芳烃简介
芳烃车间简介
芳烃车间是化工一厂主要生产车间之一，管理着两套芳烃抽提装置，其中芳烃抽提一套装置总投资约为八千万元，占地约为2.74万平方米，设计年加工加氢汽油10万吨，实际年加工加氢汽油8万吨，芳烃抽提一套装置于1992年9月建成试车，1994年3月开始正式生产；芳烃抽提二套装置总投资约为六千万元，占地约为1.24万平方米，设计年加工加氢汽油12万吨，实际年加工加氢汽油12万吨，芳烃抽提二套装置于1999年7月建成试车并开始正式生产；两套装置既可单独生产，也可以互相供料，根据原料供应情况灵活变化，降低能耗物耗。这两套芳烃抽提装置均采用北京石科院的技术专利，两套装置均由大庆石化总厂工程公司承包建设。
芳烃抽提装置由抽提、精馏、公用工程、罐区等部分组成，是以裂解加氢汽油为原料，采用环丁砜抽提技术（UOP抽提技术），以环丁砜为溶剂进行液液抽提，并应用萃取蒸馏和汽提蒸馏，将原料中的混合芳烃分离出来，再经普通精馏进一步分离成纯度较高的最终产品：苯、甲苯、二甲苯以及副产品：抽余油、碳九芳烃。芳烃抽提一套装置设计能耗为155千克标油/吨原料油，芳烃抽提二套装置设计能耗为147千克标油/吨原料油。两套同时运行的实际能耗为185千克标油/吨原料油。
芳烃抽提装置从2002年开始采取“两头一尾”操作方案，即开一、二套芳烃抽提系统和二套精馏系统，一套精馏不开备用的模式生产，采取这种操作方案之后，装置能耗大大下降，员工劳动强度也相对减少。经过多年的实践，能耗为140千克标油/吨原料油。
芳烃车间共有设备419台，其中动设备126台，静设备293台，占地面积20400m2,2011年10月有员工70人，生产班组6个，采取五班三倒一白班制。
1.1.3 工艺流程说明
1.1.3.1 芳烃一套装置抽提系统
（1）抽提塔T－101塔
从G1单元输送来的原料加氢汽油经累计流量表计量同时经抽余油混对后进入原料油中间罐，并由抽提进料泵抽出，经预热后由进料流量调节阀调节送入抽提塔。溶剂环丁砜分别进入抽提塔顶部和烃相进料中，在溶剂的选择溶解下，进料中的芳烃和非芳烃被分离形成比重较大的富溶剂相（溶剂和芳烃）和较轻的烃相（非芳烃），因比重不同两相形成逆向流动，富溶剂相从塔底靠自压流入提馏塔塔顶，烃相在压力的作用下从抽提塔顶压入抽余油水洗塔。
（2）抽余油水洗塔T-102塔
抽余油水洗塔有七块筛孔塔板并设有上（烃）、下（水）循环回路及循环泵，以提高洗涤效果，水洗后的抽余油含溶剂≤5mg/kg,从塔顶出来经泵打出一股回到塔下部做循环回流，一股进入抽余油中间罐TK-104，洗涤水是来自溶剂回收塔顶回流罐冷凝水，抽余油水洗塔底的水液送至水汽提塔加热成水蒸汽蒸出并用做溶剂再生塔及回收塔的汽提水蒸汽，形成洗涤水——汽提水蒸汽的闭路循环。
2010年大检修对T-102塔进行了改造，一是将塔底界位计浮子在原来的基础上又增加了一块，使塔底界位显示从原来的2.2米增加到4.5米；二是在塔底增加了精密压力指示仪表，可以通过塔底压力的细微变化推测塔界位的变化。
（3）提馏塔T-103塔
抽提塔底的富溶剂经贫富溶剂换热器换热后，靠自压流入提馏塔顶，为了提高萃取蒸馏效果，提高芳烃与非芳烃的相对挥发度，由有水汽提塔再沸器出来的贫溶剂分出一部分（称为第二溶剂）经调节其流量与富溶剂一起加入提馏塔，提馏塔以2.3MPa蒸汽为热源的塔底再沸器加热，塔顶蒸出物与水汽提塔顶气相物料并同来自精馏部分的拔顶苯一起经水泠器冷凝并贮于提馏塔分水罐中分层，油相由返洗液泵抽出送入抽提塔底作为返洗液，水相由冷凝水泵抽出送往水汽提塔。当系统内的水或贫溶剂的PH降低时，为避免酸性物质腐蚀设备需往提馏塔分水罐中加入中和剂单乙醇胺，控制溶剂PH值为5.5～6.0。
（4）回收塔T-104塔
提馏塔底富溶剂由塔底泵抽出进入回收塔，在该塔内使芳烃和溶剂分离，回收塔中间再沸器和塔底再沸器是用2.3MPa蒸汽加热，塔顶蒸出的混合芳烃及水蒸汽经空冷器及水冷器及后水冷器冷凝后进入回收塔回流罐分层，水层用冷凝水泵抽出送往水洗塔做洗涤水用，混合芳烃由回收塔回流泵抽出，一部分回流至回收塔顶，其余部分采出进入混合芳烃罐作为精馏系统的原料。回收塔釜的高温溶剂经贫溶剂泵抽出，少部分送到溶剂再生塔进行再生，绝大部分经水汽提塔罐式再沸器换热后送至抽提塔和提馏塔。
（5）水汽提塔T-105塔
提馏塔分水罐的冷凝水经泵和抽余油水洗塔底的洗涤水合并为水汽提塔的进料，此进料主体是水，含有微量烃和少量溶剂。水汽提塔是有罐式再沸器的塔，塔体装有2米高的金属鲍尔环填料，进料从顶部进入，塔顶蒸汽含有微量烃，合并于提馏塔顶物流在水冷器中一起冷凝，大量水蒸汽从罐式再沸器上部导出引向溶剂再生塔继而串联到回收塔为该两塔的汽提蒸汽，再沸器底含有溶剂的水溶液则经泵送到回收塔下部。
（6）溶剂再生塔T-106塔
来自水汽提塔的汽提汽从溶剂再生塔釜入塔。其再沸器用2.3Mpa蒸汽加热。塔顶含溶剂的蒸汽作为汽提汽直接送入回收塔底部，溶剂再生塔与回收塔在真空条件下串联操作，溶剂中的杂质，逐渐积存于再生塔底，对其不定时清洗。
1.1.3.4 芳烃二套装置抽提系统
从外界来的加氢汽油经FIQ-3130累计流量表同时经抽余油混对到车间指定的要求值后，进入原料油中间罐ATK-907E/F罐，并由抽提进料泵P-304A/B抽出，经E-301预热使加氢汽油的进料温度为40℃，由FRC-3101流量调节阀调节其流量将加氢汽油送入抽提塔T-301塔，
（1）抽提塔T-301塔
加氢汽油由抽提进料泵P-304A/B从原料油罐ATK-907E/F罐抽出，经E-301预热使加氢汽油的进料温度为40℃，由FRC-3101流量调节阀调节其流量送入抽提塔T-301塔，抽提塔T-301塔的进料板设在第48、58、68块塔板上，并根据进料组成确定进料位置，正常时为58层板进料。
环丁砜自回收塔T-304塔底由贫溶剂泵P-310A/B打出经水汽提塔T-305再沸器E-308换热后，温度降低到150℃，再经贫富溶剂换热器E-303A/B/C换热，由于TC-3102控制其温度为80℃，FC-3104调节其流量进入抽提塔T-301塔顶，溶剂相密度比烃相大，沉落在筛板上形成一定高度，能克服筛孔阻力的液层并通过筛孔成分散落入下一层筛板，在两板之间分散的溶剂相与连续的烃相接触。苯、甲苯、二甲苯等芳烃组分在溶剂相和烃相两种液相之间的分配系数，大于非芳烃组分，经过多组平衡，芳烃组分富集在溶剂中而达到人为要求的目的，抽提塔原料入口以下称为返洗段，抽提物分馏塔T-303顶蒸出的返洗液（含沸点较低的非芳和芳烃）进入抽提塔下部（第80板下）如返洗液中积累多量烯烃，也可分别改入较高位置入塔，返洗液中的芳烃可部分地置换富溶剂相中的非芳烃、低沸点非芳烃可部分地置换溶剂相中的重质非芳烃，从而减少塔底抽出物（富溶剂）非芳烃含量；保证抽提物产品质量（特别是C8芳烃）质量合格。
T-301塔底的富溶剂经E-303A/B/C换热后，靠自压进入提馏塔T-303塔。
（2）抽余油水洗塔T-302塔
抽余油水洗塔T-302有七块筛孔塔板并设有上（烃）、下（水）循环回路及循环泵P-306A/B、P-307A/B等设施，以提高洗涤效果，水洗后的抽余油设计指标含溶剂≤5mg/kg，但抽余油中水含量增大，影响产品质量和冬季容易冻凝管线，所以经过协调，抽余油指标（XFS-3#）规定控制含溶剂≤300mg/kg，抽余油从塔顶出来经泵P-307打出一股回到塔下部做循环回流，另一股进入抽余油中间罐TK-104罐或TK-200B罐，TK-104罐或TK-200B罐的抽余油经P-115送到装置外的成品罐区，洗涤水来自溶剂回收塔顶回流罐V-303冷凝水经P-312A/B升压后从T-302上部进入抽余油水洗塔T-302塔，抽余油水洗塔T-302塔底的水液送至水汽提塔T-305成水蒸汽蒸出并用做溶剂再生塔T-306塔及回收塔T-304塔的汽提水蒸汽，形成洗涤水——汽提水蒸汽的闭路循环。
