 6.给设备带来的问题 腐蚀产物进入铂重整反应器, 如果扇形筒内积聚太多的腐蚀产物, 会引起 物流分布问题及压力降问题。 五、高干点进料 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聚成多环芳 烃,很明显就不能生产出芳烃。而这些多环芳烃是结焦的前身物,一旦生成, 就会牢牢地附在催化剂表面上, 然后进一步转化成催化剂上的焦。 幸运的是在 正常的操作条件下,催化剂的自然生焦率极低。按照工艺变量章所讨论的,随 着铂重整压力和氢气循环速率的下降,和/或温度(辛烷值)的增加,生焦量 迅速增加。这些变化都有利于芳烃进一步缩合成焦。对催化剂失活(生焦)有 重大影响的另一个变量是石脑油进料的终馏点。进料终馏点达到 204℃时,石 脑油中的多环芳烃量增加, 但含量仍旧只有 ppm 级, 绝对数量则随原油类型和 蒸馏效率而相差很大。 由于多环芳烃是炭的直接前身物, 因此可以认为是催化 剂的毒物。一旦炭沉积在催化剂上,则只能用再生的方法除去。 1.最大允许浓度 204℃是石脑油切割点的关键临界温度。高于这个干点温度(按照 ASTM D-86 蒸馏方法) ,则石脑油进料中的多环芳烃浓度快速增加。UOP 建议不要在 高于这个干点温度下操作。 2.测试方法 采用 ASTM D-86 方法测试重整装置或加氢精制装置每种进料的干点。有些 情况下使用不同进料类型的调和组分,GC 或实沸点干点能更好地指示 ASTM 方 法不能检测的残渣情况。 3.工艺现象 积炭速度增加导致待生催化剂炭含量增加。 反过来, 这将影响再生器的操 作,再生器在任何时候都应保持在通用操作曲线的限制值以内。 4.建议采取的对策 采用 ASTM D-86 干点测试方法每班一次分析每种进料的干点,调节分馏操 作,使每种物料的干点低于 204℃。保持足够的回流,使所有塔的残渣干点最 低。 5.可能的来源
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如果铂重整装置进料来自多个炼油厂装置 (例如直馏石脑油、 加氢裂化石 脑油和焦化石脑油) ,则应分别分析每种进料是否符合干点低于 204℃的限制 条件。高干点馏分与低干点馏分混合会掩盖高干点的重馏分,采用 ASTM D-86 方法无法检测到多环芳烃,但多环芳烃确实是存在的。 6.可能引起的机械故障 没有已知的机械问题。

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第四章 工艺流程和控制
第一节 工艺流程 UOP 铂重整工艺中发生的反应绝大多数是吸热的(需要加入热量) ,且必 须在氢气环境和高温下进行,以便催化剂寿命最长,产品收率最佳。如果条件 不理想,产品收率及催化剂寿命都差。装置设计根据工艺条件、最佳的投资、 理想的收率结构及操作费用(基于装置设计时的资料)而变化。但所有铂重整 装置都有图 4-1 所示的几个基本要素: 一、进料必须经过正确的加氢精制,将硫、氮含量降低至低于 0.5wppm, 饱和所有烯烃,除去金属、卤素及氧化物。一般,石脑油沸程最低初馏点为 75℃(170℉) ,最高终馏点 204℃(400℉) 。 二、 预热段包括混合进料换热器及进料加热炉。 它的功能是将进料及循环 氢的温度升至反应温度(482℃[900℉]或更高) 。预热段的进料加热炉部分在 下面的再热段中阐述。 UOP 连续铂重整装置的混合进料换热器是低压降设计。一般,混合进料换 热器有一到四台。换热器不只一台时,将其并联以使压降最小。 两种类型的混合进料换热器可适用于 UOP 连续铂重整装置:1)立式管壳 式换热器,2)立式焊接板式换热器(由 Packinox 提供) 。 从第一套连续铂重整装置起,UOP 就规范了管壳式换热器(图 4-2) ,而且 UOP 在继续规范此设计。 1988 年起, 也规范了焊接板式换热器 从 UOP (图 4-3) 。 焊接板式换热器与传统的立式管壳式换热器相比有下列优点:传热系数更高、 更紧凑、重量更轻、安装成本更低、热回收更高。因此,有时可用一台焊接板 式换热器替代两台立式管壳式换热器。 三、反应器段由装有铂重整催化剂的反应器组成。在反应器中,在有铂重 整催化剂的条件下发生化学反应, 将铂重整进料转化成产品。 反应器的作用是 优化催化剂的利用率并得到最佳的产品收率。 UOP 连续铂重整装置中的反应器是低压降设计。因此,反应器设计是径向 流动。径向流动式反应器的两种设计可用于 UOP 连续铂重整装置(图 4-4) 。 两种设计中,烃从反应器顶部进入,从反应器外部到内部流过催化剂床层。老 设计中,烃向下流过中心管,流出反应器;而现在的设计中,烃向上流过中心 管,流出反应器。两种设计中,催化剂都是从反应器顶部进入,向下流过反应 器,从底部流出。 有三或四个串联反应器被再热段或中间加热炉隔开。 反应器可并列或一只 叠在另一只顶部。 2 2 大多数 UOP 连续铂重整装置在 12.3kg/cm (175psig)—3.5 kg/cm (50psig)的压力和 482℃(900℉)—560℃(1040℉)的温度下运行。
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四、再加热段由反应器间的中间加热炉组成。在反应器中,发生的大多数 反应是吸热的, 因此每台反应器的出口温度低于入口温度。 中间加热炉的作用 是将每台反应器的出口温度升到下一台反应器的反应温度。 UOP 连续铂重整装置中的进料加热炉及中间加热炉都被布置在一个单独 的、内部分隔的多单元方箱炉(图 4-5)内。进料加热炉及每台中间加热炉都 有自己的单元。单元彼此被防火墙隔开。方箱炉可以自然通风,也可以强制通 风。 燃烧器可装在底部也可装在壁上。 燃料可以是瓦斯、 油或瓦斯和油的混合 物。 燃料的选择不仅部分决定了燃烧器的类型而且还部分决定了工艺炉管的形 状和布置。 进料加热炉及中间加热炉是低压降设计。 因此, 工艺炉管仅有一个回弯头。 三种形状的工艺炉管可用于 UOP 连续铂重整装置:1)竖直 U 型,2)倒 U 型, 3)直线型。工艺炉管可以采用 21/4CrMo 或 Cr9Mo 的材质,这取决于管壁的设 计温度。 方箱炉有一对流段回收烟道气的热量。 回收的热量有多种用途, 如产蒸汽、 重沸蒸馏塔、加热热油及预热燃烧空气。 五、 气液分离器是从富含芳烃、 液态烃产品中分离出富氢气产品的设备装 置。其作用是提高气体产品的纯度及液体产品的回收率。 气液分离器开始配备一个单一的产品分离器。 然而, 产品分离器压力越低, 气液分离效果越差。也就是说,更多的烃滞留在分离器废气中,更多的氢气滞 留在分离器液相中。这增加了反应器回路中循环压缩机、加热炉、换热器及冷 却器的负荷, 因为对于给定的 H2/HC 比, 必须压缩、 加热及冷却更多的循环气; 这也增加了稳定塔的负荷,因为分离器液体中更多的氢气需要另外回流及重 沸。 为提高气液分离效果,从产品分离器出来的所有气体(循环氢和产氢)由 循环压缩机压缩后, 与分离器液体在高压下再次接触, 在另一分离器中再次分 + 离。该再接触步骤提高了循环氢和产氢中 C3 的回收率,而且提高了下游中压 装置所用的氢气压力。 为进一步提高产氢的液体回收率并为下游装置提供高压氢气, 从产品分离 器出来的氢气由增压压缩机压缩, 与分离器液体在高压下再次接触, 在另一分 离器中再次分离。 此步骤可在越来越高的压力下重复一次或两次, 这取决于压 缩级数。 六、稳定塔是将气液分离器的液体分馏成所需产品的一些分馏塔。 一般有一到三个分馏塔。如只有一个分馏塔,则肯定是一个稳定塔,其作 用是生产 C5+或 C6+重整油,如用于车用燃料调合。如有不止一个塔时,则一个 肯定是稳定塔, 另外几个作为分馏塔, 生产整个重整产物中特定的窄沸点馏份, 如用于下游芳烃装置。 图 4-6 是具有两段逆流再接触段的 UOP 连续铂重整装置的典型流程图。

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第二节 控制系统 UOP 连续铂重整装置中的控制系统在炼油厂和石化厂是非常普遍的。大多 数是直接的 XRC 回路或 YRC 回路重新设置的 XRC 回路,其中 X 和 Y 通常代表 T (温度) 、P(压力) 、F(流量)或 L(液位) 。 一、一个专用控制系统是加热炉燃烧系统的切断系统。一般,如果: (1) 在两个单独的孔板流量计中没有循环气流 (反应器回路中) 或重沸器循环流量 (重沸器中)或(2)长明灯瓦斯压力降至低于安全压力时,加热器燃烧系统 自动停止。另外,如果雾化蒸汽停止,燃料油燃烧将会停止。如果因炉管内介 质流量低或雾化蒸汽压力低切断了燃烧, 长明灯将保持燃烧。 但如果长明灯瓦 斯压力低, 则长明灯熄灭。 使用的所有电磁阀必须手动重调以避免如由操作工 在仪表板上重调时可能发生的问题。 二、 另一个专用控制系统是重整反应器器的压力控制系统。 该系统通常是 图 4-8 到图 4-11 所示的其中之一。图 4-8 中,重整装置与预加氢之间有台增 压压缩机,重整分离器上有个 PRC,预加氢装置上有个 PRC。操作顺序如下: (1)预加氢装置压力上升时,预加氢 PRC 打开阀 3 以控制压力; (2)预加氢 装置压力下降时,PRC 关闭阀 3,阀 3 全关后将关闭阀 2; (3)重整装置压力 上升时,它的 PRC 将关闭阀 2,如果压力仍上升,将打开阀 1。从 PRC 到阀 2 的每个信号通过低信号选择器比较后选择更低的信号驱动阀 2。 系统运行时, 假如在保持预加氢装置压力稳定的条件下, 预加氢装置没有 足够的气体,其压力就会下降。如果压缩机负荷大于气体产量,过量气体从加 氢装置排放,或如果压缩机负荷小于气体产量,则过量气体从重整装置(或重 整装置及预加氢装置)排放。 图 4-9 显示双分离器重整装置的同类系统。 预计阀 1 无流量的情况下, 管 线来自低压分离器。如果阀 1 流量正常,则管线来自高压分离器。理由是在异 常情况下(循环压缩机不正常、压力波动等)从低压分离器排放较理想,但如 果排放恒定量的物流, 从高压分离器排放的气体比低压分离器排放的气体中的 + C5 物质要少。 图 4-10 显示的系统与图 4-8 的系统类似,但它适用于多级增压压缩机。 每级都被保护不超压缩比,就像图 4-8 所示系统一样。 三、另一个特殊控制回路在重沸炉控制系统(见图 4-11 及 4-12)中。它 采用 PDRC(压差记录控制器)取代 TRC(温度记录控制器)来控制重沸炉的燃 烧。 使用 PDRC 的原因是有时候重沸炉只需要很小的温升 (即窄沸程进料) 在 。 此情况下,温度调节得不到好的控制效果;用 PDRC 控制重沸炉中发生汽化的 量而不是温度。 该系统不论重沸炉需要多少温升都能运行, 但由于与 TRC 相比安装成本更 高,所以只在必要时使用。
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四、稳定塔塔顶可用不同的控制系统。 传统的控制系统用塔盘温度控制回流, 用塔顶回流罐液位控制塔顶液体产 品量。如果回流罐作为下游装置和其它工况下的缓冲罐时,此系统仍可使用。 另一个控制系统用图 4-13 中的控制流程, 注意塔顶液体抽出线在回流 FRC 孔板与回流控制阀之间, 而不是回流 FRC 孔板上游。 虽然由于回流本身不能直 接测量, 所以此系统在控制器处于手动控制下难以操作, 但此变化提高了控制 系统对塔盘温度变化的灵敏度。

