国内有15套PDH装置计划投产 芳构化魅影或再现

国内有15套PDH装置计划投产 芳构化魅影或再现
国内有15套PDH装置计划投产 芳构化魅影或再现

国内有15套PDH装置计划投产芳构化魅影或再现

2014-04-02 13:59:44|来源:金银岛

金银岛消息“据不完全统计,截至目前,国内有15套PDH(丙烷脱氢)装置计划投产,一旦全部投产,新增生产能力大约在1075万吨/年。图3为石脑油制丙烯(SC)、通过煤制甲醇制丙烯(MTO)、丙烷脱氢(PDH)制丙烯成本比较:

金银岛消息“据不完全统计,截至目前,国内有15套PDH(丙烷脱氢)装置计划投产,一旦全部投产,新增生产能力大约在1075万吨/年。”在第八届中国聚烯烃市场高峰论坛上,来自金银岛的高级市场分析师刘健在做主题演讲时如是说。

PDH是用原材料丙烷产出丙烯和副产品氢气的装置。从2013年开始,中国PDH项目投资明显加快。去年三季度,国内首套PDH装置在天津渤海化工集团有限责任公司(下称天津渤化)正式投产,据金银岛不完全统计,除了天津渤化,计划于2014年投产的还有4套PDH装置,全部投产后可新增产能260万吨。计划于2015年投产的有6套装置,全部投产后可新增产能427万吨。

PDH在中国迅速受到热捧,且上马速度如此之快,不免引来外界的担忧:蜂拥而上的PDH装置,是否会步芳构化后尘,昙花一现的热闹过后,徒留一地鸡毛?

一拥而上的PDH装置

国内石化产品市场的“刚性”需求和长期供应缺口、丙烷与丙烯差价蕴含的可观毛利以及未来充足资源可供量,催热了PDH产业。

国内首套上马的天津渤化PDH装置具有年产丙烯60 万吨的能力,在2013

年9月正式投产,也是目前世界单套规模最大的装置。据天津渤化总工程师张宝春在第19届中国LPG国际会议会议上介绍,天津渤化PDH装置于2011年6月开工建设,2013年10月份实现一次投料成功,于2013年底负荷达到设计能力 100%。另外,据张宝春称,天津渤化PDH第二期将在2017年完成,二期产能规模也是60万吨。

除了天津渤化,据金银岛不完全统计,未来两年内,国内将有10套PDH装置陆续投产,另外,还有投产时间尚不明确的5套装置计划投产。若上述装置全部投产,每年可新增产能合计1075万吨左右。

图1 当前计划投建的PDH项目:

供不应求的丙烯可观的利润

目前国内丙烯主要来自于以石脑油为原料的炼厂裂解乙烯时的副产品。近年来由于大部分新建的乙烯装置已不再沿用以石脑油为裂解原料的生产工艺,而是采用以乙烷为原料的生产工艺,所以不再产生副产品丙烯。这也使得国内丙烯需求出现较大缺口。

金银岛数据显示,2013年,中国国内丙烯的实际产量为1460万吨,实际消费量为1710万吨。2013年丙烯的进口量为258万吨,据刘健称,预计今后丙烯进口量的增速约10%左右。

丙烯的供求失衡,催生了PDH的利润空间。PDH项目的最大特点是只需用一种原料丙烷来生产,产出主要为丙烯,另有副产品氢气。因此,丙烷与丙烯差价基本上将决定PDH项目的经济效益。金银岛分析师刘健称,从丙烷、丙烯过去近十年的差价情况来看,PDH项目理论上具有不错的盈利能力。据金银岛数据,截至3月底,每吨丙烷价格为6600元左右,丙烯每吨平均价格在9600元左右。据张宝春介绍,每吨丙烯生产成本、装置折旧、人工成本合计在2000元左右。照此算来,目前PDH装置每生产1吨丙烯,其利润在1000元左右,若再加上PDH 装置的副产品氢气产生的经济效益,PDH的利润堪称丰厚。

图2为当前国内丙烷与丙烯价格及其差价走势图

新工旧艺:煤制烯烃和石脑油制烯烃

除了PDH,当前制丙烯的工艺主要还有煤制烯烃和石脑油制烯烃。

石脑油制烯烃是传统的烯烃工艺,是指以石脑油为原料制取烯烃的技术。石脑油制烯烃近年来虽江河日下,但煤制烯烃技术强势兴起,也是PDH在制取丙烯工艺方面的劲敌。

煤制烯烃即煤基甲醇制烯烃,是指以煤为原料合成甲醇后再通过甲醇制取乙烯、丙烯等烯烃的技术。煤制烯烃作为新兴的新工艺,当前受到市场的热捧。

相比石脑油制烯烃,煤制烯烃可在一定程度上降低中国对进口原油的依赖度,再加上近年来煤炭价格持续低迷,煤制烯烃因成本优势被大力推崇。据中煤陕西榆林能源化工有限公司的副总经理李建阳介绍,当前煤制烯烃比油制烯烃成本低2000元左右,未来若煤价进一步走弱,煤制烯烃成本优势将更加明显。

目前来看,煤制烯烃相较于PDH也有成本优势。金银岛分析师刘健表示,现在煤制烯烃的成本要低于PDH。由于中国是“富煤”国,煤炭产能严重过剩,煤价或在很长一段时间内将保持当前低迷的态势。并且,国内甲醇产能也是大量过剩,价格持续疲软,这将为煤制烯烃行业提供充足的廉价原料,使煤制烯烃对PDH项目保持长期的成本优势。刘健认为,长远来看,煤制烯烃的优势相较PDH 更加明显。

图3为石脑油制丙烯(SC)、通过煤制甲醇制丙烯(MTO)、丙烷脱氢(PDH)制丙烯成本比较:

原料成PDH阿喀琉斯之踵

在第19届中国LPG国际会议会议上,某不愿透露姓名的专家曾表示,如果一定要将石脑油制烯烃、煤制烯烃和PDH三者优势相比,不可忽视的一点是,原料是关键。原料问题,正是国内PDH的阿喀琉斯之踵。

如前文介绍,PDH装置的唯一原料是丙烷,部分装置对丙烷的纯度要求在95%以上,但由于国内炼厂的丙烷硫含量偏高,而且供应量较为分散,中国PDH项目的原料丙烷完全依赖进口。因此,能否持续获得价格具有经济性的丙烷将成为PDH项目盈利与否的决定性因素。

据张宝春介绍,天津渤化PDH装置每年需要72万吨丙烷,几乎全部来自于国外。未来随着大量丙烷脱氢项目的上马,丙烷的供应量与供应价格是否能保持稳定,最为牵动市场人士的神经。

事实上,刘健称, PDH的发展确实将会受到原料丙烷资源的限制。刘健认为,丙烷资源丰富、价格稳定的中东和因页岩气革命带来廉价原料成本的美国,是最有利于建设PDH项目的地区。

刘健分析称,随着2015年国内PDH项目陆续上马,将对国内丙烯市场产生很大冲击,过去十年丙烯-丙烷的可观价差也将适当收窄。另外,中东和北美在建的PDH项目将于2015年前后投产,因此,2015年以后,国内PDH企业的盈利前景将变得不那么明朗。

生产原料完全依赖进口,或使国内PDH企业受制于人,深受铁矿石价格折磨的国内钢企当感受更深,国内的PDH企业,会否像钢企那样受原料的掣肘,答案已很明显。

芳构化前车之鉴 PDH后事之师

芳构化工艺是中国采用的第一种液化气深加工工艺,产出为芳烃汽油和民用气。借助中国政府推出4万亿经济刺激计划与国际原油价格大涨的良机,自2009年起,芳构化项目在国内如雨后春笋般展开。但这个看似朝阳的行业仅用3年时间便盛极而衰。到2014年,芳构化行业在中国已经走到没落的边缘。无序上马导致产能过剩,以及替代工艺烷基化的出现,让芳构化企业迅速陨落。

PDH有没有可能重蹈芳构化的覆辙?