2010年大检修对T-302塔进行了改造，一是将塔底界位计浮子在原来的基础上又增加了一块，使塔底界位显示从原来的2米增加到5米；二是在塔底增加了精密压力指示仪表，可以通过塔底压力的细微变化推测塔界位的变化。
（3）提馏塔T-303塔
T-303塔共有34块塔板，从T-301塔底的富溶剂经E-303A/B/C换热后靠自压进入提馏塔T-303塔顶第1块板，为了提高萃取蒸馏效果，提高芳烃与非芳烃的相对挥发度，由E-308出来的贫溶剂分出一部分（称为第二溶剂）经FC-3110调节其流量与富溶剂一起加入提馏塔，经2.3MPa蒸汽为热源的塔底再沸器E-305加热，由FC-3111调节蒸汽进入量与塔底压力PC －3103串级来控制T-303塔底温度，由于溶剂高温分解加快，在E-305物料侧（壳程）入口处增加一股1.0MPa蒸汽做汽提蒸汽，降低塔釜控制温度。受FC-3109流量调节控制的塔顶蒸出物与T-305塔顶气相物料并同来自精馏部分的拔顶苯（间歇，与精馏调整有关）一起经空冷器E-306、水泠器E-306/1、水泠器E-306/2（不走空冷E-306）冷凝后贮于V-302中分层，V-302中的油相由返洗液泵P-309A/B抽出，由V-302液位LC-3104与FC-3112串级调节其流量送入T-301塔底作为返洗液，水相由冷凝水泵P-308A/B抽出由LC-3105调节水流量控制界面送往T-305塔，当系统内的水或贫溶剂的PH降低时，为避免酸性物质腐蚀设备需往V-302中加入单乙醇胺，控制溶剂PH值5.5～6.0。
T-303塔底富溶剂由塔底泵P-317A/B抽出，用LC-3103控制塔釜液面进入回收塔T-304第16板。
（4）回收塔T-304塔
T-303塔底富溶剂由塔底泵P-317A/B抽出，用LC-3103控制塔釜液面进入回收塔T-304第16板，在该塔内使芳烃和溶剂分离，回收塔中间再沸器E-311和塔底再沸器E-307分别用2.3MPa蒸汽加热，E-311设置蒸汽进入量调节阀FC-3113用以控制塔上部温度，E-307蒸汽进入量控制FC-3114与塔釜温度控TC-3113串级调节用以控制塔釜温度，并由FR-3125记录流量，进入回收塔底部再沸器E-307，和T-305塔釜水经水汽提塔底泵P-311A/B抽出，在液面LC－3106控制下送入T-304塔第32板、T-304塔顶蒸出的混合芳烃及水蒸汽及水蒸汽经空冷器E-310及水冷器E-310/1、水冷器E-310/2（不走空冷E-310）进入回收塔回流罐V-303分层，水层用冷凝水泵P-312A/B抽出，由FC-3120调节流量送往水洗塔T-302做洗涤水用，混合芳烃由回收塔泵P-313A/B抽出，部分在FC-3115控制下回流至T-304塔顶，其余部分由回流罐液面控制LC-3108和芳烃抽出量控制FC-3119级调节控制芳烃采出进入二套混合芳烃罐TK-400A/B作为二套精馏系统的原料，或根据实际情况进入一套混合芳烃罐TK-200A/B罐中。
T-304塔釜的高温溶剂，由LI-3111记录指示液位。经贫溶剂泵P-310A/B抽出，少部分送到T-306塔进行再生绝大部分经E-308换热后送至T-301和T-303塔。
（5）水汽提塔T-305塔
提馏塔T-303顶回流罐V-302分水灌的冷凝水经泵P-308和抽余油水洗塔T-302底的洗涤水合并为水汽提塔T-305的进料，此进料主体是水，含有微量烃和少量溶剂。T-305是有罐式再沸器E-308的塔，塔体装有2米高的金属鲍尔环填料，进料从顶部进入，塔顶蒸汽含有微量烃，合并于T-303塔顶物流在空冷器E-306、水冷器E-306/1、E-306/2中一起冷凝，大量水蒸汽从罐式再沸器上部导出引向T-306继而串联到T-304为该两塔的汽提蒸汽，再沸器底含有溶剂的水溶液则靠T-304塔负压将其抽出或经泵P-311A/B送到T-304下部。
（6）溶剂再生塔T-306塔
T-304塔釜的高温溶剂，由LI-3111记录指示液位。经贫溶剂泵P-310A/B抽出，少部分送到T-306塔进行再生，再生的溶剂在FC-3117控制下进入溶剂再生塔T-306，来自T-305塔的汽提汽从T-306塔釜入塔。T-306再沸器E-309用2.3MPa蒸汽加热。由FC-3118调节蒸汽流量，控制其塔釜温度，塔顶夹带溶剂的蒸汽作为汽提汽直接送入T-304底部，T-306塔与T-304塔在真空条件下串联操作，溶剂中的杂质，逐渐积存于再生塔底，不定时进行清洗。
1.1.3.5 芳烃二套装置精馏系统
（1）白土塔V-401A/B
中间产品罐TK-400A/B中的抽提物，即混合芳烃用白土塔进料泵P-401A/B抽出，由FC-3202流量调节阀调节其流量，先在白土塔进出料换热器E-401预热（走壳程）后经白土塔进料加热器E-402加热到180℃～190℃(温度随白土活性下降而升高)进入白土塔V-401A/B顶部，E-402加热介质为3.6MPa蒸汽，用温度控制TC-3201和冷凝水流量控制FC-3201串级调节进料温度，抽提物在白土塔V-401A/B中除去部分烯烃及其他杂质后，由
PC-3201控制白土塔出口压力在1.3～1.7Mpa之间，部分物料经过换热器E-410换热之后进入苯塔。
（2）精馏苯塔
苯塔T-401塔共设54块筛板，进料板设在第32、34、36块塔板上，并根据进料组成确定进料位置，正常时为34板进料。再沸器E-403用1.0MPa蒸汽加热，并由FC-3204调节进汽量来控制塔底温度，塔顶馏出物气体经苯塔顶空冷器E-405、水冷器E-408冷凝后进入苯塔回流罐V-402，并由苯塔回流泵P-403A/B抽出进行回流，由于进料中带有微量轻质非芳，积累于塔顶会影响苯的质量，所以一部分拔顶苯经流量控制FC-3207送至抽提工段V-302罐中，另一部分通过回流罐液位LC-3202和回流量FC-3206串级调节，回流到T-401塔顶，进料中含有的微量水由V-402设有分水斗分离苯和水，水层由LC-3203控制排至地漏。
高纯度的成品苯从第5板采出，经水冷器E-404冷却用第5板和第17板温差TDRC-3207与采出量FC-3205串级调节控制成品苯的采出量，用苯塔侧线抽出泵P-412A/B送往中间罐区的苯产品储罐TK-401A/B罐，再经苯外送泵P-408A/B泵外送至化工厂苯乙烯装置或成品罐区储罐。
苯塔釜液用塔底泵P-402A/B抽出，在塔釜液面LC-3201控制与出料流量控制FC-3203串级调节塔底液面送往甲苯塔T-402。
（3）精馏甲苯塔
甲苯、二甲苯、碳九混合液由苯塔塔底泵P-402A/B抽出送往甲苯塔T-402。甲苯塔T-402塔共设66块筛板，进料板设在第32、34、36块塔板上，并根据进料组成确定进料位置，正常时为34板进料。塔底再沸器E-406用3.6MPa蒸汽加热，由FC-3211调节其蒸汽进汽量来控制其塔底温度，塔顶蒸出的甲苯蒸汽经甲苯塔顶空冷器E-407和水冷器E-407/1冷凝后进入甲苯回流罐V-403，然后用甲苯塔回流泵P-405A/B抽出，一部分通过塔顶回流罐液面LI-3205与甲苯产品抽出量FC-3210串级调节采出甲苯，另一部分由第2板与和16板温差控制TDRC-3213与回流量FC-3209来串级调节温差变化保证产品质量，产品甲苯送往甲苯储罐TK-402A/B罐，再经甲苯外送泵P-409A/B泵外送至成品罐区。
甲苯塔釜液用塔底泵P-404A/B抽出，在塔釜液面LC-3204控制与出料流量控制FC-3208串级调节控制塔底液面送往二甲苯塔T-403。
（4）精馏二甲苯塔
