炼油厂化重整装置生产原理及工艺

1、炼油厂催化重整车间炼油厂催化重整车间2008年2月20日 大庆石化公司炼油厂催化重整车间是我国第一套催化重整装置，是新中国炼油行业中的“五朵金花”之一，有着光荣的历史传统。本装置为催化重整抽提联合装置，于1965年12月份试车投产，由原石油工业部北京设计院负责设计。 2002年7月8日10月1日改造后，以初顶石脑油、加氢裂化重石脑油为原料。设计原料油干点为：初顶石脑油馏程为初馏159、常顶加氢汽油馏程为初馏155、加氢裂化石脑油馏程为70180、加氢裂化重石脑油馏程为78170。 主要产品有：石油苯、高辛烷值汽油调和组分。 副产品有：抽余油、氢气、轻汽油、戊烷油、瓦斯。 重整装置(以重整进料为

2、准)生产能力为30万吨年。其中预分馏、预加氢系统为20万吨/年，脱水系统30万吨/年，抽提部分按原有处理能力为12万吨/年。精馏部分按原有处理能力为7.2万吨/年。一、催化重整装置工艺流程简述 催化重整装置可分为五个大的部分：预处理部分、重整部分、抽提部分、精馏部分、辅助生产部分。以下我们要详细介绍本装置各部分的工艺流程 常顶料预分馏预加氢辅助系统重整抽提精馏汽油二加氢来料重整抽提精馏瓦斯轻烃苯余油汽油预处理部分预处理部分预分馏塔系统预分馏塔系统预加氢系统预加氢系统蒸发脱水塔系统蒸发脱水塔系统 初顶直馏石脑油自罐区(输转87单元47罐区54、55、56罐)来，经预分馏进料泵（泵-101、102

3、）升压后进入预分馏进料换热器（换-102）加热，然后进入预分馏塔（塔-101），塔顶分出不适宜重整进料的轻馏分，塔底馏出物去预加氢。塔顶馏出物经空冷-103和冷凝器换-103冷凝冷却成液体，其中一部分作为塔顶回流，一部分作为轻汽油送出装置。回流罐内的不凝气靠自压去原油稳定的轻烃分离装置，或作为燃料瓦斯去低压瓦斯管网。塔底馏出物经加氢进料泵（泵-201、202）送出，与来自氢气循环压缩机（机-201、202、203）出口的氢气混合，经过预加氢换热器（换-201）换热、预加氢炉（炉-204）加热，然后进入预加氢脱砷反应器（反-201/1）、预加氢反应器（反-201），在脱砷剂(ras3)、预加氢催

4、化剂(dz-1)的作用下脱除原料油中的as、pb、hg、cu、n、s、h2o等有害杂质，并使烯烃达到饱和，反应后的产物经换热、冷却与来自界区外的(加氢装置57#罐区)加氢裂化重石脑油汇合，进入预加氢油气分离罐（容-201/1），分离出的氢气经脱氯后送去二加氢车间，液相作为重整原料靠自压经换热去脱水系统。工艺原理： 预加氢精制的目的主要是除去重整原料油中的含硫、氮、氧化合物和其它重整催化剂的毒物。如砷、铅、铜、汞、钠等。以保护重整催化剂。预加氢过程可以把原料中的硫、氮、氧、烯烃和金属杂质，分别转化为易于除去的h2s、nh3、h2o、和饱和烃，这就是预加氢精制的作用原理。 预加氢反应用的催化剂有许

5、多种，常用的有钼酸镍催化剂。我装置使用过3665催化剂，3761钼钴镍，其性能很好，还用过dz-1钨镍催化剂，目前我装置使用的是大庆研究院研制的dz-1钼钴镍催化剂，主活性金属钼(mo)通常含量为1317，助剂镍(ni)或钴(co)为23，nio为1.41.9其余为单体氧化铝 (al2o3)。主要的反应过程 （a）脱硫反应： rhs + h2 rh + h2s rsr + 2h2 rh + rh + h2s rssr + 3h2 rh + rh + 2h2s（b）脱氮反应： 氮是重整进料中最难除去的毒物，脱氮反应平衡的移动主要取决于反应压力在不同催化剂的脱除速率不同，通常钼酸镍催化剂优于钼酸钴

