某化工企业年产100万吨轻油改质制芳烃及配套设施建设项目申请报告

目录第一章项目总论第一节申报单位及项目投资意义第二节结论第二章项目建设基本情况第一节建设项目概况第二节项目产品方案第三节项目技术方案第四节主要设备选择第五节自动控制第六节项目建、构筑物方案第三章发展规划、产业政策和行业准入分析第一节发展规划分析第二节产业政策第三节行业准入分析第四章资源开发及综合利用分析第一节资源和原材料第二节能源耗用和公共设备的占用第三节节能和节水措施第五章节能方案分析第六章场址选择及建设用地第一节项目建设用地区域情况第二节项目用地情况第三节项目布局规划情况第七章环境和生态影响分析第一节建设项目周围环境现状第二节项目主要污染和污染物分析第三节建设项目的环境影响第四节环保措施的评述及其技术经济论证第五节环境监测制度及环境管理的建议第六节环境评价结论和建议第八章安全卫生与消防第一节劳动安全卫生危害因素及后果分析第二节劳动安全卫生危害因素的防范与治理方案第三节劳动安全卫生专用投资估算第四节预期效果第五节消防第九章经济和社会影响力分析第一节经济影响力第二节社会影响力第三节总投资估算第四节资金筹措第五节产品成本和费用估算第六节营业收入和税金估算第七节财务评价第九章结论与建议项目总论申报单位及项目投资意义一、项目申报单位基本情况二、申报单位基本情况三、项目提出的背景，投资的意义和必要性1、依据国家石化工业“十一五”规划中制定的发展重点调整行业布局，发展规模经济。炼油主要是以结构调整为重点，提高炼油企业的集中度，加强炼油能力的完善配套，优化资源配置，提高油品质量，提高柴汽比。淘汰一批工艺落后的小炼油装置，并建设几个进口原油加工基地。2、符合产业政策性本项目符合国家发改委产业结构调整政策（2005年本）第一类鼓励类项目（大型芳烃生产装置的建设），同时满足了国家发展和改革委员会文件发改工业【2005】2617号国家发改委关于炼油、乙烯工业有序健康发展的紧急通知，工艺技术方案成熟、可靠，具有良好的经济效益。3、项目建设是某市发展石油化工的需要中共山东省委、山东省人民政府指出，加快山东经济发展，发展海洋经济战略，是坚持科学发展、和谐发展、率先发展，实现富民强省新跨越的重要保证。4、项目建设是某石油化工有限公司的发展战略需要石油化工行业是我国国民经济的支柱产业之一，现今国际国内的炼油行业都朝着大型化发展，以降低单位加工成本，提高竞争力。近年山东某石油化工有限公司发展很快，加工规模不断增大，建设本项目以提高配套加工手段，增大加工深度，体现了企业向油头化尾模式发展的方向，有利于提高企业经济效益，增强企业的抗风险能力。故依据公司的发展规划，山东某石油化工有限公司决定进行100万吨/年轻油改质制芳烃及配套设施项目，符合国家的产业政策和石化工业“十一五”规划要求。本项目投产后，与下一步规划的二次加工装置配套，提高全公司的整体运营效益。经过综合评价，该项目采用的工艺技术成熟、可靠，生产综合效率高，安全、环保、节能等指标均位于国内同行业先进水平。该项目建成投产后预计年产轻石脑油978万吨、液化气701万吨、汽油1356万吨、抽余油1775万吨、苯8万吨、甲苯2153万吨、二甲苯2471万吨，年营业收入585526万元，年均利润总额21191万元，年均所得税5298万元，年均增值税6343万元，项目投资回收期461年。因此，该项目的建成及投产将会带来显著的经济效益和良好的社会效益，并会进一步带动当地其他工业的发展和进步。四、项目申请报告编制的依据、指导思想和原则1、编制依据（1）关于发布项目申请报告通用文本的通知（发改投资20071169号）（3）参考化工投资项目项目申请报告编制办法中石化协产发（2006）76号文（4）依据国家能源政策、地区发展规划及本企业“五年规划”；市场要求及行业技术水平；石油产品技术标准。（5）企业提供的编制项目申请报告的有关资料。2、编制原则（1）本报告力求实事求是地对项目进行认真、全面地分析，具体、客观、公正地阐述项目在经济上的必要性、现实性；技术和设备的先进性、适用性；财务上的盈利性、合法性；环境上的可行性，为项目的投资决策、国家主管部门的审批，提供可靠的依据；（2）在设计中贯彻生产安全、技术先进、可靠、节能降耗、节约投资、降低成本的原则；（3）主体工程与环保、劳动安全和工业卫生同时考虑；（4）认真贯彻执行国家、行业有关产业政策和标准规范；（5）把精心设计，为用户服务的思想贯穿于设计的始终；（6）依靠科技进步，坚持科研、设计、生产紧密结合的原则，采用技术先进、生产可靠，技术含量高的工艺技术，提高产品质量，降低投资，减少消耗，提高回报；（7）公用工程及配套系统尽量依托公司原有及化工区现有公用设施；（8）高度重视环境保护，严格控制环境污染。严格遵守国家、山东省及某市的有关环境保护、劳动安全卫生等方面的法规，采用坚实有力的措施减少污染物的排放。做到防火设计、环境保护和劳动安全卫生的设施与生产建设同步实施。第二节结论1、该100万吨/年轻油改质制芳烃及配套设施项目为新建项目，该项目所在地选择在山东某石油化工有限公司内新征建设用地上，建设场地符合园区和公司整体规划。该工程条件优越，交通位置便利，原料落实可靠，水电供应稳定，能满足该项目建后需求。2、拟建装置原料来源稳定，工艺技术成熟、可靠，投资规模适中，产品质量高。