二甲苯、碳九混合液由甲苯塔底泵P-404A/B抽出送往二甲苯塔。T-403共设90块筛板，进料板设在第46、56块塔板上，并根据进料组成确定进料位置，正常时为56板进料。二甲苯塔T-403的再沸器E-409用3.6MPa蒸汽加热，用FC-3213控制其蒸汽进入流量以控制塔底温度，塔顶的二甲苯塔蒸汽先经物料换热器E-410换热、再经水冷器E-411冷却后进入二甲苯塔回流罐V-404罐，二甲苯塔回流罐V-404罐中的二甲苯经二甲苯塔回流泵P-407A/B 抽出，一部分回流到T-403塔，由第16板温度TRC-3217与回流量FC-3214串级调节温度，另一部分由LC-3207与抽出FC-3215串级调节二甲苯产品采出量至二甲苯产品罐TK-403A/B 罐，再经二甲苯外送泵P-410A/B泵外送至成品罐区。
二甲苯塔釜液先经E-412冷却再经二甲苯塔底泵P-406A/B抽出，由LC-3206与FC-3212串级控制塔釜液面和采出量，送至重芳烃储罐TK-204罐，再经重芳烃外送泵P-211A泵外送
至动力罐区或原料罐区。
由于裂解压缩需要碳九做洗油，所以碳九改为送裂解。
冬季时期因碳九易冻凝并且管线无伴热，车间在二甲苯采出调节阀FC-3215和碳九采出调节阀FC-3212之间增加正式线进行二甲苯对碳九线置换，保证碳九管线畅通。
芳烃联合装置
芳烃联合装置
抽提蒸馏塔塔顶产品为非芳烃，作为非芳烃副产品送出装置，塔底产物为富含苯的溶剂，送溶剂回收塔作为进料。抽提蒸馏塔重沸器热源由中压蒸汽提供，通过控制加热蒸汽量来调节热负荷，加热蒸汽分成两股进行控制，主流股（约80%）由定流量控制，次流股流量（约20%）由灵敏板温度与流量串级控制。 溶剂回收塔的作用是实现苯产品与溶剂的分离。溶剂回收塔在减压下操作，塔顶残压由压力控制器控制回收塔蒸汽喷射泵的尾气返回量或氮气吸入量进行调节。溶剂回收塔塔顶产物为苯产品，经白土处理后送往苯检验罐，塔底贫溶剂大部分直接循环使用，少部分去溶剂再生罐进行减压蒸发再生后循环使用。溶剂回收塔重沸器热源由中压蒸汽提供，加热量由重沸器出口凝结水流量进行控制。 溶剂再生罐实际上是一个减压蒸发器，操作压力由压力控制器控制再生罐蒸汽喷射泵的尾气返回量或氮气吸入量进行调节。溶剂再生罐热量由内插式溶剂再生罐加热器提供，加热热源为中压蒸汽，加热量由蒸汽凝结水流量进行调节。再生后溶剂送至贫溶剂泵入口循环使用。溶剂再生罐罐底残渣采用不定期方式排出。 4、对二甲苯装置 对二甲苯装置采用美国UOP的专利工艺技术，主要生产纯度99.8%的对二甲苯（PX）产品，并富产苯、邻二甲苯（OX）、重芳烃等。包括甲苯歧化-烷基转移单元、二甲苯异构化单元、二甲苯精馏单元、吸附分离单元四部分。 甲苯歧化-烷基转移单元采用UOP的TATORAY工艺，选用活性、选择性及稳定性较高的新一代TA-4催化剂，在高温作用下，甲苯和C9A发生歧化和烷基转移反应，生成目的产品苯和二甲苯。可以通过调整甲苯和C9A的比例来实现苯和二甲苯产品的分布。2003年月份催化剂进行了国产化，使用上海石油化工科学研究院自主开发的HAT-97催化剂，该催化剂最大的特点是可以加工3-5%的C10A，并且具有更高的选择性和转化率。 二甲苯异构化单元采用UOP的ISOMAR工艺，选用乙苯异构型I-9K催化剂，在反应过程中建立限定性平衡，通过环烷烃中间体将乙苯最大限度地转化为二甲苯，采用这种催化剂可以从混合二甲苯中获取最高产率的对二甲苯。该催化剂稳定性好，反应压力和氢油比低，不需注氯，减少了系统腐蚀，改善了操作环境。 吸附分离单元采用UOP的PAREX工艺，通过多通道旋转阀实现连续逆流接触，利用分子筛选择吸附PX，再用解吸剂对二乙基苯将PX置换解吸，从而达到分离PX 的目的。选用最新分子筛吸附剂ADS-27，改进吸附系统设备和优化工艺参数，增大了吸附塔的处理能力，对二甲苯单程收率可提高到97%，纯度达到99.80%。 二甲苯精馏单元采用精密分馏工艺，将混合芳烃中的C8A、C9A分离出来，分别作为原料提供给吸附分离和歧化单元，从而将联合装置各单元有机的联合起来。二甲苯塔采用加压操作，操作压力为1.0Mpa（a），利用塔顶和塔底高温物流分别作为其它单元集中供热热源，多余的塔顶汽相通过蒸汽发生器发生1.0Mpa蒸汽，全塔的热量均被利用，节能效果显著。 5、中间原料及溶剂油罐区负责芳烃联合装置的原料、甲苯、溶剂油的收储工作。包括中间原料油罐区、溶剂油罐区、芳烃原料罐区三部分。
混合芳烃到底是什么样的一种产品
混合芳烃到底是什么样的一种产品，具体有哪些用途，具体分类有哪些？谢谢 2011-4-25 11:05 提问者：flypjc|浏览次数：833次 问题补充： 用途能不能再具体一些，能不能从调和和化工两方面的用途来阐述？中国主要的生产商有哪些，主要的进口商有哪些？哪些类型的下游厂家要用到混合芳烃？ 推荐答案 2011-4-25 11:22 性能：无色透明液体，气味：有特殊气味，窄馏分重整芳烃抽提所得的芳烃混合物。其中含有苯、甲苯、二甲苯。可作为石油树脂、汽油、溶剂的原料。指标：比重（20℃）0.845-0.855初馏点，℃不小于87终点，％℃不大于115酸洗比色（按标准比色液）不大于4号色，≤ 20蒸发残渣0.0012 用途：通过分离，分出其中的苯、甲苯、二甲苯。主要用于橡胶工业，胶黏剂，制鞋业等。 追问 用途能不能再具体一些，能不能从调和和化工两方面的用途来阐述？中国主要的生产商有哪些，主要的进口商有哪些？哪些类型的下游厂家要用到混合芳烃？ 重芳烃 heavy aromatics 分子量大于二甲苯的混合芳烃。 主要来源于重整重芳烃、裂解汽油重芳烃和煤焦油。 是一种以碳九芳烃为主要成分的混合芳烃。 可直接用作汽油、高沸点溶剂、石油树脂、炭黑等的原料。 亦可通过分离方法，分出主要组分进一步利用。 芳烃指含苯环的烃 重芳烃指碳原子数在十以上 一、高沸点芳烃溶剂油系列(S-800#到2000#) 用途：用于油漆、涂料、油墨、农药、印刷、双氧生产萃取剂以及树脂、橡胶溶剂等行业。 终点-渣油：是PVC树脂粉及钙粉的良好溶剂 二、新型PVC塑料增塑剂系列(260#到340#) 用途：用于塑料管、塑料鞋、电缆料、密封条等塑料制品行业。
甲醇制芳烃实验报告doc
甲醇制芳烃实验报告 篇一：化工实训实验报告 吉林化工学院化工过程模拟实训报告 题目：甲醇-水精馏分离过程模拟计算 教学院石油化工学院专业班级化工1302班学生学号1310111218学生姓名何迪指导教师刘艳杰 XX 年12月8日 1、软件功能简介 (1)全面的单元操作：包括气/液，气/液/液，固体系统和用户模型。 (2)将工艺模型与真实的装置数据进行拟合，确保精确的和有效的真实装置模型。 (3) 优化功能：确定装置操作条件，最大化任何规定的目标，如收率、能耗、物流纯度和工艺经济条件。 (4) Design Specification 功能: 自动计算操作条件或设备参数，满足指定的性能目标。 2、已知基础数据及分离任务 （1）已知基础数据 F1：35?C ，101kPa，1080 kg/hr的甲醇(52%w)-水(48%w)。F2：20?C ，150kPa，1000kg/hr 的甲醇(40%w)-水(60%w)。F3：25?C ，120kPa，1420kg/hr 的甲醇(60%w)-水(40%w)。精馏塔进料流量：3000 kg/hr，进料温度60?C，压力150kPa。（2）分离任务 塔顶产品甲醇含量不低于99.9%(w)，塔底产品水含量
