轻烃芳构化技术[1].doc

5dc848be1643cbf4922953b2f7eaaf8d.pdf轻烃芳构化技术中国石化集团洛阳石油化工工程公司工程研究院目 录1前言12轻烃芳构化技术概况23 GAP工艺技术33.1 GAP-I工艺技术及其工业应用43.1.1芳构化催化剂及原料的性质43.1.2 GAP-I工艺流程53.1.2.1 GAP-I工艺反应部分流程63.1.2.2 再生部分63.1.2.3 产物分离63.1.3工业装置标定结果63.1.4装置的单程操作周期73.1.5芳构化改质装置的总投资83.1.6 芳构化改质装置的加工费用83.2 GAP-II工艺93.2.1 GAP-II工艺流程和特点93.2.2 原料及芳构化催化剂的性质93.2.3 GAP-II工艺主要工艺条件103.2.4 GAP-II工艺产品分布和产品性质113.2.5 GAP-II工艺装置的总投资123.2.6 芳构化改质装置的加工费用123.3 GAP-III工艺133.3.1 GAP-III工艺流程和特点133.3.2 GAP-III工艺主要工艺条件133.3.3 GAP-III工艺产品分布及产品性质143.3.4 GAP-III工艺的装置总投资153.3.5 GAP-III工艺的加工费用153.4 GAP工艺应用小结164 GTA工艺及其工业应用174.1 GTA-I工艺174.1.1原料及催化剂的性质174.1.2工艺流程174.1.3主要工艺参数184.1.4 产品分布及产品性质184.1.5 GTA-I工艺的装置总投资194.1.6 装置加工费用204.2 GTA-II工艺及其工业应用204.2.1 原料性质204.2.2 GTA-II工艺流程214.2.3主要工艺参数224.2.4产品分布及产品性质224.2.5 GTA-II工艺的装置总投资234.2.6 GTA-II工艺的装置加工费用234.3 GTA工艺小结245 结论24-中国石化集团洛阳石化工程公司工程研究院- 28 1前言轻质芳烃（苯、甲苯、二甲苯）是最基本的石油化工原料之一，随着合成橡胶、合成纤维、合成树脂三大合成材料的迅猛发展及国民经济对其它精细化学品需求的不断增长，轻质芳烃的需求急速增长。另外，燃料油市场对高辛烷值汽油的需求量也在不断增长，轻质芳烃正是高辛烷值清洁汽油的重要调合组份，我国绝大多数的清洁汽油中芳烃含量远低于国家标准对芳烃含量的要求，因此，开发新的芳烃来源和生产技术显得越来越重要。目前，催化重整技术是炼油企业获得优质石油芳烃或高辛烷值汽油调合组分的最主要手段。催化重整反应的重要特征是将直馏石脑油中的环烷烃经脱氢等过程转化为芳烃。所以，无论早期的半再生重整工艺还是经催化剂及工艺改进后的连续重整工艺，均要求原料具有一定的芳烃潜含量（主要指环烷烃含量）。对原料组成的要求事实上限制了由催化重整生产芳烃的原料资源。轻烃芳构化技术是近二十年来发展的一种新的石油加工技术，其特征是利用改性的沸石分子筛催化剂将低分子的烃类直接转化为苯、甲苯和二甲苯等轻质芳烃。轻烃芳构化技术与目前炼厂采用的重整工艺相比，具有以下优点：（1）使用的分子筛催化剂具有很好的抗硫、抗氮能力，原料无需深度加工；（2）芳烃产率不受原料油芳烃潜含量的限制，原料不需预分馏；（3）低压、非临氢操作，其基本建设投资少，操作费用低；（4）通过改变催化剂配方及芳构化反应工艺条件，可在一定范围内调整产品分布，以适应市场需要；（5）芳构化反应产生的干气富含氢气，可以作为加氢装置的氢源。随着现代工业的发展，作为基础化学工业原料和高辛烷值汽油组分的轻质芳烃的需求量不断增加，而石油资源却日益短缺，因此，立足现有石油资源，利用芳构化工艺过程来拓宽生产芳烃的原料资源、增加芳烃产量具有很强的现实意义。