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.doc

- - 目目 录录 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 - - 项项目目总总论论 申申报报单单位位及及项项目目投投资资意意义义 一一、 、项项目目申申报报单单位位基基本本情情况况 二二、 、申申报报单单位位基基本本情情况况 三三、 、项项目目提提出出的的背背景景， ，投投资资的的意意义义和和必必要要性性 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 9.78 万吨、液化气 7.01 万吨、汽 油 13.56 万吨、抽余油 17.75 万吨、苯 8 万吨、甲苯 21.53 万吨、二甲苯 24.71 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 4.61 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。 四四、 、项项目目申申请请报报告告编编制制的的依依据据、 、指指导导思思想想和和原原则则 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。 第第二二节节 结结论论 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 主主要要技技术术经经济济指指标标表表 序序 号号 项项目名称目名称单单位位数量数量备备 注注 一生产规模万吨/年110加工量 二二产产品方案品方案 1轻石脑油万吨/年9.78 2液化气万吨/年7.01 3汽油万吨/年13.56 4抽余油万吨/年17.75溶剂油原料 5苯万吨/年8 6甲苯万吨/年21.53 7二甲苯万吨/年24.71 三三年操作小年操作小时时小小时时8000 四四主要原材料，燃料用量主要原材料，燃料用量 1原料石脑油万吨/年110 2燃料气万吨/年8.4 五五公用公用动动力消耗量力消耗量 1标准燃料气kg/h10500 2循环水 t/h1800 3电kw8780 4 10kv/380v/220vkw3200/ 5500/80 53.5mpa 蒸汽 t/h30 6 凝结水t/h-55 7净化风nm3/h800 8 非净化风nm3/h100 9氮气 nm3/h100 10 新鲜水t/h2 11除氧水26.0t/h26 六六项项目目规规模模总总投投资资万元67408报报批投批投资资 其中： 1建设投资万元63517 2建设期利息万元1011.7 - - 3流动资金万元9598.4 其中：铺底流动资金万元2879.5 七七年均年均营业营业收入收入 585526 八八成本和成本和费费用用万元万元 1年均总成本费用万元557358 2年均所得税万元5298 3年均利润总额万元21191 4年均增值税 6343 九九财务评财务评价指价指标标% 1投资收益率%29.41 2资本金净利润率年59.41 3项目投资回收期%4.61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） %27.82税后 6资本金内部收益率%37.88 7盈亏平衡点 25.87生产能力利用 率 - - 项项目目建建设设基基本本情情况况 第第一一节节 建建设设项项目目概概况况 一、行一、行业发业发展概况展概况 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 world petrochemicalssri consulting 预测，在 2005- 2010 年间，全球苯、甲苯和二甲苯的平均需求增长率将分别达到 4.4%、3-4%和 5.4%，而同期中国对苯、甲苯和二甲苯的需求增长率将高达 16%、8.2%和 19.1%。 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。 二二、 、技技术术目目标标 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。 三三、 、经经济济效效果果 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。 四四、 、社社会会效效果果 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。 五五、 、环环境境效效果果 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。 六六、 、组组织织机机构构及及人人员员配配备备 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 2.1-1。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 2.1-1 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 2.1-2 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 七七、 、项项目目设设施施计计划划 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 2.1-3 项目初步进度计划表 进 度 2009 年2010 年 序 号 工作内容 9101112123456789 1 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 第第二二节节 项项目目产产品品方方案案 一、一、产产品方案品方案 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 2.2-1 产品方案 序号物 料 名 称收 率 wt%kg/h 104t/a 备注 1轻石脑油8.89 12228 9.78 2含硫燃料气0.32 4400.35 轻油改质制芳 烃产氢 6.64 9132 7.31 3 （其中纯氢）3.45 4748 3.80 4液化气6.37 8758 7.01 - - 5 轻油改质制芳 烃汽油 12.33 16955 13.56 6抽余油16.14 22188 17.75 7苯7.27 10000 8.00 8甲苯19.57 26913 21.53 9二甲苯22.46 30888 24.71 合 计100.00 137500 110.00 二、二、产产品品质质量量标标准准 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 2.2-2、表 2.2-3。 