催化重整工艺.doc

60万t/a连续重整装置1, _# Z! o$ _5 Q5 i概况本装置为60万t/a连续重整装置，是齐鲁石化公司加工进口原油优化乙烯原料改扩建工程的配套装置。该装置由北京设计院设计，中石化第二建设公司负责施工安装。于1997年完毕可行性研究，19971998年完毕初步设计及施工图设计，1998年3月31日开工建设，2023年11月23日建设竣工实现中间交接，于2023年3月5日重整反映部分投料一次成功并产出合格产品，3月18日催化剂再生部分开始烧焦，整个装置全面开工正常。同初步设计相比，预解决单元由先拔头后加氢工艺改为全馏分加氢并且在预加氢反映器后增长了脱氯反映器，以保证产品质量并适应原料杂质变化，改造的设计和建设工作在2023年完毕。连续重整装置的重要目的是生产高辛烷值汽油，同时为烯烃厂提供芳烃原料和为加氢裂化装置提供氢气。本装置由原料预解决、重整反映、催化剂连续再生三个部分及其它公用工程组成。重整反映部分的设计规模为60万ta（操作弹性60110），预解决部分规模为69.9万ta，催化剂连续再生部分设计规模520Kgh。装置以三常石脑油（占60%）及加氢裂化石脑油（占40%）为原料，经预解决精制、拔头（生成拔头油）后，精制油在500540反映温度、0.35Mpa平均反映压力下，通过环烷烃脱氢、烷烃环化脱氢等化学反映，转化生成芳烃含量达80%的高辛烷值汽油、氢气、液化气、戊烷油、干气等产品。工艺特点：6 U) % / f% v% V+ s0 K+ i（1）重整反映部分采用法国IFP二代超低压连续重整专利技术，反映平均压力为035Mpa，反映压力低，氢烃比小，产物液收高，脱戊烷油芳烃含量可达80%，辛烷值（RON）超过100。5 s6 g# O0 b* u$ N U: d$ U（2）重整反映器为移动床，并列布置。3 S, z% E3 0 X（3）再生器为移动床，催化剂在再生器内连续地进行再生。$ y3 g6 _8 T: M( V（4）反映器之间的催化剂提高用氢气作为提高动力，反映器与再生器之间的催化剂提高用氮气作为提高动力。2 L 9 k# t2 J, r（5）催化剂循环回路中使用闭锁料斗控制系统来控制催化剂的循环速率，催化剂循环和再生操作采用自动控制程序。4 ) g( Y5 v8 e0 A（6）催化剂循环回路中反映器与再生器之间，再生器与反映器之间的安全联锁（切断）是由特殊阀门（固体切断阀和气体密封阀）来实现，在正常操作过程中使用差压控制来保证，反映器内的油气不会进入还原罐和再生回路，同时保证再生器中的氧气不会进入反映系统。1 v& t N$ K9 r+ Z3 4 o6 （7）重整产物回收采用二段压缩再接触流程，以提高液体产品收率和氢气纯度。0 u/ Y# G6 P6 zWw（8）采用了一系列新型设备：*采用表面蒸发空冷器冷却重整产物，以防止由于重整反映压力太低而使水漏至重整产物中去。*采用椭圆形翅片管空冷器，减少占地面积及投资，提高传热效率。4 c* a- T2 z5 H* v8 s! M0 E! S*采用新型高效换热器、外螺纹管束，强化传热系数，减少换热面积。*采用双壳程换热器，减少设备台数和占地面积。*采用高效低压降的单管壳程立式换热器和新型的低压降多流路箱式加热炉。2, Y6 L- z g) s0 o( T$ l/ 4 v生产原理及重要影响因素2.1生产原理全馏份石脑油进入装置后先进行预解决，通过加氢精制、汽提的方法脱除硫、氮、砷、铅、铜和水等杂质,然后通过度馏切除其中的轻组分（轻石脑油），通过预解决的精制油进行重整反映，生成富含芳烃的重整生成油，并富产含氢气体。重整反映产物进行气液分离，含氢气体经再接触提浓后送进加氢裂化装置PSA系统；液体经再接触后进脱戊烷塔，脱戊烷塔顶油去C4C5分离塔，将液化气和戊烷分离。脱戊烷塔底油的一部分去小重整装置分离为轻、重重整液，其余脱戊烷塔底油作为重整高辛烷值汽油组分出装置。液化气作为产品出装置，戊烷可作产品出装置，也可作为制氢原料或作汽油组分。