芳烃工业现状及发展趋势课件

1、芳烃工业现状及发展趋势2013年09月08日 北京石油化工工程有限公司北京石油化工工程有限公司宝塔石化炼化技术论坛目 录一、概况二、芳烃产业链的地位和作用三、芳烃国内外市场综述四、SEI近年来设计的几套芳烃项目介绍五、装置能耗及能耗水平分析六、芳烃联合装置技术发展概况七、芳烃联合装置工程设计特点八、我国芳烃工业存在的问题和发展方向九、结束语一、概况 芳烃联合装置是化纤工业的核心原料装置之一，它以直馏、加氢裂化石脑油或乙烯裂解汽油为原料，生产苯、对二甲苯和邻二甲苯等芳烃产品。芳烃联合装置通常包括催化重整、芳烃抽提、二甲苯分离、歧化及烷基转移、吸附分离和二甲苯异构化等装置。 芳烃类产品通常指的是苯

2、、甲苯、混合二甲苯、邻二甲苯、对二甲苯和重芳烃等的统称。 连续重整 预加氢抽提蒸馏歧化吸附分离异构化石脑油苯甲苯A10+对二甲苯Light Ends抽余油ReformateSplitterXyleneSplitterOXColumnDeHeptColumnBzColTolColA9Col邻二甲苯白土白土白土芳烃联合装置常规流程原料来源常减压装置的直馏重石脑油加氢裂化装置重石脑油加氢精制装置重石脑油焦化重石脑油乙烯裂解汽油甲苯混合二甲苯 重整反应机理R R + 3H2 ，环烷脱氢反应SO重整反应机理 R”R+ H2+ H2 R-C-C-C-C 烷烃环化脱氢反应O歧化反应机理 TolueneCH3

3、2+XylenesA9CH3CH3CH3CH3CH3异构化反应机理芳烃联合装置采用的催化剂和化学药剂预加氢催化剂重整催化剂歧化催化剂异构化催化剂环丁砜抽提溶剂吸附分离吸附剂吸附分离解吸剂 197419751988199219931996199819992000R-30R-32R-34R-132R-134R-174R-162R-234R-2741971R-161972R-20低选择性良好选择性、低水热稳定性良好选择性、高水热稳定性低积炭、高选择性国外连续重整催化剂 国内连续重整催化剂技术进步国产歧化催化剂 催化剂HAT-095HAT-096HAT-097HAT-098HAT-099 MXT-01

4、催化剂组成HM+Al2O3X + Al2O3+X原料甲苯/C9+A/wt60/4060/4060/4065/3550/5050/50原料含C10A/wt%3-45-65-63-4105-6WHSV/h-10.9-1.50.9-1.71.7-2.50.9-1.51.7-2.51.7-2.5H2/HC5-65-645-644反应温度/360-460360-460340-450360-460340-450340-450转化率 /%42-4542-4842-4742-4542-45*42-46选择性 /%919090929490寿命/月4848考核中应用情况工业化工业化工业试验工业化工业化完成侧线异构

5、化催化剂 专利公司UOPAxensRIPP催化剂I-400/I-210OpraisSKI-400空速WHSV H-133.53.04.0压力MPa(g)0.81.00.861.280.451.5温度 386440375415360420H2/HC43.045乙苯转化率%27251927二甲苯损失率%1.2-2.5234专利公司UOPMobilRIPP催化剂I-300Xymax EM4500SKI-110空速WHSV H-110.010.0810压力MPa(g)1.21反应器入口1.680.51.2温度 389420420480360410H2/HC1.01.01.03.0乙苯转化率%65-70

6、755070二甲苯损失率%1.00.82芳烃装置主要产品A.苯 苯是最重要的单环芳烃，也是较为廉价的有机溶剂。主要用于生产苯乙烯、异丙苯、苯酚、氯苯、烷基苯、硝基苯、尼龙66盐、苯胺、环己酮、顺酐等衍生物。也用于农药、医药、染料和部分中间体的生产。 苯的物理性质： 具有特殊芳香味的的液体，熔点5.54,沸点80.1,爆炸极限1.5-8.0%,不溶于水、可溶于醇、醚，d420=0.8786，剧毒，有致癌作用。 B.甲苯 甲苯是生产染料、炸药、有机颜料、己内酰胺、甲酚、漂白剂等化工产品的重要原料，也是目前汽油的重要组分，还可通过脱烷基生产苯或通过歧化生产苯或二甲苯。 甲苯的物理性质： 具有特殊芳香

7、味的的液体，熔点-95,沸点为110.7,爆炸极限1.2-7.0%,不溶于水、可溶于醇、醚和丙酮，d420=0.8669。 C.邻二甲苯 邻二甲苯是生产增塑剂、聚酯树脂等化工产品的重要原料，也用于杀虫剂、医药、染料和部分中间体的生产。 邻二甲苯的物理性质： 具有特殊芳香味的的液体，熔点-25.3,沸点144.4,爆炸极限1.2-7.0%,不溶于水、可溶于醇、醚，d420=0.8802，有毒。 D.对二甲苯 对二甲苯(PX)主要用于生产精对苯二甲酸(PTA)和对苯二甲酸二甲酯(DMT)，而PTA和DMT再和乙二醇、丁二醇等生成聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)和聚对苯二甲酸丁二醇酯(PBT)等聚酯。