据介绍,自2009年以来,国内烯烃的产能增速已经超过需求的增速。从预计投建的装置规模来看,国内企业对PDH项目的追逐热度已不亚于当年的芳构化项目。而具有低成本优势的煤制烯烃,以及尚未退出舞台的石脑油制烯烃,也将给PDH项目的前景蒙上一层阴影。

金银岛分析师刘健不无担忧地说,当前国内丙烯缺口在258万吨/年左右,今后国内丙烯下游需求增速将小于丙烯产量增速,若前文所述计划中的15套装置如期达产,那么到2017年左右,国内丙烯产能将出现过剩。

金银岛数据显示,2013年我国丙烯的实际产量为1460万吨,年均增速11%,预计2017年实际产量为2220万吨。需求方面的数据显然逊色,2013年我国丙烯的实际消费量为1710万吨,年均增速5.4%,预计2017年实际消费量2110万吨。

2017年或成为丙烯产能拐点。问题是,如果中国国内丙烯产能出现过剩,是否有合适的出口渠道?

金银岛分析师梁津表示,世界上现在有20多套运行中的PDH装置,主要集中在中东与东亚地区,另外,东亚及北美目前在建的PDH装置预计将在2015年-2020年投产。有鉴于此,未来中国过剩的丙烯产能或只向东南亚出口,而目前看来,国内丙烯的价格每吨仅比东南亚低100-200元,如果加上运费,中国丙烯价格在东南亚并不具有竞争力。

上马一套PDH装置造价不菲,据刘健介绍,产能60万吨的一套装置花费至少四五十亿元,从开工到投产,大概需要3年的时间。而PDH装置改建为其他生产设备的方法,目前还未有答案。这意味着,2015年再上马的PDH企业,极有可能尚未投产及面临产能过剩的局面。如果中国丙烯一旦过剩,不但PDH企业利润稀薄甚至亏损,企业花大价钱上马的设备也将一无所用,造成资源的极大浪费。

热闹过后,无序上马的PDH会否很快因产能过剩而一地鸡毛?一如曾经风光无限,而今已有企业因之倒闭的芳构化。

(特别感谢金银岛分析师刘健、梁津)

石油与石化:天津渤化丙烷脱氢项目投产关注丙

烷脱氢产业投资机会

信息来源:海通证券(贝格数据) 日期:2013-09-17 作者:.

天津渤化丙烷脱氢(PDH)项目投产

根据卓创资讯报道,天津渤化石化有限公司60万吨丙烷脱氢(PDH)项目计划于2013年9月16日正式开工。

点评:

1. 国内首套PDH装置投产

根据卓创资讯报道,天津渤化石化有限公司60万吨丙烷脱氢(PDH)项目计划于2013年9月16日正式开工。渤化PDH项目于今年6月中旬完成建设,6月底首船丙烷原料到货,装置至今已调试2个多月。根据我们的了解,渤化PDH项目已完成装置单机试车、联动试车等步骤,我们认为该装置的正式开工意味着装置能够投料进行连续化生产。如果项目能够顺利开车及投产,将提振市场对我国在建PDH项目未来成功投产的信心。

(1)天津渤化PDH项目为我国第一套建成的PDH装置,项目如果成功开车将对我国在建的丙烷脱氢装置起到示范作用,相关上市公司包括海越股份、卫星石化、东华能源等都有望从中受益。

(2)天津渤化和海越股份的PDH装置均是采用的美国Lummus公司工艺,如果渤化PDH项目能够顺利投产,海越股份PDH装置未来开车过程中有望借鉴渤化的成功经验,项目顺利开车将不存在太大困难。海越股份PDH项目设计产能60万吨,我们预计该项目将于2014年上半年建成投产。

(3)目前国内在建及拟建的PDH项目总产能超过1000万吨,其中有751万吨的产能计划于2014年投产。即使部分项目因建设进度、调试等原因推迟,2014年仍将有大量的PDH产能投放。卫星石化在建45万吨PDH项目预计于2013年底建成、2014年初投产。在从事PDH项目的企业中,卫星石化及海越股份PDH项目投产时间属于较早的,将获得显著的先发优势。

(4)2012年我国液化气表观消费量2516万吨,用于化工生产的液化气占比达到26%,预计2015年这一比例将接近60%。国内用于化工生产的液化气供应可能日趋紧张。海越股份PDH项目可使用国内液化气作为原料,较早的项目投产时间使公司得以提前锁定国内液化气原料供应,同时公司部分采用国外进口丙烷,液化气原料供应有保证。

2. 国内丙烯-丙烷价差保持在高位

自2012年10月以来,随着国际丙烯价格的逐渐走高,我国丙烯-丙烷价差也逐月扩大。根据隆众石化商务网的数据,2012年10月,丙烯-丙烷价差为50美元/吨,自今年4月以来,这一价差月均值在350~380美元/吨,较去年低点提高300美元/吨以上。9月以来该价差均值达到361美元/吨,国内丙烯-丙烷价差保持在较高水平在2012年全年的丙烷、丙烯价格水平下,国内PDH项目的毛利率小于5%。国内丙烷脱氢(PDH)项目盈利能力受丙烯-丙烷价差影响很大。若按目前的价格及价差水平计算,国内PDH项目吨毛利可达190美元左右,毛利率在13%以上。

3. 重点公司及投资建议

卫星石化:(1)三季度以来丙烯酸均价环比上涨25%,预计公司三季度净利润环比增长30%以上,第三季度EPS在0.3元以上;(2)公司丙烯酸及酯成本较同行低500~1000元/吨,PDH项目建成后,其成本优势有望进一步增强,预计每吨产品成本可较同行低1500~2000元;(3)45万吨丙烷脱氢项目按计划推进,我们预计该项目将于今年内竣工,明年初投产;(4)高吸水性树脂(SAP)、丙烯酸及酯、丙烷脱氢项目陆续建成将推动公司2014年业绩大幅增长,项目全部达产后,公司收入利润有望翻番。

我们预计卫星石化2013~2014年EPS分别为1.05、1.73元,“买入”评级。

海越股份:(1)天津渤化PDH项目为我国第一套建成的PDH装置,该装置投产后海越股份PDH项目将成为市场关注热点;(2)异辛烷将是最大亮点。今年底国内汽油将全面升级至国IV标准,届时对异辛烷的关注度会提升,我们预计公司60万吨异辛烷项目将于年底前建成;(3)我们预计公司60万吨丙烷脱氢项目于明年上半年建成,该项目将成为公司又一利润增长点。

我们预计海越股份2013~2014年EPS分别为0.23、0.94元,“增持”评级。

4. 风险提示

新增产能集中释放的风险、在建项目进度不达预期的风险。

丙烯:国内PDH装置最新动态

阿里巴巴化工2013-11-13来源:金银岛专题:金银岛打印

9月16日,天津渤海化工集团旗下的60万吨丙烷脱氢(PDH)项目正式投产,经过近两个月的装置调试,目前该装置已进入稳定生产阶段,据悉负荷已提升至9成以上。作为国内第一套正式投产的丙烷脱氢装置,其示范作用不言而喻,必将提振其他在建PDH项目未来成功投产的信心。国内各方对该项目始终保持高度关注,不仅因为其填补了我国PDH项目的空白,还因为随着未来越来越多的PDH项目上马,对我国丙烯产业将产生深远影响。

目前除天津渤化外,三锦石化、卫星石化、海越股份、东华能源、山东海力、烟台万华等PDH项目也在紧张建设中,以上项目均计划在2014年投产。未来两年,随着PDH项目的陆续投产,国内丙烯供应环节将得到极大补充,完全可以补缺不断增加的下游产能。(责任编辑:leonlee07)

石脑油芳构化操作规程

芳构化操作规程 第一章概述 第一节本装置生产任务及特点 随着我国淘汰70#汽油、2000年全面实现汽油无铅化进程的加快,对于加工流程简单的炼油厂,如何解决低辛烷值汽油组份的深加工问题必将成为技术改造的重点。 轻烃芳构化技术是近十年来发展起来的一种新的石油化工工艺技术,其特点是利用非贵金属改性的沸石催化剂将低分子烃类直接转化为苯、甲苯、二甲苯等轻质芳烃。与目前炼油厂采用的催化重整工艺相比,该技术具有以下几种特征:(1)使用的沸石催化剂具有一定的抗硫、抗氮能力,原料不需要深度精制。(2)其芳烃准备产率不受到原料芳烃潜含量限制。(3)低压、非临氢操作,其操作费用低,基本建设投资少,因而,芳构化技术的开发应用即将成为继催化重整技术以后的又一项生产石油芳烃或高辛烷值汽油组份的新工艺。 多年来,中国石化集团公司洛阳石化工程公司炼制研究所在轻烃芳构化生产芳烃或高辛烷值汽油等方面作了大量的研究开发工作,形成了自己的专有技术,并拥有两项发明专利(ZL93102129.4)。由洛阳石化工程公司炼制研究所等单位共同研究开发的劣质汽油芳构化改质技术已于1998年1月通过了中国石化集团公司(原中国石化总公司)组织的技术鉴定。该技术利用专有催化剂,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、裂解汽油等轻烃转化为芳烃,用于生产芳烃或高辛烷值汽油。 1998年8月,以直馏汽油为原料的1.0×104t/a芳构化改质工业示范装置在沈阳新民蜡化学品实验厂投入运行。该装置的运转结果达到了预期的目的(即液化石油气+汽油≥90%(wt);汽油ROM≥90),证实芳构化改质技术的可靠和可行性,具备了工业应用的条件。

