连续重整基础知识培训

连续重整装置基础知识培训资料

炼油厂芳煌车间

2002年4月

目录

1概述

1.1装置概况

1.2主要生产工艺及特点

1.3主要产品规格

1.4催化剂及化学药剂

2、生产方法和基本原理

2.1预加氢反应

2.2预加氢的操作参数

2.3重整反应

2.4重整反应的影响因素及操作参数

2.5重整催化剂还原

2.6重整催化剂的还原（再生）

3、工艺流程简述

3.1预处理部分（100单元）

3.2重整部分（200单元）

3.3催化剂再生部分（300单元）

4、主要操作条件

4.1预处理部分

4.2重整部分

4.3催化剂再生部分

5、设备汇总表

6、设备简介：

6.1往复压缩机专用水站

6.2预加氢循环氢压缩机K-201

6.3再生气循环压缩机K-3O1

6.4提升氮气压缩机K-3O2

6.5连续重整补充空气压缩机K-304

6.6重整氢增加机K-202

1概述

芳煌车间40万吨催化重整装置是由北京设计院设计，其中催化剂再生部分采用法国

IFP工艺包。该装置以直储石脑油及经加氢处理后的焦化石脑油为原料,采用连续重整技术，

生产高辛烷值汽油组分，实现全厂汽油升级换代，同时为PX装置提供部分原料，副产的氢

气为现有的加氢装置提供氢气原料，富余的部分供化肥厂用。

本装置重整部分的反应苛刻度按RON104设计。

1.1装置概况

1.1.1装置规模

预处理部分设计规模为47.45X104t/a,

重整部分设计规模为40X104tza,

催化剂连续再生规模为480kg/h。

1.1.2装置组成

本装置由预处理部分（100单元）、重整部分（200单元）、催化剂再生部分（300单元）、

公用工程部分（400单元）及余热锅炉（500单元）等儿个部分组成。

1.1.3工艺技术路线

本装置采用目前国内外最先进的超低压重整反应及IFP最新催化剂连续再生工艺技

术。

1.1.4主要产品及副产品

高辛烷值汽油组分32.69/32.11X104t/a（初期侏期）

液化气2.65/3.24X104t/a（初期/末期）

含氢气体4.38/4.35X104t/a（初期/末期）

其中：纯氢1.55/1.34X104t/a（初期/末期）

轻石脑油7.33X104t/a

燃料气0.40/0.42X104t/a（初期/末期）

1.1.5节能措施

a）合理利用余热资源

本装置中的重整“四合一”反应炉由于其操作温度高，且为纯辐射炉，烟气排放温度

为713℃。为了回收烟气余热，在“四合一”反应炉顶对流段设计一套蒸汽发生系统以回收

余热，产生3.5MPa蒸汽约9.7吨/时，使加热炉总效率达90%。

b）重整“四合一”炉采用多流路立式炉，以降低重整临氢系统压降，降低循环氢压

缩机蒸汽。

c）重整进料换热器采用国产板式换热器，增加换热量，提高换热效率，并减少投资。

1.1.6设备总台数

序号项目预处理重整催化剂再生氨冷冻公用「程合计

1反应器2417

2塔213

3加热炉或电加热器25411

4容器及贮罐79296758

5换热器121010133

6空冷器47112

7泵11149337

8压缩机及鼓风机246113

9废热锅炉1套1

10其他2439111277

合计669470913252

1.1.7自动控制

本装置选用了集散型控制系统（DCS）,对全装置进行集中控制和管理。

本装置介质具有易燃易爆、并有氢、氯腐蚀等特点，现场仪表选型以木质安全防爆仪

表为主，在线分析仪表、部分现场开关、放射性料位仪表等选用隔爆型仪表。

仪表选用以国内产品为主，引进仪表主要为DCS、在线分析仪、特殊调节阀及球阀、料位

仪表等。

本装置共有控制回路约128个，DCS指示点约760点。

1.2主要生产工艺及特点

1.2.1由于本装置原料中氯、氮含量较高（氮含量14.35ppm、氮含量3.05ppm）,其它杂质

含量不高，所以在设计中原料预处理部分采用预加氢反应器后串联脱氯反应器的流程，脱氯

剂采用高温脱氯剂以达到原料精制的目的。预加氢催化剂拟采用RS-20或RS-1高空速催化

剂或与之性能相当的其他国产催化剂。

1.2.2预处理部分采用全馆份油加氢及循环氢流程。

1.2.3预加氢进料换热器采用双壳程换热器，以提高传热效率，减小占地。

1.2.4重整反应部分采用IFP超低压连续重整工艺，重整反应部分平均反应入口温度530℃,

