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277重整催化剂是具有金属功能和酸性功能的双功能催化剂，由金属组元构成加氢、脱氢活性中心；由载体Al 2O 3上的羟基以及外加的卤素（全氯型催化剂为氯）组元构成异构化、裂化活性中心[1]。
在正常操作情况下，重整催化剂的优良性能能否得到充分发挥的关键操作因素是金属功能和酸性功能的适宜匹配。
催化剂的金属含量在催化剂制备时已经确定，而保证催化剂金属功能与酸性功能的适宜匹配，就是要保证催化剂适当的酸性功能，控制载体上有合适的羟基和适宜的氯含量 [2]。
水环境与重整反应过程关系密切，在合适的水气氛下，催化剂Al 2O 3载体上形成一定数量的羟基，与氯构成催化剂的酸性中心。
但是当系统水分过高时，生成的羟基过量，同时水把氯从催化剂中汽提出来，在循环氢中生成HCl，从短期行为看，会促使催化剂的酸性过强，使加氢裂化反应加剧。
长期来看，高水环境会使催化剂上的氯流失，使铂晶粒长大，催化剂性能变差[1]。
1 概述1.1 装置概况中海石油舟山石化90万吨/年连续重整装置由预加氢部分、重整反应部分、催化剂再生部分、产物分离部分、公用工程部分及热工部分组成。
重整反应、催化剂再生部分采用UOP公司专利技术（UOP公司仅提供专利许可），原设计处理量为80万吨/年，平均反应压力为0.35Mpa，再生部分采用UOP公司第三代CycleMax专利技术，催化剂再生能力为908kg/h。
装置于2008年建成投产，2013年装置扩能改造至90万吨/年。
以加氢石脑油和外购石脑油作为原料，产出脱戊烷油作为芳烃抽提装置的进料。
1.2 重整产物空冷器重整产物空冷器由5台喷淋蒸发湿式空冷器并列连接组成，来自重整第四反应器R3204出口的重整反应流出物，经过板式换热器E3201和原料油换热后进入重整产物空冷器AC3201A~E，冷凝冷却至45℃后进入重整产物分离罐V3201。
2018年停工检修期间，每一台空冷器出入口均新增闸阀，当任意一台空冷器泄漏后可单独切出检修，不影响装置的正常生产。
重整工艺说明1.1 装置简介中国石化股份有限公司广州分公司100万吨/年催化重整联合装置以初馏点～160℃石脑油为原料，要紧生产高辛烷值汽油调合组分（C7与C9+馏分油）、苯与混合二甲苯，副产重整氢气与液化石油气等。
100万吨/年催化重整使用国产超低压连续重整工艺成套技术，使用国产重整催化剂PS-Ⅵ，装置的工艺及工程设计均由洛阳石化工程公司完成。
根据流程安排，催化重整联合装置的工程设计规模为100×104t/a，按年运行时间8400小时设计，由石脑油加氢（单元号100）、重整及再接触（单元号200）、催化剂连续再生（单元号300）、芳烃抽提（单元号600、700）及氢提浓（单元号500）与公用工程（单元号400）单元联合构成。
催化重整单元生产的脱戊烷重整汽油作为芳烃抽提的原料，重整氢气作为氢提浓（PSA）的原料。
要紧产品：催化重整：脱戊烷重整汽油，副产品为重整氢气、轻石脑油（乙烯原料）与液化石油气等。
芳烃抽提：以重整生产的脱戊烷油为原料，要紧生产高纯度的苯、混合二甲苯与汽油调与组份，副产非芳烃抽余油。
氢提浓：以重整氢气为原料，生产99.9V％的氢气，副产燃料气。
对应本装置各单元设计公称规模如下：重整装置建设规模： 100×104 t/a催化剂再生规模： 1135kg/h (2500lb/h)氢提浓设计规模： 50000Nm3 /h。