安全试生产方案

10万吨/年石脑油芳构化项目 安 全 试 生 产 方 案

河南龙都石油化工有限公司 二零一四年六月 项目名称:10万吨/年石脑油芳构化、12万吨/年MTBE(一期)建设单位: 河南龙都石油化工有限公司 设计单位: 济南石油化工设计院 安装单位: 河南中亿化工设备安装有限公司 监理单位:濮阳市中原石化工程监理公司 编制: 董学坤陈锋吴玉华张强 审核:董学坤 批准:刘冰

一、方案编制目的 为了组织协调生产线各装置之间包括上下游装置之间,主要生产装置和公用工程装置之间的相互配合关系,验证工艺设计的可行性,设备的可靠性,安全设施的有效性,安全顺利而又最经济的本项目的生产设施,制定本试生产方案。 二、项目概况 河南龙都石油化工有限公司成立于2013年,是以生产销售高辛烷值汽油、柴油、燃料油、苯、甲苯、二甲苯为主的高新技术企业。公司位于濮阳工业园区许信路、铁路顺西路交叉口,占地103余亩,注册资金3000万元,现有员工126人,其中中高级技术人才22人。备案建设项目总投资亿,一期规划10万吨/年石脑油芳构化装置一套,配套8万吨/年芳烃分离装置;二期12万吨/年MTBE 生产装置一套。项目全部建成投产后可实现年销售收入50000万元、年创利税5800万元,并可安置社会劳动力260余人,具有较好的经济效益和社会效益。 该建设项目选址在濮阳工业园区许信路、铁路顺西路交叉口,项目已经濮阳工业园区经济发展局审核备案,取得了濮阳市城建局颁发的《建设工程规划许可

证》、《建设用地规划许可证》、《村镇规划选址意见书》。项目建设符合城镇规划要求。 三.工程进展 1、总平及项目规划设计:委托济南石油化工设计院进行规划设计。 2、委托河南兴荣行安全服务有限公司进行项目安全预评价。 3、土建工程由河南振兴建筑有限公司施工。 4、设备和管线由河南中亿化工设备安装有限公司进行安装,并经濮阳市质量技术检测中心检验合格,取得特种设备使用许可证,并经我公司验收合格。 5、消防设施经濮阳市消防支队验收合格。 6、防雷防静电设施经濮阳市气象局检验合格。 7、项目由濮阳中原石化工程监理公司全过程监理并出具监理报告。 8、根据工程设计,该项目共分为公用工程、10万吨/年石脑油芳构化及芳烃分离装置区、储存罐区、装卸区、办公区等。 目前已完成所有土建工程、设备管道及电气仪表安装、管道试压吹扫、防腐保温工作,并进行了单机和联动调试。 该项目安全设施,已根据安全评价和安全设施“三同时”的要求,从工艺设备、建筑施工、电气仪表、危险化学品仓储、消防管网、消防道路等方面采取了相应的安全措施。环保设施按环评要求建设完成并通过验收。 项目建设竣工资料已齐全并通过竣工验收,具备试生产条件。 四、生产准备 1.人员组织准备。实行项目经理负责制,项目经理对工程筹建到工程全部交工验收的全过程负责。设立生产机构,负责抓好各项生产准备工作,按设计定员和岗位技术标准组织有管理经验的干部和有实际操作经验的专业对口的技术人员、工人为骨干。工程技术部负责项目设计审查、施工监督和生产准备工作。操作工、维修工、主要岗位的操作、维修人员,聘用有实际操作经验的工人。

芳构化反应机理

芳构化反应机理

芳构化活性越低;在同碳数下,烯烃比烷烃更容易生成正碳离子,因而其活性较高;另外,异构烷烃因可以生成相对稳定的叔碳正碳离子,因此其芳构化活性高于正构烷烃。当用烯烃含量较低的FCC装置产的C4液化气制芳烃时,由于原料中烷烃含量高,活化时需要发生更多的裂解或脱氢反应,因此,虽然此后的烯烃低聚、环化反应为强放热,但整个芳构化反应会表现为净吸热。另一方面,当用烯烃含量较高的原料,如裂解抽余碳四或裂解碳五为原料生产芳烃时,由于这些烯烃可以直接通过吸附变成正碳离子,进而发生低聚、环化反应生成芳烃前体,减少了裂解或脱氢反应生成正碳离子环节,所以整个芳构化反应会表现为净放热反应。 同催化重整反应相比,芳构化反应相对节能,而重整反应耗能较大。这主要是因为:重整反应采用C6-C8烷烃为原料,主要发生脱氢反应,因此只有吸热过程;虽然芳构化技术中的芳烃前体也必须通过脱氢反应才能生成芳烃(吸热),但是芳构化技术中采用的轻烃原料一般含有相当一部分烯烃,因此总体上脱氢反应比重整工艺减少。其次,由于轻烃分子在生成芳烃时必须经过低聚和环化反应,而这些反应是强放热反应。因此,同重整反应相比,芳构化反应吸热程度低,而且其中一些放热反应所放出的热量可抵消另外一些吸热反应所吸收的热量(吸热和放热的平衡点根据原料性质不同而不同)。 值得注意的是,虽然烯烃和二烯烃容易芳构化,但对于进入反应器的芳构化原料中的烯烃和二烯烃含量还是要做适当限制。这是因为,烯烃浓度过高时容易在设备及催化剂表面发生聚合,缩短催化剂单程操作周期。二烯烃的危害甚于单烯烃。在实际生产中,一方面要通过原料控制二烯烃的含量,同时要注意保持足够的芳构化干气循环。另外,轻烃中的水分、含氧化合物和氮也是催化剂的毒物,应该加以严格控制。水分和含氧化合物反应生成的水分能够钝化催化剂上的酸性活性中心,缩短催化剂的寿命;而碱性氮则能中和破坏酸性中心,缩短催化剂单程操作周期及催化剂寿命。 不同烃分子生成正碳离子的途径及其相对难易

16关键装置和重点部位安全管理制度

1、目的 为加强对关键装置和重点部位的安全监管,预防安全事故的发生,保护员工生命和财产安全,依据《安全生产法》、《安徽省安全生产条例》、《危险化学品从业单位安全标准化规范评审标准》(以下简称评审标准)、《危险化学品从业单位安全标准化通用规范》(以下简称通用规范)制定本制度。 2、范围 公司生产活动中关键装置和重点部位的安全管理。 3、职责 3.1安全生产委员会对关键装置和重点部位的安全管理负全面领导责任。 3.2安环部负责根据《评审标准》、《通用规范》的要求,确定公司关键装置和重点部位,明确各级责任人并建立台帐。 3.3 各车间建立本车间关键装置和重点部位台帐,定期进行安全检查。 3.4各承包责任人负责定点承包的关键装置和重点部位的安全监督、指导、应急演练等。 3.5安环部负责对关键装置和重点部位定点承包管理情况进行检查和考核。

