粉尘收集系统在连续重整装置的应用
浅析连续催化重整装置催化剂再生技术特点与运行
浅析连续催化重整装置催化剂再生技术特点与运行摘要：本文主要针对连续催化重整装置催化剂再生技术进行了有关讨论，期间分析了其技术特点，同时还从催化剂的装填、循环等方面展开了相应的介绍，针对开工、运行过程中出现的阻碍以及应对举措进行了阐述。
关键词：连续再生技术；催化剂循环；氯吸收罐随着石油市场的开发，炼化公司必须进行一定的工艺调整以满足社会的需要，而催化重整工艺对石化的开发具有重要的作用。
目前的催化重整系统主要分为半再生重整和持续再生重整，而持续再生重整目前已逐步发展为主要的重整项目。
而连续催化重整技术经历了较长的研究开发时期，目前已经逐渐走向完善，并推动着中国炼化企业的稳定成长。
一、催化剂再生技术特点在此次文章探究中，我们针对于催化剂再生情况进行了相关阐述，其中需要用到CycleMax技术，所用的催化剂具有高密度性。
催化剂再生体系的构成主要是一组和反应区联系紧密、功能独立的装置。
该系统的作用性主要体现在可以完成催化剂的不间断循环功能，并且还能够在循环期间进行再生。
对于催化剂而言，其循环与再生都是依赖于催化再生控制系统（CRCS）的控制来完成的。
重整反应器结构为两叠置式，反应器主要涉及四种，分别是第一、二、三、四反应器，这几种反应器可以简述为一反、二反、三反以及四反。
两两叠置具体代表的是一反和二反重叠、三反和四反重叠。
还原区域所分布的位置是一反的上端，而对于三反来讲，其顶部位置设置着催化剂缓冲罐。
而其余两种反应器的底部位置都配置着相应的收集器，其和反应器之间是一体的关系。
还原段所在的位置是第一反应器的顶端，其应用的是两段还原。
第一段开展低温还原工作，去除大量的水；第二段基于干燥的状态下开展高温还原工作，确保取得良好还原效果的基础上，避免高温、高水环境引起催化剂金属积聚，进而阻碍活性复原。
使用了UOP公司的ChlorsorbTM氯吸附技术，并设有独立的氯气吸附罐，以替换原来的碱洗塔及附属装置。
在氯气吸收罐里，源于再生器的放空气和反应催化剂直接接触收集放空气中的氯气，既减少了四聚氯乙烯的损耗，又无废液污染。
国产连续重整成套技术在装置改造中的应用
一４８—
作者简介：李彬（１９６ｔ卜），１９８８年毕业干华东理工大学石油
＝！ＪｎＹ－专，ｌｋ，１９９８年毕业于石油化１＝科学研究院，获得硕士学 位，教授级高级工程师，现从事科研开发和技术管理工作。
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４．１ ４．１．１
重整循环氢压缩机喘振的原因及整改措施 喘振原因循环氧压缩机（Ｋ２０１）在装置改
造时核算能力够用，因此未做改动。而开工后，随 着处理量的提高，系统Ｊ玉降明显逐渐升高，导致 Ｋ２０１多次出现喘振。对重整循环氢系统压降分
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万方数据
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３．１２ ５４．７１／３３．５８／１１．７ｌ
４３．１５ ５４ ７４６
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４４．６８ ５８ ０５８ ７７．６１
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合计 重整进料景／ｔ 装置能耗／ＧＪ・ｔ－‘ １）挚何为ｋＷｈ。
５ ９４９．１３
３．７５６
４装置运行中出现问题的整改及优化措施 装置改造开工正常后，随着加工量提高到满 负荷，逐步暴露出了个别利旧设备能力卡边、新增 设备与部分利旧设备之间存在不协调、催化剂连 续再生１二艺需要优化整改等问题。运转过程中陆 续对这些问题进行了整改优化。
连续重整装置过程控制与优化
连续重整装置过程控制与优化摘要:对于我国石油加工行业来说，连续重整装置具有重要的作用，不仅能够提供便宜的氢气，还能生产较好的清洁汽油组分。
但是在该装置的运行过程中，还存在一些问题，严重影响了重置装置的长周期运行情况。
本文主要讨论其过程的控制与生产优化。
关键词：连续重整装置；过程；控制：长周期引言随着我国石化行业规模的不断扩大，连续重整装置的先进管理和控制可以有效提高产量，满足国家降低能耗的设计要求。
与连续重整装置的传统控制技术相比，先进控制技术以其良好的性能优势得到了广泛的应用。
在实际功率范围内提高机组的稳定性能，实现装置经济效益最大化，准确控制生产过程中的数据，利用估算技术科学预算产量，减少石化行业复杂因素对生产中获取准确数据的影响。
1连续重整装置过程控制现状连续重整装置的控制一直在随工艺优化而不断改进。
在先进控制的广泛应用中，石油化工生产控制系统不断改善，连续重整装置在投用先进控制器后，不仅极大改善了装置的平稳性，同时对相关工艺流程的生产起到了促进作用。
因此，先进控制的出现，大大改善了连续重整装置的控制方式，这一控制方法也为许多商业公司带来了发展方向与研究方向，许多自主研发的先进控制算法，商业化先进控制软件应运而生。
先进控制给连续重整装置的控制带来的稳定性改善，平稳性改善，使操作简化，使产品收率大大提升。
2连续重整装置过程控制与优化2.1预处理单元2.1.1温度在进行预加氢反应操作的过程中，反应温度具有重要作用，是该过程的关键参数。
如将反应温度提高，可以加快加氢脱氮的反应速率，但要注意，不能让该温度过高，否则会生成硫醇，这样就会导致脱硫率大幅降低。
因此，在操作过程中，应控制装置，保障预加氢反应温度小于340摄氏度。
2.1.2压力通过氢分压，可以体现出反应压力的影响，而操作压力、原料油的汽化率以及氢油比决定着氢分压。
若压力提高，不仅可以使催化剂上的积炭量减少，也能加速加氢反应，进而更好的去除一些杂质。
连续重整装置催化剂再生除尘系统运行分析
ｌ ８ ． ４ １ ８ ． ８
２ 粉 尘产 生 的原 因和 危 害
图 ２为前 １ ０个催化剂运行周 期除尘风机 出Ｅ ｌ 流量的调整变化 ． ２ ． １ 粉尘产生的原 因 在第 ７ 周期时 已经恢 复到了装置检修前 的操作 参数 ．从 开工 初期的 １ ） 装 置开工初期 ．新装填的催化剂会携带和产生部分催化剂粉 ３ ４ ０ ０ Ｎ ｍ ３ ／ ｈ降到 ３ ２ ０ ０ Ｎ ｍ ３ ／ ｈ 以下 ． 表明催化剂再生系统运转正常。 尘， 这些粉尘 随着催 化剂再生系统 的循 环逐渐淘析至 除尘 系统 ． 致使 开工初期粉尘量收集量较大 ： ２ ） 在再生 系统催 化剂流化过程 中 ， 催化剂与提 升管线 、 反应器 和 再生器等设备均需要较长时间 的运行磨合 ． 是开工初期粉尘量增加 的
３ ． １ 除尘系统的调试 ２ ０ １ ２ 年１ Ｏ 月份 ． 装置检修结束 重新开车 此次开车初期 ． 重整再 生系统运行不够稳 定 ， 长时间处于调试 、 系统 磨合中 。 催化剂循环随着 催化剂运行周期增长而逐渐趋于好转 ． 产生的粉尘量也随系统运转情 况 的改善而减少 此时工艺 淘析气体也需要随着粉尘量 的减少不断加 以调整 ．过高的淘析气量会使大量的完整催 化剂被淘析至除尘系统 ． 损失催化剂 ： 过低的淘析气量则不能保证催 化剂粉尘和破碎催化剂颗 粒完全被析 出． 因此根据现场粉尘 情况 分析 ． 调整 除尘 风机出 口淘析 气量 。 表 １ 中记录 了催化剂循环周期 （ 一个循环周期为 ３ ． ６ 天） 内产生
Ｓ ｈ ａ ｎ ｄ ｏ ｎ ｇ Ｉ ｎ ｄ ｕ ｓ ｔ ｒ ｉ ａ ｌ Ｔ ｅ ｃ ｈ ｎ ｏ ｌ ｏ ｇ ｙ
第０ ３ 期
山 东 工业 技 术
２ ０ １ ４ 正
连续重整装置运行问题及对策