1.2 工艺技术特点1.2.1石脑油加氢单元石脑油加氢部分的目的是为重整部分制备合格的原料，选用抚顺院研制开发的 FH-40B 轻质馏份油加氢精制催化剂，其特点如下：1) 使用全馏分加氢工艺，反应系统使用氢气循环流程。
2) 为保证再生后催化剂的活性及减少环境污染，催化剂再生使用器外再生工艺。
3) 循环氢两台（一开一备）电动往复式压缩机来完成，补充氢自 PSA 单元重整氢气压缩机出口来。
4) 鉴于原料含硫，在反应系统中设有注洗涤水的设施,以防盐结晶堵塞。
第49卷第12期2020年12月化工技术与开发Technology & Development of Chemical Industry Vol.49 No.12Dec.2020连续重整催化剂的性能考核及操作优化陈中民】，邵文2（1.中国石油集团工程股份有限公司，北京100029； 2.中石油华东设计院有限公司，山东青岛266071 ）摘 要：对某公司新建的120万t-a -1连续重整装置重整UOP 催化剂FR-334 （国内生产）的生产标定进行分析，对 重整进料的水含量、产品收率、氢气收率、辛烷值、持氯能力、催化剂磨损等因素对重整催化剂的影响进行了分析判断。
考核结果表明，重整催化剂的性能稳定，活性良好，可以满足长期运行要求，同时对优化操作提出了建议。
关键词：UOP 连续重整催化剂；收率；辛烷值；氢产率；催化剂磨损；优化操作中图分类号：TE 624.9+2 文献标识码：B 文章编号:1671-9905（2020）12-0051-03某公司120万fa -1连续重整装置以上游石脑油加氢处理后的石脑油为原料，采用UOP 超低压 连续重整工艺及Cyclemax 皿催化剂再生技术[1],主要生产高辛烷值汽油组分和混合二甲苯、苯、甲苯 等产品，同时副产含氢气体、CJ 轻烃和抽余油等。
C 5+的辛烷值按RONC 为103.8进行设计，该装置在 2020年8月10日到12日进行了催化剂性能标定。
1连续重整催化剂性质及主要设计条件本装置的重整催化剂采用UOP 的FR-334的 连续重整催化剂（国内生产），主要技术指标见表1,重整反应的主要设计条件见表2o表1FR-334重整催化剂性质化学组成指标Pt/wt%0.29Sn/wt%0.31±0.03Cl/wt% 1.0~1.2物理性质外观小球（①1.6mm ）堆密度/kg ・m -3560压碎强度/N •粒-1A 402催化剂性能考核及其分析连续重整催化剂的性能考核共进行3d,考核指标主要包括重整生成油辛烷值（RONC 。
连续重整装置事故汇编目录1 同类装置事故汇编 11.1 重整催化剂水中毒事故 11.2 重整催化剂硫中毒事故 11.3 重整反应器结焦事故 11.4 催化剂跑损事故 21.5 催化剂提升管弯头破裂事故 31.6 重整第一反应器堵塞事故 31.7 容器严重憋压事故 41.8 锅炉干锅事故 41.9 装置进水事故 51.10 塔内瓦斯外泄事故 51.11 压控阀冻结设备超压事故 51.12 预分馏塔超压事故 61.13 重整临氢换热器出口管线弯头破裂事故 6 1.14 重整高压分离罐出口线堵塞事故 61.15 盲目进罐油气中毒事故 71.16 盲板管理混乱造成紧急停工事故 71.17 瓦斯罐超压险些爆炸事故 71.18 重整反应器出口法兰焊口断裂事故 81.19 氢压机出口补氮气阀阀芯碎裂事故 81.20 某厂重整车间炉管堵塞事故 81.21 氮气窒息事故之一 81.22 氮气窒息事故之二 91.23 氮气窒息事故之三 91.24 氢气压缩机缸套冻裂 101.25 氢气装瓶机抱轴事故 101.26 预加氢压缩机玻璃看窗破裂事故 101.27 往复式压缩机缸盖紧固螺栓断裂事故 11 1.28 