煤制芳烃

第1篇：煤制芳烃

煤制芳烃技术和产业项目进展

煤制芳烃产业概述

2014-02-10化化网煤化工

煤制芳烃(CTA Coal to Aromatics)是指以煤为原料，通过煤气化技术进行芳烃的合成。作为五大现代煤化工路径之一，煤制芳烃前景被业内普遍看好，正成为沸腾的煤化工产业中又一个庞大的资金池。 市场前景看好

芳烃为大宗基础有机化工原料，目前我国年消费量超过2000万吨。是化纤、工程塑料及高性能塑料等的关键原料，广泛用于服装面料、航空航天、交通运输、装饰装修，电器产品、移动通讯等。

目前芳烃97%以上来源依赖于石油原料，由于受到产能影响，多年来对外依存都接近总需求量的50%。芳烃产品中产能最大、与国民经济密切相关的对二甲苯(PX)，2012年的产量是773万吨，表观消费量1382万吨，自给率55.9%;截至2013年，国内PX产能仅896万吨，对外依存度达46%。

同时，中国PX产能增长一直比较缓慢。一些拟建或建成的PX装置因种种原因未能按计划投产，导致国内PX产不足需矛盾加剧。随着厦门、福州、大连、咸阳等PX项目因当地群众抗议而被迫搁浅。中国PX正遭遇后续项目断档的危机，这为煤制芳烃的成长与发展提供了巨大的空间。 成本优势较明显

万吨级试验装置生产1吨芳烃消耗甲醇不足3吨，百万吨级装置吨芳烃消耗甲醇有望降至2.5～2.8吨，同时生产液化气及氢气等高附加值产品。其中，副产的氢气返回甲醇装置后，可增产甲醇12%，从而使芳烃的综合成本大幅降低。届时，煤制芳烃不仅较石油路线具有显著的成本优势。即便与DMTO相比，也会因芳烃价格通常高于烯烃20%～30%，而原料甲醇消耗量与DMTO相当而更具优势。 技术水平先进

首先，中国分别掌握了固定床、流化床甲苯甲醇制PX和甲醇直接制PX四项技术，且全部通过了中试或工业化运行验证，煤制芳烃的技术水平先进。

目前国内中科院山西煤化所和赛鼎工程公司合作的固定床甲醇制芳烃技术和清华大学的循环流化床甲醇制芳烃技术(FMTA)都在积极推进工业化示范，此外，河南煤化集团研究院与北京化工大学也在合作开展甲醇制芳烃技术研发。中石化扬子公司2012年已经建成投产20万吨/年的甲苯甲醇烷基化生产PX的装置。 首套百万吨甲醇制芳烃工业示范装置启动

2013年，流化床甲醇制芳烃(FMTA)技术由华电集团、清华大学联合开发成功。首套3万吨/年甲醇制芳烃工业化试验装置由中国华电集团投资，东华工程EPC总承包。装置于2012年在华电煤业陕西榆林煤化工基地建成，2013年1月投料试车成功，装置运行稳定。2013年3月，通过技术鉴定。

该技术采用流化床反应器，使用自主研发改性分子筛催化剂，反应过程包括甲醇制芳烃、轻烃芳构化和苯、甲苯甲醇烷基化等反应。鉴定显示，甲醇单程转化率99.99%，甲醇到芳烃的烃基总收率约75%，吨芳烃耗甲醇3.07吨，催化剂消耗0.20 kg/吨甲醇。

之后华电在陕西榆林煤化工基地启动世界首套百万吨甲醇制芳烃工业示范装置。该基地将形成年产1000万吨煤炭、300万吨煤制甲醇、100万吨甲醇制芳烃和120万吨精对苯二甲酸(PTA)产能。

煤制芳烃技术将是继煤制烯烃、煤制天然气、煤制油等新型煤化工项目之后的第五大新型化工技术，在未来几年成为新型煤化工行业的后起之秀。

煤制芳烃工艺技术情况

煤制芳烃CTA(Coal to Aromatics)

在以煤为原料生产芳烃路线上的三大关键技术，即煤制甲醇、甲醇芳构化和芳烃分离转化中，煤制甲醇和芳烃分离转化在国内外均已有成熟技术，甲醇芳构化的工业化技术是关键环节。

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(苯Benzene、甲苯Toluene、二甲苯Xylene，简称)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。

各主要装置包括：(1)煤气化装置;(2)空分装置;(3)净化装置;(4)甲醇合成装置;(5)MTA(Methanol to Aromatics)装置;(6)PTA装置;(7)硫酸装置。 甲醇制芳烃MTA(Methanol to Aromatics)

在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。即以甲醇为原料，在双功能(酸性和脱氢)活性催化剂的催化作用下，通过脱氢、环化等步骤生产芳烃的过程。

甲醇制芳烃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。

目前国内中科院山西煤化所和赛鼎工程公司合作的固定床甲醇制芳烃技术和清华大学的循环流化床甲醇制芳烃技术(FMTA)都在积极推进工业化示范，此外，河南煤化集团研究院与北京化工大学也在合作开展甲醇制芳烃技术研发。中石化扬子公司2012年已经建成投产20万吨/年的甲苯甲醇烷基化生产PX的装置。

