催化重整节能降耗(燕山,201109).ppt

1、1,催化重整节能降耗,中国石化工程建设公司 2011.9 北京燕山,2,1.目前我国催化重整现状 2.重整装置能耗分析 2.1 半再生重整能耗 2.2 连续重整能耗 2.3 两类重整工艺能耗对比 2.4 低能耗的重整装置案例 3. 降低重整能耗的措施 4. 结束语,3,1.目前我国催化重整现状,催化重整节能降耗,4,1965年我国在大庆建成投产了第一套10万吨/年的工业化催化重整装置 经过45年的发展，到2010年底共建成投产催化重整装置89套 总加工能力4900万吨/年，约占原油总加工能力的12%左右 连续重整装置42套，加工能力为3900万吨/年 半再生重整装置47套，加工能力为1000万

2、吨/年,5,6,90年代以前的25年，建成投产了21套催化重整装置，其中只有1套连续重整装置 90年代以后的18年间共建成投产了54套催化重整装置，占全部投产装置总套数的72%；而其加工能力占全部投产装置总能力的88.1% 90年代以后的18年建成投产了27套连续重整装置 仅2000年代的10年就建成投产了38套重整装置，其中连续重整30套。加工能力占全部投产装置总能力的68% 预计到2015年前还将建成投产约15套左右装置，再增加能力约1700万吨/年。届时我国的重整装置套数超过100套，总加工能力将达到6600万吨/年,7,已建成装置的规模分布情况,29.2,27.0,8,连续重整装置占总

3、套数的47%，加工能力却占到了79.6% 42套连续重整装置中的5套平均反应压力为0.8MPa左右,其余的平均反应压力为0.35MPa左右，单套装置的平均能力为92.8万吨/年 连续重整装置所采用的工艺技术包括了UOP和IFP两家专利公司的各代专利技术以及自己的技术，已具有国际水平,9,目前我国已经建成投产的 连续重整装置情况,我国从1979年开始引进连续重整技术，1985年第一套连续重整装置在上海金山投产，20多年来有了很大发展，到现在已建成投产或正在投产的共42套装置，总能力达到3900万吨/年。仅2009年一年就建成投产10套，加工能力为1120万吨/年，占连续重整总能力的1/3,10,

4、我国已经投产连续重整装置情况,11,我国在建连续重整装置情况 近年来随着石化工业的发展，我国的连续重整不论是数量还是规模，都有了巨大的提高，还有一批新的装置正在设计和建设中，初步统计其总能力达1800万吨/年，这些装置都将在最近几年内陆续建成投产，下表是我国正在设计和建设的连续重整装置的初步名单,12,半再生重整装置的平均反应压力大多在1.5MPa左右 单套装置的平均能力为21.3万吨/年，平均能力偏低 大多是80年代以后建设的，技术水平比较高,13,半再生和连续重整催化剂都已经实现了国产化，并达到国际水平 半再生重整和连续重整的工程设计全部国产化 开发出了以逆流移动床为代表的具有自主知识产权

5、的连续重整专利技术,14,目前我国生产的车用汽油在质量方面与世界燃料规范及国内车用无铅汽油新标准相比的主要差距 烯烃含量高 硫含量高 芳烃及苯含量相对较低 其中烯烃、硫含量差距最大 造成上述这种情况的主要原因是我国车用汽油的构成不合理,15,我国车用汽油调和组分中 催化裂化汽油所占比例太大 催化重整汽油和其它高质量汽油组分所占比例太小 低辛烷值（直馏）汽油组分还占一定比例,16,催化重整装置生产的汽油的特点 辛烷值高 烯烃含量很低 芳烃含量较高 基本不含硫、氮、氧等杂质 催化重整汽油的这些特点正好能弥补目前我国车用汽油的质量缺点，是理想的可增加的调和组分。要实现车用汽油质量的升级换代，就要调整