多年来，中国石化洛阳石化工程公司工程研究院在轻烃芳构化方面作了大量的研究开发工作，形成了自己的专有技术GAP技术和GTA技术，并拥有两项专利(ZL92101228.4，ZL93102129.4)。该技术利用专有催化剂，可以将诸如焦化汽油、直馏汽油、油田凝析油、重整拔头油、重整抽余油、裂解汽油、液化气等轻烃转化为芳烃，用于生产轻质芳烃或者高辛烷值汽油调合组分。轻烃芳构化技术作为一种全新的轻烃深加工工艺，正日益受到众多炼油企业的关注。目前，GAP和GTA技术已成功应用于国内十余家炼化企业，并取得了理想的工业应用结果。工业装置运转结果表明，洛阳石化工程公司工程研究院开发的轻烃芳构化技术GAP、GTA工业技术的成熟，为我国炼油企业提供了一条轻烃深加工的新途径，具有广阔的工业应用前景。2轻烃芳构化技术概况二十世纪70年代初，美国Mobil公司合成出了ZSM-5型硅铝沸石，并将其应用于催化剂研究中，进而开发出生产芳烃的催化剂和工艺，使得从其它途径生产芳烃成为可能。轻烃分子在HZSM-5分子筛催化剂上的反应较为复杂，一般认为包括裂化、齐聚、环化和脱氢四个主要步骤。烃分子首先裂化成低分子“碎片”，这些“碎片”再经过正碳离子反应机理“连接”成环，通过脱氢或氢转移生成芳烃。由于受分子筛结构和反应历程的限制，不同烃分子在HZSM-5沸石上的芳构化产品分布相近。金属改性的HZSM5分子筛上烷烃芳构化的途径如图1所示。 丙烷丁烷烯烃齐聚体环化物芳烃氢气烷烃丙烯丁烯甲烷，乙烷，乙烯（副产物）图1 金属改性HZSM5分子筛上烷烃芳构化途径ZSM-5分子筛由于其特殊的择形性、良好的水热稳定性和抗积碳能力强，得到了广泛地工业应用。在ZSM-5沸石为主要活性组分的催化剂上，低分子烷烃或烯烃可以直接转化成芳烃，并对原料的芳烃潜含量没有要求。利用这一特性，国内外相继开发了多项由不同工艺、不同原料直接生产苯、甲苯、二甲苯（BTX）等轻质芳烃或高辛烷值汽油调合组分的轻烃芳构化工业技术。由UOP公司与BP公司联合开发的Cyclar工艺是世界上最早实现工业化的芳构化工艺技术。该工艺是用一步法将液化石油气(丙烷和丁烷)选择性地转化为高附加值的轻质芳烃(BTX)，并联产大量氢气。采用该工艺的4.0万吨/年工业示范装置于1989年9月在苏格兰Grangemouth BP公司炼油厂开工，第一套40万吨/年工业化装置于1990年1月在同地投产。由于应用了移动床反应器、催化剂连续再生和未转化C3、C4回炼等技术，芳烃收率很高。但正是由于采用了以上技术，造成投资增加很多，因此该工艺比较适合于大规模装置，小规模装置的建设不宜采用该工艺。日本三菱石油和千代田公司联合开发了由LPG和轻石脑油生产BTX芳烃和氢气的Z-FormingTM新技术。该工艺的8200t/a工业验证装置于1990年11月投运，1991年11月完成试验验证。目的产品为芳烃、高纯度氢气和燃料气。M 2-Forming工艺是80年代中期美国Mobil公司提出的有别于传统催化重整过程生产芳烃的工艺。该工艺在固定床上，以ZSM-5单功能催化剂，将单一低碳烃或工业原料如石脑油、C 5馏份油、轻质裂解汽油等芳构化用于生产芳烃。该工艺过程催化剂在线操作时间短，再生频繁。德国鲁齐(Lurgi)公司开发的直馏石脑油生产高辛烷值汽油技术(Zeoforming工艺)是利用俄罗斯科学院西伯利亚分部催化剂研究所开发的高活性分子筛芳构化催化剂，将石脑油在固定床反应器上转化为高辛烷值汽油。利用该工艺(Zeoforming)建成的4.0万吨/年工业装置于1997年在波兰投产。催化剂在线操作周期300小时左右。在Zeoforming工艺过程中，直馏石脑油芳构化所得到的产品为：11%的燃料气、26%的液化石油气、62%的高辛烷值汽油和1%的溶剂油。