催化重整工艺

1催化重整工艺

2目录

一. 概述二.基本流程三.工艺过程分析四. 重整工艺专利技术五、重整装置的扩能改造

3一.概述4催化重整的创立与发展催化重整于40年代开始工业化，1949年开始应用含铂催化剂以后得到迅速发展。到2005年底，全世界已有炼油厂661个座，其中催化重整装置年加工能力为4.85亿吨,约占原油加工能力的11.40%。美国催化重整装置年加工能力1.51亿吨，占世界总加工能力的31.12%，居世界第一位，其次分别为俄罗斯和日本，我国居第四位。5催化重整发展最重要的三个里程碑

1．1949年UOP公司铂重整－采用单金属铂催化剂，开始了催化重整工业化的进程；

2．1967年CHEVRON公司铼重整－采用铂铼双金属催化剂，大大改善了催化剂的活性和稳定性，提高了半再生重整的技术水平；

3.1971年UOP公司连续铂重整－催化剂在反应器与再生器之间连续移动，连续进行再生，使催化剂长期保持高活性，将反应苛刻度提高到一个新的水平。6各种催化重整工艺

半个世纪来，催化重整技术不断发展，根据使用催化剂类型、工艺流程和催化剂再生方法的差别，相继出现了许多不同的重整工艺：AirProductsandChemicals公司的胡德利重整（Houdriforming）Amoco公司的超重整（Ultraforming）Exxon公司的强化重整（Powerforming）Chevron公司的铼重整（Rheniforming）UOP公司的铂重整（Platforming）IFP/Axens公司的辛烷化（Octanizing）和芳构化（Aromizing）7我国的催化重整50年代我国开始进行催化重整催化剂及工程技术的研究和开发。60年代初建成一套以生产芳烃为目的，规模2万吨/年的半再生催化重整试验装置。1965年我国自行研究、设计和建设的第一套工业装置投产。8到2005年我国已有67套重整装置建成投产，装置总加工能力2289万吨/年。我国第一套连续重整装置于85年3月投产，到2005年已建成连续重整装置20套，年加工能力1299万吨/年，已超过半再生重整的加工能力。9我国重整装置增长情况1040年来我国重整能力增长情况11我国2005年的催催化重重整装装置半再生生重整整47套990万吨/年连续重重整20套1299万吨/年合计计67套2289万吨/年12重整工工艺重整工工艺包包括重重整反反应、、反应应产物物的处处理和和催化化剂的的再生生等过过程。。根据催催化剂剂再生生方式式的不不同，，催化化重整整工艺艺分为为半再再生重重整、、循环再再生重重整和和连续续（再再生））重整整三种种类型型。原料石石脑油油在进进行重重整反反应之之前，，要先先进行行预处处理，，除去去硫、、氮、、水、、砷、、铅、、铜及及烯烃烃等杂杂质，，并切切割出出适当当馏分分，这这是催催化重重整装装置中中不可可缺少少的一一部分分。13二.基本流流程14原料预预处理理的三三个主主要环环节预分馏馏–切割馏馏分预加氢氢–转化硫硫、氮氮、氧氧化合合物，，饱和烯烯烃，，脱金金属汽提塔塔–脱除H2S，NH3，H2O15预处理理基本本流程程16重整进进料加氢处处理的的精制制油直直接进进入重重整作作原料料；从油罐罐来的的加氢氢精制制油先先进加加氢处处理的的汽提提塔，，脱除除其中中的氧氧和水水分后后再进进重整整作原原料；；未经加加氢处处理的的石脑脑油均均先进进加氢氢处理理精制制后再再去重重整作作原料料。17关于重重整反反应催化重重整反反应需需要在在一定定温度度、压压力和和催化化剂作作用的的临氢氢条件件下进进行，，工艺艺过程程包括括升压压、换换热、、加热热、临临氢反反应、、冷却却、气气液分分离及及油品品分馏馏等过过程。。为了增加氢氢分压以减减少催化剂剂上积炭的的副反应，，设有循环环氢压缩机机使氢气在在反应系统统内循环。。由于重整系系吸热反应应，物料通通过绝热反反应器后温温度会下降降，一般采采用3～4台反应器，，每台反应应器前设有有加热炉以以维持足够够的反应温温度。18重整工艺基基本流程19关于催化剂剂的再生重整催化剂剂的再生包包括烧焦、、氧氯化、、干燥、还还原等过程程。