6、汽油构成，减少催化裂化汽油所占比例，增加其它汽油调和组分尤其是催化重整汽油的比例,17,催化重整装置与其它生产高质量汽油的工艺相比 其原料来源广范，加工量大 可根据需要在一定范围内调整所生产的汽油辛烷值的高低 是解决目前我国车用汽油质量的最有效和最重要的手段。是实现汽油质量升级的主要工艺,18,重整产氢是炼厂宝贵的氢源，目前，国内柴油产品的质量指标也正在逐步提高，对硫含量等限制更加严格，所以要建设大量的加氢装置，因而就需要大量的氢气 采用制氢等装置生产的氢气成本很高，生产每吨纯氢近万元 催化重整可付产大量廉价的含氢气体，重整装置的纯氢产率为2.54.0,氢纯度可达90%（分子），是加氢装置非常

7、好的氢源 一套规模为60万吨/年的催化重整装置,采用半再生重整纯氢产量至少每年1.5万吨，采用连续重整纯氢产量每年约2.4万吨。可为一套120200万吨/年的柴油加氢精制装置提供氢气，节省大量的制氢原料，降低加氢装置的操作成本,19,催化重整装置生产的汽油芳烃含量较高，一般为5580（重） 可生产高纯度的苯，甲苯，混合二甲苯及重芳烃等芳烃产品 目前市场上芳烃产品十分紧俏，价格较高 我国已建成投产的催化重整装置有一半是用来生产芳烃的,20,我国的重整还将继续发展,主要以连续重整为主,装置建设以新建为主 除中石化和中石油外,其他石化企业尤其是民营企业将成为重整规模的增长点 规模趋于大型化,大多在1

8、00万吨/年以上 连续重整工艺技术以国产为主, 采用国内催化剂,基本不再引进技术 除少量特殊仪表外,设备基本国产化,21,2重整装置能耗分析,22,重整装置因所采用的原料种类和性质、要求的产品方案以及装置规模的不同其能耗差别很大 一般规模越小、原料越差、要求的产品辛烷值越高、外送氢气的纯度的压力越高其能耗越大 生产高辛烷值汽油与生产芳烃的重整装置能耗相差很大,23,一般半再生重整装置能耗为70-90万大卡/吨进料左右 连续重整为70-105万大卡/吨进料左右,24,2.1 半再生重整能耗,25,装置案例分析 原料：大庆53%的直馏和47%的加氢石脑油 处理量：20万吨/年 产品：RON95的高

9、辛烷值汽油 平均反应压力：1.4 MPa 氢油比：600：1（一段）和 1200：1（二段）,26,装置公用工程消耗统计,-表示装置产生外送量，余热锅炉产生3.5MPa蒸汽，循环氢压缩机采用背压式透平驱动,27,装置各部分能耗计算,28,重整反应部分的能耗最高，约占全装置能耗的53.6%左右 预处理部分的能耗约占全装置能耗的34.6%左右 产物分离部分的能耗最小，占全装置能耗的11.8% 在单项公用工程消耗中，燃料能耗占比例最大，为97% 其中重整反应部分燃料消耗量最大，主要是重整反应热 预处理和产物分离燃料能耗分别占各自能耗的73%和79% 重整烟气余热锅炉发生蒸汽为装置贡献能量，占全装置能

10、耗的21.6%,29,循环氢压缩机占全装置能耗的11.2% 重整烟气余热锅炉发生中压蒸汽，循环氢压缩机透平背压出1.0MPa蒸汽,蒸汽项对能耗的贡献是负的。不使用背压透平情况就不一样 循环氢压缩机用蒸汽驱动，全装置电的耗量量就比较低。耗电能占全装置能耗的11%左右; 如果用电动，则耗电能占全装置能耗的35%左右,30,装置耗电分项情况，kwh/吨进料,31,压缩机耗电量最大，占全装置用电量的54%，如果循环氢压缩机用电驱动，则占的比例更大，约80% 泵耗电量占全装置用电量的30% 循环水能耗占全装置能耗的比例最小，为1.7%。如果循环氢压缩机用凝气式透平驱动，则循环水耗量就会增加很多,32,半

