TORH-1重整生成油脱烯烃催化剂在连续重整装置上的工业应用

介绍了中国石化石油化工科学研究院最新研发的TORH-1重整生成油脱烯烃催化剂在中海油气(泰州)石化有限公司1000kt/a逆流连续重整装置上的工业应用情况。为有效脱除重整生成油中的烯烃,减少下游芳烃抽提装置中改性白土、颗粒白土的使用,降低生产成本,提高经济效益,在连续重整装置的脱戊烷塔进料前新增液相选择性加氢脱烯烃装置,采用FITS脱烯烃工艺,装置处理量为111575kg/h,进氢量为280～700m³/h,操作压力为1.7 MPa,操作温度为125 °C。自2020年6月10日投用生产以来,TORH-1催化剂烯烃脱除率、芳烃损失率均满足产品质量控制要求。     

用“分子炼油理念”指导石脑油加工优化

由于中国石油化工股份有限公司洛阳分公司0.7 Mt/a连续重整装置的预处理单元加工能力有限、未处于优化运行状态,导致石脑油产耗不平衡、化工轻油重组分多且产量过剩、预分馏塔C101分离精度差、高辛烷值汽油调合组分不足等问题。根据分子炼油理念对连续重整装置生产实施优化措施:增上C101进料换热器,提高进料温度,优化塔的运行;提高重整加工负荷,试生产异戊烷组分油,降低化工轻油产量。优化措施取得了一定的效果,实现了"宜烯则烯、宜芳则芳、宜油则油"的生产理念。优化后,重整装置稳定在114%的负荷运行,石脑油消耗增大,高辛烷值汽油产量增加,化工轻油产量降低约490 t/d,每月增加经济效益达2 000×104RMB$。但是目前高负荷运行下预分离进料系统、重整再沸炉等仍存在问题,且C101分离效果仍不佳,异戊烷组分油纯度不高,针对这些问题,提出了下一步石脑油加工改造思路。     

轻烃与甲醇耦合芳构化研究

在反应温度400 ℃、反应压力0.50 MPa（N₂气氛）、质量空速1.0 h^-1、轻烃/甲醇质量比1∶1的条件下,研究了重整拔头油、芳烃抽余油（简称抽余油）和重整戊烷油（简称戊烷油）3种轻烃原料与甲醇耦合芳构化的反应规律。结果表明：3种轻烃原料分别与甲醇发生耦合芳构化反应,反应72 h,甲醇转化率为100%;戊烷油中异戊烷含量最高,当戊烷油与甲醇耦合芳构化反应时,芳烃收率为26.30%～35.13%;重整拔头油中异戊烷含量最低,当重整拔头油与甲醇耦合芳构化反应时,芳烃收率为24.81%～34.56%;反应过程中通过异构化、芳构化、环化和氢转移等方式生成了芳烃,大量的正构烷烃发生了反应;抽余油与甲醇耦合反应时,正戊烷转化率为97.19%,正己烷转化率为94.26%,芳烃质量分数明显升高,由原料中的1.56%提高至产物中的39.44%。     

连续重整-芳烃抽提装置二甲苯收率的影响因素及改进措施

当重整系统处理量由60~70 t/h提高到80 t/h时,为了提高连续重整(80万t/a)-芳烃抽提(40万t/a)联合装置的二甲苯收率,对重整系统和抽提系统的操作条件及工艺流程进行了优化。结果表明:当4台重整反应器的温度由520℃分别提高到525℃(第1和第2台反应器)和526℃(第3和第4台反应器)时,脱戊烷油芳烃中C8质量分数由调整前的25.36%提高到调整后的27.72%;将二甲苯塔温差工艺指标由原来的18.0~30.0℃调整为18.0~33.0℃后,进入偏三甲苯装置的原料中二甲苯质量分数由5.67%降至0.76%,每月可增产二甲苯约282.82 t;新增了1条管线,将甲苯塔塔底物料接入二甲苯塔塔顶的进料,改造后每月可增产二甲苯约626.18 t。     