氢压机机身及进出口管线震动大事故 11 1.29 加氢进料泵机械密封泄漏事故 111.30 判断失误严重损坏氢压机事故 121.31 重整压缩机曲轴箱爆炸事故 121.32 九江石化铂重整装置F101闪爆事故之一 131.33 九江石化铂重整装置F101闪爆事故之二 131.34 九江石化铂重整装置F101闪爆事故之三 141.35 九江石化铂重整装置F101闪爆事故之四 141.36 加热炉回火伤人事故之一 151.37 加热炉回火伤人事故之二 151.38 加热炉回火伤人事故之三 151.39 加热炉回火事故之四 161.40 加热炉回火伤人事故之五 161.41 重整炉出口法兰着火事故 161.42 处理堵塞管线引起人烧伤事故 171.43 预加氢催化剂自燃事故 171.44 炉膛气体未分析点火爆炸伤人事故 171.45 加热炉炉膛爆炸事故 171.46 扫线动火互不联系造成爆塔事故 181.47 违章操作造成氢气爆炸着火烧伤人员事故 181.48 装置吹扫中着火致使2人被烧死事故 181.49 高温汽油烫伤人事故 191.50 1993年金陵石化铂重整车间氢贮瓶爆炸事故报告 192 镇海炼化公司部分事故汇编 212.1 1980年11月6日炼油厂成品油码头冒罐跑油事故 212.2 1981年3月7日炼油厂热电站重大停电事故 212.3 1981年4月7日炼油厂热电站锅炉严重缺水造成炉管胀接口泄漏事故 212.4 1982年7月23日炼油厂油品车间油罐爆炸事故 222.5 1982年8月14日炼油厂催化车间跑润滑油事故 222.6 1983年9月17日化肥厂合成车间2#渣油贮罐冒罐事故 23 2.7 1984年6月18日炼油厂油品车间油罐抽瘪事故 232.8 1985年1月11日化肥厂火炬倾斜事故 232.9 1987年6月30日化肥厂4118-K1T烧瓦事故 242.10 1988年1月30日炼油厂油品车间碱液严重烧伤事故 24 2.11 1988年11月5日化肥厂仪表工误操作造成全厂停车事故 24 2.12 1989年9月5日炼油厂排水车间重伤事故 252.13 1990年1月5日化肥厂合成车间现场着火伤人事故 252.14 1990年5月22日炼油厂油品车间氢氟酸灼伤事故 252.15 1991年1月21日机修厂铆焊车间检修工硫化氢中毒事故 262.16 1991年4月25日化肥厂合成车间现场着火伤人事故 26 2.17 1992年10月16日化肥厂常明火炬管线水击落架事故 26 2.18 1993年 7月16日炼油厂丙烷压缩机开关带负荷合闸事故 272.19 1994年4月1日炼油厂一套常减压串跑油事故 272.20 1994年10月6日炼油厂催化车间着火烧伤检修工事故 27 2.21 1995年3月31日炼油厂Ⅰ套常减压着火事故 282.22 1995年5月28日化肥厂合成车间误操作引起停车事故 28 2.23 1995年6月22日仓储公司贮运车间串油事故 282.24 1995年9月10日化肥厂0101-V1-3渣油罐憋压损坏事故 29 2.25 1995年9月19日炼油厂焦化行车工违章作业致人重伤事故 292.26 1996年1月23日炼油厂加氢装置润滑油泵轴瓦损坏事故 30 2.27 1997年1月10日化肥厂合成车间1#气化炉闪爆伤人事故 30 2.28 1997年3月13日炼油厂聚丙烯车间三名职工违章抽烟引起闪燃事故 302.29 1997年6月22日仓储公司贮运车间跑油事故 312.30 1997年7月10日炼油厂加氢裂化F-304爆炸事故 312.31 