半再生重整整装置催化化剂的再生生在停工后后进行，一一般利用原原有设备按按原有流程程原位进行行（器内再再生），也也可以送往往催化剂制制造厂进行行（器外再再生）；连续重整则则在装置内内专设的催催化剂连续续再生系统统内进行。。20三.工艺过程分分析21（一）原料料预处理关于原料预预处理，在在上一章中中已作了详详细介绍，，这里着重重补充几个个问题：原料的切割割汽提塔的流流程与操作作一种新的预预加氢反应应器装填22原料的切割割既拨“头””又“去尾尾”只“拨头””不“去尾尾”23两个预分馏馏设计方案案计算比较较（以40万吨/年重整装置置为例）采用“拨头头去尾”方方案与只““拨头”不不“去尾””方案相比比，不仅要要多花投资资而且多费费燃料3800吨/年，重整能能耗每吨增增加约419MJ/t(10××104kcal/t)重整进料，，一般讲这这是很不经经济的，因因此重整原原料的“去去尾”应当当尽量在上上游装置的的分馏塔内内完成。24汽提塔的设设计重整原料的的精制除预预加氢反应应外，一个个重要的环环节就是预预加氢生成成油的汽提提，即将预预加氢生成成油中的硫硫化氢、氨氨和水等杂杂质吹脱干干净。在早期的重重整装置中中采用吹氢氢气提的方方法，精制制油中硫含含量约1ppm，水含量约约10～20ppm。目前的重整整设计中，，采用蒸馏馏脱水的方方法，精制制油中硫含含量＜0.5ppm,水含量＜2ppm。25某汽提塔实实际标定结结果26全回流汽提提塔的特点点塔顶温度和和塔底温度度分别由回回流和重整整进料的组组成决定，，不应把它它作为控制制参数；；回流量和加加热量要互互相配合好好，不能各各自孤立的的调整。重重沸炉出口口温度难于于灵敏的反反映加热热热量的变化化，可采用用炉出口偏偏心孔板控控制；塔顶压力是是一个对塔塔的操作影影响比较灵灵敏的因素素，应当保保持稳定。。27汽提塔的操操作经验一平稳：：平稳塔塔的操作，，进料量、、回流量和和加热量都都尽量不变变动。二固定：固固定塔塔顶压力；；固定加热热量或回流流量。三注意：：注意回回流罐液面面有无过低低过高现象象；注意回回流罐切水水；注意维维持适当的的回流量，，回流量不不能超过塔塔的允许负负荷范围，，但不应低低于0.2(对进料重量量)。28一个新的预预加氢反应应器装填催化剂上面面放几层不不同类型的的环形填料料，作为催催化剂的保保护层，据据说可以减减缓反应器器上部的堵堵塞。反应器采用用复合床，，装填两种种不同型号号的催化剂剂，HR-945主要用于烯烯烃加氢，，HR-538主要用于脱脱硫脱氮。。29新反应器的的装填情况况30（二）重整整反应重整的主要要反应是环环烷脱氢和和烷烃环化化脱氢，在在反应过程程中要吸收收大量热量量，因此在在绝热反应应器内物料料反应后的的温度会下下降。为了了补充热量量，维持足足够的反应应温度，反反应要分3~4段进行，每每段反应之之前先在加加热炉内加加热。31重整装置各各反应器内内的主要反反应及温降降反应器名称称主主要反反应组组成成变化温温降℃第一反应器器六员员环烷脱氢氢，烷烃异异构烷烷烃下降降多，芳烃烃有增加70~80第二反应器器环环烷脱氢氢环环烷烃继继续下降，，芳烃有增增加五员环烷异异构脱氢及及开环30~40C7烷烃裂解C5~C6有增加第三反应器器烷烃烃脱氢环化化，加氢裂裂化C7+烷烃减少，，芳烃增加加15~25第四反应器器烷烃烃脱氢环化化，加裂化化C5~C6先增加，后后略有下降降5~10芳烃增加32反应加热炉炉与反应器器的大小各段重整反反应从前到到后其加热热炉负荷逐逐步减小，，而反应器器则逐步加加大。重整反应加加热炉的热热负荷除第第一个炉子子（进料加加热炉）与与进料换热热器的换热热量有关外外，后面三三个炉子（（中间加热热炉）的热热负荷都是是由各段反反应的反应应热决定的的。反应器器从前到后后催化剂的的装料比，，三个反应应器一般依依次为15％，25％，60％，四个反反应器一般般依次为10％，15％，25％，50％。33反应器个数数重整反应器器采用几个个，与反应应苛刻度和和进料组成成有关，有有的采用三三个，有的的采用四个个，是一个个技术经济济问题，应应根据辛烷烷值的要求求和反应热热的大小确确定。反应应段数多则则反应器内内床层温度度变化范围围小，对反反应有利，，但增加一一段反应，，投资要增增加，经济济上不一定定合理。一般装置如如果反应苛苛刻度不高高，产品辛辛烷值RON不超过98，反应热在在1000kJ/kg以下，可考考虑用三段段反应，大大于此数最最好采用四四段反应。。