平均反应压力为0.35MPa（g）。由于采用了较苛刻的反应条件（超低压、高温、低氢油比）

使催化剂的活性、选择性得到更充分的发挥，从而能得到更高辛烷值与收率的产品。重整反

应的催化剂拟采用国产新一代伯-锡双金属催化剂，其物理性能与3861催化剂相同，反应性

能优于3861催化剂。

1.2.5重整进料换热器采用国内自行研制的板式换热器，以提高传热效率，减小占地。

1.2.6重整反应加热炉为“四合一”箱式炉，其对流段为蒸汽发生器，利用其高温烟气发生

3.5MPa（g）蒸汽。

1.2.7重整产物采用表面蒸发空冷器，取代常规使用的空冷器和水冷器以避免由于重整反

应压力过低水压超过介质压力【循环冷水压力为0.35MPa（g）、重整反应产物压力0.23MPa

（g）J,循环水可能由管程漏到壳程重整产物中的危险，同时也大大节省了循环水耗量。

1.2.8重整循环氢压缩机采用离心式压缩机，根据工厂蒸汽平衡情况，采用3.5MPa蒸汽

背压式透平驱动。

1.2.9催化剂连续再生部分采用IFP最新催化剂连续再生技术。与其它催化剂再生技术相

比，其主要特点是：

（1）重整反应器为移动床，四个反应器并列布置。再生器也是移动床，催化剂在再

生器内连续地进行再生；

（2）反应器之间的催化剂提升用H2作为提升气，反应器与再生器之间的催化剂提

升用N2作为提升气；

（3）再生催化剂的还原罐设在一反的顶部；

（4）催化剂循环回路中使用闭锁料斗控制系统来控制催化剂的循环；

（5）催化剂循环回路中反应器与再生器之间，再生器与反应器之间的安全联锁（切

断）是由特殊阀门（固体切断阀和气体密封阀）来实现，在正常操作过程中使用差压控制来

保证。

（6）催化剂再生采用两段烧焦，第段温度较低，第二段温度较高；

（7）再生气体采用冷循环流程。

（8）再生器压力高于反应器的压力。

1.3主要产品规格

本装置主要产品有:重整汽油、液化气、含氢气体、拔头油、燃料气等。

重整生成油C+5研究法辛烷值按104设计，重整副产含氢气体出装置边界压力为

2.0MPa（g）,与系统氢气管网匹配。重整生成油经稳定塔稳定后一部分作为原料去px装置生

产对二甲苯，一部分作高辛烷值汽油组分，稳定塔塔顶产品液化气送至液化气储罐。

1.3.1重整汽油

32.69/32.1lX104t/a（初期/末期）

本装置的重整汽油组分经与厂内其它汽油组分调合后可生产各种标号汽油，并满足国

家标准的城市清洁车用无铅汽油要求。

1.3.2含氢气体

4.38/4.35X104t/a（其中纯氢1.54/1.33X1（?其）（初期/末期）

重整装置副产氢气经升压提纯后送出装置供现有的加氢装置、PX装置及化肥厂用。

送出装置的重整产氢边界条件为：

压力：2.0MPa（g）

温度：28℃

平均分子量为5.1

组成11C4nCC+

H2GC2C3iC4iC556z

(V%)88.934.623.481.950.340.390.100.040.15100

1.3.3液化气

2.65/3.24X104t/a（初期/末期）

送至工厂重油催化裂化吸收稳定部分进行脱C2处理。

平均分子量为47.8

组成nC+

C|C2C3iC4nC4IC55C62

(wt%)0.639.2835.5922.0031.980.450.030.04100

1.3.4轻石脑油

7.33X104t/a

送出装置。

平均分子量为73.51

组成11C5+

iC4NC4iC5C6I

(wt%)0.250.6835.0650.0813.93100

1.3.5燃料气

0.40/0.42X104t/a（初期/末期）

装置内加热炉自用。

1.4催化剂及化学药剂

1.4.1预加氢催化剂

选用国产RS-20或RS-1型催化剂或者与其相当的其它催化剂，其物理性质如下:

RS-20RS-1

性质：颜色黄绿色性质:颜色黄绿色

外型三叶草型外型三叶草型

耐压强度N/mm4235耐压强度N/mm416

比表面m2/g<130比表面m2/g<130

装填密度g/ml950装填密度g/ml850

粒度mm粒度mm1.4X（3〜8）

（三叶草型）

组成WO3m%<23.5组成:WO3m%419.()

NiOm%42.5NiOm%42.0

CoOm%<0.06CoOm%<0.04

1.4.2重整催化剂

重整催化剂可选用其物理性能与3861催化剂相同，反应性能优于3861或性能相当

的国产其它型号催化剂,其物理性质如卜:

