催化重整工藝與工程.ppt

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1、1 催化重整工藝與工程 中國石化 2 1. 目前我國催化重整現狀 2. 催化重整工藝概況 3. 催化重整工藝類型及技術特點 4. 催化重整裝置的工藝流程 5. 催化重整的專用設備 6. 重整裝置能耗分析 7. 降低重整能耗的措施 8. 流程改進及提高效益的某些措施 9. 安全設施設置的考慮 10. 裝置的擴能改造 11. 投資及成本分析 目錄 3 “催化重整 ” 是以石腦油（ 直餾和各類加氫石腦油 ） 為原料，在催化劑的存在下，生產富含芳烴的高 辛烷值汽油組分，并副產含氫氣體等產品的工藝 4 1.目前我國催化重整現狀 5 1965年我國在大慶建成投產了第一套 10萬噸 /年的工業(yè)化 催化重整裝

2、置 經過 40年的發(fā)展 ， 到 2005年 3月共建成投產催化重整裝置 65套 總加工能力 2190萬噸 /年 ， 約占原油總加工能力的 10%左右 連續(xù)重整裝置 18套 ， 加工能力為 1190萬噸 /年 半再生重整裝置 47套 ， 加工能力為 1000萬噸 /年 1.目前我國催化重整現狀 6 建設投 產年代 建設裝置套數，套 處理量，萬噸 /年 原設計 /改造增 加 萬噸 /年 半再生 連續(xù)重 整 合計 半再生 連續(xù)重 整 合計 60 4 - 4 55 - 55 40/15 70 9 - 9 160 - 160 117/45 80 7 1 8 110 60 170 139/35 90 19

3、 11 30 450 730 1180 1050/131 2000 8 6 14 225 400 625 至 2005年 3月 合計 47 18 65 1000 1190 2190 1.目前我國催化重整現狀 7 90年代以前的 25年 ， 建成投產了 21套催化重整裝置 ， 其中只有一套連續(xù)重整裝置 90年代以后的 15年間共建成投產了 44套催化重整裝置 ， 占全部投產裝置總套數的 68%；而其加工能力占全部投 產裝置總能力的 82.4% 90年代以后的 15年就建成投產了 17套連續(xù)重整 ， 占全 部投產連續(xù)重整裝置總套數的 94.4%,占能力的 95% 1.目前我國催化重整現狀 8 已建

4、成裝置的規(guī)模分布情況 規(guī)模，萬噸 /年 數量，套 占總套數的比例， % 15 27 41 5 20 40 24 37 45 100 12 18 5 100 2 3 1.目前我國催化重整現狀 9 裝置按目的產品分類 目的產品為芳烴的為 23套，加工能力為 770萬噸 /年，占總能力 的 35.1%； 目的產品為高辛烷值汽油組分的為 30套，加工能力為 820萬噸 / 年，占總能力的 37.5%； 在生產芳烴的同時兼顧生產汽油的為 12套，加工能力為 600萬噸 /年，占總能力的 27.4%。 1.目前我國催化重整現狀 10 連續(xù)重整裝置占總套數的 27.7%，加工能力卻 占到了 54.3%。 1

5、8套連續(xù)重整裝置中的 5套平均反應壓力為 0.8MPa 左右 ,其余的平均反應壓力為 0.35MPa左右，單套裝 置的平均能力為 66萬噸 /年； 連續(xù)重整裝置所采用的工藝技術包括了 UOP和 IFP兩 家專利公司的各代專利技術，已具有國際水平。 1.目前我國催化重整現狀 11 半再生重整裝置的平均反應壓力大多在 1.5MPa左右 單套裝置的平均能力為 21.3萬噸 /年，平均能力偏低 大多是 80年代以后建設的，技術水平比較高 1.目前我國催化重整現狀 12 中石化集團總公司所屬企業(yè)目前共建成投產催化重整裝置 29套，總 加工能力為 1236萬噸 /年 裝置類型 數量 加工能力 套 占全國的

6、比例， % 萬噸 /年 占全國的比例， % 半再生 18 38.3 407 40.7 連續(xù)重整 11 61.1 829 69.7 合計 29 44.6 1236 56.4 1.目前我國催化重整現狀 13 中石化集團總公司催化重整裝置的數量不到全國總數的一半，但 能力卻超過全國總能力的一半 連續(xù)重整裝置單套裝置的平均能力為 75萬噸 /年 ,比全國單套平均 能力高 14% 半再生重整單套裝置的平均能力為 22.6萬噸 /年 ,比全國單套平均 能力稍高 在已建成投產的催化重整裝置數量、能力、管理和操作水平還是 在催化劑生產、掌握的工藝技術水平等諸方面高于全國平均水平。 1.目前我國催化重整現狀 1

7、4 半再生和連續(xù)重整催化劑都已經實現了國產化，并達 到國際水平 半再生重整的工程設計全部國產化 連續(xù)重整僅購買專利使用權，全部工藝和工程設計實 現國產化，并且開發(fā)出了以 “ 逆流移動床 ” 為代表的 具有自主知識產權的連續(xù)重整專利技術。 1.目前我國催化重整現狀 15 與發(fā)達國家相比還有差距 我國催化重整近年來發(fā)展較快 、 技術水平不低 ， 但能力等差 別較大 先進國家催化重整的加工能力已經占原油一次加工能力的的 20 以上 。 除總加工能力遠遠低于歐州和北美外等發(fā)展中國家外 ， 單套 裝置尤其是半再生重整裝置的平均能力偏低 由于原料來源等原因 ， 現有的裝置普遍開工不足 。 因此 ， 裝 置

8、的操作成本高 ， 大部分裝置的能耗都在 4000MJ/t重整進料 以上 1.目前我國催化重整現狀 16 目前我國生產的車用汽油在質量方面與世界燃料規(guī) 范及國內車用無鉛汽油新標準相比的主要差距 烯烴含量高 硫含量高 芳烴及苯含量相對較低 其中烯烴含量差距最大 造成上述這種情況的主要原因是我國車用汽油的構 成不合理 1.目前我國催化重整現狀 17 我國車用汽油調和組分中 催化裂化汽油所占比例太大 催化重整汽油和其它高質量汽油組分所占比例太小 低辛烷值 （ 直餾 ） 汽油組分還占一定比例 。 1.目前我國催化重整現狀 18 催化重整裝置生產的汽油的特點 辛烷值高 烯烴含量很低 芳烴含量較高 基本不含