1.进料

4.再加热

2.预加热炉

3.反应器 气

5.气/液分离 液

氢气

6.稳定塔

重整产物或芳烃

图 4-1 铂重整原则工艺流程

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管程出口

壳程进口

釜式法兰 壳 管

管板

管孔分流板 膨胀波纹管 壳程出口

放空必须在壳壁最低点 管程进口

图 4-2 立式混合进料换热器

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UOP 常规 换热器负荷 表面积 占地面积 管束高度 总重 建设费用 GJ/h m m
2 2

新 UOP PACKINOX 设计 153 3700 75 10 33 1.7

153 5100 100 20 74 2.5

m t 百万美元 (1988 年)

图 4-3 PACKINOX 焊接板式混合进料换热器
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(老的设计)
“下流式”
1#反应器

(新的设计)
“上流式”
1#反应器

2#反应器进口 人孔 1#反应器出口
催化剂 输送管

2#反应器进口 2#反应器出口

2#反应器 中心管

反应器壁 外篮或扇形管

膨胀波纹管
2#反应器

扇形管 催化剂 膨胀波纹管 3#反应器进口
中心管

2#反应器出口 环状催化剂卸料板
3#反应器

3#反应器进口
3#反应器

反应物 催化剂

3#反应器出口

图 4-4 连续铂重整重叠式径向流动反应器
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头盖

工艺炉管 隔火墙

2 号中间加热炉

进料加热炉

1 号中间加热炉

连续铂重整加热炉( 图 4-5 连续铂重整加热炉(U 型)

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新鲜催化剂 净气(产氢)
Rx

Rx

C F E

S E P

R C

R C

Rx

H

H

H

进料
REC

待生催化剂 图例 Rx=反应器 H=加热炉 CFE=混合进料换热器 SEP=分离器 RC=再接触罐 DEB=脱丁烷塔 REC=回流罐 CON=对流段
D E B

塔顶液体产品

重整产物
CON H

图 4-6 两段逆流再接触 UOP CCR 铂重整工艺
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燃料瓦斯 PIAL

至烧咀的燃烧瓦斯

至长明灯的瓦斯 加热炉

至烧咀的燃料油

燃料油返回

至烧咀的雾化蒸汽

燃料油供应 PIAL 雾化蒸汽

低流量停工

加热炉进料

图 4-7 加热炉停车系统
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分程范围

分程范围

PRC

增压压缩机

PRC

H

低信号选择器 S

图例 S=分离器 H=加氢精制装置

图 4-8 压力控制 设计 1
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分程范围

燃料气

PRC

循环压缩机

增压压缩机 至加氢装置

从加氢装置 PRC 中来

LPS

HPS 循环气体 图例 LPS=低压分离器 HPS=高压分离器

低信号选择器

图 4-9 压力控制 设计 2
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至火炬 增压压缩机 分程范围 PRC 第2段 PRC 压力调节控制 第1段

分程范围

PRC

H

低信号选择器 分程范围 S 低信号选择器

图例 S=分离器 H=加氢精制装置

对三段或更多段按需要添加

图 4-10 压力控制 设计 3
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差压调节控制 温度调节 C

流量调节控制

RH

重沸炉泵

图例 C=塔 产品 RH=重沸炉 燃料

* 让液体流过

图 4-11 重沸炉燃烧控制
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100% 75% 汽化%
FR LC FRC

50% 重沸炉返回孔 板△P 25%

7 单元流量

至重沸炉的设计流量%

图 4-12 偏心孔板流量

PRC

TRC

FRC

稳定塔进料 重整产物 一旦 TRC 升高, FRC 就关闭, 那么 LC 增加, 导致 FRC CV 打开(回流增加) 塔顶产物

图 4-13 稳定塔控制
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第五章 工艺设备
第一节 重叠式反应器 重叠式反应器用于 UOP 连续催化重整装置。 一般, 重整反应器的作用是让进料在反应条件下与催化剂接触, 同时不让 催化剂离开时夹带产品。催化剂的密闭是设计的主要目的之一。另外,反应器 内件的制造质量应使催化剂流经反应器时不受损坏。 与催化剂接触的所有表面 应设计成非常光滑。 催化剂从 CCR 装置进入还原区顶部缓冲区(图 5-1) 。该区有一个核料位 仪,发信号给 2 号闭锁料斗运送催化剂。一只热电偶(TI-311)安装在缓冲区 的汽相空间。 如果热电偶读数偏高, 表明还原气体从反应器回流进入催化剂提 升管。 催化剂从缓冲区经还原区换热器管与进入 1 号反应器的新鲜进料经换热 加热。循环氢及(或)增压气体也向下流过还原区换热器管。高浓度氢气和高 温导致催化剂发生化学还原反应,这对于保证催化剂的正常活性是很重要的。 大部分氢气(~90%)经反应器侧部管线从还原区底部排出。氢气经空冷冷 却, 然后进入再接触段或重整装置加热炉。 小部分氢气向下流经催化剂管线到 还原区至 1 号反应器的正差压处。 开工时, 从反应器侧面排出的还原气体可通过一根返回反应器侧面然后向 下穿过盖板的管线返回 1 号反应器。一些装置没有排气系统,在此情况下,进 入还原区的所有气体向下流经催化剂输送管线。 催化剂进入 1 号反应器及扇形管和中心管之间的盖板以下的反应器, 然后 通过反应器下流, 经低压中间头从中心管附近流出, 经催化剂输送管到下一个 反应器(图 5-2) 。离开最后一个反应器的催化剂进入装配在重叠式反应器底 部的圆筒形催化剂收集器。 反应进料从扇形管内的汽相进入催化剂床层并水平流经催化剂床层到中 心管,然后经过中心管流出反应器。根据设计可向上或向下流经中心管(图 5-3) CCR 铂重整装置最初设计成下流式经过中心管, 。 但目前设计包括上流式。 由于是吸热反应,经过催化剂床层时,反应进料的温度迅速下降。因此,进入 2 号反应器前必须再加热以保证以后的反应。再加热后,反应进料进入 2 号反 应器,整个过程同前。 上流式中心管设计中(图 5-4) ,中心管栓接到内膨胀节上,膨胀节栓接 到内部弯头上, 内部弯头栓接到反应器内的出口管嘴上。 膨胀节有一个用来支 撑盖板的带环的遮盖物。 用膨胀节的原因是加热和冷却过程中, 不锈钢中心管 和 1-1/4Cr-1/2Mo 或 2-1/4Cr-1Mo 容器壁的膨胀、收缩率不同。 中心筛网由置于多孔卷板上的压制钢丝筛网制成。 筛网的作用是防止催化
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剂夹带产品从反应器流失。 卷板中的孔提供催化剂床层中保持良好的流量分布 所需的压降。 为使扇形管固定在其位,用弹性垫环。这些环是三或四节栓接在一起。每 只环由焊接到容器壁上的吊耳支撑。每台反应器从上到下有四到五个环。

第二节 加热炉 加热炉给混合进料提供足够的热量, 使进料在反应器中的铂重整催化剂作 用下可获得理想的反应。在所有反应中,热量被用尽,因此每台反应器的出口 温度通常低于入口温度。所以,每台反应器前使用中间加热炉。较小的温度变 化对反应程度就有明显的影响, 因此反应器入口温度保持在规定值内是很重要 的。 图 5-5 是典型 UOP 铂重整加热炉。 此加热炉包括三或四个独立的单元, 每 个单元在混合进料进入反应器前将其加热。 典型炼厂加热炉有一辐射段, 内部 的辐射炉管位于耐火墙对面,燃烧器位于炉管一侧(单向燃烧) 。典型铂重整 加热炉炉管两侧都有燃烧器(双向燃烧) 。用此方式,总炉管表面可更好地利 用;双向燃烧布置比单向燃烧布置每段长度的炉管可多回收 60%热量。 每一单元由几根接到入口和出口总管的炉管组成。每根炉管“U”型排列, 燃烧器位于“U”型中央及炉管垂直长度的两侧。中央燃烧器设计提供 50%的 总热负荷,而“U”型两侧的燃烧器各提供 25%的热负荷。 设计条件下, 铂重整加热炉在各自炉管材质允许的最高温度或附近温度下 运行。每个单元在入口处、中央和出口处分别为 25%、50%和 25%的燃烧率下, 金属温度应是允许的。 如果一个燃烧器停用或节流, 合理的热量分布将受到破 坏, 导致其余的燃烧器的燃烧比初始计划的要困难得多, 这也许会导致炉管温 度超过允许的最高温度,最终被氧化或缩短炉管寿命。上述情况在短期(燃烧 器调节或更换期)内不会产生问题,但长周期运行时不应发生这种情况。 由于重整加热炉设计在最高允许炉管壁温或附近温度下运行, 应当密切观 察加热炉的燃烧型式,必要时进行调节。在所有加热炉中,尤其在高温加热炉 中,应当避免火焰直扑炉管。火墙应为微负压以给燃烧器提供足够的通风。如 果燃烧器通风不足, 则通过燃烧器完成燃烧的空气量不足, 这会导致热效率低, 产生球形火焰或二次燃烧。 进入燃烧器的过量空气量降至低于允许水平时, 火 焰尺寸增大;未燃烧的烃经过长距离后与氧气接触并燃烧。 球形火焰会造成热量分布不均或火焰直扑炉管, 有效空气进一步减少会导 致燃烧不完全。 未燃烧的燃料浪费且降低了热效率。 未燃烧的燃料也能在空气 能进入的炉中的非燃烧器区域(即管板、检查门)燃烧,这就是二次燃烧,最 终会造成炉管损坏(如果炉管区发生燃烧) 、耐火材料损坏或结构破坏。 典型 CCR 重整装置有三(或四)只燃气加热炉:一只进料加热炉和两只中 间加热炉。 每台加热炉都是有 U 型工艺炉管的辐射—对流箱式加热炉。 这种设
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计使加热炉压降低, 且进料只经过辐射段。 对流段回收的余热一般用于产汽或 塔重沸。进料加热炉和中间加热炉共用一个对流段。 每只加热炉配有安装在方箱炉后壁上的燃燃料气燃烧器。 至燃烧器的燃料 气流量一般由控制加热炉出口/反应器入口温度的 TRC 调节。每只加热炉有消 防蒸汽接头, 开工期间点长明灯前、 停燃烧器后及紧急事故处理期间将可燃气 体从炉膛吹扫出去。第四节有再加热段的补充说明。 由于反应器中需要高温,辐射段的加热炉炉管通常由 9Cr-1Mo 材质制成。 在对流段, 一些热油管有翅片或钉头以便更好地传热。 因为大多数加热炉只烧 燃料气,所以不必为翅片和钉头定期除灰而装配永久性的除灰机。一般,只有 烧燃料油时才需要经常除灰。 加热炉的通风由位于对流段上方烟囱中的挡板控制。通风表(真空表)安 装在辐射段、 对流入口及挡板前后来监控加热炉的通风情况。 为加热炉能安全、 有效的运行,必须保持负压。

第三节 换热器 换热器加热和冷却重整装置中的许多物流。每套重整装置都有进料/出料 混合换热器。该换热器是管壳式或焊接板式,分别见图 5-6 和 5-7。进料/出 料混合换热器(CFE)使最后一个反应器的热出料加热重整进料后进入第一只 加热炉, 最后一台反应器的出料被进一步冷却, 使氢气能从重整油中分离出来。 最后一个反应器的出料由一台空冷及调温冷却器冷却。空冷(翅片—风扇)也 用于冷却 1 号反应器顶部还原区的还原气体(如适用) 。