1998年1月22日炼油厂焦化车间火灾伤人事故 312.32 1998年2月13日炼油厂一车间着火伤人事故 322.33 1999年1月29日仓储公司贮运车间串油事故 322.34 1999年3月21日炼油厂油品车间泵房火灾事故 332.35 1999年11月22日炼油厂重油催化检修现场跑油事故 33 2.36 1999年11月26日炼油厂油品车间丙烯栈台火灾事故 33 2.37 1999年12月15日炼油厂重油催化检修现场瓦斯外泄事故 332.38 2000年3月30日炼油厂一车间火灾事故 342.39 2000年4月20日炼油厂二电站CFB锅炉设备损坏的事故 35 2.40 2000年9月29日炼油厂油品车间重伤事故 352.41 2001年3月15日一车间“3.15”火灾事故 352.42 2001年3月31日重一F-501闪爆 362.43 2001年7月24日炼油厂化验职工李一平死亡事故 363 重整装置长期稳定运转中常见问题与相关事故 383.1 重整装置预处理单元腐蚀问题及相关事故 383.2 重整装置的积碳问题与相关事故 413.3 重整催化剂氮中毒问题 443.4 重整原料油的切割与保护问题 453.5 原料中硫的控制问题与催化剂硫中毒事故 463.6 重整反应系统水环境控制问题与相关事故 473.7 催化剂氯失调问题与相关事故 483.8 对突发事故的处理原则和方法 501 同类装置事故汇编1.1 重整催化剂水中毒事故1.1.1 原料带水现象91年12月14日下午，九江石化铂重整装置预分馏塔操作出现异常，塔顶回流罐液面上升，拔头油量增大，随后出现重整产氢量逐渐下降，由4500Nm3/h下降到2000Nm3/h，循环氢纯度由83％上升到96％。
催化装置顶循系统腐蚀泄漏分析作者：朱彦昊来源：《科学与财富》2019年第03期摘要：本文介绍了大庆炼化公司炼油二厂1.8Mt/a ARGG车间，以大庆常压渣油及减压渣油为原料生产汽油、柴油，液态烃等产品。
随着近年来加工原油的多样化和劣质化日趋严重，催化裂化装置设备、管线的腐蚀问题越来越突出，特别是分馏顶循系统经常出现集油箱腐蚀泄露，换热器管束泄漏等情况，经常需要对集油箱进行焊接或更换，对换热器芯子进行堵漏或更换，不仅造成生产波动而且增加了装置的生产成本，从而对装置的安全、长周期运行造成了严重影响。
本文对腐蚀机理进行了分析，针对装置顶循系统泄漏而采取相应的行之有效的腐蚀监测与防护措施，对生产操作进行调整，并提出了应对顶循腐蚀的措施，及时消除隐患，使设备的腐蚀处于受控状态，从而保证装置的长周期运行。
关键词：催化裂化；顶循；腐蚀一、1.8Mt/a ARGG装置概况大庆炼化公司炼油二厂1.8Mt/a ARGG装置是中国石化北京设计院设计的全提升管反应器、反应再生并列式的催化裂化装置，设计加工量1.8Mt/a ，原料为大庆常压渣油和减压渣油。
在1999年10月建成，重油裂解装置采用重油转化和抗重金属污染能力强，选择性好的催化剂为生产用催化剂，以生产富含丙烯、异丁烯和异丁烷的液化气和生产高辛烷值汽油为主要产品。
由于原料中含盐量增加设备腐蚀问题严重，不仅造成环境污染，影响产品质量，最终影响安全生产。
2009年进行MIP技术改造，采用中国石化股份有限公司石油化工科学研究院（RIPP）开发的MIP-CGP工艺，装置规模不变。
二、顶循系统2018年4月份开工正常后，发现顶循顶循低温热水换热器E-10210/1-2泄漏，出入口阀关不严。