3、产品市场需求稳定，应用范围广泛。该工程建成投产后，可进一步扩大该公司的市场占有率。项目产品具有良好的社会效益。4、经济效益较好本项目经过经济评估，显示出较好的经济效益，财务盈利能力及各项经济指标较好，抗风险能力较好。5、简要结论本项目采用国内成熟、可靠、先进的工艺流程装置生产，工艺流程合理，充分考虑了合理的产品结构、产品质量、环境保护、节能等因素，可以实现建设周期短，见效快的目的，适应规模工业化的要求。为提高产品的市场竞争力和市场占有率，为投资回报不断提高打下了一个坚实可靠的基础。项目实施后，可使企业内装置更加配套，使炼化一体化深加工链更具连续性和完整性，减少了原料及产品的购销中间环节，节省了运费及损耗，具有良好的经济效益、投资回报率和社会效益，对发展当地经济具有重要意义，因此，本项目的建设是必要的，也是可行的。建议有关部门给予大力扶植，尽快批准实施，使其早日为当地的经济发展作出积极的贡献。附主要技术经济指标表主要技术经济指标表序号项目名称单位数量备注一生产规模万吨/年110加工量二产品方案1轻石脑油万吨/年9782液化气万吨/年7013汽油万吨/年13564抽余油万吨/年1775溶剂油原料5苯万吨/年86甲苯万吨/年21537二甲苯万吨/年2471三年操作小时小时8000四主要原材料，燃料用量1原料石脑油万吨/年1102燃料气万吨/年84五公用动力消耗量1标准燃料气KG/H105002循环水T/H18003电KW8780410KV/380V/220VKW3200/5500/80535MPA蒸汽T/H306凝结水T/H557净化风NM3/H8008非净化风NM3/H1009氮气NM3/H10010新鲜水T/H211除氧水260T/H26六项目规模总投资万元67408报批投资其中1建设投资万元635172建设期利息万元101173流动资金万元95984其中铺底流动资金万元28795七年均营业收入585526八成本和费用万元1年均总成本费用万元5573582年均所得税万元52983年均利润总额万元211914年均增值税6343九财务评价指标1投资收益率29412资本金净利润率年59413项目投资回收期461税后4项目财务内部收益率万元58979税后5项目财务净现值（NPV）2782税后6资本金内部收益率37887盈亏平衡点2587生产能力利用率项目建设基本情况第一节建设项目概况一、行业发展概况本项目以上游装置自产石脑油为原料进行深加工，主要产品为液化气、抽余油、苯、二甲苯、甲苯，产品市场广阔，属于适销对路的产品。轻芳烃苯、甲苯和二甲苯（BTX）广泛用于合成纤维、合成树脂、合成橡胶以及各种精细化学品。根据WORLDPETROCHEMICALSSRICONSULTING预测，在20052010年间，全球苯、甲苯和二甲苯的平均需求增长率将分别达到44、34和54，而同期中国对苯、甲苯和二甲苯的需求增长率将高达16、82和191。近年来，由于芳烃下游产品发展迅速，国内外市场对于芳烃的需求持续增长。我国已经是三苯的净进口国。据海关统计，我国进口的芳烃主要来源于韩国、泰国、俄罗斯和日本，其中来自韩国的供应占我国进口芳烃的80。但是，由于近年来亚洲对二甲苯的市场需求大增，甲苯、二甲苯作为其上游原料，市场供需也越来越紧张。特别是，韩国LG加得士公司甲苯歧化装置建成以后，韩国的芳烃出口量将减半。因此，我国未来从亚洲获取芳烃供应将越来越困难。随着市场的需求不断增加，制造芳烃行业市场前景将会非常广阔。二、技术目标本项目采用的工艺路线为国内成熟可靠的，且进行了方案对比选择，可以达到同行业先进水平。本项目所需的原料为上游装置所产的直馏石脑油和焦化石脑油，不但延伸了公司的产业链，完善和强化了油化结合发展之路，而且能够带动园区内以苯和二甲苯为原料的化工企业的发展，为区域经济的发展贡献一份力量。在自动控制方面采用行业最先进的DCS（集散控制系统）和CRCS（催化剂连续再生控制系统）系统，保证物料控制点的平稳安全的操作，提供自动化水平，减少人员的误操作。同时独立配置一套高度可靠性的紧急停车安全联锁保护系统（ESD），以确保装置和重要的工艺设备以及大型机组的安全，确保生产人员的安全。三、经济效果本项目经过经济评估，显示出较好的经济效益，财务盈利能力及各项经济指标较好，抗风险能力较好。四、社会效果该工程建成投产后，可进一步扩大该公司的市场占有率。项目产品具有良好的社会效益、投资回报率和社会效益，对发展当地经济具有重要意义。五、环境效果本项目在施工期间主要存在污水、噪声、固废、扬尘等环境问题，在运营期间会产生废气、噪声、固废、废水等，但经过采取相对应的措施及通过环境影响分析，预期本项目对环境污染较小，各项指标均在国家及地方相关标准控制范围内，具体措施详见第七章。六、组织机构及人员配备该项目按一个车间设置，生产制度为车间生产岗位为4班3倒24小时工作制，公司管理人员为日班8小时工作制。装置运行时间为8000小时。具体新增定员见表211。本项目定员以向社会择优招用有经验、懂管理、高学历的职工为主，不足时将在当地招用符合条件的人员，实行集中培训。可提供就业岗位96个。全装置总定员32人，其中管理人员2人，技术人员2人，工人28人，分析化验、维修等均借助原厂区人员、设施。