堆密度,g/ml0.56±0.02

粒度分布(1.4-2.0)mm,m%>98

平均粒径1.6mm

空隙率0.41

1.4.3脱氯剂

高温脱氯剂用于预处理部分脱除原料中的氯，可选用国产T-408和GL-A或其他性能

与之相当的国产脱氯剂。低温脱氯剂用于脱去重整产氢气体中的氯化物，可采用T-407或其

他性能相当的国内产品。

①性能指标T-407（低温）T-408（局温）GL-A（图温）

外观灰色条状灰色条状灰色条状白色或灰白色

规格,mm(1)4X4-104)4X4-101.5-2.0X5-10

堆密度,kg/l0.9-1.00.7-0.90.75±0.05

径向抗压碎强度,N/cm260250>100

磨损率,％W5W5

比表面积,n^/g>60

活性组份含量,m%>30

穿透氯容量,wt%22525-3518-36

2、生产方法和基本原理

2.1预加氢反应

本装置是全储分预加氢反应。在催化剂和氢作用下，将原料油中的硫、氮和氧等杂质分

解，生成、同时也使有机金属化合物分解，金属沉积在催化剂上，以便除

H2S.NH3H2O,

去对重整催化剂有害的毒物，此外也将使原料中存在的烯姓饱和。

预加氢主要反应有以卜几种：

（1）脱硫反应：原料中的硫化物与氢反应生成硫化氢与烧类。低沸点的硫化合物比

高沸点的硫化合物易于脱除，脱硫的难度依烷烧，环烷，俾燃的次序增加

CHrCH2-S-S-CH2-CH&+3H；2cH3-CH,+2H2S

（2）脱氮反应：原料中的氮化物与氢反应生成氨与煌类。脱氮比脱硫难，脱氮反应

只有脱硫的1/5个

毗咯+4H2------►C-C-C-C+NH?