9、硫、氮、氧等雜質 催化重整汽油的這些特點正好能彌補目前我國車用汽油的質量缺 點，是理想的可增加的調和組分。要實現車用汽油質量的升級換 代，就要調整汽油構成，減少催化裂化汽油所占比例，增加其它 汽油調和組分尤其是催化重整汽油的比例。 1.目前我國催化重整現狀 19 催化重整裝置與其它生產高質量汽油的工藝相比 其原料來源廣范 ， 加工量大 可根據需要在一定范圍內調整所生產的汽油辛烷值的高低 是解決目前我國車用汽油質量的最有效和最重要的手段 。 是 實現汽油質量升級的主要工藝 1.目前我國催化重整現狀 20 重整產氫是煉廠寶貴的氫源，目前，國內柴油產品的質量指標 也正在逐步提高，對硫含量等限制更加嚴

10、格，所以要建設大量 的加氫裝置，因而就需要大量的氫氣 采用制氫等裝置生產的氫氣成本很高，生產每噸純氫近萬元 催化重整可付產大量廉價的含氫氣體，重整裝置的純氫產率為 2.5 4.0 ,氫純度可達 90%（分子），是加氫裝置非常好的 氫源 一套規(guī)模為 60萬噸 /年的催化重整裝置 ,采用半再生重整純氫產 量至少每年 1.5萬噸，采用連續(xù)重整純氫產量每年約 2.4萬噸。 可為一套 120 200萬噸 /年的柴油加氫精制裝置提供氫氣，節(jié)省 大量的制氫原料，降低加氫裝置的操作成本 1.目前我國催化重整現狀 21 催化重整裝置生產的汽油芳烴含量較高 ， 一般為 55 80（ 重 ） 可生產高純度的苯 ，

11、甲苯 ， 混合二甲苯及重芳烴等芳烴產品 目前市場上芳烴產品十分緊俏 ， 價格較高 我國已建成投產的催化重整裝置有一半是用來生產芳烴的 1.目前我國催化重整現狀 22 我國的催化重整應該 /必然要大力發(fā)展： 環(huán)保要求 -北京等大城市汽車達歐 排放標準 芳烴生產要求 -國內 PX缺口極大 1.目前我國催化重整現狀 23 據統(tǒng)計和預測 : 到 2010年我國還將建成投產約 10套左右的重整裝置 ， 其加工能力約為 1000萬噸 /年 裝置規(guī)模趨于大型化 ， 基本上都為連續(xù)重整裝置 一半的生產能力用于高辛烷值汽油組分 ， 另一半用來 生產芳烴 。 1.目前我國催化重整現狀 24 我國重整裝置的平均處理

12、能力偏低，處理量在 40萬噸 /年以下 的裝置就有 44套，占總數量的 78% 這些裝置因形不成經濟規(guī)模，所以運行成本高，經濟效益差 對這些裝置通過適當的技術改造可以使其處理能力提高，其提 高的幅度可達 50 100%，而改造投資僅為相同規(guī)模裝置建設投 資的 50% 70%，并且可使其技術水平提高 對現有的規(guī)模較小的裝置進行技術改造以提高其處理能力，是 提高我國重整處理能力另一個最主要和最佳的途徑。 1.目前我國催化重整現狀 25 2.催化重整工藝概況 26 原料： 低辛烷值的石腦油 （ 汽油 ) 產品： 富含芳烴的高辛烷值汽油組分 氫氣 少量的液化氣等 生產目的： 高辛烷值汽油組分或芳烴 2

13、.催化重整工藝概況 27 催化重整裝置生產的汽油的特點 ： 辛烷值高 ， 一般為 95 106（ RONC） 烯烴含量低 ， 一般為 0.1 1.0 芳烴含量較高 ， 一般為 55 80 左右 基本不含硫 、 氮 、 氧等雜質 重整汽油具有辛烷值高 ， 安定性好等特點 ， 是十分 理想的車用汽油調和組分 。 2.催化重整工藝概況 28 催化重整可付產大量廉價的氫氣 催化重整可付產大量廉價的含氫氣體 ， 是加氫裝置非常 好的氫源 重整裝置的純氫產率為 2.5 4.0 ， 純度可達 90%以上 2.催化重整工藝概況 29 催化重整可為化工等裝置提供優(yōu)質原料： 重整裝置生產的汽油含芳烴一般為 55

14、80（ 重 ） 可生產高純度的苯 ， 甲苯 ， 混合二甲苯及重芳烴等芳烴產品 。 而這些芳烴產品是有機合成 ， 油漆 ， 染料 ， 醫(yī)藥 ， 軍工等工業(yè)的 基本原料 我國的催化重整裝置很多是用以生產芳烴的 。 重整汽油經芳烴抽提后的抽余油是很好的溶劑油和裂解原料 。 2.催化重整工藝概況 30 重整的原料來源 常減壓的初餾塔頂和常壓塔頂直餾石腦油餾分 加氫裂化和加氫改質石腦油 。 其芳烴潛含量高 ， 是一種優(yōu)良的 重整原料 ， 可不經預處理而直接進重整反應 乙稀裂解汽油的抽余油 ， 環(huán)烷含量高 ， 是比較好的重整原料 催化汽油部分餾分也可做重整原料 焦化石腦油 。 性質較差 ， 在進重整反應部

15、分之前要經加氫處理 ， 并且因其稀烴和稠環(huán)含量多使催化劑生焦率高 2.催化重整工藝概況 31 重整反應對進料有三個方面的要求： 餾程范圍 族組成 雜質含量 經原料預處理過的 重整反應進料必須滿足上述三個 要求 2.催化重整工藝概況 32 生產高辛烷值汽油時，一般采用 84 180OC餾分 (C6C 12) 一般重整生成油的干點會比原料生高 30 40OC 2.催化重整工藝概況 33 生產 芳烴 時合適的餾分組成 目的產品 合適的餾分 苯 甲苯 二甲苯 苯，甲苯 +二甲苯 60 85OC 85 110OC 110 145OC 60 145OC 2.催化重整工藝概況 34 雜質含量要求： 重整原料

16、中的少量雜質如砷 、 鉛 、 鐵 、 銅 、 汞 、 硫 、 氮 、 氧 等會使催化劑喪失活性 ， 這種現象稱之為催化劑的 “ 中 毒 ” ， 而這些雜質則稱之為 “ 毒物 ” 。 使催化劑永久性中毒的 “ 毒物 ” ， 稱之為 “ 永久性毒物 ” ， 金屬毒物如砷 、 鉛 、 銅 、 鐵 、 鎳 、 汞 、 鈉等為永久性毒物 ， 經過再生其活性不能恢復 使催化劑暫時性中毒的 “ 毒物 ” ， 稱之為 “ 暫時性毒物 ” ， 非金屬毒物如硫 、 氮 、 氧等為非永久性毒物 。 經過再生后其 活性能恢復 2.催化重整工藝概況 35 雜 質 半再生 重整 連續(xù)重整 砷 鉛 其他金屬 1 ppb(