中国石化集团洛阳石化工程公司工程研究院开发的劣质汽油芳构化改质技术GAP工艺于1998年8月完成了工业化，并相继建成投产了多套加工能力分别2-10万吨/年劣质汽油芳构化改质工业装置，用于生产低烯烃、低硫、高辛烷值的汽油调合组份。轻烃芳构化生产芳烃的GTA工艺也于2005年5月进行了工业试验，原料为催化裂化装置所产C4组分，目的产品为轻质芳烃BTX，装置加工规模为5万吨/年。已经工业化的装置运行结果表明，不仅GAP和GTA工艺技术成熟可靠，而且与同类型催化剂相比，其催化剂在线操作时间较长，再生频率低，装置投资少，操作费用相对较低。3 GAP工艺技术随着国家环保法规及车用燃料新标准的出台，对成品汽油的产品质量提出了新的要求，众多炼化企业的直馏汽油、油田轻烃等低辛烷值汽油组分作为车用汽油调合组分已不现实。目前，这部分汽油馏分主要作为轻油裂解制乙烯装置或催化重整装置的原料，而没有其它合适的深加工手段。另一方面，对于成品汽油以催化裂化汽油为主的炼化企业，因催化裂化汽油烯烃含量、硫含量高也面临诸多质量难题。对于那些缺乏上述轻油深加工生产装置的众多企业，采用劣质汽油芳构化改质（GAP工艺）技术，可以将低辛烷值汽油组分直接转化为高辛烷值汽油调合组分，从而解决了其无法出厂的困境。而另一方面，由于GAP工艺所得的改质汽油辛烷值高、硫含量低且烯烃含量几乎为零，与催化汽油调合后可以很好地解决催化汽油高硫高烯烃的质量难题，从而全面提升了炼化企业成品汽油的产品质量。针对我国炼化企业的发展现状，洛阳石化工程公司工程研究院相继开发了GAP-I、GAP-II和GAP-III型工艺，以满足不同企业的产品质量要求。自1998年第一套GAP工业装置建成投产后，劣质汽油改质技术先后在广西田东、四川南充、南阳油田、长庆油田等多家炼厂工业应用，装置加工规模从2万吨/年到10万吨/年不等。诸多工业装置的运转结果表明：诸如直馏汽油等低辛烷值汽油组分经GAP改质后辛烷值大幅提高（提高30-50个单位），完全可以作为高辛烷值汽油调合组分，同时也证明了GAP工业技术的成熟可行。3.1 GAP-I工艺技术及其工业应用GAP-I工艺的目的产品是RON为90的高辛烷值汽油调合组分，已在沈阳市新民蜡化学品实验厂（1万吨/年工业示范装置）、广西田东石化总厂（2万吨/年）、四川南充石化总厂（5万吨/ 年）等厂建成多套工业装置。以上述三套工业装置为例，GAP-I工艺的工业应用结果如下。3.1.1芳构化催化剂及原料的性质芳构化催化剂的性质见表1。三套工业装置的原料分别为沈北、川中和田东直馏汽油，其性质见表2。表1 芳构化催化剂主要性质项 目性 质比表面积/m2g 1302.2孔体积/mlg 10.22可几孔半径/19.06堆密度/kgm-3640压碎强度（径向/cm-1）120 表2 三套装置原料油性质项 目新民装置田东装置南充装置密度/kgm-3713.9717.1714.8胶质/mg(100ml)-13.22.62.1腐蚀/（Cu，50，3h）1a1a1a硫含量/g.g-130600230氮含量/g.g-1555芳烃含量/m4.14.175.26馏程/IBP434539109471705013010410390%168133137FBP1851701663.1.2 GAP-I工艺流程GAP-I工艺采用独特的模拟移动床工艺完成劣质汽油在芳构化催化剂上的连续反应再生过程，具有催化剂利用率高、产品质量稳定、装置投资小、操作灵活等特征。采用GAP-I工艺的汽油改质装置反应再生系统原则流程如图2。以下分别就反应、再生操作及产品出路三方面进行介绍。 F103 R101A R101B R101C F102 F101 V103 D101 D102 C102 V104原料去吸收稳定 E104 E105E101 E103 V102 图2 GAP-I工艺反再系统工艺流程3.1.2.1 GAP-I工艺反应部分流程直馏汽油的芳构化改质反应为强吸热反应，需采用分段加热的方式实现整个反应过程。