催化重整工艺-PPT
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24
某汽提塔实际标定结果
操作条件
塔底油品分析
进 料 量 (公 斤 /时 ) 塔 顶 压 力 (公 斤 /厘 米 )
17.300 7.2
比重 D420 初馏点
0.7233 83
进 料 温 度 (℃ )
130
10%
90
塔 顶 温 度 (℃ )
68
50%
104
塔 底 温 度 (℃ )
187
90%
127
重 沸 炉 出 口 温 度 (℃ )
6
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。
7
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。
半再生重整 47 套 990 万吨/年
连续重整
20 套 1299 万吨/年
合 计
67 套 2289 万吨/年
11
重整工艺
重整工艺包括重整反应、反应产物的处理和催化剂 的再生等过程。
根据催化剂再生方式的不同，催化重整工艺分为半 再生重整、 循环再生重整和连续（再生）重整三 种类型。
原料石脑油在进行重整反应之前，要先进行预处理， 除去硫、氮、水、砷、铅、铜及烯烃等杂质，并切 割出适当馏分，这是催化重整装置中不可缺少的一 部分。
12
二. 基本流程
13
原料预处理的三个主要环节
预分馏 – 切割馏分 预加氢 – 转化硫、氮、氧化合物，
饱和烯烃，脱金属 汽提塔 – 脱除 H2S，NH3，H2O
14
预处理基本流程
15
重整进料
加氢处理的精制油直接进入重整作原料； 从油罐来的加氢精制油先进加氢处理的汽
提塔，脱除其中的氧和水分后再进重整作 原料； 未经加氢处理的石脑油均先进加氢处理精 制后再去重整作原料。
17
重整工艺基本流程
18
关于催化剂的再生
重整催化剂的再生包括烧焦、氧氯化、干燥、还 原等过程。
半再生重整装置催化剂的再生在停工后进行，一 般利用原有设备按原有流程原位进行（器内再 生），也可以送往催化剂制造厂进行（器外再 生）；
连续重整则在装置内专设的催化剂连续再生系统 内进行。
19
三.工艺过程分析
205
终馏点
154
回流温度（℃）
28
硫 (ppm)
0.21
回 流 罐 气 体 量 (公 斤 /时 )
248
水 (ppm)
1.8
回 流 比 (对 进 料 )
0.275
回流罐气体分析
进料油品分析 比 重 D420 馏程 (℃) 初馏点
0.7198 55
H2 % C1 % C2 % C3 %
18.19 9.65 23.78 27.59
整原料的“去尾”应当尽量在上游装置的分馏塔内完成。
23
汽提塔的设计
重整原料的精制除预加氢反应外，一个重要的环 节就是预加氢生成油的汽提，即将预加氢生成油 中的硫化氢、氨和水等杂质吹脱干净。
在早期的重整装置中采用吹氢气提的方法，精制 油中硫含量约1ppm，水含量约10～20ppm。
目前的重整设计中，采用蒸馏脱水的方法，精制 油中硫含量＜0.5ppm,水含量＜ 2ppm。
催化重整工艺
1
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
2
一.概述
3
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%。
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。
5
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： Air Products and Chemicals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）
39
一个实例
采用上述第四种办法，即用减小中心集气管开孔 率的办法来减小压力降的差别，以达到流体均匀 分布的目的。
以某厂一台已生产多年的半再生重整装置反应器 为例，反应器直径1.6 m，切线高4.7 m，中心管 直径330 mm,中心管开孔率1.54 %。按实际标定 数据，重整进料量17.64t/h，氢油比1460（体 积），平均压力1.27MPa，平均温度498 oC，催 化剂平均粒径φ2.5mm，核算物流通过反应器各 部分压力降。
❖ 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。
P1 r1
W12 2g
Z1
P2 r2
W22 2g
Z2
h
p2 p1 W12 W22 h
r
2g
37
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W1>W2，因而 P2>P1，静压力下大上小。
33
反应器的结构
重整反应器有轴向和径向两种结构形式 轴向反应器为空筒式反应器，反应物料自上而下