34反应器的结结构重整反应器器有轴向和和径向两种种结构形式式轴向反应器器为空筒式式反应器，，反应物料料自上而下下沿轴向通通过，设备备结构很简简单，但反反应器长径径比必须合合适。径向反应器器内设有分分气管、中中心管（集集气管）、、帽罩等内内构件，反反应物料进进入反应器器后先分布布到四周分分气管（环环形空间或或扇形筒））内，然后后径向流过过催化剂床床层，从中中心集气管管流出。35重整反应器器简图36径向反应器器的优点与轴向反应应器相比，，径向反应应器内部结结构比较复复杂，但气气体流通面面积比较大大，径向流流过床层厚厚度比较薄薄。由于流流体阻力与与流通面积积的平方呈呈反比，与与流通路程程的长度呈呈正比，因因此径向反反应器物流流通过反应应器的压力力降比轴向向反应器小小，有利于于减小临氢氢系统的压压力降。37径向反应器器的流体分分布问题径向反应器器设计中的的一个重要要问题就是是如何使得得流体在整整个流通面面积上均匀匀分布。38对于径向反反应器的扇扇形分气管管，气体从从顶部进来来后，自上上而下随着着气量的减减少速度不不断减小，，即W1>W2，因而P2>P1，静压力下下大上小。。对于中心集集气管，由由于气量自自上而下不不断增加，，速度也不不断增加，，即W1‘<W2’,因而P2‘<P1’，静压力下下小上大。。于是，（P2-P2‘）>（P1-P1’），即分分气管与集集气管的压压力差下部部大于上部部。39克服流体分分布不均匀匀的办法为了克服以以上不均匀匀流动的现现象，可以以考虑以下下几个措施施：扩大分气管管和集气管管的流动截截面积，降降低流速，，使上下压压差沿管长长变化减小小，从而使使气流分布布均匀些。。将分分气气管管和和集集气气管管设设计计成成变变截截面面的的锥锥形形管管，，以以维维持持管管内内流流速速变变化化不不大大，，减减小小管管内内静静压压力力的的变变化化。。分气气管管和和集集气气管管上上下下采采用用不不同同的的开开孔孔率率，，用用小小孔孔阻阻力力的的变变化化补补偿偿管管内内压压力力变变化化。。增加加小小孔孔阻阻力力，，使使其其大大大大超超过过分分气气管管和和集集气气管管内内的的压压力力变变化化。。40一个个实实例例采用用上上述述第第四四种种办办法法，，即即用用减减小小中中心心集集气气管管开开孔孔率率的的办办法法来来减减小小压压力力降降的的差差别别，，以以达达到到流流体体均均匀匀分分布布的的目目的的。。以某某厂厂一一台台已已生生产产多多年年的的半半再再生生重重整整装装置置反反应应器器为为例例，，反反应应器器直直径径1.6m，切切线线高高4.7m，中中心心管管直直径径330mm,中心心管管开开孔孔率率1.54%。按按实实际际标标定定数数据据，，重重整整进进料料量量17.64t/h，氢氢油油比比1460（体体积积）），，平平均均压压力力1.27MPa，平平均均温温度度498oC，催催化化剂剂平平均均粒粒径径φ2.5mm，核核算算物物流流通通过过反反应应器器各各部部分分压压力力降降。。41径向向反反应应器器压压降降核核算算序号号项项目目平平均均线线速速压压力力降降压压降降分分配配m/secKPa%1进口口分分配配头头－－2.4518.82扇形形筒筒小小孔孔0.660.010.13催化化剂剂床床层层0.310.937.14中心心管管外外套套筒筒小小孔孔2.900.030.25中心心管管小小孔孔48.29.6373.8合计计13.05100.042扇形形筒筒与与中中心心管管各各段段静静压压力力变变化化情情况况43径向向反反应应器器不不同同高高度度静静压压差差图图44反应应器器上上下下物物流流的的分分布布情情况况可以以看看出出，，气气体体在在扇扇形形筒筒和和中中心心管管内内的的静静压压力力都都是是有有变变化化的的，，由由于于静静压压力力的的变变化化，，扇扇形形筒筒与与中中心心管管静静压压力力差差自自上上而而下下逐逐渐渐加加大大，，最最大大相相差差175.6mm水柱柱，，占占整整个个反反应应器器计计算算压压力力降降的的13.5%，静静压压差差对对流流量量引引起起的的误误差差为为7%。