芳烃联合装置的设计优化

介绍了芳烃联合装置通过设计及流程优化,降低装置能耗和废物排放,达到节能减排、提高经济效益的目的。重整氢再接触选用二段压缩顺流接触流程,氢纯度、燃料气、Ct^-组分产量均大幅提高,脱戊烷塔重沸器负荷下降。优化重整油塔顶和重芳烃塔顶的流程,使大量的低温热得到利用。经过直馏石脑油原料的优化,C8组分增加,重整装置可生产更多的C8芳烃,提高了PX的产量。采用了安全仪表系统,能完成与本装置安全相关的紧急停车和紧急泄压。联合装置分为二个中心变电所,可避免因联合装置同时失电引起火炬排放过大的问题。在歧化汽提塔回流罐和异构化脱庚烷塔回流罐顶排燃料气中设计丙烷制冷回收苯,经济效益增加1522×10^4RMB￥／a。     

连续重整装置生产优化

目的提高苯、甲苯和二甲苯(“三苯”)产品的质量与收率,降低装置能耗。 方法采用PETRO-SIM流程模拟软件,对不同初馏点下的重整原料进行模拟计算;采用Aspen软件模拟优化二甲苯塔操作参数。 结果重整进料较为理想的初馏点为82 ℃,通过调整预分馏塔操作条件,重整进料中C₅组分质量分数下降了0.79个百分点;通过实施重整反应温度分段控制,重整生成油中甲基环戊烷质量分数下降了0.16个百分点,C₆～C₈芳烃质量分数提高了2.28个百分点;利用近红外在线分析技术,实时分析数据并动态调整操作,二甲苯收率由22.27%提高至28.50%;Aspen软件模拟结果表明,二甲苯塔的3 ℃异构级二甲苯收率由23.20%提高至25.60%。 结论通过生产优化,实现了装置自控水平提升、“三苯”等芳烃产品收率和质量双提升及能耗降低的“三升一降”增效目标,对同类装置芳烃产品的生产具有借鉴意义。      

铂重整装置蒸发脱水塔改用重沸器加热

铂重整装置蒸发脱水塔原设计采用一台加热炉供热。塔底油用泵强制流经加热炉取热后循环回塔底。由于加热炉小且热效率低,同时管线长,热损大,循环泵又常出故障或抽空,所以影响正常的操作和脱水效果。 1981年,我们增设了一台62.5米~2的重沸器代替原有的200万大卡/时的加热炉。改革后的流程为:重整后加氢生成的油气分两路分别进入蒸发脱水塔塔底重沸器及脱戊烷塔塔底重沸器,与塔底低温油换热,然后合并     

连续重整装置生成油辛烷值低的原因分析及对策

通过对比重整原料性质和反应条件的实际值与设计值,分析了180万t/a连续重整装置重整生成油辛烷值低的原因,并采取了相应的改进措施。结果表明:重整原料芳烃质量分数和初馏点低是造成重整生成油辛烷值低的主要原因;通过将加氢裂化轻石脑油终馏点由不超过140℃调整为不超过120℃,即加氢裂化重石脑油进料量由20 t/h提高至30 t/h时,重整原料芳烃质量分数提高到约36%,重整生成油芳烃质量分数达到约76%,研究法辛烷值(RON)达到约101,提高了1个单位,同时其收率亦提高了2.20%。     

洛阳石化催化裂化装置节能问题分析及改造措施

中国石油化工股份有限公司洛阳分公司Ⅱ套催化裂化装置存在能耗较大的问题。从蒸汽网络改造、换热网络改造及解吸塔重沸器维护等方面,对检修前后装置运行状态进行了分析,并对节能降耗效果进行了计算。蒸汽网络改造后,过热蒸汽量除满足气压机使用外,还有38 t/h过剩蒸汽可并到管网使用;换热网络中原料油—轻柴油优化改造后,原料预热温度增加8℃,节省3.5 MPa蒸汽达10 t/h;而投用解吸塔重沸器有效控制了分馏塔中部温度,轻柴油产品收率提高2.36百分点。装置的节能维护改造达到了预期效果。     

半再生重整装置流程模拟及运行优化

某炼厂40万t/a半再生重整装置的催化剂处于运行末期,拟在实施停工检修与再生计划之前的1个月持续生产期间实现装置的综合产出及效益。为此,利用SP-Reform分子级流程模拟与优化软件对该装置进行了全流程建模优化与可行性评价,并通过进一步分析及模拟操控优化,将重整反应系统气液分离器压力降低0.2 MPa,以及相应匹配调整了4台重整反应器的反应温度,并应用于实际生产。结果表明:在进料量无变化,以及确保重整裂解深度及关键产物C≥5重整生成油收率及其性质前提下,不仅优化了催化剂在运行末期再生之前的效用,而且C≥5重整生成油含芳烃质量分数,及其研究法辛烷值（RON）相应分别提高了4.68个百分点和2.83个单位,每吨精制石脑油制得重整氢生成量也增加了11.50 m3/h。     