反应部分采用了两台加热炉，一台为原料油加热炉，一台为中间产物加热炉。反应器为三台，加热炉反应器之间联接相应跨线，使三台反应器能以一定形式串联使用，从而达到分段反应的目的。芳构化装置采用模拟移动床循环反应再生方式实现连续操作。该装置反应系统流程的特点为：每个操作周期的前反应器均是采用前一周期未经再生的后反应器。正常操作状态为其中两台反应器串联反应，另一台反应器则处于再生或等待状态。3.1.2.2 再生部分反应器内的催化剂经过一段时期的运转后，因表面生焦积炭而失活，需要通过烧焦再生以恢复催化剂的活性。催化剂的再生是一个高温过程，采用氮气中配空气的方式对失活催化剂进行烧焦再生，再生气氧含量控制在一定值。再生温度由再生加热炉控制，再生烟气循环使用。3.1.2.3 产物分离直馏汽油芳构化改质装置可单独设吸收稳定系统，也可利用炼厂现有催化裂化装置的吸收稳定系统。由反应系统生成的油气经与原料换热及冷却后，进入油气分离罐，分离出的气液产物送至吸收稳定系统进一步分离得到改质稳定汽油、液化石油气和少量干气。所得干气可以作为燃料气供芳构化改质装置自用。3.1.3工业装置标定结果沈阳新民直馏汽油芳构化改质装置1998年8月投产，广西田东和四川南充的芳构化改质装置分别于2000年9月和12月投产。三套工业的标定结果分别见表3、4、5。表3芳构化改质装置的产品分布产品分布新民装置田东装置南充装置干气4.64.174.65液化气30.220.0025.45汽油调合组份64.174.3968.62损失及生焦1.11.441.28表4 液化气组成，v%物料液化气C22.82C3H60.00C3H863.16C4H80.50C4H1031.55C5+2.47表5芳构化改质装置粗汽油性质项 目新民装置田东装置南充装置密度/kgm-3 743.7 743.5743.0胶质/mg(100ml)-14.94.23.9腐蚀/（Cu，50，3h）1a1a1a硫含量/g.g-120215140RON90.890.290.1芳烃含量/v40.235.233.5烯烃含量/v00.80.5馏程/IBP40 29341084 63715013011212390%178157168FBP204200198直馏汽油芳构化改质装置的标定结果表明，对于不同的原料，其芳构化改质所得的产品分布存在较为明显的区别，但装置的综合商品（汽油液化气）率都较高，达到93%以上。由表4可以看出液化气产品组成以烷烃为主，通过操作的小幅调整，即可生产车用液化气。由表5可以看出，直馏汽油芳构化改质后，所得汽油的质量基本符合当前90#汽油质量标准，其辛烷值（RON）不仅可达到90以上，而且硫含量和烯烃含量都很低。以此芳构化改质汽油作为炼厂的高辛烷值汽油调合组分，不仅可以提升全厂汽油的辛烷值，还可有效降低成品汽油的硫及烯烃含量，从而实现炼厂车用汽油质量的全面升级。3.1.4装置的单程操作周期芳构化改质装置的单程操作周期是装置操作成本的重要影响因素。洛阳石化工程公司工程研究院开发的LAC系列芳构化催化剂的显著优点是催化剂在线操作周期较同类催化剂长，具有良好的活性、稳定性。新民、田东、南充三装置的单程操作周期分别为16天、15天和13天，之所以存在差异是由于原料和操作条件不同。催化剂的再生操作周期为5-7天。3.1.5芳构化改质装置的总投资三套直馏汽油芳构化改质装置的建设投资见表6，其中南充装置自身设有稳定系统，新民和田东装置则利用本厂催化裂化装置的吸收稳定系统。表6 芳构化改质装置的建设投资（万元）项 目新民装置田东装置南充装置总投资8008501200反应系统500550600再生系统300300400吸收稳定系统200备注旧三苯装置改造新建3万吨/年催化装置改造3.1.6 芳构化改质装置的加工费用以南充芳构化改质装置为例，装置的加工费用核算见表7。