不低于99.9%(w)。甲醇回收率不低于99.1%，水回收率不低于99.5%。 3、流程叙述 将温度为35 ?C，压力为101kPa，流量为1080 kg/hr 的甲醇(52%w)-水(48%w) 与温度为20 ?C，压力为150kPa，流量为1000 kg/hr的甲醇(40%w)-水(60%w)及温度为25 ?C，压力为120kPa，流量为1420kg/hr的甲醇(60%w)-水(40%w)在混合器M0101中混合。将混合后的物料经分流器S0101分流出3000kg/hr由泵P0101打入换热器E0101，在换热器中将物料加热至60 ?C后，进入精馏塔T0101进行甲醇-水混合液的精馏分离，经精馏后塔顶得到99.9%的甲醇，塔釜得到99.9%的水。流程图见图1所示。 图1 甲醇-水分离流程图 4、模拟计算过程的简述 4.1 模拟的全局设置（1）启动ASPEN 双击桌面的aspen软件快捷方式打开aspen。（2）单位制的选择 在新建页面选择General with Metric Units选项 （3）运行类型的确定 运行类型选择 Flowsheet，确认创建aspen文件。 （4）组分的输入 将本组流程命名为学号18，并且Input Data为METCHE，Output Result为METCHE。
芳烃联合装置的设计优化
芳烃联合装置的设计优化 曹坚 （中国石化工程建设公司，北京，100101） 摘要：以某石化公司拟新建的450 kt/a对二甲苯芳烃联合装置为个案，从技术和经济评价两方面对几个不同处理量的工艺装置的组合方案进行了设计计算，探讨了利用富含芳烃的乙烯 裂解汽油作为芳烃原料的可行性和优越性。 关键词：芳烃联合装置优化 石油化工厂中的乙烯和芳烃联合装置是最基本的两个基础原料装置，其原料大多来源于石脑油。因此如何优化乙烯和芳烃原料，减少对原料石脑油的依赖程度，优化芳烃联合装置设计方案，是当前发展石油化工的重要课题。 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、1，4-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、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。 在世界合成纤维的产量中涤纶占63％，可以说PX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，在美国，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。 由于PX装置流程复杂，主要原料通常是石脑油，与上游炼油装置关系紧密，公用工程及储运系统要求高，因此在我国PX装置都建设在炼油厂下游，单独的或民营的PX生产厂目前还没有。但是以PX作为原料的PTA装置以及再下游的聚酯装置的合资化、民营化投资趋势目前在江浙地区发展很快，正是这一地区的PTA及聚酯装置的飞速发展直接导致了我国在未来几年内PX的严重短缺。 因此，为满足我国PX不断增长的市场需求，未来几年内，除已有PX装置挖潜扩能外，建设新的PX装置势在必行。 1 芳烃原料的优化方案 1.1原料选择 在石油化工厂中，芳烃联合装置通常以对二甲苯（联产邻二甲苯）为目的产品，作为下游PTA装置的原料。要生产最大量的对二甲苯，除了催化重整和乙烯裂解汽油中的二甲苯外，主要是采用歧化烷基转移的工艺方法把甲苯和C9芳烃在分子筛催化剂作用下进行歧化和烷基转移反应生成混合二甲苯和苯，混合二甲苯再通过二甲苯临氢异构化工艺转化为对二甲苯。芳烃原料的来源有两条工艺路线：一条原料路线是石脑油经过催化重整、芳烃抽提得到芳烃原料；另一条原料路线是将乙烯装置的副产品——乙烯裂解汽油经过加氢、芳烃抽提得到芳烃原料，从而把低附加值的原料转化为高附加值芳烃产品。因此利用乙烯裂解汽油生产芳烃产品，是一条具有
【清华】甲醇制芳烃
内蒙古庆华集团有限公司 甲醇一步法制芳烃装置的运行情况 摘要： 甲醇一步法制芳烃（汽油）装置,在国内已经实现了工业化，由赛鼎工程有限公司设计的10万吨/年规模装置已于2012年2月16日一次开车成功，开车负荷60%，2012年4月1日满负荷运行，装置开车后运行平稳，截止目前生产芳烃已超过7.5万吨。“芳烃”是指接近于汽油组分的烃类混合物。 交流内容： 甲醇一步法制芳烃（汽油）装置的工艺流程、反应原理及工艺特点、操作要点及指标、运行控制、问题讨论、总结。 前言 由于世界煤炭储藏量远比石油和天然气多，因此，从煤炭出发制合成气--甲醇--烃类的研究曾经在国外70年代就已经开始。例如：Mobil公司曾在1976年发表了Mobil法合成油技术，其总流程是首先以煤或者天然气作原料，生产合成气，再用合成气制甲醇，最后将粗甲醇转化为高辛烷值汽油。1985年，Mobil公司与新西兰合作，在新西兰成功建设了一套日产汽油2000t的工业装置，运行10年。近年来，随着世界原油价格的不断上升，无论是由煤气化--甲醇--烃类，还是天然气转化--甲醇--烃类等工艺，都有非常广阔的发展前景。 国内许多单位也在积极开发和研究由煤炭转化为烃类的工艺，其中，山西晋煤集团引进的莫比尔MTG二步法合成油工艺，就属于煤
炭转化为烃类的范围，该公司10万吨/年规模的甲醇合成油装置已经于2009年6月完成工程建设，并一次开车成功。甲醇一步法制芳烃（汽油）的技术，目前更是受到人们的高度关注。中国科学院山西煤化所和赛鼎工程有限公司合作完成了甲醇一步法制芳烃的工艺包及催化 剂的开发，甲醇一步法制芳烃产品工艺的研究，核心技术是催化剂的研制。相关的后续工艺技术，可以用成熟的技术来匹配。一步法工艺省略了甲醇转化制二甲醚的步骤，工艺流程更简单。目前，10万吨/年规模的装置在国内已经成功运行。 一、工艺流程 甲醇一步法制芳烃（汽油）装置，采用国内技术，装置主要由芳烃合成单元、芳烃分离单元、罐区单元等组成。合成芳烃装置由甲醇蒸发、过热、合成、粗芳烃冷却及分离、催化剂还原等部分组成。芳烃分离装置由气体脱除、液化气分离、产品分离和吸收等部分组成。 大致的工艺流程是：来自罐区的精甲醇首先经预热、蒸发和过热，甲醇蒸气过热后送入合成反应器，反应产生的反应热通过一个完整的热回收体系加以利用。反应器出口产物的热量部分用来副产低压蒸汽，部分在甲醇气化系统内作为热介质，使反应热得到充分利用。从甲醇气化系统来的过热甲醇蒸气和预热的循环气混合后送往两台 正在运行的合成反应器中。合成反应器是绝热固定床反应器，甲醇在此反应器中转化为芳烃、干气和水的混合物，该混合物在粗芳烃分离器中将粗芳烃分离出来，粗芳烃经气体脱除塔，液化气分离塔，产品分离塔，分离出合格的产品---重芳烃、轻芳烃和LPG。
芳烃联合装置
第二章芳烃联合装置 第一节芳烃联合装置的工艺组成及工艺原理 一、概述 芳烃联合装置由PSA制氢装置、芳烃抽提装置、苯抽提蒸馏装置、对二甲苯（PX）装置、中间原料及溶剂油罐区、化学药剂站六大部分组成。 1、PSA 制氢装置 PSA制氢装置采用西南化工研究院的PSA专利技术，利用炼油厂催化裂化干气、PX 装置释放气为原料，生产纯度99.99%的氢气。包括变温吸附单元（100#、TSA）、变压吸附单元（200#、PSA）、脱氧干燥单元（300#）三部分。 预处理单元采用变温吸附（TSA）技术，从PX释放气中脱除C5以上高碳烃、甲苯、乙苯等杂质，以获得净化的PX 释放气。基本原理是利用吸附剂对不同的吸附质的选择特性和吸附能力随温度的变化而呈现差异的特性，实现气体混合物的分离和吸附剂的再生。变压吸附技术是以吸附剂内部表面对气体分子的物理吸附为基础，利用吸附剂在相同压力下对不同组分的吸附能力不同和在不同压力下对同一组分的吸附能力不同的特性进行气体分离的。 2、芳烃抽提装置 芳烃抽提装置采用美国UOP环丁砜工艺技术，以炼油厂重整生成油为原料，主要产品为苯、甲苯、6#溶剂油、橡胶工业用溶剂油。