实际际测测定定，，反反应应器器催催化化剂剂床床层层内内同同温温面面相相差差不不超超过过1度，，说说明明反反应应器器上上中中下下气气流流分分布布基基本本上上是是均均匀匀的的。。45反应应器器的的新新结结构构以上上方方法法是是以以增增加加阻阻力力为为代代价价来来均均匀匀分分布布流流体体的的，，虽虽然然数数值值不不大大，，但但也也不不够够合合理理，，因因此此在在有有些些新新的的连连续续重重整整工工艺艺中中，，物物流流虽虽然然仍仍从从上上面面进进入入反反应应器器扇扇形形筒筒内内，，但但中中心心管管内内收收集集的的气气体体则则由由下下出出改改为为上上出出（（上上进进上上出出））。。这这样样，，尽尽管管扇扇形形筒筒内内自自上上而而下下静静压压力力逐逐渐渐增增加加，，但但中中心心管管内内静静压压力力自自上上而而下下也也是是逐逐渐渐增增加加，，上上下下压压力力降降就就相相差差不不大大了了，，流流量量分分布布比比较较均均匀匀，，因因而而中中心心管管的的过过孔孔阻阻力力可可以以减减少少。。46径向反应器器物料流动动方向47反应器物流流方向对气气体均布的的影响48（三）氢氢气循环为了抑制反反应过程中中催化剂上上积炭，需需要在反应应过程中有有较高的氢氢分压，为为此反应系系统要有大大量氢气循循环。同时时，循环氢氢作为热载载体，对改改善反应器器的温度分分布也有好好处。从产物分离离罐顶出来来的含氢气气体，经循循环氢压缩缩机压缩并并与原料油油混合后，，与反应产产物换热，，在依次经经过各段反反应的加热热炉和反应应器之后，，与原料换换热，再经经空冷器、、水冷器冷冷凝冷却后后返回产物物分离罐，，构成一个个临氢的循循环回路系系统。49关于压缩机机循环氢压缩缩机是保证证氢气循环环的关键设设备。规模模较小的装装置一般采采用电动往往复式压缩缩机，较大大的装置采采用汽动离离心式压缩缩机。由于重整的的氢气纯度度是不固定定的，开工工初期高而而正常操作作时低，气气体密度不不一样，对对离心式压压缩机的操操作性能有有很大影响响，这一点点在选用原原动机时必必须注意。。离心式压压缩机必须须有改变转转速进行调调节的手段段，否则有有可能在开开工时循环环不起来。。50循环氢系统统压力降循环氢系统统压力降的的大小决定定了循环氢氢压缩机的的压差，直直接影响压压缩机的功功率。由于于循环氢压压缩机的功功率是压缩缩比的函数数，压缩比比不仅与压压差有关，，操作压力力高低的影影响也很大大，因此，，对于操作作压力较低低的催化重重整，循环环氢系统要要求有较低低的压力降降，以免压压缩机功率率过大而不不经济。51不同压力降降对循环氢氢压缩机功功率的影响响52降低循环氢氢系统压力力降的措施施采用径向反反应器代替替轴向反应应器采用大型单单管程立式式换热器代代替多台普普通U型管换热器器增加加热炉炉炉管、空空冷器和冷冷却器的并并联流路优化管径改进流程设备布置紧紧凑，减少少管线长度度53典型的循环环氢系统压压力降MPa54（四）进进料换热重整进料换换热器的热热负荷一般般占加热进进料总热量量的80～85％（进料加加热炉热负负荷只占20％左右），，因此换热热的好坏对对装置的能能耗具有举举足轻重的的作用。70年代初纯逆逆流单管程程立式管壳壳换热器问问世，一般般装置只用用1台换热器就就代替了原原来的多台台换热器，，总压降降降低到0.07～0.08MPa；同时由于于纯逆流换换热，没有有错流的温温差影响，，提高了传传热效率。。55立式换热器器这种换热器器除了纯逆逆流的工艺艺特点外，，结构型式式也比较特特殊，进口口有气液分分配板，换换热器内管管程设有膨膨胀节。同同时需要设设置特殊结结构的挡板板以防止设设备振动。。由于进入进进料换热器器管程的物物料是两相相（液体石石脑油和循循环氢气）），必须在在进入众多多换热管子子之前进行行均匀混合合。56立式换热器器传热曲线线实例57并联换热器器两台进料换换热器并联联操作时，，如果气液液两相混合合不均匀，，就会造成成偏流，使使换热效率率下降，这这种情况还还会愈演愈愈烈。并联换热器器的换热温温度：58焊板式换热热器近年来有不不少装置采采用焊接板板式换热器器作重整进进料换热器器。板式换换热器用焊焊接在一起起的波纹板板进行换热热，换热效效率比立式式管壳式换换热器高，，使热端温温差由50～60℃降低到30～40℃，进一步提提高了传热热效率。