沿轴向通过，设备结构很简单，但反应器长径比 必须合适。 径向反应器内设有分气管、中心管（集气管）、 帽罩等内构件，反应物料进入反应器后先分布到 四周分气管（环形空间或扇形筒）内，然后径向 流过催化剂床层，从中心集气管流出。
16
关于重整反应
催化重整反应需要在一定温度、压力和催化剂作 用的临氢条件下进行，工艺过程包括升压、换热、 加热、临氢反应、冷却、气液分离及油品分馏等 过程。
为了增加氢分压以减少催化剂上积炭的副反应， 设有循环氢压缩机使氢气在反应系统内循环。
由于重整系吸热反应，物料通过绝热反应器后温 度会下降，一般采用3～4台反应器，每台反应器 前设有加热炉以维持足够的反应温度。
40
径向反应器压降核算
序号 项 目
平均线速 m/sec
1 进口分配头
－
2 扇形筒小孔
0.66
3 催化剂床层
0.31
4 中心管外套筒小孔 2.90
5 中心管小孔
32
反应器个数
重整反应器采用几个，与反应苛刻度和进料组成 有关，有的采用三个，有的采用四个，是一个技 术经济问题，应根据辛烷值的要求和反应热的大 小确定。反应段数多则反应器内床层温度变化范 围小，对反应有利，但增加一段反应，投资要增 加，经济上不一定合理。
一般装置如果反应苛刻度不高，产品辛烷值RON 不超过98，反应热在1000 kJ/kg以下，可考虑用 三段反应，大于此数最好采用四段反应。
30
重整装置各反应器内的主要反应及温降
反应器名称
主要反应
组成变化
温降℃
第一反应器 六员环烷脱氢，烷烃异构 烷烃下降多，芳烃有增加 70~80
第二反应器
环烷脱氢
环烷烃继续下降，芳烃有增加
五员环烷异构脱氢及开环
30~40
C7烷烃裂解
C5~C6有增加
第三反应器 烷烃脱氢环化，加氢裂化 C7+ 烷烃减少，芳烃增加 15~25
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。
4
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；
对于中心集气管，由于气量自上而下不断增加，速度也 不断增加，即 W1‘<W2’ , 因而P2‘<P1’，静压力下小上大。
于是，（P2-P2‘） > （P1-P1’） ，即分气管与集气管的压 力差下部大于上部。
38
克服流体分布不均匀的办法
为了克服以上不均匀流动的现象，可以考虑以下几个措施： 1. 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。 2. 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。 3. 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。 4. 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。
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。
8
我国重整装置增长情况
装置套数
70
60
连续重整
50
半再生重整
重整装置合计
40
30
20
10
55
0 0
69年
14 14
0 79年
64
49 45
37
22 23
1 89年 年代
塔顶压力是一个对塔的操作影响比较灵敏的因素， 应当保持稳定。
26
汽提塔的操作经验
一平稳 ： 平稳塔的操作，进料量、回流量和 加热量都尽量不变动。
二固定： 固定塔顶压力；固定加热量或回流 量。
三注意 ： 注意回流罐液面有无过低过高现象； 注意回流罐切水；注意维持适当的回流量，回流 量不能超过塔的允许负荷范围，但不应低于0.2( 对进料重量)。
10%
88
i-C4 %
8.92
50%
104
n-C4 %
8.24
90%
130
i-C5 %
3.00.40
硫 ppm
41
C6 %
0.15
水 ppm
41
H2S ppm
2.849
25
全回流汽提塔的特点
塔顶温度和塔底温度分别由回流和重整进料的组 成决定，不应把它作为控制参数 ；
回流量和加热量要互相配合好，不能各自孤立的 调整。重沸炉出口温度难于灵敏的反映加热热量 的变化，可采用炉出口偏心孔板控制；
27
一个新的预加氢反应器装填
催化剂上面放几层不同类型的环形填料，作为催 化剂的保护层，据说可以减缓反应器上部的堵 塞。
反应器采用复合床，装填两种不同型号的催化剂， HR-945主要用于烯烃加氢，HR-538主要用于脱 硫脱氮。
28
新反应器的装填情况
29
（二）重整反应
重整的主要反应是环烷脱氢和烷烃环化脱 氢，在反应过程中要吸收大量热量，因此在绝热 反应器内物料反应后的温度会下降。为了补充热 量，维持足够的反应温度，反应要分3~4段进行， 每段反应之前先在加热炉内加热。
第四反应器 烷烃脱氢环化，加裂化 C5~C6先增加，后略有下降 5~10
芳烃增加
31
反应加热炉与反应器的大小
各段重整反应从前到后其加热炉负荷逐步减小，而 反应器则逐步加大。