包括重整生成油预分馏单元、环丁砜抽提单元、 B/T 精馏单元、溶剂油加氢单元四部分。 重整油中的C6、C7馏分进入抽提塔中部，与塔顶流下的溶剂（第一溶剂）进行逆向接触，抽提溶剂经抽提段和返洗段从塔底部排出，此时溶剂中已经将进料中的芳烃和少量非芳烃溶解下来（该溶剂称为富溶剂）。为了将溶解在富溶剂中的非芳烃除去，设置了汽提塔，利用组分间相对挥发度不同，非芳烃在汽提塔顶部蒸出，并循环回到抽提塔返洗段进行返洗，以除去溶解在溶剂中的重质非芳烃，减轻在后面芳烃与非芳烃的分离难度，因此可以提高产品纯度。为了保证芳烃的纯度，在汽提塔顶部引入了一股补充溶剂（第二溶剂），由于这股溶剂在较高温度下进入汽提塔，因此在塔内不消耗热量，这种方法提高了相对挥发度，也提高了芳烃与非芳烃分离的效果。 3、苯抽提蒸馏装置 苯抽提蒸馏装置采用中国石化集团公司北京石油化工科学研究院（RIPP）的萃 取蒸馏技术，生产高纯度的苯产品。包括预分馏单元、抽提蒸馏单元两部分。 预分馏塔的目的是对原料进行预处理，除去C7以上重馏分，为抽提蒸馏提供合格的C6 馏分进料。预分馏塔塔顶产品为C6馏分，送抽提蒸馏塔作为进料，塔底为C7 ＋重馏分，经换热 冷却后送出装置。预分馏塔重沸器热源由低压蒸汽提供，加热量由重沸器出口凝结水流量进行控制。 抽提蒸馏塔的作用是在溶剂（环丁砜和助溶剂）作用下，实现芳烃与非芳烃分离。抽提蒸馏塔塔顶产品为非芳烃，作为非芳烃副产品送出装置，塔底产物为富含苯的溶剂，送溶剂回收塔作为进料。抽提蒸馏塔重沸器热源由中压蒸汽提供，通过控制加热蒸汽量来调节热负荷，加热蒸汽
UOP标准
UOP1 - 87馏程重的石油和焦渣的测定 UOP41 - 07石油馏分医生测试 UOP79 - 87石油馏分分馏 UOP99 - 07戊烷不溶物使用的膜过滤器在石油油 UOP163 - 10硫化氢和液态烃硫醇硫，电位滴定法 UOP202 - 00轻质石油馏分油和液化石油气的二硫化硫 炼油厂使用的腐蚀性溶液UOP209 - 00碱度，硫化氢和硫醇分析电位滴定法中的烃类气体的UOP212 - 05硫化氢，硫醇硫，羰基硫UOP248 - 92在碱性溶液的碱度和氟化物 UOP254 - 87流体裂化催化剂的表观体积密度 UOP262 - 99酚类物质和石油产品硫酚光度法 电位滴定法碳氢化合物UOP269 - 10氮基地 UOP274 - 94白金新鲜催化剂分光光度法 UOP286 - 89在馏分油的游离硫水星数 UOP291 - 02共有氯化物电位滴定法在氧化铝和硅铝催化剂 UOP294 - 93催化剂颗粒的表观体积密度 UOP303 - 07催化剂杂质，用ICP - OES UOP304 - 08溴数和烃溴指数电位滴定法 UOP311 - 02荧光指示剂吸附（FIA）的烃类 UOP314 - 97炼油水的pH值，铁，铜分析 UOP326 - 08双烯值由顺丁烯二酸酐加成反应 在催化剂和催化剂的罚款UOP333 - 10支持筛分析 UOP373 - 08通过C 5烃气相色谱法气体混合物的组成 2 UOP375 - 07 UOP表征因子的计算和矿物油的分子量估算
UOP377 - 90液化石油气的游离硫汞号码 UOP379 - 81氟化氢在HF烷基化蓄热下装 UOP382 - 81水蓄热下装氟化氢烷基化 UOP389 - 10微量金属在有机湿灰化- ICP - OES UOP391 - 09石油产品或原子吸收光谱法有机物痕量金属 UOP395 - 95石油总氯馏分比色法 UOP407 - 09微量金属在有机干灰化- ICP - OES UOP410 - 85钠火焰发射或原子吸收光谱法在催化剂 UOP411 - 92普通石蜡消减气相色谱 UOP437 - 81分子筛颗粒尺寸分布 UOP464 - 00苯酚在轻芳烃和环己烷光度法 UOP481 - 10水在液态烃库仑 Molex的进程N石蜡制品UOP495 - 03芳烃，紫外分光光度法UOP501 - 02荧光指示剂吸附（FIA）的烃类在高温 UOP516 - 00汽油，馏分燃料和C3 - C4馏分的采样和处理UOP523 - 96乙二醇和无袋用气相色谱溶剂混合物中的分布UOP539 - 97炼油厂气相色谱法气体分析 UOP543 - 11跟踪非芳香族碳氢化合物在高纯度芳烃气相色谱法UOP547 - 97实验室的硫化氢和硫醇的提取 UOP549 - 09钠在石油馏分用ICP - OES或AAS UOP551 - 08正己烷和低沸点碳氢化合物的GC免费汽油烯烃UOP555 - 10高纯度苯和环己烷的GC的痕量杂质 盒装UOP563 - 90分子筛的表观体积密度 UOP565 - 05酸值和环烷酸滴定法
20 万吨年芳烃联合装置地面火炬设施技术协议
XXXX有限公司 20万吨/年芳烃联合装置 地面火炬设施 技术协议 业主：XXXX有限公司 签署人： 买方：XXXX化工设计研究院有限公司 签署人： 卖方：XXXX重工集团公司第七一一研究所 签署人：
目录 1、概述 (1) 1.1项目概述 (1) 1.2卖方基本情况 (1) 1.3类似设备概述 (3) 1.4类似设备用户报告 (5) 1.5排放参数 (6) 1.6 1. 火炬气排放量 (6) 1.7 2. 火炬设计方案选择 (11) 2、工作范围和供货范围 (13) 2.1卖方工作范围 (13) 2.2供货范围 (13) 2.3买方工作范围 (13) 2.4买卖双方交接点 (14) 2.5其他说明 (14) 3、界区公用工程和现场气象、地质条件 (14) 3.1公用工程条件 (14) 3.2设计要求 (14) 4、标准规范和遵循的设计原则 (15) 4.1应用标准 (15) 4.2设计原则 (16) 5、封闭式地面火炬设施 (17) 6、主要工艺说明 (18) 6.1主要工艺流程 (19) 6.2综合设备表 (21) 7、设备说明 (21) 7.1地面燃烧炉 (21) 7.2地面燃烧器 (22)
7.3防风墙 (22) 7.4长明灯及其电点火系统 (22) 7.5水封罐 (23) 8、酸性气火炬系统 (23) 8.1系统 (23) 8.2酸性气燃烧器 (23) 9、仪控及电气说明 (23) 9.1仪表说明 (23) 9.2控制说明 (24) 9.3电气部分 (25) 10、资料图纸目录及交付时间 (25) 10.1资料图纸目录清单 (25) 10.2交付时间 (26) 11、设备的制造及验收技术要求 (27) 12、防腐涂漆 (28) 13、隔热、保温 (28) 14、包装和运输方案 (28) 15、环保、安全及卫生 (29) 15.1环保措施 (29) 15.2安全、卫生 (29) 16、质量、服务承诺 (29) 17、备品备件清单 (30) 18、供货清单 (30) 19、三方联系人 (33) 附件： 地面火炬设施仪表及管道流程图
华电集团在陕西规划100万吨煤制芳烃项目