4、名词解释: 4.1关键装置:包括在易燃、易爆、有毒、易腐蚀、高温、高压、真空、深冷、临氢、烃氧化等条件下进行工艺操作的生产装置。 本公司关键装置有芳构化装置、MTBE装置、异构化装置。 4.2重点部位: (1)制造、储存、经营易燃易爆、剧毒等危险化学品场所,以及可能形成爆炸、火灾场所的罐区、装卸台、油库、仓库等。 (2)对关键装置安全生产起关键作用的公用工程系统等。 本公司重点部位有液态烃罐区、芳烃灌区、装卸区。 5、内容 5.1、根据公司安全生产委员会的确定,关键装置、重点部位各级主管担当关键装置、重点部位联系人。 5.2、联系人对所负责的关键装置、重点部位负有安全监督与指导责任,包括: (1)指导安全联系点实现安全生产; (2)监督安全生产方针、政策、法规、制度的执行和落实; (3)定期检查安全生产中存在的问题; (4)督促隐患项目治理; (5)监督事故处理原则的落实; (6)解决影响安全生产的突出问题等。 5.3、联系人应每月至少到联系点进行一次安全活动,活动形式包括参

轻烃芳构化技术及应用

轻烃芳构化技术及应用 近几年来,随着石油资源的日益减少,将丰富廉价的轻烃,转变为高附加值的苯、甲苯、二甲苯(BTX)的研究已成为当今重要的研究课题和热点问题。 轻烃芳构化是近年来发展起来的一种生产芳烃的新工艺,用于生产芳烃或高辛烷值汽油的调和组分。轻烃芳构化基本机理是低碳烯烃在固体酸表面活化成正碳离子,然后转化为低碳烯烃中间物种,再低度共聚生成六碳至九碳烯烃等低聚物。低聚物再通过环化、异构化和脱氢等反应步骤生成芳烃。 轻烃芳构化技术主要为非临氢,有两种工艺路线。 一种是芳烃型芳构化工艺路线,原料可以为轻烯烃和碳3以上烷烃,包括炼厂气、液化气、混合C4、裂解C5、油田轻烃等。主要产物是以三苯为主的芳烃(液相产品芳烃含量98%以上),反应温度较高(高于500℃),不仅可以转化碳四中的烯烃,同时碳四烷烃也可以得到转化,缺点是会产生较多的干气(15%左右)。 另一种是汽油型芳构化工艺路线,以高辛烷值汽油调合组分作为目的产物,原料可以为直馏汽油、加氢焦化汽油、轻石脑油、混合碳四、液化石油气等,反应温度较低(一般300-450℃),干气产量较低(低于2%),所得汽油辛烷值较高(RON 85-93或更高)。 国外在上世纪八十年代开始低碳烃的芳构化技术研究,陆续开发出以LPG为原料的移动床芳构化Cyclar工艺(UOP/BP)、采用固定床的M2-Forming工艺(Mobil)和Aroforming工艺(IFP)等轻烃芳构化技术。 20世纪80年代初,国内开始对轻烃芳构化催化剂进行探索。华东理工大学和山西煤化所分别对金属改性的ZSM - 5 沸石用于轻烃芳构化进行研究;抚研院以富含丁烯的C4 馏分、丙烷及混合C3 为原料,在改性的HZSM- 5沸石催化剂上

芳构化反应机理

2.2 工艺原理及特点 液化气芳构化装置的目的是将来自界区的碳四组分其它适宜的原料在DLP催化剂的作用下,通过芳构化反应转化为含有苯、甲苯及二甲苯的混合芳烃,同时生成含有氢气、甲烷及碳二至碳五馏分的气相。然后通过一系列的分离,最终产出符合标准的混合芳烃、轻芳烃及重芳烃,同时副产低烯烃的液化气及少量的干气。 C4液化气等低碳烃在芳构化催化剂中进行芳构化反应的过程较为复杂,以烷烃为例一般要经过脱氢、齐聚、环化及芳构化等过程最终才能生成芳烃,而烯烃的转化则没有脱氢的过程。上述过程中,烷烃脱氢的过程为吸热过程,而齐聚、环化及芳构化过程为放热的过程,所以烷烃的芳构化生成芳烃的能耗要比烯烃的芳构化过程要高。在低温条件下生产轻芳烃汽油组分时,齐聚、环化及芳构化的反应为主导反应,所以是一个强的放热反应。 2.2.1 工艺原理 反应机理 液化石油气等轻烃的芳构化机理十分复杂。一般认为,轻烃在分子筛的酸中心上芳构化反应时经历下列步骤:a)通过在酸中心上发生化学吸附生成正碳离子得到活化; b)正碳离子进一步脱氢和裂解生成乙烯、丙烯、丁烯和戊烯。这些小烯烃是芳烃分子的建筑单元。该步反应属于吸热反应;c)小烯烃分子在B酸中心上低聚(二聚、三聚)生 成C 6-C 8 烯烃,后者再通过异构化和环化生成芳烃前体(带6元环的前体)。该步反应属 于强放热反应;d)芳烃前体在L酸中心上通过脱氢生成苯、甲苯和C 8 等芳烃。这步反应属于吸热反应。在上述反应中,原料在酸中心上生成正碳离子的步骤最为关键,它决定了芳构化反应的活性和选择性。 C 3-C 8 之间的轻烃分子都可以在催化剂的酸中心上通过脱氢和裂解生成乙烯、丙烯、 丁烯和戊烯。当反应温度和催化剂的酸度相同时,从不同碳数的轻烃原料出发,可以得到具有同样热力学平衡分布的乙烯、丙烯、丁烯和戊烯。由于基本建筑单元的种类和浓度分布相近,所以从不同碳数的轻烃原料出发都可以得到苯、甲苯和C 8 等芳烃产物,并且原料对芳烃产物的分布影响不大。但是,若两种芳构化原料的碳数不同(如C3、C4、C5、C6、C7、C8)、结构不同(如直链烃、支链烃和环烷烃)和碳-碳键饱和程度不同(如烷烃、单烯烃、二烯烃),则其芳构化的活性、热效应和芳烃产率会有一定差别。一般来说,碳数越小的原料在酸中心上生成正碳离子越困难,其芳构化活性越低;在同

安全试生产方案教学提纲

安全试生产方案

10万吨/年石脑油芳构化项目 安 全 试 生 产 方

案 河南龙都石油化工有限公司 二零一四年六月 项目名称:10万吨/年石脑油芳构化、12万吨/年MTBE(一期)建设单位: 河南龙都石油化工有限公司 设计单位: 济南石油化工设计院 安装单位: 河南中亿化工设备安装有限公司 监理单位:濮阳市中原石化工程监理公司

编制: 董学坤陈锋吴玉华张强 审核:董学坤 批准:刘冰 一、方案编制目的 为了组织协调生产线各装置之间包括上下游装置之间,主要生产装置和公用工程装置之间的相互配合关系,验证工艺设计的可行性,设备的可靠性,安全设施的有效性,安全顺利而又最经济的本项目的生产设施,制定本试生产方案。 二、项目概况 河南龙都石油化工有限公司成立于2013年,是以生产销售高辛烷值汽油、柴油、燃料油、苯、甲苯、二甲苯为主的高新技术企业。公司位于濮阳工

业园区许信路、铁路顺西路交叉口,占地103余亩,注册资金3000万元,现有员工126人,其中中高级技术人才22人。备案建设项目总投资4.2亿,一期规划10万吨/年石脑油芳构化装置一套,配套8万吨/年芳烃分离装置;二期12万吨/年MTBE生产装置一套。项目全部建成投产后可实现年销售收入50000万元、年创利税5800万元,并可安置社会劳动力260余人,具有较好的经济效益和社会效益。 该建设项目选址在濮阳工业园区许信路、铁路顺西路交叉口,项目已经濮阳工业园区经济发展局审核备案,取得了濮阳市城建局颁发的《建设工程规划许可证》、《建设用地规划许可证》、《村镇规划选址意见书》。项目建设符合城镇规划要求。 三.工程进展 1、总平及项目规划设计:委托济南石油化工设计院进行规划设计。 2、委托河南兴荣行安全服务有限公司进行项目安全预评价。 3、土建工程由河南振兴建筑有限公司施工。 4、设备和管线由河南中亿化工设备安装有限公司进行安装,并经濮阳市质量技术检测中心检验合格,取得特种设备使用许可证,并经我公司验收合格。 5、消防设施经濮阳市消防支队验收合格。 6、防雷防静电设施经濮阳市气象局检验合格。 7、项目由濮阳中原石化工程监理公司全过程监理并出具监理报告。 8、根据工程设计,该项目共分为公用工程、10万吨/年石脑油芳构化及芳烃分离装置区、储存罐区、装卸区、办公区等。 目前已完成所有土建工程、设备管道及电气仪表安装、管道试压吹扫、防腐保温工作,并进行了单机和联动调试。