表211装置定员表操作定员岗位名称操作班次人/班总人数正、副主任白班2工艺工程师白班1设备工程师白班1小计4班长414内操操作工4312外操操作工4312小计28总计32表212辅助设施定员表操作定员岗位名称操作班次人/班总人数35KV变电站428循环水场414装卸设施4624制氮及空压站428软化水站414消防泡沫站414机修人员4312总计64七、项目设施计划本项目工程实施规划从项目前期开始工作之日起，计划用12个月的时间建成并试车投产。表213项目初步进度计划表进度2009年2010年序号工作内容91011121234567891报告编制及项目审批2施工图设计3设备订货4土建施工5设备安装6试车7竣工投产第二节项目产品方案一、产品方案本项目建成投产后，将产出以下产物，均为市场紧缺的产品或原料，市场销路较好。表221产品方案序号物料名称收率WTKG/H104T/A备注1轻石脑油889122289782含硫燃料气032440035轻油改质制芳烃产氢66491327313（其中纯氢）34547483804液化气63787587015轻油改质制芳烃汽油12331695513566抽余油16142218817757苯727100008008甲苯19572691321539二甲苯2246308882471合计1000013750011000二、产品质量标准本项目各种产品均满足国家标准或行业标准的要求，其中苯、甲苯的技术要求见表222、表223。表222苯质量指标质量指标项目优级品一级品试验方法外观透明液体，无不溶水及机械杂质目测颜色（铂、钴），号20GB/T3143密度（20），KG/M3878881GB/T2013酸层颜色不深于1000ML稀酸中含重铬酸钾的标准溶液酸洗比色01G02GGB/T2012蒸发残余物，MG/100ML5GB/T3209总硫含量，PPM，22SH/T0253中性试验中性GB/T1816结晶点（干点），54535GB/T3145表223甲苯质量指标（国家标准GB340690）质量指标项目1号2号试验方法外观透明液体，无不溶水及机械杂质目测颜色（铂、钴），号20GB/T3143密度（20），KG/M3865868GB/T2013初馏点1103馏程终馏点1110GB/T3146苯，M，010C8芳烃，M，010烃类杂质含量非芳烃，M，025GB/T3144酸洗比色，号，4GB/T2012总硫含量，PPM，23SH/T0253铜片腐蚀合格合格GB/T378中性试验中性第三节项目技术方案一、工艺技术选择轻油改质制芳烃装置由包括预处理、轻油改质制芳烃和再生单元1、预处理部分工艺技术方案选择预处理的目的是进行原料的精制和分馏，通过预加氢及汽提的工艺过程脱除原料中的硫、氮、砷、铅、铜等有害杂质，使之成为满足轻油改质制芳烃催化剂要求的精制石脑油。连续轻油改质制芳烃装置的预处理部分主要有两种典型流程一种是先分馏后加氢的流程，另一种是先加氢后分馏的流程（全馏分预加氢）。以上两种流程均可以为轻油改质制芳烃反应部分提供合格的精制石脑油原料，如何选择可以从以下几个方面进行分析（1）从产品质量及用途上，先加氢后分馏流程生产的轻石脑油产品质量好、杂质含量低，可以直接作为乙烯裂解原料，而先分馏后加氢流程生产的轻石脑油，由于含有较高的硫等杂质，使其用途大受限制，加工高硫原料的装置，一般不采用。（2）从能耗上，先加氢后分馏流程由于预加氢进料的增加，使预加氢加热炉、预加氢反应产物空冷器及后冷器负荷有所增加，这可以通过优化预加氢系统的换热流程来降低能耗。综合来看，两种流程能耗基本相当。（3）从投资上，先加氢后分馏流程的预加氢系统规模比先分馏后加氢流程略大，这使得预加氢催化剂的装填量增加，甚至可能使预加氢系统的设备和管线的尺寸扩大一级来满足反应系统的需要。但对于较大规模的轻油改质制芳烃装置来讲，先加氢后分馏流程与先分馏后加氢流程相比，预加氢系统的投资增加不大，主要是预加氢催化剂和加热炉负荷的增加以及预加氢反应器规格的增大。本装置预处理部分两种流程主要设备的投资对比见表411。表311两种流程投资对比序号项目先加氢后分馏先分馏后加氢投资差额（万元）1预加氢催化剂20吨18吨302预加氢反应器3000550028005500203预加氢产物空冷器4片，共77吨4片，共65吨154预加氢临氢管道DN300DN3000小计65由上表可以看出，先加氢后分馏流程与先分馏后加氢流程的工程投资相差不大，本次可研预处理部分流程采用先加氢后分馏的工艺技术方案。2、轻油改质制芳烃和催化剂再生部分工艺技术方案选择连续轻油改质制芳烃工艺与固定床轻油改质制芳烃及组合床轻油改质制芳烃工艺技术对比催化轻油改质制芳烃过程是在一定氢分压和操作温度下，利用高活性的轻油改质制芳烃催化剂将石脑油原料中的大部分环烷烃和部分烷烃转化成芳烃。六十年代催化轻油改质制芳烃装置一般采用单铂催化剂。单铂催化剂稳定性较差，要求在较高的反应压力下操作，因此，在很大程度上，限制了轻油改质制芳烃装置技术水平和经济效益的提高。进入七十年代以后，随着金属铼的引入及铂铼双金属催化剂的开发和应用，催化剂稳定性得到较大改善，轻油改质制芳烃反应的操作压力大幅度降低，产品收率得到较大提高，使半再生轻油改质制芳烃工艺取得了良好的经济效益。由于半再生轻油改质制芳烃工艺投资少、技术成熟、操作简便，所以，当装置规模小于40万吨/年时，宜采用半再生轻油改质制芳烃技术。