6、催化剂。脱氮速度比脱硫速度小，故加氢进行的深度以脱氮率合格为基准，当氮化物全部除掉，其它杂质即可完全达到规定的要求。 rnh2 + h2 rh + nh3（c）烯烃饱和反应： 烯烃饱和生成烷烃，其加氢反应速度比脱硫反应略慢，原料由于烯烃的存在，会增加催化剂上的积碳，缩短生产周期。 cnh2n + h2 cnh2n+2 烯烃饱和的程度，可用溴价表示，一般要求重整原料油溴价1克br100克油。（d）脱氧反应： 原料油含氧化合物的脱除，在加氢条件下，使氧与氢生成水及相应的烃分子，通常很容易脱除，原料中的含氧化合物，主要是环烷酸，在二次加工产品中也有酚类，如不除去，当进入重整后，加氢反应生成水，会使系

7、统中存水过多，从而使催化剂减活。 ro + h2 r + h2o（e）脱金属反应： 脱金属，金属是以金属有机化合物的形式存在，它在加氢条件下，使金属还原成元素状态，吸留于催化剂表面，有机化合物变成相应的烃，工业装置中能使含砷为50500ppb的原料油，经预加氢后，完全除去。 除金属杂质留于催化剂中外，油中h2s、nh3、h2o还需进一步气提除去。（二）、重整部分 预加氢分离罐（容-201/1）内的液体作为重整原料靠自压进入脱水塔（塔-201），经脱水塔的分离，将重整原料中水含量降至5ppm以下。脱水塔底油作为合格的重整原料经重整进料泵（泵-206、207）升压，与循环氢气压缩机（机-201、2

8、02、203）排出的循环氢混合（为重整一段混氢）后，进入立式重整换热器（换-204）的管程后与自第四重整反应器（反-202/4）来的重整反应产物换热，再进入重整炉-1（炉-202/1）、重整第一反应器（反-202/1），接着进入重整炉-2（炉-202/2）、重整第二反应器（反-202/2）。从重整第二反应器出来的反应产物，与立式重整换热器（换-204/1）管程出来的循环氢混合（为重整二段混氢），循环氢的热量来源于重整第四反应器出来的重整反应产物。重整二段混氢后进入重整炉-3（炉-202/3）、重整第三反应器，接着进入重整炉-4（炉-202/4）、重整第四反应器（反-202/4）。重整第四反应器

9、出来的重整反应产物经与重整进料、二段混氢换热，再经过重整冷却器（换-205/16）冷至小于40进入重整高分罐（容-203）进行气液分离，罐顶分出的含氢气体大部分去循环使用，其余部分即重整反应副产品的含氢气体送出装置。罐底的重整生成油经稳定塔进料泵（泵-210/1、2）或经该泵跨线送至稳定塔（塔-202）第11层，塔顶油气经冷 却进入稳定塔顶油气分离罐（容-202），未凝气分出送给原油稳定分出轻烃或进入全厂瓦斯管网。容-202内液体用稳定塔回流泵（泵-204、208）送出，一部分作稳定塔顶回流，一部分（c5馏分）经轻汽油线送出装置。稳定塔上部侧线为c6组分经换-211换热和换-320/2冷却后送