工艺知识芳构化

工艺知识芳构化 工艺知识 装置概况: 1、轻油芳构化装置,产品较重终馏点较高 2、装置改造,利用稳定塔再上溶剂油装置生产溶剂油 3、由于分离溶剂油的可操作性,改为利用溶剂油装置对轻油芳构化原料进行预处理脱除重组分---拔精粗200# 4、正值经济危机之际,原料油涨价而汽油降价,进行液化气芳构化流程改造,再利用溶剂油装置脱轻柴 5、为了更加容易控制反应器床层温度进行反应器改造,并更换R101B/D催化剂为液化气芳构化的专用催化剂 为了更加容易,期间进行的小流程改造不断;大家也看到了,改造的地方也比较多,都是为了操作稳定容易减少劳动强度与损耗,希望大家在以后的操作生产中能提出更好的流程改造方案。 1、富压机中间冷却器退油 2、溶剂油装置的脱丁烷塔顶放空至罐区 3、V110放空改至液化气外送线 4、吸收塔干气调节阀前改至液化气外送至液化气产品罐给罐区补压,调节阀后补压;由于液化气芳构化的催化剂不同,分阀前阀后补压 5、烧焦再生的补风线加调节阀控制补风量,补风管线加粗防冻 6、再生系统加放空调节阀改造,空压机入口加调节阀 7、P301、P302外送合在一起;P303外送与P305合在一起,P304外送与P306合在一起 8、仪表风分净化风与非净化风两条线,烧焦用非净化风 9、V101加放空调节阀 10、V106向V101压油流程 11、脱色塔进料的分布器堵,改用脱己烷塔当脱色塔使用 液化气芳构化的理论知识: 用富含烯烃(丁烯)的液化气作为原料,在反应器进行液化气芳构化 轻油芳构化的主要反应是:裂化、齐聚、环化、脱氢 液化气芳构化的主要反应为:叠合反应(属齐聚反应)此反应为强放热反应,所以反应器床层温度是温升而不是温降,有效地控制床层温度是重点;还进行环化、脱氢反应。 叠合反应是指两个或者两个以上的烯烃分子生成一个高分子量的烯烃的过程。 原料中烯烃含量越高,反应放出的温度越多,床层温度越高,反应周期缩短。 液化气芳构化的影响因素: 1、原料组成对芳构化反应的影响 随着原料中烯烃含量的增加,液体收率和芳烃增加,干气产率下降。 丁烯比丙烯更易发生芳构化反应。同等烯烃总含量的原料中,丁烯含量越高,其中液体产物收率越高,干气产率越低。同时,丁烷较丙烷更易发生芳构化反应。 液化气芳构化生成的芳烃中以轻质芳烃为主,但芳烃的具体分布有一定的差别,其中苯含量变化较大。主要表现为,苯含量随着原料中丁烯含量的升高而降低,相应的二甲苯的含量随着丁烯行

石脑油的分类

石脑油 石脑油又叫化工轻油,是以原油或其他原料加工生产的用于化工原料的轻质油。由于石脑油是炼化企业一次、二次加工能力的副产物,而没有单独用于生产石脑油的装置,因此,石脑油作为混合物,其产品的指标复杂多样。通常情况下,根据制取石脑油的工艺以及装置,将石脑油分为以下四类: 1、直馏石脑油 常减压蒸馏装置可以从原油中分离出各种沸点范围的产品和二次加工装置 原料。 常压塔能生产的产品有:塔顶生产汽油组分,重整原料、石脑油;常一线出喷气燃料(航空煤油)、灯用煤油、溶剂油、乙烯裂解原料;长二线出轻柴油、裂解原料;常三线出重柴油、润滑油和基础油;常压塔底出常渣。 减压塔能生产如下产品:减一线出重柴油、乙烯裂解原料;减二线可出乙烯裂解原料;减压各侧线油视原油性质和使用要求而可作为催化裂化原料、加氢裂化原料、润滑油基础油原料和石蜡的原料;减压渣油可作为延迟焦化、溶剂脱沥青、氧化沥青和减粘裂化的原料,以及燃料油的调合组分。 常减压装置生产的多为直馏石脑油,由于进口原油使用权的不断放开,直馏石脑油的市场份额将会增加。由于各家所产直馏石脑油指标不同,因此调油、切割溶剂油以及个别下游重整装置均可采用。 2、焦化石脑油 延迟焦化是重质油如重油、减压渣油、裂化渣油甚至土沥青等在高温条件下进行裂解和缩合反应,生成焦化、焦化柴油、焦化蜡油和焦化气体和焦炭。 延迟焦化装置产出的石脑油称为焦化石脑油,由于延迟焦化中很少有异构化、芳构化等反应,所以焦化石脑油中异构烷烃及芳烃含量相应较低,而硫、氮等杂质含量要高许多,与直馏石脑油相比,焦化石脑油芳烃潜含量含量较低。目前焦化石脑油为了达到重整原料要求都需要加氢精制或者预加氢。

化工毕业设计 轻烃芳构化

克拉玛依职业技术学院 毕业设计 题目;指导教师; 班级;精化1131 姓名;完成日期;2014/5/5 克拉玛依职业技术学院制时间;2014/5/5

石油化学工程系 目录 1前言 (1) 2轻烃芳构化技术概况 (2) 3 GAP工艺技术 (3) 3.1 GAP-I工艺技术及其工业应用 (4) 3.2 GAP-II工艺 (9) 3.2.1 GAP-II工艺流程和特点 (9) 3.2.2 原料及芳构化催化剂的性质 (9) 3.2.3 GAP-II工艺主要工艺条件 (10) 3.2.4 GAP-II工艺产品分布和产品性质 (11) 3.2.5 GAP-II工艺装置的总投资 (12) 3.2.6 芳构化改质装置的加工费用 (12) 3.3 GAP-III工艺 (13) 3.3.1 GAP-III工艺流程和特点 (13) 3.3.2 GAP-III工艺主要工艺条件 (13) 3.3.3 GAP-III工艺产品分布及产品性质 (14) 3.3.4 GAP-III工艺的装置总投资 (15) 3.3.5 GAP-III工艺的加工费用 (15) 3.4 GAP工艺应用小结 (16) 4 GTA工艺及其工业应用 (17) 4.1 GTA-I工艺 (17) 4.1.1原料及催化剂的性质 (17) 4.1.2工艺流程 (17) 4.1.3主要工艺参数 (18)

4.1.4 产品分布及产品性质 (18) 4.1.5 GTA-I工艺的装置总投资 (19) 4.1.6 装置加工费用 (20) 4.2 GTA-II工艺及其工业应用 (20) 4.2.1 原料性质 (20) 4.2.2 GTA-II工艺流程 (21) 4.2.3主要工艺参数 (22) 4.2.4产品分布及产品性质 (22) 4.2.5 GTA-II工艺的装置总投资 (23) 4.2.6 GTA-II工艺的装置加工费用 (23) 4.3 GTA工艺小结 (24) 5 结论 (24)