（3）脱轨反应：有机氧化物（如酚）可通过加氢反应生成水和芳煌分子

。一0H+4H2©+H20

（4）烯煌加氢饱和反应：烯煌一般在直储石脑油中很少，但是在未加氢的二次加工

石脑油中却很高。烯煌加氢后生成饱和燃

C=C-C-C+H2------►C-C-C-C

（5）脱金属反应：石脑油中的金属杂质（如碑、铅、铜）以金属有机化合物形式存

在。在加氢条件下，金属有机化合物分解，金属沉积在催化剂上面而从油中

除去

脱硫、烯煌饱和、脱氮都是放热反应，每消耗In?氢气的反应热分别是8.1、40.6、

1.8kJ,所以预加氢反应器有温升，但是对于大多数原料油，反应器与反应器损失不致

相等，因此，反应器的温升不大。

2.2预加氢的操作参数

影响预加氢的操作参数主要有压力、温度、空速、氢油比。

（1）反应压力：从化学动力学方程看，提高反应压力可以促进加氢反应，有利于杂质的

脱除，增加加氢深度，同时也有利于减少催化剂上的积炭，延长催化剂的寿命。但

是反应压力也不是越高越好，提高反应压力要受到设备材质的限制，再者在高压下

操作，操作费用和能耗增大。

（2）反应温度：提高反应温度可以加快反应速度，因此提高反应温度可以促进加氢反应,

使精制油中的杂质含量下降，但是温度太高会促进裂化反应而使液体产物收率下降,

而且催化剂上的积炭加快，缩短催化剂的寿命。本装置的预加氢反应温度为340℃。

（3）空速：在其它条件一定的情况卜，降低空速意味着增加原料与催化剂接触时间，使

加氢深度增加，精制油中杂质含量下降。但是过低的空速不仅使装置的处理量下降,

而且裂化反应加剧，积炭增加，缩短催化剂寿命；空速过高，加氢效果不好，精制

油达不到重整进料的要求。本装置的空速一般控制在6h-'左右。

（4）氢油比：提高氢油比，也就是提高氢分压，有利于加氢反应，抑制催化剂积炭，但

是在处理量不变的条件下，提高氢油比，装置负荷增加，相当于缩短了反应时间，

对反应不理。。本装置的氢油比150Nm3/nA

2.3重整反应

催化重整的化学反应归纳起来主要有以下几种（式中M为金属功能，A为酸性功能）

（1）六元环烷烧脱氢

。-R2夕R+3H2

在所有重整反应中，六元环烷烧脱氢反应速度最快，而且能充分转化成芳烧，是重

整最基础的反应，此反应为吸热反应。

（2）异构化反应：催化重整中异构化反应有两种情况，一种是五元环烷炫异构化成六元

环烷烧；另一种是直链烷煌的异构化。

a.五元环烷炫异构化脱氢

b.直链烷妙异构化

C

R-C-C-C-CR-C-C-C

（3）烷妙的脱氢环化反应

直链烷烧经脱氧及环化反应，使分子重新排列成环烷短，然后环烷泾脱氧或异构脱

氢成芳烧，脱氢环化反应为吸热反应，反应速度很慢。

（4）加氢裂化反应：烷煌分子C-C链断裂，经加氢后，产生较轻的烷烧分子。此反应为

放热反应，并且消耗氢气。

„A

R-C-C-C-C+H2------->RH+C-C-C

加氢裂化反应不是希望的反应，但是因为催化剂需要有足够的酸性以促进异构化和

脱氢环化反应，因此不可避免地带来了烷烧利环烷煌的加氢裂化反应。

（5）脱甲基反应：在一定条件下，催化剂还会使烧类发生脱甲基反应，生产甲烷，同时

放出大量的热。

R-C-C-C-C+H2------->R-C-C-CH+CH4

（6）芳嫌脱烷基反应：此反应是将较重芳燃脱烷基后变为较轻的嫌。

（7）生焦反应：烧类的深度脱氢，生成烯烽和二烯烧，烯慌进一步聚合及环化，形成稠

环芳煌，吸附在cut上，最终转化成积炭而使催化剂失活。

综观上述反应，异构化反应中，生产油的芳烧增加，密度变大，体积便小，生成油收率

见效。在异构化反应中只是分子重新排列，而分子量未变化，氧气未损失，生成油收率可达

100%而辛烷值增加。在加氢裂解及脱甲基反应中，由于生成气态慌而使生成油收率降低，

氢收率及纯度降低。

连续重整装置各反应器主要反应及温降

反应器名称主要反应各炉温降组成变化

第一反应器环烷脱氢、烷炫异构116℃环烷始下降多，芳煌有增加

环烷煌继续下降芳始有增加，

第二反应器环烷脱氢、五元环烷异构脱氢65℃

C5-C6有增加

第三反应器烷烧脱氢环化，加氢裂化42℃C7+烷燃减少，芳煌减少

C5-C6环烷先增加后略有下

第四反应器烷烧脱氢环化，加氢裂化22℃

降,芳煌增加

2.4重整反应的影响因素及操作参数

（1）反应温度：重整反应总的热效应是吸热反应，提高反应温度对环烷脱氢、烷烧环化

脱氢和加氢裂化反应都有促进作用。促进前两种反应对生产芳煌有有利，而过多的

加氢裂化反应会导致产品液收率下降，氢纯度也下降，重整反应温度一般控制在初

期530℃,末期545

（2）反应压力：•般低压有利于环烷燃脱氢和烷燃的环化脱氢，并减少加氢裂化反应。

压力低，生成油收率中，芳煌，辛烷值都会升高，氢纯度增加，所以本装置内低压

操作，反应压力分别为：一反0.485Mpa；二反0.44Mpa；三反0.395Mpa；四反0.35