石油工程化 工 设 计 通 讯Petroleum EngineeringChemical Engineering Design Communications·14·第47卷第1期2021年1月连续重整装置在我国石油加工行业中占有着重要的地位。
它起着三个重要的作用：生产优质清洁汽油组分，生产轻质芳烃，提供廉价氢气。
连续重整装置运行性能状况直接影响到整个原油加工链的效益。
但从现状来看，在连续重整装置运行的过程中，还存在一些亟待解决的问题。
如二甲苯塔分馏效果的问题、重整催化剂粉尘量过多、重整原料杂质含量、预加氢反应器压差高的问题等。
这些问题将直接影响到连续重整装置的稳定长周期运行。
所以，本文仔细分析了问题存在的原因，并提出有针对性的措施。
辽阳石化油化厂1 400 kt/a 连续重整装置以直馏石脑油、加氢石脑油和加氢裂化重石脑油为原料，生产高辛烷值汽油调和组分、C 6～C 7馏分、混合二甲苯，同时副产H 2 和液化气等。
装置由700 kt/a 石脑油加氢部分、1400 kt/a 连续重整部分及3 000磅/h 催化剂连续再生部分以及配套的公用工程部分组成。
本装置的原料为常减压装置来的直馏石脑油和渣油加氢装置来的加氢石脑油，经加氢处理和拔头，与加氢裂化重石脑油混合，作为重整进料。
装置的主要产品是高辛烷值汽油调和组分（C 9～C 10 组分）、C 6～C 7馏分、混合二甲苯、拔头油、戊烷油、含氢气体、液化气、含硫燃料气、燃料气等。
1 二甲苯塔分馏效果的问题1.1 存在的问题及其原因二甲苯塔位于重整分馏部分的末端，进料为C 8+重整油。
该塔塔顶产混合二甲苯作为下游装置原料；塔侧线产C 9~C 10重整汽油；塔底产重芳烃。
当按照装置设计要求，将塔底重芳烃收率控制在目标值时，发现侧线C 9~C 10重整汽油产品不满足质量要求。
经分析发现侧线C 9~C 10重整汽油中C 10+A 超过规定要求，同时有接近2%混合二甲苯组分。
连续重整装置工艺流程简介
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催化剂循环部分
风机
再 生 器
反
反
应
应
器
器
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器
器
压缩机
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2.催化剂再生 待生催化剂从最后一台反应器引出，并靠氮
气提升至再生段。此催化剂储存在上部缓冲罐中， 当射线料位仪检测达高料位时，催化剂靠重力输 送至闭锁料斗。闭锁料斗增压至再生器的操作压 力，并整批输送入再生器的上部。
混合物流首先进入重整单元的进料缓冲罐， 经过重整进料泵提升，在进料过滤器除去进料中 的颗粒物质，接着进料在板式换热器中和循环压 缩机来的循环氢混合。混合进料在这里和四反出 料进行逆流换热，经过预加热后再在预加热
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炉中进一步加热以达到要求的一反入口温度，反应 器的入口温度由去加热炉的燃料气流量进行控制。在进 料过滤器上游有注氯化剂、水、硫化剂系统。预先设定 好氯化剂和水的注入的量，以便在催化剂连续再生单元 停工时控制催化剂上的水氯平衡。同样预先设定好硫化 剂的注入量，只要加入很少量的硫化剂，就可以达到防 止在加热炉器壁上积炭的效果。
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催化剂在再生器内依次流过一段烧焦区、二段烧 焦区、氧氯化区以及焙烧区后，流入1号下部料斗，并 用氮气反吹以除去所夹带的氧气，下流入1号催化剂提 升器，同样在密封氮气的提升下进入第一反应器上部的 缓冲料斗，在还原器中被PSA来热氢气还原后，进入第 一反应器。在各个反应器之间由循环氢气提升，从而完 成整个催化剂的循环。
连续重整装置再生系统问题分析及预防解决措施
371 装置简介延安石油化工厂（简称延化）120万t/a连续重整装置于2009年8月投产，以直馏石脑油为原料，经过重整反应，生产高辛烷值汽油调和组分[1]，同时生产少量苯并副产氢气及液化气。
该装置的核心是重整反应和催化剂再生部分，重整反应部分采用美国环球油品公司（UOP） 超低压连续重整工艺，反应器重叠布置；催化剂再生部分采用 UOP 第三代再生工艺“CycleMax”，设计循环量907kg/h。
2 再生系统存在问题分析及解决措施2.1 再生系统循环不畅催化剂循环是再生系统的核心技术[2] 。
经过反应后的重整催化剂在重力作用下，从四反底部流动至待生剂提升L阀组，利用氮气，通过提升管提升至分离料斗。
在分离料斗中除去粉尘及破损催化剂颗粒后，靠重力依次经过催化剂再生器、氮封罐，再经闭锁料斗底部再生剂L阀组，用重整氢气提升至第一反应器顶部还原段。
在还原段将氧化态的催化剂用重整氢气还原至还原态后，再依靠重力下流至第一反应器进行催化重整反应。
催化剂再生系统工艺流程如图1所示。
2.1.1 存在问题连续重整装置再生系统待生、再生催化剂提升均投串级控制，运行过程中出现再生系统循环不畅，待生催化剂提升差压控制器 PDIC-0704 无法正常建立等情况，导致催化剂提升受阻，还原段料位上升，分离料斗料位下降，催化剂再生被迫手动停止循环。
图1 催化剂再生系统工艺流程图2.1.2 原因分析（1）排查再生系统粉尘量。
现场查看粉尘淘析情况，催化剂粉尘颗粒度均在 90% 以上，排除因粉尘淘析不彻底，堵塞管线导致催化剂提升不畅的因素。
（2）排查分离料斗D303 压力。
待生剂提升管的差压变送器PDIC-0704的低压端取压点处于除尘风机出口管线进分离料斗前位置。
分离料斗工艺控制流程见图2。
从日常操作来看，粉尘收集系统每次反吹（时长4min），分离料斗压力会上涨10~20kPa左右，二次提升气与收集器置换气之间的差压PDIC-0703会上涨10~13kPa，分离料斗压力上涨超过30 kPa，待生催化剂一次提升气与分离料斗淘析气之间的差压，即待生剂提升管差压PDIC0704 无法建立，极易造成待生催化剂提升不畅，通过集散控制系统（DCS）查看催化剂再生系连续重整装置再生系统问题分析及预防解决措施王琴 李晓勇 郭燕延长石油（集团）有限责任公司延安石油化工厂 陕西 延安 727406摘要：结合连续重整装置再生系统的运行情况，分析影响再生系统长周期运行的因素，针对再生系统循环不畅、再生注氯泵出口管线堵塞问题，分别进行原因分析并提出相应的预防解决措施。
连续重整装置高负荷情况下，再生装置运行优化
连续重整装置高负荷情况下，再生装置运行优化摘要：本文根据装置实际运行情况分析了重整装置高负荷运行情况下，影响再生平稳运行的各种因素，提出了相应的调整措施。
为实现重整反应在高苛刻度、满负荷运转前提下，充分发挥重整催化剂性能，提高芳烃产率和装置效益，进行分析探讨。
关键词：床层温度积炭粉尘高苛刻度1 概况中石化天津分公司芳烃部连续重整装置采用UOP cyclemax三代再生技术（再生处理能力1500磅/小时）。
由于进料负荷和反应温度逐步提高，原料石脑油的组分较重，造成催化剂积炭量增加,再生系统烧碳区峰值温度明显的上升，并超过580℃。
使装置负荷、苛刻度难以提高，反应产物辛烷值降低，芳烃产率下降。
因此如何稳定和优化再生系统的运行，充分发挥催化剂的性能，就成为重整装置能否满负荷、高效运行的关键。
本文通过研究、分析影响再生平稳运行各种因素，制定对应措施，实现了装置的满负荷、高苛刻度运行。
2 床层温度对再生器平稳运行的影响及措施2.1重整原料组成对积碳速率的影响及措施重整原料的馏程选取，取决于重整目的产品的需要，初馏点过低、干点过高均会加快催化剂的积碳速率。