顶循环回流流量达不到正常生产值，流量只能保持在180-240t/h（检修前是430t/h），顶循泵出口压力1.3-1.7MPa（检修前是1.9 MPa），车间目前通过增加冷回流量80-85t/h（检修前是15t/h），提高分馏塔中部温度的办法能够维持顶循环量。
250. 温度和氢分压对正己烷转化成甲基环戊烷的平衡比率影响如何?下图显示温度和氢分压对正己烷转化成甲基环戊烷的平衡比率的影响。
通常情况下，平衡比率很低，但是随着氢分压的下降和反应温度的提高，平衡比率增加很快。
必须注意，在己烷转化成各种类型的环化物质之前，反应器中的甲基环戊烷浓度必须降至比以上平衡比率算出的值要低。
加氢裂化受低氢分压的抑制，已烷转化成芳烃的选择性受低氢和高温的影响而大大提高了。
251. 温度和氢分压对甲基环戊烷转化为环己烷的平衡比率影响如何?甲基环戊烷异构化为环己烷的反应中，氢气既不是反应物，也不是生成物，所以氢分压对此反应没有影响，平衡比率只受温度影响。
列举了甲基环戊烷转化成环己烷时平衡比率受温度影响的情况。
平衡比率在正常的重整反应温度区域是很低的，而且当温度上升时有所下降，这种低的平衡比率限制了甲基环戊烷转化成环己烷，因为在转化甲基环戊烷的反应发生之前，环己烷必须降低到非常低的水平。
252. 温度和氢分压对环已烷转化为苯的平衡比率影响如何?环己烷脱氢转化成苯的反应既简单又迅速，下图显示了温度和氢分压对平衡比率的影响。
因为环已烷转化成苯是不可逆的，热力学因素对选择性几乎没有影响，各种典型的铂重整操作条件都十分有利于苯的形成。
253. 作温度和压力对正己烷转化为苯的选择性影响如何?下图显示了工艺条件对正己烷转化成苯的选择性影响，这里苯的选择性被定义为：转化成苯的正己烷摩尔数和所有被转化的正己烷的摩尔数之比，这里的转化是指正己烷的消失量，所以产品中的己烷异构物不包括在内。
图—24大体上反映出了正己烷脱氢环化的反应情况，在压力一定的情况下，正己烷转化成苯的选择性随着温度的增加而增加。
这是因为温度升高反应平衡向有利于脱氢环化的方向转移。
压力降低对选择性的改善，是因为改善了平衡比率和抑制加氢裂化反应速率的综合效果。
在538℃的反应温度下，试验压力从14kg／cm2下降到9kg／cm2，正己烷转化成苯的选择性增加了33％，当压力下降至5kg／cm2，选择性比14kg／cm2提高了70％，在高温和低压下，由正己烷生成苯的产率提高得很快，但是结焦量也非常大，因此，催化剂的稳定性成为首要的技术问题。
加工工艺石 油 炼 制 与 化 工ＰＥＴＲＯＬＥＵＭＰＲＯＣＥＳＳＩＮＧＡＮＤＰＥＴＲＯＣＨＥＭＩＣＡＬＳ２０２０年１０月 第５１卷第１０期 收稿日期：２０２０ ０３ ３０；修改稿收到日期：２０２０ ０５ １５。
作者简介：孙黄鹤，大学本科，工程师，主要从事连续重整及芳烃抽提技术的生产及管理工作。
通讯联系人：孙黄鹤，Ｅ ｍａｉｌ：ｓｕｎｈｕａｎｇｈｅ＠ｐｅｔｒｏｃｈｉｎａ．ｃｏｍ．ｃｎ。
~ p " C 1 /0,h孙 黄 鹤（中国石油广西石化分公司，广西钦州５３５０００）摘 要：某炼油厂２．２Ｍｔ?ａ连续重整装置首次使用分子筛型液相脱氯剂过程中出现了脱氯罐床层压降不断上升的情况，导致下游脱戊烷塔操作困难。
经对脱氯剂的废剂分析，发现主要原因是重整生成油中芳烃大分子物质堵塞分子筛微孔所致。
采取在脱氯罐床层顶部装填少量大直径、大孔径分子筛脱氯剂作为保护层的措施后，能有效解决脱氯罐床层压降升高问题，同时提出应重视对重整原料终馏点和氮含量的控制的建议。
关键词：连续重整 分子筛 液相脱氯剂 床层压降南方沿海某大型炼油厂２．２Ｍｔａ连续重整装置采用美国ＵＯＰ公司专利技术，其再生单元采用ＵＯＰ第三代催化剂再生工艺“ＣｙｃｌｅＭａｘ”。