59单管程立式式换热器焊接板式换换热器60立式换热器器与板式换换热器的比比较立式管壳换换热器板板式式换热器热负荷,MW50.2150.2151.80热端温差,℃494939壳程数211总传热系数数,W/m2.℃270502499总传热面积积,m2465724993396总压降,KPa62.680.881.6管长或设备备长度，米米19.813.414.9设备直径,米1.521.962.05设备重量,吨2×54.836.649.76162（五）反反应加热炉炉由于重整反反应是分段段进行的，，为了提升升由于反应应热而降低低的物料温温度，在每每段反应之之前都设有有加热炉。。早期重整整装置规模模较小，多多采用圆筒筒炉或联合合箱式炉，，目前一般般采用多流流路U型炉管（侧侧烧）或倒倒U型炉管（底底烧）。重整反应加加热炉被加加热物流为为循环氢气气和油气，，体积流率率很大，既既要有利于于加热又要要求压力降降小，因此此存在着一一个多流路路炉管的设设计问题，，并联流路路有时高达达几十路。。63多流路四合合一加热炉炉为了缩小占占地，减少少投资，对对于规模较较大的重整整装置，我我们往往把把四个加热热炉联合在在一起，成成为一个四四合一炉，，炉管采用用U型（集合管管在上）或或П形（集合管管在下）。。64重整加热炉炉的炉管和和集合管65多流路加热热炉的计算算实例以一台加热热介质总流流量为204820kg/h的重整四合合一加热炉炉为例，其其入口和出出口总管管管径为750mm，炉管管径径114×7.6mm，43路并联。由计算结果果可以看出出，尽管炉炉管并联流流路多达43路，但管内内流量不均均匀分配不不超过2%，最高管壁壁温差不超超过2.4C，完全可以以满足工业业生产需要要。66多流路加热热炉物流计计算结果67重整反应加加热炉的余余热回收重整反应加加热炉出入入口温度都都比较高，，出口温度度490～530C，入口口温度度也在在400C以上，，反应应物料料的加加热都都在辐辐射室室内进进行，，而辐辐射室室的热热效率率一般般只有有60％左右右，从从辐射射室出出来烟烟气温温度在在700℃以上，，因此此必须须考虑虑加热热炉的的余热热回收收。典典型加加热炉炉的总总热效效率为为90％，对对流室室利用用的热热量约约占30％。重整加加热炉炉比较较多，，一般般采用用联合合烟道道将烟烟气集集中起起来，，通过过安装装在一一炉或或二炉炉上部部的对对流室室回收收热量量，用用于发发生蒸蒸汽或或加热热其它它物料料。68余热锅锅炉重整加加热炉炉余热热回收收最常常用的的方法法就是是利用用对流流室的的热量量发生生蒸汽汽，为为此需需要设设置一一套余余热锅锅炉系系统。。加热热炉经经余热热回收收后，，热效效率可可达90％以上上，对对装置置能耗耗有决决定性性影响响。以一套套40万吨/年重整整装置置为例例，利利用余余热发发生蒸蒸汽，，可回回收热热量7.7MW，发生生3.5MPa蒸汽9.7吨/时。69余热锅锅炉典典型流流程70（六））反反应产产物的的处理理重整反反应的的产物物需要要进一一步处处理，，分离离成氢氢气、、轻烃烃（燃燃料气气与液液化气气）和和重整整油。。设有有氢气气增压压机、、再接接触设设备和和稳定定塔。。副产氢氢气从从产物物分离离罐出出来，，一般般用增增压机机压缩缩后送送出装装置。。为了了回收收含氢氢气体体中的的轻烃烃，一一个比比较简简单的的办法法就是是设置置一个个再接接触罐罐，使使重整整油与与含氢氢气体体在高高压条条件下下再接接触，，重新新建立立气液液平衡衡，使使含氢氢气体体中轻轻烃溶溶解在在油中中。71关于氢氢气提提纯氢气是是重整整装置置中一一个非非常宝宝贵的的副产产品，，它为为工厂厂加氢氢装置置提供供了一一个廉廉价的的氢气气来源源。为了提提高氢氢气纯纯度和和回收收轻烃烃，重重整氢氢气常常面临临一个个提纯纯问题题。随随着重重整反反应压压力的的降低低，这这问题题更加加突出出。72典型的的再接接触流流程73再接触触的操操作条条件再接触触的效效果与与操作作条件件有关关，压压力越越高温温度越越低效效果越越好。。重整产产氢送送出装装置前前一般般都要要通过过增压压机提提高压压力（（到1.2～2.5MPa）才能能进入入工厂厂氢气气管网网，油油气再再接触触就可可以选选在这这样的的压力力下进进行。。