初馏点过低，会导致少量碳五以下馏分进入系统，这些组分是不可能生成芳烃的，但却会发生加氢裂化，增加催化剂积碳。
而原料烃类中五员环烷经深度脱氢生成环戊二烯等，易聚合成积碳。
重整进料干点升高，表示重组分含量的增加，而碳十等重组分的增加会造成催化剂结焦的母体增加。
因此经过研究，选取原料初馏点大于84℃，干点小于174℃的原料,在实际操作中根据轻重组分所占的比例,通过预分馏塔、汽提塔塔顶采出量控制原料馏程。
原料芳潜的变化是指原料中芳烃和环烷烃含量的变化，原料芳潜的变化直接影响反应的苛刻度，芳产和氢产，对催化剂积碳速率有较大影响，在实际操作中根据原料罐的分析数据，将加氢裂化石脑油，直馏重石脑油，直馏轻石脑油按照适当比例混合，将原料的芳潜控制在41%+3，而芳烃产率达到了70％～72％，在装置满负荷运行时，催化剂的积碳量为5.0％左右，做到了优化运行。
连续重整装置长周期生产中存在的问题及措施
连续重整装置长周期生产中存在的问题及措施陈国平【摘要】总结了中国石化扬子石油化工有限公司1.39 Mt/a连续重整装置在长周期运行中出现的一系列问题.通过采用低积炭速率催化剂解决了催化剂再生瓶颈:脱硅剂的应用能降低重整原料中的硅含量;先进控制技术大大提高了生产过程操作和控制的稳定性;通过控制反应-再生系统粉尘可减少装置非计划停车;从加热炉烟气余热回收、重整进料换热器碱洗以及脱戊烷塔在线水洗等方面提高设备运行效率;并通过重整反应器高温法兰加装弹性垫圈、第四反应器扇形筒结构改型等技术改造措施解决了生产难题.【期刊名称】《石油炼制与化工》【年(卷),期】2010(041)005【总页数】6页(P19-24)【关键词】连续重整;催化剂;粉尘;效率;技术改造【作者】陈国平【作者单位】中国石化扬子石油化工有限公司芳烃厂,南京,210048【正文语种】中文中国石化扬子石油化工有限公司(以下简称扬子石化)连续重整装置采用UOP的第一代专利技术,属于芳烃型重整.该装置于1990年2月首次开车,1997年进行了扩能改造,改造后装置的处理能力由1.05 Mt/a扩大到1.39 Mt/a,采用进口催化剂.但是,自装置扩能改造以来,一直存在着催化剂积炭高、原料中的硅含量高、加热炉热效率低、重整立式换热器和脱戊烷塔换热和分离效率下降、重整反应器进出口法兰泄漏、重整第四反应器扇形筒失效等问题,也发生过因重整反应器跑剂而引起的非计划停车.如何解决连续重整装置运行中的各种问题,进一步延长装置的运行周期,不断提高长周期稳定运行水平是当前最迫切、最直接、最有效的一项挖潜增效措施. 重整工艺条件直接影响着产品收率的高低,对装置的经济运行具有举足轻重的作用. 1997年装置扩能改造中,反应器和循环氢压缩机没有进行改造,反应的氢油摩尔比降低了30%.装置扩能后,催化剂仍为进口催化剂,由于该催化剂积炭较快,虽然改造时加长了催化剂连续再生装置的烧焦区,但仍达不到预期的提高烧焦能力的效果,催化剂积炭大幅增加,在满负荷运转的情况下,催化剂的初期碳含量超过改造目标最大值114%以上.为了解决扬子石化连续重整装置再生器的瓶颈问题,石油化工科学研究院(RIPP)在铂、锡组元的基础上,通过进一步选择助剂和优化催化剂配方及制备方法,在不降低催化剂比表面积的情况下,实现了高铂型连续重整催化剂的积炭速率降低和芳烃产率的提高,成功地研制开发了PS-Ⅶ型连续重整催化剂,并于2004年8月进行了首次工业应用.结果表明,与原催化剂首次标定结果相比,在原料芳烃潜含量较低的情况下,PS-Ⅶ催化剂的C6+液体收率提高了3.32个百分点,纯氢产率增加了0.61个百分点,芳烃产率增加了1.53个百分点,说明PS-Ⅶ催化剂比原催化剂具有更高的选择性.PS-Ⅶ重整催化剂再生性能良好,具有良好的抗磨损性能、水热稳定性和持氯能力.PS-Ⅶ催化剂积炭速率低,比原催化剂降低27.32%,解决了重整装置扩能后再生能力受限制的问题,使重整装置得以保持长期高负荷运转[1].截止2009年9月,该催化剂已运行1 814天,寿命为47.63 t/kg催化剂,催化剂再生周期242次,催化剂比表面积稳定在160 m2/g左右,积炭速率稳定在49.8 kg/h,二氯乙烷注入量为2.65 kg/h(比运行初期增加了55%),日均粉尘(小于1.2 mm直径的颗粒,下同)4.3 kg,均在控制范围内.扬子石化连续重整装置原料中含4%～5%的乙烯裂解汽油抽余油,该抽余油在生产过程中因使用消泡剂而含有微量甲基硅油,随精制油进入重整反应器,吸附在重整催化剂上,降低了金属铂的分散度(金属分散度已由初期的1.0降至0.42～0.43,原催化剂在末期硅含量420 μg/g的情况下,金属分散度降为0.55),导致重整催化剂硅中毒,使催化剂的酸性功能增强,积炭增加,液体收率下降.为此,2008年4月,在预加氢反应器床层顶部装填了加氢脱硅剂HSP-02共计1.7 t.图1是PS-Ⅶ催化剂上硅含量变化情况.由图1可见,脱硅剂使用后,重整催化剂上硅含量不再增加.2007年重整催化剂硅含量呈下降趋势,其原因是2006年10月和2007年5月再生装置、重整装置分别进行了消缺,共补充了26.3 t新催化剂.图2为随着硅含量的变化液体收率的变化曲线,目前液体收率较初期下降了1个百分点.先进控制可以大大提高生产过程操作和控制的稳定性,改善工业生产过程动态性能,减少关键变量的操作波动幅度,增强生产过程的稳定性和安全性.扬子石化连续重整装置的先进控制技术设计两个大的控制器,第一部分为预处理控制器,下设预分馏塔、预加氢、预加氢脱戊烷塔共三个子控制器;第二部分为重整反应控制器,下设连续重整、脱戊烷塔、脱庚烷塔共三个子控制器.它们之间的联系由软测量、工艺计算与干扰来体现.建立了芳烃收率、焦炭沉积速率和催化剂积炭量等工艺计算模型,并建立装置的全流程模拟.投用以来先进控制系统已取得良好的效果,具体表现在如下几个方面:①提高主要变量的稳定性,使主要过程控制变量的均方差减小30%;②采用机理模型预测芳烃收率和催化剂结焦含量等.优化反应温度,对连续重整反应器第四反应器入口温度进行卡边操作,使芳烃产率提高0.46%;③燃料气压力的波动为整个连续重整装置的主要干扰变量,将燃料气作为干扰变量,克服燃料气压力波动的影响,平稳反应器和塔系的操作,降低装置综合能耗95.72 MJ/t;④完成四个分馏塔的压力补偿温度(PCT)和初馏点(IBP)的工艺计算,将PCT和IBP作为被控变量,克服压力波动对塔操作的影响,在提高塔操作稳定的基础上提高塔的分离效果.2006年9月26日,扬子石化催化剂连续再生装置开始冷停车,按计划对运行1年的再生器约翰逊内网进行清理.检修结束后,系统于2006年10月2日恢复正常白烧.装置运行至2006年10月9日出现了第四反应器底部催化剂下料管堵塞,经处理后仍有4根管不通.2006年10月13日又发生催化剂提升困难,同时发现再生系统淘析出的粉尘量偏大.装置运行至2007年4月21日,再生器床层超温,最高603 ℃,随后出现再生器跑催化剂,停车吊出内网发现,在过渡区有6处比较大的缝隙,修补后于2007年4月27日恢复烧焦.2007年5月1日,因催化剂从第四反应器跑入后续系统,迫使重整反应停车消缺,打开发现第四反应器中心管约翰逊网有两处梭子状张口,最宽处2.5～3.0 mm.经过仔细分析,造成再生器和反应器跑剂的原因是第四反应器原先堵塞的4根下料管中有1根在2007年4月21日突然畅通而引起的.一方面致高碳催化剂带入再生器内,引起超温,使内网过渡区高温变形.另一方面下料管突然畅通后,由于重整第四反应器催化剂的偏流,局部流动加快,使原先脱落的膨胀圈加速运动,在径向的工艺反应气流的作用下,对中心管约翰逊网不断产生挤压,使挤压部位的约翰逊网变形张口,一旦张口尺寸大于重整催化剂的直径,在径向气流的携带下发生了催化剂的跑损现象.