10、入抽提部分的容-319作抽提原料。稳定塔底的c7 以上组分经冷却后送出装置作高辛烷值汽油调合组分。工艺原理 在各种烃类中，如果碳原子数相同，正构烷烃的辛烷值比异构烷烃低得多，环烷烃的辛烷值又比芳香烃低。直馏汽油中主要成份是正构烷烃和环烷烃，催化重整之目的就是在一定温度、压力、氢油比条件下通过催化剂的作用，将正构烷烃和环烷烃分子中的原子重新调整排列转化生成分子量相近或相等的芳香烃和异构烷烃，从而获得高辛烷值汽油和各种轻质芳香烃。 目前常见的催化重整，是原料油以气相状态通过催化剂，生产含有单、双环芳香烃和异构烷烃的重整产物。原料在催化剂上进行的化学反应主要有以下几种：即六元环烷烃脱氢生成芳香烃，五

11、元环烷烃异构化脱氢生成芳香烃；异构化和加氢裂化等。上述反应可分为三类反应。 甲基环已烷脱氢生成甲苯二甲基环已烷脱氢生成二甲苯c c + 3h2 这类反应使催化重整生成芳烃，是重整过程生成芳烃的主要反应，也是提高汽油辛烷值的主要反应和产生氢气的主要来源，这类反应的特点是a、芳构化反应：六元环烷烃脱氢反应原料油中，六元环烷烃脱氢反应生产芳香烃，它包括环已烷脱氢生成苯。如甲基环戊烷异构生成环己烷再脱氢生成苯+ 3h2 + 3h2二甲基环戊烷异构生成甲基环已烷再脱氢生成甲苯c c cc三甲基环戊烷异构生成二甲基环己烷再脱氢生成二甲苯c c c cc cc+ 3h2 这类反应综合热效应也是强吸热反应，反

12、应热一般为2.12.3兆焦c 这类反应首先是烃的异构，生成六元环烷烃，再脱氢生成芳烃(在一定的工艺条件下，依赖重整催化剂进行反应)。五元环烷烃异构化脱氢反应强烈吸热，一般为2.12.4兆焦公斤，反应时体积增大。 公斤，反应分两步进行，首先是异构化反应，异构化反应是热效应 较小的放热反应。 其次是脱氢，这是强吸热反应。可见，低温有利于异构化，高温有利于脱氢。但在重整温度范围内，异构化反应较慢，在未达到平衡之前 ，升高温度，可以加快生成环烷烃，而高温迅速将六元环烷烃生成了芳烃，所以混合物中六元环烷烃不会积累到影响异构化反应达到平衡的程度。 五元环烷烃在直馏原料中占相当大的比例，因此将五元环烷烃转化

13、为芳烃是提高芳烃产率的重要途径，同时也大大提高了汽油的辛烷值。如二甲基环戊烷转化为甲苯时，辛烷值可以从75提高到124。 烷烃环化脱氢反应 只有碳六以上的烷烃环化才能生成五元以上环烷烃，异构或直接生成六元环，最后脱氢生成芳烃。 ch3 ch2ch2ch2ch2ch2ch3 + h2c c 在我国多数原油中，直馏分含烷烃5060，其中正构烷烃又占近半数，促进这类反应对提高汽油辛烷值和增产芳烃有很重要的意义。 烷烃环化脱氢反应也是强吸热反应，反应热一般为2.52.6兆焦公斤。温度升高，对提高芳烃产率有利。 烷烃环化脱氢反应也是体积增大的反应。工业生产中为了提高环化脱氢反应的速度，以利于生产芳烃，常

14、采用较高温度，并适当降低压力等手段来达到这一目的。 b、异构化反应。 各种烃类在重整催化剂的活性表面上都能发生异构化反应，如：nc7h16 ic7h16c c c+ 4h2h2+ 4h2nc6h14 这类反应(烷烃和五元环烷烃异构化反应)是放热反应，但热效应不大，大约0.17兆焦公斤。 c、加氢裂化反应 在催化重整条件下，各种烃类都能发生加氢裂化反应，加氢裂化是一个复合反应，可以认为是裂化、异构化和加氢三种反应组成。c+ h2 ch3ch2ch2chch3 ch3 h c ch3 ch3 + h2 + c3h8 前面已经讲过，异构化反应对五元烷烃异构脱氢生成芳烃很有意义，而大于c6正构烷烃在重