该装置于２０１０年９月１０日一次开车成功，开工初期稳定运行，各项参数基本接近设计值。
２０１２年脱戊烷塔塔顶发生结盐问题，水冷却器出现泄漏，２０１３年利用大检修在脱戊烷塔进料前增设液相脱氯罐。
液相脱氯罐使用金属氧化物型脱氯剂，检修后投用，脱戊烷塔塔顶空气冷却器及水冷却器未出现泄漏情况，脱戊烷塔低温部位的结盐腐蚀问题有所缓解，但仍存在因结盐导致脱戊烷塔操作波动问题［１ ２］，且使用寿命很短，只有３个月。
为提高脱氯效果和经济效益，同时降低频繁换剂操作强度，２０１８年装置改用一种高效的分子筛型液相脱氯剂（简称分子筛脱氯剂）。
以下介绍该分子筛脱氯剂在装置的应用效果、存在的问题、原因分析以及改进措施。
6连续重整装置安全培训培训背景：装置投产之前或预备阶段学习培训对象：工人及生产管理人员培训目的：为制定操作规程及安全生产做准备。
培训内容建议：a、装置概况；b、物料危险性分析；c、工艺过程危险性分析；d、设备危险因素；e、危险有害因素分析（毒性、噪声振动、高温、腐蚀）；f、事故案例；g、重大危险源分析；h、定性定量评价（PHA、FTA、危险度评价）形式要求：a、培训文字材料；b、PPT注意：采用最新的标准规范。
言简意赅，避免长篇大论和废话，所采用的标准规范要在材料中注明。
6.1装置概况根据全厂加工总流程的安排，需建设一套220×104t/a连续重整装置（实际处理量为208.05×104t/a）。
本装置原料为装置外来的精制石脑油，主要产品有高辛烷值汽油调合组分、苯和混合二甲苯，同时副产H2。
6.1.1装置名称中国石油天然气股份有限公司广西石化分公司220×104t/a连续重整装置。
6.1.2装置规模及组成⑴装置规模重整反应部分设计规模为220×104t/a（实际处理量为208.05×104t/a）；催化剂再生部分设计规模为2041kg/h（4500磅/时）；苯抽提部分设计规模为55×104t/a；二甲苯分馏部分设计规模为130×104t/a（脱庚烷塔进料127.66×104t /a）。
装置设计年开工8400小时。
操作弹性为60%～110%。
⑵装置组成装置包括连续重整反应部分、氢气再接触、催化剂再生部分、苯抽提部分和二甲苯分馏部分。
6.1.3原料及产品6.1.3.1原料及产品性质⑴原料及其性质装置主要原料为上游装置生产的精制石脑油。
辅助原料有重整催化剂、低温脱氯剂、抽提蒸馏溶剂、消泡剂(硅油)、单乙醇胺、白土。
为了提高连续重整装置的适应能力，在设计中连续重整装置的进料提供了两种工况，即工况A（贫料）和工况B（富料）。
精制石脑油的性质见表6.1-1，6.1-2，重整原料杂质含量指标见表6.1-3。
UOP和IFP连续重整的比较a、IFP和UOP自从第一代连续重整工艺工业化以来，都在不断进行各自的新催化剂、新工艺和新设备的研制开发，均发展到了目前的第三代催化剂再生工艺。
它们各自比其前一代再生工艺更加先进、可靠，均为目前世界上具有最高水平的催化重整工艺。
b、IFP和UOP投产的连续重整工业装置均较多，工艺技术水平相当，经验均很丰富。
c、IFP再生工艺需要阀门控制催化剂的输送，对催化剂产生一定的磨损，但其再生气循环采用干冷循环，催化剂比表面积降低较慢，催化剂的使用寿命得到延长；UOP再生工艺实现了重整催化剂的无阀输送，对催化剂的磨损较小，但其再生循环气采用湿热循环，催化剂比表面积降低较快，催化剂的使用寿命缩短。
d、IFP的反－再系统工艺流程虽然较为复杂，有4套提升系统，设备和占地稍多，但其并列式反应器的制造、运输和施工安装相对简单，操作和维修相对容易；UOP反－再系统工艺流程比较简单，只有三套提升系统，设备和占地较少，但其两两叠置式反应器的制造和安装难度相对较大，其操作和维修不如并列式反应器方便。