重整反应加热炉的热负荷除第一个炉子（进料加热 炉）与进料换热器的换热量有关外，后面三个炉子 （中间加热炉）的热负荷都是由各段反应的反应热 决定的。反应器从前到后催化剂的装料比，三个反 应器一般依次为15％，25％，60％，四个反应器一 般依次为10％，15％，25％，50％。
20
（一）原料预处理
关于原料预处理，在上一章中已作了详细介 绍，这里着重补充几个问题： 原料的切割 汽提塔的流程与操作 一种新的预加氢反应器装填
21
原料的切割
既拨“头”又“去尾”
只“拨头”不“去尾”
22
两个预分馏设计方案计算比较 （以40万吨/年重整装置为例）
采用“拨头去尾”方案与只“拨头”不“去尾”方案相比，不仅 要多花投资而且多费燃料 3800 吨/年，重整能耗每吨增加约 419 MJ/t (10×104 kcal/t)重整进料，一般讲这是很不经济的，因此重
12 99年
19 03年
9
40年来我国重整能力增长情况
万吨/年
2400
2200
2000
重整合计
1800
半再生重整
1600
连续重整
1400
1200
1000
800
600
400
200
0 63 66 69 73 76 79 82 85 89 91 93 95 97 2003
年份
10
我国2005年的催化重整装置
34
重整反应器简图
35
径向反应器的优点
与轴向反应器相比，径向反应器内部结构 比较复杂，但气体流通面积比较大，径向流过床 层厚度比较薄。由于流体阻力与流通面积的平方 呈反比，与流通路程的长度呈正比，因此径向反 应器物流通过反应器的压力降比轴向反应器小， 有利于减小临氢系统的压力降。
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径向反应器的流体分布问题
某汽提塔实际标定结果
操作条件
塔底油品分析
进 料 量 (公 斤 /时 ) 塔 顶 压 力 (公 斤 /厘 米 )
17.300 7.2
比重 D420 初馏点
0.7233 83
进 料 温 度 (℃ )
130
10%
90
塔 顶 温 度 (℃ )
68
50%
104
塔 底 温 度 (℃ )
187
90%
127
重 沸 炉 出 口 温 度 (℃ )
6
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。
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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。
半再生重整 47 套 990 万吨/年
连续重整
20 套 1299 万吨/年
合 计
67 套 2289 万吨/年
11
重整工艺
重整工艺包括重整反应、反应产物的处理和催化剂 的再生等过程。
根据催化剂再生方式的不同，催化重整工艺分为半 再生重整、 循环再生重整和连续（再生）重整三 种类型。
原料石脑油在进行重整反应之前，要先进行预处理， 除去硫、氮、水、砷、铅、铜及烯烃等杂质，并切 割出适当馏分，这是催化重整装置中不可缺少的一 部分。
12
二. 基本流程
13
原料预处理的三个主要环节
预分馏 – 切割馏分 预加氢 – 转化硫、氮、氧化合物，
饱和烯烃，脱金属 汽提塔 – 脱除 H2S，NH3，H2O
14
预处理基本流程
15
重整进料
加氢处理的精制油直接进入重整作原料； 从油罐来的加氢精制油先进加氢处理的汽
提塔，脱除其中的氧和水分后再进重整作 原料； 未经加氢处理的石脑油均先进加氢处理精 制后再去重整作原料。
17
重整工艺基本流程
18
关于催化剂的再生
重整催化剂的再生包括烧焦、氧氯化、干燥、还 原等过程。
半再生重整装置催化剂的再生在停工后进行，一 般利用原有设备按原有流程原位进行（器内再 生），也可以送往催化剂制造厂进行（器外再 生）；
连续重整则在装置内专设的催化剂连续再生系统 内进行。
19
三.工艺过程分析
205
终馏点
154
回流温度（℃）
28
硫 (ppm)
0.21
回 流 罐 气 体 量 (公 斤 /时 )
248
水 (ppm)
1.8
回 流 比 (对 进 料 )
0.275
回流罐气体分析
进料油品分析 比 重 D420 馏程 (℃) 初馏点
0.7198 55
H2 % C1 % C2 % C3 %
18.19 9.65 23.78 27.59
整原料的“去尾”应当尽量在上游装置的分馏塔内完成。
23
汽提塔的设计
重整原料的精制除预加氢反应外，一个重要的环 节就是预加氢生成油的汽提，即将预加氢生成油 中的硫化氢、氨和水等杂质吹脱干净。
在早期的重整装置中采用吹氢气提的方法，精制 油中硫含量约1ppm，水含量约10～20ppm。
目前的重整设计中，采用蒸馏脱水的方法，精制 油中硫含量＜0.5ppm,水含量＜ 2ppm。
催化重整工艺
1
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