15、整过程中也可异构化生成异构烷烃，部分异构烷烃再环化脱氢生成芳烃，异构烷烃的辛烷值很高，所以正构烷烃异构化也是提高辛烷值的重要途径。 这类反应是不可逆的放热反应。加氢是个强放热反应，裂化是个弱吸热反应，异构化的热效应很小，综合起来是放热反应。 （三）、抽提部分 加氢裂化反应不能获得芳烃，同时裂化反应生成裂化气，又影响汽油收率，所以工业生产中，不希望发生加氢裂化反应，避免脱戊烷油收率下降。抽提部分抽提部分 抽提系统抽提系统 抽提溶剂再生系统抽提溶剂再生系统 容-319中的抽提原料用抽提塔进料泵（泵-302、303）送入抽提塔（塔-302）的中下部，与塔顶进入的四乙二醇醚溶剂进行逆流接触，抽提塔顶的

16、非芳烃（抽余油） 经换-305冷却后依次通过非芳烃沉降塔（塔-304）和非芳烃水洗塔（塔-305），然后经非芳烃沉降罐（容-309/1）除去其中的含溶剂水后，去正己烷装置，作为生产溶剂油的原料。抽提塔底富含芳烃的溶剂靠自压进入汽提塔顶部的闪蒸罐，由于压力骤降，轻质非芳烃、部分苯和水蒸发出来，没有蒸发的液体流入汽提塔（塔-303），经过汽提分离。被汽提出的芳烃和水与闪蒸罐顶出来的轻质非芳烃、部分苯和水相混合一起进入空冷-307/13和换-307/15进行冷凝冷却。冷凝冷却后的油、水进入回流芳烃脱水罐（容-302）进行油水分离，容-302内的油经回流芳烃泵（泵-307、304）打入抽提塔底部作为回

17、流芳烃用。从汽提塔（塔-303）中部第21层侧线抽出芳烃及水汽经空冷-308和换-308/13冷凝冷却后进入芳烃脱水罐（容-303），分离出的芳烃送入芳烃中间罐（容-314）。从容-302、303中分离出的水流入汽提水罐（容-304），用汽提水进料泵（泵-312、309）抽出大部分经汽提水加热器（换-306）与汽提塔底贫溶剂换热入塔-303作为汽提蒸汽用，少部分打入非芳烃水洗塔（塔-305）作水洗非芳烃用。 汽提塔底贫溶剂经贫溶剂进料泵（泵-305、306）抽出，经换热后，绝大部分送回抽提塔顶循环使用，少部分送减压塔（塔-307）进行再生。 在抽提操作过程中溶剂会逐渐变质，则需从泵-305、3

18、06出口线引出一路贫溶剂与减压塔底循环泵（泵-314、315）的溶剂一同经热载体加热后进入减压塔。减压塔顶侧线抽出没有变质的溶剂，经减压塔回流泵（泵-316、317）升压一部分打回流，一部分送至贫溶剂进料泵（泵-305、306）打回抽提塔（塔-302）顶循环使用，减压塔底溶剂经塔底泵与系统来的贫溶剂汇合，经热载体加热后回塔底循环，每隔一段时间，老化的溶剂从减压塔底被排出。 工艺原理： 芳烃抽提原理是利用芳烃和非芳烃在溶剂中溶解度的差异，它的必要条件是溶剂的加入要形成组成不同和密度不同的两个液相。本装置采用四乙二醇醚为溶剂，这种溶剂和重整生成油混合后，生成两个液相，一个液相为溶剂和能够被溶剂溶解