连续再生轻油改质制芳烃工艺是七十年代发展起来的新技术。由于它设有催化剂连续再生系统与反应系统紧密相联，所以保证了催化剂始终保持新鲜催化剂的活性，并且不受苛刻度的限制，因此，产品（包括轻油改质制芳烃油和氢气）产率和质量均有明显提高。八十年代，又发展了压力更低的第二代连续轻油改质制芳烃，近两年，在第二代连续轻油改质制芳烃的基础上对再生系统进行了较大的改进，又开发出了第三代连续轻油改质制芳烃。随着连续轻油改质制芳烃技术的更新换代，操作条件的改进，产品的产率和质量不断提高，因此轻油改质制芳烃的经济效益越来越好。对于新建装置，当装置规模大于40万吨/年时，宜采用连续轻油改质制芳烃技术。对于常规原料，当采用两种轻油改质制芳烃技术时技术指标详见表412。表312两种轻油改质制芳烃技术的技术指标项目连续轻油改质制芳烃固定床轻油改质制芳烃RONC10295WAIT/WABT525/502505/490平均反应压力MPA03513LHSVH11720H2/HCMOL/MOL2560C5产率WT9085产氢纯度V9285纯氢产率WT3628运转周期月不限12从上表412可以看出与固定床轻油改质制芳烃工艺相比，由于连续轻油改质制芳烃工艺设置了催化剂再生系统，轻油改质制芳烃反应可以在较低的压力和较低的氢油比下操作，所以，连续轻油改质制芳烃及组合床轻油改质制芳烃产品辛烷值比固定床轻油改质制芳烃分别增加7和4个单位、C5产率分别增加5和3个单位、纯氢产率分别增加08和04个单位；所以，连续轻油改质制芳烃产品辛烷值比组合床轻油改质制芳烃高3个单位、C5产率增加2个单位、纯氢产率增加04个单位。由此可见，连续轻油改质制芳烃工艺的液体产品收率和氢气产率最高、产品质量最好、运转周期最长、投资回收期最短、经济效益最好。本轻油改质制芳烃装置的目的是为下游装置提供尽量多的芳烃原料，需要轻油改质制芳烃生成油含有较高的芳烃组份，而且轻油改质制芳烃装置规模也较大，因此该轻油改质制芳烃装置拟采用连续轻油改质制芳烃技术。UOP、IFP与国产DBR连续轻油改质制芳烃技术比较连续轻油改质制芳烃技术的难点是催化剂连续再生技术，国际上，催化剂连续再生技术主要由美国UOP公司和法国IFP公司垄断，国内已建成的和在建的连续轻油改质制芳烃装置，绝大多数为引进国外专利技术，由国内工程公司完成工程设计，一些关键设备也从国外引进。这种模式中，由于从国外专利商的购买专利许可和设计基础数据费用较为昂贵，使连续轻油改质制芳烃装置投资较高。国内轻油改质制芳烃技术人员员经过多年努力，开发了具有自主知识产权的连续轻油改质制芳烃成套技术DBR连续轻油改质制芳烃技术。并应用于中国石油股份公司华北石化分公司60万吨/年超低压连续轻油改质制芳烃装置中。催化剂连续再生系统主要是解决以下四个问题第一，催化剂循环；第二，反应再生两种环境的脱离；第三，催化剂再生；第四，催化剂粉尘淘析。所以再生系统一般包括下列设备提升器、闭锁料斗、氮气隔离系统、再生器、还原室、分离料斗。目前世界上拥有轻油改质制芳烃催化剂成熟连续再生技术的主要有美国、法国和中国，三种技术，简而言之就是上述四大问题解决办法的组合。下面对美国的UOP公司、法国的IFP公司和国产DBR连续轻油改质制芳烃技术的主要技术环节加以分析比较。A、再生气体循环方式再生气体主要有热循环和冷循环两种循环方式，热循环方式中气体含水量约35000PPM，冷循环方式中气体含水量在2000PPM以下。相对于冷循环，热循环的优点是流程简单，并且正常生产时无需加热；其缺点是，对再生器材质要求高、再生气体中含尘容易堵塞氧分析仪采样器、催化剂比表面积下降快，有试验表明，相同的催化剂再生70个周期后，若使用热循环，催化剂比表面积由210M2/G降至150M2/G，若使用干、冷循环，催化剂比表面积由210M2/G降至180M2/G。B、烧焦区床层组成烧焦区一般采用一段或两段床层，若采用一段床层烧焦，其设备结构较为简单，并且便于测量烧焦区不同高度位置的烧焦后气体温度，观测床层烧焦情况，缺点是只能采用同一氧浓度进行烧焦，在床层底部的低碳催化剂常采用提高再生气入口温度的办法提高烧焦速度。若采用两段床层烧焦，则下部床层可以采用提高氧浓度的办法提高烧焦速度，使烧焦过程易于控制，但设备结构较为复杂，特别是不便于测量烧焦区不同高度位置的烧焦后气体温度及床层烧焦情况。若再生气体与催化剂流动采用顺流的方式，即再生气体先经过第一段床层烧焦，再经过第二段床层烧焦，则一段烧焦过程所产生的水全部通过第二段，不利于催化剂再生过程后续的氯化和焙烧干燥步骤；若再生气体与催化剂流动采用逆流的方式，即再生气体先经过第二段床层烧焦，再经过第一段床层烧焦，则由于第二段烧焦过程基本上不产生水，所以第一段床层烧焦所产生的水不影响第二段床层的催化剂，从而将烧焦过程所产生的水对催化剂比表面的影响将降至最低。C、闭锁料斗运行方式闭锁料斗主要运行方式是有阀输送和无阀输送，相对于有阀输送，无阀输送的优点是对阀门和催化剂的磨损小；其缺点是对阀门动作控制要求较高，其控制系统较为复杂，实现难度较大。D、闭锁料斗运行介质闭锁料斗可以氮气和氢气运行，相对于氢气，用氮气运行的优点是严格避免了氢气中的油污染催化剂，以及避免了闭锁料斗气中携带的催化剂粉尘对增压机的磨损（因为闭锁料斗低压区的压力是与高分自然平衡的，其间不能设置精密除尘设备）；其缺点是必须配备一循环氮气系统，流程相对复杂。