17、重量 ) * 1 0ppb( 重量 ) * 2 0ppb( 重量 ) 1 ppb( 重量 ) * 1 0ppb( 重量 ) * 2 0ppb( 重量 ) 總硫 總氮 氟化物 氯化物 水 + 溶解 O 2 + 化合 O 2 0 5 ppm( 重量 ) 0 5 ppm( 重量 ) 0 5 ppm( 重量 ) * 0.25, 0.5 ppm( 重量 ) 0 5 ppm( 重量 ) 0 5 ppm( 重量 ) * 0 5 ppm( 重量 ) W2，因而 P2P1，靜壓力下大上小。 對于中心集氣管，由于氣量自上而下不斷增 加，速度也不斷增加，即 W1W2 , 因而 P2P1-P1 ，即分氣管與集氣管的壓

18、力 差下部大于上部。 5.催化重整的專用設備 84 為了克服以上不均勻流動的現象，可以考慮以下幾個措施： 擴大分氣管和集氣管的流動截面積，降低流速，使上下壓差 沿管長變化減小，從而使氣流分布均勻些。 將分氣管和集氣管設計成變截面的錐形管，以維持管內流速 變化不大，減小管內靜壓力的變化。 分氣管和集氣管上下采用不同的開孔率，用小孔阻力的變化 補償管內壓力變化。 增加小孔阻力，使其大大超過分氣管和集氣管內的壓力變化。 5.催化重整的專用設備 85 改進的徑向反應器設備結構 改進型徑向反應器物料流動方向由上進下出改為上進上出 5.催化重整的專用設備 86 底部多流7.1% 上 進下出 13.35KP

19、a 14.06KPa 0.70KPa 速度頭 0.001.05 14.06KPa 14.75KPa 0.00 1.05 速度頭 KPa KPa 頂部多流1.3% KPa KPa 1.05KPa 速度頭 上進上出 0.70KPa 速度頭 5.催化重整的專用設備 87 5.催化重整的專用設備 徑向反應器軸向截面的壓力等值線圖與速度云圖 等值線越密說明壓力梯度越大?？?以看出，壓力梯度最大的位置在催 化劑床層，而且在催化劑床層中壓 力等值線非常規(guī)律，不存在局部低 壓區(qū)，因此，催化劑床層中，氣體 不會形成旋渦。而在中心管中、中 心管開孔附近形成了多處局部低壓 區(qū)，由于局部低壓的形成，在中心 管中部及開

20、孔附近將形成多處小旋 渦。在約翰遜網與中心管之間的空 隙區(qū)域中，顏色非常一致，說明壓 力分布很均勻。催化劑床層中的氣 體速度較小，大小分布均勻。出中 心管過孔時，氣體速度明顯增大。 88 5.催化重整的專用設備 徑向 反應器軸向截面的速度等值線圖與云圖 速度梯度最大的位置在扇形筒、 中心管過孔及中心管中。催化劑 床層中等值線十分稀疏，說明在 催化劑床層中速度比較均勻。氣 體過孔后形成明顯的受制射流形 狀。而在孔的附近區(qū)域存在明顯 的低速區(qū)，也就說明氣流在此處 已形成旋渦。氣體進入催化劑床 層中后，以近似徑向的方向流動， 到達約翰遜網壁時，改變方向， 從開孔處進入中心管。 89 5.催化重整的專

21、用設備 反應器軸向截面的速度矢量圖 氣體經由扇形筒分配進入催化劑床層中，在 催化劑床層中速度大小基本一致，然后經由 中心管開孔進入中心管中。氣體在中心管及 管的開孔附近的多個局部低壓區(qū)形成旋渦。 仍有部分氣體通過催化劑頂部床層串入反應 器上部無催化劑的空腔內，但是速度極小、 量也極少。 從速度流線圖可以清晰地看出氣 體在催化劑床層中以平推流的形式流動。 90 5.催化重整的專用設備 反應器速度流線圖 91 5.催化重整的專用設備 反應器橫截面的流線視圖 圖中淺灰色部分為扇形筒，黑色 為工藝物流流動的跡線。跡線的 疏密表示流動的趨勢。從圖中可 以看出，扇形筒間不存在在大的 周向流動。由于反應器結

22、構的對 稱性，氣體從扇形筒側面出來后， 經過碰撞后，流動方向轉為沿反 應器徑向流動。 周向流動幾乎不 存在。 92 5.2 進料換熱器 5.催化重整的專用設備 93 我國早期重整裝置中進料換熱器都是采用 U型管和浮頭式， 好幾臺串聯操作，效率低，占地面積大，而且壓力降高，不 能滿足低壓重整的需要。從石油七廠多金屬重整設計開始， 用一臺大型單管程立式換熱器作為重整進料與反應生成物換 熱設備。 近年來催化重整設備方面另一個引人注目的進展就是采用 焊板式換熱器代替原來的純逆流單管程立式換熱器作重整進 料換熱器。 5.催化重整的專用設備 94 單管程立式換熱器 焊接板式換熱器 5.催化重整的專用設備

23、95 5.催化重整的專用設備 96 立式管殼換熱器 板式換熱器 熱負荷 , MW 50.21 50.21 51.80 熱端溫差 , 49 49 39 殼程數 2 1 1 總傳熱系數 ,W/m 2 . 270 502 499 總傳熱面積 , m 2 4657 2499 3396 總壓降 ,KPa 62.6 80.8 81.6 管長或設備長度，米 19.8 13.4 14.9 設備直徑 , 米 1.52 1.96 2.05 設備重量 , 噸 2 54.8 36.6 49.7 典型的立換與板換的比較 5.催化重整的專用設備 97 5.3 多流路四合一加熱爐 5.催化重整的專用設備 98 重整反應爐被

24、加熱物流為循環(huán)氫氣和油氣， 體積流率很大，既要有利于加熱又要壓力 降小，因此存在著一個多流路爐管的設計 問題，并聯流路有時高達幾十路，同時為 了縮小占地，減少投資，對于規(guī)模較大的 重整裝置，往往把四個加熱爐聯合在一起， 成為一個四合一爐，爐管采用 U型（集合 管在上）或 形（集合管在下）。 5.催化重整的專用設備 99 多流路爐管配置 5.催化重整的專用設備 U型四合一重整反應加熱爐 100 5.催化重整的專用設備 型四合一重整反應加熱爐 101 多流路爐管配置 5.催化重整的專用設備 U型（集合管在上） 形（集合管在下） 102 多流路加熱爐物流計算 一爐 二爐 三爐 四爐 總流量， k g

25、 / h 204820 204820 204820 204820 入口溫度， 455 475 484 505 出口溫度， 543 543 543 543 出口壓力， M P a g 1.05 0.97 0.92 0.85 分子量 24.9 22.6 20.9 19.9 體積流率 , 米 3 / 時 ( 出口條件 ) 47891 56709 64328 72539 熱負荷 , 萬大卡 / 時 1729 1335 1152 748 爐管 當量長度 ,m 26.10 20.30 20.30 15.30 總壓降 , M P a 0.0175 0.0172 0.0199 0.0187 流量 , k g