19、的芳烃，称为提取相(也称抽出液)，另一个液相为基本不溶于溶剂的非芳烃，称为提余相(也称抽余液)。两相液层分离后，再用汽提的方法将溶剂和芳烃完全分开。 溶剂再生是利用溶剂和其他的杂质在同一压力下沸点不同的原理，将溶剂与杂质分离，达到循环利用的目的。为了防止溶剂在高温下分解，该过程是在一定的真空度下进行的。（四）、精馏部分 芳烃中间罐（容-314）中的芳烃经苯塔进料泵（泵-322、323）抽出，并经白土塔进料换热器（换-315/1、2）及白土塔进料加热器（换-316）加热至120185后进入芳烃白土精制罐（容315/1、2），经白土处理后的芳烃，再经换-315/2换热至90140后进入苯塔（塔-3

20、08），在苯塔上部第44层抽出成品苯，经苯成品冷却器（换-318）冷却后入苯中间罐（容-316/14），经化验合格后用泵-328送出装置。 塔顶出来的苯蒸汽经空冷-317和换-317/1、2冷却进入苯回流罐（容-306），脱水后的苯用苯回流泵（泵-324、325）抽出，全部打回塔顶作回流。 塔底物料由甲苯进料泵（泵-329、330）抽出先经过换-315/1换热，然后送至管-276线与稳定塔底油混合经汽油冷却器（换-212）冷却作为高辛烷值汽油调合组分送出装置。工艺原理： 芳烃精馏过程是根据被分离的液体混合物中各组分的相对挥发度不同，使汽液两相多次部分汽化与冷凝，进行传质、传热，最终达到分离的目

21、的。本装置正是利用苯与其他芳烃的相对挥发度不同，经过多次的部分汽化与冷凝，最终将苯与其他芳烃分离出来。在操作过程中主要是控制温差，并与塔顶回流量串级操作。(五）、辅助生产部分辅助生产部分辅助生产部分热载体系统热载体系统瓦斯系统瓦斯系统脱氯系统脱氯系统 辅助系统的热载体部分的柴油贮罐内的热载体由热载体循环泵（泵-401、402）抽出，热载体分两路(并联)经原对流室和“四合一”对流室后，汇合进入热载体炉（炉-401）加热，再分别进入各加热设备使用后返回柴油贮罐。二、重整装置物料平衡图初顶石脑油 加氢裂化重石脑油 燃料气 拔头油 副产氢气 c5-组分 抽余油 苯 高辛烷值汽油 损失 合计 合计 18

22、0200 150000 330200 9872 30200 36328 14800 51216 17216 170376 192 330200 单位t/a 三、重整装置关键控制点及控制方法（一）、预加氢反应温度控制（1）控制范围预加氢反应器入口温度ti220101：260360。（2）控制目标设定反应温度波动不超过2。（3）相关参数炉204出口温度trc120402、预加氢进料量、新氢流量。（4）控制方式1）通过加热炉204出口温度与瓦斯流量串级调节控制预加氢反应器入口温度。2）预加氢进料量由frc420104控制。3）新氢流量由frc420101控制。混氢油至201/1混氢油至201来炉20

23、4燃料气调节方法进料量波动稳定进料量。 新氢流量波动控稳新氢流量瓦斯压力波动联系调度稳定瓦斯压力（5）正常调整（6）异常处理影响因素调节方法仪表失灵、控制阀故障仪表失灵立即改手动控制，控制阀故障立即改付线控制，联系仪表处理。循环氢中断引起超温加热炉紧急降温，迅速恢复供氢；无法恢复供氢则进入紧急停工状态预加氢进料泵故障立即开启备泵，如备用泵不能开启，加热炉迅速降温处理；继续保持循环氢循环，等待恢复正常生产。瓦斯压力降低（小于0.2mpa），反应器入口温度降低联系调度提高瓦斯压力，如瓦斯压力提不上来，可降低进料量维持生产。（1）控制范围预加氢高分压力prc-620101：0.91.3 mpa。（2