进一步分析表明,重整反应-再生系统中粉尘累积是造成第四反应器催化剂下料管堵塞的原因,而系统中粉尘的累计主要有以下几方面原因:①2006年7-9月收集到的粉尘量偏低,每天只有1.8 kg,而正常情况下应在3～4 kg.②本次检修后的开车初期,忽略了淘析气流量的调整,吹扫不出粉尘,即使有粉尘也仅在1.2 kg/d左右,远低于正常量.检查还发现粉尘收集器有1根滤袋破损.低粉尘状态超过了一个再生周期.淘析不掉的粉尘又随待生催化剂进入再生器,这样造成恶性循环.③2006年9月清理再生器内网时,催化剂全部卸入缓冲料斗,而这部分催化剂未卸出过筛,当催化剂循环时,随着缓冲料斗料位的下降,原来附着在罐壁的催化剂粉尘被混入其中.综合以上分析,催化剂粉尘在反应-再生系统的累积,一方面会导致提升困难,另一方面还可能导致反应器下料管堵塞,严重损坏再生器和反应器内件,甚至使反应器停工.因此要十分重视连续重整催化剂运行时产生的粉尘和碎片,要确保催化剂淘析系统的除尘效果,这是保证装置长周期运行的必要条件.扬子石化连续重整装置四合一方箱炉和四台圆筒炉都是20世纪80年代设计的加热炉,热效率较低(81%～85%),排烟温度为280～362 ℃.炉群附近的邻二甲苯塔再沸炉设计于20世纪90年代,情况稍好,排烟温度220 ℃.这9台加热炉烟气混合后,由横烟道一同排入140 m烟囱.重整加热炉由东向西依次排开布置,在烟气进烟囱前,横烟道还穿越重整进料加热炉,跨度很大;而四合一炉燃烧器配风非常困难,布置上可利用的空间非常有限.根据以上情况,该热回收装置采用水热媒热回收技术,充分发挥其烟、风道少,布置灵活的特点.考虑到四合一炉燃烧器配热风困难,热空气仅配给重整圆筒炉.同时考虑到可加热的燃烧空气量比较小,采用部分烟气先加热重整反应炉的锅炉给水,再进入水热媒热回收系统的方案(见图3).2008年5月9日水热媒系统投用,投用后,混合排烟温度降至153.9 ℃,比设计值降了11 ℃,助燃空气温度为154.2 ℃,比设计值提高14 ℃.共回收能量为5.54 MW.经标定,加热炉群的热效率平均为91.15%.扬子石化连续重整装置反应器进出料换热器为管壳式换热器,两台并联使用,其热端温差设计值为66 ℃.随着运行时间的延长,换热效率逐渐下降,截止2004年7月热端温差逐渐上升至87 ℃左右,而且还存在壳程偏流现象.这增加了进料加热炉的负荷,使后冷空冷器和水冷器的负荷不足,导致后续产品分离罐温度升高,循环氢纯度降低,加速催化剂积炭,影响循环氢压缩机的稳定运行,每年夏季反应空冷都要进行脱盐水喷淋. 2004年7月装置大修期间对换热器壳程进行了重芳烃清洗,虽然洗出了一些结垢物,但从实际运行情况看,效果不理想,热端温差同比下降了4 ℃.截止2008年3月,进出料换热器热端温差已达100 ℃.分析认为,进出料换热器壳程存在氯化铵盐的沉积,随着装置长时间运行,使得换热效率下降,同时也使得壳程压降分布不均,形成偏流. 2008年4月装置停车大修,对进出料换热器管壳程用碳酸氢钠溶液进行了碱洗.为降低反应系统水含量,碱洗完后对管壳程进行热氮干燥,碱洗前后数据见表1.由表1可见,碱洗后热端温差下降了22.7 ℃,2008年和2009年夏季,在装置保持满负荷的条件下,反应空冷均未投用喷淋设施.从表1中还可以看出,碱洗1年后,热端温差略有增加.在重整反应条件下形成的NH4Cl不溶于重整油,铵盐沉积于重整脱戊烷塔塔盘后,易造成塔盘、降液管堵塞,使分离效率下降,严重时会导致回流中断,造成液泛.针对重整脱戊烷塔铵盐堵塞的情况,分别于2003年3月(液泛)和2005年6月(液泛)及2006年9月(分离精度下降)进行了三次大规模的在线水洗.水洗期间装置负荷降至60%,脱戊烷塔底温度由220 ℃逐步降温至140～150 ℃,塔压由1.1 MPa降至0.7～0.8 MPa,并将重整油改去罐区.先后在回流和进料注锅炉水,注水量分别为4～5 t/h和10 t/h.当回流罐水包中氯离子含量趋于稳定时水洗结束,水洗时间一般10～11 h.图4为2005年水洗期间脱戊烷塔回流罐水包氯离子变化情况.图4数据表明,水洗后期,氯离子含量基本趋于稳定.水洗期间注入的碱性水对系统未产生腐蚀. 重整反应器进出口法兰曾多次发生介质泄漏、着火事故,造成非计划停车及生产波动.通过采取对法兰螺栓热紧、氮气保护、作卡具、注胶堵漏、作环行夹套、充氮气吹扫等措施,使反应器法兰泄漏着火现象有所缓解,但并未得到根本的解决.分析认为,造成反应器法兰泄漏的原因有两个方面:①在重整反应器高温工况下,由于垫片材料性能的劣化及显著的蠕变松弛特性,引起回弹性能的下降,当密封垫片的回弹量不足于补偿法兰密封面的分离和螺栓的蠕变松弛,就会导致介质的泄漏[2];②在高温管道系统中,法兰还承受由管道系统热变形引起的附加载荷,而重整反应器25个恒(变)力吊架经过多年的运行,已有部分吊架处于或接近死点位置,同时,弹簧的变形量也达不到计算的位移量,使其不能有效补偿反应系统管线的热膨胀,造成反应器进出口法兰频繁泄漏.张育[2]研究结果表明,在螺栓法兰连接系统中引入弹性垫圈,补偿高温工况下垫片、螺栓及法兰的蠕变松弛是提高连接紧密性的有效方法.在2008年装置大修中,对重整反应器进出口法兰连接加装了弹性垫圈,并在不修改管线位置及尺寸的情况下,更换了失效的弹簧吊架,尽可能地利用原有支架位置及连接附件.经过1年多的现场运行表明,对于高温承压设备、负荷频繁波动的螺栓法兰连接采用弹性垫圈,对提高设备的密封可靠性与生产的安全性起了积极作用,从2008年大检修至今,装置负荷、反应温度经历过较大幅度的调整,也经历了外部环境温度和恶劣气候的考验,法兰连接均未出现泄漏现象,表明重整装置反应器接管法兰泄漏问题得到了根本解决.扇形筒是催化重整反应器的关键内件之一,起着均布反应油气和隔离催化剂床层的重要作用.目前工业应用的扇形筒大都是由厚度为1.2 mm钢板冲孔卷制而成,其开孔率较高、长度尺寸较大.因此,其强度和刚度较低,在使用过程中经常出现变形破坏现象.重整反应器内件扇形筒的失效形式主要为内凹变形和底部发生失稳皱折等,尤其是第四反应器的扇形筒因其长度超过了9 m,较其它三个反应器更易发生损坏. 高广胜[3]研究认为,在停车和开车时因催化剂停止流动和开始流动造成的对扇形筒的最大外压分别达到扇形筒极限载荷的4倍和3倍,是扇形筒失效的主要原因.同时还指出,与现有冲孔网面扇形筒相比,新型约翰逊扇形筒的强度得到了较大幅度的提高,其极限载荷提高了将近3倍,从而可以从根本上解决扇形筒由于强度不足引起的失效问题是最为有效的减少扇形筒失效的措施. 2008年3月,装置大修期间对重整第四反应器41根冲孔扇形筒全部更换为约翰逊型.重整进出料立式换热器经过碱洗后虽然能满足生产要求,但从节能降耗的角度考虑,如将其更换为板壳式换热器则更为有利.与管壳式换热器相比,板壳式换热器冷端及热端温差小,回收热量大,压降低(阻力降一般仅为管壳式换热器的1/2～1/3),从而节约装置的操作费用[4].2010年大修期间,本装置将目前的两台管壳式换热器利用原有框架改为板壳式,其设计热端温差为32.3 ℃,管壳程压降为0.083 MPa.重整第四反应器自投用以来已运行近20年,长周期运行后中心管存在以下问题:①中心管垂直度偏差达25 mm(标准小于19 mm),在运行中,中心管因四周受力不均匀很容易倾斜,造成底部法兰出现缝隙催化剂跑损,该中心管先后两次出现过类似故障而造成装置非计划停车;②网面出现损坏,自投用到现在多次出现网隙过大而造成催化剂跑损,网面先后因网隙过大补焊过6次,并且网面有一个明显鼓包.鉴于以上问题,2010年大修时将对第四反应器中心管进行更换,并由两层网改为三层网,即在约翰逊网与内部开孔圆筒之间增加一层冲满长条形孔的冲孔板,防止一旦约翰逊网损坏时避免催化剂从第四反应器中心管流出到后续系统.