Mpa,重整产物分离罐0.23Mpa。

（3）空速：空速反映了反应时间的长短。空速过大，反应深度不够，不仅不会获得更多

芳煌产品及更高的辛烷值，反而增加损耗；空速太小，催化剂带焦量高，烧焦再生

负荷增加。空速为1.6L/h。

（4）氢油比：氢油比大，氢分压增高，催化剂稳定性好；氢油比小，有利于烷烧环化脱

氢及环烷脱氯，但是催化剂含焦量上升。

2.5重整催化剂还原

重整催化剂的金属活性组分，只有在还原状态下才具有良好的活性，因此在连续重整

过程中，在一号反应器上部料斗与第•反应器之间设置了还原罐，480C的高纯氢进入还原

罐对催化剂进行还原。

还原过程的实质是一种还原反应。

PtO2+H2Pt+H2O

2.6重整催化剂的还原（再生）

积炭的催化剂如同焦炭一样，是黑色或褐灰色。烧焦时原来的焦炭发生了化学反应，固

态黑色的炭变成了无色气体二氧化碳或一氧化碳，脱离了催化剂表面。

C+O2----------->C024或COA

影响重整催化剂烧焦速度的因素有：

（1）催化剂积炭的形状及类型

（2）催化剂的积炭量

（3）烧焦的温度和循环氢量

（4）烧焦过程的补氧量和氧分压

（5）系统残存的燃和H2总量

（6）催化剂流速

3工艺流程简述

本装置由预处理、重整、催化剂再生等三个部分组成。

3.1预处理部分（100单元）

由装置外来的混合石脑油经预加氢进料泵升压后与从预加氢循环氢压缩机出来的含

氢气体混合，经与预加氢产物换热和加热炉加热至反应温度后进入预加氢反应器。在催化

剂作用下，石脑油中的硫、氮化物及不饱和燃与氢气反应生成硫化氢、氨及饱和烧，金属

杂质则吸附在催化剂上。反应产物经与进料换热、冷凝冷却后进入预加氢气液分离罐进行

气液分离，罐顶含氢气体返回预加氢循环压缩机入口增压循环使用。罐底液体送入石脑油

汽提分储塔，将轻组分从塔顶拔出，并脱除油中的硫、氮、水等杂质。石脑油汽提分储塔

底油经与石脑油分储塔进料换热后即为重整反应进料的精制石脑油。石脑油汽提分储塔顶

产物经空冷器、水冷器冷凝冷却后进入石脑油汽提分储塔回流罐，部分HzS、NH3随罐顶

气体排出，进入装置燃料气管网；水份从罐底水包排出，罐底液体经回流泵升压后•部分

作为回流打回石脑油汽提分镭塔顶，另一部分送入拔头油汽提塔。拔头油汽提塔顶产物经

水冷器冷凝冷却后进入拔头油汽提塔回流罐，油中H2S、N%随罐顶气体排出，进入装置

燃料气管网；水份从罐底水包排出，罐底液体经回流泵升压后作为回流打回拔头油汽提塔

顶。拔头油汽提塔底油经与塔进料换热后送出装置。石脑油汽提分储塔采用重沸炉加热，

加热炉燃料为燃料气。拔头油汽提塔采用重沸器加热。

预加氢采用循环氢流程。因反应过程耗氢很少，少量装置外来的含氢气体补到预加氢循

环压缩机入口。必要时.，加氢后少量废气可由分离罐顶排出。通过控制预加氢产物分离罐顶

压力来控制预加氢反应压力。

由于原料中氯含量较高，本装置在预加氢反应器后面设置了预加氢脱氯反应器。

为了防止预加氢部分的H2s腐蚀和钱盐堵塞，本装置设计了预加氢注水系统，在预加

氢换热器间和预加氢空冷器入口均设有注水点。

预处理部分工艺流程图见L7710-6-PR1/1和L7710-6-PR1/2。

3.2重整部分（200单元）

重整进料和重整循环氢分别进入重整进料换热器（板式换热器）与重整反应产物换

热。油、氢在换热器内混合换热后进入重整进料加热炉，加热后进入重整第一反应器。由

于重整反应是吸热反应，所以经反应器反应后温度会降低。为了保持必要的反应温度，重

整部分设有四台反应器，每台反应器前均设有加热炉。

重整反应器内装有重整催化剂，精制石脑油在平均反应压力为0.35MPa（g）的临氢条件

下进行反应。从最后一个反应器出来的反应产物进入重整进料换热器，与反应进料换热并

经表面蒸发空冷器冷凝冷却后进入重整产物分离罐进行气液相分离。罐顶气体的一部分作

为循环氢，用背压透平驱动的离心压缩机打回重整反应部分；其余气体即重整产氢经过增

压机入口分液罐分液后进入两级增压压缩机，压缩后的含氢气体与重整产物分离罐底来的

并经泵升压后的液相重整产物相混合。混合物经水冷、氨冷系统等冷凝、冷却后进入再接

触罐。

本装置设置的一套氨冷冻系统是为再接触部分提供冷源以提高吸收效果的。由氨液储

罐出来的液氨经节流阀节流后进入再接触冷冻器蒸发制冷。由再接触进料/罐底换热器来的

油气混合物在再接触冷冻器中与冷冻介质液氨进行换冷。由再接触冷冻器出来的氨气经氨

液分离器分液后进入氨压缩机压缩，出口高温氨气经氨冷凝器冷凝后进入氨液储罐从而完

成氨制冷过程循环。此流程可较大限度地回收C；,并能生产纯度较高的含氢气体。

从再接触罐分出的气体为重整富氢气体产品，其中一部分作为再生提升氢外，其余大

部分经脱氯处理后，•部分作为预加氢补氢，另一部分作为产氢出装置。再接触罐底液体

与稳定塔顶回流罐顶来的气体相混合进入液化气吸收罐用以吸收气体中的液化气。液化气