E、闭锁料斗位置依物理位置而言，闭锁料斗可以位于再生器的上方，也可以位于再生器的下方；由于闭锁料斗输送催化剂实质上是分批进行的，所以当闭锁料斗位于再生器的下面时，再生器内催化剂的移动实际上是脉冲式的，这样烧焦区床层顶部装入催化剂时降温（闭锁料斗的装料步骤），催化剂不流动时升温，该处长期温度骤变，从而容易引起内网开裂，特别是UOP的第三代再生技术尤其明显。当闭锁料斗位于再生器的上面时可以完全避免上述缺点，但它要提高再生器操作压力，在提高烧焦过程反应推动力的同时，增加设备的操作苛刻度要求。F、分离料斗运行介质分离料斗的主要作用是淘析催化剂中的粉尘和贮藏催化剂，淘析气通常使用氮气或氢气。相对于使用氮气，用氢气作淘析气时可以直接从循环氢压缩机出口引氢，并且淘析气在除尘后可以返回高分，流程简单；其缺点是，对于给定流下的淘析气，当循环氢组成发生变化时，淘析效果也会发生变化。G、循环氮气系统只要闭锁料斗和分离料斗二者之一采用氮气作运行介质，装置中就必须设置循环氮气系统。这增加了装置的复杂程度，但循环氮气系统位于对氢氧两种环境之间，使氢氧两种环境的不直接隔离，降低了隔离要求，同时可以简化庞大的隔离系统，从而降低再生构架的高度。美国UOP、法国IFP和国产DBR轻油改质制芳烃催化剂连续再生技术主要技术环节及效果比较如表413所示。表313连续再生技术主要技术环节及效果比较表UOP第三代IFP第三代国产DBR床层段一段烧焦两段顺流烧焦两段逆流烧焦再生气体循环循环方式热循环干冷双循环干冷单循环径向床层向心式向心式离心式闭锁料斗运行模式无阀输送有阀输送无阀输送闭锁料斗位于位置再生器下面再生器上面再生器上面分离料斗运行介质氢气（氮气）氮气氮气烧焦状况监视用热电偶超长，刚性挠性较短，刚性催化剂比表面积下降速度较快较慢较慢再生气体气体含水量35000PPM2000PPM以下2000PPM以下催化剂在再生器中移动半连续严格连续严格连续进入烧焦区的空气含氯不含氯不含氯再生器材质要求高要求较低要求较低闭锁料斗对催化剂的磨损无有无对闭锁料斗的阀门磨损较小较大较小闭锁料斗气使增压机产生磨损无影响无影响循环氮气系统有（有）有有隔离系统较复杂较简单较简单还原段二段（二段）一段一段综上所述，国产DBR连续轻油改质制芳烃技术具备了UOP和IFP两家的技术优点，同时又基本摈弃了二者的主要缺点，主要特点是第一，烧焦区采用两段离心逆流型式，有利于降低再生气体流量、有利于催化剂床层温度的检测,并且第一段床层烧焦所产生的水不影响第二段床层的催化剂。第二，再生气体采用“干、冷”循环，第二段烧焦为严格“干燥”气氛，充分保护催化剂比表面积和长周期活性；第三，烧焦过程严格连续，充分发挥设备的烧焦能力和增加装置的操作平稳度；第四，氯化区的含氯腐蚀气体经抽出除氯处理后进入烧焦区，为烧焦供氧，有利于降低设备材质要求；第五，采用无阀输送技术，降低了催化剂和阀门的磨损；采用国产DBR连续轻油改质制芳烃专利技术与引进连续轻油改质制芳烃专利技术相比，有以下好处1）可以省去了庞大的技术引进费用（如专利许可、工艺包、闭锁料斗控制系统和国外专家现场技术服务费等），在同等条件下，对于100万吨/年规模的装置装置而言，中国连续轻油改质制芳烃专利技术比引进国外连续轻油改质制芳烃技术要节约投资约3000万元民币。2）可以缩短设计周期，因为采用中国专利技术，无需进行国外设计联络。3）可以提供优质的现场技术服务，保证装置的一次开汽成功，在装置施工和开汽过程中都无需国外技术支持，便于交流和讨论。本报告暂按国产连续轻油改质制芳烃工艺（DBR）进行编制。3、芳烃抽提工艺技术方案选择芳烃抽提的目的是将轻油改质制芳烃汽油中的芳烃与非芳烃进行分离。目前国内外广泛采用的抽提方法根据所使用溶剂的不同，可分为UDEX法、环丁砜法（SULFOLANE）N甲基吡咯烷酮法（AROSOLVAN）二甲基亚砜法（DMSO）及N甲酰吗啉法（FORMEX）等，其中应用最广泛的是前两种方法。以上五种典型的液液抽提法的操作条件和技术经济指标对比见下表414。从表414可以看出，就已经工业化的几种芳烃抽提技术而言，UDEX法发展最早，技术成熟应用最广，但其操作温度和压力较高，操作费用和投资均较大。相对而言，SULFOLANE法操作条件比较缓和，溶剂比最小，回流比只是略高于DMSO法，其操作费用和投资均较省。就能耗而言，SULFOLANE法和FORMEX法最低，并且芳烃回收率最高，但FORMEX法由于受溶剂来源的限制，所以工业应用没有SULFOLANE法广泛。目前我国老的芳烃抽提装置采用UDEX法的较多，主要原因是甘醇类溶剂的市场货源广，价格相对便宜；而新建的芳烃抽提装置大都采用SULFOLANE法，主要是从操作费用、投资、芳烃回收率以及产品纯度等几个方面综合考虑的结果。另一种抽提技术是抽提蒸馏技术，常见的抽提蒸馏法有KRUPPWUDE公司60年代中叶开发的MORPHYLANE法和近年来中国石化石油化工科学研究院（RIPP）开发的环丁砜抽提蒸馏工艺（EDA）。这两种工艺相似，主要是溶剂不同。该工艺主要用于苯抽提装置，而对于两苯（苯、甲苯）及三苯（苯、甲苯、二甲苯）抽提装置则没有明显的优势。