第四节 循环压缩机 所有重整装置都有一台或多台循环压缩机。 循环压缩机通过重整反应器回 路循环富氢气体。没有氢气循环,大量的焦将在催化剂上形成,这样会阻止理 想的催化反应。 进料进入装置时保持循环气流很重要。 重整循环压缩机可以是 往复式或离心式的,而离心式最普遍(图 5-8) 。

第五节 泵 重整装置使用的泵有许多类型。一般,离心泵用于给反应器段提供进料。 比例泵用于化学物注射。 高扬程泵如多级泵用于将分离器液体送入压力比分离 器高得多的再接触段。

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第六节 产品分离器和再接触罐 有循环气的所有催化装置都有低压分离器(图 5-9) 。低压分离器主要设 计用来分离烃中的氢气。 分离器顶部有一个或两个管嘴, 一个管嘴将富氢循环 气体引向循环压缩机, 另一个管嘴将富氢净气引向净气压缩机的一级入口。 一 些装置设计用循环气体压缩机作为净气压缩机的第一级。 在此情况下, 所有气 体出口只有一个管嘴。 分离器的一个基本部件是用于破沫网垫的筛网绒板,它由蒙乃尔合金制 成。它封在分离器顶部的水平挡板中,聚结或帮助除去气体中携带的烃液滴。 一个入口分配器通常位于容器中间的某个部位, 有助于气体在整个容器内均匀 分布。 玻璃液位计显示烃液位。 液位控制器控制烃从分离器到分离器液体泵的 流量。保持分离器底部的液位很重要。 液体出口管线通常有一个防涡器。一旦液体压出,就不需要防涡器。由于 会有一些腐蚀性产品,因此容器由镇静碳钢制成。 再接触罐实质上与分离器的设计一样,只是通常尺寸更小。

第七节 二甲苯塔 芳烃混合物中,二甲苯塔用来从 C9 和 C10+中分离(C8+)出二甲苯。塔进料 来自重整产物分馏塔塔底。 塔一般有 100 多层塔盘。塔的产品是塔底油、塔顶油及 C9 侧线。

第八节 塔顶回流罐 所有分馏塔都有回流罐收集冷凝的塔顶蒸汽。塔顶回流罐直径与塔径相 同。一般,回流罐切线长度是直径的三倍。图 5-14 显示入口有一个分配器, 开的槽让混合相分布均匀。烃出口管线有一根立管。立管内有一小段液位,但 积水进入烃出口管线前, 塔顶回流罐中要积相对来说数量较多的水。 烃相有一 个玻璃液位计及一个液位控制限动管嘴。有一个气体出口管嘴让不凝气到塔 顶,如必要的话,提供一只阀让气体到火炬。如果系统全冷凝,则将塔压力控 制器在冷凝器前的塔顶蒸汽线上。 烃排出管线上有一只防涡器保护塔顶产品和回流泵。 此容器的结构材质与 稳定塔材质一样都是镇静碳钢。 塔顶回流罐设计温度比操作温度高很多。 如果塔顶冷凝器失效, 回流罐设 计能耐高温。

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第九节 燃料气罐 燃料气罐是一个压力容器, 设计用于除去可冷凝物质。 安装蒙乃尔合金筛 网绒板以除去夹带的液体。 挡板式气流分离器分离的液体可手动排放到污油总 管。图 5-15 为燃料气罐简图。

第十节 脱氯罐 为处理产氢和还原区废气中的 HCl,安装了脱氯罐。脱氯罐是含有一层活 性氧化铝或助氧化铝的碳钢容器。 氯化物被吸附在氧化铝上。 产氢从再接触罐 向下流过脱氯罐。脱氯罐出口应一星期采一次样来分析 HCl 含量。

脱丁烷塔/ 第十一节 脱丁烷塔/脱戊烷塔 重整装置在生产汽油方式下运行时, 此塔作为脱丁烷塔用。 脱丁烷塔通过 分馏除去预定量的塔顶 C4(丁烷)组分来控制汽油蒸汽压。汽油中残余的丁烷 量有助于确定汽油蒸汽压。 生产芳烃方式下, 此塔作为脱戊烷塔。 脱戊烷塔除去塔顶 C5 戊烷) ( 组分, 使塔底基本上包括所有的 C6 物质。图 5-10 是典型布置图。

第十二节 脱乙烷塔 脱乙烷塔用于脱除脱丁烷塔/脱戊烷塔塔顶液体产品 (LPG) 中轻的馏份 (乙 烷、 甲烷、 氢气) 依重整装置运行方式的不同, 产品包括 C3-C4 或 C3-C5LPG。 。 LPG 图 5-11 是典型脱乙烷塔的简图。

第十三节 重整产物分馏塔 重整产物分馏塔 (图 5-12) 用于除去脱丁烷塔/脱戊烷塔塔底产物中的 C7组份,使只有 C8+组分进入二甲苯塔。此类塔用于为生产芳烃混合物而设计的 装置中。

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TI-311 逻辑连接

催化剂进口 TI-312

还原区缓冲罐 蒸汽 核料位检测仪

换热器管 逻辑连接 FO 过滤器 一反进料

增压气

循环气

气体折流板 还原罐 还原区吹扫气出口

还原区吹扫气返回 检修人孔

催化剂传输管 一反出口

扇形筒膨胀环和支耳

图 5-1 CCR 铂重整反应器还原区

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图 5-2 CCR 重整反应器经反应器的催化剂流程
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(老的设计)
“下流式”
1#反应器

(新的设计)
“上流式”
1#反应器

2#反应器进口 人孔 1#反应器出口 人孔
2#反应器 中心管 催化剂 输送管

2#反应器进口 2#反应器出口

反应器壁
2#反应器

膨胀波纹管 扇形管

催化剂 外篮或扇形管

膨胀波纹管 3#反应器进口
中心管

2#反应器出口 环状催化剂卸料板
3#反应器

3#反应器进口
3#反应器

烃流 催化剂

3#反应器出口

图 5-3 连续重整重叠式径向反应器
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扇形支撑环及吊耳 中间头部基座环

催化剂卸料环

环状催化剂 卸料组件

法兰式出口弯头

经盖板通风开口的烃流 假半圆环扇形提升管 具有楔形销子的盖板段

盖板通风纵向压制钢丝筛网 膨胀节

图 5-4 CCR 重整反应器中间反应器锥形区

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1#中间加热炉

进原料加热炉

2#中间加热炉

3#中间加热炉

耐火砖

通风计

管定物 燃烧器 看火窗 炉膛蒸汽

人孔开口

图 5-5 重整装置加热炉辐射段
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管程出口

壳程入口

釜式法兰 壳 管

管板

管孔分配板 壳程出口 膨胀波纹管

必须在壳壁最低点排放 管程入口

图 5-6 立式混合进料换热器
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UOP 常规 换热器负荷 表面积 占地面积 管束高度 总重 安装费用 MMBTU/HR(GJ/HR) ft (m ) ft (m ) ft(m) 吨(公吨) 百万美元 (1988 年)
2 2 2 2

新 UOP PACKINOX 设计 145(153) (3700) 807(75) 32.8(10) 36(33) 1.7

145(153) 54896(5100) 1076(100) 65.5(20) 82(74) 2.5

图 5-7 PACKINOX 焊接板式混合进料换热器

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进口(吸入口) 参考气 吹扫气管线 膜片 密封油入口 润滑油密封 径向轴承轴颈型 叶轮

排出口(出口)

参照气 吹扫气管线

密封油入口 润滑油入口 止推轴承 转速计入口

迷宫式密封 平衡罐 驱动联轴器 膨胀节 含硫密封油 控制密封油 排水 低硫密封油返回 排水 控制密封油 含硫密封油 低硫密封油 润滑油出口

图 5-8 循环气体压缩机 5 级离心压缩机
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净气蒸气出口

至循环压缩机的蒸气出口

筛网绒板

入口

挡板 液面控制-液面计

分配器

液面控制-液面计

液体出口

图 5-9 分离器

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PIC 1 7 8 24 25 36 LIC 重沸炉 FT FIC FIC TIC 至第 1 段再接触冷却器 脱丁烷塔 塔顶冷凝器

塔顶回流罐

LIC

至脱乙烷塔

回流泵 从第 1 段再 接触罐泵来 重沸炉泵 开关 塔顶泵

FT

开工旁路 重整产物冷却器

重整产物至贮罐

开工旁路至 NHT 装置进料中间罐

至重整产物分馏塔

图 5-10 脱丁烷塔/脱戊烷塔 脱丁烷塔/
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PIC

1

塔顶冷凝器

10 11 20 LIC LI LIC 塔顶回流罐 至燃料气

回流泵 蒸汽

LPG 至炼厂 脱乙烷塔塔底冷却器 从脱丁烷塔/脱戊烷塔塔顶泵来

图 5-11 重整脱乙烷塔
100

1 11 12

塔顶冷凝器

排放至火炬挡板 式气液分离罐 二甲苯塔塔底 LIC FIC 二甲苯塔塔底产品至贮罐 重沸器 塔顶泵 从二甲苯塔塔顶泵来 至/来自二甲苯塔 22 23 45
塔顶回流罐

分馏塔塔顶至贮罐

FIC

从贮罐来的不合格二甲苯 分馏塔塔底产品至二甲苯塔 塔底器 从脱丁烷塔/脱戊烷塔塔底来 二甲苯产品至贮罐 塔顶产品冷却器

二甲苯产品至其它指定点

图 5-12 重整分馏塔
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至分馏塔重沸器 PDIC PIC

1 4 5 C9 芳烃冷却器 LIC 25 62 63 100 110 125 TDT TDIC 二甲苯塔塔顶 冷凝器
塔顶回流罐

LIC

重沸炉 塔底泵

FIC 从分馏塔 重沸器来

开关 TY

至其它地方的二甲苯产品

C9 芳烃至贮罐

FIC FIC 塔顶泵 二甲苯产品至贮罐 从分馏塔塔底泵来 二甲苯塔塔底冷却器 至分馏塔进料 至分馏塔塔顶产品冷却器(开工旁路) 二甲苯塔塔底物至贮罐 至分馏塔进料

图 5-13 重整二甲苯塔
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分配器

入口

放空

液面控制-液面计

气体出口

防涡器

人孔 鞍形支座 水出口

烃出口

图 5-14 脱丁烷塔塔顶回流罐(配备脱水包) 脱丁烷塔塔顶回流罐(配备脱水包)

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气体出口

气体进口

LT-LG 人孔

液体出口

图 5-15 燃料气罐

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第六章 试运行
第一节 反应器准备介绍 铂重整反应器的检查、 准备和装填是三项非常重要的工作, 之所以重要是 因为它们决定了开工后反应器和催化剂能否按预期计划进行。 为正确做好这些工作,炼厂人员必须: 1.仔细了解反应器设计图。 2.确保反应器中使用的所有材质都达到或超过设计规格。 3.预先仔细计划。 4.高效工作。 5.正确装填催化剂。 本节还有一些关于重整反应器的准备和检查工作的建议, 包括四项通用的 工艺检查: 1.关键尺寸 2.催化剂密闭性 3.表面光滑度 4.洁净度 这些方面对反应器和催化剂的性能都很重要, 但这并未包括反应器的所有 机械检查。这些检查有书面报告,并假设已进行了彻底的机械检查。 本节中,对重整反应器的检查、准备和装填的许多方面的细节都有涉及。 必须明白这只是通用步骤, 并非只严格适用于某一特定反应器。 准备这些步骤 的目的是有助于炼厂针对自己的具体装置制定更详细的步骤。 引用的尺寸和公差是典型值,不一定适用于所有反应器。UOP 项目规格中 所示内容比此处引用的数据更有权威。