26、/ s e c 平均 1.3231 1.3231 1.3231 1.3231 最大 1.3362 1.3377 1.3370 1.3384 最小 1.3140 1.3125 1.3127 1.3109 最高管壁溫度， 在平均流量時 622.3 622.7 612.2 603.2 在最大流量時 620 .9 621.4 611.2 602.4 在最小流量時 623.2 623.6 613.0 604.8 5.催化重整的專用設備 103 5.4 再生器 5.催化重整的專用設備 104 再生器是連續(xù)重整的主要設備，設 備從上而下包括燒焦，氧氯化及焙燒干 燥等過程。 5.催化重整的專用設備 105 U

27、OP連續(xù)重整再生器 結構 : 再生器自上而下 分為 4個區(qū)：燒焦區(qū)、 氧氯化區(qū)、干燥焙 燒區(qū)和冷卻區(qū)。燒 焦區(qū)為徑向床結構； 氧氯化區(qū)、干燥焙 燒區(qū)和冷卻區(qū)為同 心筒結構。 5.催化重整的專用設備 106 IFP再生器結構 : 再生器自上而下分 為 4個區(qū)：一段燒焦區(qū)、 二段燒焦區(qū)、氧氯化區(qū) 和焙燒區(qū)。一段和二段 燒焦區(qū)為徑向床結構； 氧氯化區(qū)為軸向床結構、 焙燒區(qū)為同心筒結構。 5.催化重整的專用設備 A /B/C OU T OU T IN B T .L . A T 1 2 0 IN IN B A TW 6P3P2 TW B B P P A A OU T B IN TW IN B OU T

28、B TW HH TW IN B P IN L A L L LI L A L L T .L . IN MH IN A TW A /B/C MH MH A B OU T OU T OU T A TW IN A IN M H 4 A OU T HH A MH IN A MH 107 6重整裝置能耗分析 108 重整裝置因所采用的原料種類和性質、要求的產品方案以 及裝置規(guī)模的不同其能耗差別很大。 一般規(guī)模越小、原料越差、要求的產品辛烷值越高、外送 氫氣的純度的壓力越高其能耗越大。 生產高辛烷值汽油與生產芳烴的重整裝置能耗相差很大 6重整裝置能耗分析 109 一般半再生重整裝置能耗為 80-90萬大卡

29、/ 噸進料左右 連續(xù)重整為 100-110萬大卡 /噸進料左右。 6重整裝置能耗分析 110 6.1 半再生重整裝置能耗分析 6重整裝置能耗分析 111 以一套半再生重整裝置為例： 原料：大慶 53%的直餾和 47%的加氫石腦油 處理量： 20萬噸 /年 產品： RON95的高辛烷值汽油 平均反應壓力： 1.4 MPa 氫油比： 600： 1（一段）和 1200： 1（二段） 6重整裝置能耗分析 112 公用工程消耗 預處理部分 重整反應部分 產品分離部分 合計 循環(huán)水，噸 / 噸進料 電， K wh/ 噸進料 燃料，公斤 / 噸進料 3.5MP a 蒸汽，噸 / 噸進料 1.0MP a 蒸汽

30、，噸 / 噸進料 除氧水，噸 / 噸進料 3.3 28.2 34 .0 - - - 4 .65 1.13 83.5 0.62 - 0.868 0.28 7 .5 5.22 12.5 - - - 15.45 34 .55 130 .0 0.62 - 0.868 0.28 典型的半再生重整裝置公用工程消耗 -表示裝置產生外送量，余熱鍋爐產生 3。 5MPa蒸汽，循環(huán)氫壓縮機采用背壓式透平驅動 6重整裝置能耗分析 113 各部分能耗， MJ / 噸進料 公用工程 預處理部分 重整反應部分 產品分離部分 合計 MJ/ 噸進料 比例， % 循環(huán)水 電 燃料 3.5M P a 蒸汽 1.0M P a 蒸汽

31、 除氧水 合計 比例， % 13.8 354 . 2 996 . 2 - - - 136 4 . 2 34 . 6 19.5 14 . 2 244 6.6 2284 - 27 62 108 211 0.3 53.6 31.4 65.6 366 . 2 - - - 463 . 2 11.8 64 . 7 434 3800 2284 - 27 62 108 393 7 . 7 100 . 0 1.65 11.0 97 . 0 58.0 - 70.1 2.9 100 . 0 典型的半再生重整裝置各部分能耗 6重整裝置能耗分析 114 重整反應部分的能耗最高，約占全裝置能耗的 53.6%左右； 預處理

32、部分的能耗約占全裝置能耗的 34.6%左右； 產物分離部分的能耗最小，占全裝置能耗的 11.8%; 在單項公用工程消耗中，燃料能耗占比例最大： 其中重整反應部分燃料消耗量最大。主要是重整反應熱。 預處理和產物分離燃料能耗分別占各自能耗的 73%和 79%。 重整煙氣余熱鍋爐發(fā)生蒸汽為裝置貢獻能量，占全裝置能耗的 21.6% 6重整裝置能耗分析 115 半再生重整裝置的兩個能耗“大戶” 加熱爐的能耗占整個裝置能耗的 76%，而重整反應加熱 爐占的比例最大。 壓縮機的能耗占裝置能耗的 11%。 兩項共計占全裝置能耗的 87%。因此節(jié)能措施應主 要針對這兩個耗能大項進行 6重整裝置能耗分析 116

33、6.2 連續(xù)重整裝置能耗分析 6重整裝置能耗分析 117 重整規(guī)模，萬噸 / 年 / 年開工時間， h 8 0 / 8 0 0 0 重整部分的進料，烷烴 / 環(huán)烷烴 / 芳烴 6 5 . 4 / 2 8 . 1 / 6 . 5 RON 102 拔頭油占重整進料量， % 10 平均反應壓力， M P a ( g ) 0.35 再接觸條件，溫度 / 壓力 M P a ( g ) 4 / 1 . 9 產品要求 脫戊烷油液化氣氫氣 預處理部分 重整反應及產物分離部分 催化劑再生部分 項目 能耗指標 消耗量 能耗 10 4 k J / h 消耗量 能耗 10 4 k J /h 消耗量 能耗 10 4 k

34、 J /h 循環(huán)水 0 . 4 1 8 7 10 4 k J /t 164 . 8 t / h 69.0 5 0 4 . 8 t / h 2 1 1 . 4 1 1 t / h 4.6 除鹽水 9.63 10 4 k J / t 2 . 4 t / h 23.1 3 2 . 2 t / h 3 1 0 . 1 0 . 7 t / h 6.7 電 1 . 2 5 6 10 4 k J / k W .h 9 1 0 . 3 k W 1 1 4 3 . 3 7 1 7 2 . 7 k W 9 0 0 8 . 9 5 3 1 k W 6 6 6 . 9 3.5M P a 蒸汽 3 6 8 . 4 4