表7芳构化改质装置的加工费用（元/吨）材 料 名 称 单 位 单价(元)耗量费用（万元）1催化剂及辅助材料2541.1催化剂t2300009.4216.21.2脱硫剂t300006.0181.3干燥剂t180006.010.81.4支撑保护剂t90001092动力费364.22.1循环水t0.251820000462.2电KW0.461694000782.3燃料气t900.0023672132.4净化压缩空气N m30.154800007.22.5氮气203 工资及附加 人2000020404 折旧费1005 修理费406加工费合计798.27单位加工费(元/吨)159.6由表7可知，该装置的加工费用为159.6元/吨，其中催化剂的使用寿命按两年计算，而实际工业装置的催化剂使用寿命达到4年，且装置所产干气可以满足本装置自用，因而实际加工费用应低于表7的计算值。3.2 GAP-II工艺3.2.1 GAP-II工艺流程和特点GAP-II工艺以直接生产90清洁汽油组分为目的。5.0万吨/年油田轻烃芳构化改质工业装置反应再生部分简要工艺流程见图3。图3 GAP-II工艺反再系统工艺流程该工艺流程中设四台反应器，三台加热炉。反应器1、2和反应器3、4分别串联成一组，两组反应器并联，交替在线反应或再生。换热后的原料经原料加热炉加热后进入反应器1改质，由于油田凝析油芳构化改质过程是一强吸热反应，所以从反应器1出来的油气经中间加热炉加热后进反应器2进一步改质，再经气液分离后得到目的产品。待反应器1、2这一组反应器的催化剂失活后切换到另一组反应器3、4继续进行芳构化改质反应，而反应器1、2切换进入催化剂烧焦再生周期。GAP-II工艺的特点是通过反应-再生循环操作，达到连续稳定生产的目的。后续的气液产物分离系统与GAP-I工艺相同。同GAP-I工艺相比，GAP-II工艺流程和操作相对简单，总液体产品收率高，产品质量稳定，但催化剂利用率相对略低。3.2.2 原料及芳构化催化剂的性质芳构化装置的原料为胜利油田凝析油，其性质见表8。催化剂的性质见表9。表8油田凝析油性质项 目凝析油密度/Kgm-3708.9硫含量/gg-157.84氮含量/gg-120再生周期/d5-7催化剂寿命/年3.03.2.4 GAP-II工艺产品分布和产品性质GAP-II工艺产品分布见表11。正如上所述，该工艺两反应器反应初期均为新鲜催化剂（或再生催化剂），反应条件较缓和，所以总液收较高。表11 GAP-II工艺产品分布，m%项目数值干气4.0液化石油气26.9改质汽油68.3焦炭（含损失）0.8GAP-II工艺液化气组成见表12，改质汽油的主要性质见表13。表12 GAP-II工艺液化气组成，v%物料液化气C21.56C3H60.50C3H870.32C4H80.80C4H1024.46C5+2.36表13 GAP-II工艺改质汽油主要性质项 目芳构化汽油密度/kgm-3742.0胶质/g.(100ml)-14.2腐蚀(Cu,50,3h)合格硫/gg-129芳烃/33.0苯/v%2.1烯烃/v%0.9辛烷值（RON）90.5馏程/IBP38.2FBP204.2由表可知，GAP-II工艺改质汽油的辛烷值（RON）大于90，其他性质基本符合90#清洁汽油的要求。液化气组成符合车用液化气标准。3.2.5 GAP-II工艺装置的总投资5.0万吨/年GAP-II工艺装置的建设投资见表14。表14 5.0万吨/年GAP-II工艺装置的建设投资（万元）项 目金 额总 投 资1800反应系统800再生系统400吸收稳定系统6003.2.6 芳构化改质装置的加工费用5.0万吨/年GAP-II工艺装置的加工费用核算见表15。