吸收罐顶气体为燃料气，排入装置内燃料气管网；液化气吸收罐底液体用泵送入稳定塔对

汽油进行稳定。

自液化气吸收罐底来的液体，与稳定塔底产物换热后进入稳定塔。稳定塔顶产物经

空冷、水冷冷凝冷却后进入稳定塔顶回流罐，罐顶气体与再接触罐底液体混合进入液化气

吸收罐。回流罐底液体一部分泵送至稳定塔顶作回流，另一部分作为液化气产品出装置，

稳定塔底油一部分作为高辛烷值汽油组分出装置，一部分经稳定塔底重沸炉加热后返回稳

定塔底。而沸炉燃料为燃料气。

重整部分工艺流程图见L77106PR1/3和L7710-6-PRl/4o

3.3催化剂再生部分（300单元）

与半再生重整相比，这套装置多了一套催化剂连续再生系统。催化剂可以在装置开

工的条件下从反应器内出来进入再生器进行再生，再生后的催化剂再返回反应器。

a）再生回路

在催化剂再生回路中，自再生气循环压缩机出口来的再生气体分为两部分，主体部分

用于两段烧焦。含O20.8%（V）再生气体经过与烧焦产物气体换热，电加热器加热后进入再生

器。烧焦气体首先预热进入再生器烧焦区的催化剂，然后流经一段烧焦区的径向床层后在中

心管处汇合送出再生器，在再生器外与空气及急冷气混合以调节二段烧焦区入口的氧含量和

温度，然后再送回再生器二段烧焦区。该股烧焦气体氧含量为0.8%（V）,流经二段烧焦区床

层后进入催化剂的检查区。在检查区，另外一股含氧1.0%（V）的惰性气体进入再生器，在确

保催化剂上的积碳全部烧完后与烧焦气体在中心管处混合。混合后的气体氧含量约为

0.3~0.7%（V）,经烧焦进料换热器和水冷器换热冷却后进入再生气洗涤塔，以去除气体中的

HC1、CO2等物质。经过洗涤和干燥的气体回到再生气循环压缩机经升压后循环使用。

自再生气循环压缩机出口来的小部分气体用于催化剂的氧氯化。该股气体在注水泵注

水后经氧氯化电加热器升温至氧氯化区的操作温度，经注氯泵注氯后进入再生器的氧氯化

区•用于焙烧的气体为干燥空气（气体露点40C）经焙烧电加热器加热后自再生器底部

进入再生器。氧氯化区的气体及焙烧用的干燥空气在氧氯化区进行混合。因此氧氯化区的气

体是由两部分组成的：（I）约50%的气体是经过焙烧区的空气；（2）约50%的气体是自再

生循环压缩机来的注有氯化物和水的气体。该气体的组成如下：

氧含量：10~20%

氯含量：lOOOppmwt

水含量：8000ppmwt

氧氯化区的出口气体经氧氯化进料换热器换热后与洗涤塔流出的碱液混

合，在中和了气体中的氯化物之后排往大气。

b）催化剂循环回路

各反应器下部均设有下部料斗和提升器，顶上设有上部料斗。再生器上部设有缓冲

罐和闭锁料斗，下部也设有下部料斗和提升器。催化剂依次从一反到二反、三反、四反都

是通过含氢气体输送的，从四反底部至再生器顶部以及从再生器底部至一反顶部的催化剂

是通过氮气输送的。在各反应器和再生器内，催化剂的流动是通过重力进行的。

待生催化剂从四反底部经N2提升进入上部缓冲罐，通过重力由上部缓冲罐进入闭锁

料斗，然后进入再生器进行再生；再生后的新鲜催化剂从再生器底部用N2提升至一反上

部料斗，催化剂通过重力流经一反顶部的还原罐用高纯度的H2在一定温度下对催化剂进

行还原；还原后的催化剂通过重力流至一反，从而完成催化剂待生、再生、还原的全过程。

催化剂的输送流率是由一次气体和二次气体共同控制的。在保证总提升气体量恒定

的前提下，一次气体起提升作用，而二次气体起控制催化剂提升量的作用。

c)再生隔断和安全联锁系统

(1)为了防止反应系统的烧类进入N2提升系统和还原罐，在四反底部和一反顶部的

上部料斗和还原罐之间设置了特殊的自动隔离阀，当出现此类事故的可能性时，隔断阀将

通过程序自动关闭。

(2)为了防止再生系统的。2气进入N2提升系统，在再生器下部料斗和提升器之间的

密封料腿上设置了特殊的自动隔离阀，通过程序来控制此阀的关闭以防止事故的发生。

(3)为了保证再生系统安全操作，在反应器下部料斗和再生器下部料斗上都设置了密

封气体以保证下部料斗压力比上部反应器和再生器的压力要稍高，同时比下部提升器的压力

也稍高，当密封气体流量低于某一数值，联锁程序将自动关闭隔断阀再生系统与反应系统隔

断。

催化剂再生部分工艺流程图见L7710-6-PR1/5和L7710-6-PR1/6。

3.4催化剂提升的控制方案：

再生的催化剂在重力的作用下由D-304进入D-305中，D-304的氮气密封由PDIC-3007

控制，保证D-304压力0.55Mpa,高于D-303底压力(0.345Mpa)和D-305压力(0.535Mpa),

在D-304与D-305之间加一电磁切断阀UV-3013。

D-305中的催化剂，在一次气、二次气的作用下通过催化剂提升管进入D-310中，一次

气流量用FIC-3010控制，孔板测量流量为一、二次气总量，二次气流量由PDIC-3006控

制，PDIC-3006可手动设定(此压差为D-310顶与D-305底压差)，催化剂在氮气的作用下