e、UOP的再生控制系统（CRCS）是指定用UOP的专有设备。
IFP没有制定的设备。
其它引进内容基本相当，其装置投资也相近。
IFP和UOP公司的连续重整专利技术各具特点，UOP技术相比占地相对较少，IFP 和UOP的连续重整在技术上和经济上均可行，在投资和能耗上基本相当。
UOP可采用国产低密度催化剂，而IFP坚持用自产的高密度催化剂。
IFP比UOP 催化剂的使用寿命长。
IFP比UOP的产品收率略好。
UOP的氢油摩尔比比IFP的大12％，这使得UOP的循环氢压缩机比IFP的投资高。
IFP的催化剂一次装填量比UOP的多7.5％，且单价高。
但IFP的反应器由于是并列式的，较UOP的两两叠式反应器造价低。
IFP比UOP的再生系统能力和投资低。
加热炉的负荷相当。
采用两家专利的一次性投资和运转费相当，设计进度相当。
分析连续重整装置氯的危害及对策作者：张昭王红斌王旭陈志伟来源：《中国科技博览》2019年第11期[摘要]在中国石油长庆石化分公司连续重整装置运行过程中，由于其中需要加入氯元素，因此容易造成氯腐蚀问题，严重影响连续重整装置的运行质量和效率。
基于此，本文首先提出氯对连续重整装置的危害，进而提出相应的解决对策。
[关键词]连续重整装置；危害；对策；氯中图分类号：TQ202 文献标识码：A 文章编号：1009-914X（2019）11-0210-01引言中国石油长庆石化分公司生产当中，连续重整装置（60万t/年）采用了Axens开发的OCTANIZING超低压连续重整工艺技术，其主要原料包括直流石脑油、加氢裂化重石脑油、柴油加氢重石脑油，采用了金属性、酸性催化剂，其中由氯为酸性提供活性中心，为了保障催化剂反应活性需求，所以在连续重整装置运行中长期注入氯化剂。
但由于氯元素具有非常强的腐蚀作用，再加上连续重整装置结构复杂、金属构件多，从而出现了腐蚀、堵塞等问题。
这就需要针对连续重整装置中氯的危害提出解决措施，从而延长连续重整装置的使用寿命，保证生产效率及装置的长周期运行。
1、连续重整装置中氯的危害1.1反应单元长庆石化分公司连续重整装置中的催化剂为铂-锡双金属催化剂（PS-VI），酸性是由酸性组分氯提供，注氯剂采用了四氯乙烯。
载体（γ-Al O ）表面有一定数量的羟基，在一定的条件下，可以部分脱水而生成氧桥；氧桥又可以与环境气氛中的HCl反生交换反应，使氯被固定在载体表面上。
此催化剂在选择性、活性方面较好，温度对烷烃脱氢环化反应速度大于加氢裂化速率，所以在实际表现上更加优越。
可以保持在超低压（0.2-0.3MPa）和高温（510℃）环境中长期运转。
1.2对装置的腐蚀影响（1）再生加热器腐蚀催化剂在经过了流动提升之后，再加上管线壁磨损问题，会导致表面积下降，内部持氯能力降低。
为了能够保障重整反应深度以及转化率，就必须要提升氯的含量，确保催化剂中的氯元素含量。
连续重整装置生成油溴指数及白土寿命调研报告PX装置自2003年7月投料试车以来，受重整生成油溴指数偏高影响，白土更换比较频繁。
为了解国内其他连续重整装置工况和白土使用情况，帮助分析我公司PX装置R401白土更换频繁的原因，寻求解决措施，2004年3月中旬，生产处和炼油五部一行3人前住高桥石化炼油厂、扬子石化芳烃厂和天津石化化工厂进行连续重整装置生成油溴指数及白土使用寿命调研。
通过与各石化公司重整、PX装置同行的深入交流，并结合我公司Ⅲ、Ⅳ套重整装置的实际工况，现将各重整装置主要工况及白土使用情况作一汇总。
具体内容见下表。