连续重整装置多年来的运行经验表明,选择具有较好活性、选择性和稳定性的重整催化剂对提高装置的经济效益具有重要意义,尤其是低积炭催化剂的应用,解决了重整装置扩能后再生能力受限制的问题,确保了重整装置长期高负荷运转;为充分发挥重整催化剂的性能必须为其提供良好的使用环境;要十分重视连续重整催化剂运行时产生的粉尘和碎片,这是保证装置长周期运行的必要条件;铵盐的沉积随着装置运行周期的延长日益受到重视.Key Words:continuous regeneration;catalyst;dust;eff i ciency;technical transform【相关文献】[1] 周明秋,陈国平,马爱增.PS-Ⅶ型连续重整催化剂的工业应用[J].石油炼制与化工,2008,39(4):26-29[2] 张育.弹性垫圈力学行为及设计方法研究[D].南京:南京工业大学,2006[3] 高广胜.重整反应器扇形管失效分析与对策研究[D].上海:华东理工大学,2007[4] 盖增旗.催化重整装置操作工[M].北京:中国石化出版社, 2007:105-106AbstractSome problems occurred during the long-term running of a 1.39 Mt/a CCR unit in Yangzi Petrochemical Company were summarized.Countermeasures were applied and these problems were solved, such as using low coke rate catalyst to solve the bottleneck of catalyst regeneration;using desilication adsorbent to reduce the silicon content of feedstock;controlling the catalyst f i nes in reactor-regeneration system to avoidemergency shut down;recovering waste heat from stack gas,alkali-washing heat exchanger and online water-washing depentanizer to enhance equipment running eff i ciency;adopting technology innovation including putting elastic washer on the high-temperature fl ange of reactor and remodeling the scallop structure of the fourth reactor.。
连续重整装置控制系统整合改造
外部 端子 板 Ｅ Ｔ Ｐ连 接现 场设备 ， Ｅ Ｔ Ｐ 将 信号 通过 电缆连 接 到
Ｔ ｒ ｉ ｃ ｏ ｎ背板接头 ， 更新 Ｅ Ｓ Ｄ扩展单元 的 Ｅ Ｔ Ｐ 。 为确保系统改造后
要完成离心式压缩机的调速 、 控制及联锁保护 ， 采用北京康吉森
自动化设备公 司的 Ｔ Ｒ Ｉ Ｃ Ｏ Ｎ系统 ， Ｅ Ｓ Ｄ（ 紧急停 车系统 ）为 Ｉ Ｃ Ｓ 公司 Ｒ Ｅ Ｇ Ｅ Ｎ Ｔ系列 产品。Ｅ Ｓ Ｄ和机组 Ｉ Ｔ Ｃ Ｃ系统 分别为两套独 立的控制系统 。Ｅ Ｓ Ｄ控制系统使用近十年 ， 系统老化 ， 多次 出现 Ｃ Ｐ Ｕ掉 电等硬件故障 ， 影响正常生产 。 二、 控 制系统整合改造 １ ． 改造方案 公司在装置检修期间 ， 将Ｅ Ｓ Ｄ和机组 Ｉ Ｔ Ｃ Ｃ系统两套控制系 统整合改造为 １ 个控制系统。保留原机组 Ｔ Ｒ Ｉ Ｃ Ｏ Ｎ控制系统 ， 取 消Ｅ Ｓ Ｄ的控制系统 ， 将Ｅ Ｓ Ｄ作 为扩展机架合并到 Ｔ Ｒ Ｉ Ｃ Ｏ Ｎ系统。
系统 机 柜 、 安 全栅 、 系 统 配 电设 备 及 空 开 等 附 件 在 内 的 其他 辅 助
Ｐ Ｉ 卡Leabharlann ８点 ３ ５ １ １ ２
８
ｌ
２ ． 新 系统配置 控制 系统采用 先进的微处理 Ｔ ＭＲ硬件 技术和成熟可靠 的 Ｔ Ｒ Ｉ Ｓ Ｔ Ａ Ｔ Ｉ Ｏ Ｎ １ １ ３ １ Ｖ １ ０ ． ２版本软件系统 ， 具有完整 的装置 联锁 保护功能 、 系统 自诊 断和 Ｓ Ｏ Ｅ事件顺序功能。整合后的系统配
连续重整装置控制 系统整合改造
王春燕
摘要
关键词
针对连续重整装 置控 制 系统存 在的 问题 ， 将Ｅ Ｓ Ｄ（ 紧急停车 系统 ） 和机 组 Ｉ Ｔ Ｃ Ｃ系统整合改造 为 １ 个 系统 ， 介 绍改造方
连续重整装置低负荷下待生剂提升问题的分析与解决
连续重整装置低负荷下待生剂提升问题的分析与解决王 添，孙 伟，沈 博，徐耀东，董 庆，董 涛（中国石化青岛炼油化工有限责任公司，山东省青岛市２６６５００）摘要：某企业连续重整装置在低负荷运行时待生催化剂（待生剂）提升操作发生变化，在反吹时甚至出现了提升中断的情况。
深入分析原因发现，由于低负荷下反应系统压力下降，再生系统的分离料斗没有相应的降压方式，导致二次气控制阀开度增大、待生剂流动“逆压差”升高，由１５ｋＰａ升至２５ｋＰａ，从而使待生剂在立管内流动不畅，甚至在反吹后流动中断。
从控制分离料斗压力和二次气控制阀开度的角度来解决问题。
综合考虑措施的可行性和实际操作难度，使用分离料斗泄压手阀手动泄压来降低分离料斗压力，使待生剂流动“逆压差”维持在１５ｋＰａ，反吹时及时开大手阀泄压，有效地解决了问题。
关键词：连续重整装置 低负荷 待生剂提升 二次气控制阀开度 分离料斗压力 某企业连续重整装置设计规模为１．８Ｍｔ／ａ，采用ＣｙｃｌｅＭａｘ反再工艺技术。
催化剂从反应器顶部还原段开始，依次流经每个反应器，形成的待生催化剂（待生剂）从反应器底部的催化剂收集器流出，被提升到再生系统顶端的分离料斗，经过再生后被提升至反应器顶部的还原段，完成催化剂的连续再生循环［１ ２］。
催化剂连续再生设计循环量为１３６１ｋｇ／ｈ。
１ 低负荷下待生剂提升操作变化１．１ 待生剂提升控制简述待生剂提升系统控制示意如图１所示。
图１ 待生剂提升系统控制示意Ｆｉｇ．１ Ｃｏｎｔｒｏｌｓｃｈｅｍａｔｉｃｏｆｓｐｅｎｔｃａｔａｌｙｓｔｌｉｆｔｉｎｇｓｙｓｔｅｍ收稿日期：２０２０－０８－０３；修改稿收到日期：２０２０－１２－２４。
作者简介：王添，工程师，本科，２０１３年毕业于南京工业大学化学工程与工艺专业，从事连续重整装置生产操作和工艺技术管理工作。
联系电话：１５９５４２２１１８５，Ｅ ｍａｉｌ：ｗｔ．ｑｄｌｈ＠ｓｉｎｏｐｅｃ．ｃｏｍ。
待生剂从催化剂收集器流出后，通过两股提升气（一、二次气）进行提升控制，将待生剂提升至分离料斗。
催化高级考试(试卷编号1191)
催化高级考试(试卷编号1191)1.[单选题]催化裂化稳定塔的轻关键组分是( )。
A)C3B)C4C)C5D)C6答案:B解析:2.[单选题]重整装置氢气提纯系统的冷却剂为( )。
A)氟利昂B)环丁砜C)液态氨D)液态空气答案:C解析:3.[单选题]以下选项不是解吸塔温度影响温度因素的是（ ）。
A)凝缩油量B)吸收剂量C)凝缩油温度D)重沸器供热量答案:B解析:4.[单选题]下列选项中，有利于吸收操作条件的是(。
A)高温高压B)低温高压C)高温低压D)低温低压答案:B解析:5.[单选题]下列密封形式中,泄漏量最大的是()密封装置。
A)浮动环式B)阶梯式C)迷宫式D)平滑式6.[单选题]在生产过程中，当生焦量少，两器热平衡不足时，可使用(热量。
A)燃烧油B)原料油C)回炼油D)回炼油浆答案:A解析:7.[单选题]如图所示，工艺管道图中管道交叉说法正确的是( )。