为了降降低再再接触触温度度，油油气在在进入入再接接触罐罐以前前先进进行冷冷却，，用水水可冷冷却到到38～40C，如再再用氨氨或其其它冷冷冻剂剂则可可冷却却到0～4C。74再接触触条件件对氢氢纯度度和轻轻烃回回收量量的影影响75再接触触氢气气提纯纯效果果76氢气脱脱氯问问题催化重重整的的产氢氢中有有时含含氯2～6ppm(分子)，这样样高含含量的的氯化化物能能引起起下游游装置置盐析析和腐腐蚀，，因此此一般般都要要在产产物离离开重重整装装置以以前先先脱氯氯。77脱氯罐罐典型型流程程78稳定塔塔从反应应器及及再接接触出出来的的重整整生成成油中中除C6＋烃类类外，，还含含有少少量C1～C5轻烃，，在送送出装装置以以前，，先要要经过过稳定定塔（（脱丁丁烷塔塔）或或脱戊戊烷塔塔脱除除这些些轻组组分。。塔顶顶出液液化气气或戊戊烷油油和燃燃料气气，塔塔底出出稳定定汽油油或脱脱戊烷烷油。。稳定塔塔回流流罐顶顶的气气体中中含有有不少少丙烷烷、丁丁烷和和少量量C5＋组分分，为为了回回收这这部分分烃类类，稳稳定塔塔回流流罐顶顶的气气体不不直接接排入入燃料料气管管网，，而用用稳定定塔进进料油油吸收收。79稳定塔塔顶气气体的的吸收收80不同吸吸收方方法的的比较较81四.重整工工艺专专利技技术82铂重整整（Platforming）铂重整整（Platforming）是UOP公司开开发的的石脑脑油重重整工工艺，，既既有半半再生生重整整工艺艺也有有连续续重整整工艺艺，使使用的的催化化剂和和操作作条件件不同同。目目前半半再生生重整整采用用R-86催化剂剂，连连续重重整采采用R-270系列（（C5+和氢氢产产率率高高））和和R-230系列列（（积积碳碳少少））催催化化剂剂。。83铂重重整整典典型型操操作作数数据据84胡德德利利重重整整(Houdriforming)胡德德利利重重整整(Houdriforming)是空气气产产品品和和化化学学品品公公司司Houdry分部部开开发发的的工工艺艺，，用用于于生生产产辛辛烷烷值值RON80～100高辛辛烷烷值值汽汽油油组组分分或或芳芳烃烃原原料料，，总总能能力力约约1000万吨吨/年。。采采用用常常规规半半再再生生模模式式，，生生产产芳芳烃烃用用四四台台反反应应器器，，生生产产汽汽油油用用三三台台反反应应器器。。催催化化剂剂为为Pt/Al2O3或双双金金属属。。典型型的的操操作作条条件件是是：：温温度度482～537℃℃，压压力力1.0～2.7MPa，液液时时空空速速1～4h-1，氢氢烃烃比比3～6。85铼重重整整（（Rheniforming）铼重重整整（（Rheniforming）是是Chevron公司司开开发发的的一一种种固固定定床床半再再生生式式石石脑脑油油催催化化重重整整工工艺艺。。它它于于1968年首首次次使使用用铂铂铼铼双双金金属属催催化化剂剂，，使使半半再再生生催催化化重重整整装装置置的的发发展展进进入入一一个个新新的的阶阶段段。。铼重重整整由由一一个个硫硫吸吸附附器器，，三三台台反反应应器器，，一一个个油油气气分分离离器器和和一一台台稳稳定定塔塔组组成成。。硫硫吸吸附附器器将将重重整整进进料料中中的的硫硫含含量量降降至至0.2ppm。采采用用铼铼重重整整F/H催化化剂剂可可以以在在低低压压下下操操作作，，氢氢烃烃比比2.5～3.5，操操作作周周期期在在6个月月以以上上。。86铼重重整整工工艺艺流流程程87辛烷烷值值化化(Octanizing)和芳芳构构化化(Aromizing)辛烷烷值值化化(Octanizing)和芳芳构构化化(Aromizing)是法法国国IFP/Axens开发发的的石石脑脑油油重重整整工工艺艺，，分分别别用用于于生生产产高高辛辛烷烷值值汽汽油油和和芳芳烃烃。。60年代代开开始始工工业业化化，，70年代代开开始始使使用用双双金金属属催催化化剂剂并并开开发发了了连连续续重重整整工工艺艺技技术术。。固定定床床半半再再生生重重整整装装置置操操作作压压力力一一般般为为1.2～2.5MPa，目目前前使使用用的的催催化化剂剂牌牌号号为为RG582和RG682。连连续续重重整整装装置置反反应应压压力力低低达达0.35MPa，使使用用铂铂锡锡催催化化剂剂(生产产汽汽油油用用CR401，生生产产芳芳烃烃用用AR501)。