8、PET、PBT是进一步生产涤纶纤维、聚酯切片、聚酯中空容器和轮胎工业用聚酯帘子布的原材料。此外，PX还是生产涂料、染料、农药和医药的原料。 PX在合成纤维工业中十分重要，是化纤工业最主要的原料之一。并且聚酯还是重要的包装材料，此种用途现已超过纤维。随着世界聚酯消费量的不断增长，PX的消耗也随之稳步增长。 对二甲苯的物理性质： 具有特殊芳香味的的液体，冰点13.15,流程范围:2(包括138.3),爆炸极限1.2-7.0%,不溶于水、可溶于醇、醚和丙酮，d420=0.864-0.867。 对二甲苯精对苯二甲酸聚酯涤纶 PX PTA PET 长丝短丝 在中国, 由于民营企业的介入, PTA、聚酯行

9、业生产能力增幅很大，且增长过程是下游拉动上游，PX产能增长远远滞后于PTA产能增长，使PX进口的增长率大大高于产能增长率。2011年PX中国国内产能达到814万吨，较2006年增长了一倍，但PX自给率从2006年的60%,下降到2010年的不到50%。供求矛盾愈来愈明显。2011年，我国的PX产量为700万吨，而进口量达到了400万吨。 据保守估计，2012年，我国的PTA工业产能将增加1200万吨年。仅此就需要PX近800万吨，可见未来我国PX 的需求。 聚酯工业的大发展带来芳烃工业的大发展。对二甲苯对二甲苯(PX)主要用于生产精对苯二甲酸(PTA)和对苯二甲酸二甲酯(DMT)，而PTA和D

10、MT再和乙二醇、丁二醇等生成聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)和聚对苯二甲酸丁二醇酯(PBT)等聚酯。PET、PBT是进一步生产涤纶纤维、聚酯切片、聚酯中空容器和轮胎工业用聚酯帘子布的原材料。此外，PX还是生产涂料、染料、农药和医药的原料。国外市场截止到2010年底，世界对二甲苯产能已达到近3600万吨，而亚洲对二甲苯产能已达到近2700万吨，按国家或地区划分，2010年，世界对二甲苯生产能力位居前5位的依次为中国、韩国、日本、美国和印度等，其中中国814万吨，美国对二甲苯年产能力475万吨，韩国427万吨，日本290万吨，印度193万吨。而且，除美国以外，其余国家均地处亚洲。 亚洲地区PX的生产

11、能力占世界比例达到72以上。而北美、西欧的生产能力只分别占世界能力的13.4和8。近年来世界对二甲苯扩能项目主要位于亚洲地区，2008-2010年仅中国就新增对二甲苯生产能力约443万吨，这说明世界对二甲苯的需求缺口主要来自中国和亚太地区。 2010年世界主要的对二甲苯生产商产能 万吨/年 2011年我国对二甲苯生产企业状况序号企业名称产能1中国石化集团公司4121.1扬子石化分公司25+551.2福建炼化公司701.3金陵石化公司601.4镇海炼化分公司551.5天津石化分公司6+271.6上海石化分公司23.5+601.7洛阳石化分公司23.51.8齐鲁石化股份公司72中国石油天然气集团公

12、司1782.1辽阳石化分公司27+452.2乌鲁木齐石化分公司6+1003其它2243.1中海油南海石化炼油项目843.2青岛丽东化工有限公司703.3大连福佳大化石油化工有限公司70 全国产能合计814国内正在建设的对二甲苯生产装置 单位：万吨/年 国内拟建设的对二甲苯生产装置 单位：万吨/年 苯苯是最重要的单环芳烃，也是较为廉价的有机溶剂。主要用于生产苯乙烯、异丙苯、苯酚、氯苯、烷基苯、硝基苯、尼龙66盐、苯胺、环己酮、顺酐等衍生物。也用于农药、医药、染料和部分中间体的生产。我国苯资源主要来自两个方面，即焦化苯和石油苯。我国苯第一大用户是苯乙烯，其次为环己烷、己内酰胺和苯酚。 2009年世

13、界纯苯生产能力已达到约5500万吨/年,产量达到了4000万吨/年。Exxon、Shell和中石化为世界三大苯生产商，2009年产能分别为350、330和260万吨。 2009年我国的纯苯生产能力已达到950万吨/年,其石油苯产能约730万吨/年，产量约在500万吨/年。 邻二甲苯邻二甲苯（OX）主要作为化工原料和溶剂，用于生产邻苯二甲酸酐、染料、杀虫剂和药物，也可以作航空油料的添加剂。预计2005年全球邻二甲苯的需求量为341.7万吨，其中美国13%，西欧22%，东欧14%，亚洲38%。近几年亚洲一直是世界最大的邻二甲苯的消费地区。1993年,我国OX产量为9.9万吨,1995年14.8万吨

14、,1997年23.3万吨,1999年32.2万吨,2000年为38.7万吨,1993年到2000年年均产量增长率为20.17%。近年来我国邻二甲苯的消费量为：1993年10.6万吨，2000年42.0万吨。19932000年年均消费增长率为21.74%。预计2005年我国邻二甲苯的需求量达到65万吨/年，但近几年无新增能力，到2005年，我国邻二甲苯还有缺口约30万吨/年。苯和对二甲苯价格分析 与汽煤柴油的价格体系不同, 我国的芳烃产业价格在90年代初期已与国际全面接轨。因此芳烃的国内市场价格也随着国际价格的波动而起伏很大, 国内由于芳烃下游需求旺盛，除纯苯市场供需矛盾，PX也有较大缺口，近几

15、年价格呈持续上扬趋势。 1998-2002，国内纯苯平均价仅为3100元/吨，纯苯价格升至3850-4050元/吨，而到了2005年-2006年上半年,纯苯价格最高升至12000元/吨, 目前价格也在8000元左右。 1995年,国内PX曾达到惊人的13000元/吨， 而到了1998-2002，国内PX平均仅为价3900元/吨; 而到了2005年-2006年上半年,PX价格最高升至11000元/吨。 2008-2009年，全球经济危机导致PX价格大跳水，最低时达到5000元/吨，低于当时的汽油价格。苯最低时的价格仅为2500元， 2010年，已恢复正常价格，目前在原油80-100美元/桶的体系