表15 5.0万吨/年GAP-II工艺装置的加工费用（元/吨）材 料 名 称 单 位 单价(元)耗量费用（万元）1催化剂及辅助材料233.21.1催化剂t2300008.3190.91.2脱硫剂t300006.0181.3干燥剂t180006.010.81.4支撑保护剂t90001513.52动力费322.22.1循环水t0.251820000462.2电KW0.461500000692.3燃料气t900.0020001802.4净化压缩空气N m30.154800007.22.5氮气203 工资及附加 人2000020404 折旧费1205 修理费506加工费合计765.47单位加工费(元/吨)153.1由表15可知，该装置的加工费用为153.1元/吨，其中催化剂的使用寿命按三年计算。3.3 GAP-III工艺3.3.1 GAP-III工艺流程和特点GAP-III工艺以生产高辛烷值清洁汽油调合组分（RON约85.0）为目的。以山东东明石化集团5.0万吨/年直馏石脑油芳构化改质工业装置为例，其反应-再生部分工艺流程图见图4。该装置设有一台二合一加热炉，两台反应器。换热后的原料经加热炉加热后经反应器A改质，从反应器A出来的油气再经加热炉加热后进反应器B进一步改质，经气液分离后得到目的产品（液化石油气和高辛烷值汽油调合组分）。待反应器A和反应器B的催化剂失活后，通再生气烧焦再生。GAP-III工艺特点是反应-再生周期性进行。GAP-III工艺流程简单，操作安全可靠，操作费用和建设投资均较低，总液体产品收率高；该工艺不足之处是生产不能连续进行。图4 GAP-III工艺反应流程简图3.3.2 GAP-III工艺主要工艺条件GAP-III工艺主要操作条件如表16所示。表16 GAP-III工艺装置主要操作条件项 目数 值反应压力/MPa0.20.5进料空速/h-10.25催化剂装填量/t25前、后反应器入口温度/310-480反应操作周期/天50再生周期/天810催化剂总寿命/年33.3.3 GAP-III工艺产品分布及产品性质GAP-III工艺5.0万吨/年直馏石脑油芳构化改质装置产品分布如表17所示。表17 GAP-III工艺装置产品分布，项目数值干气2.4液化气22.4改质汽油74.6焦炭（含损失）0.6由表可知，GAP-III工艺的综合商品率较高，在96以上。液化气和改质汽油性质见表18、19。表18 GAP-III工艺典型液化气组成,v%物料液化气C21.20C3H62.35C3H865.21C4H81.53C4H1028.39C5+1.32表19 GAP-III工艺改质汽油主要性质 项 目芳构化汽油密度/kgm-3730.2硫含量/gg-120芳烃/24.3苯 /%0.8烯烃/%0.1腐蚀(Cu,50,3h)1a辛烷值（RON）86.2馏程/ IBP36.8 10%69.1 50%113.5 90%170.8 FBP203.8由表可以看出，经GAP-III工艺改质后，所得改质汽油的硫含量和烯烃含量很低，是优良的高辛烷值汽油调合组分。而且所产液化气组成符合车用液化气标准。3.3.4 GAP-III工艺的装置总投资以山东东明5万吨/年直馏汽油芳构化装置为例，GAP-III工艺的装置投资见表20。表20 5万吨/年GAP-III工业装置的建设投资（万元）项 目数值总投资1400反应系统500再生系统300吸收稳定系统6003.3.5 GAP-III工艺的加工费用以东明装置为例，GAP-III工艺的加工费用见表21。