35、10 4 k J / t - - 9 . 4 t / h 3 4 6 3 . 3 0 . 1 t / h 36.8 1.0M P a 蒸汽 3 1 8 . 2 0 10 4 k J / t - - - 3 4 . 9 t / h - 1 1 1 0 5 . 2 - - 凝結水 3 0 . 9 8 10 4 k J / t - - - 2 . 1 t / h - 6 5 . 1 - 0 . 1 t / h - 3.1 凈化風 0 . 1 6 7 5 10 4 k J / N m 3 10 Nm 3 /h 1.7 90 Nm 3 /h 15.1 7 5 0 N m 3 /h 1 2 5 . 6 燃

36、料氣 4 187 .3 10 4 k J / t 1 . 8 t / h 7 5 3 7 . 1 6 . 5 t / h 2 7 2 1 7 . 5 - - 10 4 k J / t 重整進料 87.7 2 9 0 . 6 8.4 能耗 22.7 75.1 2.2 典型的 UOP連續(xù)重整裝置能耗 6重整裝置能耗分析 118 重整規(guī)模，萬噸 / 年 / 年開工時間， h 6 0 / 8 0 0 0 重整部分的進料，烷烴 / 環(huán)烷烴 / 芳烴 5 6 . 3 / 3 2 . 3 / 1 1 . 4 RON 102 拔頭油占重整進料量， % 10 平均反應壓力， M P a ( g ) 0.35 再

37、接觸條件，溫度 / 壓力 M P a ( g ) 4/ 2 . 2 產品要求 脫戊烷油液化氣氫氣 預處理部分 重整反應及產物分離部分 催化劑再生部分 項目 能耗指標 消耗量 能耗 10 4 k J / h 消耗量 能耗 10 4 k J / h 消耗量 能耗 10 4 k J / h 循環(huán)水 0 . 4 1 8 7 10 4 k J /t 1 2 0 t / h 50.2 7 2 2 t / h 3 0 2 . 3 8 5 . 7 t / h 35.9 除鹽水 9.63 10 4 k J / t - - 2 6 t / h 2 5 0 . 4 3 . 2 t / h 30.8 電 1 . 2

38、5 6 10 4 k J / k W .h 5 2 6 k W 6 6 0 . 7 5 0 5 2 k W 6 3 4 5 . 3 1 0 9 7 . 2 k W 1 3 7 8 . 1 3.5M P a 蒸汽 3 6 8 . 4 4 10 4 k J / t - - 4 . 5 t / h 1 6 5 8 . 0 - - 1.0M P a 蒸汽 3 1 8 . 2 0 10 4 k J / t - - - 2 3 t / h - 7 3 1 8 . 6 0.5t /h 1 5 9 . 1 凝結水 3 0 . 9 8 10 4 k J / t - - - 1 . 4 t / h - 4 3 .

39、 4 - 0 . 5 t / h - 1 5 . 5 凈化風 0 . 1 6 7 5 10 4 k J / N m 3 10Nm 3 /h 1.7 90Nm 3 /h 15.1 7 0 0 N m 3 /h 1 1 7 . 3 燃料氣 4 187 .3 10 4 k J / t 1 . 4 t / h 5 8 6 2 . 2 5 . 7 t / h 2 3 8 6 7 . 6 - - 10 4 k J / t 重整進料 87.7 3 3 4 . 4 22.7 能耗 19.7 75.2 5.1 典型的 IFP連續(xù)重整裝置能耗 6重整裝置能耗分析 119 按裝置生產單元進行能耗分析，連續(xù)重整各單元

40、所占裝置能耗比例 單元名稱 占全裝置的能耗的比例 預處理部分 1922% 重整反應部分 70% 催化劑再生部分 25% 重整油分餾部分 58% 6重整裝置能耗分析 120 重整反應及產物分離部分的能耗比較高 ， 約占全裝置能耗的 75%左右； 預處理部分的能耗約占全裝置能耗的 20%左右； 催化劑再生部分的能耗僅占全裝置能耗的 2-5%。 預處理部分主要用于重整反應原料的精制 ， 因此它的能耗主要取決于原料 油的雜質含量及 C6烷烴以下的輕石腦油的比例 。 催化劑再生部分的能耗占全裝置能耗的比例較小 ， 因此 ， 不同催化劑再生 工藝的能耗差別對全裝置能耗的影響不大 。 對于采用不同工藝技術的

41、連續(xù)重整裝置來講 ， 在裝置生產規(guī)模 、 原料組成 、 產品要求相同的前提下 ， 原料預處理 、 重整反應及產物分離等部分的能耗 基本相同 ， 只是催化劑再生和循環(huán)方式不同使催化劑再生部分的能耗有所 差別 6重整裝置能耗分析 121 連續(xù)重整裝置的兩個能耗“大戶” 加熱爐的能耗占整個裝置能耗的 67.3%，而重 整反應加熱爐占的比例最大。 壓縮機的能耗占裝置能耗的 21.6%。 兩項共計占全裝置能耗的 88.9%。因此節(jié) 能措施應主要針對這兩個耗能大項進行 6重整裝置能耗分析 122 6.3 兩種重整工藝能耗對比分析 6重整裝置能耗分析 123 無論何種重整工藝類型，其反應條件對能 耗的影響較

42、大，相同原料條件下： 苛刻度（產品的辛烷值）決定反應條件 苛刻度高 =溫度高、壓力低、氫 /烴比大 =能 耗高 不同的反應苛刻度，其能耗差別較大 6重整裝置能耗分析 124 半再生重整的反應苛刻度小于連續(xù)重整，需要 的反應熱比連續(xù)重整少。 半再生重整的反應壓力（約 1.4MPa）高于連續(xù) 重整 (約 0.24MPa )，循環(huán)氫壓縮機及產氫增壓機 的功率小于連續(xù)重整。 半再生重整比連續(xù)重整能耗低 6重整裝置能耗分析 125 對重整能耗影響最大的是反應爐和循環(huán)氫壓縮機 半再生重整加熱爐的能耗占整個裝置能耗的 76%，壓縮機 的能耗占裝置能耗的 11%。 連續(xù)重整加熱爐的能耗占整個裝置能耗的 67.