表 2.2-2 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 0.1g0.2g gb/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），5.45.35gb/t3145 表 2.2-3 甲苯质量指标（国家标准 gb3406-90） 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 110.3 馏程 终馏点 111.0 gb/t3146 苯，m%，0.10 c8芳烃，m%，0.10 烃类杂质 含量 非芳烃，m%，0.25 gb/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 第第三三节节 项项目目技技术术方方案案 一、工一、工艺艺技技术选择术选择 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 4-1-1。 表 3.1-1 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30 2预加氢反应器300055002800550020 3预加氢产物空冷器4 片，共 77 吨4 片，共 65 吨15 4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 4-1- 2。 表 3.1-2 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 ronc10295 wait/wabt 525/502505/490 平均反应压力 mpa0.351.3 - - lhsv h-11.72.0 h2/hc mol/mol2.56.0 c5+ 产率 wt%9085 产氢纯度 v%9285 纯氢产率 wt%3.62.8 运转周期 月不限 12 从上表 4-1-2 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 0.8 和 0.4 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 0.4 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 4-1-3 所示。 表 3.1-3 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 4-1-4。从表 4-1-4 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 krupp wude 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 3.1-4 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 dow shell 与 uop lurgiifpsnam 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 6070 1020 筛板或转 盘塔 8399 1012 梅尔混合沉 降塔 30 2530 转盘筛板 塔 50 12 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 wt% 130 0.60.7 510 0.61.4 512 7099 0.30.5 35 0.40.6 0.60.7 3060 常压 7.7 0.81.2 1020 二甘 醇 30 0.8 78 0.32 9 4070 0.4 6 芳烃回收 率% 苯 甲苯 二甲苯 99.5 98 98 99.5 99 96.5 99.5 98 95 99.5 98 90 99.5 99 97 消耗指标 (对每吨芳 烃) 蒸汽，t 电，kwh 水，t 溶剂，kg 1.93.4 2436 41100 0.551. 1 0.871.87 617.4 5075 0.210.72 0.81.95 1118.3 3065 0.020.1 2.25 18.1 34.5 0.15 0.650.85 1013 810 0.050.1 二、主要操作条件二、主要操作条件 1、预加氢反应条件 - - 催化剂型号 rs-1 或相当 反应温度, 280340 反应压力(表), mpa 4.0 反应空速(体)，h-1 4.0 氢油体积比 200：1 2、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),mpa 0.35 高分压力(表), mpa 0.25 反应空速（重），h-1 1.825 氢油分子比 2.6：1 3、抽提塔操作条件 溶剂比（对进料重量比）： 3.5 芳烃回流比（对进料重量比）： 0.50 贫溶剂入塔温度 ： 88 塔顶压力 mpa： 0.55 三、工三、工艺艺流程流程简简述述 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 3.1-5 预处理部分物料平衡 序号物 料 名 称收 率 wt%kg/h104t/a 一 进料 1 直馏石脑油99.88 137500110.00 2 含氢气体0.12 1680.13 合 计100.00 137668110.13 二出料 1 轻油改质制芳烃 原料 90.80 125000100.00 2 轻石脑油8.88 12228 9.78 3含硫燃料气 0.32 4400.35 合 计100.00 137668110.13 表 3.1-6 轻油改质制芳烃部分物料平衡 序号物 料 名 称收 率 wt%kg /h104t/a 一 进料 1 精制石脑油100125000 100.00 小计100125000 100.00 二出料 - - 轻油改质制芳烃 氢 7.31 9132 7.31 1 （其中纯氢）3.80 4748 3.80 轻油改质制芳烃 氢(至预加氢) 0.13 168 0.13 2 （其中纯氢）0.07 87 0.07 4液化气 7.01 8758 7.01 5 轻油改质制芳烃 汽油 13.56 16955 13.56 6抽余油 17.75 22188 17.75 7苯 8.00 10000 8.00 8甲苯 21.53 26913 21.53 9二甲苯 24.71 30888 24.71 合 计100.00 125000.0 100.00 表 3.1-7 全装置物料平衡 序号物 料 名 称收 率 wt%kg/h 104t/a 一进料 1直馏石脑油100.00 137500110.00 合计100.00 137500110.00 二出料 1轻石脑油8.89 12228 9.78 2含硫燃料气0.32 4400.35 轻油改质制芳烃 产氢 6.64 9132 7.31 3 （其中纯氢）3.45 4748 3.80 4液化气6.37 8758 7.01 5 轻油改质制芳烃 汽油 12.33 16955 13.56 6抽余油16.14 22188 17.75 7苯7.27 10000 8.00 - - 8甲苯