表21 5.0万吨/年GAP-III工业装置的加工费用（元/吨）材 料 名 称 单 位 单价(元)耗量费用（万元）1催化剂及辅助材料225.11.1催化剂t2300008.3190.91.2脱硫剂t300006.0181.3干燥剂t180006.010.81.4支撑保护剂t90006.05.42动力费2932.1循环水t0.251820000462.2电KW0.461000000462.3燃料气t900.0020001802.4净化压缩空气N m30.1540000062.5氮气153 工资及附加 人2000020404 折旧费1005 修理费406加工费合计698.17单位加工费(元/吨)139.6由表21可知，GAP-III工艺装置的加工费用比GAP-I和GAP-II工业装置低，仅为139.6元/吨，其中催化剂的使用寿命按三年计算。3.4 GAP工艺应用小结（1）利用洛阳石化工程公司工程研究院的劣质汽油芳构化改质技术可以将直馏汽油改质生产高附加值的高辛烷值汽油调合组分和液化石油气。解决炼厂低辛烷值汽油组分的出路问题。（2）直馏汽油芳构化改质装置的工业运转结果表明：直馏汽油经芳构化改质后，所得产品分布合理，综合商品率高；所得芳构化汽油的质量基本符合我国90#清洁汽油质量标准，且硫、烯烃含量低，是优良的高辛烷值汽油调和组份。（3）根据各个厂家的不同情况，可以选择GAP工艺的不同技术方案。其中，GAP-I和GAP-II工艺目的产物基本相同，GAP-II工艺的装置投资比GAP-I工艺略高，但综合收率比GAP-I工艺高，且加工费用稍低，操作更加简单。在三套工艺中GAP-III工艺装置投资最少，操作周期最长，综合收率最高，操作最简单，且加工费用最低，但其改质汽油的辛烷值略低（RON约85）。（4）劣质汽油改质装置的技术经济分析结果表明：GAP工艺装置建设投资省、操作费用低，可以为企业创造良好的经济效益。4 GTA工艺及其工业应用由于凝析油、液化气等轻烃附加值较低，而轻质芳烃是高附加值的基础化工原料，因此利用轻烃生产芳烃不仅可以为企业创造经济效益，也可为企业向化工领域发展创造有利条件。基于这种需求，洛阳石化工程公司工程研究院在GAP技术的基础上开发了轻烃芳构化制取芳烃的GTA技术，针对不同原料开发了GTA-I和GTA-II工艺。4.1 GTA-I工艺以液化气为原料生产芳烃的GTA-I工艺已成功实现了工业化，装置加工规模为5万吨/年，原料为催化裂化装置的混合C4组分。4.1.1原料及催化剂的性质混合C4(山东某厂)的组成如表22所示。催化剂性质见表23。表22 混合C4原料组成物料混合C4v%M%C20.330.18C3H63.062.35C3H82.992.41C4H856.6458.03C4H1030.1732.01C5+3.815.02表23 催化剂性质 项目LAC-1A堆密度/kgm-3710孔体积/mlg-10.19比表面/m2g-1296.8径向压碎强度/ Ncm-11064.1.2工艺流程1、反再系统采用三炉四反，连续操作。即反应部分设置一台原料预热炉和中间加热炉，四台反应器。再生系统设有一台再生气加热炉。每次反应用一组两个反应器，催化剂活性降低时把原料切入另外一组反应器。在切入反应器进行反应的同时对另外一组活性低的催化剂进行再生，使整个操作呈连续状态。工艺流程见图5。2、产物分离 反应产物由富气和液体产物组成，富气进入吸收稳定系统，由于原料是混合C4，芳构化反应后的液体产物中芳烃含量95。3、再生系统自系统来的氮气和净化空气（补充用）按比例分别计量进入再生气分液罐分液后，进入再生气换热器，与循环气体换热后，进入再生气加热炉加热至工艺要求温度去芳构化反应器，从床层顶部自上而下烧焦。根据反应器床层温度变化情况，随时补充空气。图5 GTA-I工艺反应流程简图4.1.3主要工艺参数1、 反应温度：460-540。2、 反应压力：0.1-0.4Mpa。3、 反应质量空速：0.3-1。4、 催化剂使用寿命：2年以上。4.1.4 产品分布及产品性质表24 GTA-I一个周期内平均产品分布及液体产物组成项 目数据干气17.9其中H21.8液化气31.5液体收率50.1C5非芳1.1芳烃49.0其中苯12.0甲苯23.1二甲苯10.0重芳烃3.9焦炭损失0.5一个周期内平均产品分布及液体产物组成见表24,液化气产品的组成分析见表25。