11、再生重整装置的两个能耗“大户” 加热炉的能耗占整个装置能耗的76%，而重整反应加热炉占的比例最大 压缩机的能耗占装置能耗的11% 两项共计占全装置能耗的87%。因此节能措施应主要针对这两个耗能大项进行,33,2.2 连续重整能耗,34,典型的UOP连续重整装置能耗,35,典型的IFP连续重整装置能耗,36,37,重整反应及产物分离部分的能耗比较高，约占全装置能耗的75%左右 预处理部分的能耗约占全装置能耗的20%左右 催化剂再生部分的能耗仅占全装置能耗的25% 预处理部分主要用于重整反应原料的精制，因此它的能耗主要取决于原料油的杂质含量及C6烷烃以下的轻石脑油的比例 催化剂再生部分的能耗占全装

12、置能耗的比例较小，因此，不同催化剂再生工艺的能耗差别对全装置能耗的影响不大 对于采用不同工艺技术的连续重整装置来讲，在装置生产规模、原料组成、产品要求相同的前提下，原料预处理、重整反应及产物分离等部分的能耗基本相同，只是催化剂再生和循环方式不同使催化剂再生部分的能耗有所差别,38,反应需供热 重整主要反应是预加氢及重整反应。预加氢反应热较小，可忽略不计。催化重整是强吸热反应，在反应过程中为了保持所需的温度需多次“接力”加热，一般有四个反应加热炉。热量均由加热炉供给，约占全装置总能耗的45.0% 加热炉提供的热量（按燃料折算）占重整反应及产物分离部分总能耗的94%左右,39,蒸馏 重整装置设有多

13、台蒸馏塔以实现原料的切割及产品分离。塔底加热炉和重沸器所消耗的能量约占全装置能耗总量的22.3%,40,工艺介质输送 重整反应及催化剂再生所需气体的增压、循环以及油品的加压、输送都是依靠压缩机及泵的驱动来完成，约占全装置能耗总量的26.3%，其中压缩机部分的能耗占全装置能耗总量的21.6%,41,产品冷却 装置塔的回流、气液分离及产品送出装置，均采用空气冷却或水冷却。此外，压缩机及泵在运转时也需冷却水。以上消耗占全装置总能耗的3.9%,42,其它加热及伴热等能耗占总能耗的2.5%,43,连续重整装置的两个能耗“大户” 加热炉的能耗占整个装置能耗的67.3%，而重整反应加热炉占的比例最大 压缩机

14、的能耗占装置能耗的21.6% 两项共计占全装置能耗的88.9%。因此节能措施应主要针对这两个耗能大项进行,44,2.3 两类重整工艺能耗对比,45,无论何种重整工艺类型，其反应条件对能耗的影响较大，相同原料条件下 苛刻度（产品的辛烷值）决定反应条件 苛刻度高 温度高、压力低、氢/烃比大 能耗高 不同的反应苛刻度，其能耗差别较大,46,半再生重整的反应苛刻度小于连续重整，需要的反应热比连续重整少 半再生重整的反应压力（约1.4MPa）高于连续重整(约0.35MPa )，循环氢压缩机及产氢增压机的功率小于连续重整 连续重整能耗比半再生重整高,47,对重整能耗影响最大的是反应炉和循环氢压缩机 半再生

15、重整加热炉的能耗占整个装置能耗的76%，压缩机的能耗占装置能耗的11% 连续重整加热炉的能耗占整个装置能耗的67.3%，而重整反应加热炉占的比例最大。压缩机的能耗占装置能耗的21.6% 两项共计占全装置能耗的88%。因此节能措施应主要针对这两个耗能大项进行,48,2.4 低能耗的重整装置案例,49,举例装置以直馏石脑油、高压和中压加氢裂化重石脑油及加氢焦化汽油为原料，规模为200万吨/年（重整进料），采用UOP的连续重整工艺技术，生产脱戊烷油，为下游的芳烃联合装置提供原料。其中： 直馏石脑油、加氢焦化汽油进石脑油加氢部分精制 高中压加氢裂化重石脑油不经石脑油加氢直接送入重整部分 产品辛烷值RO