A)两管线交叉且连接B)两管线交叉不连接，横管在上C)两管线交叉不连接，竖管在上D)两管线交叉不连接，两管线在同一平面答案:C解析:8.[单选题]如图所示，这是一个换热器的结构简图。
图中4是这个换热器的( )。
A)管程进口B)壳程进口C)管程出口9.[单选题]液态烃中C2组分的控制应适当提高（，增强解吸效果。
A)吸收塔B)再吸收塔C)解吸塔底重沸器D)稳定塔底重沸器答案:C解析:10.[单选题]装置紧急停工,反应岗位用()控制好反应温度,防止超温A)急冷介质B)柴油C)原料D)蒸汽答案:A解析:11.[单选题]为提高推动力，在选定吸收操作的工艺条件时，应尽量( )。
A)提高吸收剂温度B)降低吸收剂温度C)使用物理吸收D)选择对组分气体溶解度较低的吸收剂答案:B解析:12.[单选题]再吸收塔液位失灵导致干气带轻柴油的处理方法是(A)收油量，液控阀失灵改副线，液面失灵联系仪表修理B)吸收油量，提高富吸收油量C)吸收油量，降低富吸收油量D)吸收油量，液控阀失灵改副线，液面失灵联系仪表修理答案:A解析:13.[单选题]L型往复压缩机因两列连杆可以装在同一曲拐上，故一阶、二阶往复惯性力( )。
连续重整催化剂粉尘的成因、危害及对策
133目前世界上催化重整工艺主要采用移动床连续重整工艺，催化剂在通过气力输送技术在反再系统间循环。
催化剂的循环移动不可避免造成磨损、破碎和粉化，而产生的粉尘对装置的安全长周期运行有巨大的影响。
范强[1]、陈国平[2]、王莹波[3]等人都从其所在炼厂的问题出发，讨论过催化剂粉尘对连续重整装置的损害。
由于出现问题的不同，分析的角度也有所侧重。
本文详细讨论了催化剂粉尘的产生原因，综述了粉尘对装置各系统可能造成的影响并给出了相应的处理对策。
1 催化剂粉尘的来源催化剂粉尘的来源多种多样，既与催化剂自身性能有关，又和移动床工艺过程密切相关，甚至生产过程中一些异常状况也会导致粉尘的产生。
1.1 催化剂自身因素1.1.1 寿命初期和中期新鲜催化剂在运输和装填过程中会产生一定的催化剂粉尘。
这种粉尘是由于装填操作不规范而会造成催化剂碎裂磨损。
新鲜催化剂带来的粉尘多由施工不规范造成，且装置正常运转后会容易除去。
装置运行过程中为了完全移出催化剂粉尘，淘析系统允许淘析气带出部分完整的催化剂。
如果回收的催化剂没有严格过筛处理，则夹带催化剂粉尘重新回到装置中。
1.1.2 寿命末期催化剂随着多年使用和自然老化，催化剂在寿命末期机械强度会出现明显的持续下降，强度的不断降低导致催化剂在循环流动过程中由于颗粒间摩擦、碰撞、挤压等作用下更容易破碎、粉化，也就更容易产生大量粉尘。
图1所示为典型重整催化剂寿命全周期的强度变化。
图1 R234催化剂强度变化趋势图该催化剂是UOP公司开发的第四代催化剂，预期使用寿命为5年。
从图中可见，新鲜催化剂的机械强度约为40N，而随着装置的平稳运行，其强度基本稳定在25~30N；但在催化剂寿命末期，其强度开始出现持续下降，甚至仅为初始强度的30%，故更容易产生碎粒和粉尘。
1.2 工艺流程因素目前世界上主流的连续重整工艺在催化剂循环上均采用气力输送技术。
催化剂在提升管中的流动属于稀相运输过程。
正常提升过程中，催化剂自身相互挤压、碰撞，催化剂与提升管壁高速摩擦、碰撞，由于弯头、变径等因素造成催化剂方向改变发生折射、反弹后多次撞击管壁等等，都会造成催化剂不同程度的磨损而产生粉尘。
连续重整催化剂长周期运行问题与优化
2019年第12期生产与技术改造中国石油四川石化有限责任公司200万t·a-1连续重整装置采用UOP最新一代超低压连续重整工艺技术及国内生产的UOP公司FR234催化剂，以常减压直馏石脑油和加氢裂化重石脑油为原料，设计反应压力0.35MPa，反应温度530℃。
催化剂连续再生单元采用UOP CycleMax工艺技术，再生放空气中的HCl回收采用UOP Chlorsorb工艺，设计负荷2041kg·h-1。
自2014年2月开工至今，四川石化连续重整催化剂已连续使用超过5年，且长期维持较好活性和选择性，重整装置芳烃转化率和汽油辛烷值都较高。
本文重点介绍四川石化重整催化剂在长周期运行过程中的控制和优化方法。
1催化剂长周期运行问题及对策连续重整装置反应在低压、高温条件下进行，积碳和失氯速率较大，催化剂在连续输送过程中易磨损、粉化，催化剂再生条件苛刻以及进料组分波动等均容易导致催化剂活性、选择性和稳定性降低，因此，必须通过多种途径改善催化剂使用环境和再生环境，以延长催化剂使用寿命。
1.1重整催化剂失活（1）原料馏程波动重整进料出现波动，尤其干点过高时，大分子烃类含量增加，发生裂解缩合反应，促使催化剂积炭加快，缩短催化剂寿命。
在实际运行中，需根据不同进料控制不同干点，其中直馏石脑油干点控制低于175℃，二次加工油干点不得超过165℃，防止高干点组分进入重整。
（2）催化剂S中毒重整进料S含量超标事故时有发生，在考虑催化剂活性和防止反应器积碳的前提下，根据催化剂供应商提供的数据和本装置实际运行情况，严格将混合进料S含量控制在0.25×10-6~0.75×10-6；根据精制油中S含量和循环H2中H2S含量及时调整注硫量大小；发生异常后反应温度降至460~480℃，处理量降至60%以下，切除中毒原料，改引精制油进料，立即停止注硫，提高催化剂循环速率，并适当加大注氯量，监控循环H2中H2S含量，低于5×10-6逐渐恢复正常操作。
连续重整装置催化剂再生除尘系统运行分析
连续重整装置催化剂再生除尘系统运行分析作者：李文彬来源：《山东工业技术》2014年第03期【摘要】连续重整装置再生除尘系统的作用是除去催化剂在循环、再生等过程而产生的粉尘及破碎颗粒，避免催化剂粉尘和破碎颗粒对生产运行和关键设备的影响。
本文介绍了天津石化公司100万吨/年连续重整再生除尘系统的相关知识、粉尘产生的原因和危害、除尘系统开工的运行调试等内容，以更利于除尘系统以及催化剂再生系统的生产优化和稳定运行。
【关键词】连续重整；除尘系统；粉尘收集器；粉尘天津石化100万吨/年重整抽提装置于2009年12月投产运行，连续重整采用UOP第三代超低压连续重整工艺成套专利技术。
其中再生单元粉尘收集器提供商为颇尔公司，过滤系统采用316L不锈钢粉末烧结滤芯PSS，GSS过滤系统采用的高效过滤材料能有效地将2μm以上固体颗粒拦截在滤芯表面。
1 再生除尘过程从分离料斗顶部抽出工艺气体（氮气）进入粉尘收集器，由外向内经过圆形的滤芯表面，然后通过滤芯中部流出罐体顶部的出口。
在工艺气体中携带的固体颗粒能在粉尘收集器滤芯表面形成一层滤饼并造成压降，在设定压差或时间控制下，启动反向的瞬间流体脱落。
其滤棒的反冲采用脉冲式反吹方法，消耗极少量的气量即实现反吹的目的，提高了反吹的效率。
脉动持续的时间为1.3秒，反吹下来的催化剂粉尘沉积在罐体底部，经过定期排除回收。
经过粉尘收集器过滤后的洁净气体经过上部排出，分别进入提升风机和除尘风机，其中除尘风机出口的一股气体作为淘析气体返回至分离料斗上部，用于淘析待生催化剂中的催化剂粉尘。
2 粉尘产生的原因和危害2.1 粉尘产生的原因1）装置开工初期，新装填的催化剂会携带和产生部分催化剂粉尘，这些粉尘随着催化剂再生系统的循环逐渐淘析至除尘系统，致使开工初期粉尘量收集量较大；2）在再生系统催化剂流化过程中，催化剂与提升管线、反应器和再生器等设备均需要较长时间的运行磨合，是开工初期粉尘量增加的一个重要原因；3）装置正常运行期间，催化剂再生系统停、开工操作会导致催化剂粉尘量产生的增多，特别是停、开工操作较为频繁时，粉尘产生量增加明显；4）再生催化剂与待生催化剂提升系统的提升压差波动过大，破坏催化剂在提升管线中的运行稳态，会加剧催化剂与管壁的磨损，导致粉尘量的增多；5）闭锁料斗的平衡阀故障、补偿气流量曲线的不合适、缓冲区与提升线压差的倒置、料位的失控、再生器约翰逊网故障等均会导致粉尘量的增多。