催化剂采用连续再生方式，通过烧焦并进行氯化、氢还原后重新循环回到反映器，再生能力为520Kg/h。2.2重要影响因素2.2.1反映温度. B# q$ |2 Y- w重整各反映器入口温度是调节产品质量的首要参数，重整催化剂可以在很宽的温度范围内操作，而对产品产率和催化剂的稳定性影响较小。重整反映是吸热反映，提高温度对重整反映有利，但温度过高会使裂化反映加剧，减少液收率，使催化剂的生焦速率加快。该装置的反映温度设计值为527，反映温度允许在500-545范围内调节，原料在进反映器前均通过热炉加热来控制各反映器的入口温度。2.2.2反映压力9 + 6 y9 v+ H& O9 L7 从理论上讲，对于一定的空速及原料特性，压力越低，重整油收率和氢纯度就越高。但由于装置和循环压缩机是为一定压力而设计的，所以，几乎没有什么弹性，一般不作调整，反映器的平均反映压力为0.35Mpa，通过控制产品分离器的压力（即D201压力）来控制，D-201压力正常控制在0.23Mpa。 低压力对提高液收率有利，但也会促使焦炭积聚，在瞬间操作期间（开工，停工）建议提高操作压力至 0.34MPa左右。2.2.3空速, F4 j# Q% Y5 k重整反映的设计重量空速是2.2h-1，按75t/h进料量考虑，反映器内催化剂的装填量应当是34吨。减少空速，即延长了精制油在反映器内的停留时间，对提高汽油的辛烷值有利。但空速过低也许会导致液收率下降，催化剂结焦加快。当装置的解决量发生较大变化时，空速也会变化较大，因此应对其它操作参数作相应的调节。2.2.4氢油比* P, V v+ M& V( u7 v5 K: h/ p) q* cf8 g为了保持催化剂的稳定性需要有循环氢，它的作用是吹走催化剂上的反映产物和凝缩物，并为催化剂提供容易获得的氢。提高氢/油比可使石脑油较快地通过反映器，并为吸热反映提供较大的热量。它还增长氢分压，因而也提高催化剂的稳定性，对产品质量或产率也略有好处，本装置的氢油分子比为2.2。2.2.5催化剂环境控制4 i2 u, D+ 3 ! b2 s5 F) ( j在正常生产中，催化剂上的氯含量重要由再生装置注氯来控制，在开工过程或再生部分停止期间，注氯量根据循环氢中的水含量来决定，一般当循环气中水含量50ppm，注氯量5ppm；循环气中水含量为30-50ppm时，注氯量为2ppm；循环气中水含量30ppm时停止注氯。连续重整催化剂GCR-100对原料中的硫含量规定控制在0.250.5ppm，当硫含量低于0.25ppm时，应向原料油中注硫。 2.2.6再生氧含量控制& x# % l8 $ J4 D再生器中的氧含量通过注入两路空气加以控制：一路空气用于一段烧焦床层，另一路用于二段烧焦床层，其目的是为了保证烧焦完全和防止催化剂床层超温。第一燃烧床入口的氧气含量控制为0.50.7%（V），为了使第二床层充足烧焦，该床层必须注入过量氧气，二床出口过剩氧含量应保持在0.2%(v)。2.2.7再生器床层温度& |- N& L% v- X6 : A% O通过电加热器调节第一燃烧区入口温度来控制出口温度，当焦含量太低，即氧氯化温度低于490，则按规定提高入口温度，当焦含量太高（氧氯化温度高于520），则按规定减少入口温度，但不能低于420，入口温度一般控制在420460之间。第一燃烧区出口温度应控制在480490之间。第二燃烧区出口温度不得超过510，同时O2含量必须保持在0.2%左右。焙烧区入口温度控制在500530之间，焙烧区床层最高不超过530，假如温度超高，应立即停止催化剂循环，并分析因素采用措施直至恢复催化剂循环。2.2.8再生器压力控制2 Z8 % 1 g2 X* 压力控制是再生操作的一个重要参数，再生器底部压力必须高于第一反映器一定的压力，以便使催化剂能从再生器提高到第一反映器的上部料斗，为了不干扰催化剂的正常流动，每次反映器压力变化时，此差压必须恒定。再生器压力的设定值等于第一反映器入口压力加上一可调偏差（约0.07MPa）。