16、NC106，年操作时间按8400小时,50,51,技术特点 本装置轻石脑油组分占预处理进料的比例约为3wt%,比在常规装置进料中的比例降低很多；预处理部分采用先加氢后分馏且预分馏塔与蒸发塔“合二为一”的方案，塔顶少量含硫轻石脑油及燃料气送往焦化装置脱硫，塔底精制石脑油送往连续重整部分原料缓冲罐 连续重整部分采用超低压连续重整工艺技术，脱戊烷油送往下游芳烃联合装置做原料；所产含氢气体送往工厂2.4MPa氢气管网 催化剂再生部分采用UOP的Cyclemax工艺技术，并选用Chlorsorb工艺技术回收再生放空气中的氯，取消常规设计中的放空气碱洗系统 重整循环氢压缩机采用9.5MPa蒸汽背压至3.5

17、MPa蒸汽的背压透平驱动的离心机；重整氢增压机采用3.5MPa蒸汽的凝气透平驱动的离心机,52,装置能耗情况,53,装置能耗指标分析 因原料预处理规模较小，该装置重整部分的能耗比较高，约占全装置能耗的91%左右 原料预处理部分的能耗约占全装置能耗的7% 催化剂再生部分的能耗约占全装置能耗的2%,54,在单项公用工程消耗中： 燃料能耗占比例最大为99.4% 而蒸汽和凝结水的综合消耗对能耗的贡献是负的，为-8.44% 电能耗占比例为5.2% 冷却水能耗占比例为2% 除盐水能耗占比例为1% 该装置单位设计能耗为3105.5 MJ/吨重整进料，即74.2 kg标油/吨重整进料，此能耗水平在目前国内同类

18、装置的设计中名列前茅,55,2010年13月份统计该装置实际能耗为56.2,56,采取的主要节能措施 优化装置的原料 采用馏程适宜的直馏石脑油及加氢焦化汽油为原料，采用先加氢处理后汽提的流程脱出石脑油中的杂质，精制后的石脑油送往重整部分 不再设置石脑油分馏及拔头油汽提，这样的改进对降低连续重整装置的能耗有一定的帮助 优化压缩机配置 循环氢及重整产氢增压机均按蒸汽驱动的离心式压缩机设计 循环氢压缩机将循环氢及产氢从0.24MPa升压至0.58MPa 增压机则将产氢压力从0.51MPa升压至2.78MPa,57,循环氢压缩机突破性的采用9.5MPa蒸汽背压至3.5MPa蒸汽的背压透平驱动，重整氢增

19、压机采用常规的3.5MPa蒸汽驱动的凝气透平，在实现蒸汽逐级利用的同时，较大程度地降低了装置的能耗 若产氢增压机采用3.5MPa蒸汽背压至1.0MPa蒸汽的背压透平驱动，蒸汽逐级利用将更为完善，则本装置的能耗值预计为66.2kg标油/t重整进料，在目前国内同类装置的设计中将位居首位 若循环氢压缩机及产氢增压机均采用3.5MPa蒸汽驱动的凝气透平，蒸汽未实现逐级利用，则本装置的能耗值指标预计为84.9kg标油/t重整进料 压缩机的型式对装置能耗影响很大，在全厂蒸汽平衡情况允许的前提下，循环氢压缩机及产氢增压机应尽量采用背压透平驱动或采用一台背压透平驱动、一台凝气透平驱动方案。若两台压缩机均采用凝

20、气透平驱动对装置能耗最为不利,58,优化重整进料换热器的设计，实例装置中的重整进料/产物换热器选用传热系数高、压降小的纯逆流焊板式换热器，在大限度地回收热量的同时，降低了重整第一进料加热炉的热负荷以及重整产物空冷器的面积，达到节省燃料及降低用电量的目的，以降低装置能耗 提高加热炉的热效率，常规加热炉的热效率为90%左右，本装置的加热炉设计热效率高达92.5%，可使全装置能耗降低2个单位 合理利用物料余热，该装置的原料-加氢裂化石脑油采用热进料流程，正常生产时不经冷却，直接送至本装置；该装置的产品-脱戊烷油正常生产时，不经冷却，直接作为热进料送往下游装置。这样在一定程度上减少了循环水用量，从而降