连续重整高密度催化剂PS-Ⅷ的工业应用试验

针对企业连续重整装置扩能改造的需求,高密度催化剂为现有装置扩能改造提供了新的技术方案。中国石化九江分公司结合连续重整装置改造开展了国产连续重整高密度催化剂PS-Ⅷ的工业应用试验。结果表明：在重整进料量为163.3 t/h、加权平均入口温度（WAIT）为519 ℃、氢油摩尔比为2.24和质量空速为1.46 h^-1的操作条件下,C₅+产品收率（w）为88.4%,C5+产品研究法辛烷值（RON）为101.8,芳烃产率（w）为69.7%,纯氢产率（w）为3.85%,催化剂损耗量较低,积炭速率与常规催化剂相当;在达到相同C₅+产品辛烷值的情况下,使用PS-Ⅷ时较使用PS-Ⅵ时的反应温度低4 ℃,C₅+产品收率（w）高0.5百分点,芳烃产率（w）高0.4百分点,纯氢产量高7.8 m³/t,液化气产率（w）低0.3百分点。在原料油轻组分含量较高、芳构化指数低于设计值的情况下,PS-Ⅷ催化剂表现出良好的反应活性和选择性。PS-Ⅷ高密度催化剂工业应用试验的成功,对实现国产连续重整催化剂的系列化具有重要意义。     

稠油油藏火驱燃烧关键参数的计算及应用——以克拉玛依油田H1井区为例

以克拉玛依油田H1井区火驱试验为例,从物质和能量守恒出发,推导了高温燃烧条件下地下燃烧参数的平衡关系式,分析了火驱过程中原油、岩石骨架、次生水体等的热量分配,对H1井区地下燃烧温度、空气消耗量、空气油比等参数进行了计算,结果表明,在实际生产过程中油层空气消耗量为350~400 m³/m³,地下燃烧温度约为550 ℃,对实验室数据进行了重新标定。在此基础上,为了进一步提高火驱开发效果,对湿烧注入方案进行计算,当空气消耗量为350 m³/m³时,湿烧水空气比为0.000 779 m³/m³,日注冷水量为49.9 m³。     

三甘醇脱水技术在元坝气田净化装置中的应用

针对水摩尔分数约为0.09%、体积流量为9.6×10⁴~10.6×10⁴ m³/h的湿净化气,三甘醇(TEG)循环量为2.50~2.85 t/h,外输产品气水露点在-19℃以下,满足水露点要求。当TEG重沸器蒸汽用量为529~549 kg/h时,再生后TEG质量分数从96.9%升至99.7%。为了避免TEG再生热源不稳定、贫溶剂后冷管式换热器结垢严重等工艺缺陷,对脱水工艺进行了优化:①以自产表压为3.8 MPa的中压蒸汽为热源,确保TEG再生温度稳定,并使其易于调节,拟合蒸汽用量与TEG重沸器温度关系曲线;②采用富TEG未预热直接闪蒸工艺,减少富液预热过程,去除富TEG中大部分轻烃组分,在满足脱水单元要求的同时,减小能耗和节约成本;③将TEG贫液后冷器由管壳式换热器更换为不锈钢材质的波纹板式换热器,更换后换热器长时间运行平稳,减少了换热器配件的更换频次。     

石脑油加氢装置中酸性气脱硫的工艺优化与动态分析

利用Aspen plus软件对石脑油加氢装置中酸性气脱硫工艺进行稳态模拟优化,在稳态优化的基础上利用Aspen dynamics研究了在流量、压力、液位控制结构下酸性气流量和组成波动时的运行情况。从稳态和动态两方面确定了最优操作参数,结果显示:当酸性气流量增至2200 m³/h和降至800 m³/h,硫化氢体积分数波动±3%时,吸收剂用量为9.5 m³/h、塔压为0.43 MPa、酸性气温度为26℃时,净化气中硫化氢含量可以达到要求,该工艺条件相比原工况节约吸收剂2.5 m³/h,可有效降低成本。     