进入D-310。

氮气提升气通过D-310顶去M-306除尘循环使用，催化剂料位由LIC-3111控制，在

D-310底部设一氮气密封用以保证D-310压力(0.505MPa)高于D-311压力(0.495MPa),

流量由FIC-3011控制，在D-310与D-3U之间设一电磁切断阀UV-3014。

催化剂在重力的作用下由D-310进入D-311,催化剂在D-311中由氢气还原，还原氢气

由F-304力口热，温度由TIC-3007控制，还原气出口流量由PDIC-3012控制,PDIC-3012（D-311

底部与R-201顶压差），而D-310底压差与D-311顶压力差PDIC-3019则控制D-310顶去M

-306,氮气出M-306的量，以保证D-310与D-311之间的压差。

经还原的催化剂在重力的作用下进入R-201参加反应，在反应器底部催化剂在重力作用

下进入2号下部料斗D-321,D-321密封由氢气提供，PDI-3119显示R-201底与D-321之间

的压差，密封流量由于调现场控制。

D-321中的催化剂在重力作用下通过管线进入D-331,D-331中的催化剂在一次、二

次气的作用下（氢气）通过催化剂提升管进入D-312中，一次气流量由FIC-3012控制，二

次气流量由PDIC-3008控制，PDIC-3008可与LIC-3111串级控制二次气流量以达到控制催

化剂提升量的目的。

催化剂由一次、二次气作用提升至D-312中，氢气从D-312顶部引出进入R-202,催化

剂在重力作用下进入R-202,液位由LIC-3118控制，R-202底出来的催化剂进入D-322中，

引一股氧气作为D-322的密封气，现场控制,D-322中催化剂在重力的作用下进入D-332中，

在一次、二次气的共同作用下通过催化剂提升管进入D-313,一次气流量由FIC-3013控制，

二次气流量由PDIC-3009控制，PDIC-3009可与LIC-3118串级控制二次气流量。

进D-313中的催化剂和氢气，氢气从D-313顶引出进入R-203,催化剂在重力的作用下

进入R-203,液位由LIC-3115控制，从R-203底出来的催化剂通过料腿进入D-323中，引

一股氢气作为D-323的密封气，PDI-3131显示D-323与R-203之间的压差，PDL313O显示

D-323与D-333之间的压差，用密封H2的流量，现场控制来保证压差，催化剂进入D-333,

在一次、二次气的共同作用下进入D-314,一次气流量由FIC-3014控制，二次气流量由

PDIC-3010控制，PDIC-3010可与LIC-3115串级控制二次气流量，以实现控制催化剂的提

升量，保证D-313的催化剂液位。

进入D—314中的氢气和催化剂，氏通过上部平衡罐D-354进入R-204,催化剂在重力

的作用下进入R-204,液位由LIC-3121控制，从R-204底出来的催化剂，通过料腿进入5

号下部料斗D-324中，引一股H2作为D-324的密封气，流量由FIC-3016控制，进入D-334

中的催化剂在一次气、二次气的共同作用下提升至D-301中，•次气流量由FIC-3015控制，

二次气流量由PDIC-3011控制，PDIC-3011可与LIC-3121串级控制二次气，以此达到控制

催化剂提升量保证D-314料位的目的,D-324与-D-334之间的压差由PDIC-3OI8控制,M-307

出口气阀得以实现。

进入D-301中的催化剂和氮气，氮气从D-301顶引出，至M-307进行粉尘收集后循环使用，

催化剂从D-301至D-302至D-303由一套逻辑系统来完成，从而完成了整个催化剂提升工

作。

4主要操作条件

4.1预处理部分

4.1.1预加氢反应

反应压力:2.2MPa（g）

反应温度：280〜340℃

反应空速:6（体）

氢油比:150（体）

4.1.2预加氢产物分离罐

操作压力:2.0MPa（g）

操作温度：40℃

4.1.3石脑油汽提分储塔

操作温度：137℃/220℃（顶/底）

操作压力：1.25MPa（g）（顶）

回流比：1.86（对产品）

4.1.4拔头油汽提塔

操作温度：111C/156C（顶/底）

操作压力：L7MPa（g）（顶）

4.2重整部分

4.2.1重整反应

重整反应操作条件

一反二反三反四反

介质氢气+油气

反应压力，MPa（g）0.4850.440.3950.35

反应温度，℃530530530530

最高操作温度，℃545545545545

规格（内径X切线长度）mm①1900X4266①2050X5223①2200X6049①2550X7242

催化剂设计装量m36.710.114.025.0

催化剂装填比12182545

空速，时-1(重)1.6

氢油分子比(mol)3.0

进料流率kg/h72771

4.2.2重整产物分离罐

操作压力:0.23MPa(g)