35 U b, g, o7 K5 w; d0 X: g产品说明及物料平衡3.1产品说明表2/ a* I; L# L/ r 2 _7 V; A产品说明+ S: p) r) ? a* G8 产品名称规格重要用途! - v8 A4 * X$ p氢气纯度92.55%（V）经PSA提纯后进加氢裂化 c5 _1 T A i$ X8 q1 h 干气作燃料气: O1 m, r( v! L% | 液化气C20.2%（V），C53.0%（V），H2S10mg/l民用2 i( % * F1 K7 n5 h. + l 拔头油含S50ppm制氢原料 W) x+ j7 y& Q: # T: B4 e/ T0 m 戊烷油含S50ppm制氢原料或汽油组分- P, F# t( v0 S, + r6 q 脱戊烷油C51%（V）,干点203汽油或芳烃原料% Qk( | QK2 H3 aa 3.2物料平衡表3- y; f1 ?s( w. r0 w全装置物料平衡/ W VF, . _ 物 料 名 称重量%(对重整进料)公斤/时万吨/年9 d b+ X1 E1 m! e* x; n进料1、全馏分石脑油116.58737569.90+ Y0 f: d4 By6 t小2 l r0 M2 r 0 o8 ?计116.58737569.905 v6 V* O. n6 ! t2 T# 3 k出料1、含氢气体*9.2(3.54)6908(2658)5.53(2.13)5 F& db1 j7 g2、燃料气1.39450.75(自用), ?3 Y& s: 9 L8 i* G6 _3、液化气2.115811.264 C % - h i4、戊烷2.015131.21* 8 2 L x+ w c n; f 5、脱戊烷塔底油85.96442851.554 Y; f2 ; K9 / b6、轻石脑油16.0120239.6 X7 C% R9 h6 n; j% L: w. 0 U小! q$ ( f2 y& |$ o/ f& Q! N计116.58737569.90& M3 j) L# x/ Z% i! 注：含氢气体纯度92.55%，分子量M=4.81，（）中为纯氢产率（量）。4. r9 / % t/ q( V1 Y1 工艺流程说明41.1预解决部分石脑油自罐区泵送来，与预分馏塔顶产物换热后进入原料沉降罐，经预加氢进料泵与循环氢气混合后与预加氢产物换热，再经预加氢进料加热炉加热后进入预加氢反映器、脱氯反映器，反映产物经换热、空冷、水冷冷凝冷却后进预加氢产物分高罐。分离罐顶气体通过预加氢循环压缩机人口分液罐后进入预加氢循环压缩机，分离罐底液体经与汽提培底产物换热后进汽提塔。汽提塔顶产物经空冷、水冷冷凝冷却后进入汽提塔回流罐，罐顶气体经加氢裂化脱硫塔脱硫后进燃料气管网，水从罐底水包排出，罐底液体用回流泵打回汽提塔顶。汽提塔底重沸器用3.5MPa蒸汽加热。汽提塔底产物与汽提塔进料换热后再与预分馏培底产物换热后进入预分馏塔，预分馏塔顶产物与原料换热后，经空冷器和水冷器冷凝冷却后进入预分馏塔回流罐，回流罐的液体一部分用泵打回塔顶作口流，其余部分即轻石脑油产品用泵送出装置，预分馏塔底用重沸炉加热。预分馏塔底油与预分馏塔进料换热后，即预加氢精制石脑油去重整部分作为重整进料。D. Y% O& ; M, + a3 C- e: f) Q, r N1 % y! 预加氢采用循环氢流程。因反映过程耗氢很少，少量重整产氢经再接触提纯后补到预加氢循环压缩机人口。必要时，加氢后少量废氢可出分高罐顶排出。通过控制预加氢产物分离罐顶压力来控制预加氢反映压力。* R Q1 9 I: f N( n6 b: q为了防止预加氢部分的H2S腐蚀和铵盐堵塞，本装置设计了预加氢注水系统，在预加氢换热器间和预加氢空冷器入口均设有注水点。41.2重整部分重整进料和重整循环氢分别进入重整进料换热器（立式换热器）与重整反映产物换热。油、氢在换热器内混合换热后进入重整进料加热炉，加热后进入重整第一反映器。由于重整反映是吸热反映，所以经反映器反映后温度会减少。为了保持必要的反映温度，设有四台反映器，每台反映器前均设有加热炉。