由于本芳烃抽提装置需要分离苯及甲苯，故拟采用环丁砜抽提（SULFOLANE）工艺。表314液液抽提法的操作条件和技术经济指标对比项目UDEX法SULFOLANE法AROSOLVAN法DMSO法FORMEX法开发公司UOP与DOWSHELL与UOPLURGIIFPSNAM工业化时间1952年1961年1962年1967年1971年装置规模1018010210511071850万吨/年溶剂二甘醇三甘醇四甘醇二乙二醇胺环丁砜N甲基吡咯烷酮二甲基亚砜N甲酰吗啉抽提塔型式实际板数理论板数筛板塔60701020筛板或转盘塔83991012梅尔混合沉降塔302530转盘筛板塔5012搅拌填料塔或筛板塔操作条件温度，压力，MPA溶剂比回流比溶剂含水WT130060751006145127099030535040606073060常压7708121020二甘醇30087803294070046芳烃回收率苯甲苯二甲苯995989899599965995989599598909959997消耗指标对每吨芳烃蒸汽，T电，KWH水，T溶剂，KG193424364110005511087187617450750210720819511183306500201225181345015065085101381000501二、主要操作条件1、预加氢反应条件催化剂型号RS1或相当反应温度,280340反应压力表,MPA40反应空速体，H140氢油体积比20012、轻油改质制芳烃反应条件催化剂型号PS或性能相当反应器入口温度，528平均反应压力表,MPA035高分压力表,MPA025反应空速（重），H11825氢油分子比2613、抽提塔操作条件溶剂比（对进料重量比）35芳烃回流比（对进料重量比）050贫溶剂入塔温度88塔顶压力MPA055三、工艺流程简述1、预处理部分预处理部分的目的是为轻油改质制芳烃部分提供合格的精制石脑油原料。由装置外来的混合石脑油进入原料缓冲罐后，经泵升压并与经预加氢压缩机增压的预加氢循环氢混合，再与反应产物换热并经加热炉升温后进入预加氢反应器。反应产物与进料换热并经冷却后进行气液分离，氢气循环回预加氢压缩机入口，来自氢气再接触部分的增压氢作为补充氢，预加氢反应生成油与石脑油分馏塔底油和汽提塔底油换热后进入汽提塔，汽提塔为全回流操作，塔顶物流冷却后脱除溶解在油中的水、硫化氢、氨及C4以下轻烃，塔底物流与进料换热后进入石脑油分馏塔，汽提塔由重沸炉供热。石脑油分馏塔顶轻石脑油冷却后一部分送回塔顶作为回流，另一部分送出装置，塔底精制石脑油与进料换热后送至轻油改质制芳烃反应部分，石脑油分馏塔由重沸炉供热。2、轻油改质制芳烃部分轻油改质制芳烃反应部分的目的是通过轻油改质制芳烃催化剂把精制石脑油中辛烷值较低的环烷烃和烷烃转化为富含芳烃的高辛烷值汽油组分，并同时副产氢气。精制石脑油由轻油改质制芳烃进料泵升压过滤后与经轻油改质制芳烃循环氢压缩机升压后的轻油改质制芳烃循环氢分别进入轻油改质制芳烃进料换热器，与轻油改质制芳烃反应产物换热再经第一轻油改质制芳烃加热炉加热后，进入第一轻油改质制芳烃反应器上部，在反应器内与自上而下流动的催化剂径向接触进行反应，然后经中心管由第一轻油改质制芳烃反应器下部排出进入第二轻油改质制芳烃加热炉，再依次进入第二轻油改质制芳烃反应器、第三轻油改质制芳烃加热炉、第三轻油改质制芳烃反应器、第四轻油改质制芳烃加热炉，直至由第四轻油改质制芳烃反应器下部出来，经轻油改质制芳烃进料换热器与进料换热后并经空冷器冷凝、冷却后进行汽液分离，含氢气体一部分经轻油改质制芳烃循环氢压缩机增压后作为轻油改质制芳烃循环氢，其余作为轻油改质制芳烃产氢送至氢气再接触部分。轻油改质制芳烃生成油与氢气再接触后进入轻油改质制芳烃汽油脱氯罐，脱氯后送至稳定塔。塔顶液化石油气经泵送出装置，塔底轻油改质制芳烃汽油送出装置。3、氢气再接触部分轻油改质制芳烃产氢经循环氢压缩机增压后与部分轻油改质制芳烃生成油进行再接触，然后进行油气分离，使氢气纯度提高，轻油改质制芳烃生成油收率增加。提纯后的轻油改质制芳烃氢气进行脱氯处理，脱氯后的轻油改质制芳烃产氢送至预加氢及其他加氢装置使用。再接触后的轻油改质制芳烃生成油与部分未进行再接触的来自轻油改质制芳烃高分的成油送至稳定塔。4、催化剂再生部分催化剂再生部分的目的是将待生轻油改质制芳烃催化剂进行再生，恢复其活性，然后再送回反应器，从而使轻油改质制芳烃反应始终在高苛刻度下进行。5、催化剂循环连续轻油改质制芳烃的特点之一就是催化剂能保持良好的循环，在第四反应器内的催化剂靠自身重力下流至催化剂下部收集料斗，提升氮气由氮气压缩机升压，通过一次和二次气量调节将催化剂提升至再生器上部缓冲罐，由R射线料位仪监测催化剂料位，当料位达一定高度时，启动特殊球阀及特殊闸阀，将催化剂放入闭锁料斗。特殊球阀仅隔断催化剂不隔断气体，特殊闸阀隔断气体，闭锁料斗中催化剂被升压至与再生器压力一致后，在定时器的控制下连续送入再生器进行烧焦再生。以定时器设定的时间控制再生催化剂循环量。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，在料位控制下流入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。