注：表中溴指数单位为mgBr/100g，溴价单位为gBr/100g。
高桥石化炼油厂连续重整装置的重整原料基本为常减压直馏石脑油。
因为高桥石化炼油厂主要原油加工品种为大庆或阿曼油，因此重整进料芳潜仅为40％左右，比我公司的重整原料芳潜还低。
重整生成油（脱丁烷塔塔底液）是全部作为汽油的调和组份，重整汽油研究法辛烷值达到97左右就能满足公司汽油调和出厂的要求，因此该装置目前重整反应温度仅维持在505℃，重整反应苛刻度较低，但脱丁烷塔塔底油溴价也有 3.69gBr/100g。
由于重整生成油产汽油，不必进白土精制，因此高桥重整装置生成油溴价高也没问题。
目前我们公司的两套连续重整稳定塔底油溴价分别为5.22和4.76gBr/100g，主要原因是重整反应温度远高于高桥重整，重整氢油比略低于高桥重整，导致重整生成油中溴价（不饱和烃含量）高于高桥重整。
通过分析重整反应的各类反应机理，可以发现引起重整生成油溴价上升的主要反应应该是烷烃脱氢反应。
根据重整反应的热力学分析，提高氢压、降低温度均不利于烷烃脱氢反应。
据UOP公司介绍，在重整最后一个反应器出口的操作条件下，烯烃与链烷烃是呈平衡状态的。
压力越低、温度越高、链烷烃的保持量越大，烯烃含量也就越高。
扬子石化重整装置采用UOP公司Ⅰ代连续重整工艺，重整高分压力为0.72MPa，远高于UOP Ⅱ、Ⅲ代连续重整工艺的0.24MPa高分压力，重整原料芳烃潜含量可达55％左右，分别由加氢裂化重石／直馏石脑油／加氢裂解抽余油（60％：35％：5％）构成，其中来自乙烯装置的加氢裂解抽余油也富含环烷烃，是很好的重整原料。
连续重整装置开工总结一、概况1.1装置简介330万吨/年连续重整装置是某炼化150万吨/年芳烃联合装置的主要装置之一。
装置由中石化洛阳工程有限公司进行工程设计，四台重整反应器两两重叠布置。
设计年开工时间为8400小时，装置操作弹性为60～110%。
330万吨/年连续重整装置由预加氢、重整、催化剂连续再生三个单元组成。
装置以轻烃回收装置直馏石脑油和加氢裂化装置重石脑油为原料生产芳烃，重整生成油送往二甲苯分馏单元，同时生产预加氢轻石脑油、戊烷、液化气、含氢气体等产品；预加氢轻石脑油和戊烷送至轻石脑油异构化装置；液化气送至气体分馏装置；含氢气体除供芳烃联合装置自用外，其余送至PSA经提纯后供加氢装置使用；连续重整装置相对应的各单元设计规模见表1-1：表1-1 连续重整装置各单元设计规模单元名称设计规模预加氢 260万吨/年重整 330万吨/年催化剂再生 3175公斤/小时(7000磅/小时)1.2装置的主要技术特点1.预加氢单元：预加氢采用先加氢、再汽提后分馏的工艺流程。
预加氢催化剂采用美国UOP公司的HYT-1119催化剂，反应器入口压力为3.19MPa。
设置补充氢压缩机，将重整产氢由2.6MPa升压至2.85MPa后为预加氢反应提供补充氢气。
2.重整单元：重整采用美国UOP最新的超低压连续重整工艺技术及UOP公司的R-264催化剂，四台反应器两两重叠布置。
重整反应设计条件如下：平均反应压力0.35MPa、反应器入口温度536℃，体积空速1.82h-1，轻烃分子比2.3，C5+辛烷值为105.7(RON)。
再接触系统设置两台重整氢增压机将重整产氢压力升高至2.6MPa，设置三台丙烷冷冻压缩机提高重整增压氢的纯度同时提高重整产物的液体收率。
3.催化剂再生单元：催化剂再生部分采用美国UOP的CycleMax二代工艺技术。
待生催化剂和再生催化剂分别设置除尘系统，再生烧焦放空气脱氯采用Chlorsorb工艺技术回收其中的氯化氢。