第二节 检查及准备工作 一、反应段干燥前 1.拆下还原区(整个还原区)或反应器缓冲区(分离还原区)的人孔盖 板。检查完后复位: (1)料位仪表所在高度的反应器壁厚,测量之。 (2)对于整个还原区:所有换热器管清扫干净,管端无毛刺及焊渣。 (3)对于反应器缓冲区:气体管道清扫干净,气体管道通过其吊架时无
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束缚。垫片良好,螺栓拧紧。 (4)反应器吹扫入口管嘴下方的折流板位置及方向。 2.将热电偶安装在反应器顶部管嘴中。 3.拆除每台反应器中的一段盖板及输送管,以便能进入催化剂床层。拆 卸前所有零件都要做配对标记。 (备注:小的反应器有一片盖板,在这些反应 器中,要将中心管拆除后再进行检查。 ) 4.检查是否所有装运支架已拆除,包括: (1)膨胀弯头处的拉紧螺栓。 (2)扇形管周围的支撑环。 (3)中心管的定心支撑。 (4)壳体的加强梁。 5.仅对上流式反应器,检查中心管支撑: (1)催化剂挡板及管嘴无毛刺和焊渣。 (2)支撑与底封头间的垫片良好。 (3)支撑环螺栓的紧度合适。螺栓下端使用双螺母。 (4)上螺母下的垫圈良好并盖住螺栓孔。 (5)中心管固定螺栓的紧度。螺母及止动杆上端用点焊,螺栓下端用双 螺母。 6.仅对下流式反应器,检查所有催化剂下流口: (1)间隔相等。 (2)水平度、高度和与中心管的距离合适。 (3)焊接良好且光滑,无毛刺。 7.仅对下流式反应器,检查中心管半环组件: (1)2 号半环与底封头之间的垫片良好。 (2)2 号半环的两半环之间的垫片良好。 (3)2 号半环与膨胀节法兰之间的垫片良好。 (4)半环的所有螺栓紧度合适。 (5)中心管基础内的 1 号与 3 号半环组装良好。 8.检查中心管: (1)钢丝无变形。 (2)中心管筛网间无裂焊,无锐边或毛刺。 (3)槽口应为 0.61mm+/-0.05mm(0.024+/-0.002 英寸) 。最大为 1.0mm (0.040 英寸) 。最小为 0.46mm(0.018 英寸) 。 (4)垂直度。 (5)仅对上流式反应器:中心管基础和支撑间的间隙。最小间隙应小于 1.0mm(0.039 英寸) ,不能有金属—金属接触。最大间隙为 4.0mm(0.157 英 寸) 。垫片良好。 (6) 仅对下流式反应器: 中心管基础和 2 号半环之间的间隙应小于 1.0mm (0.039 英寸) 。
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(7)仅对下流式反应器:中心管人孔垫片正确安装。 (8)仅对下流式反应器:中心管导环或管道不弯曲。 (9)中心管孔的数量、布置及尺寸合适。筛网支杆不得堵住中心管孔。 (10)中心管槽口顶部应与扇形管槽顶在同一高度。 (11)清洁度。槽和孔不堵塞。 9.检查扇形管: (如适用) (1)垂直度。扇形管到反应器壁的安装距离应小于 12.7mm(0.5 英寸) 。 (2)扇形管各段之间无裂焊,无锐边或毛刺。焊接良好且光滑,偏移最 小。 (3)扇形管间距相等。扇形管支撑环上(只有一侧)的点焊(每根扇形 管一处) 。支撑环的水平度。 (4) 槽口应为 1.0mm*12.7mm (0.040 英寸*0.500 英寸) 底心间距 15.9mm , (0.625 英寸) ,侧心间距 3.2mm(0.125 英寸) 。 (5)清洁度。检查和准备工作期间盖住上升管。 10.检查膨胀环: (如适用) (1)环各段无翘曲,无裂焊。 (2)将膨胀环各段接点放在扇形管之间。 (3)不要过度紧固膨胀环。一旦扇形管在反应器壁上固定后,推荐的环 拉力为要使环与所有扇形管之间的间隙为 6-10mm(0.25-0.40 英寸) 。 11.检查外筛篮: (如适用) (1)无变形。 (2)槽口为 0.64mm+/-0.13mm(0.025 英寸+/-0.005 英寸) 。 (3)筛网各部分之间无裂焊,无锐边或毛刺。焊接良好、光滑,偏移最 小。 (4)垂直度。 (5)拆除底部法兰的装运螺栓。用有肩螺栓、垫圈及螺母更换。螺母应 只用手紧。 (6)测量外篮底部法兰与基础环之间的间隙(用于记录) 。 (7)清洁度。槽不堵住。 12.检查出口管线: (1)膨胀节和罩应为规定长度。 (2)膨胀节横向偏移应最小。 (3)斜弯头要正确安装。 (4)装好膨胀节内套筒。 (5)螺栓紧度和垫片位置合适。 13.检查通风筛: (1)槽口为 0.89mm+/-0.13mm(0.035 英寸+/-0.005 英寸) 。 (2)清洁度。通风筛后无碎屑或无筛槽堵塞。 14.检查盖板的下列项目:
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(1)盖板安装良好:楔形销或螺栓紧固。各段间的间隙应小于 1.0mm (0.040 英寸) 。确保催化剂床层盖板无“视线”可见开口。 (2)密封板平整:密封板和盖板之间的间隙应小于 1.0mm(0.040 英寸) 。 这也适用于扇形上升管和输送管的密封板。点焊不开裂。 (3)密封板和上升管之间的间距应为 0.61mm+/-0.10mm(0.024 英寸 +/-0.004 英寸)(每根上升管和其密封板经机械加工配对。 。 ) (4) 密封板和输送管之间的间距应为 0.25mm+0.13/-0.00mm (0.010 英寸 +0.005/-0.000 英寸)(每根输送管和其密封板经机械加工配对。 。 ) (5)仅对于 1 号反应器: (如适用) 密 封 板 和 输 送 管 间 的 间 距 应 为 0.25mm+0.13/-0.00mm ( 0.010 英 寸 +0.005/-0.000 英寸)(输送管和其密封板经机械加工配对。 。 ) 15.检查输送管: (1)管线穿过密封板时无束缚,穿过斜弯头时无束缚。 (2)螺栓拧紧,垫片装好。用 0.13mm(0.005 英寸)的量规检查垫片座。 柱螺栓上部焊到螺母上,下部用双螺母。 (3)管嘴内及表面无焊渣、毛刺等。配对法兰颈应对准。螺纹法兰应点 焊。 (4)清洁度。所有输送管清扫干净。 16.检查整个还原区: (如适用) (1)换热管周围折流板位置和方向。 (2)清洁度。底部无碎屑。 (3)还原区在 0.7kg/cm2g(10psig)的压力下进行空气试验。按需要在 催化剂出口处安装盲法兰。 17.仅对上流式反应器:拆除整体催化剂收集器的下封头。检查后复位: (1)分布器的位置与定中心。 (2)无毛刺和焊渣。 (3)清洁度。 18.测量反应器的关键尺寸,包括但不限于: (1)反应器内径及切线长度。 (2)中心管筛网及孔的长度。 (3)扇形管或外筛篮(哪个适用就用哪个)的槽口总长。 (4)盖板底部到下列部位的距离: A.扇形管肩部 B.输送管底部 C.中心管开口顶部 D.扇形管槽顶部一排 (5)上升管高度。 (6)中心管外径。 (7)从中心管外径到扇形管表面或外筛篮(哪个适用就用哪个)的催化
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剂床层宽度。 (8)有催化剂床层情况下的中心管中心。 (9)无催化剂床层的情况下外筛篮中心(如适用) 。 (10)通风筛槽口的总尺寸。 (11)催化剂收集器内径及切线长度(如适用) 。 19.检查材质是否正确: (1)工艺弯头、中心管、膨胀环、输送管等处的内部法兰的螺栓和螺母。 (2)盖板、楔子、密封板、膨胀环等。 20.检查所有法兰垫片材质是否正确。 21.用正确的垫片、螺母及螺栓重新安装各段盖板和输送管。 22.清除盖板、反应器封头、入口管嘴及扇形管内的所有碎屑。 23.盖好所有反应器人孔,准备反应段干燥。 24.基于反应器的实际测量值,计算下列项目: (1)反应器催化剂体积。 (2)可供催化剂密封高度。与设计值不符时立即通知 UOP。 (3)反应器催化剂总体积。 (4)预计开工时的机械热膨胀。 二、反应段干燥后 1.拆下催化剂收集器下方的手动球阀。 2.在每台反应器中完成下列工作。拆卸前所有零件做好配对标记。 (1)检查上升管、输送管及蒸汽管周围的所有密封板有无束缚迹象。 (2)在每台反应器中拆除一段盖板和输送管以便进入催化剂床层区域。 (3)清洁扇形管或外筛篮(无论哪个适用) 。清洁中心管筛网和通风筛。 按需要用钢丝刷和真空吸尘器。 (4)检查所有扇形管和膨胀环或外筛网(无论哪个适用) 。检查中心管。 重新检查垂直度。 (5)检查有无裂焊开裂及点焊脱落。按需修理。 (6)对于上流式反应器: A.重新检查中心管支撑和底封头之间的垫片情况。 B.重新检查中心管和支撑之间的间隙、垫片情况及中心管固定螺栓的紧 度。 (7)对于下流式反应器 : A.重新检查半环周围的所有垫片情况及所有半环螺栓的紧度(如适用) 。 B.重新检查中心管基础和 2 号半环之间的间隙(如适用) 。 C. 重新用手拧紧外筛篮的所有有肩螺栓、 螺母。 将螺母点焊到螺栓上 (如 适用) 。 D.在外筛篮基础环上安装密封条。最大间隙为 0.76mm(0.030 英寸) 。目 标值为 0.00mm(0.000 英寸) (如适用) 。
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E.在中心管座和环之间的裂隙中安装陶瓷纤维绳(如适用) 。 (8)重新检查所有输送管的密封性。 (9)只在最后一个反应器底部催化剂卸料口中安装瓷球。 (10)用真空吸尘器彻底清洁催化剂床层的底部。 (11)用铅锤检查所有输送管有无堵塞。 3.进行催化剂装填。