21、低了全厂能耗,59,优化塔的设计 根据SEI的设计经验及装置实际运行经验，对装置重整部分的脱戊烷塔的塔盘数进行了优化 脱戊烷塔的规格由原1700/290026500(切)优化为1700/290032500(切)，塔高增加了6米。经初步的经济核算，约1.5年即可收回投资。,60,本装置选取不同操作苛刻度对反应条件及产率的影响,61,3降低重整能耗的措施,62,催化重整装置节能途径 提高加热炉热效率，降低加热炉燃料消耗 降低循环系统压降，降低循环氢压缩机功率 选定适当的氢气压送压力 优化工艺流程 选用高效设备,63,应通过强化换热，提高反应进料和分馏塔进料温度，同时降低分馏塔的回流比，以降低加热炉

22、的热负荷 结合反应条件的优化，降低预加氢循环氢和重整循环氢的氢油比并减少重整氢增压机压力平衡的返回量等措施达到节能降耗的目的 尽量利用装置的低温热,64,提高加热炉热效率，降低燃料消耗 一套典型的催化重整装置设有加热炉8台，（1台预加氢进料炉，4台重整反应炉，3台重沸炉），炉子多，热负荷大，是装置节能的重点。加热炉有效热负荷是由工艺过程决定的，因此加热炉节能的主要目标是烟气余热回收，提高加热炉的热效率,65,提高加热炉热效率-余热回收 重整反应加热炉用于加热反应物料（500）的负荷只占总负荷的5360%，辐射室排烟温度 800 设余热锅炉，处理1吨重整进料其反应加热炉高温烟气可发生3.5MPa

23、蒸汽0.26吨 自产的蒸汽基本满足循环氢透平用,66,提高加热炉热效率 新型高效炉型-四合一炉 采用高效火嘴 多流路并联炉管-降低压降 加热炉总热效率90%，目前设计的最高热效率可达93%，可使全装置能耗降低3个点以上,67,强化重整反应进料换热器的换热量 反应物出口温度500，而反应进料要通过加热炉加热到大于500 。增加重整进料与反应产物换热器的换热量对降低能耗有重要影响。换热越多则进料加热炉的热负荷越小，同时产物空冷器的冷却负荷也越小，对节能是很有利的 目前重整进料换热器都采用一台单管程纯逆流合金钢立式换热器或者焊板式换热器，这两种换热器的传热系数高、压降小、占地面积小 一台单管程纯逆流

24、合金钢立式换热器的压降仅为0.02MPa左右，而传热系数是普通管壳式换热器的1.5倍,68,进料换热器面积变化对冷热流出口温度和反应进料加热炉影响,69,反应进料/产物换热器热负荷非常大（与四个反应炉的负荷相差不多） 不同换热面积对反应进料加热炉的影响很大，操作费用变化很大 尽管反应进料/产物换热器面积增大很多，但投资回收期增加幅度不大 增大反应进料/产物换热器面积，节能效果非常好,70,近年来板式换热器开始用于反应进料/产物换热器，回收更多的反应产物的热量，大幅度地降低进料加热炉的热负荷，减少燃料消耗 板式换热器与单管程纯逆流合金钢立式换热器相比，传热系数增加1倍。能够进一步减少换热器的热端

25、温差，增加换热量，对回收热量有利,71,72,焊板式换热器的结构,73,典型的立换与板换的比较,74,60万吨/年连续重整采用立式与焊板式换热器的比较,75,与立式换热器相比，板式换热器多回收的1MW的热量，约占第一重整加热炉和重整产物空冷器负荷的20%和15%。这两部分的设备投资和空冷器的操作费用也会因热负荷的减少而有所下降。表中没有考虑,76,适当选定循环气量降低循环压缩机功率 循环气量是决定循环压缩机功率的重要因素，它是由反应的氢烃比决定的。氢烃比的大小直接影响催化剂上的积碳量，应当根据反应的苛刻度正确地加以选定,77,重整应选择合适的苛刻度和操作条件,78,降低临氢系统压力降 临氢系统