标题： 华电集团在陕西规划100万吨煤制芳烃项目/ China Huadian to Invest Coal to Aromatics Project in Shaanxi 正文： 华电集团在陕西规划100万吨煤制芳烃项目 2010-9-19 陕西省发改委公布消息，近日，对华电集团在陕西规划的煤制芳烃项目的预可研报告召开了专家审查会。 华电集团的煤制芳烃项目计划在陕北榆林地区的榆横煤化学工业区建设，先行建设万吨级中试装置，同时启动百万吨级工业项目。工业项目计划总投资285亿元，规模为300万吨煤制甲醇和100万吨芳烃。华电将采用清华大学的流化床甲醇制芳烃(FMTA)技术，华陆工程公司将参与中试和工业放大。 亚化咨询认为，西部富煤地区的煤制芳烃项目，如果能和煤制乙二醇项目一体化发展，在同一个煤化工园区建设，并形成下游的精对苯二甲酸(PTA)和聚酯产业链，将更加具有优势。一方面，煤气化、空分和公用工程在同一个园区内建设，可节约成本，降低总投资；另一方面，相比与液体的芳烃和乙二醇而言，固态的聚酯产品运输更加便利，物流成本也更低。 亚化咨询的资料显示，国内从事甲醇制芳烃技术开发的机构主要有清华大学和中科院山西煤化所。在国内甲醇产能过剩的形式下，国内煤化工和甲醇生产企业应重点关注有竞争力的甲醇下游产品开发，包括甲醇制芳烃(MTA)和甲醇制烯烃(MTO)等。 第二届煤制烯烃技术经济研讨会将于2010年11月22-23日在北京召开。会议将对煤制芳烃与煤制烯烃工艺路线与的技术经济比较等展开探讨。 亚化咨询是领先的煤基能源化工咨询机构，同时也为客户提供及时和有深度的行业信息与评论。如果您不想收到亚化咨询的能源化工快讯，请回复此邮件予以说明。如果您有其他同事想要加入接收我们快讯的Email列表，也请您回复邮件告知。 China Huadian to Invest Coal to Aromatics Project in Shaanxi 2010-9-19 Recently, Shaanxi Provincial government released that China Huadian Group has planned a Coal to Aromatics (CTA) project in Shaanxi and the pre-feasibility study report has been assessed by a expert panel. Huadian's CTA project will be located in Yuheng Coal Chemical Park, Yulin, Shaanxi
芳烃联合装置综合节能改造_高国正
能量利用 芳烃联合装置综合节能改造 高国正 唐孟海 中国石油化工股份有限公司洛阳分公司(河南省洛阳市471012) 摘要:中国石油化工股份有限公司洛阳分公司芳烃联合装置综合节能优化改造主要是以降低工艺用能、提高能量转化和传输过程的效率为目标,采用新型塔板技术对芳烃抽提和对二甲苯装置的8个塔器进行改造,采用搪瓷管空气预热器对加热炉余热回收系统改造。改造后,装置运行平稳,产品质量合格,加热炉热效率由89%提高到92%。标定结果显示,装置每年能耗降低427.76G J,三苯单位能耗降低1.06G J。 关键词:芳烃联合装置 精馏塔 加热炉 节能改造 效果 中国石油化工股份有限公司洛阳分公司芳烃联合装置由芳烃抽提、苯抽提蒸馏和对二甲苯装置等部分构成。为适应原料性质变化和下游装置需求,2003年和2005年分两阶段对装置进行了技术改造,更换了歧化、异构化催化剂和吸附剂,新建了苯抽提蒸馏装置,增设OX产品塔及相关配套设施,实施装置消缺配套改造等,通过两次改造,PX 产量达到了215kt/a,2007年PX实际产量达到242.1kt/a,三苯(苯,PX,OX)产量达到401.2kt/a。 PX装置两次技术改造后,由于OX塔系的引入,二甲苯塔塔顶汽相供热量明显不足,造成抽余液塔再沸器可用热量减小,塔回流比偏小,影响了装置的优化操作。同时由于装置用能增大,造成二甲苯塔塔底再沸加热炉热负荷过大,炉膛温度上升到800 左右,最高达到830 ,接近设计最高值,影响了加热炉安全运行。 2008年5 6月装置大检修期间,采用新型塔板技术对抽提装置和对二甲苯联合装置的8个塔器进行改造,采用搪瓷管技术对加热炉空气预热器进行了整体更换。 1 改造前存在的主要问题 1.1 分馏塔器板效率偏低,工艺用能偏大 芳烃联合装置的分馏塔共19座,精馏塔器的板效率是影响能耗、处理量和产品产量的重要因素。改造前的塔板主要是普通筛孔塔板和导向浮阀塔板,效率较低,回流比过大,冷凝能耗、再沸能耗较高。 芳烃抽提单元核心分离设备是芳烃抽提塔,溶剂比为3.49,根据模拟计算,其塔板效率只有25%。溶剂用量的大小和塔底流出的产品物流所夹带的非芳烃的多少直接决定了该系统的能耗,溶剂比越大,系统能耗越高。若采用新型塔板,则抽提塔的溶剂比可显著降低,节能效果显著。 根据工艺模拟计算二甲苯单元各分馏塔板效率普遍较低,最高的二甲苯塔塔板效率为70%,最低的抽余液塔板效率只有55%,邻二甲苯塔板效率为65%,抽出液塔板效率为68%,歧化汽提塔和异构化脱庚烷塔板效率为60%。 二甲苯单元整个联合换热流程中,抽余液塔是最大的耗能用户,几乎占二甲苯塔塔顶汽相供热的50%。由于抽余液塔采用普通筛板作为传质设备,该塔操作回流比高达2.47,造成耗能较大,没有多余热量供给其它用户。 1.2 加热炉热效率低,热量损失大 PX装置共有4台加热炉,分别是歧化进料加热炉、二甲苯塔重沸炉和异构化加热炉,各炉烟气出对流段合并后统一进行余热回收,四台炉子设计热负荷总计为93.74MW,空气预热器原设计为热管空气预热器,排烟温度为165 ,由于热管空气预热器露点腐蚀严重,实际排烟温度为215 ,加热炉效率仅为87%,热量损失偏大。 收稿日期:2009-01-09。 作者简介:高国正,高级工程师,1987年毕业于郑州大学化学工程专业,现任该公司副总工程师。联系电话:0379-********,E-m ai:l gaogz@https://www.360docs.net/doc/6916183880.html, 炼 油 技 术 与 工 程 2009年6月 PETROLEUM REF I NERY ENG I NEER I NG 第39卷第6期
尼纳斯油品是高芳烃油的最佳替代物
尼纳斯油品是高芳烃油的最佳替代物 由2010年1月1日起，在欧洲内部将禁止销售含有高芳烃油的轮胎。对许多聚合物或轮胎生产商来说，这项法规提出了严峻的挑战。但Thorsten Lutze说，替换物的选择轻而易举。「对大多数人说，最佳的长期决定是选择环烷油，若干其它替换物可能在几年内就从市场上消失得无影无踪。」 Thorsten Lutze正在期待忙碌的2009年下半年，到时世界各地的许多轮胎和聚合物生产商都必须从高芳烃油改用环烷油。 当然，大家都会预料到，Thorsten Lutze担任尼纳斯轮胎油市场推广经理，一定会将环烷油推荐为高芳烃油的最佳替换物。他强调说：「但大家不必相信我的话，这是尼纳斯以外许多人的共同看法。这种看法也因各种理由而获得独立分析和专家的支持，有关理由包括环境考虑因素和长期供应能力。」 当欧盟提出在轮胎中禁用高芳烃油的建议时，许多人认为其效力只限于欧洲，而且认为适应时间仍很充分。 Lutze评论说：「然而事情很快就变得十分明显，大多数聚合物和轮胎制造商都会受这项法规影响，因为几乎所有制造商都向欧洲出口产品。而现在拖延时间正在消逝！指令将在六个月后生效，到时制造商必须使其生产适应这项要求。」 而我们谈论的并不是很少的数量。 Lutze解释说：「根据我们的估计，主要在亚太地区、北美洲和拉丁美洲，总数多达一百二十万公吨左右的油品必须被取代。」
Lutze认为，风险已经迫在眉睫，许多生产商快要使自己陷入困难境地。 「要为大量各种等级替换物的供应和物流服务迅速找到解决方案，将会十分困难。必须要有充分时间作好规划并把所需替换产品实际运到适当地点。」 一些生产商对取代高芳烃油并不着急，部分原因是符合环保要求的产品比较昂贵。 「尤其是鉴于目前经济下滑，他们当中一些人想尽量拖延转变，越久越好。但期限正不可逆转地逼近。我认为，完全向符合环保要求的产品转变，将稍后比较早时所预测的还要短的期间内实现，但这种转变仍将到来。」 因此什么才是适当选择呢？ 「主要替换物是精制高芳烃油（TDEA）和轻度溶剂萃取化合物（MES），两者都符合BLIC（欧洲橡胶工业协会）的规格，以及高黏度环烷油，其规格符合国际橡胶生产商协会的要求。这一类别包括本公司专门为轮胎生产而开发的较新产品Nytex 4700油。而最后选择还有剩余芳族萃取物（RAE）。」 然而，Lutze忠告大家要小心的是，TDEA, MES 和RAE都是一类油基础的产物： 「一场根本性大变动目前正在炼油行业发生。汽车工业基本上都对新发动机油提出更高的要求，越来越着重于油的性能。为了满足这种需求，主要油品生产商正在使其机械设备适应这些产品组合的生产，因