第三节 试运行 施工的最后阶段及之后, 操作工必须与在工作现场的其他人员合作进行重 整装置开工前的大量准备工作。 不可轻视这些工作。 仔细而彻底的准备工作是 装置性能令人满意、开工无故障、按进度进行的先决条件。另外,这些操作能 使操作工熟悉装置的具体设备。 准备工作的主要目标是确保装置施工确切按管道及仪表图、 详图、 标准规 格及项目规格的规定进行。应仔细检查容器、容器管道、内件及衬里的安装、 定向及清洁度。尤其要注意换热器支撑、管道、反应器输送管、梯子及服务管 线,确保一旦装置加热,有足够的膨胀空间。所有动设备即压缩机、风扇、泵 等要检查管道、测速仪表、转动方向、马力要求及结构材料是否正确。要时刻 牢记装置安全和操作性。 通常一名 UOP 代表在现场观察、 建议及帮助操作工进 行准备工作,尤其在检查阶段。 本节包括装置准备操作中需要的工作即首次开工前进料的准备工作。 大多 数项目可作为施工细节, 通常只进行一次。 以后装置开工不需要这些检查工作。 但大修后可能需要重复一些步骤。执行的工作可概述如下: 一、容器的最终检查 二、公用工程系统的清洁和投用 三、管线和设备的水压试验和冲洗 四、泵和风机的检查及试运行 五、管线和设备的试漏 六、循环气和净气压缩机的试运行 七、仪表的保养及校验 八、加热炉烘炉 九、反应器段干燥 上述内容分述如下: 一、容器的最终检查 按照装置项目规格规定的设计细节,最后封闭前所有容器都应进行检查。 此机械检查及所有必要的修理完成后, 即所有内件尺寸、 管嘴及分布器方 向、塔盘规格、降液管方向、堰高、反应器内件、防涡器、涡流上升管、热电
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偶套管位置、 看窗挡板等都符合规格后, 容器最后封闭前要进行最终的完整性 和清洁度检查。极其小心确保无异物即工具、擦布、垃圾、脚手架等留在容器 内。 二、公用工程系统的清洁和投用 施工结束后,各种公用工程如蒸汽、冷却水、风等必须投用。开工前,各 种管线必须试漏并清除碎屑及施工垃圾。 依照具体公用工程介质不同, 用水循 环和蒸汽或风吹法进行清除工作。下述每种公用工程系统的清除方法。 1.蒸汽管线 炼厂开始供汽后, 可对蒸汽系统进行暖管并吹掉所有碎屑。 蒸汽引入系统 前所有蒸汽排凝、控制阀、汽轮机、加热炉、仪表、真空抽空器及过滤器都要 从系统中拆除或加盲板。逐个对蒸汽总管慢慢暖管,同时观察管线膨胀,尤其 要注意管线支撑座。手动排凝,防止蒸汽锤击。 总管暖管时, 应打开排水阀和放空阀, 再次关闭阀门前应使劲吹扫管线一 段时间。此步骤重复 5-10 次,使杂质沿总管排放出去。特别注意通向汽轮机 的管线很重要。 必须从管线中除去包括锈皮在内的所有碎屑, 否则会损坏汽轮 机叶片。用高速蒸汽吹净这些管线并改变管线温度,使管壁上的锈皮脱落。通 常在蒸汽放空口安装一块铅或铝制的防冲板,板上无压痕则表明管线洁净。 小心勿让碎屑或锈皮吹入已清扫过的管线。 冷凝液管线用与蒸汽管线同样 的方法清扫, 但要密切观察冷凝液管线压力, 因为冷凝液管线工作压力和温度 通常低于蒸汽总管。 蒸汽系统吹扫完成后, 先前拆除的排凝及其它设备可以重新接好。 重新检 查汽轮机的对准。然后系统可再加热并投用。 2.冷却水管线 冷却水管线应用补充水冲洗。在装满洁净水前,如必要,用软管或手彻底 清洗冷却水罐或槽。泵入口安装 20 目的过滤器。此过滤器通常装约 5 目的永 久性泵入口筛网。所有冷却器、冷凝器、样品冷却器、泵的润滑油冷却器及至 动设备壳体夹套的冷却水都应与系统断开。 用冷却水泵送来的冷却水冲洗入口 管线,一次一根。所有入口管线冲洗完毕,重新接上管线。冷却水出口管线与 用户线断开。冲洗用户线,然后重新接好出口管线。所有出口管线接好后,冲 洗返回线。 3.装置风系统 清扫装置风至鼓风机入口管线。鼓风机出口管线与所有下游设备即干燥 器、油分离器、换热器断开。起动鼓风机并确认其运行正常。同时吹净出口管 线。停鼓风机,重新接好管线。再次起动鼓风机,给装置风总管加压,从总管
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开始,逐个吹扫每根风管,然后吹扫每根支管。吹扫时不要经过仪表或设备。 继续下一个吹扫前,确保到仪表或设备的管线一直要断开,且吹净管线。 4.仪表风管线 断开仪表风调节器的风管。 拆除管线上的任何其它调节器。 吹扫各个风管, 然后再接好管线。 5.原水 应冲洗安全孔眼冲洗器、淋浴、喷嘴式饮水龙头的原水管线,然后放水以 去除及稀释任何有害物质。 在人们饮用水处采水样分析以确定是否适于人们饮 用。 6.消防水及喷洒设备系统 拆除所有喷嘴后, 应冲洗每个消防栓及消防用水龙。 由于这可能是消防水 泵第一次运行, 所以要仔细观察泵的运行。 冲洗完后装好所有消防用水龙喷嘴。 冲洗喷洒设备系统前要拆除所有喷头;然后冲洗整个系统。干净后装上喷头。 安装前检查每个喷头确保其洁净。装好喷头后试用每个设备。 7.燃料气管线 燃料气管线可用蒸汽吹净。 吹扫前拆除所有调节器和控制阀。 所有气体燃 烧器管线打开。一旦蒸汽吹扫完主燃料气系统(从气液分离罐开始) ,然后蒸 汽继续引入燃烧器以检查其方向并确定所有喷嘴不堵且洁净。 装上调节器和控 制阀前, 整个系统用空气吹干。 蒸汽吹扫和空气吹干过程中注意压力勿超过安 全阀设定值。 8.燃料油系统 燃料油系统可用蒸汽吹净,但在投用前要排尽所有冷凝液。所有调节器、 控制阀和雾化蒸汽测压口要先拆掉或隔离。 油枪也要拆下。 系统通蒸汽直到干 净并发热。然后重新接好燃料油枪并通蒸汽。蒸汽吹扫后,整个系统用空气吹 干。雾化蒸汽系统也采用类似步骤。 三、管线和设备的水压试验和冲洗 1.水压试验 施工完成后通常由承包商负责对装置进行水压试验测试材料强度和焊接 质量。 水压试验是在测试设备中注满水, 然后加压到测试回路中额定压力最低 的设备的设计压力的 1.5 倍进行。系统压力损失每小时不超过试验压力的 2%, 则测试合格。如果测试不合格即每小时压力损失大于 2%,则测试失败。法兰、
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焊口及管道等处有水表明有泄漏,要进行修理。 备注:水压试验不要与要求较低的“气密试验”相混淆,后者通常由操作 备注 工在泄漏检查期间进行。 对整个装置及其所有设备同时进行水压试验通常是不太现实的。 因此一般 装置按设备位置和试验压力分成几段。 按照需要在管嘴上和法兰间加适用的盲 板隔离各段设备。通常各个塔的换热器、回流罐等与主要容器一起进行试验。 压力试验期间, 必须给所有安全阀加盲板, 因为试验压力会超过正常泄放压力。 一般, 采用重叠式反应器的重整反应器段, 由于结构支撑的考虑和内部反 应器系统损坏的可能性, 不进行现场水压试验。 反应器应已由制造商在工厂进 行过水压试验。 由于重整反应器都装在同一容器壳体中, 如果需要进行水压试 验, 必须采取预防措施防止级间封头及膨胀节的过应力或断裂, 因为设计的最 2 大差压只有 1.1kg/cm (16psig) 。 如果重整反应器要进行水压试验, 可能最便利的方法就是将反应器与加热 炉作为一组进行试验。 由于通常加热炉试验压力 (标准水压试验) 高于反应器, 最简单的办法是给加热炉加盲板, 先测试加热炉, 然后再在反应器试验压力下 测试整个系统。盲板有引水口及放气口,因为系统中充满了水。反应器系统可 能需要热电偶接头及测压口作为另外的排放口。 水压试验的一般准则是: (1)水压试验前对装置各段进行气压试验,以便在水压试验前发现任何 开口管线或法兰并进行弥补。 (2)被测试的装置各段的所有设备应适于试验压力。 (3)试验压力表装在容器底部以计入液压头的影响。 (4)必须考虑到所有换热器、冷却器、冷凝器及混合进料换热器的管程 和壳程之间的试验差压,使用正确的试验步骤。一般,管程和壳程同时升压到 最低试验压力, 然后一侧保持最低试验压力的同时, 另一侧升高试验压力并保 持。两侧压力差减小则表明有泄漏。 (5)安全阀、泄压阀及爆破膜片必须隔离或从试验系统拆除,因为试验 压力会超过它们正常的泄放压力。 如果拆除了安全阀及泄压阀, 可以利用水压试验的时间进行台架试验并设 定阀。 (6)法兰间插入盲板将装置受测试段与其余部分隔离。盲板要适于试验 压力。 (7)所有弹簧吊架要在被销住位置。检查管道确定支架是否足够承受水 重。 (8)检查所有容器底座确保容器装满水时仍能支撑住容器。 (9)容器壁温度低于 15℃(60℉)时不要进行水压试验,以防金属脆变。 如有必要,应将试验介质升温到此温度。 备注: 用石脑油代替水进行试验更 备注 有时由于考虑到环境温度或装置干燥, 好, 则必然要按照装置首次开工时的安全步骤和预计是否对开工有好处来审查
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水压试验步骤。 (10)使用的水要洁净,含氯化物量小于 50wt-ppm。 (11)水压试验中不包括压缩机或泵。 2.管线和设备的冲洗 最终的机械检查(看是否偏离设计规格)完成后,装置就交给了操作方。 操作方要做的首要一项工作除熟悉装置外就是冲洗。 一般用洁净水冲洗以前未 清洗过的所有管道与设备, 所有反应器、 容器及加热炉已作为最终机械检查部 分清洗过了。 冲洗这些设备时, 要特别小心以防垃圾进入, 要从容器向外冲洗。 如需要,在管道清除大部分垃圾后,将可进水的泵进行试冲洗。 正如水压试验期间一样,使用的水必须洁净,氯化物含量低于 50wt-ppm。 备注:压缩机不能用水冲洗。管线开始冲洗前压缩机入口和出口加盲板。 备注 冲洗操作一般遵守下列准则: (1)冲洗操作期间使用所有可能的管线以方便整个系统的清洁。 (2)首先冲洗消防水系统,再用它供应装置其余部分的冲洗用水。 (3)与泵壳体断开,冲洗泵出入口管线。 (4)液体流过泵之前,在泵入口管线中装过滤网。如果不装过滤网,则 锈皮、焊缝金属或焊渣、石头等可能会冻结或损坏离心泵叶轮。过滤网还可捕 获易于去除之处的污垢。 过滤网应装在入口阀和泵之间的法兰中, 以便不用对 任何容器进行降压便可拆除过滤网。经过过滤网的流体最好向下或水平流动。 采取预防措施将过滤网置于这样一个地方: 当经过泵的流量中止时, 污垢颗粒 不会落入管线中的不可及之处。 如果这种情况发生了, 就不可能通过拆除过滤 网除去污垢。 (5)只要可能,冲洗应从容器冲入管线,而不是从管线冲入容器。所有 冲入的容器在冲洗完后要打开并用手工清洁。 (6)从最高处冲到最低处。 (7)容器和系统必须在装满水或放水时放空,尤其是对不适于真空或高 压的塔。 (8)未用容器放水或泵循环线冲洗的任何管线都要单独冲洗。 (9)冲洗时,要用最大流量和流速以确保清洗彻底。调节源头处的冲洗 介质流量。 (10)冲洗期间控制阀和热电偶必须从管线系统拆除以免受损。 (11)冲洗完后才安装孔板。 (12)冲洗时仪表即压力表、变送器、差流计变送器、水份及其它在线分 析仪等必须与系统隔离。 (13)冲洗所有放水口和放空口以检查有无堵塞。 (14)可能的话,冲洗开口管线。不要限制流量。 (15)可能的话按照下列顺序冲洗管线:首先是总管;其次是每根侧管; 最后是每根支线。
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(16)冲洗设备前先通过旁路冲洗到开口管线。 (17)冲洗管线时不要冲入换热器,应错开入口法兰,盖上换热器管嘴, 冲净管线。如果需要冲过换热器,当冲洗完后,打开换热器并清洁。 (18)继续冲洗每根管线或每台设备,直到出水洁净为止。 (19) 用装置管线流程图作为清洗检验记录以确保所有管线都被冲洗, 包 括罐进出管线。 这有助于确保已洁净管线不会被以后冲洗脏管线时冲入脏水而 污染。 (20) 避免从大管线冲入小管线。 冲洗完后让水留在装置中便于泵试运 (如 果冲洗期间泵未试运) 。如泵已完成试运或冲洗完后不试泵,立即从装置中排 放所有的水。 必要时, 拆开低点法兰便于按需排放和空气吹扫掉尽可能多的水。 方便的话, 此步骤结束时或泵及风扇试运后在管线中安装所有孔板。 泄漏检查 前孔板必须全部安装好。 四、泵和风扇的检查和试运 装置开工前,所有泵和空冷/冷凝器风扇必须彻底检查并正确试运以确保 装置无故障运行。如果方便的话,这可与冲洗同时进行。 1.泵的检查 用类似于下列准则的方法检查并试运所有离心泵。 (1)检查所有必要的水管是否已接到填料函、轴承套、轴承台和急冷压 盖上。确保安装好所有必要的润滑油管线,且未误接到水系统。 (2)如果不是自排泵,检查结构,给泵放空以灌泵。务必使特殊连接如 放气口、排凝正确安装。 (3)检查泵入口管线中的过滤器。校泵前装好过滤器。开工期间每台泵 入口管线中有一个 3 目或 5 目的过滤器。用水冲洗时为避免泵损坏,临时装 20 目的或泵制造商规定的过滤网。冲洗完后拆除此滤网。所有滤网应作标记 并保留与盲板清单类似的一份清单,防止用错滤网及打乱装置操作。 备注:新装置首次运行时,有时在所有有备用泵处保留细目滤网。 备注 (4)检查泵运行所需的电力或蒸汽是否正常。检查压力表及所有专用仪 表是否处于工作状态。 (5)润滑油润滑轴承之前,检查轴承室,轴承室中应无防锈润滑剂或装 运润滑脂。运行泵之前,用水冲洗机械密封。 (6)用类型及粘度正确的润滑油和等级正确的润滑脂润滑设备是极其重 要的。有关内容参见制造商说明及炼厂润滑方案。 (7)确保电机按泵壳上的箭头指示的方向驱动泵。用手盘泵,确保起动 泵之前无障碍。 (8)管线和容器用水冲洗后,以水为介质试泵。试泵前,联上泵并校验, 然后检查冷却水的供水,对需要外部冷却的泵开始供冷却水。 备注:多级离心泵不能用水试运以防设备被损坏。 备注