43、3%，而重整 反應加熱爐占的比例最大。壓縮機的能耗占裝置能耗的 21.6%。 兩項共計占全裝置能耗的 88%。因此節(jié)能措施應主 要針對這兩個耗能大項進行 ， 6重整裝置能耗分析 126 7降低重整能耗的措施 127 根據以上能耗分析，催化重整裝置的節(jié)能 途徑主要應當是： 提高加熱爐熱效率 降低循環(huán)氫壓縮機功率 選定適當的氫氣壓送壓力 優(yōu)化工藝流程 選用高效設備 7降低重整能耗的措施 128 應通過強化換熱 ， 提高反應進料和分餾塔進料溫 度 ， 同時降低分餾塔的回流比 ， 以降低加熱爐的 熱負荷 結合反應條件的優(yōu)化 ， 降低預加氫循環(huán)氫和重整 循環(huán)氫的氫油比并減少重整氫增壓機壓力平衡的 返回量

44、等措施達到節(jié)能降耗的目的 盡量利用裝置的低溫熱 。 7降低重整能耗的措施 129 提高加熱爐熱效率 -余熱回收 一套典型的催化重整裝置設有加熱爐 8臺，（ 1臺 預加氫進料爐， 4臺重整反應爐， 3臺重沸爐）， 爐子多，熱負荷大，是裝置節(jié)能的重點。加熱爐 有效熱負荷是由工藝過程決定的，因此加熱爐節(jié) 能的主要目標是煙氣余熱回收，提高加熱爐的熱 效率。 7降低重整能耗的措施 130 提高加熱爐熱效率 -余熱回收 重整反應加熱爐用于加熱反應物料（ 5000C）的 負荷只占總負荷的 5360%，輻射室排煙溫度 8000C。 設余熱鍋爐，處理 1噸重整進料其反應加熱爐高 溫煙氣可發(fā)生 3.5MPa蒸汽

45、0.26噸。 自產的蒸汽基本滿足循環(huán)氫透平用。 7降低重整能耗的措施 131 提高加熱爐熱效率 新型高效爐型 -四合一爐 采用高效火嘴 多流路并聯爐管 -降低壓降 加熱爐總熱效率 90%。 7降低重整能耗的措施 132 強化重整反應進料換熱器的換熱量 反應物出口溫度 5000C， 而反應進料要通過加熱爐加熱到大于 5000C。 增加重整進料與反應產物換熱器的換熱量對降低能耗 有重要影響。換熱越多則進料加熱爐的熱負荷越小，同時產物 空冷器的冷卻負荷也越小，對節(jié)能是很有利的。 目前都采用一臺單管程純逆流合金鋼立式換熱器或者焊板式換 熱器 。 這兩種換熱器的傳熱系數高 、 壓降小 、 占地面積小 。

46、 一臺單管程純逆流合金鋼立式換熱器的壓降僅為 0.02MPa左右 ， 而傳熱系數是普通管殼式換熱器的 1.5倍 。 7降低重整能耗的措施 133 換熱器熱負荷， kw 1 6 4 2 8 1 7 3 3 0 1 7 8 5 6 換熱面積， m2 1 0 6 0 1 6 4 0 2 0 2 6 進料 / 產物換熱器 換熱器重量， t 35 50 67 熱流出口溫度， 0 C 140 125 119 冷流出口溫度， 0 C 404 422 432 總傳熱系數， k c a l / h r . m 2 . 0 C 2 6 1 . 7 2 3 9 . 6 2 3 5 . 8 管程 / 殼程壓力降， k

47、 g / c m 2 0 . 0 8 / 0 . 2 1 0 . 0 9 / 0 . 1 9 0 . 1 1 / 0 . 2 1 第一重整爐熱負荷， kw 4 8 1 4 3 9 1 2 3 3 8 6 燃料氣消耗， k g / h r 505 411 355 燃料氣年操作費用，萬元 3 6 3 . 6 2 9 5 . 9 2 5 5 . 6 比前一種方案節(jié)省，萬元 67.7 40.3 換熱器投資，萬元 1 9 2 . 5 275 3 6 8 . 5 比前一種方案增加投資，萬元 8 2 . 5 9 3 . 5 投資回收年限，年 1 . 2 2 2 . 3 2 立式換熱器面積變化對冷熱流出口溫度

48、和反應進料加熱爐影響 7降低重整能耗的措施 134 由表中可見 反應進料 /產物換熱器熱負荷非常大（與四個反應爐的負 荷相差不多） 不同換熱面積對反應進料加熱爐的影響很大，操作費用 變化很大 盡管反應進料 /產物換熱器面積增大很多，但投資回收期 增加幅度不大 增大反應進料 /產物換熱器面積，節(jié)能效果非常好 7降低重整能耗的措施 135 板式換熱器與 單管程純逆流合金鋼立式換熱器 相比，傳熱系數增加 1倍。 能夠進一步減少換熱 器的熱端溫差，增加換熱量，對回收熱量有利。 7降低重整能耗的措施 136 板式換熱器能夠減少換熱器的熱端溫差，增 加換熱量，對回收熱量有利 立式換熱器與板式換熱器比較 立

49、式換熱器 板式換熱器 進料流率， k g / h 94798 94798 管程溫度， ( 入 / 出 ) 9 3 . 9 / 4 5 9 9 2 . 9 / 4 7 2 殼程溫度 , ( 入 / 出 ) 5 1 0 / 1 1 0 . 7 5 1 0 / 1 0 3 . 5 換熱量 , M W 33.60 34.86 進料加熱爐熱負荷， MW 7.67 6.47 產物空冷器熱負荷， MW 8.01 6.74 7降低重整能耗的措施 137 60萬噸 /年連續(xù)重整采用立式與焊板式換熱器的比較 換熱器形式 立式換熱器工況 （基本工況） 焊板式換熱器工況 焊板式換熱器 實際標定工況 換熱面積， m 2

50、 4000 2800 熱流流出口溫度， 0 C 110 100 95.3 1 0 0 . 2 回收熱量， MW 25.9 26.8 27.2 26.8 板換比立換多回收熱量， MW - 0.9 1.3 0.9 節(jié)省燃料 - 噸 / 年 - 688 994 688 萬元 / 年 - 68.8 99.4 68.8 7降低重整能耗的措施 138 與立式換熱器相比，板式換熱器多回收的 1MW的熱 量，約占第一重整加熱爐和重整產物空冷器負荷的 20%和 15%。這兩部分的設備投資和空冷器的操作 費用也會因熱負荷的減少而有所下降。表中沒有考 慮。 7降低重整能耗的措施 139 適當選定循環(huán)氣量降低循環(huán)壓縮

51、機功率 循環(huán)氣量是決定循環(huán)壓縮機功率的重要因素， 它是由反應的氫烴比決定的。氫烴比的大小直 接影響催化劑上的積碳量，應當根據反應的苛 刻度正確地加以選定。 7降低重整能耗的措施 140 項目 原料 A 原料 B 原料組成（ % ） 烷烴 62.2 72.5 環(huán)烷烴 30. 3 22.6 芳香烴 7.5 4.9 產品辛烷值 , R O N 92 97.5 92 97.5 反應壓力 ( M P a ) 8 8 8 8 反應器入口溫度 ( ) 497 509 500 512 空速 (h - 1 , m ) 1.6 1.6 1.6 1.6 氫油比 ( m o l ) 2.5 3 2.5 4 重整應選擇