88IFP/Axens重整整（（辛辛烷烷值值化化））典典型型产产率率半再再生生重重整整连连续续重重整整压力力，，MPa1～1.5<0.5辛烷烷值值RONC100102MONC8990.5产率率,重量量%(原料料)H22.83.8C5+838889麦格格纳纳重重整整(Magnaforming）麦格格纳纳重重整整(Magnaforming）是是Engelhard公司司开开发发的的技技术术，，于于1967年在在美美国国首首次次工工业业化化，，将将循循环环氢氢分分段段加加入入，，以以提提高高液液收收和和改改进进操操作作性性能能。。大大约约一一半半的的循循环环氢氢进进入入前前两两个个反反应应器器，，在在缓缓和和条条件件下下操操作作；；全全部部循循环环氢氢进进入入后后部部反反应应器器，，在在苛苛刻刻条条件件下下操操作作。。循环环氢氢的的分分流流，，降降低低了了临临氢氢系系统统的的压压力力降降，，可可以以减减少少压压缩缩机机的的功功率率。。90麦格格纳纳重重整整工工艺艺流流程程91麦格格纳纳重重整整典典型型产产率率原料料（（石石脑脑油油））馏程程，，C67～207组成成，，P/N/A,体积积%55.0/34.4/10.6操作作条条件件反应应压压力力,MPa2.41.71.0产品品,RONC100100100产率率(对原原料料)H2,wt%2.52.83.1C1~C3,wt%8.56.14.0iC4+nC4,v%7.15.23.4C5+,wt%78.981.584.092我国国的的固固定定床床重重整整技技术术50年代代我我国国开开始始进进行行催催化化剂剂及及工工程程技技术术的的研研究究和和开开发发。。60年代代初初建建成成一一套套以以生生产产芳芳烃烃为为目目的的，，规规模模2万吨吨/年的的试试验验装装置置。。1965年我我国国自自行行研研究究、、设设计计和和建建设设的的第第一一套套催催化化重重整整工工业业装装置置投投产产。。以以后后陆陆续续建建成成了了一一批批使使用用各各种种牌牌号号国国产产双双金金属属催催化化剂剂的的催催化化重重整整装装置置，，同同时时根根据据我我国国重重整整原原料料油油的的特特性性和和产产品品要要求求，，先先后后开开发发了了预预脱脱砷砷、、后后加加氢氢、、两两段段混混氢氢和和两两段段装装填填等等工工艺艺技技术术。。9394后加氢在生产芳芳烃的重重整装置置中，为为了脱除除重整生生成油中中的烯烃烃，将最最后1台重整反反应器出出来的物物料通过过换热达达到330℃℃左右，然然后进入入串联的的后加氢氢反应器器，可以以使重整整生成油油的溴价价由0.7g/100g左右降到到0.2g/100g以下，代代替白土土精制。。但会损损失少量量芳烃，，同时增增加了循循环氢压压缩机的的功率，，现在已已很少使使用。95后加氢工工艺流程程96后加氢操操作条件件及效果果后加氢催催化剂3641（Mo-Co-Al2O3）操作压力力，MPa1.61操作温度度,C330重量空速速,h-14.5加氢前重重整生成成油溴价价,gBr/100g0.7加氢后重重整生成成油溴价价,gBr/100g<0.297两段混氢氢根据重整整装置前前后反应应器主要要反应情情况不同同(前面的反反应器以以环烷脱脱氢为主主，后面面的反应应器以烷烷烃环化化脱氢和和加氢裂裂化为主主)，对反应应条件的的要求不不一样，，不少重重整装置置采用了了两段混混氢技术术。据标标定，有有的重整整装置采采用两段段混氢技技术后，，重整生生成油收收率提高高约2%，循环氢氢压缩机机功率下下降约9%。98半再生重重整两段段混氢反反应流程程99两段混氢氢与一段段混氢系系统压降降比较,MPa一段混氢氢两两段混混氢两两段混混氢压降降减少进料换热热器与第第一加热热炉0.270.190.08第一反应应器0.010.010第二加热热炉0.090.080.01第二反应应器0.010.010第三加热热炉0.070.070第三反应应器0.020.020第四加热热炉0.090.090第四反应应器0.040.040产品冷换换设备0.150.110.04合计（系系统总压压降）0.750.620.13100两段混氢氢与一段段混氢的的反应效效果比较较名称称一一段段混氢两两段段混氢反应压力力，MPa1.601.57气油体积积比,Nm3/m31175688/1180体积空速速,h-12.202.18反应温度度,C(入口/温降)第一反应应器495/83.5495/94第二反应应器495/32498/43.5第三反应应器500/15.5502/15.5第四反应应器500/8.0505/7.0总温降,C139160加权平均均床层温温度,C483.7484.1C6+油收率,wt%82.284.2重整进料料芳烃潜潜含量，，wt%38.9840.38重整芳烃烃转化率率，wt%111.7113.1101两段装填填90年代初我我国开发发了固定定床重整整催化剂剂两段装装填技术术。