从最后一个反映器出来的反映产物进入重整进料换热器，与反映进料换热并经表面蒸发空冷冷却后进入重整产物分离罐进行气液相分离。罐顶气体的一部分作为循环氢，用背压透平离心压缩机打回重整反映部分，其余气体即重整产氢通过增压机人口分液罐分液后进入两级增压压缩机，压缩后的含氢气体与重整产物分离罐底来的并经泵升压后的液相重整产物相混合。混合物经水冷冷却后进入再接触罐。此流程可较大限度地回收C5+并能生产纯度大子90（mol）的含氢气体。从再接触罐分出的气体即为重整富氢气体产品，其中一部分作为再生提高氢外，其余大部分经脱氯解决后，一部分作为预加氢补氢，另一部分作为产氢去加氢裂化PSA装置。再接触罐底液体与脱戊烷塔顶回流罐顶来的气体相混合进入液化气吸取罐用以吸取气体中的液化气。液化气吸取罐顶气体为燃料气，排入装置内燃料气管网，液化气吸取罐底液体用泵进入脱戊烷塔分离成戊烷油馏份和脱戊烷油。5 A) y, z. m) V2 f自液化气吸取罐底来的液体，与脱戊烷塔底产物换热后进入脱戊烷塔。脱戊烷塔顶产物经空冷、水冷冷凝冷却后进入脱戊烷培顶回流罐，罐顶气体与再接触罐底液体混合进入液化气吸取罐。回流罐底液体一部分泵送至脱戊烷塔顶作回流，另一部分作为戊烷油馏份送至C4C5分离塔，脱戊烷塔底油一部分送出装置作产品，一部分经脱戊烷塔底重沸炉加热后返回脱戊烷塔底。重沸炉燃料为燃料油。, u7 L2 l% o* A+ M戊烷油馏份与C4C5分离塔底产物（即戊烷）换热后进C4C5分离塔，塔顶产物经水冷器冷凝冷却后进C4C5分高塔回流罐。罐顶不凝气即燃料气进入装置内燃料气管网，罐底液体一部分泵送至塔顶作回流，其余部分即液化气作产品送出装置；C4C5分离塔底油即戊烷与C4C5分离塔进料换热后，再经水冷冷却后送出装置，也可打入重整汽油馏份中。C4C5分离塔底重沸器使用10MPa（g）蒸汽加热。41.3催化剂再生部分a）再生回路 S0 i) B5 g+ F* f6 n$ N X在催化剂再生回路中，使用再气愤循环压缩机进行气体循环。再气愤体重要是氮气，具有少量氧气。在再气愤循环压缩机出口，再气愤体分两部分，主体部分用于两段烧焦，气体通过与烧焦产物气体换热，电加热器加热后进入再生器，再气愤体一方面预加热进入再生器顶部的催化剂，然后流经烧焦区的两段径向床层进行催化剂烧焦，烧焦后的气体通过与烧焦进料气体换热后，经水冷冷却进入再气愤洗涤塔；第二股气体用于催化剂的焙烧和氧氯化，将空气补人气体中以保证焙烧和氧氯化气体中的氧含量在460 t2 z) T: V; p) N3 F（) L! W, o; C& G3 V1 mol& A: ( _/ ! |# V f1 m），气体通过与焙烧产物换热，电加热器加热后进入再生器下部轴向床层的焙烧段，气体在再生器内与注入的氯化物混合，向上流动通过再生器的氧氯化轴向床层，氧氯化气体通过换热后与第一股气体混合经水冷冷却后进再气愤洗涂塔。再气愤洗涤塔的作用是洗去再气愤中的HCl、3 w& J: e) i5 CO2以防止对设备的腐蚀。再气愤洗涤塔提成碱洗和水洗两部分：一方面再气愤与10（重）碱溶液混合，以洗去HCl、CO2然后在塔内水与气体再次混合以洗去气体中残留的碱，洗涤后的气体使用一个再气愤体器以去除气体中的饱和水，干燥后的气体再回到再气愤循环压缩机循环使用。b）催化剂循环回路0 q& W0 a$ : # s& | B各反映器下部均设有下部料斗和提高器，顶上设有上部料斗。再生器上部设有缓冲罐和闭锁料斗，下部也设有下部料斗和提高器。催化剂依次从一反到二反、三反、四反都是通过含氢气体输送的，从四反底部至再生器顶部以及从再生器底部至一反顶部的催化剂是通过氮气输送的。在各反映器和再生器内，催化剂的流动是通过重力进行的。. v, E; Z) P6 D5 t* m- F2 F, r待生催化剂从四反底部经N2提高进入上部缓冲罐，通过重力出上部缓冲罐进人闭锁料斗，然后进入再生器进行再生；再生启的新鲜催化剂从再生器底部用N2提高至一反上部料斗，催化剂通过重力流经一反顶部的还原罐用高纯度的H2在一定温度下对催化剂进行还原；还原后的催化剂通过重力流至一反，从而完毕催化剂待生、再生、还原的全过程1 w T1 ?