重整技术问答004
342. YCLEMAX 催化剂再生部分有哪两大作用?下图是UOP CYCLEMAX 催化剂再生部分的流程简图。
该“催化剂再生部分”具有两大作用：催化剂再生和催化剂循环。
(1) 催化剂再生催化剂再生包括四大步骤。
头三步一烧焦、氯化／氧化和干燥在再生器中进行，第四步还原在反应器顶部的还原区中进行。
第五步催化剂冷却不包括在催化剂再生步骤内，但对催化剂良好的输送是必要的，这发生在再生器下部。
(2) 催化剂循环催化剂循环包括：将催化剂从重整反应器输送到再生部分以及催化剂从再生部分返回反应器。
图 UOP 连续重整CycleMax 流程简图 特殊弯头 粉尘收集分离料斗还原区反应器再生器氮封罐闭锁料斗氮气隔离阀 催化剂收集增压H 2提升L —阀组N 2提升气 催化剂添加料斗343. CYCLEMAX 再生器燃烧区／再加热区的工艺流程如何?有什么作用?再生部分燃烧区／再加热区的工艺流程如图所示。
催化剂上焦炭的燃烧，在再生器顶部的燃烧区中进行。
催化剂进入再生器后向下流动，进入一个垂直园柱形外部筛网和一个向内收缩的内部筛网之间。
带有低氧含量的高温再生气体在催化剂床层由外向内发散。
随着催化剂向下移动，烧焦不断进行。
当催化剂离开“燃烧区”时烧焦应完成。
高温燃烧气体同来自氯化段向上流动的气体相混合，该富氧的氯化气体为烧焦提供了氧气。
混合后气体流回到再生风机。
该风机使这些气体通过燃烧区管线回路再循环。
再生冷却器除去烧焦产生的热量。
如果管线中的热损大于燃烧热量，那么再生电加热器就用来加热气体达到合适的入口温度。
氧分析仪控制燃烧区入口的氧含量。
燃烧物在再生器入口排放，以便提供恒定的受控温度，气体排放到下游的氯化物洗涤设备。
待生催化剂风机直接密封气体冷却器排放 电加热器空气从氯化区来催化剂去氯化区再加热气 注：CycleMax 小装置在再加热气管上还有一个电加热器。
图 CYCLEMAX 再生器燃烧区／再加热区的工艺流程催化剂离开燃烧区，然后进入再加热区。
连续重整装置催化剂粉尘异常分析及应对措施
连续重整装置催化剂粉尘异常分析及应对措施作者：宋德辉来源：《中国化工贸易·中旬刊》2019年第07期摘要：如今，世界上的催化重整工艺主要使用的是移动床连续重整工艺，通过运用气力输送技术使催化剂在系统中循环往复。
催化剂在循环移动的过程中，难免会出现破碎、磨损以及粉化现象，然而，粉末的产生会直接影响到装置运行安全以及运行周期。
鉴于此，本文就连续重整装置催化剂粉尘异常分析及应对措施展开探讨，以期为相关工作起到参考作用。
关键词：连续重整;催化剂粉尘;长周期运行;对策1 催化剂粉尘的来源1.1 催化剂自身因素在对新鲜的催化剂进行运输以及装填的过程中，会出现一定量的催化剂粉尘。
这种粉尘产生的原因是不规范的装填操作导致催化剂磨损导致的，新鲜催化剂产生的分成大多是因为施工不规范引发的，并且在装置恢复正常运转之后能够轻易除去。
1.2 工艺流程因素如今，在催化剂循环方面，世界上主流的连续重整工艺使用的是气力输送的方法。
所谓的稀相运输也就是促进催化剂在管中的流动。
正常情况下，要想确保催化剂的流动性，就需要使催化剂自身相互进行碰撞、挤压，以此来确保管壁处于高速运转的状态。
在受到弯头以及变径因素的影响之下，会使催化剂方向出现折射，并且多次对管壁进行撞击，从而在不同程度上使催化剂因磨损而出现粉尘。
1.3 装置的异常工况在再生器以及反应器中出现的一些异常状况会加速催化剂的磨损以及破裂。
比如，在催化剂的含碳量比较高的情况下，再生烧焦的过程中容易出现床层超温现象，温度太高的情况下会使催化剂烧结或者破裂。
2 粉尘增多的原因2.1 粉尘淘析不彻底导致粉尘增多重整催化剂的粉尘淘析不彻底，导致粉尘在催化剂循环系统内部聚集，粉尘在催化剂循环系统经过的设备和管线表面附着，使设备表面摩擦力增大，从而使粉尘与金属内表面的摩擦变大，产生更多的粉尘。
2.2 器壁积碳导致粉尘增多如果进料中硫注入量过少，则在反应器、加热炉等金属器壁会产生大量丝状碳，丝状碳聚集后会导致反应器内部结焦，导致内构件损坏。
技能认证催化高级考试(习题卷32)
技能认证催化高级考试(习题卷32)第1部分：单项选择题，共46题，每题只有一个正确答案,多选或少选均不得分。
1.[单选题]工艺流程图中，流程线应画成水平或垂直，转弯时画成( )。
A)斜线B)圆弧C)直角D)以上均可答案:C解析:2.[单选题]下列选项中，不会导致油浆泵抽空的是(A)高低波动B)含量低C)度过高D)，塔底温度过低答案:B解析:3.[单选题]余热锅炉过热蒸汽并入管网操作时如余热锅炉压力骤降易发生（）现象。
A)锅炉满水B)炉管堵塞C)汽水共腾D)炉管爆破答案:C解析:4.[单选题]加热炉炉管结焦后，不可能出现的现象是( )。
A)加热炉进料发生偏流B)加热炉进料出入炉压降上升C)加热炉出口油品采样有焦粉D)加热炉炉膛温度过低答案:D解析:5.[单选题]属于精馏过程中传质传热推动力的是( )。
A)温度差B)压力差C)黏度差D)流量差答案:A解析:6.[单选题]辅助燃烧室炉温调节时，要求炉膛温度≯( )℃。
答案:D解析:7.[单选题]从污染指数看，以下各种金属中毒作用排列正确的是( )。
A)铁>镍>钒B)镍>钒>铁C)镍>铁>钒D)钒>镍>铁答案:B解析:8.[单选题]建立图表的方法是从( )菜单里点击图表。
A)编辑B)视图C)插入D)工具答案:C解析:9.[单选题]连续重整装置为了防止催化剂贴壁，应该尽力按照贴壁曲线操作，并保留( )％的余量。
A)20B)40C)50D)60答案:B解析:10.[单选题]分馏塔顶压力(汽油干点降低。
A)降低B)不变C)升高D)无法确定答案:C解析:11.[单选题]甲苯塔温差波动大，造成二甲苯( )不合格。
A)含水B)干点C)比色D)初馏点答案:D解析:12.[单选题]产品的不良项分为A、B、C、D四级，D级不良项是指产品的( )不良项。
A)轻微B)一般C)致命13.[单选题]发生炭堆积时,可适当()A)增加汽提蒸汽量B)降低主风量C)降低再生温度D)增加催化剂循环量答案:A解析:14.[单选题]不会导致再生烟气氧含量突然回零原因是()。
粉尘回收在大颗粒尿素装置中的应用与优化
设备管理与维修2021翼3（下）0引言在现有的科学技术和生产设备支持下，粉尘回收在大颗粒尿素装置中的应用十分普遍，并且起到了很好的回收效果，在一定程度上缓解了大颗粒尿素生产粉尘量大的问题。
但是，粉尘回收系统在实际运行的过程中，会受到系统设备和工艺流程等方面的影响，影响到粉尘回收效率，使得大颗粒尿素装置的运行处在不良状态下，并且造成了比较严重的空气污染问题，对生产操作人员和生产环境造成巨大危害。
1大颗粒尿素装置粉尘回收系统大颗粒尿素装置中应用的粉尘回收系统主要由填料床和喷雾嘴等部分组成，其作用是将大颗粒尿素装置运行中产生的大量粉尘进行充分吸收，并通过过滤网进行粉尘除雾，最终得到符合国家工业气体排放标准的废气，具有环境保护和节能的双重功效[1]。
大颗粒尿素装置中应用的粉尘回收系统，可以将来自大颗粒尿素造粒机、冷却器和粉尘收集风机的粉尘，与喷洒尿素溶液在填料床上进行逆向接触，以此实现除尘目的。
可以将大颗粒尿素装置生产中产生的大量粉尘控制在30mg/m 3或者更小含量以下，除尘效果显著。
2粉尘回收在大颗粒尿素装置中应用的工作原理粉尘回收系统在实际工作中是一个比较复杂的除尘过程，该系统中拥有粉尘洗涤器、粉尘洗涤器引风机、循环泵、溶解槽泵和返回蒸发系统等。
其工作原理为：粉尘回收系统将来自大颗粒尿素造粒机、尿素成品冷却器和超大颗粒冷却器中含有大量粉尘的空气，与粉尘收集风机收集到的粉尘空气一同送入到粉尘回收系统中的洗涤器填料层下方，含有粉尘的空气在与系统中自上而下的液体充分混合以后，超过99%的粉尘都可以在洗涤塔中被去除，实现净化气体的目的[2]。