芳构化反应系统工艺流程

芳构化反应系统工艺流程-标准化文件发布号:(9456-EUATWK-MWUB-WUNN-INNUL-DDQTY-KII

芳构化反应系统工艺流程 混合碳四液化汽和石脑油是在KCIA-Ⅱ分子筛催化剂的作用下,经过碳四烯烃的叠合、脱氢环化、脱氢芳构化及烷烃的裂解等系列催化反应,生成混合芳烃,及副产品液化汽和干气。反应是强放热反应。 1)工艺流程及说明: A.加热反应部分 加热反应单元包括原料-产物换热器、加热炉、反应器、等单元设备操作。由MTBE或罐区来的原料C4和石脑油分别进入原料缓冲罐(V202、V201)。原料C4经泵P202提升后,经计量控制,一线送至原料-产物换热器E201,另一线送至产物-注冷料换热器E202;石脑油经泵P201提升后经计量控制,与一线原料C4混合送至原料-产物换热器E201。混合原料分别经原料-产物换热器E201、E203、加热炉F201加热至280-390℃后由反应器R201顶部进入反应器。部分原料液化气(或贫稀液化气)经产物-注冷料换热器E202加热汽化后,经计量控制分两线由反应器R201中部两催化剂床层之间注入反应器,以便于调节反应床层温度。反应产物由反应器R201底部采出分别经原料-产物换热器E203、(E-202)、E201换热后进入产物气液分离罐V203,罐底部凝液经泵P203提升后计量控制后进入稳定塔;罐顶分离出的气相经产物空冷器AC201、产物水冷器E204冷却至40℃后进入产物凝液分离罐V204,罐顶部采出为不凝气,进入吸收解吸塔T201中部塔板,底部采出液相,经泵P204提升后进入吸收解吸塔中部塔板。 B.催化剂再生部分 反应进行一段时间后,随着反应器R201中催化剂表面结焦的增加,催化剂表面活性降低,当检测到产品质量不能满足要求时,需将反应器R201切换出反应系统进行催化剂烧焦再生处理。催化剂再生采用氮气和空气作为再生气体,并控制再生气体中的氧含量,以防止反应催化剂床层再生烧焦超温破坏催化剂。烧焦前,首先启动再生循环气体压缩机C201,将氮气引至压缩机C201入口处,并经压缩机C201升压至1.0MPa、换热器E201、E203与循环再生气换热后进入再生循环气冷却器E216冷却后进入再生循环气液分离罐V207,罐底分离出循环气带出的油滴,并间歇排出,罐顶为循环气,引至压缩机C201入口增压循环,以逐步将反映其中的油气带出。当反应器中残留的油气满足安全要求,且反应器进口循环再生气的温度达到烧焦需要的温度时,开始从压缩机

轻烃芳构化技术

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 (1) 2轻烃芳构化技术概况 (2) 3G A P工艺技术 (3) G A P-I工艺技术及其工业应用 (4) 3.1.1芳构化催化剂及原料的性质 (4) 3.1.2G A P-I工艺流程 (5) 3.1.2.1G A P-I工艺反应部分流程 (6) 3.1.2.2再生部分 (6) 3.1.2.3产物分离 (6) 3.1.3工业装置标定结果 (6) 3.1.4装置的单程操作周期 (7) 3.1.5芳构化改质装置的总投资 (8) 3.1.6芳构化改质装置的加工费用 (8) G A P-I I工艺 (9) 3.2.1G A P-I I工艺流程和特点 (9) 3.2.2原料及芳构化催化剂的性质 (9)

3.2.3G A P-I I工艺主要工艺条件 (10) 3.2.4G A P-I I工艺产品分布和产品性质 (11) 3.2.5G A P-I I工艺装置的总投资 (12) 3.2.6芳构化改质装置的加工费用 (12) G A P-I I I工艺 (13) 3.3.1 GA P-II I工艺流程和特点 (13) 3.3.2 GA P-II I工艺主要工艺条件 (13) 3.3.3 GA P-II I工艺产品分布及产品性质 (14) 3.3.4 GA P-II I工艺的装置总投资 (15) 3.3.5 GA P-II I工艺的加工费用 (15) G A P工艺应用小结 (16) 4 GTA工艺及其工业应用 (17) G T A-I工艺 (17) 4.1.1原料及催化剂的性质 (17) 4.1.2工艺流程 (17) 4.1.3主要工艺参数 (18) 4.1.4产品分布及产品性质 (18) 4.1.5G T A-I工艺的装置总投资 (19) 4.1.6装置加工费用 (20)

芳构化催化剂应用

RGW-1新型催化剂在芳构化装置上的应用 董先赵荣彬 (南充炼油厂一车间) 摘要:本文介绍了RGW-1催化剂在我厂芳构化装置上的应用情况,结果表明该催化剂技术可靠,干气产率低,产品分布合理,质量满足控制要求,经济效益明显。 关键词:汽油改质芳构化工业应用 1 前言 南充炼油厂常减压蒸馏装置扩能100万吨/年后,年产直馏汽油17万吨,而与之配套的直流汽油加工能力仅10万吨/年,大量直馏汽油直接外卖,严重影响工厂整体经济效益。对芳构化装置扩能,使之能适应全厂100万吨/年配套加工能力成为当前重要研究课题之一。 四川石化南充炼油厂根据全厂统筹安排,将原10万吨/年芳构化装置改造成为18万吨/年芳构化装置,其中加工直馏汽油17万吨/年,加工重催液化气1万吨/年。通过技术交流和综合比较,南充炼油厂最终选择石科院的RGW-1催化剂,该催化剂具有反应温度低、抗积碳能力强、干气产量低和可将含烯烃液化气部分转化为高辛烷值汽油等优点。 2 催化剂特点及反应机理 RGW-1催化剂采用了石科院开发的细晶粒分子筛,活性高,抗积碳能力强,并加入了特殊的改性金属组元(锌、稀土和第ⅤA族元素),提高了催化剂的芳构化和异构化活性,同时催化剂稳定性进一步提高,单程运转周期大幅度延长。另外,该催化剂具备加工处理高含烯烃原料的能力,可将重催含烯烃液化气转换为高辛烷值汽油组分。 2.1催化剂表观性能 RGW-1催化剂为分子筛和γ-Al2O3混合挤条产品,主要表观性质见表1。 表1 催化剂表观性质 项目指标 比表面m2/g ≥280 压碎强度N/cm ≥90 外形白色条状 尺寸(直径×长度)mm φ2~3×5~8 堆密度g/cm30.70~0.74 新型RGW-1催化剂与芳构化装置原使用改性ZSM-5催化剂相比,催化剂晶粒大小有了较大改变,RGW-1催化剂晶粒大小约0.02~0.2μm,原催化剂晶粒大小约1~3μm。RGW-1催化剂晶粒变小的同时增加表面积,抗积碳能力也同时得到增强,延长催化剂单程使用寿命至原催化剂的1.5倍以上。

十万吨芳构化操作规程

目录 十万吨操作规程 (2) 1 概述 (2) 1.1原料规格 (2) 1.2催化剂组分及性质 (2) 1.3反应条件及反应结果 (2) 2 分析项目及方法 (2) 3正常开工和停工 (3) 3.1.工艺过程描述及操作条件 (3) 3.2开工方案及步骤 (4) 3.3长时间停工步骤 (6) 3.4短暂停工步骤 (7) 4 事故处理 (7) 4.1事故处理原则 (7) 4.2紧急停工 (7) 4.3反应器温度迅速上升、出现飞温现象 (8) 4.4停循环水 (8) 4.5短暂(晃电)停电 (8) 4.6停净化风 (9) 4.7燃气不足或燃气中断 (9) 5附:工艺流程图 (9)

十万吨操作规程 1 概述 本次开工是用装有南通扬子催化剂有限公司催化剂的大反应器进行轻油芳构化,进料量最大10t/h轻油及3t/h液化气。 1.1原料规格 山东仕通芳构化原料为外购轻油跟内部油,内部油先切除轻、重组分,保留C6~C9馏程段组分作为芳构化原料。外采轻油指标如下表 表1-1 原料要求 备注:建议采购饱和烃含量高的轻油。 1.2催化剂组分及性质 表1-2 催化剂物化性质 1.3反应条件及反应结果 1.3.1反应条件 表1-3 反应条件表

2 分析项目及方法 表2-1 分析项目及频次 3正常开工和停工 3.1.工艺过程描述及操作条件 3.1.1工艺过程描述 本装置由反应系统、稳定系统和分馏系统组成。 原料轻油通过原料罐,由泵送出,经换热器E601A/B、E602、E603 A/B、E611(导热油预热)、E604换热后去加热炉F601加热至所需的反应温度,然后送入反应器R602顶部进料。 由R602出来的反应产物温度较高,先送到分馏塔作为塔底再沸器E608热源,跨过E606再去E604作为原料的最后一段换热,从E604出来的反应产物经E603A/B进一步换热后,经稳定塔进料水冷换热器E610去稳定塔T-601作为该塔进料。稳定塔顶产物为液化气和少量不凝气,经换热器E601A/B与原料液化气换热,再进入冷却器E605A/B、E612A/B冷凝冷却,然后进入V601进行气液分离,液化气经P-602泵一部分作为T-601回流,另一部分作为产品液化气出装置进入罐区。V601罐顶不凝气排入干气高压斯管网。