16、下，PX价格在12000-13000元/吨左右,苯价格8000元/吨左右。 四、几套芳烃项目介绍 自2005年以来中国有多套大型化的芳烃联合装置顺利投产我国“十一五”建设了多套大型化的芳烃联合装置：福建炼化芳烃联合装置 70金陵石化对二甲苯装置 60惠州炼油项目芳烃联合装置 84大连福佳大化芳烃联合装置 70上海石化芳烃联合装置 60乌鲁木齐石化芳烃联合装置 10044 国内几套新建芳烃联合装置各装置设计负荷(含预加氢、连续重整、抽提、歧化、二甲苯分馏、吸附分离、异构化） 项目福建炼化700kmta上海石化600kmta福佳大化700kmta中海油840kmta乌石化100kmta四川石化65

17、0kmta预加氢装置kmta 14000219020008001700CCR装置规模kmta 140010001830200010002000再生规模lb/h300030001800kg/h450030004500抽提规模 kmta 800470970352.7700900歧化装置规模 kmta 12001130154015501800950苯、甲苯分馏规模kmta 150014101990188824501360吸附分离规模Kmta390030403170381443003470异构化规模kmta320024402460305433002810二甲苯分离规模kmta4500361040805

18、7254900420045国内几套新建芳烃联合装置各装置技术来源(含连续重整、抽提、歧化、二甲苯分馏、吸附分离、异构化） 建设地址福建炼化上海石化中海油惠州大连福佳大化乌鲁木齐石化四川石化PX产能kmta7006008407001000650 1.连续重整装置UOP CyclemaxPS-VIUOPCyclemaxPS-VIUOPCyclemaxR-234 AxensRegen-C AR-501UOPCyclemaxR-234UOPCyclemaxR-2342.催化剂再生部分3000LB/H3000LB/H4500LB/H4000LB/H3000LB/H4500LB/H3. 抽提装置SEDSE

19、DSEDSEDJWHSED4.歧化装置S-TDTHat-096S-TDTHLD-001TransPlusEM-1000TransPlus EM-1000S-TDTHLD-001 UOP TatorayTA-205.吸附分离装置UOP ParexADS-27UOP ParexADS-27AxensEluxylSPX-3000Axens Eluxyl SPX-3003UOP Parex ADS-27UOP Parex ADS-376.异构化装置UOP Isomar Ski-400 UOP Isomar Ski-100E-B XymaxEM-4500 E-B Xymax EM-4500UOP Iso

20、marSki-100UOP IsomarI-40046 国内几套新建芳烃联合装置操作条件比较(含连续重整、歧化、吸附分离、异构化） 项目福建炼化700kmta上海石化600kmta福佳大化700kmta中海油840kmta乌石化100kmta四川石化650kmta重整操作条件 LHSV 1.04H2/HC 3.5WAIT 531RONC 105LHSV 1.25H2/HC 2.5WAIT: 525-538RONC 106WHSV 1.8H2/HC 2.5WAIT: 528-548RONC 105LHSV 1.51H2/HC 3.0WAIT: 538RONC 106LHSV 1.21H2/HC

21、2.25WAIT: 538RONC 105LHSV 1.80H2/HC 2.0WAIT: 530RONC 104歧化操作条件 P:2.75MPagT:386/482WHSV 1.6 H2/HC 5.0P:2.75MPagT:386/482WHSV 2.2H2/HC 3.5P:2.48MPagT:417/470WHSV 2.7H2/HC 2.0P:2.52MPagT:417/470WHSV 2.7H2/HC 2.0P:3.2MPagT:360/460WHSV 2.5H2/HC 3.0P:2.98MPagT:410/498WHSV 3.5H2/HC 3.0吸附分离操作条件A/F 3.0D/F 1.

22、4177 1.2/0.86MPagA/F 3.0D/F 1.4177 1.2/0.86MPagA/F 2.5D/F 1.4177 1.2/0.86MPagA/F 3.0D/F 1.55175 1.2/0.86MPagA/F 3.0D/F 1.4177 1.2/0.86MPagA/F 2.3D/F 1.29156 1.2/0.85MPag异构化操作条件P:0.6-1.4 MPagT:374/440WHSV 3.5H2/HC 4.0 P:0.6-1.4 MPagT:370/420WHSV 9.0H2/HC 1.5 P:1.68 MPagT:417/466WHSV 10.0H2/HC 1.0 P:1

23、.4 MPagT:417/466WHSV 10.0H2/HC 1.0 P:1.21 MPagT:389/430LHSV 6.4H2/HC 1.0 P:0.77-1.45 MPagT:376/416WHSV 5.1H2/HC 4.0 47 国内几套新建芳烃联合装置能耗比较(含预加氢、连续重整、抽提、歧化、二甲苯分馏、吸附分离、异构化） 项目福建炼化700kmta上海石化600kmta中海油87kmta福佳大化700kmta乌石化100kmta四川石化650kmta相应CCR装置规模kmta 140010002000183010002000PX产量 kmta 700.56008417001000

24、649.0苯产量 kmta 299.9280.0352.7387.0317.5376.0OX产量 kmta 0080.0100.0051.0高辛烷值汽油 kmta 229.707.25387.00615.0能耗(对PX产品)kg标油/t695.0577.68610.5723.5557.9683.6能耗(对芳烃产品) kg标油/t486.7399.8403.1426.7415.9413.048国内几套新建芳烃联合装置主要操作条件和催化剂装量比较(含连续重整、歧化、吸附分离、异构化） 项目福建炼化700kmta上海石化600kmta福佳大化700kmta中海油840kmta乌石化100kmta四川