在催化剂循环流程中，有两个独立的气体提升系统A氮气提升系统在反应器再生器之间的催化剂输送均采用密闭的氮气提升气，这样可以有效地起到安全隔离作用。氮气的循环使用，可降低公用工程的消耗。B氢气提升系统在反应器之间的催化剂利用轻油改质制芳烃产氢从再接触罐出口引出一部分氢气进行提升，由二次氢气量调节提升量。氢气作为提升气，使反应物一直处在氢气环境下，不影响反应系统的正常操作。提升氢气混入反应物流，还可起到调节反应入口氢分压的作用。催化剂循环系统的设计可不需要轻油改质制芳烃装置停工进行该系统维修。（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，储存量相当于一小时的催化剂循环量，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。再生器的压力稍高于第一反应器的压力。在再生器中，催化剂依次经一段烧焦区、二段烧焦区、氧氯化区以及焙烧区。完成再生反应后，在高压氮气的反向吹扫下置换掉夹带的氧气进入1号下部料斗，在提升器中由氮气提升至第一反应器上部料斗，在流经还原室时被来自提升系统的热氢气还原。还原过的催化剂保持了和原来几乎一样的性质进入第一反应器，从而完成催化剂的再生过程。再生气流程再生气由再生气循环压缩机压出，与烧焦后的再生气换热，再经电加热器加热升温到470的再生温度后进入一段烧焦区，通过径向床层与催化剂接触，再生气在中心管汇集，与二段烧焦气混合。二段烧焦空气由压缩机送出，与一段烧焦尾气一起通过径向床层，以烧去催化剂上残余的炭。二段烧焦再生气冷却后去碱洗塔。由压缩机出来的另一路再生气与氯化气换热，再经电加热器加热到540后由再生器底部进入干燥区。干燥气体与催化剂轴向逆流接触，干燥掉催化剂的水分，然后由中间细管窜入氯化区顶部，与加入的氯化剂混合，分两段轴向与催化剂接触氯化。其尾气与烧焦尾气混合经水冷器去碱洗塔。洗涤循环由碱洗循环泵连续地打洗涤水进洗涤塔，在循环碱液连续洗涤下，除去再生过程产生的酸性气体、含氯气体，保证净化的再生气的循环使用而不致对再生器产生严重腐蚀。洗涤后的再生气少部分放空，大部分由压缩机压缩后循环使用。新鲜空气经过空气压缩机压缩补入，碱洗塔通过塔顶的压控进行放空。催化剂粉尘回收催化剂在反应再生过程的输送中，因磨损会有部分粉尘产生，粉尘的存在会导致中心管等处的堵塞，造成气流不均，影响整个反应再生过程。通过设在闭锁料斗和还原料斗上部的淘析器，利用氮气对催化剂进行逆流反吹，把催化剂粉尘除去，在粉尘过滤器中把粉尘回收下来，催化剂粉尘可定期卸出装桶，送往贵金属回收工厂回收铂。5、芳烃抽提部分（1）原料分馏部分轻油改质制芳烃生成油进入脱戊烷塔脱除戊烷轻质馏分。塔底脱戊烷油进入脱重组分塔。塔顶馏出物作为抽提进料进入抽提部分，脱重组分塔塔底的C8馏分送入脱二甲苯塔，从二甲苯塔顶生产出混和二甲苯，塔底生产轻油改质制芳烃重汽油。轻油改质制芳烃重汽油与戊烷轻质馏分作为高辛烷值组分出厂。（2）抽提部分从原料分馏部分来的抽提进料进抽提塔，在抽提塔中，芳烃组分溶于溶剂后向塔底流动，逐步与不溶于溶剂的非芳烃分离，由塔顶抽出的非芳烃（抽余油）经水洗塔水洗后送出装置。抽提塔底抽出的芳烃和溶剂的混合物（抽出液）与贫溶剂换热后，进入汽提塔。汽提塔底物流再送入回收塔分离芳烃和溶剂。回收塔塔底抽出物流（溶剂）返回抽提塔循环使用，回收塔塔顶馏出物（含有苯和甲苯的芳烃）经白土塔处理后再经苯、甲苯精馏生产出苯和甲苯。四、装置物料平衡预处理、轻油改质制芳烃及全装置物料平衡如下表315预处理部分物料平衡序号物料名称收率WTKG/H104T/A一进料1直馏石脑油9988137500110002含氢气体012168013合计1000013766811013二出料1轻油改质制芳烃原料9080125000100002轻石脑油888122289783含硫燃料气032440035合计1000013766811013表316轻油改质制芳烃部分物料平衡序号物料名称收率WTKG/H104T/A一进料1精制石脑油10012500010000小计10012500010000二出料轻油改质制芳烃氢73191327311（其中纯氢）3804748380轻油改质制芳烃氢至预加氢0131680132（其中纯氢）007870074液化气70187587015轻油改质制芳烃汽油13561695513566抽余油17752218817757苯800100008008甲苯21532691321539二甲苯2471308882471合计10000125000010000表317全装置物料平衡序号物料名称收率WTKG/H104T/A一进料1直馏石脑油1000013750011000合计1000013750011000二出料1轻石脑油889122289782含硫燃料气032440035轻油改质制芳烃产氢66491327313（其中纯氢）34547483804液化气63787587015轻油改质制芳烃汽油12331695513566抽余油16142218817757苯727100008008甲苯19572691321539二甲苯2246308882471合计1000013750011000第四节主要设备选择一、机械设备1、轻油改质制芳烃循环氢压缩机采用水平剖分离心式压缩机，单段压缩。