- 1 w催化剂的输送流率是由一次气体和二次气体共同控制的。在保证总提高气体量恒定的前提下，一次气体起提高作用，而二次气体起控制催化剂提高量的作用。c）再生隔断和安全联锁系统（1）为了防止反映系统的烃类进入N2提高系统和还原罐，在四反底部和一反顶部的上部料斗和还原罐之间设立了特殊的自动隔离阀，兰出现此类事故的也许性时，隔断阀将通过程序自动关闭。（2）为了防止再生系统的02含量进入N2提高系统，在再生器下部料斗和提高器之间的密封料腿上设立了特殊的自动隔离阀，通过程序来控制此阀的关闭以防止事故的发生。（3）为了保证再生系统安全操作，在反映器下部料斗和再生器下部料斗上都设立了密封气体以保证下部料斗压力比上部反映器和再生器的压力要稍高，同时比下部提高器的压力也稍高，当密封气体流量低于某一数值，联锁程序将自动关刚隔断阀再生系统与反映系统隔断。4.2工艺流程简图（见图1）5 y8 2 z* bG j工艺指标表4# Z( a& * W# w# C2 J) |* M% H原材料质量y! y: J9 JI5 r3 L 项目名称单位指标6 h8 c3 z4 z- _) 6 x3 e S 罐区石脑油终馏点1750 5 c5 R: B8 s% H4 Ia! q 砷含量ppb59 j# s8 - ot% v( 铅含量ppb100 |1 F7 - , O3 j铜含量ppb100 H, u; _9 h* ( s 氮含量ppm1.30 t2 D. X9 a6 # s , r 硫含量ppm250 5 G% T9 t) 氯含量ppm7( N0 C1 , x5 F溴价g/100g1.5# b. c2 D0 D+ T: A8 W% d/ n 水含量无明水+ ( b# q% r+ l 精制油初馏点74-80$ q8 E7 s0 e1 P$ G) c/ J砷含量ppb1* T1 o* A4 w+ M) 0 8 M铅含量ppb5! % / w u, I$ lk 铜含量ppb5/ Z* x3 u) L1 O& I3 % I: H 氮含量ppm0.52 V0 G9 L5 U; gb硫含量ppm0.2-0.50 Q9 N1 _) P# S水含量ppm3: q: l& C N! V r还原H2纯度%950 X+ P0 i: c4 h H2S含量ppm12 D9 ( x3 ; x: S* d, z HCl含量ppm10! # i1 x1 T% q+ OC2+烃%0.57 Q# d n1 K# N$ ( x5 e& K( E5 Y. S 表5+ N% ; k l! C! E8 x产品质量$ W2 r1 n1 - d4 o 项目名称单位指标0 P+ Y0 B2 d# r8 I: H w液化气C2含量%0.2Q+ 7 K2 D* x: F7 |C5含量%3.08 F% g# A+ I3 AH2S含量mg/l10% r5 r1 h9 : Z2 L轻石脑油S含量ppm505 w1 c: V9 M: U8 Q& D; . K# W& 脱戊烷油C5含量%1) J: b, E% 7 c6 J干点2034 ? l+ n% u9 L- J+ U; & w 表6/ k: M% L! s, l# a B- M$ t工艺操作条件4 e( N/ . p* 项目名称单位指标# t# F0 8 O, b$ y k D108压力MPa0.40.023 ) a. H5 eR101入口温度280340（2）! n4 ?2 Z0 & b预加氢氢油比m3/ m31002 g/ F0 0 N9 R) z2 iJ D102压力MPa2.00.1, F* g5 9 B/ _- l& / 9 B D104压力MPa0.750.05$ P( 6 L; I! l7 j |/ qC102顶温7510( C* % G: ( O2 ) iC102底温19510$ a: J% O! k+ V0 m& r6 D101压力MPa0.350.02; d9 / F* B% b) 3 c/ ? C101顶温110107 o. 