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一.概述
3
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%。
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。
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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： Air Products and Chemicals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）
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一个实例
采用上述第四种办法，即用减小中心集气管开孔 率的办法来减小压力降的差别，以达到流体均匀 分布的目的。
以某厂一台已生产多年的半再生重整装置反应器 为例，反应器直径1.6 m，切线高4.7 m，中心管 直径330 mm,中心管开孔率1.54 %。按实际标定 数据，重整进料量17.64t/h，氢油比1460（体 积），平均压力1.27MPa，平均温度498 oC，催 化剂平均粒径φ2.5mm，核算物流通过反应器各 部分压力降。
❖ 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。
P1 r1
W12 2g
Z1
P2 r2
W22 2g
Z2
h
p2 p1 W12 W22 h
r
2g
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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W1>W2，因而 P2>P1，静压力下大上小。
33
反应器的结构
重整反应器有轴向和径向两种结构形式 轴向反应器为空筒式反应器，反应物料自上而下
沿轴向通过，设备结构很简单，但反应器长径比 必须合适。 径向反应器内设有分气管、中心管（集气管）、 帽罩等内构件，反应物料进入反应器后先分布到 四周分气管（环形空间或扇形筒）内，然后径向 流过催化剂床层，从中心集气管流出。
16
关于重整反应
催化重整反应需要在一定温度、压力和催化剂作 用的临氢条件下进行，工艺过程包括升压、换热、 加热、临氢反应、冷却、气液分离及油品分馏等 过程。
为了增加氢分压以减少催化剂上积炭的副反应， 设有循环氢压缩机使氢气在反应系统内循环。
由于重整系吸热反应，物料通过绝热反应器后温 度会下降，一般采用3～4台反应器，每台反应器 前设有加热炉以维持足够的反应温度。
40
径向反应器压降核算
序号 项 目
平均线速 m/sec
1 进口分配头
－
2 扇形筒小孔
0.66
3 催化剂床层
0.31
4 中心管外套筒小孔 2.90
5 中心管小孔
32
反应器个数
重整反应器采用几个，与反应苛刻度和进料组成 有关，有的采用三个，有的采用四个，是一个技 术经济问题，应根据辛烷值的要求和反应热的大 小确定。反应段数多则反应器内床层温度变化范 围小，对反应有利，但增加一段反应，投资要增 加，经济上不一定合理。
一般装置如果反应苛刻度不高，产品辛烷值RON 不超过98，反应热在1000 kJ/kg以下，可考虑用 三段反应，大于此数最好采用四段反应。
30
重整装置各反应器内的主要反应及温降
反应器名称
主要反应
组成变化
温降℃
第一反应器 六员环烷脱氢，烷烃异构 烷烃下降多，芳烃有增加 70~80
第二反应器
环烷脱氢
环烷烃继续下降，芳烃有增加
五员环烷异构脱氢及开环
30~40
C7烷烃裂解
C5~C6有增加
第三反应器 烷烃脱氢环化，加氢裂化 C7+ 烷烃减少，芳烃增加 15~25
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。
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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；
对于中心集气管，由于气量自上而下不断增加，速度也 不断增加，即 W1‘<W2’ , 因而P2‘<P1’，静压力下小上大。
于是，（P2-P2‘） > （P1-P1’） ，即分气管与集气管的压 力差下部大于上部。
38
克服流体分布不均匀的办法
为了克服以上不均匀流动的现象，可以考虑以下几个措施： 1. 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。 2. 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。 3. 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。 4. 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。