25、石化650kmta重整CCR催化剂装量 t PS-VI139PS-VI104.7AR-501143.3R-234169.5R-234105R-234156.1歧化装置催化剂装量 t Hat-09692.9HLD-00163.6EM-100067.9EM-1000B/T8.73/73.58HLD-00186.9TA-2033.7吸附剂装量 tADS-271217ADS-271056SPX-3003937.4SPX-30001416ADS-271367.6ADS-37952.2异构化催化剂装量 tSKI-400120SKI-10037.5EM-450029.3EM-4500T/B14.36/21.

26、54I-30039.85I-40068.5 2009-2010年，堪称芳烃项目的丰收年，有五套大型芳烃项目已完成开工，打通全流程，生产出合格的对二甲苯产品，并顺利通过满负荷考核： 福建炼化70万吨/年芳烃联合装置惠州炼油项目83万吨/年芳烃联合装置大连福佳大化70万吨/年芳烃联合装置上海石化60万吨/年芳烃联合装置乌鲁木齐石化100万吨/年芳烃联合装置 50福建炼化芳烃联合装置开工连续重整装置于年月日实现一次投料开车成功；联合装置后续的芳烃抽提、二甲苯分馏和苯甲苯分流装置分别于6月中上旬一次投料成功，生产出合格的苯和混合二甲苯产品；吸附分离装置于7月中旬一次投料打通流程；异构化装置于7月25日

27、一次投料，26日生产出合格的对二甲苯（PX）产品。7月27日晚，建设中的歧化装置反应系统投料成功。至此，福建炼油乙烯项目70万吨/年芳烃联合装置PX）7套工艺装置流程均实现一次投料成功，打通流程。目前芳烃联合装置运行平稳，产品合格。 54大连福佳大化芳烃联合装置大连福佳大化石油化工有限公司大化芳烃项目于2009年7月18日，70万吨/年PX芳烃联合工程主要产品对二甲苯（PX）和苯产品纯度分别达到99.83%和99.99%，生产出合格的PX和苯产品。7月19日连续重整装置顺利进油。开工全过程安全、平稳。2009年11月15-18日顺利通过满负荷考核。目前装置已正常生产约3年半，上个月完成第一次停

28、工检修。 福佳大化芳烃项目是一个完整的芳烃厂，全部由SEI负责设计。除芳烃装置9个生产单元（石脑油加氢、催化重整、催化剂再生、芳烃抽提、歧化、苯/甲苯分离、吸附分离、二甲苯异构化和氢提浓PSA）外，还包括一个完整的系统工程，包括全厂办公综合楼、实验分析楼、码头罐区、系统罐区、制氮实施、独立的火炬系统、循环水场、污水处理厂、铁路、外管、配电等多套系统，项目占地70公顷。 58上海石化芳烃联合装置上海石化60万吨/年芳烃联合装置于2009年9月底打通全流程，生产出合格的对二甲苯产品。2009年12月20-24日，完成了满负荷考核，考核结果表明：单位PX能耗535公斤标油/吨PX （设计值577公斤

29、标油/吨PX），为目前中国石化乃至国内芳烃联合装置最低能耗。上海石化60万吨/年芳烃联合装置自年月开工至今，正常生产超过两年半，仅用年半时间即收回近亿的投资。 乌鲁木齐石化100万吨/年芳烃联合装置 该装置于2010年6月中交，9月份CCR顺利开工开工。 100万吨/年芳烃联合装置于2009年12月24日打通全流程生产出合格的对二甲苯产品。2011年5月完成了满负荷考核。这套PX装置是目前国内乃至世界上最大的一套单系列芳烃联合装置。 61五、装置能耗及能耗水平分析项目四川石化650kmta福建炼化700kmta福佳大化700kmta上海石化600kmta丽东化学100kmta乌石化100kmt

30、a中海油87kmta相应CCR装置规模kmta 2000140018301000120010002000PX产量 kmta 649.0700.5700.0600.0700.0930.0841.2苯产量 kmta 376.0299.9387.0280.0231.0317.5352.7OX产量 kmta 51.00100.000080.0高辛烷值汽油 kmta 615.0229.7387.00007.25能耗(对PX产品)kg标油/t683.6695.0723.5577.68598.74557.9610.5能耗(对芳烃产品) kg标油/t413.0486.7426.7393.86450.2415.

31、9403.1国内几套新建芳烃联合装置能耗比较(含预加氢、连续重整、抽提、歧化、二甲苯分馏、吸附分离、异构化）64 国内几套新建芳烃联合装置能耗比较(含歧化、二甲苯分馏、吸附分离、异构化） 项目四川石化650kmta福建炼化700kmta金陵石化600kmta福佳大化700kmta上海石化600kmta丽东化学700kmta乌石化1000kmta辽阳石化450kmta中海油870kmtaPX产量 kmta 649.0700.5618.3700.0600.0700.0930.0450.0841.2苯产量 kmta 376.0299.9162.1387.0280.0231.0317.50352.7O

32、X产量 kmta 51.0052.3100.0000080.0高辛烷值汽油 kmta 615.0229.70387.000007.25能耗(对PX产品)kg标油/t333.54440.2430.22374.5371.03334.5422.9276.7433.4能耗(对芳烃产品) kg标油/t201.2308.2319.4220.8253.0251.5315.3276.7286.265 对二甲苯装置能耗分析 序号项目名称单位歧化吸附分离异构化二甲苯精馏合计四川石化 能耗值能耗(对PX产品)，kg标油/t46.9925.3939.40221.76333.54能耗比例%14.097.6111.816