即在在前部反反应器中中装入常常规铂铼铼催化剂剂，在后后部反应应器中装装入高铼铼铂比催催化剂。。中试和工工业运转转数据表表明，采采用两段段装填技技术比全全部装填填常规铂铂铼催化化剂，重重整生成成油研究究法辛烷烷值可提提高1.2~1.7个单位，，重整生生成油收收率可提提高1.0~1.5个百分点点，催化化剂生产产操作周周期也可可以延长长。102催化剂两两段装填填工业典典型数据据原料性质质密度(20℃℃),g/cm30.7351馏程,℃60～180环烷烃+芳烃,wt%51.0反应条件件压力,MPa1.20加权平均床床层温度,℃474.2氢烃比,mol6.6液时空速,h-12.2标定结果C5+收率,wt%91.0C5+RON94.9氢气产率,wt%2.73103我国半再生生重整操作作数据实例例装置置AB原料（石脑脑油）馏程，C67～16673～178组成，烷烃烃/环烷/芳烃,重量%61.2/31.4/7.456.6/37.2/6.2操作条件催化剂CB-6/CB-7CB-11/CB-8一反入口温温度/温降,C482/75498/59二反入口温温度/温降,C487/47498/46三反入口温温度/温降,C502/27500/22四反入口温温度/温降,C505/24500/14体积空速时时-11.812.0氢油比,体积1205一段978/二段1599分离器压力力,MPa1.251.0产品辛烷值值RONC91.094.2产率(对原料)H2,重量%2.152.48稳定汽油,重量%87.985.12芳烃产率,重量%48.749.1104循环再生循环再生重重整也是固固定床型式式，它与半半再生重整整不同之处处是增加了了一台轮换换再生的备备用反应器器。反应器器一般有4～5台，规格相相同，轮流流有一台反反应器切换换出来进行行再生，其其它反应器器照常生产产，催化剂剂经再生后后重新投入入运转。105循环再生重重整工艺流流程106循环再生专专利技术采用循环再再生重整的的有美国Amoco石油公司的的超重整（（Ultraforming）和Exxon公司的强化化重整（Powerforming）。这一工艺的的缺点是所所有反应器器都要频繁繁地在正常常操作时的的氢烃环境境和催化剂剂再生时的的含氧环境境之间变换换，这就要要有很严格格的安全措措施，同时时反应器大大小都一样样以便于切切换，催化化剂的利用用不充分。。由于每一一台反应器器都要能单单独切出系系统进行再再生，所以以流程比较较复杂，合合金钢管线线和阀门比比较多，设设备费用较较大。107末反再生末反再生是是将半再生生和循环再再生相结合合的一种工工艺，是Exxon公司在70年代开发出出来的。在在固定床重重整的三台台或四台反反应器中，，最后一台台反应器中中的催化剂剂装量约占占总量的一一半，但积积碳较快。。当重整装装置反应能能力下降时时，前面几几台反应器器的催化剂剂往往还具具有相当高高的活性，，但因末反反应器催化化剂失活而而只能一起起停工再生生。因此，如果果加上一个个再生系统统，使最末末一台反应应器在装置置进行生产产的情况下下单独进行行再生，即即末反再生生，就可以以提高反应应的苛刻度度，延长开开工周期。。在末反进进行再生的的过程中，，前面的反反应器可在在暂时降低低辛烷值的的情况下继继续生产。。108末反再生重重整工艺流流程109连续重整工工艺连续重整是是设有催化化剂连续再再生系统的的重整工艺艺，正常生生产期间催催化剂在反反应器和再再生器之间间连续移动动。由于催催化剂上的的积碳可以以在重整反反应不停工工的条件下下及时除掉掉，允许重重整在苛刻刻度比较高高的反应条条件下操作作，压力和和氢油比比比较低，产产品收率比比较高，而