52、合適的苛刻度和操作條件 7降低重整能耗的措施 141 降低臨氫系統(tǒng)壓力降 臨氫系統(tǒng)的壓力降，決定循環(huán)氫壓縮機的壓縮比， 循環(huán)氫壓縮機的功率隨壓縮比的增加而增加，因 此壓縮比應當盡量減小。隨著重整反應壓力的降 低，要求臨氫系統(tǒng)的壓力降進一步減小。 7降低重整能耗的措施 142 半再生重整 連續(xù)重整 反應器 190 80 加熱爐 180 85 換熱器 90 80 冷卻器 70 20 管線 50 50 合計 580 315 典型的重整裝置臨氫系統(tǒng)壓力降（ KPa） 7降低重整能耗的措施 143 為了降低臨氫系統(tǒng)的壓力降，應采取的措施是： 采用徑向反應器代替軸向反應器； 采用大型單管程立式換熱器或焊接

53、板式換熱器代替多個串 聯的 U型管換熱器； 加熱爐增加并聯流路； 空冷器改用單管程，水冷器增加并聯流路； 布置緊湊，以盡量減少管線長度，同時適當增大管徑； 改進流程，如采用兩段混氫，取消后加氫等。 7降低重整能耗的措施 144 加熱爐增加并聯流路 ， 降低壓降： 大型重整反應加熱爐管的排列方式有兩種：正 U型管式和 倒 U型管式 。 正 U型管式的進出兩個集合管在爐頂部 ， 多 根爐管呈正 U形與兩個集合管相連接；而倒 U型管式的進 出兩個集合管在爐底部部 ， 多根爐管呈倒 U形與兩個集 合管相連接 。 這兩種形式的爐型爐管排列的數目都很多 ， 主要目的是降低流速 ， 減少壓降 。 7降低重整

54、能耗的措施 145 低溫熱的利用 重整有很多低溫熱，如： 與進料換熱后的反應產物，溫度大于 100OC，直接通過空冷冷卻到 40OC左右進高分； 與進料換熱后的穩(wěn)定汽油，溫度大于 100OC，直接通過空冷和水冷 冷卻到 40OC左右后出裝置。 冷卻這些物料所需的冷卻熱負荷很大，因此這些低溫熱量應該 回收 可用這些低溫熱加熱重整余熱鍋爐所用脫鹽水等 7降低重整能耗的措施 146 采用新型塔板 ， 提高分離效率 ， 優(yōu)化操作 條件 結合 工藝要求 ， 采用高效塔板 ， 或適當增加塔板 數 ， 同時優(yōu)化回流比 ， 減小塔底加熱爐和塔頂空 冷器及水冷器的負荷 ， 降低裝置的能耗 。 7降低重整能耗的措

55、施 147 脫戊烷塔不同的理論塔板數對塔底加熱爐熱負荷的影響 理論塔板數 24 28 30 32 34 塔底加熱爐的熱負荷 ( M W ) 6.15 5.4 5.28 5.2 5.14 脫 C6 塔不同的理論塔板數對塔底加熱爐熱負荷的影響 理論塔板數 30 35 38 40 42 塔底加熱爐的熱負荷 (MW ) 7.86 7.2 7.1 7.04 7.0 7降低重整能耗的措施 148 重整工藝為高溫催化反應工藝，能耗較高； 反應苛刻度大其能耗高，連續(xù)重整的能耗高于半 再生重整； 能耗的高低除與反應苛刻度有關外，還與原料種 類、產品的分離要求以及外送氫的最終壓力有關， 因此，重整裝置的能耗不能一

56、概而論； 重整裝置的兩個能耗大戶是加熱爐和循環(huán)氫壓縮 機，節(jié)能重點應在這兩部分； 應采用一些高效節(jié)能的新型設備，如焊板式進料 / 反應產物換熱器等。 7降低重整能耗的措施 149 8.流程改進及提高效益的某些措施 150 8.1關于氫氣提純 8.流程改進及提高效益的某些措施 151 氫氣是重整裝置中一個非常寶貴的副產品，它為工廠 加氫裝置提供了一個廉價的氫氣來源。 為了提高氫氣純度和回收輕烴，重整氫氣常面臨一 個提純問題。隨著重整反應壓力的降低，這問題更加 突出。 8.流程改進及提高效益的某些措施 152 氨冷卻再接觸 ,然后再經預加氫提純氫氣的流程 8.流程改進及提高效益的某些措施 153

57、氫氣提純效果 組成 ( m o l % ) 工況 - 1 工況 - 2 重整氫 再接觸后 預加氫后 重整氫 再接觸后 預加氫后 H 2 76.9 89.4 90.9 84.3 92.1 93.0 C 1 5.3 4.9 4.8 3.5 3.6 3.5 C 2 6.5 3.8 3.0 4.3 2.8 2.2 C 3 5.1 1.3 0.6 3.1 0.9 0.5 i - C 4 1.7 0.2 0.1 1.0 0.2 0.1 n - C A 2.1 0.2 0.1 1.2 0.2 0.1 C 5 + 2.4 0.2 0.5 2.6 0.2 0.6 合計 100.0 100.0 100.0 100

58、.0 100.0 100.0 k g / h 6940 3075 2735 5854 2704 2647 8.流程改進及提高效益的某些措施 154 再接觸操作壓力與溫度對提純效果的影響 8.流程改進及提高效益的某些措施 155 8.2 液化氣回收措施 8.流程改進及提高效益的某些措施 156 穩(wěn)定塔頂氣體中回收液化氣的幾種做法： A. 穩(wěn)定塔前設液化氣回收罐的流程 8.流程改進及提高效益的某些措施 157 B.穩(wěn)定塔頂氣體與增壓機一段出口氣體與油混合吸收的流程 8.流程改進及提高效益的某些措施 158 回流罐頂氣體不同吸收方法的計算結果 A 流程 B 流程 回流罐頂氣體不吸收 脫戊烷油產量 k

59、g/h 64933 64936 64937 戊烷油產量 kg /h 3339 3240 3124 燃料氣產量 kg/ h 19 0 231 含氫氣體產量 k g/h 6510 6626 6510 含氫氣體純度 k g/h 92.70 92.52 92.70 氫氣壓縮機功率， kw 2888 2899 2888 重沸器熱負荷， kw 3871 3865 3847 8.流程改進及提高效益的某些措施 159 8.3 氫氣脫氯問題 8.流程改進及提高效益的某些措施 160 催化重整的產氫中有時含氯 2 6ppm(分 子 )，這樣高含量的氯化物能引起下游裝 置鹽析和腐蝕，因此一般都要在產物離 開重整裝置