第一次除尘后的空气会进入除沫器，将洗涤器中排出的空气进行再次净化，将粉尘含量降到30mg/m 3以下。
如果粉尘回收系统中的液体浓度超过40%以上时，部分液体可以经过粉尘洗涤塔的循环泵，被重新输送到粉尘洗涤器中进行除尘，溶解槽泵可以将稀释后的液体送回到蒸发系统，形成循环除尘。
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大连石化公司 马瑛
一．环保产业的发展
环保工业在西方发达国家起步较早，特别是经过近 20 年的发展，环保工业已发展成为 门类相当齐全的热门行业。我国是一个可持续发展战略的大国，经济与环境保护必须协调地、 持续地发展，这样便给治理环境污染提出了更高的要求。治理污染除了必须具有先进的工艺 技术，同时还必须有高效、节能、廉价、耐用、易操作使用的处理设备。因此，发展环保产 业是一种全球性的社会经济现象。近年来，不少国外厂商已占领了我们国内相当数量的市场， 特别是高技术大型项目的附属环保设备，几乎都是成套地引进。在这样的形势下，我国环保 产业界正奋起直追，力争尽快缩短我国与发达国家的差距，建立具有中国特色的环保工业及 环保设备制造体系。
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为密闭状态。值得注意的是：袋式除尘器在整个除尘过程中分为两个阶段：首先是含尘气流 通过清洁滤料，这时起作用的主要过滤元件是纤维；其次是随着被阻留的粉尘量不断增加， 一部分粉尘嵌入滤料内部，一部分覆盖在表面形成粉尘层，这时含尘气体的过滤，主要是依 靠粉尘层进行的。对于工业用袋式除尘器，除尘的过程主要是在第二阶段进行的。
（1）有良好的透气效率与较大的容尘量 （2）透气率大的同时阻力就小： （3）要有一定的耐温性： （4）尺寸稳定性：尺寸稳定性是指滤料经纬向的收缩率。 (5) 滤料要有一定的静电性能：粉尘堆积于滤布表面．达到一定厚度时，静电压增高，
会产生火花，甚至引起爆炸。 （6）吸湿性：滤料应具有一定的抗湿能力，使之易于清除粘附性粉尘。 （7）耐化学侵蚀性： （8）机械性能：指滤料的抗拉强度、抗弯强度及耐磨性。 （9）其他：滤料还要有良好的耐燃性、易剥落性。
二． 粉尘收集系统在炼厂中的应用
粉尘收集系统的核心设备是粉尘收集器，又叫除尘器。在我公司应用的除尘器为袋式除 尘器，袋式除尘器属于过滤式除尘器，它是含尘气流通过滤袋来滤去其中粉尘的除尘装置。 由于它具有除尘效率高、适应性强、使用灵活、结构简单、工作稳定等诸多优点，所以在炼 厂中使用极为广泛，下面就来介绍一下袋式除尘器在我们大连石化公司连续重整装置的催化 剂连续再生系统中的应用。
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2．袋式除尘器的性能在很大程度上还取决于过滤风速的大小。风速过高会使积于滤料上的 粉尘层压实，阻力急剧增加。由于滤料两侧的压差增加，使粉尘颗粒渗入滤料，甚至透过滤 料，致使出口含尘浓度增加。这种现象在滤料刚清完灰后更为明显。过滤风速高时还会导致 滤料上迅速形成粉尘层，引起过于频繁的清灰。在过滤风速低的情况下，阻力低，效率高， 然而需要过大的设备占地面积也大。
本装置的袋式除尘器 M-259 的各项参数指标
过滤精度 （μm）
2-80 除尘效率
（﹪） 99.99
处理量 （m3/h）
1745 反吹效果
（﹪） 99.9
工作压力 （Mpa）
1.6 耐温 （℃） 150
最大允许差压 （mmH2O）
400 入口压力 （Mpa）
（一）系统工作原理
含尘气体由压力容器底部的进气口进入容器后，粉尘颗粒被过滤元件拦截在外表面，被 过滤后的洁净气体经由过滤元件内腔进入压力容器上部，经由顶部出气口排出，完成含尘气 体的过滤。堆积在过滤元件外表面的粉尘颗粒，一部分自由落入压力容器的锥体内，一部分 仍滞留在过滤元件外表面上。滞留在过滤元件表面的粉尘颗粒达到一定程度时，粉尘收集系 统压差增大到某一设定值时，压差控制器反馈压差信号至反吹系统（或定时控制反吹系统— 本装置采用的是压差控制反吹系统）进行反吹清理，被清理下来的粉尘颗粒落入压力容器锥 体内，当聚集到一定量时，清灰系统将粉尘颗粒清理出设备。全过程均都保证压力容器内腔
（四）影响袋式除尘器性能的因素
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M-259
过滤元件-滤料
上图为袋式除尘器 M-259 的气流方向简图
1．滤料是袋式除尘器中主要部件，它的好坏会直接影响到袋式除尘器除尘的性能。它的造 价一般占袋式除尘器费用的 10﹪-15％。因为滤料需定期更换，从而增加设备的运行维护费 用。对滤料的选择就要从以下几个方面考虑；
全自动反吹/洗袋式除尘器通过在我们连续重整装置的实践应用证明，反吹/洗袋式除尘 器不仅可以帮助我们装置改善催化剂连续再生工艺，减少维护强度和费用，减少元件更换周 期，还可通过提高产品质量为我们企业增加经济效益。
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（二）系统流程
结合上面的图说明一下粉尘收集系统在我们连续重整再生系统的流程 -----携带了催化剂粉末的淘析气体从分离料斗 D-253 顶部出来，从底部进入袋式除尘器 M-259。粉末沉到压力容器 M-259 底部，催化剂粉末和碎片，定期由粉尘收集罐 D-254 底 部卸出装桶。正常情况下阀 XV3009 和 XV3011 是关闭的，阀 XV3010 是打开的。当卸粉 尘时阀 XV3009 和 XV3011 是打开的，而阀 XV3010 则是关闭的。来自管网的氮气先进入 氮气储气罐 D-263，然后进入缓冲罐，当差压表 PDI3008 的压差显示值大于 400（mmH2O） 时，阀 XV3070A/B/C 全部打开，反吹氮气将附在 M-259 滤芯上的催化剂粉尘吹掉落在 M-259 底部锥体内。
三． 粉尘收集系统的除尘原理及其技术参数
1
D-263
XV3 070C XV3 070B XV 3070 A
N2
P D I 3 00 8
D-253
淘析 气
M-259 XV3011
D-254 XV3012
XV3009 XV3 010
K-251
图中 M-259 既为粉尘收集系统的核心设备--袋式除尘器；D-253 是分离料斗；D-254 是粉尘收集罐；D-263 是氮气储气罐；各个阀都有相应的编号。
2．缺点 （1） 袋式除尘器的应用范围主要受滤料的耐温、耐腐蚀性等性能的局限。特别是在耐 高温方面，目前常用的滤料（如涤纶）适用与 120-130℃，而玻璃纤维等滤料可 耐 250℃左右。 （2） 不适易于粘结性强及湿性强的粉尘，特别是过滤气温度不能低于露点温度，否则， 会产生结露，致使滤袋堵塞。 （3） 处理风量大时，占地面积大。
0.30
反吹压力 （Mpa）
0.6 防暴等级
甲级
3
（三）袋式除尘器的优缺点
1．优点 （1） 除尘效率高，特别是对微细粉尘也有较高的效率，一般可达 99％。如果在设计和 维护管理时给予充分注意，除尘效率还可达到 99.9％以上。 （2） 适应性强，可以收集不同性质的粉尘。例如，对于高比电阻粉尘，采用袋式除尘 器就优于电除尘器。此外，入口含尘浓度在一相当大的范围内变化时，对除尘器 的效率和阻力的影响都不大。 （3） 使用灵活，处理风量可由每小时数百立方米到每小时数十万立方米。 （4） 结构简单，在条件允许的情况下也可以采用效率更高的脉冲喷吹袋式除尘器。 （5） 工作稳定，便于回收干料，没有污泥处理、腐蚀等问题，维护简单。