芳烃联合装置在新形势下的运行优化

随着催化重整（简称重整）装置恢复高负荷运行、增产氢气以满足加氢装置提负荷需要,重整生成油产量增加,同时化工化纤市场低迷,中国石化洛阳分公司芳烃联合装置采用“抽提高负荷、对二甲苯低负荷”运行模式,重整生成油预分馏单元、液液抽提单元等高负荷运行,二甲苯装置歧化单元停运,异构化单元、二甲苯分馏单元和吸附分离单元低负荷运行;优化板块内部抽提装置加工模式,优化甲苯生产流程,停运邻二甲苯塔,优化C₈芳烃外甩流程,优化重芳烃塔运行参数。通过综合采取上述措施,有效降低了芳烃联合装置能耗、物耗,实现月度降本增效182万元。     

氢气中一氧化碳对甲苯歧化及烷基转移催化剂反应性能的影响

分析了甲苯歧化及烷基转移催化剂HLD-001、HAT-099在工业应用中使用不同来源（变压吸附、乙烯和重整装置）氢气对催化剂性能的影响。结果表明：使用HLD-001催化剂期间,补充氢由乙烯装置氢气更换为重整装置氢气后,反应温度由362 ℃提升至378 ℃,总转化率下降0.23百分点,C10芳烃转化率下降6.83百分点;使用HAT-099催化剂期间,补充氢采用重整装置氢气后,反应温度由356 ℃提升至378 ℃,总转化率下降1.58百分点,C10芳烃转化率下降4.3百分点,催化剂性能明显下降,重整装置氢气中一氧化碳对催化剂的性能影响较大。     

连续重整装置能耗分析与节能改造措施

催化重整工艺是炼油化工重要的加工过程,除了生产高辛烷值汽油和芳烃外,还副产大量氢气。连续重整的加工流程特点及反应特征决定了其加工能耗较大。通过对中国石化某炼厂连续重整装置用能情况进行分析发现,装置的能耗主要是燃料气,占总能耗的比例最大,为69.61%,其次是蒸汽和电力的消耗,分别占总能耗的20.76%和7.34%。对装置能耗现状进行了分析,结合现有工艺现状及存在问题,对原料预处理单元和产品分馏单元分别提出了节能改造方案:原料预处理单元预加氢反应产物和预加氢混氢油原料增加一级换热,产品分馏单元自稳定塔来的重整汽油首先与重整油分馏塔塔顶油气换热,再与塔底出料换热,从而降低了加热炉燃料气用量和塔顶空冷电耗。改造后,总能耗降低了1.76kgEO/t(1kgEO/t=41.86kJ/kg)。     

芳烃联合装置低温热回收技术研究

通过对现阶段芳烃装置低温余热的利用措施进行分析,指出芳烃装置低温热余热利用的技术难点,并以某炼油厂的芳烃装置为例,详细分析和计算该装置的低温热现状,并以C6、C7烃类为内取热介质,为该装置设计了内、外双低温热换热系统,充分回收芳烃装置的有效低温热41 MW/h,通过该设计,有望将芳烃装置的能耗降低10%～15%。该技术充分克服芳烃装置操作压力低的工艺难点,为芳烃装置的抽余液塔、抽出液塔、成品塔等的低温余热有效回收利用提供新途径、新工艺。     

注空气开采过程中稠油结焦量影响因素

通过建立油藏高温、高压反应模拟实验装置,物理模拟了稠油注空气开采过程中焦炭的生成过程,研究了反应气氛、温度、压力以及空气通风强度对稠油生焦量的影响。研究表明：在空气气氛下,原油低温氧化显著促进了焦炭生成,5 MPa反应压力下,每克稠油最高焦炭生成量为0.375 g,是氮气气氛下最高生焦量的2.5倍,焦炭初始生成温度受低温氧化影响比氮气条件降低了近200℃。随压力升高,加剧的低温氧化反应提高了焦炭生成量,但是5 MPa后压力影响不再显著。随空气通风强度增加,生焦量并非持续增加,而是在33.4 N·m³/（m²·h）附近存在极值。进一步对比分析了焦炭的高温氧化消耗与原油组分蒸馏失重对焦炭生成量的影响。其结果表明,焦炭氧化是空气气氛下温度自225℃升高至300℃过程中焦炭净生成量减少的主要原因。在氮气气氛下,随温度升高至450℃,加剧的原油热解缩聚反应增加了生焦量,但温度进一步升高引起焦炭自身热解失重,生焦量降低。另外,实验还发现,当温度超过200℃时,反应管内油砂中心温度超过外壁面加热控制温度。分析表明,超温现象由原油组分的低温氧化和部分活性较强的焦炭高温氧化引起,因此该稠油存在油层自燃点火的应用潜力。