芳构化催化剂分析

关于催化剂出现反应期缩短的原因分析 催化剂反应周期缩短、产品液化气烯烃增高,标志着催化剂活性降低,造成的主要原因是原料烯烃中含有醚类、醇类物质,在反应过程中产生水蒸汽,水蒸汽是催化剂老化剂,相当于在生产过程中催化剂不断老化。 水蒸气为什么是催化剂的老化剂呢?水蒸气进入催化剂孔道中造成催化剂孔道结构的破坏,同时会降低活性中心的数量,通常实验状态下,催化剂通过常压、300℃水蒸气老化32小时,常压、350℃水蒸气老化24小时,450℃老化20小时,600摄氏度老化6小时左右,一般催化剂在300℃一下水蒸气不会对催化剂产生影响,一旦温度提高到400℃以上,催化剂的老化将非常明显,但是催化剂的活性降低到一定程度后,其活性将降低的非常慢,也就是水蒸气对催化剂活性影响将变得很小。目前,装置的生产也可以说是不断的在对催化剂进行老化,当老化到一定程度,催化剂将保持一定的低活性,其活性衰减将变得极为缓慢。 通过近期催化剂表现上看,装置催化剂已经处于某一老化阶段,单从温度梯度上判断,目前洛阳催化剂的反应主要表现为叠合、异构、裂解、脱氢反应,可以通过基本的有机化学常识判断,放热反应是叠合、聚合、脱氢,吸热反应是异构、裂解、脱氢反应,当叠合、聚合放热反应热Q放小于异构、裂解、脱氢反应Q吸时,反应床层表现为基本没有温度梯度或出现温度梯度下降趋势,同时反应产物液相中芳烃含量降低,异构烯烃、异构烷烃、直链烷烃增高,甚至出现芳烃含

量非常低的情况,说明催化剂其芳构化能力降低、异构化能力增强。 但并不是说异构能力增强标志着催化剂已经失活,只能说催化剂的活性已经很低,不适合作轻油芳构化催化剂,相反,活性的降低反而有利于烯烃的叠合,抑制裂解反应的发生,对于提高液相收率更为有利。 通过以上分析,不论是北京催化剂还是洛阳催化剂都存在严重的水蒸气危害,而且这种危害是十分致命的,水蒸气可以造成催化剂永久性失活,这种失活是不可逆的,当然,水蒸气并不是将催化剂的活性完全降低,只是将催化剂的活性降低到某一低活性阶段,这种催化剂可称之为“低活催化剂”,对于“低活催化剂”,需要采用更为精制的管理和使用才能在生产中发挥其重要的作用。 “低活催化剂”简言之就是催化剂的活性低,也就是其活性中心少,要想合理有效的利用好该催化剂就必须严格控制进入反应器的烯烃含量,比如说60%和40%烯烃含量的原料相同流量进入反应器,假设前者其反应周期是2天,后者的反应周期可能为3天,甚至4天。因为烯烃含量低的原料其结焦率和放热率都较低,其反应周期当然长。相反,烯烃含量过高,会造成结焦速度过快,失活过快,反应周期缩短。但烯烃含量高,并不会同比例的增加液相收率,原因很简单,在活性中心数量一定的情况下,催化剂与烯烃的反应量是一定的,无论增加多少烯烃,催化剂都不能将其完全转化为液相,相反会发生烯烃加氢、烯烃异构化反应,甚至造成原料进料量降低,加工量降低的弊端。

球罐操作规程

卸碳四操作规程 目录 一级文件:球罐操作规程 (1) 一、基本情况 (1) 二、可能事故及危险预测 (1) 三、操作原则 (1) 四、岗位人员编制 (2) 五、操作工职责 (2) 六、操作要求 (2) 二级文件:程序 (3) 一、球罐正常操作程序 (3) 二、装卸台操作程序 (3) 三级文件:人员分工 (4) 一、装卸台员工职责 (4) 二、球罐及压缩机员工职责 (4) 四级文件:作业记录 (5) 一、槽车卸车记录 (5) 二、压缩机、球罐操作记录 (5)

一级文件:球罐操作规程 一、基本情况 石油化工有限公司位于---------工业圆区,生产液化气和高辛烷值汽油调和组分。2008年1月项目建成,占地面积00亩。0000m3球罐是公司0000年0000月技改项目,目前公司液化气为主要生产原料,经芳构化工艺精炼生产汽油、液化气的化工产品的专业石化企业。 原料液化气作为主要生产原料之一,操作量大、点多、面广,贯穿整个公司装置的生产工艺过程。液化气是一种易燃易爆有毒物质,常温下为无色气体,比空气重。与空气混合能形成爆炸性混合物,一旦遇有火星或高热就有燃烧、爆炸的危险。它具有如下特性:1、极易引起火灾。2、爆炸可能性极大。3、破坏性强。4、具有冻伤危险。5、能引起中毒。一在底浓度下主要为轻度麻醉作用,在高浓度下可使人中毒窒息。为了提高公司广大职工在大面积液化气泄漏情况下的安全防范意识及自我保护技能,有效保护生命安全和国家财产,特制订公司液化气操作规程。 二、可能事故及危险预测 公司液化气芳构化装置,主要以碳四为原料生产高辛烷值调合组分和民用液化气芳构化为原料进行芳构化反应。生产出民用液化气和高辛烷值汽油调和组分。液化装置。以南C 4 原料,卧式罐4台00m3储存液气贯穿整个芳构化装置的生产过程。公司共球罐2台储存C 4 化气,总容量为0000m3,贮存能力000吨。液化气储罐达到了重大危险源。 液化石油气常温常压下呈气态状态,在低温或加压下使之成为液态状态。液化石油气容 S,易引起燃烧;爆炸极限低,仅为1.5%~9.5%,容易引起爆炸;液化石油气含有少量的H 2 能引起中毒;液化石油气从液态变成气态要吸收大量的热,具有冻伤危险。液化石油气比空气重约为空气的1.5倍,一旦泄漏易积存于低洼、沟槽处,形成爆炸性气体。 三、操作原则 1、总体原则 (1)以人为本,按照操作程序作业,,确保设备安全使用及日常保护。 (2)作业前先检查,确认无异常方能作业。 (3)操作要平稳、开关阀门要注意顺序,启动设备前先联系。 (4)作业完毕好要检查。

石脑油芳构化操作规程范文

石脑油芳构化操作 规程

芳构化操作规程 第一章概述 第一节本装置生产任务及特点 随着中国淘汰70#汽油、全面实现汽油无铅化进程的加快,对于加工流程简单的炼油厂,如何解决低辛烷值汽油组份的深加工问题必将成为技术改造的重点。 轻烃芳构化技术是近十年来发展起来的一种新的石油化工工艺技术,其特点是利用非贵金属改性的沸石催化剂将低分子烃类直接转化为苯、甲苯、二甲苯等轻质芳烃。与当前炼油厂采用的催化重整工艺相比,该技术具有以下几种特征:(1)使用的沸石催化剂具有一定的抗硫、抗氮能力,原料不需要深度精制。(2)其芳烃准备产率不受到原料芳烃潜含量限制。(3)低压、非临氢操作,其操作费用低,基本建设投资少,因而,芳构化技术的开发应用即将成为继催化重整技术以后的又一项生产石油芳烃或高辛烷值汽油组份的新工艺。 多年来,中国石化集团公司洛阳石化工程公司炼制研究所在轻烃芳构化生产芳烃或高辛烷值汽油等方面作了大量的研究开发工作,形成了自己的专有技术,并拥有两项创造专利(ZL93102129.4)。由洛阳石化工程公司炼制研究所等单位共同研究开发的劣质汽油芳构化改质技术已于1998年1月经过了中国石化集团公司(原中国石化总公司)组织的技术鉴定。该技术利用专有催化剂,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、裂解汽油等轻烃转化为芳烃,用于生产芳烃或高辛烷值汽油。 1998年8月,以直馏汽油为原料的1.0×104t/a芳构化改质工业示范装置在沈阳新民蜡化学品实验厂投入运行。该装置的运转结果达到了预期的目的(即液化