采用35MPA凝汽式汽轮机驱动。压缩机轴封采用干气密封。润滑油系统分别向压缩机、汽轮机提供润滑油，并向汽轮机提供调节油。润滑油站主辅泵由电机驱动。2、轻油改质制芳烃氢增压机采用对称平衡型往复式式压缩机，双缸、两段压缩。电机机驱动。其压缩机轴封采用干气密封。润滑油系统分别向压缩机提供润滑油，并向汽轮机提供调节油。润滑油站主辅泵由电机驱动。3、预加氢压缩机采用对称平衡型往复式压缩机，双缸单级压缩。主电机为无刷励磁增安型异步电机。4、再生气循环压缩机采用对称平衡型往复式压缩机，组合形式，双缸单级压缩。主电机为无刷励磁增安型异步电机。5、氮气循环压缩机采用对称平衡型往复式压缩机，组合形式，双缸单级压缩。主电机为无刷励磁增安型异步电机。6、空气压缩机采用对称平衡型往复式压缩机，组合形式，双缸单级压缩。主电机为无刷励磁增安型异步电机。离心式压缩机（轻油改质制芳烃循环氢压缩机）选用沈阳鼓风机厂70年代从意大利新比隆公司引进技术设计、制造的多级BCL系列筒型离心压缩机。离心式压缩机的汽轮机均选用杭州汽轮机厂引进德国西门子公司设计制造技术生产的积木块系列多极工业汽轮机。其主要特点是采用积木块系列和流通部分计算机优化进行设计。汽轮机分成若干区段。根据用户的要求将所需要的区段组合起来，再配上各类相应的部套即组合成各种不同类型的汽轮机，产品性能符合DIN、API等标准。二、加热炉1、预加氢加热炉为纯辐射圆筒形加热炉，炉管材质为ASTMA213TP321。2、汽提塔重沸炉为辐射对流型圆筒形加热炉，炉管材质为20钢。3、石脑油分馏塔重沸炉为辐射对流型圆筒形加热炉，炉管材质为20钢。4、轻油改质制芳烃加热炉为一台方型U形管立式“四合一”加热炉，四台轻油改质制芳烃加热炉合并布置在一个炉体内，各炉膛间用火墙进行相对隔离，其对流室用以发生35MPA过热蒸汽。辐射室炉管材质为ASTMA335P9；集合管材质为ASTMA335P11。轻油改质制芳烃装置加热炉（“四合一”加热炉除外）与PX装置各加热炉分别设置联合余热回收系统，用以预热各加热炉燃烧火嘴所需的空气，以提高加热炉的热效率。通过联合余热回收后，各加热炉综合热效率均达90以上。两套联合余热回收系统共用一个烟囱。三、静设备1、选材原则本装置的设备是在高温高压和含氢介质中操作，并且工艺流体中含有H2S等腐蚀介质，因此选用的材料除了符合相应标准的规定外，还应遵循以下原则（1）临氢设备应按APIRP9411997炼油厂和石油化工厂高温和高压下临氢用钢材中抗氢腐蚀曲线（NELSON曲线）的要求选用材料。（2）凡有高温H2H2S腐蚀部位，一般应选用不锈钢复合钢板，其腐蚀率按照H2H2S等腐蚀曲线（柯柏曲线）。（3）凡选用的材料，在使用中可能发生湿H2S应力腐蚀开裂的部位，要求制造完毕后必须进行消除应力热处理。（4）凡选用奥氏体不锈钢材料，在使用中有可能发生连多硫酸应力腐蚀开裂的部位，装置停工时必须进行中和清洗。（5）凡选用的材料，在使用中可能发生各种类型脆性破坏的部位，均应给出相应的控制指标。（6）选用国产钢材制造压力容器时，材料的质量和规格必须符合压力容器安全技术监察规程的规定，并且应是上述标准中列出的材料牌号和标准。（7）选用国外钢材制造压力容器时，应是国外相应压力容器最新标准所允许使用的钢材，其使用范围不应超出该标准的规定。（8）一般内构件的钢材使用温度范围可以按钢材抗氧化极限温度确定。（9）与容器壳体直接相焊的内外构件材料应选用与壳体相焊部分同类的材料。2、主要设备结构特点（1）反应器预加氢反应器的操作介质为高温H2H2S，选用复合钢板（15CRMOR0CR18NI10TI），采用轴向反应器。轻油改质制芳烃四台反应器介质为高温H2和油气，按APIRP9411997炼油厂和石油化工厂高温和高压下临氢用钢材中抗氢腐蚀曲线（NELSON曲线）的要求，壳体选用14CR1MOR材质，采用径向反应器，器内装有约翰逊网中心管及约翰逊网扇形筒。（2）再生器再生器选用不锈钢0CR17NI12MO2（316），器内装有约翰逊网中心管及约翰逊网外套筒。（3）换热器为了提高传热效率，减少临氢系统压降，歧化进料换热器及异构化进料换热器均采用板式换热器（引进），其管束材质为SA240321，壳体材质为SA387GR11CL2。轻油改质制芳烃进料换热器采用国产板式换热器。对于管程介质为循环水的碳钢换热器，换热管采用涂刷TH901防腐涂料的措施进行防腐。装置中的高压换热器系U形管式换热器，操作温度较高，根据操作温度的不同选用不同的合金材质，U形换热管要求采用整根材料制造，不允许拼接。主要设备规格尺寸详见附表。四、主要设备数量汇总表341主要设备数量汇总项目台/片反应器5再生器1塔11换热器60空冷器48容器46压缩机12泵54储罐18电加热器3其他50合计308五、引进范围装置采用国产技术新建，只引进制造难度较高的部分设备工艺部分装置的主要工艺设备共计308台，其中引进设备5套反应器（含再生器）内构件，其余全部国产。仪表部分集散控制系统（DCS）1套紧急停车系统（ESD）1套在线分析仪（催化剂再生部分）2放射性料位计10特殊控制阀（催化剂再生部分）7小计21（套）配管部分所有大口径合金钢管道及阀门。第五节自动控制一、控制规模及控制水平根据连续轻油改质制芳烃装置工艺过程的特点、技