8 s7 P% G4 S1 H1 _C101底温183104 K. D- b/ J+ B; d4 O重整反映入口温度480540（1）9 ! b ( U; L f! m5 . / f重整氢油比m3/ m32653884 b; 8 m7 D$ |5 Q1 a% n2 s+ ! W 重整循环氢纯度%80. / C_W( P6 ! s$ 重整进料量T/h45-753 V! D3 * W2 ec8 h1 I. q+ j8 x D201压力MPa0.230.34（0.01）/ Z 5 W7 w! M5 KD203压力MPa0.800.02. ?|& i7 C6 g) c8 X D204压力MPa2.500.10 q. jE( d g! | D206压力MPa1.520.02# . c$ z5 l2 - I. CN k1 e1 r C201底温26010& a, z4 O& P8 V+ i2 D3 o aC201顶温10610! x p1 c A3 F ZC202底温13355 3 p6 x/ z4 A$ R$ ?0 W7 O C202顶温6752 i9 C4 X6 I3 D一段入口氧含量%0.50.7$ Y4 a j& 6 m4 L, o 二段出口氧含量%0.20.3% 8 g2 U! m; % ; H$ j1 J0 R2 O焙烧入口氧含量%4.06.06 U0 i9 V, X d; s 再生总循环气流量m3(Vn)/h90001000; D5 X r* d2 , P. c焙烧循环气流量m3(Vn)/h900100# , Y, Y% j* - m+ 一段入口温度435470; % T8 T( _3 ; sO) Z& |* r2 二段出口温度470520% p9 , f# v3 x/ 3 U2 G焙烧入口温度500530+ x0 K/ j6 W4 J) L6 t; Z* v 还原氢流量m3(Vn)/h2200100 Z+ ?9 ! ?% g 还原氢入口温度48020, k! J/ r# T( x) z9 C/ l/ v 6- K4 P5 M4 R3 Z# x5 C重要原材料、动力消耗6.1重要原材料、辅助材料表7) q& H: j0 W0 0 Q# l& Pq6 a全馏分石脑油性质& EY2 E3 W% n1 a比重d15.615.60.7281% G 2 b0 J6 s$ Q+ c8 I杂质含量硫Wppm氮Wppm砷Wppb铅Wppb铜Wppb氯Wppm溴价gBr/100g- _8 u; G9 E& U9 O2 Y 2501.31101070.2! V4 M* a1 Y! d4 T9 W* s4 t ASTM-86，2 x8 3 T F$ c5 V8 X馏程初馏点10%30%50%70%90%100%9 E6 G, : L0 T# a 3780108118130150171% J- ( g8 r+ FM& 4 c( i族组成，W%PNA% G: B4 K6 k- _C30.11/( & o* D# ?% g, ?% J, Z) B2 p4 m C40.88/0 |9 ! k; x. g5 a z C55.580.09/6 L% & q L! |$ Y/ pC612.502.800.212 7 U0 u n8 G, r+ E; jC712.0710.062.470 t% M6 j( 1 |4 QnC812.669.354.831 Z! m- S# b1 g/ C. c0 XC99.715.791.65, 2 Y! U7 F; p6 C10+5.783.090.37 5 x, T+ D4 j/ h# q6 I9 合计59.2931.189.53Zl( |1 q( y3 R; N 表8, Y) c3 w# h+ V - t# G9 y5 E重整原料油性质：+ e1 # A: |) u5 ) W2 H 密度（20）kg/m3743; - D/ w8 q( % ) V+ q+ u4 z 杂质含量硫Wppm氮Wppm水Wppm, s! R+ O6 _/ 5 Y! K6 ? U 