石油气+汽油≥90%(wt);汽油ROM≥90),证实芳构化改质技术的可靠和可行性,具备了工业应用的条件。 当前,广西田东石油化工总厂是一个加工原油18万吨的小型炼厂。在国家强制取消70#汽油的生产和销售后,该厂将有2万吨的直馏汽油无法作为汽油调和组分出厂,因此,采用洛阳石化工程公司开发的劣质汽油调和组分出的劣质汽油芳构化改质技术就能很好地解决这一问题。 第二节生产基本原理及技术概述 2.1轻烃芳构化的化学反应机理 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”再经过正碳离子机理“连接”成环,经过脱氢转移生成芳烃。由于受到分子在HZSM-5沸石上的芳构化产品分布相近。 烃分子在HZSM-5沸石孔道内的裂化反应遵循正碳离子反应,但由于HZSM-5沸石上的芳构化反应是一个择形催化过程,烃分子在这种沸石上的裂化不同于一般的裂化规律。由于孔道开口及孔道内扩散空间的约束,直链更容易接近内表面酸性中心而优先裂化。如不同结构烷烃的裂化速率的大小顺序为: 直链烷烃﹥单侧链烷烃﹥双侧链烷烃 烃分子首先裂化成低分子烯烃,进而生成BTX的反应历程,能够描述为图1所示的过程。 +→ CH3-CH2-CH-CH3+CH3-CH2-CH=CH2← CH3-CH2-CH-CH3

芳构化反应机理

芳构化反应机理 Document serial number【UU89WT-UU98YT-UU8CB-UUUT-UUT108】

工艺原理及特点 液化气芳构化装置的目的是将来自界区的碳四组分其它适宜的原料在DLP 催化剂的作用下,通过芳构化反应转化为含有苯、甲苯及二甲苯的混合芳烃,同时生成含有氢气、甲烷及碳二至碳五馏分的气相。然后通过一系列的分离,最终产出符合标准的混合芳烃、轻芳烃及重芳烃,同时副产低烯烃的液化气及少量的干气。 C4液化气等低碳烃在芳构化催化剂中进行芳构化反应的过程较为复杂,以烷烃为例一般要经过脱氢、齐聚、环化及芳构化等过程最终才能生成芳烃,而烯烃的转化则没有脱氢的过程。上述过程中,烷烃脱氢的过程为吸热过程,而齐聚、环化及芳构化过程为放热的过程,所以烷烃的芳构化生成芳烃的能耗要比烯烃的芳构化过程要高。在低温条件下生产轻芳烃汽油组分时,齐聚、环化及芳构化的反应为主导反应,所以是一个强的放热反应。 2.2.1 工艺原理 反应机理 液化石油气等轻烃的芳构化机理十分复杂。一般认为,轻烃在分子筛的酸中心上芳构化反应时经历下列步骤:a)通过在酸中心上发生化学吸附生成正碳离子得到活化;b)正碳离子进一步脱氢和裂解生成乙烯、丙烯、丁烯和戊烯。这些小烯烃是芳烃分子的建筑单元。该步反应属于吸热反应;c)小烯烃 分子在B酸中心上低聚(二聚、三聚)生成C 6-C 8 烯烃,后者再通过异构化和环 化生成芳烃前体(带6元环的前体)。该步反应属于强放热反应;d)芳烃前体在L酸中心上通过脱氢生成苯、甲苯和C 8 等芳烃。这步反应属于吸热反应。在上述反应中,原料在酸中心上生成正碳离子的步骤最为关键,它决定了芳构化反应的活性和选择性。 C 3-C 8 之间的轻烃分子都可以在催化剂的酸中心上通过脱氢和裂解生成乙 烯、丙烯、丁烯和戊烯。当反应温度和催化剂的酸度相同时,从不同碳数的轻烃原料出发,可以得到具有同样热力学平衡分布的乙烯、丙烯、丁烯和戊烯。由于基本建筑单元的种类和浓度分布相近,所以从不同碳数的轻烃原料出发都可以得到苯、甲苯和C 8 等芳烃产物,并且原料对芳烃产物的分布影响不大。但是,若两种芳构化原料的碳数不同(如C3、C4、C5、C6、C7、C8)、结构不同

工艺技术管理制度

ARJ-JS-ZD-2016-001 分发号:安瑞佳工艺技术管理制度汇编编制:2016年月日 审核:2016年月日 审批:2016年月日 黑龙江安瑞佳公司技术部 201年月日实施 目录

工艺技术管理制度 1目的 为了有效组织、执行本公司的生产工艺纪律,达到保障各装置安稳长满优的生产,为公司创造最大的经济效益的目的,特制定本制度。2管理职责 组织车间编制、修订操作规程,并负责检查岗位操作是否严格按操作规程执行,操作参数有无超标现象。 工艺卡片编制、审核与执行情况,工艺操作指标控制是否在安全范围,对偏离控制范围的指标要安排车间或工程师给出原因分析。 组织车间编制、修订冬季操作法,并负责督促车间落实到位。 是否严格执行有关三剂管理制度,查处领取药剂质量把关情况,查处三剂指标不符合要求而导致生产波动或产品质量受影响问题。 装置工艺过程变更中履行部门审批程序,识别变更产生的风险,查处安全措施落实情况,检查变更过程的安全情况。 操作记录的填写。检查按时巡检、认真填写岗位操作记录情况,检查有无随意涂改记录,查处假记录现象。 工艺过程管理。对生产出现的异常现象或工艺技术问题,督促及时查明原因,并采取相应措施,避免造成生产事故。 开停工方案是否按时上报审批,避免影响开停工的进度。开停工方案要识别出开停工过程存在的风险和环境影响,并制定相应的削减措施,确保开停工过程的安全。 对相关工艺记录的上报进行管理。督促按时上报工艺技术月报、季报、年报。 数据统计与分析。各类统计报表、分析,项目是否齐全,统计数据是否真实可靠,不得漏报、错报、瞒报、迟报,并及时归档按照保存时效进行保存。

芳构化反应系统工艺流程

芳构化反应系统工艺流程 混合碳四液化汽和石脑油是在KCIA-Ⅱ分子筛催化剂的作用下,经过碳四烯 烃的叠合、脱氢环化、脱氢芳构化及烷烃的裂解等系列催化反应,生成混合芳烃, 及副产品液化汽和干气。反应是强放热反应。 1)工艺流程及说明: A.加热反应部分 加热反应单元包括原料-产物换热器、加热炉、反应器、等单元设备操作。 和石脑油分别进入原料缓冲罐(V202、V201)。原料由MTBE或罐区来的原料C 4 C 经泵P202提升后,经计量控制,一线送至原料-产物换热器E201,另一线送4 至产物-注冷料换热器E202;石脑油经泵P201提升后经计量控制,与一线原料 C 混合送至原料-产物换热器E201。混合原料分别经原料-产物换热器E201、E203、4 加热炉F201加热至280-390℃后由反应器R201顶部进入反应器。部分原料液化 气(或贫稀液化气)经产物-注冷料换热器E202加热汽化后,经计量控制分两线 由反应器R201中部两催化剂床层之间注入反应器,以便于调节反应床层温度。 反应产物由反应器R201底部采出分别经原料-产物换热器E203、(E-202)、E201 换热后进入产物气液分离罐V203,罐底部凝液经泵P203提升后计量控制后进入 稳定塔;罐顶分离出的气相经产物空冷器AC201、产物水冷器E204冷却至40℃ 后进入产物凝液分离罐V204,罐顶部采出为不凝气,进入吸收解吸塔T201中部 塔板,底部采出液相,经泵P204提升后进入吸收解吸塔中部塔板。 B.催化剂再生部分 反应进行一段时间后,随着反应器R201中催化剂表面结焦的增加,催化 剂表面活性降低,当检测到产品质量不能满足要求时,需将反应器R201切换出 反应系统进行催化剂烧焦再生处理。催化剂再生采用氮气和空气作为再生气体, 并控制再生气体中的氧含量,以防止反应催化剂床层再生烧焦超温破坏催化剂。 烧焦前,首先启动再生循环气体压缩机C201,将氮气引至压缩机C201入口处, 并经压缩机C201升压至1.0MPa、换热器E201、E203与循环再生气换热后进入 再生循环气冷却器E216冷却后进入再生循环气液分离罐V207,罐底分离出循环 气带出的油滴,并间歇排出,罐顶为循环气,引至压缩机C201入口增压循环, 以逐步将反映其中的油气带出。当反应器中残留的油气满足安全要求,且反应器 进口循环再生气的温度达到烧焦需要的温度时,开始从压缩机C201入口引入空 气,烧焦初期,要求控制循环再生气中的氧体积含量不大于0.5%,以控制反应

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