煤制芳烃行业
煤制芳烃行业 煤制芳烃作为新兴的芳烃生产技术，近年来才受世人关注，由于发展时间较短，目前尚未有完全工业化生产的装置。在一众煤制芳烃的生产技术中，甲醇制芳烃是发展较早、技术相对成熟的生产路线，目前已有成功运行的中试装置，未来有望实现工业化生产，成为新型煤化工行情专区领域的耀眼新星。 1、煤制芳烃：具有潜力的新兴芳烃生产技术 1.1、甲醇制芳烃是煤制芳烃中相对成熟的技术 煤制芳烃是新兴的芳烃生产技术。煤制芳烃是指以煤为原料，通过煤气化行情股吧买卖点技术进行芳烃的合成。煤制芳烃作为新兴的芳烃生产技术，近年来才受世人关注。以煤为原料生产芳烃技术可分两大类：合成气直接制芳烃技术；合成气制甲醇后再生产芳烃的合成气间接制芳烃技术。合成气间接制芳烃技术又分为：1从甲醇起步，以生产芳烃BTX为目的的甲醇芳构化技术；2以生产对二甲苯为目的的甲苯甲基化技术；3以生产烯烃联产芳烃的组合技术。 甲醇制芳烃是煤制芳烃中的相对成熟的路线。煤制芳烃由于发展时间较短，目前尚未有完全工业化生产的装置。在一众煤制芳烃的生产技术中，甲醇制芳烃是发展较早、技术相对成熟的生产路线，目前已有成功运行的中试装置。甲醇芳构化技术是在择形分子筛催化剂的催化作用下进行的，其反应机理主要包括3个关键步骤：甲醇脱水生成二甲醚，甲醇或二甲醚脱水生成烯烃，烯烃最终经过聚合、烷基化、裂解、异构化、环化、氢转移等过程转化为芳烃和烷烃。 理论上若甲醇完全转化为芳烃，则每生产1吨苯、甲苯或二甲苯分别需要消耗甲醇2.46吨、2.43吨、2.42吨，同时副产大量的氢气和水。而实际过程中还伴有其他副反应的发生，使得芳烃的总选择性降低，通常需要3吨以上甲醇才能获得1吨BTX. 1.2、甲醇制芳烃技术的前世今生 甲醇制芳烃的起源：Mobil甲醇芳构化技术。甲醇芳构化的研究起源于20世纪70年代美国Mobil石油行情专区公司开发的甲醇转化为汽油的MTG路线。采用ZSM-5沸石分子筛择形催化剂，可使甲醇全部转化，生成丰富的烃类，尤其对高辛烷值汽油具有优良的选择性，同时也获得了少量的芳烃产物。MTG是世界上甲醇制烃领域最早实现工业化的路线，以ZSM-5催化剂最为成熟。随后Mobil公司在20世纪80年代的研究发现，经改性的ZSM-5分子筛催化剂具有更高的芳烃选择性，该研究停留在实验阶段，未进行工业化。随着石油能源的日渐紧缺，原作为石油化工产物的芳烃变得紧俏，使甲醇转化为芳烃的产业应运而生，从而形成了甲醇芳构化制芳烃MTA这一概念。
芳烃联合装置歧化异构化技术探讨_宋闻慧
工艺与设备 化 工 设 计 通 讯 Technology and Equipment Chemical Engineering Design Communications ·105· 第43卷第5期 2017年5月 芳烃是重要的石油化工基础原料，在芳烃化合物中，苯、甲苯、二甲苯的产量和规模巨大，在石油化工和纺织工业应用广泛。芳烃通过芳烃联合装置进行大规模工业生产，生产流程中涉及的技术有催化重整、芳烃抽提、甲苯歧化、烷基转移、二甲苯异构化等。1 甲苯歧化 1.1 传统歧化技术 我国在20世纪90年代末由上海石油化工研究院开发了S-TDT 生产工艺，S-TDT 工艺使用HAT 高效催化剂，能够处理原料中含的C 10A ，生产装置节能效果好，物耗较低，目前该工艺技术已广泛应用于国内芳烃生产中。传统的歧化技术经过多年发展，不断提高进料空速，降低轻烃比例，同时不断提高催化剂性能，提升对重质芳烃的处理效果，增加二甲苯的产量。 重芳烃苯环上的甲基只有转移到甲苯上才能生成二甲苯，其他的多碳侧链烷基需要通过脱烷基反应去除掉。因此，为了最大化增产二甲苯，需要保护重芳烃苯环上的甲基，最大限度的脱除乙基、丙基、丁基等多碳侧链烷基。为了提高脱烷基效率，使用分子筛如ZSM-5、ZSM-12等作为甲苯歧化和烷基转移的催化剂活性成分，为进一步提升催化剂的脱烷基效率及性能稳定性，可使用Pt 、Re 、Ni 、Mo 等金属改进分子筛性能。 1.2 甲苯选择性歧化 甲苯选择性歧化能够大幅降低PX 分离的成本，通过择形歧化技术提高甲苯转化率、对位选择性和PX 收率，降低生产二甲苯的能耗，减少物料损耗。2 重芳香烃轻质化 为提高重芳烃的利用率，通常将重芳香烃转化成高附加值的BTX 芳烃，同时使苯环和甲基达到理想比例。上海石油化工研究院开发研制的重芳烃轻质化催化剂HAT-plus ，使用大孔纳米分子筛为活性剂，采用贵金属改性，纳米分子筛表面积大，具有丰富的二次孔，能够极大的方便芳烃的扩散，生成的二甲苯能够在短时间内扩散出去，避免出现深度脱甲基反应，显著提升重芳烃的转化率。 重芳烃轻质化催化剂HAT-plus 性能优越，不同工况下能够有效转化重芳香烃，C 9+A 含量达54%以上的原料也能有效 的转化。分子筛的酸性影响催化剂的性能，强酸中心能够提升多碳侧链烷基的脱基反应，同时也会导致深度脱烷基和积碳反应，使得二甲苯的收率降低。为进一步提升重芳烃的扩散速度，可对微孔分子筛进行扩孔处理，能够显著提高重芳烃的转化率。3 二甲苯异构化 二甲苯异构化能够提高二甲苯的收率，从而提高芳烃联合装置的经济性。目前常用的二甲苯异构化工艺有两种：一种方法是使乙苯向二甲苯转化，即乙苯转化型异构化；另一种方法是使乙苯脱烷基生成苯，即乙苯脱烷基异构化。乙苯转化型异构化工艺由于受到热力学平衡影响，转化率相对降低（不到30%），生成工艺的吸附分离和异构化单位负荷较大，导致二甲苯损失严重。乙苯脱烷基异构化工艺不受热力学平衡影响，生成工艺空速高，二甲苯转化率较高，且生成的苯产品可迅速分馏出去，解决了吸附分离单元和结晶分离单元的瓶颈限制，有利于芳烃生成装置的大型化设计。现阶段，C 8A 芳烃异构化技术发展迅速，在乙苯转化率、二甲苯收率及原料处理能力等方面取得了长足进步。4 芳烃联合装置 由上述介绍可知，甲苯选择性歧化工艺生产的二甲苯中PX 质量分数较高，但是该工艺不能有效利用C 9+A ，且产物中苯含量较高。因此，在芳烃联合装置中不能简单的使用选择性歧化工艺取代传统歧化工艺。国内上海石油化工研究院采用将部分甲苯进行选择性歧化，另一部分甲苯和C 9+A 进行歧化与烷基转移工艺流程，这种生产工艺既使用了甲苯选择性歧化工艺，也能有效利用C 9+A 资源，但是甲苯选择性歧化应用不够充分。 为了进一步优化工艺流程上海石油化工研究院研发了选择性歧化和烷基转移组合工艺流程，该工艺流程将苯与C 9+A 进行烷基转移，生成甲苯和C 8芳烃，生成的甲苯和重整生成油中的甲苯进行选择性歧化反应，最后生成的混合二甲苯具有较高的PX 浓度。采用该生产工艺使用相同的原料，PX 产量增加，能够有效降低生产成本，提高效益。使用新工艺对传统芳烃联合装置改造时，关键是新建选择性歧化装置，改造成本较低。使用BAT-1001苯和C 9烷基转移催化剂能够进一步提升效率。总之，组合工艺汲取各单项技术优势，取得了较好的综合效益。 参考文献 [1] 孔德金，杨为民.芳烃生产技术进展[J].化工进展，2011，30（1）：16-25. 摘 要：目前芳烃的大规模工业生产使用的是芳烃联合装置，甲苯歧化、烷基转移、二甲苯异构化是芳烃生产中的关键技术，因此主要对这三项技术原理进行了探讨，介绍了芳烃联合装置的组合工艺流程。 