33、6.49100丽东化学能耗值能耗(对PX产品)，kg标油/t55.9626.6378.84172.81334.24能耗比例%16.747.9723.5951.70100.00上海石化能耗值能耗(对PX产品)，kg标油/t67.8922.2346.36234.75371.23能耗比例%18.295.9912.4963.23100.00六. 芳烃联合装置技术发展概况以石脑油为原料生产PX的基本流程一般包括七个部分:预处理-石脑油精制催化重整-芳构化反应芳烃抽提-苯、甲苯与非芳分离芳烃分馏 - 切出C8 芳烃（C8 A）或邻二甲苯歧化-C7 、 C9芳烃转化为苯、二甲苯PX分离 （吸附）- 将PX与

34、其他同分异构体分离异构化 - 将其他C8 芳烃同分异构体转化成PX芳烃联合装置总工艺流程图 石脑油重整抽提非芳烃H2轻烃C6 C7吸附分离芳烃分馏歧化苯异构化对二甲苯重芳烃C8H2C9H2芳烃C8+C8+预加氢芳烃联合装置通常包括催化重整、芳烃抽提、歧化及烷基转移、二甲苯异构化、吸附分离等五项专利技术；目前拥有全套工艺生产技术的专利商有美国UOP和法国IFP两家；国内外其它公司只拥有一些单项工艺技术。UOP拥有生产芳烃的全套专利技术，各项工艺技术先进，尤其是吸附分离技术核心的模拟移动床旋转阀技术，技术成熟可靠、对二甲苯回收率高，纯度高(99.8%)，工艺操作简便，安全可靠，安装方便。截止至20

35、06年，UOP已转让了88套吸附分离装置。总PX产量超过1700万吨/年，装置规模从2.1万吨/年到140万吨/年不等。目前采用1台V#旋转阀，两台吸附塔最大装置负荷为45-50万吨对二甲苯/年，采用两台吸附塔和两台V#旋转阀的流程，PX产品规模可达到100万吨/年。工艺技术路线IFP(Axens)是目前世界上第二家拥有生产芳烃的全套技术的专利商，IFP的连续重整技术也很先进。90年代，IFP推出了新的吸附分离工艺技术（Eluxy1），也是采用模拟移动床技术，利用微机控制144台遥控阀的顺序切断和开启。1995年第一套装置投产，现已有3套装置投产，5套正在建设。最大单套装置负荷为84万吨对二甲

36、苯/年。目前，我国引进投产的芳烃联合装置共十一套，十套采用UOP技术，只有镇海石化芳烃联合装置采用IFP技术。拥有抽提、歧化、异构化及吸附分离三项芳烃分离专利技术的公司有数家，各有其特点，且从七十年代开始至今各家工艺技术和催化剂均不断发展。 1. 预加氢装置 预加氢装置是重整原料的精制装置，目的是脱除石脑油原料中的硫、氮、砷、铅、铜、烯烃和水等杂质，保证重整进料中的硫0.5ppm,氮0.5ppm,水4ppm 。 常规的预加氢反应条件： 反应压力： 2.02.5Mpag， 反应温度： 280350， 氢油体积比：80-100Nm3/m3油， 反应空速： 6-10h-1(v)。 国产催化剂(RS-

37、1/FDS-3)及工艺技术 预处理部分工艺流程图 重整工艺技术 这是生产芳烃的主要装置，通常包括重整反应、再接触和重整油分离三部分。重整反应采用UOP新一代超低压重整工艺或IFP超低压重整工艺 ，催化剂连续再生工艺。常规的连续重整反应条件： 平均反应压力： 0.35Mpag 平均反应温度WAIT： 510530 氢油摩尔比： 1.5-3.0 反应空速： 1.2-2.5h-1(v) 国产催化剂： PS-IV/PS-V/PS-VI 国外催化剂： R-234/R-274/CR-401/AR-501 C5+RONC: 100-106 重整反应部分工艺流程图重整再接触部分工艺流程图 重整产物分离部分工艺

38、流程图 目前国际上已经工业化的连续重整工艺专利技术有美国的UOP和法国的IFP两家，两家的专利技术水平相差不大。UOP和IFP分别于1971年和1973年开发了它们各自的连续重整工艺技术，经过二十多年的开发与改进，两家的工艺技术都比较先进和成熟，各具特点，近期UOP和IFP分别提供了最新的再生工艺，它们是Cyclemax 和Regen C。 UOP和IFP连续重整工艺技术在反应器布置，再生系统控制方法，催化剂烧焦和还原技术都存在一些差异，各有其优缺点。但其基本过程是相同的，在工程上最本质的差别有两点：(1)反应器布置：UOP采用重叠式，IFP采用并列式；(2)再生回路流程：UOP采用热循环，I

39、FP采用冷循环。UOP CycleMax 工艺流程图（一） UOP CycleMax 工艺流程图（二） Axens Regen C 再生流程 UOP与Axens技术特点比较UOP及Axens专利技术综合性能比较 Axens工艺技术的能耗指标和生产成本略高于UOP的工艺技术，但其差别对整个装置的能耗影响不大。两种工艺技术的产品收率和质量及相对投资基本相当，在选择采用何种工艺技术时，应综合比较这两种工艺技术的特点，从装置的建设、开工、装置运转的经济效益、装置维护、催化剂和设备制造等方面全面考虑。UOP工艺工业化情况 到2007年1月，UOP设计的连续重整装置已经有203套已开工，20套正在设计和施