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2.泵的试运 (1)打开泵入口阀,关闭出口阀(高流量、高压头泵出口阀开条缝) 。 (2) 冲洗泵, 经过泵体排放口并放空以除去任何颗粒并确保泵充满液体。 (3)在轴不转动的情况下,对汽轮机驱动的泵进行暖机。开大排气阀, 让少量蒸汽漏入汽轮机机壳以暖机。起动前,首先要确保蒸汽线中无冷凝水, 再从汽轮机机壳排凝。 (4)起动泵。如果是电机驱动,将泵加速到转速;如果是汽轮机驱动, 泵必须尽快提速。立即检查出口压力表,如无压力显示,停泵并查找原因。如 果出口压力正常,慢慢打开出口阀,达到理想流速。出口截止阀关闭时不要运 行泵,除非时间很短。注意任何异常振动或操作状况。 备注: 对 备注 设计用于输送轻烃的电机驱动的泵用水循环时会导致电机过载。 于这类设备, 必须对出口节流来限制流量以降低泵流量。 用电流表测定所需节 流量。 (5)检查泵的轴承和驱动器有无发热的迹象。再检查所有油位。检查填 料函有无发热迹象。按需松开或拧紧填料函压盖。开始时,最好允许填料函中 有大量的泄漏以允许填料磨合。泵壳发热可能是内部摩擦引起的。 (6)泵运行约一小时,然后停泵作必要的调节并检查零件的密封。由于 不可能在操作温度下运行泵, 故必须在正常操作期间通过切换至备用泵作最后 的校验检查。 (7)起动泵运行至少四小时。停泵,拆下过滤器。清洗过滤器并复位。 (8)用正式填料更换临时填料(如使用) 。 3.空冷/冷凝器风扇检查 空冷/ 投用空冷/冷凝器风扇前,完成下列工作: (1)检查风扇电机是否正常转动及接地。 (2)按照制造商规格设定风扇叶片倾角。一旦风扇投用,如果电机电流 强度太高或太低,可能需要重新调整叶片倾角。 (3)设定振动停机开关,以保证允许的安全振动水平。 (4)如果风扇是皮带传动,调节传动螺栓,使皮带紧度合适并检查皮带 状况。 (5)确认风扇安全护罩已装好。 一旦完成上述工作, 应准备试运风扇。 风扇运行时注意任何异常振动或噪 音。每台风扇至少运行四小时以确保试运效果良好。 所有管线和设备已冲洗过且所有泵和风扇已试运之后, 水应全部从装置排 出,所有管线用空气吹干净。如果无排放口,有低点的管线在低点破开放水。 如果容器在蒸汽干燥或投用前要长期存放,则应引入惰性气体如氮气到容器 中,像排水一样,防止内件因空气中的氧气作用而生锈。 五、试漏
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一般用空气或氮气试漏。 通常是在装置各部分而不是整个装置同时进行试 漏。泄漏检查时,有关人员要统一组织并记录泄漏点是很重要的。最简便的方 法是对所有泄漏点作标记并记录,维修队紧跟在泄漏检查员之后。 1.准备及进行泄漏检查时,要记住下列准则: (1)手中有大量肥皂、注射瓶及彩色标签带。还要两个五加仑容量的桶。 (2)将装置分段。这样当发现泄漏但由于带压不能处理时,只需将发现 泄漏的装置段降压即可。其它地方的泄漏检查仍可继续进行。 (3)统一组织 统一组织。从某一段的一头开始,检查所有法兰、阀门、配件、仪 统一组织 表等,直到另一头。 (4) 在每处泄漏点作上标记, 并在清单上记录泄漏位置以便维修和交班。 维修人员应尽可能与泄漏检查组一起工作。 (5)单独检查泵和压缩机。因为它们的填料泄漏会干扰装置其余部分的 压力表检查。 (6)试漏时用大量肥皂水。 (7)最好在开工前不久进行泄漏检查。这样可避免其它维修引发新的泄 漏。 2.下列是泄漏检查时使用的一般步骤: (1)将装置测试段与其余部分隔离,不要再加盲板,用截止阀就足够了。 2 。检查有否大 (2)用氮气或空气慢慢将该段加压到 1.8kg/cm (25psig) 的泄漏或阀未关闭的情况。走遍整个区段。 (3)在此保持 1 小时,同时监控小量程压力表。如果泄漏率稍小于 1psig/h,可忽略,继续。如果泄漏率大于 1psig/h,检查截止阀及隔离盲板。 重新开始泄漏检查。 (4)如果小于 1psig/h,慢慢加压测试段到 100psig 或设计压力值。 (5)用相应量程的压力表监控压力损失。 (6)有计划地开始,用大量的肥皂水对装置进行泄漏检查。 (7)处理完所有泄漏点之后,压力表显示一小时压力损失保持在试验压 力 2%内,则试验结束。 (8)如上所述,压缩机和泵的泄漏检查单独进行。一般,新往复式压缩 机上能发现许多小的泄漏点。 (9)通过低点阀迅速降压,以便最大限度地除去装置中的水份。 备注:进行认真的紧密度检查非常重要,否则正常运行期间,泄漏到装置 备注 外的氢气会形成几乎看不见的燃烧。同时,在指定压力下,氢气泄漏比空气或 氮气泄漏大。 由于氢气是重整装置的重要产品, 所以氢气的任何泄漏都会造成 经济效益的损失。 六、循环压缩机和增压压缩机的试运 运行循环气体压缩机以维持重整反应器所需的循环氢流量。 运行增压气体
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压缩机 (如果安装的话) 给重整催化剂再生段及其它氢气用户如石脑油加氢精 制等及净气再接触段提供补充氢。 因为任何时候维持这些气体流量都是非常重 要的, 因此所有炼厂操作工都必须熟悉这些压缩机的开车及操作。 要按照制造 商的说明启动及操作压缩机。 备注: 压缩机中充满氢 备注 无论何时压缩机要在有氢气或烃的装置中投用时, 气前必须先排除空气。 空气重新引入有氢气或烃的压缩机前, 必须先将压缩机 隔离、降压,再用氮气吹扫。 这些压缩机可由电动机、蒸汽轮机、燃气轮机或燃气发动机驱动。用蒸汽 轮机时, 排出的蒸汽可送到低压蒸汽系统或全部在表面冷凝器中冷凝。 汽轮机 排汽到表面冷凝器时, 排汽系统在蒸汽快速冷凝形成的真空下运行, 因此提高 了压缩机的效率。 惰性气体通过蒸汽喷射器排到大气中。 冷凝的蒸汽 (冷凝液) 在表面冷凝器的液位控制下,被泵送到炼厂低压冷凝液系统。 1.离心式压缩机的检查 装置初次开工前, 有必要检查循环和净气压缩机的运行。 根据不同的结构, 检查可与和重整反应器段的干燥同时进行。 任何情况下, 压缩机的初步运行要 按制造商推荐的方法进行。 一般,在压缩机初次运行前,制造商代表会预先检查压缩机、驱动器、润 滑油系统及密封油(只对离心式压缩机而言)系统。他检查的一些项目包括: (1)检查压缩机-驱动器冷、热的校正。 (2)检查基础灌浆和设备支撑是否正确。 (3)去除轴承和密封中的防锈油。 (4)检查所有密封和轴承间隙。 (5)检查出口和入口管线的防震支撑是否正确。 (6)按需酸处理并冲洗润滑油、密封油及液压油系统。 (7)调节离心式压缩机密封油系统,以便进行包括报警仪表在内的平稳 操作。 (8)在酸性油排凝及集油器扫线中安装孔板。 (9)主、辅润滑油泵和密封油泵试运。 (10)建立润滑油和密封油系统的正常油位。 一旦预检查完成, 压缩机就可准备运行了。 由于这些压缩机是重要而贵重 的工艺设备,其正确操作不用过分强调。应咨询制造商的建议,对在此述及的 任何项目进行更深入彻底的讨论。 2.离心式压缩机的启动 通常, 循环气压缩机是蒸汽轮机或电动机驱动、 通过齿轮箱控制速度的单 级或多级离心式压缩机。 偶而还有一台离心式增压机或净气压缩机, 一般要很 多级,而往复式压缩机更经济。 装置中安装的离心式压缩机的启动、 运行及停机在随机的制造商操作说明
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书中有详细的说明。首次运行压缩机前操作工要认真学习。一般,这些说明包 括下列几条: (1)压缩机启动 备注: 首次运行期间最好在其入口设一粗的过滤网, 备注 由于压缩机高速运转, 以防运转期间施工留下的杂物进入压缩机。 离心式压缩机的通用启动步骤如下: (2)用手轻轻转动,检查压缩机的旋转部件是否能自由转动。如果转子 有摩擦,应立即停止转动,确认摩擦所在位置并处理。 (3)连接(包括一个过滤器和冷却器)并启动密封油和润滑油循环系统, 确认压缩机和驱动器的轴承润滑良好。 制造商说明书中有润滑油压力和密封油 差压及其它必要的设定值的正确值。 一般, 每个轴承的润滑油最小入口压力约 为 0.7kg/cm(10psig) 。密封油压力开始是低的,且在压缩机在带负荷状态下 运行前不升到正常操作压力。一般,密封油压力稍大于入口压力,两者的差值 约为 0.35kg/cm(5psig) 。 备注:无论何时,只要压缩机壳体受压,甚至压缩机在空转时密封油系统 备注 也要运行。这是必要的,可防止压缩机壳体向密封油罐泄压,并使轴承中无硫 化氢或氯化氢。 密封油系统和入口压力之间的差压太高会使油透过密封进入压缩机壳体, 然后进入循环气中。虽然总有一定数量的密封油从系统泄漏,但越少越好。这 种油称为酸性油,不能再用。定期仔细检查补充油和密封油的损失;未计及的 油是指透过密封漏入工艺物流中的油。 (4)拆除所有入口或出口管线中的盲板。 (5)如下吹扫并给压缩机加压: (6)关闭酸性油排放阀以减少气体损失,直到压缩机运转。 (7)用氮气吹扫压缩机一分钟,以排除空气;然后用氮气给压缩机加压 到 7kg/cm(100psig)并对压缩机进行试漏。 (8)吹扫所有压缩机壳体排放口。 (9)将压缩机充压至管线压力。装置干燥期间,根据循环压缩机驱动器 的限制(操作介质比重) ,用氮气或氢气或两者的混合物充压。装置开工时用 氢气充压。 (10)打开压缩机入口和出口。 (11)将备用密封油和润滑油泵置于自启动状态。 (12)如果压缩机驱动器是冷凝蒸汽轮机,投用表面冷凝器系统并暖机。 暖机要平稳延续三十分钟。 暖机期间, 要检查高压蒸汽以确保系统无任何冷凝 液。 (13)用蒸汽入口截止阀启动压缩机转动(启动时最好手控) ,并提速至 500rpm。如果压缩机是电机驱动,入口蝶阀开至防喘振的最小开度,并启动电 机。注意任何过度的振动或噪音。如果发生哪一种情况,都要立即停机并确认 故障部位。
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备注:压缩机有挠性轴、多级汽轮机驱动器的话,启动加速对联轴器会生 备注 相当大的转矩应力,启动热效应会使轴扭曲。为防止这种情况,应分段提速至 运行速度。 (14) 让压缩机在规定的转速下运行, 直到密封油和润滑油温度升到接近 正常操作温度,通常约为 50℃(120℉) 。开始启动冷油器的冷却水流量,让 密封油和润滑油温度保持在所需值。这通常是自动控制的。 (15)如果压缩机是汽轮机驱动,逐步将压缩机转速提到临界转速之上, 要平稳地提速并快速通过临界点。 压缩机置于调速器控制下, 并建立所需的循 环气流速。 (16)稍开酸性油罐上的放空阀。 (17)按照制造商的说明书中有关连续运行的要求作必要的调节。 3.离心式压缩机的操作 离心式压缩机的正常运行基本上是自动的,几乎不需什么操作。然而,要 经常检查温度、压力、油位及振动监测器以确保运行令人满意。另外,操作期 间还需特别注意一些其它事项或采取一些特别的预防措施: (1)由于离心式压缩机的运行速度高,必须特别注意振动问题。不同轴 性通常是振动故障的主要原因。 但是, 振动问题也可能是在或接近压缩机的临 界转速下操作而引起的。所有高速离心设备都有临界速度,在此速度下,轴的 振动会导致整个设备的剧烈振动。高于或低于临界速度,轴都不会振动。压缩 机在轴的临界速度下运行很短时间也会造成设备损坏。 因此, 增速或减速时快 速经过临界速度是非常重要的。 (2)在给定的速度和压力条件下,如果泵送气体量不足,则会引起喘振。 喘振使压缩机迅速过热并损坏。如果检测到喘振,必须降低压缩机的转速,直 至达到平稳操作,当然要避免在临界速度运行。如果不能排除压缩机喘振,装 置必须停工,直至找到喘振源位置。要仔细检查喘振发生前装置的工况。在某 些情况下, 低分子量的气体会造成压缩机接近喘振状态; 循环气比重就能显示 这一点。一旦喘振原因确认并处理后,应小心地重新启动压缩机,同时密切观 察其运行,确保上次喘振未造成损坏。对于电机驱动的压缩机,也许有必要调 节入口蝶阀的阀位。 (3)离心式压缩机有出口温度指示器和出口温度高报警。应监控这些出 口温度, 确保其不会接近制造商允许的最高温度而导致不必要的停工。 如果全 部冷凝的话, 汽轮机排汽真空度低、 或蒸汽入口温度高都会使汽轮机出口温度 高。压缩机出口温度高是由于入口温度太高、压缩比太高或喘振。 (4) 任何时候都不能在入口或出口截止阀关闭情况下运行离心式压缩机。 压缩机被堵塞后,几秒种内就会发生严重的过热。 (5)经常检查压缩机入口设备以确保没有液体进入压缩机。在高速运转 的情况下,液体进入会造成严重损坏。 (6)如果因起泡造成润滑油系统发生故障,可用消泡剂。