关键词：芳烃联合装置；甲苯歧化；烷基转移中图分类号：TQ221.211 文献标志码：B 文章编号：1003–6490（2017）05–0105–01 Discussion on Disproportionation and Isomerization Technology of Aromatics Combination Unit Song Wen-hui Abstract ：At present ，the industrial production of aromatics is the use of aromatics combination unit ，In this paper ，the three technical of toluenedisproportionation ，alkyl transfer and xylene isomerization are discussed ，and the combined process flow of aromatics combination unit is introduced. Key words ：aromatics combination unit ；toluene disproportionation ；alkyl transfer 芳烃联合装置歧化异构化技术探讨 宋闻慧 （中国石化天津石化化工部，天津 300270） 收稿日期：2017–04–10作者简介： 宋闻慧（1988—），女，天津人，助理工程师，主要研究 方向为芳烃装置歧化异构化。
混合芳烃的生产技术
混合芳烃的生产技术 摘要：本文主要介绍了国内外芳烃生产技术及其研究进展，并指出芳烃生产技术的发展前景。同时还介绍了产品苯、甲苯、二甲苯的市场价格及市场前景等。 关键词：芳烃生产技术；催化重整；芳烃抽提； Abstract:This paper mainly introduces the aromatic production technologies at home and abroad and its research progress, and points out that the development prospect of aromatic production technologies. It also introduced the product benzene, toluene, xylene market price and the market foreground. Keywords:Aromatic production technologies;Catalytic reforming; Aromatic extraction; 芳烃是石油化工工业的重要基础原料。在总数约八百万种的已知有机化合物中，芳烃化合物占了约30%，其中BTX芳烃(苯、甲苯、二甲苯)被称为一级基本有机原料。随着石油化工及纺织工业的不断发展，世界上对芳烃的需求量不断增长。据统计，2002年全球苯、甲苯、二甲苯的消费量分别为33.6，15.0，23.3Mt，预计2008年将分别达到42.1,19.1,33.5Mt，未来5年全球平均年需求增长率仍维持在4%以上[1]。最初芳烃生产以煤焦化得到的焦油为原料。随着炼油工业和石油化学工业的发展，芳烃生产已转向以催化重整和裂解汽油为主要原料，以石油为原料的芳烃国外约占98%以上，国内约占85%以上。 本文主要介绍芳烃的生产技术，同时综述了其最新的研究进展和产品的市场分析。 一芳烃生产技术 目前，石油芳烃大规模的工业化生产通过现代化的芳烃联合装置来实现。通常芳烃联合装置来实现。通常芳烃联合装置包括催化重整、裂解汽油加氢、芳烃分离等装置。 1.1催化重整 催化重整在芳烃生产中具有十分重要的地位和作用，全世界大约70%的BTX 芳烃来自炼油厂的催化重整装置。催化重整一般都采用含铂的催化剂，因此，通常又称作铂重整。铂重整工艺按催化剂再生方式，主要有半再生重整、连续重整和循环再生重整三种形式。按照加工能力统计，这三种重整的比例大约为6:3:1。 连续重整工艺一般采用铂—锡系催化剂，并以UOP公司的CCRPlaformer工艺(采用叠合床反应器)和IFP公司的Aromizer工艺(采用平移流动的移动床工艺)为代表。与其他两种重整工艺相比较，连续重整增加了一个催化剂连续再生系统，可将因结焦失活的重整催化剂进行连续再生，从而保持重整催化剂活性稳定，并且随着操作周期的延长，催化剂的性能基本保持稳定，因而连续重整具有装置规模大、运转周期长、对原料的适应性好、生产灵活性大、操作苛刻度高、反应压力低、氢油比低、产品的辛烷值高、产物收率高、氢产高等特点。另外，连续重整工艺流程复杂，装置的投资和能耗也比其他两种工艺高。 1.2 芳烃抽提技术 目前应用最广泛的是以环丁砜为溶剂的Sal-folane工艺，苯纯度为99.9%时，苯的回收率可达99.95%，甲苯回收率99.8%，二甲苯回收率超过98%。
关于煤制烯烃芳烃项目介绍
关于煤（甲醇）制烯烃/芳烃项目介绍 根据国家发改委2011年3月23日发布的《国家发展改革委关于规范煤化工产业有序发展的通知》（发改产业[2011]635号）规定，禁止建设“年产100万吨及以下煤制甲醇项目”和“年产50万吨及以下煤经甲醇制烯烃项目”，在此规模以上的项目需报国家发改委核准。国家产业政策对甲醇制芳烃没有明确要求，既不鼓励，也不限制。 目前国内煤（甲醇）制烯烃/芳烃项目具体介绍如下： 一、已建成投运的煤（甲醇）制烯烃项目 1、神华包头煤制烯烃项目 项目总投资180亿元，采用国内自主知识产权的DMTO技术，建设规模：年产中间产品甲醇180万吨、聚乙烯30万吨、聚丙烯30万吨，同时副产硫磺2.2万吨、混合碳四及碳五12.5万吨。主要装置包括4台60000Nm3/h制氧空分装置、7台（5开2备）1500吨/日投煤量煤气化装置、180万吨/年甲醇装置、60万吨/年甲醇制烯烃装置、30万吨/年聚乙烯装置、30万吨/年聚丙烯装置等。 项目于2010年8月第一次试车成功，2011年1月1日，全面进入商业化运营。 2、神华宁煤煤制烯烃项目 项目总投资200亿元，采用鲁奇MTP技术，建设规模：年产中间产品甲醇167万吨、聚丙烯50万吨，副产汽油18.48万吨、液态燃料4.12万吨、硫磺1.38万吨。煤气化装置采用GSP干煤粉加压气
化技术，水冷壁激冷炉型，单炉日投煤量2000吨，配置五台气化炉，四开一备，有效气（CO+H2）产能52万Nm3/h。甲醇制丙烯装置采用德国鲁奇甲醇制丙烯工艺。 项目于2010年9月竣工并正式进入全面试车状态，2011年4月气化炉实现稳定运行；4月底，丙烯、聚丙烯及包装装置试车成功，产出最终产品。 3、大唐多伦煤制烯烃项目 项目总投资190亿元，采用鲁奇MTP技术，建设规模：年产中间产品甲醇167万吨、聚丙烯50万吨，副产汽油18万吨，LP G3.6万吨，硫磺3.8万吨等。主要装置包括4×135兆瓦自备电厂，3套单系列60000Nm3/h 的空分装置，3套单系列日处理干燥褐煤2800 吨，产有效合成气15.7万Nm3/h的壳牌粉煤加压气装置，单套低温甲醇洗装置，单套日产5000吨甲醇装置，单套MTP 装置，双系列聚丙烯装置。 项目于2012年3月16日正式转入试生产。 4、中石化中原石化甲醇制烯烃项目 项目采用SMTO技术，于2010年8月开工建设，2011年7月聚丙烯装置建成，8月60万吨/年甲醇制烯烃装置建成。2011年10月10日，中国石化中原石油化工有限责任公司60万吨/年甲醇制烯烃（S-MTO）装置产出合格乙烯、丙烯，实现装置开车一次成功。 5、宁波禾元化学有限公司甲醇制烯烃项目 项目采用DMTO技术，外购甲醇制烯烃，主要装置包括180万