26、的压力降，决定循环氢压缩机的压缩比，循环氢压缩机的功率随压缩比的增加而增加，因此压缩比应当尽量减小。随着重整反应压力的降低，要求临氢系统的压力降进一步减小,79,压缩机的功率与压缩比的关系,这里： N-压缩机理论功率，kw P1- 入口压力，kg/cm2 P2- 出口压力，kg/cm2 V1-入口体积流量，m3/分 m-多变指数 p- 对于重整循环氢其多变指数m为1.4左右，则,80,当入口压力为0.25MPag时，循环系统压力降P变化对循环氢压缩机功率的影响： P=0.35 kg/cm2时， = 1.027 ，N=0.70V1 P=0.7 kg/cm2时， = 1.054 ，N=1.4V1

27、，为P=0.35 kg/cm2时的2倍 P=1.5 kg/cm2时， = 1.107 ，N=2.79V1，为P=0.35 kg/cm2时的4倍 由此可见，因连续重整循环氢压缩机入口压力较低，所以循环系统的压降对功率影响极其重大，应尽量减少系统的阻力降,重整循环系统的压降变化对循环压缩机的功率的影响,81,典型的重整装置临氢系统压力降（KPa）,82,降低临氢系统的压力降所采取的措施 采用径向反应器代替轴向反应器 采用大型单管程立式换热器或焊接板式换热器代替多个串联的U型管换热器 加热炉增加并联流路 空冷器改用单管程，水冷器增加并联流路 布置紧凑，以尽量减少管线长度，同时适当增大管径 改进流程，

28、如采用两段混氢，取消后加氢等,83,径向反应器是降低压力降的有效措施 重整反应器有两种基本型式，一种是轴向反应器，物料自上而下轴向流动，反应器内部是一个空筒，结构比较简单；另一种是径向反应器，物料进反应器后分布到四周分气管内，然后径向流过催化剂层，从中心管流出，反应器内需要设置分气管、中心管、帽罩等内部构件，构造比较复杂,84,85,典型径向反应器压降分配,86,径向反应器设计中的一个重要问题就是如何使得流体在整个流通面积上均匀分布,87,对于径向反应器的扇形分气管，气体从顶部进来后，自上而下随着气量的减少速度不断减小，即W1W2，因而P2P1，静压力下大上小。 对于中心集气管，由于气量自上而

29、下不断增加，速度也不断增加，即 W1P1-P1 ，即分气管与集气管的压力差下部大于上部,88,克服不均匀流动现象可以考虑的措施 扩大分气管和集气管的流动截面积，降低流速，使上下压差沿管长变化减小，从而使气流分布均匀些 将分气管和集气管设计成变截面的锥形管，以维持管内流速变化不大，减小管内静压力的变化 分气管和集气管上下采用不同的开孔率，用小孔阻力的变化补偿管内压力变化 增加小孔阻力，使其大大超过分气管和集气管内的压力变化,89,改进的径向反应器设备结构 改进型径向反应器物料流动方向由上进下出改为上进上出,90,上进上下出和上进上出反应器的压降分配比较,91,径向反应器轴向截面的压力等值线图与速

30、度云图,等值线越密说明压力梯度越大。可以看出，压力梯度最大的位置在催化剂床层，而且在催化剂床层中压力等值线非常规律，不存在局部低压区，因此，催化剂床层中，气体不会形成旋涡。而在中心管中、中心管开孔附近形成了多处局部低压区，由于局部低压的形成，在中心管中部及开孔附近将形成多处小旋涡。在约翰逊网与中心管之间的空隙区域中，颜色非常一致，说明压力分布很均匀。催化剂床层中的气体速度较小，大小分布均匀。出中心管过孔时，气体速度明显增大,92,径向反应器轴向截面的速度等值线图与云图,速度梯度最大的位置在扇形筒、中心管过孔及中心管中。催化剂床层中等值线十分稀疏，说明在催化剂床层中速度比较均匀。气体过孔后形成明显的受制射流形状。而在孔的附近区域存在明显的低速区，也就说明气流在此处已形成旋涡。气体进入催化剂床层中后，以近似径向的方向流动，