60、以前先脫氯。 8.流程改進及提高效益的某些措施 161 脫氯罐典型流程 A 出料 進料 B 8.流程改進及提高效益的某些措施 162 9.安全設施設置的考慮 163 9.1重整循環(huán)氫低流量的聯鎖 9.安全設施設置的考慮 164 重整循環(huán)氫主要作用： 熱載體的作用，使反應加熱爐提供的熱量均勻地分 布于反應器床層并帶離反應器，可以保證催化劑床 層溫度均勻分布并且保證沒有局部超溫現象以保護 催化劑 循環(huán)氫可以使反應物料在催化劑表面上均勻分布， 使催化劑充分發(fā)揮效率 循環(huán)氫的存在可以抑制反應物料的熱裂解以阻止焦 碳的生成 9.安全設施設置的考慮 165 重整循環(huán)氫斷流或流量過低對裝置造成的危害： 催化

61、劑床層超溫并且在催化劑上和反應系統(tǒng)中積 碳，使催化劑失活。 催化劑床層易短路 爐管偏流，局部超溫，嚴重時燒穿爐管，造成惡 性事故發(fā)生 反應進料可能倒入循環(huán)氫管線直至壓縮機，造成 管線震動或損害壓縮機。 9.安全設施設置的考慮 166 多流路加熱爐管排布，流量降低容易偏流、超溫、積碳 積碳形成后，爐管中的介質流量進一步降低，帶走的熱 量就會減少，爐管的溫度進一步上升，積碳進一步加劇， 形成惡性循環(huán)，直至在局部積碳把爐管堵死，造成該爐 管斷流 斷流將很快使爐管局部超溫變紅，嚴重時燒穿爐管造成 惡性事故發(fā)生 在爐管中的積碳很難用吹掃等常規(guī)方法去除，尤其是對 正 U型排列的爐管，灰狀的積碳會堆積在 U

62、型彎的底部無 法排除，發(fā)生這種情況就要全裝置停工把爐管切開進行 處理 9.安全設施設置的考慮 167 循環(huán)氫斷流或者流量降低導致壓力降低，反應進料可 能倒入循環(huán)氫管線直至壓縮機，造成管線震動或損害 壓縮機 重整循環(huán)氫壓縮機來的混氫流量降低到一定程度時， 應采取的保護措施： 自動切斷重整反應加熱爐的燃料以使其降溫 并且應當切斷反應進料 9.安全設施設置的考慮 168 控制方案： DCS輸出一個聯鎖信 號同時關閉重整油 進料泵、進料控制 閥和重整反應加熱 爐燃料控制閥： 9.安全設施設置的考慮 169 9.安全設施設置的考慮 9.2 離心式重整循環(huán)氫壓縮機防喘震系統(tǒng)的考慮 170 離心式重整循環(huán)氫

63、壓縮機不應設置防喘震系統(tǒng)的三個理由： 不必要 循環(huán)氫流程的本身為循環(huán)回路 ， 并且在回路上沒有如流量調節(jié) 閥等的節(jié)流設施 ， 因此不存在喘震條件 ， 所以無須設置防喘震系 統(tǒng) 有害處 一旦由于誤操作等原因使防喘震閥打開 ， 則會造成循環(huán)氫短路 ， 循環(huán)氫不能進入反應系統(tǒng) ， 就會造成如前面所述的系統(tǒng)及催化劑 結焦和損害等安全事故的發(fā)生 有經驗 國外設計基本都不設置防喘震系統(tǒng) 。 國內大多也不設 。 在實際 操作中沒有發(fā)生過問題 9.安全設施設置的考慮 171 9.安全設施設置的考慮 9.3 重沸爐的多流路控制與低流量保護 172 沒有防偏流自動控制和聯鎖保護設施的多流路重 沸爐，易發(fā)生： 進料

64、流量降低時，會發(fā)生偏流 偏流時某根或幾根爐管的質量流量過低 流量過低時發(fā)生爐管結焦，甚至燒穿爐管 為防止多流路重沸爐發(fā)生偏流，應設置進料分支 流路的均流量控制及總流量低流量自動保護聯鎖 系統(tǒng) 9.安全設施設置的考慮 173 9.安全設施設置的考慮 重沸爐的多流路控制與低流量保護方案 174 9.安全設施設置的考慮 9.3 安全環(huán)保系統(tǒng)的考慮： 放空系統(tǒng) 取樣系統(tǒng) 裝卸系統(tǒng) 勞保設施 175 10. 裝置的擴能改造 176 10.1 重整裝置的特點 10.裝置的擴能改造 177 10.1 原則考慮 根據實際情況決定改造目標： 盡量利用現有設備，減少改動的工程量，這是節(jié)約投資的關 鍵，也是改造工程

65、項目存在的必要條件； 改造后的裝置應當具有一定的技術水平以迎接新世紀的挑戰(zhàn)， 這是有關工廠對改造工作提出來的要求； 減少施工對現有裝置生產的影響也是做出好裝置改造工作的 一項重要要求，為此需要合理安排施工工作，交叉作業(yè)，縮 短現有裝置的停工時間。 10.裝置的擴能改造 178 10.2 改造的基本思路 針對我國大部分半再生重整裝置的現狀，對這些裝置消除 “ 瓶頸 ” 的技術改造工作應當在挖潛、優(yōu)化、巧安排上做文章 反應器 我國不少現有裝置中的預加氫反應器偏大，體積空速只有 2h-1， 而我國催化劑現有水平已可將體積空速提高到 6-8h-1，因此即使 處理量提高 3-4倍，預加氫反應器也可以不加

66、大。 重整反應器，除了根據反應要求也可適當調整空速外，可以根 據反應器前小后大的特點，將原有的三、四反作一、二反用， 新建三、四反或者在后邊并聯或串聯一臺反應器。如果原來只 有三個反應器可以在后邊增加一爐一反，即新增加一臺大的反 應器作第四反應器，前邊反應器不動。 10.裝置的擴能改造 179 壓縮機 過去的預加氫氫油比大都比較大，一般在 250Nm3/m3左右， 根據現在經驗， 100Nm3/m3左右就可以滿足需要，因此預 加氫循環(huán)壓縮機往往可以基本不動。 重整循環(huán)壓縮機可以通過調整氫油比、二段混氫等方法盡量 保留原有壓縮機，或者與壓縮機制造廠商量對汽缸活塞作適 當改動。必要時增加一臺壓縮機并聯操作。 加熱爐 考慮到預加氫反應前后溫度變化很小，如果適當增加進料換 熱器的傳熱面積，加熱爐不改動的可能性是存在的。 重整加熱爐則往往需要加大。原有的幾臺反應加熱爐負荷不 等，可以前后調整使用，加長爐管或增加爐管根據數，必要 時要考慮新增一臺加熱爐。 10.裝置的擴能改造 180 塔 催化重整裝置一般有三個塔，即預分餾塔、汽提塔和穩(wěn)定塔， 這些塔應當在挖潛、優(yōu)化的基礎上分別提出改造方案，有的