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。
8
我国重整装置增长情况
装置套数
70
60
连续重整
50
半再生重整
重整装置合计
40
30
20
10
55
0 0
69年
14 14
0 79年
64
49 45
37
22 23
1 89年 年代
塔顶压力是一个对塔的操作影响比较灵敏的因素， 应当保持稳定。
26
汽提塔的操作经验
一平稳 ： 平稳塔的操作，进料量、回流量和 加热量都尽量不变动。
二固定： 固定塔顶压力；固定加热量或回流 量。
三注意 ： 注意回流罐液面有无过低过高现象； 注意回流罐切水；注意维持适当的回流量，回流 量不能超过塔的允许负荷范围，但不应低于0.2( 对进料重量)。
10%
88
i-C4 %
8.92
50%
104
n-C4 %
8.24
90%
130
i-C5 %
3.00.40
硫 ppm
41
C6 %
0.15
水 ppm
41
H2S ppm
2.849
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全回流汽提塔的特点
塔顶温度和塔底温度分别由回流和重整进料的组 成决定，不应把它作为控制参数 ；
回流量和加热量要互相配合好，不能各自孤立的 调整。重沸炉出口温度难于灵敏的反映加热热量 的变化，可采用炉出口偏心孔板控制；
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一个新的预加氢反应器装填
催化剂上面放几层不同类型的环形填料，作为催 化剂的保护层，据说可以减缓反应器上部的堵 塞。
反应器采用复合床，装填两种不同型号的催化剂， HR-945主要用于烯烃加氢，HR-538主要用于脱 硫脱氮。
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新反应器的装填情况
29
（二）重整反应
重整的主要反应是环烷脱氢和烷烃环化脱 氢，在反应过程中要吸收大量热量，因此在绝热 反应器内物料反应后的温度会下降。为了补充热 量，维持足够的反应温度，反应要分3~4段进行， 每段反应之前先在加热炉内加热。
第四反应器 烷烃脱氢环化，加裂化 C5~C6先增加，后略有下降 5~10
芳烃增加
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反应加热炉与反应器的大小
各段重整反应从前到后其加热炉负荷逐步减小，而 反应器则逐步加大。
重整反应加热炉的热负荷除第一个炉子（进料加热 炉）与进料换热器的换热量有关外，后面三个炉子 （中间加热炉）的热负荷都是由各段反应的反应热 决定的。反应器从前到后催化剂的装料比，三个反 应器一般依次为15％，25％，60％，四个反应器一 般依次为10％，15％，25％，50％。
20
（一）原料预处理
关于原料预处理，在上一章中已作了详细介 绍，这里着重补充几个问题： 原料的切割 汽提塔的流程与操作 一种新的预加氢反应器装填
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原料的切割
既拨“头”又“去尾”
只“拨头”不“去尾”
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两个预分馏设计方案计算比较 （以40万吨/年重整装置为例）
采用“拨头去尾”方案与只“拨头”不“去尾”方案相比，不仅 要多花投资而且多费燃料 3800 吨/年，重整能耗每吨增加约 419 MJ/t (10×104 kcal/t)重整进料，一般讲这是很不经济的，因此重
12 99年
19 03年
9
40年来我国重整能力增长情况
万吨/年
2400
2200
2000
重整合计
1800
半再生重整
1600
连续重整
1400
1200
1000
800
600
400
200
0 63 66 69 73 76 79 82 85 89 91 93 95 97 2003
年份
10
我国2005年的催化重整装置
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重整反应器简图
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径向反应器的优点
与轴向反应器相比，径向反应器内部结构 比较复杂，但气体流通面积比较大，径向流过床 层厚度比较薄。由于流体阻力与流通面积的平方 呈反比，与流通路程的长度呈正比，因此径向反 应器物流通过反应器的压力降比轴向反应器小， 有利于减小临氢系统的压力降。
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径向反应器的流体分布问题