0.250.50.595%(V)H2S1 ppm(v)HCl50 ppm(v)C2+, P- W6 I5 Sv8 # g O8 v/ h% 9 F, g烃85%)WO319.03 S. I& |4 g! Y 耐压强度,N/mm16Al2O3其它4 P0 k8 _) i: |. s3 I 比表面积,m2/g130! H7 a, q5 P; X& f# / y5 B+ I孔容,ml/g0.27! g/ A) Z& G7 * X: K/ s 表106 I, 9 A8 r& . u9 r- i) r重整催化剂（GCR-100）: Z$ d% |1 o5 B, C; 外9 # Z; W& |. P; g$ ?) W7 C形球形组成,m%5 r8 s4 G/ E0 x6 f u直径,mm1.42.0(98%)Pt0.280.02% : J4 l& g+ W/ P; _ 压碎强度,N/粒40Sn0.310.038 Y% ?1 I% i. D: K2 C. X 比表面积,m2/g20020Cl1.01.36 W. & Qz0 j7 q8 n7 r$ n堆密度,g/ml0.56Al2O3其它( N. t6 Y4 c4 z5 6 i7 o- e 磨损率,m%4. c! e7 - M2 B0 n1 U 6.2动力消耗指标新鲜水8 2 ; c+ h- C5 B- w# f( 2 I/ J2吨时（间断）2 K( c( k! j; C6 c1 w循环水0 v$ r1 l4 e Z W5 n1088吨时I N% l _8 A% z2 |& k脱盐水. K! 4 e* H( j3 ; J( q29.8吨时9 L) |: D8 u8 e$ i电4 l/ iK, W1 P* v& O+ |6833.7KW，其中：6000伏) 5 a3 u7 L. f4 k( , w5147.4KW9 V Z5 % 8 B0 U380伏5 F: |. r* J4 Q1566.3KW! y- I9 D& E, c* Q& T2 y220伏 T + W( U3 2 M9 l2 _4 h6 r3 e120KW) G J M1 x4 w4 D0 ; W燃料: N4 . ) N& P8 ; % , M% h6.07吨时，其中：燃料油1.33吨时：燃料气4.74吨时6 g1 c 0 9 J+ p- 6 g3.5MPa蒸汽; d, x; 9 I) v/ W3 R5 A3 V16.5吨时F$ |3 t- % + x2 A% H1OMpa蒸汽0 G. U7 i4 v2 y! j-22.3吨时（自产，向外送）+ W; k! a1 g2 a氮气+ Q( A* V- F; / M159标米3/时3 j$ D3 k 2 Z3 m: s) i7 I9 S净化风3 n2 L4 t. a3 S+ 1508标米3时+ WO( a( ft1 r k) 3 X0 H凝结水 / ; t) t: # 9 M& W; ! N6 f) n8 13.6吨时 e t# Y8 9 ( i+ V, 1 b9 u总能耗2 J- U8 _. d- J35052.7104千焦时（相称于8371.8104千卡时）76 y! Y R! S, L# m: M- E# 重要设备7.1设备概况表11. t; Z: a8 w% b8 t* c. i: X连续重整装置设备登记表 L; Z9 t6 t6 h% T! k序号项目预解决部: X# + O4 o J! g分重% x$ ( T5 K1 ( T: S整部) J) t# # H7 v% f9 L# y: 分重整催化剂再生部分公, / y$ y7 U% ?用工! t5 t7 R4 O9 , 0 _程合计?2 E$ R6 Q4 k* s, Y# ) j1反映器24176 5 ! ?1 i( T2塔224- N6 z0 T1 F9 W0 J# Q8 u3加热炉2571 d4 g7 J/ Z f. q$ h; m4容器及贮罐812235(热)+7555 _! z5 c: Y: ?/ V v7 w5换热器1611*11139% u