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(7)装置运行后必须观察密封油粘度。密封油可能会被工艺气体中的重 组分稀释,如果不检查的话,粘度降到太低会使密封油泵无法维持系统运行。 (8)压缩机壳体的氢气被密封油吸收并携带到油箱。如果油箱排放到大 气, 氢气与空气中的氧气会形成爆炸性混合物。 油箱用氮气保护则可将此危险 降至最低。 4.离心式压缩机停车 备注:如果是循环气体压缩机,停机前,必须断开装置进料,所有反应器 备注 段加热炉熄火,反应器出口温度降至低于 90℃(200℉) (如果是临时停车或 准备催化剂再生,温度降至 750℉) 。 通常循环气体压缩机按如下步骤停车: (1)如是汽轮机驱动,启动汽轮机超速跳机或是电机驱动,则停电机。 (2)如是汽轮机驱动,将超速跳机复位,并让汽轮机在 500rpm 的转速下 运行约一小时以便冷却,然后关闭蒸汽进出口阀。 (3)关闭酸性油罐上的放空阀。 (4)如是短期停机,则维持密封油和润滑油系统的运行。如是长期停机, 则关闭压缩机出入口阀并泄压,吹扫壳体。轴承出口油温与入口相同时,停润 滑油和密封油系统并切断冷却水流。 (5)如装有表面冷凝器系统,则停掉。 5.往复式压缩机 铂重整工艺装置中, 往复式压缩机有气缸润滑。 不过必须按项目规格中规 定的使用特种合成油。注油速度也有说明。这些要求是必要的,可防止过量杂 质接触催化剂。这类压缩机一般用于净气或增压压缩机。通常有备用机。 应按随机的制造商说明书启动和操作往复式压缩机。 启动前有关压缩机的盘车或手动千斤顶的说明要特别注意。 这些操作可确 保所有动部件不受阻。 大多数往复式压缩机的通用启动步骤与下述内容类似: (1)第一压缩机的启动 A.用氮气从入口吹扫阀到大气放空线吹扫压缩机。 B.转动压缩机,确保吹扫彻底。 C.氮气吹扫完压缩机后,经氢气充压线或稍开入口截止阀将氢气引入压 缩机。 D.用氢气部分加压压缩机后,转动压缩机,将氢气放空来置换压缩机中 的氮气。 E.逐渐打开压缩机入口阀,充压至管线压力。 F. 启用蒸汽伴热或管道夹套加热器。 对入口管线和液体减振器进行排放。 G.确保净气压缩机气流不受阻。启动压缩机前,打开上游流量控制阀或 返回控制阀。
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H.启用压缩机冷却水。根据要求检查温度、压力和液位。许多大型设备 有专用冷却系统。 I.启动压缩机辅助润滑油泵。根据要求检查压力和流量。 J.如果压缩机全部配有入口卸载阀,则如下启动压缩机: (i)压缩机用氢气充压后,关闭小的旁路放空线,所有入口阀卸载,打 开压缩机出口线。 (ii)检查曲轴箱或油箱中的润滑油油位。 (iii)启动压缩机并检查油压。 (iv)让压缩机空转几分钟,同时密切注意入口温度。然后,关闭入口阀 加载,投用压缩机。如有规定,按照制造商的加载顺序进行。 K.检验注油器的密封、填料及汽缸是否正常工作。给油箱加满正确类型 的合成油。按规定调节滴入速度。 (2)第二压缩机的启动步骤 第二压缩机的启动步骤与第一压缩机相同, 即按照 A 至 K 步进行。 由于压 缩机出口阀兼作单向阀,因此运行压缩机出来的气体不会回到空转压缩机入 口。 七、仪表的保养与校验 通常,装置进行水压试验时,仪表引线也作水压试验,到管道、容器或设 备出来的第一个截止阀。 对通常测量气体的仪表不应施加水压试验压力, 测压 元件不应受到超出量程的试验压力。 其余管道和仪表由仪表检查组用空气或水 单独(与装置其余部分隔离)进行压力试验。但是,操作工进行预开工期间装 置试漏时,最终的整体试验中应包括所有仪表。 所有仪表风管道用压缩空气在 7kg/cm2(100psig)的压力下试验。所有接 头用肥皂水试漏。 小心确保如此高的压力勿施加在仪表或控制阀膜片上, 同样 装置进行压力测试时, 必须小心给燃料气压力平衡阀加盲板, 使膜片不受高压。 检查所有控制阀的可操作性,即阀杆行程、仪表风中断的动作等。特别要 注意分程系统, 确保其正确安装和运行。 校验所有放射性料位仪以备正常操作。 管线冲洗及泵试运完成后, 校验并安装所有孔板。 检查孔板尺寸、 泄水孔、 标签及安装方向是否正确。 开工前, 应保养并校验所有仪表。 每台仪表的变送器和板上安装的接受器 读数应同步。 八、加热炉烘炉 加热炉首次投用前,要逐渐升温以慢慢除去隔热混凝土(基础)中多余的 水分。为确保加热炉长期少维修地运行,必须极其小心地做好这一步。除特殊 情况外, 加热炉烘炉时最好炉管中无任何介质流动, 这样可确保炉膛中热量分 布更均匀。如是 UOP 加热炉,UOP 标准规格 2-18 或 2-19(适用者)中有适用 的烘炉步骤。如不是 UOP 加热炉,要遵守制造商建议的烘炉步骤。如非专用步
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骤,可采用下列类似步骤: 1.通用的加热炉烘炉步骤 (1)通过管套在加热炉中部临时安装一个热电偶。这些热电偶顶端伸出 隔热混凝土内 150mm(6 英寸) ,但不应接触炉管。 (2)烘炉最好用气体燃料(炼厂气或液化气) 。如果没有气体,可用液体 燃料,但应无沉淀物,并根据要求加热到适当粘度(约 200 SSU)以便得到良 好的雾化和彻底的燃烧。 (3)开始点火嘴前,要关闭所有单独火嘴和长明灯截止阀,用蒸汽吹扫 炉膛,除去聚积的气体。打开所有挡板。 (4)点长明灯,确认其正常工作。 (5)根据需要点一个或更多火嘴,慢慢升温,炉中部热电偶指示的温度 以 14℃(25℉)/小时的速度升到 480-510℃(900-950℉) 。升温时,经常轮 换火嘴使加热炉炉膛热量分布尽可能均匀。 制定一个有火嘴数的时间表, 以便 班与班之间不混淆。火嘴有问题,即时解决。 (6)保持炉中部热电偶 482-510℃(900-950℉)的温度 10 小时或如果 耐火材料壁厚超过 5 英寸,则按 2 小时/英寸耐火材料厚度计。在此期间经常 轮换火嘴有助于热量分布均匀。 (7)保持 10 小时后,熄灭所有火嘴和长明灯,关闭进风和烟道挡板,让 加热炉耐火材料慢慢冷却。关闭所有长明灯和火嘴截止阀。 (8)完全冷却后,拆除临时的炉中部热电偶,塞子置于烟道管套中。如 果加热炉经上述烘炉后, 可用符合加热炉和装置安全运行的速度升高可降低加 热炉炉温。如果加热炉长期停炉,可能有必要重复烘炉步骤。 2.燃气加热炉 一般,重整装置中的加热炉都是燃气式的;但是根据燃料的供应情况,加 热炉可设计成只燃气、只燃油或混合式的。 燃气加热炉一般规则如下: (1)装置停工时,燃料气供应管线始终加盲板,因为气体可能会通过截 止阀漏入加热炉并充满炉内。 (2)开始点任何火嘴前,务必关闭所有单独火嘴截止阀,并用蒸汽吹扫 炉膛,除去积聚的气体。确保挡板开着。继续通蒸汽,直到可看到蒸汽持续稳 定地从烟囱中冒出。然后停蒸汽,销住挡板。 (3)长明灯头前方插入一个点火火炬后,慢慢打开气阀逐个点长明灯; 或者如果安装了按钮点火系统,则用此系统点火。长明灯点着后,全开气阀; 长明灯头的气流量由长明灯组件中的孔板控制。 (4)一旦所有长明灯点着后,再从各自的长明灯点燃所需数量的火嘴。 点燃一些火嘴后,可能需要开大挡板以提供足够的风量点燃其它火嘴。 (5)调节一次风量和二次风量,使火嘴产生带黄色尖的蓝色火焰。经常
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检查加热炉火嘴是否脏,脏了会形成过长、过短或方向不对的火焰。火嘴的风 量必须过量,这样燃料气流量增加的话,有足够的空气提供完全燃烧。 (6)不管什么原因,加热炉的火焰熄灭了,则: A.关闭燃料气控制阀处的截止阀,立即切断气源。燃料气控制阀处截止 阀上游的旁路和长明灯管线也必须关闭。 B.炉膛通入消防蒸汽。 C.关闭所有单独的火嘴和长明灯阀。 D.只有正确吹扫完加热炉后才可重新开始。 (7)如同所有加热炉一样,火焰不能直扑炉管。 3.燃油加热炉 燃油加热炉一般规则如下: (1)装置停工时及进加热炉前,用双阀关闭供油管和回油管;油枪从火 嘴中抽出,以防油通过截止阀泄漏并充满炉内。 (2)开始点长明灯火嘴前,务必将所有单独的油枪从火嘴中抽出,并用 蒸汽吹扫炉膛以除去积聚的气体。确定挡板开着。 (3)总是先点燃气长明灯。点燃油火嘴前,让燃料油在正常操作温度下 经过燃料油返回线循环。安全点燃油火嘴的步骤如下: A.向前推油枪,然后全开蒸汽截止阀和控制阀通蒸汽。蒸汽干时关阀。 B.确定油截止阀关闭,然后打开蒸汽旁路阀,清洁并加热火嘴。 C.冷凝液已去除且蒸汽干时(干蒸汽看不见) ,关闭蒸汽旁路阀。 D.调节雾化蒸汽至较小流量。 E.逐渐打开油截止阀,直到油开始燃烧。油由长明灯火焰点燃。小心未 燃油不能进入炉膛。炉膛加热时聚积的油会很危险。 F.调节雾化蒸汽阀和油阀,使火焰正常。决不能让火焰直扑炉管。 (4)调节一次风量和二次风量,使燃油火嘴产生正常的黄色火焰。经常 检查加热炉火嘴是否脏,脏了会形成过长、过短或方向不对的火焰。火嘴的风 量必须过量,这样燃料气流量增加的话,有足够的空气提供完全燃烧。 (5)不管什么原因,加热炉的火焰熄灭了,则: A.关闭燃料源主截止阀,立即切断燃料供应。这将保证控制阀周围的旁 路开时,也能停止供油。 B.炉膛通入消防蒸汽。 C.切断长明灯气体管线。关闭单独的火嘴和长明灯阀。 D.只有正确吹扫完加热炉后才可重新开始。 (6)如同所有加热炉一样,火焰不能直扑炉管。 九、反应器段的干燥 反应器装催化剂前, 有必要干燥管线和设备以除去施工和冲洗残余的微量 水。 这一步通常用循环压缩机和加热炉让热氮经过正常的工艺回路循环并从分
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离器排掉冷凝水。 如果重整加热炉对流段安装了产汽的余热回收系统, 此时此 系统可得到彻底的清洁。 配备离心式循环压缩机的装置中, 建议干燥步骤不用空气, 因为高温下压 缩机中的氧气和密封油可能形成爆炸性混合物。 如果燃料气是低硫、 轻质且不 含导致设备结焦或催化剂中毒的杂质,则可使用。如果压缩机是电机驱动,氮 气或燃料气可能会造成机器负荷太高, 那么可用氢气或氢气与燃料气的混合物 或氢氮混合物。 干燥期间要采取预防措施避免加热炉炉管过热, 因为这会造成外表氧化或 结垢。 干燥期间经常观察炉管的外表以便尽早发现炉管过热。 如果加热炉配有 余热回收产汽系统,干燥期间要建立正常操作。 所有反应器内件包括反应器之间的催化剂输送管线要在干燥前安装完毕, 这样使干燥完后反应器中的工作量最小, 又可在装催化剂前的检查中发现并改 正内件上可能的热应力等问题。 下列步骤概述了进行这一干燥的令人满意的方法: 连接反应器和循环气体压缩机回路来干燥。 1.切断循环压缩机和净气压缩机出入口管线。 2.贯通整个系统的阀门,将重整反应器系统与分馏段及所有其它装置隔 离。确定所有排凝和放空都关闭。如果装置中有增压气或净气再接触段,干燥 时也包括在其中。 这是试运往复式压缩机的好机会, 并可验证分程控制的工作 情况。如果连有 CCR 装置,经增压压缩机增压后的气体返回反应器,因此这一 段也要干燥。 3.按“开工步骤”中的说明,排除装置中的空气。 备注:无论是氮气、低硫燃料气、氢气还是这些气体的混合物进行干燥, 备注 装置压力要在压缩机安全运行值内。有关内容可咨询压缩机销售商。 4.排除装置中的空气后,用氮气吹扫循环压缩机和净气压缩机以除去空 气。一旦压缩机压力与装置压力相等,则可将其连入装置。 5.建立反应器产品冷凝器和反应器产品调温冷却器的正常操作。 启动循环气体压缩机和净气压缩机。 根据压缩机出口温度和压差, 以合适 的流量建立系统循环。慢慢将净气压缩机段提高到压缩机销售商建议的极限。 压控为自动。 备注:比重大的气体如氮气会使压缩机出口温度更高。 备注 7.从系统低点排放自由水。升压前及加热和干燥期间都要进行。 8.点燃每台重整加热炉中的一些火嘴,以 55-83℃(100-150℉)/小时 的速度升温,直到反应器入口温度约为 260℃(500℉) 。保持这一温度,直到 分离器和装置低点的排水量达到标准(几加仑/小时) 。在此期间,仔细检查整 个反应器段的膨胀,记下有问题的地方,以便高温干燥期间进一步观察。 9.建立所有管线的流量。如果连有 CCR,则吹扫气到还原区、催化剂收 集器、2 号提升装置等。 10.一旦排水量达到合理水平,就以 55-83℃(100-150℉)/小时的速度
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升温反应器入口温度,直到所有入口温度达到 510℃(950℉) ;保持此温度直 到干燥完成。以分离器和其它低点的排水量稳定且少为标志。排水量应小于 100ml/h。 11.干燥结束后,停加热炉。循环气体压缩机的气体循环仍然要继续,直 到所有反应器温度冷却到 55℃(130℉)以下。 12.反应器冷却后,停压缩机,反应器段泄压到微正压,准备装催化剂。 如果干燥期间用氢气及(或)燃料气,则向火炬泄压,并用氮气置换。催化剂 装入反应器前,要转换为干空气环境。