24、）控制目标设定反应压力波动不超过0.02 mpa。（3）相关参数反应器入口压力pi220103、新氢流量。（4）控制方式由预加氢高分r201/1顶氢气排放量控制。r 2 0 1 / 1预 加 氢 反 应 产 物去换601去高压瓦斯管网（5）正常调整影响因素调节方法循环氢量波动控稳循环氢量后冷效果差检查后冷工作情况，及时排除故障，调节后冷温度不高于40。（6）异常处理影响因素调节方法仪表失灵、控制阀故障仪表失灵立即改手动控制，控制阀故障立即改付线控制，联系仪表处理。压缩机停机，压力下降按7.3.1 循环氢压缩机故障事故处理预加氢临氢系统泄漏引起压力降低压力低于0.9mpa且无法恢复压力时进入紧急

25、停工状态，查找原因排除故障后恢复生产。（1）控制范围重整各反入口温度ti220201、ti220203、ti220205、ti220207：470520。（2）控制目标设定反应温度波动不超过2。（3）相关参数trc120206、trc120207、trc120208、trc120209、ti220202、ti220204、ti220206、ti220208，进料量、循环氢量、进料组成变化。（4）控制方式由各反炉出口温度和入炉瓦斯压力串级调节控制各反应器入口温度。202/4202/3202/2202/1重整生成油二段混氢混氢油自换热器来高压瓦斯f202/3f202/4f202/2f202/1（5

26、）正常调整影响因素调节方法进料量波动稳定进料量循环氢量波动控稳循环氢量瓦斯压力波动联系调度稳定瓦斯压力（6）异常处理影响因素调节方法仪表失灵、控制阀故障仪表失灵立即改手动控制，控制阀故障立即改付线控制，联系仪表处理。瓦斯组成变化大热值低可适当打开轻汽油串瓦斯控制阀，向瓦斯里串入轻汽油。重整进料泵故障立即开启备泵，如备泵不能开启，加热炉立即紧急降温，按7.3.2 重整进料中断事故处理。循环氢中断加热炉立即降温，迅速恢复供氢，如无法恢复供氢，按7.3.1 循环氢压缩机故障处理。（1）控制范围r-203压力：0.81.2 mpa。（2）控制目标设定反应压力波动不超过0.02 mpa。（3）相关参数f

27、202/1入口压力pi220201、各反应器入口温度、循环氢流量、进料量。（4）控制方式重整高分r-203顶氢气排放量控制。r203重 整 生 成 油去换601去高压瓦斯管网（5）正常调整影响因素调节方法进料量波动稳定进料量。循环氢量波动控稳循环氢量。反应器入口温度波动控稳各反应器入口温度。后冷效果差检查后冷工作情况，及时排除故障，调节后冷温度不低于40。（6）异常处理影响因素调节方法仪表失灵、控制阀故障仪表失灵立即改手动控制，控制阀故障立即改付线控制，联系仪表处理。增压机故障，压力上升立即将r-203顶氢气改入高压瓦斯管网。重整临氢系统泄漏引起压力降低压力低于0.8mpa且无法恢复压力时进入

28、紧急停工状态，查找原因排除故障后恢复生产。（1）控制范围汽提塔底温度trc330303：1151453。（2）控制目标汽提塔底温度130。（3）相关参数trc330303、富溶剂流量、贫溶剂流量、热载体温度、热载体压力。（4）控制方式由汽提塔底温度和热载体流量串级调节控制。热载体热 载 体t - 3 0 312 24 0h - 3 0 9 / 1h - 3 0 9 / 2（5）正常调整影响因素调节方法热载体流量波动改手动控制，稳定热载体流量富溶剂量波动稳定富溶剂流量贫溶剂量波动稳定贫溶剂流量热载体温度波动控稳热载体炉出口温度热载体压力波动稳定热载体压力（6）异常处理影响因素调节方法仪表失灵、控

