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。

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。

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。

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.。