第四节 蒸汽发生器的化学煮炉 如果装置加热炉对流段有产汽的余热回收系统,施工结束后需要彻底清 洁。这类清洁一般做法是在物理检查结束后,装置开工前进行煮炉。煮炉一般 用化学增强法以确保彻底去除系统元件制造和安装期间积聚在内件上的油和 其它沉积物。 要彻底去除压力部件内的油、 油脂或油垢以避免以后的运行中起 泡及产生飞沫。 为使煮炉期间的清洁效果令人满意, 要用几种化学品。 市场上买得到的化 学商品混合物可用于非常彻底且完全的清洁工作。 后者要严格按照制造商建议 使用。化学煮炉的两种较好的混合物如下: 1.纯碱(Na2CO3)和烧碱(NaOH)等份混合,每 1000 加仑锅炉水用 50 磅。 2.磷酸三钠和烧碱等份混合,每 1000 加仑锅炉水用 40 磅。 这些化学品应充分混合并彻底溶解在热水中, 最好通过化学进料接头注入 汽包。如果没有便携式泵送系统,煮炉前,化学溶液经过人孔直接注入汽包。 如可能, 部分化学溶液注入通向锅炉给水预热盘管的给水线以清洁预热盘 管。 备好系统和准备好化学溶液, 可以开始实际的煮炉了。 可用下列建议顺序: 1.用给水泵和常规给水接头将系统注满至正常液位。如上所述将一些化 学物注入给水。给水温度限制在约 80-90℃(180-200℉) 。 2.确认过热蒸汽线与炼厂蒸汽系统隔离。打开通向大气的过热蒸汽盘管 出口放空及排凝管线, 并在煮炉期间半开。 这样可确保流体流过热器管并避免 冷凝液积聚。 3.打开汽包顶部放空阀。 4.开一个水循环泵让水流过蒸汽发生盘管。 5. 加热炉点火。 煮炉过程与耐火材料干燥和装置反应器段干燥一起进行。 以 55 ℃ ( 100 ℉ ) / 小 时 的 速 度 升 温 加 热 炉 炉 膛 , 直 到 汽 包 压 力 约 为 3.5-7.0kg/cm2(50-100psig) 。此时需小心保持汽包液位。 6.通过锅炉给水预热盘管保持流量。由于蒸汽要排到大气中,因此进补
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充水保持汽包中的液位。 如有可能, 从水循环泵出口到锅炉给水预热盘管入口 连一根临时性管线,同时也化学清洁这一段。 7.每班用放水接头放水约一次。水位应降到玻璃液位计底部,然后加入 新鲜水,让水位重新回到正常操作液位。通过化学进料接头注入化学溶液,保 持锅炉水中的浓度尽可能接近建议值。 每次放水时, 也要开大过热器排凝以确保盘管或出口总管中没有冷凝水聚 积。 根据装置类型和初始洁净度及化学物浓度和煮炉期间保持的温度, 煮炉时 间一般为 24 小时到 72 小时之间。 预计 24-36 小时的时间足以让系统准备好进 入正常操作了。 放出的水质是煮炉是否达到良好效果的标志, 但煮炉效果的唯一的最终判 定是对汽包进行看得见的内部检查。 煮炉完成后,熄火,让装置冷却。汽包压力为零时,打开放空阀将化学溶 液全部排出装置。 排出后,装置重新装满洁净的新鲜水到汽包高液位,并通过汽包放水口、 底部排凝及蒸汽发生盘管进行冲洗。冲洗完后,打开汽包,进行内部检查,检 查煮炉效果。冲洗要基本除去所有残留化学物及聚积的淤渣。 如果汽包内部足够干净,则可认为煮炉结束。如果不够干净,则要重复煮 炉步骤。 必须要强调的是装置此段是否能达到令人满意的运行, 相当大程度上 取决于完全彻底的化学清洁。 化学清洁完成后,应采取下列步骤: 1.拆除、清洗并重新装好玻璃液位计。小心确保汽包、玻璃液位计及水 柱之间的所有连接无障碍。 备注:如需要,煮炉时可用备用玻璃液位计,正常操作前用新的玻璃液位 备注 计更换。 2.检查、加盲板时暴露的所有人孔和其它地方的垫片应用新垫片更换。 3.水压试验后打开的所有接头和盖板要检查并牢牢紧固。装置以后开工 正常操作时,仔细观察这些接头的泄漏情况。 注意事项: 注意事项 1. 热炉耐火材料干燥、 装置干燥及化学煮炉步骤可一起进行以节省时间。 然而, 可能加热炉耐火材料或装置干燥期间的热量输入对于化学煮炉的需要来 说过多,因此,两种或三种操作组合需要暂时中断干燥步骤。冲洗完成后,蒸 汽发生设备就完全可用了。 2.干燥和煮炉期间有合适的时间检查辅助设备和仪表的运行。 3.余热循环泵要轮换使用以确保最后开工中无故障。

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第七章 正常开工
本章介绍铂重整装置新鲜催化剂的开工准备及开工, 它适用于带或不带催 化剂连续再生(CCR)部分的装置,如配有 CCR 设备,则可参考手册中试运行 和开工的详细说明,但是,在这种情况下,CCR 仅有二号闭锁料斗系统在铂重 整装置开工期间必须动作。 重新恢复一号

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