40、工。装置设计规模从40万吨/年到240万吨/年，催化剂再生设计规模从450磅/时到6000磅/时。2006年投产的由SEI设计的海南炼化120万吨/年连续重整装置是UOP全球投产的第200套连续重整装置,我国引进的UOP连续重整装置已达到20余套。Axens工艺工业化情况 到2006年1月，采用Axens设计的连续重整装置超过70余套，最大的设计规模为 200万吨/年。我国引进的IFP连续重整装置共有5套，Axens第二代的连续重整装置在我国已经有2套（金陵、齐鲁）投产， Axens第三代的连续重整装置（Regen C） 已经有1套（乌鲁木齐）投产。 中石油在苏丹建设的一套50万吨/年连续重整

41、装置也已于2006年8月顺利投产。 目前我们正在设计的国内最大一套采用Axens技术的连续重整装置是福佳-大化180万吨/年连续重整装置。重整反再框架芳烃抽提技术 从重整产物中分离芳烃的方法有多种，目前工业上广泛应用的是液一液溶剂抽提法和溶剂抽提蒸馏法。液一液溶剂抽提法 目前世界上已工业化的芳烃液一液抽提法很多，主要的溶剂有甘醇类溶剂（Udex法）、环丁砜（Sulfolane法）、N-甲基吡咯烷酮（Arosolan法）、二甲基亚砜（IFP法）及N-甲酰基吗啉（Formax法）. Sulfolane法和Formax法能耗最低，而芳烃回收率最高，产品纯度相对也高，但Formax法的溶剂N-甲酰基码

42、啉来源相对困难，且工业经验较少，应用远没有环丁砜广泛。由于甘醇类溶剂在国内货源广，且价格相对便宜，加之腐蚀情况较轻，因而以三乙二醇醚或四乙二醇醚为溶剂简化的Udex法在国内也有一定市场。溶剂抽提蒸馏法 较常见的溶剂抽提蒸馏法有两种：KRUPP WUDE公司60年代中叶开发的MORPHYLANE法和UOP开发的环丁砜抽提蒸馏工艺（ED）。这两种工艺相似，主要是溶剂不同。 石油化工科学研究院也开发了自己的抽提蒸馏工艺（EDA），以环丁砜加助溶剂作为混合溶剂。 该工艺用于单苯抽提装置优势明显，而对于苯、甲苯抽提装置，与液-液抽提相比，能耗基本相当，但流程简单，操作方便，投资低。 抽提蒸馏部分工艺流程

43、图（一）抽提蒸馏部分工艺流程图（二）二甲苯分馏装置 分离出混合二甲苯、C9芳烃及部分C10芳烃的装置。当有生产邻二甲苯方案时，是把混合二甲苯、邻二甲苯和C9芳烃及部分C10芳烃分离的装置。二甲苯塔采用加压操作方案，目的是回收二甲苯塔顶的冷凝热量，用于联合装置内抽余液塔、抽出液塔、脱C7塔重沸器的加热热源。 二甲苯分馏部分工艺流程图 歧化及烷基转移工艺技术 甲苯和C9及部分C10芳烃在分子筛催化剂作用下选择转化成苯和二甲苯。主要有临氢和非临氢两大系列转化技术。Xylene-Plus 技术：ARCO公司60年代开发出Xylene-Plus技术，IFP为专利商。此过程为非临氢，移动床反应，非贵金属催

44、化剂，催化剂易结焦，故需连续再生。辽化一期芳烃联合装置就采用这项技术。但因操作费用较高、催化剂性能不好、转化率低、选择性较差，目前已停产。Tatoray技术：于1969年工业化，采用绝热固定床反应器，丝光沸石催化剂，临氢操作，反应原料为甲苯和C9芳烃。该工艺工业化后催化剂不断更新换代，反应空速由最初T-81的0.5h-1到后来的1.7h-1；转化率由原来的35.5%到后来的47%；操作周期由最初的3个月延长到36个月。该工艺具有反应器结构简单、反应流程简单、转化率高、选择性高等特点，而且该工艺不仅可以处理甲苯，还可以充分利用C9芳烃，最大限度的满足生产的要求，因此在与其它工艺的竞争中，Tato

45、ray工艺始终处于优势地位。 甲苯选择性歧化： MSTDP于1988年实现工业化，其工艺流程与MTDP相似，该工艺主要是部分堵塞沸石的孔道，提高分子尺寸较大的、的扩散阻力，而分子尺寸较小的则能自由通行，使反应产物二甲苯中的的含量超过热力学平衡组成，高达82% 90%。由于的选择性高，使二甲苯异构化的操作负荷大大减少，的分离操作费用可以减少4050%。 MTPX的催化剂不用预结焦处理，而是用硅改性处理，从而省去了开工前的预结焦过程，并且反应产物二甲苯中PX的含量可高达90%，MTPX的反应温度比MSTDP低3550，操作费用比MSTDP低1015%。 本工艺的主要缺点是只能用甲苯而不能用C9A作

46、原料，不能作到最大限度的增产对二甲苯。Trans-Plus工艺：该工艺是Mobil-CPC开发的一种芳烃烷基转移技术，1997年在台湾首次工业应用。该工艺的主要反应包括芳烃脱烷基、烷基转移和歧化反应。该反应使用Beta-沸石的TransPlus催化剂，使用C9+A与甲苯或苯为原料，反应生成苯、混合二甲苯或甲苯和混合二甲苯。该工艺C9原料中C10含量可以高达25%，也可以处理100%的C9+原料，Mobil称该工艺的C9+原料可以含C11A并且反应的氢油比低（13），空速较高（WHSH为2.53.5h-1），转化率为4550%。国内技术：中国石化集团上海石化研究院（SRIPP）自80年代开始进行