29、制阀故障仪表失灵立即改手动控制，控制阀故障立即改付线控制，联系仪表处理。 （六）、（1）控制范围苯塔温差tdrc-330801：0.52.5。（2）控制目标苯塔温差tdrc-330801：0.51.5。（3）相关参数tdrc-330801、侧线抽出量、进料量、进料温度、塔底温度。（4）控制方式由苯塔温差和塔顶回流量串级调节控制。塔顶回流t-308（5）正常调整影响因素调节方法回流量波动改手动控制，稳定回流量侧线抽出量波动稳定侧线抽出量进料量波动稳定进料量进料温度波动控稳进料温度苯塔底温度波动稳定苯塔底温度波动（6）异常处理影响因素调节方法仪表失灵、控制阀故障仪表失灵立即改手动控制，控制阀故障立

30、即改付线控制，联系仪表处理。四、重整装置进行过的技术改造及改造后装置的情况 2002年装置大改造 本车间在2002年经过了一次大规模的改造，处理量由之前的15万吨/年提高到30万吨/年，相应的工艺流程和参数也发生了较大的变化，以下是改造的具体工艺流程。（1）预处理部分 改造后，本装置在120万吨/年加氢裂化装置投产前预处理部分原料为初顶石脑油、加氢裂化石脑油209720吨/年，为重整部分提供178800吨/年进料，与改造前预处理部分的规模相近，因此，对预处理部分做适当的调整，不必进行大范围改造。120万吨/年加氢裂化装置投产前后该装置的预处理部分原料初顶石脑油180200吨/年，为重整系统提供

31、150000吨/年原料。 120万吨/年加氢裂化装置投产前重整料不足部分用加氢汽油补充（121200吨/年），120万吨/年加氢裂化装置投产前后重整料不足部分用加氢裂化重石脑油补充（150000吨/年）。补充原料中除了水含量和硫含量超标外，其它杂质含量均可满足重整进料要求，不需预加氢处理。（2）重整部分 重整部分的原料由15万吨/年改扩为30万吨/年，工艺技术仍采用固定床半再生重整工艺，重整部分采用分段混氢，低氢油体积比600：1（一段）和1200：1（二段）；采用新型催化剂cb-6/cb-7分段装填；采用立式换热器；一、二反应器采用轴向热壁式反应器；三、四反应器采用径向热壁式反应器。对工艺流

32、程作适当调整，对部分设备作必要的改造，以满足120万吨/年加氢裂化装置投产前、后不同的重整原料。（3）芳烃抽提和精馏部分 对工艺流程和操作条件作适当调整，汽提塔加热器加热介质由蒸汽改为热载体，抽提溶剂由三乙二醇醚改为四乙二醇醚，苯塔加热器加热介质由热载体改为蒸汽。（4）加热炉部分 “四合一”加热炉具有热效率高、压降小、单位面积热强度高等的特点，易于节能降耗。新建“四合一”重整炉替换原第一、二、三、四重整加热炉；原重整炉-1（炉-202/1）改为预加氢加热炉-204；原重整炉-2（炉-202/1a）改为稳定塔重沸炉-201；原重整炉-4（炉-203）改为分子 筛再生炉501；将原重整炉-3（炉-

33、202）改作热载体炉-401，热载体的热量首先取自新建“四合一” 重整炉的对流室和原联合对流室，不足部分的热量由热载体炉-401提供。 2007年的改造 在今年的6月份在检修期间我们又对该装置进行了一些小幅度的改造，具体的改造内容有以下几点（1）完善了压缩机的氮气置换流程，压缩机在备机状态下,始终处在氮气微正压的保护下,消除了混进空气的可能,使压缩机的使用更加安全.（2）增加了机204、205改高压瓦斯控制阀，增压机意外情况下（如振动值联锁动作等因素造成）停车，系统会憋压,威胁安全生产，如仅靠人工处理，进行各处改线卸压，操作上会手忙脚乱。增加余氢去高压的应急控制可避免上述意外。（3）对压缩机的脱液系统进行了完善，其中机201、202以及压缩机的入口集合管的脱液线路增加了透镜。可以十分方便直观的观察积液情况,降低了压缩机带液的风险。（4）增加了瓦斯速断阀，在重整反应系统混氢量不足时可迅速断开炉204、