操作温度：380℃

4.2.3再接触罐

操作压力：2.17MPa(g)

操作温度：0℃

4.2.4稳定塔

操作温度：68℃/2240c(顶/底)

操作压力：1.56MPg(g)(顶)

回流比：2.43(对产品)

4.3催化剂再生部分

4.3.1烧焦

一段二段

操作压力，MPa(g)0.5550.545

操作温度，。c460480

4.3.2还原

操作压力：0.495MPa(g)

操作温度：480℃

4.3.3再生器

流程编号D-303

名称再生器

数量(台)1

型式内设有约翰逊网

介质催化剂、氮气、氧气

最高操作温度，。C565

操作压力，MPg(g)0.55

催化剂循环量，kg/h480

规格(内径X切线长度)mm①1380/①900X13325。4)

再生器各段工艺条件

温度℃压力MPa(g)氧含量%(mol)

第一烧焦床层4600.5550.8

第二烧焦床层4800.5450.8

检查区5190.5351.0

氧氯化区5100.535<15

焙烧区5200.54521

4.3.4洗涤罐

操作压力:0.415MPa(g)(罐顶)

操作温度：380℃

5、连续重整设备汇总表:

设备类别合计数量序号设备编号设备名称备注

反51R-201重整第一反应器

应2R-202重整第二反应器

器3R-203重整第三反应器

类4R-204重整第四反应器

5D-303再生器

271D-311还原室

2D-302闭锁料斗

3D-306洗涤罐

4D-308氧氯化流出物罐

5D-307氮压缩机气液分离罐

6D-341氮气储罐

7D-361碱罐

8D-362氧氯化水罐

9D-363氯化剂罐

10D-301上部缓冲罐

11D-310第一上部料斗

12D-312第二上部料斗

13D-313第三上部料斗

14D-314第四上部料斗

15D-304第一下部料斗

罐

16D-321第二下部料斗

17D-322第三下部料斗

18D-323第四下部料斗

19D-324第五.卜部料斗

20D-305第一提升釜罐

21D-331第二提升罐

22D-332第三提升罐

23D-333第四提升罐

24D-334第五提升罐

25D-352第一平衡罐

26D-353第二平衡罐

27D-354第三平衡罐

加41F-301燃烧加热

热2F-302氧氯化加热炉

炉3F-303焙烧加热炉

类4F-304还原加热炉

换1E-301燃烧进料/流出物器

执，'、、2E-302氧氯化进料/流出物

器3E-303再生回路调温冷却器

84E-304还原换热器

5E-305氢气提升气体换热器

6E-306氮气回路冷却器

7E-307氮气去储罐冷却器

8E-308氢气冷却器

1K-301A再生回路压缩机

压2K-301B再生回路压缩机

缩53K-302A氮气压缩机

机4K-302B氮气压缩机

5K-303淘析鼓风机

1P-301A/B碱液再循环泵

泵82P-302A/B碱喷射泵

3P-303A/B氧氮化水泵

4P-304A/B氯化剂泵

过1M-303再生回路过滤器

滤32M-306第一上部料斗细粉过滤

器器

3M-307上部缓冲罐细粉过滤器

搅1M-301碱静态搅拌器

拌32M-305氧氯化静态搅拌器

器3M-304流出物静态搅拌器

干燥机11Z-301再生回路干燥机

其21Z-302氢气膜式净化装置

他2M-302碱喷雾喷射喷嘴

6、设备简介：

以下对连续重整装置一些特殊设备进行简要说明。

6.1CWC-15F-1型水站

6.1.1概述

CWC-15F-1型水站为乌石化公司炼油厂40万吨连续重整往复式压缩机专用水站，它

的作用是向压缩机气缸及压力填料提供安全有效的闭路循环冷却水系统，是往复式压缩机正

常运行的前提和保证，其设计制造参照美国“API618石油、化工和气体工业用往复式压缩

机”及技术附件所规定的内容进行的。

一般炼油厂用往复压缩机的气缸冷却水温度应高于压缩机进气温度5—8℃,而过低的

冷却水温度可能造成压缩气体结凝而引起液击，严重时会导致压缩机故障，通常在炼油厂来

至工艺气管网的压缩进气温度均在40C左右，而循环冷却水的进气温度一般在常温或40C

以下，因此只有采用专用的水站才能避免压缩机气缸由于冷却水温度过低而引起的液击事

故。另外，本水站使用的冷却水为工业用软化水，可避免压缩机应压力填料冷却水通道结垢,

从而影响换热效果和填料使用寿命。因此往复式压缩机采用专用水站作为其循环冷却水系统

可有效的降低压缩机的功耗,延长气缸和压力填料的使用寿命,从而确保压缩机的正常运行。

6.1.2技术指标

序号项目单位参数值备注

综1公称流量