47、歧化工艺技术和催化剂的研究，90年代其研制的歧化催化剂ZA-92、ZA-95、HAT-96、HAT-97等相继实现了工业化，替代了UOP的TA系列催化剂，催化剂的性能（液收和单程转化率）均达到或超过TA-3、TA-4催化剂，该催化剂具有抗C10A和抗结焦能力强的特点，可以认为该工艺是Tatory工艺的改进，达到国际先进水平。 目前我国大部分芳烃联合装置的歧化催化剂均采用上海石化研究院研制和生产的HAT系列催化剂。 操作条件比较 ： 方案比较结果： Trans-Plus工艺技术在反应空速及H2/HC上比其 它两家略有优势。 Tatoray及Trans-Plus工艺技术在新鲜进料C9芳烃中允许C1

48、0芳烃含量上比上海院的技术有优势。 对于本项目，若采用上海院的技术，PX产量将减少大约9%。 为了尽可能多的利用C10A资源，降低生产成本，推荐采用UOP Tatoray 或 Mobil Trans-Plus 。 常规的歧化反应条件操作温度：SOR/EOR350/460操作压力 MPa g 2.5-3.2重量空速 h-1 1.8-2.5氢油分子比 3 催化剂 HAT-097/099/ 歧化反应部分工艺流程图 苯-甲苯分馏部分工艺流程图二甲苯异构化工艺技术 该技术是以基本不含或含少量对二甲苯的混合C8芳烃为原料，在催化剂作用下四种C8芳烃（邻二甲苯、间二甲苯、对二甲苯和乙苯）异构体之间的转化技术

49、。反应使混合C8芳烃中的对二甲苯浓度达到平衡浓度，从而提高对二甲苯产量。 二甲苯异构化工艺通常包括乙苯脱烷基型和乙苯转化成二甲苯两种类型的工艺技术 乙苯转化型催化剂的突出特点是将C8芳烃同分异构体中的乙苯转化为对二甲苯，充分利用C8芳烃资源，最大限度地生产对二甲苯，在原料来源紧张的情况下，该类催化剂是最佳选择，它的不足是乙苯单程转化率低，造成乙苯和C8非芳在吸附分离和异构化两部分的循环量大。 乙苯脱烷基型的特点是将原料中的乙苯大部分脱烷基生成苯，反应不受平衡限制，单程转化率高，而且反应不需要环烷中间“搭桥”，可使吸附分离及二甲苯分馏、异构化部分负荷大大降低，这类催化剂适用于原料充裕、需要增加苯

50、和对二甲苯产量的装置或者已有装置扩大处理能力的改造项目。对于新设计的装置，乙苯脱烷基与乙苯转化催化剂相比，可减少15%工程投资和2025%公用工程消耗。但单位原料生产的对二甲苯产率下降大约5%,而苯产率相应提高38%。 目前无论对新建装置还是现有装置，两种技术都被广泛的使用，因此不能说明哪种技术更好。关键还在于根据原料情况、产品需求和产品的差价来综合的决定。 二甲苯异构化技术工业化的约有十种。在芳烃生产上比较有竞争力的是： 美国UOP的Isomar 美国Mobil公司 法国Axens公司的Oparis 国内技术： 中国石化集团石油化工科学研究院自80年代开始二甲苯异构化技术和催化剂的研究。90

51、年代其研制的异构化催化剂SKI系列（ SKI-400和SKI-100催化剂）相继实现了工业化，替代了UOP的I-9及I-100系列催化剂，催化剂的性能（液收和单程转化率）均分别达到和超过I-9和I-100催化剂，接近国际先进水平。 乙苯异构化工艺的比较 三家技术水平基本相当。 乙苯脱烷基工艺的比较 Mobil的EM-4500催化剂在H2/HC上比其它两家有较大优势。以其它两家的反应H2/HC按2.0计，45万吨/年和70万吨/年PX项目全年节省操作费用分别为308万元和573万元。 常规采用的乙苯异构化反应条件操作温度： SOR/EOR350/420操作压力MPa g SOR/EOR0.5-1

52、.2重量空速 h-1 3氢油分子比 4 项目方案一：乙苯脱烷基型方案二：乙苯转化型备注1原料比较(1)加氢裂化石脑油 96.8196.81(2)乙烯裂解二甲苯23.4710.47(3)异地改造乙烯甲苯6.736.73合计127.01114.012产品比较(1)对二甲苯60.5061.82(2)苯25.0015.11(3)氢气3.433.53(4)抽余油14.8011.0(5)戊烷2.852.65(6)液态烃3.232.9(7)重芳烃5.225.2(8)燃料气11.9811.8合计127.01114.013各装置设计规模比较(1)连续重整装置100100(2)芳烃抽提装置5242(3)二甲苯分馏

53、装置355403以一套60万吨/年对二甲苯装置的两种不同异构化方案，分别采用乙苯转化催化剂和乙苯脱烷基催化剂方案比较如下表所示： 项目方案一：乙苯脱烷基型方案二：乙苯转化型备注 4)歧化装置113120苯-甲苯分馏部分141139(5)吸附分离装置304354(6)异构化装置2442924主要公用工程消耗比较(1)循环水，t/h61485607(2)电，kW1437615538(3)3.5MPa蒸汽，t/h7474.4*(4)1.0MPa蒸汽，t/h34.361.5(5)加热设备凝结水，t/h-74-83.2(6)透平凝结水，t/h-77-101(7)除盐水，t/h64.167(8)燃料，t/