表25 GTA-I工艺液化气组成，v%物料液化气C20.17C3H60C3H879.91C4H80C4H1019.92从表可知，利用GTA-I工艺能生产高纯度的混合芳烃，同时副产大量H2，且液化气以丙烷为主，是良好的车用液化气燃料。4.1.5 GTA-I工艺的装置总投资以山东某厂5万吨/年混合C4生产混合芳烃装置为例，GTA-I工艺的装置投资见表26。表26 5万吨/年GTA-I工业装置的建设投资（万元）项 目数值总 投 资2500反应系统1000再生系统700 吸收稳定系统800如果要增设芳烃精馏装置，则需另增加约1000万元的投资。4.1.6 装置加工费用以5万吨/年装置为例，GTA-I工艺的加工费用见表27。表27 5.0万吨/年GTA-I工业装置的加工费用（元/吨）材 料 名 称 单 位 单价(元)耗量费用（万元）1催化剂及辅助材料332.31.1催化剂t23000012.5287.51.2脱硫剂t300006.0181.3干燥剂t180006.010.81.4支撑保护剂t60001062动力费3182.1循环水t0.253000000752.2电KW0.540000002002.3净化压缩空气N m30.1560000092.4蒸汽t20020042.5氮气303 工资及附加 人2000020404 折旧费2005 修理费406加工费合计930.37单位加工费(元/吨)186.1由表27可知，该装置的加工费用为186.1元/吨，其中催化剂的使用寿命按两年计算，且装置所产干气中H2含量较高可以通过PSA装置提取氢气作为其它加氢装置的氢源。干气提取H2后作为燃料气使用，完全可以满足芳构化装置自用的需求量，因而实际加工费用未计算燃料气费用。4.2 GTA-II工艺及其工业应用GTA-II工艺主要是针对以包括直馏汽油、加氢焦化汽油、油田凝析油、重整抽余油、裂解汽油等轻烃为原料生产芳烃的工艺，该工艺有两套工业装置正在建设中。4.2.1 原料性质该工艺加工的原料广泛，其主要性质见表28。表28 原料油性质项 目凝析油加氢焦化汽油重整抽余油重整拔头油密度/kgm-3733.9705.2691.0682.0硫含量/g.g-13563215氮含量/g.g-114.52.61族组成/%链烷烃54.95环烷烃30.98烯烃0.44芳烃13.635.21.87馏程/IBP35.742.036.031.05097.7104.097.090%139.1131.0145.0FBP184.0150.5210.073.04.2.2 GTA-II工艺流程 由轻烃经芳构化反应生产芳烃过程与低分子烃类（如C3、C4烃）生产芳烃过程有所不同，由于原料与目的产物单环芳烃的沸程相似，要求原料转化率接近100时才有可能得到高纯度、能直接精馏得到单体芳烃的芳构化液态产物。大量的研究结果证实，为保证芳构化反应具有相应的操作稳定性，不可能长时间保证原料100转化。因此，应建立芳构化反应液体产物的芳烃抽提装置。GTA-II的工艺流程主要由以下几部分构成：（1）芳构化反应系统芳构化反应装置采用多台反应器串联的方式以满足反应吸热的要求。采用双系列固定床并联或模拟移动床循环操作的方式达到连续反应再生操作的目的。（2）气体分离系统 气体分离系统可自建吸收稳定装置，也可与其他装置共用。（3）芳烃抽提装置 由于芳构化反应不受原料芳烃潜含量限制，抽余油可重新返回反应器入口进一步芳构化。因而可使装置不产抽余油。根据炼油厂实际情况，也可与催化重整装置共用抽提单元。（4）芳烃精馏部分（5）再生系统 采用N2中配O2的再生方式对失活催化剂进行再生，再生烟气循环利用。4.2.3主要工艺参数1、