54、h28.8833.175催化剂、化学药剂比较一次装入/年补充t一次装入/年补充t(1)连续重整催化剂PS-VI100/1.5100/1.5(2)歧化催化剂 HAT-0976771(3)异构化催化剂其中铂含量 kg30（I-300）(加工费9万USD/T)15120（SKI-400）(加工费50万RMB/T)420(4)ADS-2710201200(5)D-10001300/2501500/300(6)环丁砜260/37230/356装置投资比较建设投资 万元人民币基准-25000基准 从上表可以看出，采用乙苯脱烷基型催化剂，在生产等量对二甲苯的前提下，可大幅度降低二甲苯分馏、吸附分离和异构化部

55、分规模，减少公用工程消耗和节省投资。 以上为异构化装置采用乙苯转化催化剂和乙苯脱烷基催化剂两种方案时的不同物料平衡和各装置设计规模和建设投资等情况的比较。可以看出，两种方案各有特点：乙苯转化方案对二甲苯产率高，所用的原料消耗少，但各装置设计规模大，投资高，能耗高；乙苯脱烷基方案对二甲苯产率稍低，但对二甲苯+苯的产率高，所用的原料消耗多，但由于异构化转化率高，各装置设计规模小，投资低，能耗低。异构化部分工艺流程图(一)异构化部分工艺流程图(二)吸附分离工艺技术 对二甲苯分离装置的目的是从混合C8芳烃四种异构体（邻二甲苯、间二甲苯、对二甲苯及乙基苯）中分离出对二甲苯。 专门用于对二甲苯的分离的工业

56、化方法有传统的结晶分离和吸附分离法两种 在七十年代吸附分离技术工业化以前，深冷结晶分离法是分离对二甲苯的唯一有效方法。 由于对二甲苯冰点（13.26）比邻二甲苯（-25.18）、间二甲苯（-47.87）和乙基苯（-94.98）高得多，因此可以通过深冷结晶分离方法从混合二甲苯中分离对二甲苯。 但由于二甲苯异构体易形成共溶体，因此结晶分离法的PX收率一般只有6070%。而且采用深冷方法能耗也比较大。 吸附分离方法是采用特定分子筛吸附剂对C8芳烃中的对二甲苯进行选择性吸附，再用解吸剂将对二甲苯从吸附剂上脱吸下来，达到从C8芳烃中分离出对二甲苯的目的。 此法采用模拟移动床吸附塔，于七十年代初期工业化，

57、由于其工艺流程简单，经济效益好，发展迅速。 由美国UOP公司开发的Parex法和日本东丽公司开发的Aromax法都属于这种方法。目前采用吸附分离方法生产对二甲苯的工艺技术主要有三种：日本东丽公司的Aromax美国UOP公司的Parex法国IFP公司的Eluxyl 沸点 冰点EB 136.19 -94.98PX 138.35 13.26 MX 139.10 -47.8OX 144.42 -25.18UOP吸附分离技术性能改进一览表1 UOP吸附分离技术性能改进一览表2Aromax法工艺特点吸附塔24床层，卧式、床层间靠外部管线联通。采用144个大型气动阀门，控制阀门的开闭实现模拟移动吸附-解吸操

58、作。用电子计算机控制。对原料要求高：非芳烃200PPM，水份10PPM。吸附剂吸附容量及选择性比Parex法吸附剂差，因此同样对二甲苯产量时，装置规模大。Parex法工艺特点吸附塔24床层、立式、床层互通。采用一个特殊“旋转阀”，靠“旋转阀”的转动实现模拟移动吸附-解吸操作。用数字控制器和PLC控制。对原料要求不高，非芳烃允许达20%，并要求加入微量水。吸附剂吸附容量及选择性好，和Aromax法比较，同样对二甲苯产量时，装置规模小。目前最大的V号旋转阀单系列可生产对二甲苯45万吨/年。Eluxyl法工艺特点吸附塔24床层，立式、床层互通。采用144个阀门和微机控制，操作简单维修容易。采用拉曼光

59、谱快速测量塔中各剖面物流浓度与微机控制相连。内构件简单不需反洗。吸附剂吸附容量及选择性已作改进，与UOP吸附剂水平相当。目前最大的单系列生产对二甲苯65万吨/年。 这三种选择性吸附方法原理上大同小异，其区别在于选择了不同的吸附剂和解吸剂，采用了不同的机械设备和控制手段来完成模拟移动床的吸附-脱附过程。从上表的比较可以看出UOP的Parex和Axens的Eluxyl比日本东丽的Aromax技术更先进，而UOP的Parex和Axens的Eluxyl的技术水平基本相当。考虑UOP的专利技术应用时间长，业绩多，工程经验丰富，故本报价暂按采用UOP的专利技术考虑。我国PX芳烃装置建设概况 目前，我国引进

60、的芳烃联合装置共13套。其中：辽阳石化分公司化工一厂和上海石化股份有限公司炼化部分别采用ARCO结晶分离和日本东丽的AROMAX技术，已经停产。吉林石油化学工业公司的一套芳烃联合装置生产邻二甲苯，没有分离对二甲苯的设备。其余生产对二甲苯的11套装置中10套采用的是UOP吸附分离技术，1套（镇海）采用的是IFP吸附分离技术。吸附分离部分工艺流程图（一） 吸附分离部分工艺流程图（二） 吸附分离部分工艺流程图（三） 乙苯异构化成PX方案及乙苯脱烷基方案的比较方案 生产规模的比较 万吨/年 物料平衡的比较 万吨/年 公用工程消耗量的比较 催化剂及化学药剂消耗量的比较 投资及操作费用的比较 自动控制联合