2013年，流化床甲醇制芳烃(FMTA)技术由华电集团、清华大学联合开发成功。首套3万吨/年甲醇制芳烃工业化试验装置由中国华电集团投资，东华工程EPC总承包。装置于2012年在华电煤业陕西榆林煤化工基地建成，2013年1月投料试车成功，装置运行稳定。2013年3月通过技术鉴定。

该技术采用流化床反应器，使用自主研发改性分子筛催化剂，反应过程包括甲醇制芳烃、轻烃芳构化和苯、甲苯甲醇烷基化等反应。鉴定显示，甲醇单程转化率99.99%，甲醇到芳烃的烃基总收率约75%，吨芳烃耗甲醇3.07吨，催化剂消耗0.20 kg/吨甲醇。

煤制芳烃(CTA Coal to Aromatics)是指以煤为原料，通过煤气化技术进行芳烃的合成。作为五大现代煤化工路径之一，煤制芳烃前景被业内普遍看好，正成为沸腾的煤化工产业中又一个庞大的资金池。煤制芳烃技术是最近几年才受人关注的新技术;截至目前，多数处于中试阶段或实验室阶段，只有少数技术(如FMTA)进入工业化试验。

1、合成气直接制芳烃技术

以煤为原料生产芳烃技术可分两大类：一是合成气直接制芳烃技术，二是合成气经甲醇再制芳烃的间接制芳烃技术。其中，合成气经甲醇间接制芳烃技术又分为：从甲醇起步，以生产芳烃BTX为目的的甲醇芳构化技术、以生产对二甲苯为目的的甲苯甲基化技术以及以生产烯烃为主联产芳烃的组合技术等。

合成气直接制芳烃的催化剂大致可以分为两类：第一类为F-T合成催化剂组分与芳构化催化剂复合而成;第二类为合成甲醇/脱水催化剂与芳构化催化剂复合而成。

该技术还处于试验室的研究阶段，主要有： Mobil公司技术

采用的是固定床，催化剂为Zn-Zr组分与微孔硅铝分子筛复合的催化剂，分子筛的硅铝比大于12。 BP公司技术

催化剂为含Ga2O3或In2O3的组分与微孔硅铝分子筛复合的催化剂。 南京大学技术

采用Fe-MnO-ZnZSM-5催化剂，Fe-Mn0为F-T合成常用的F-T合成活性组分，ZnZSM-5为烃类芳构化催化剂的活性组分。 山西煤化所技术

两段复合床合成气直接芳构化技术，上床层采用合成甲醇催化剂与脱水催化剂复合，下床层采用SAPO与NKF-5分子筛负载Zn、Ga等脱氢组分所构成的复合催化剂。

2、合成气经甲醇制芳烃技术 (1)、甲醇芳构化技术 沙特基础工业公司技术

采用稀土元素镧、铈改性的ZSM-5分子筛催化剂，固定床评价，在反应压力0.1MPa，反应温度450℃，甲醇WHSV=9h-1的条件下，总芳烃收率9%～19%,BTX选择性70%～80%，BTX产率7%～14%。 清华大学的流化床技术(FMTA)

清华大学在国际上首次开发了以流化床甲醇制芳烃(FMTA)工艺技术，包括连续两段流化床反应(双层构件湍动流化床技术)—再生、中低温冷却及变压吸附—轻烃回炼、液相芳烃非清晰分离—苯/甲苯回炼。

该技术将多段流化床反应再生系统成功用于FMTA过程，MTA过程的转化率99.99%,FMTA全流程的甲醇到芳烃的烃基收率为74.47%。合3.07吨甲醇/吨芳烃，工艺废水中未检出甲醇和催化剂粉尘，再生烟气中不含SOx和NOx。单位甲醇原料催化剂消耗为0.20千克。

该技术已在陕西榆林建成了年处理甲醇3万吨的FMTA全流程工业化试验装置，工业试验持续运行443小时。甲醇到芳烃的烃基总收率74.47%(折3.07吨甲醇/吨芳烃)。

山西煤化所的两段固定床MTA技术

两个固定床反应串联，第一芳构化反应器的气相组分进人第二反应器继续进行芳构化。催化剂为负载脱氢功能的Ga、Zn或Mo组分的分子筛(ZSM-5或11)催化剂。

北京化工大学MTA技术

2010年6，河南煤化集团研究院与北京化工大学合作进行煤基甲醇制芳烃技术开发。

上海石油化工研究院技术

甲醇制芳烃催化剂及工艺的前期探索性研究。甲醇芳构化催化剂采用负载脱氢氧化物的分子筛(ZSM-5)催化剂。 (2)、甲醇芳构化催化剂研究进展

甲醇芳构化，即甲醇在催化剂的作用下，经脱水、脱氢、聚合及环化为芳香烃的过程，是轻烃芳构化的一个延伸。

甲醇芳构化，催化剂是关键环节。例如，甲醇在ZSM-5的催化作用下，虽有一定的芳构化活性，但在芳构化过程中伴有裂解、氢解、氢转移等副反应，产生大量的低碳烯烃，制约了芳烃选择性的提高，而以Ga、B、Fe、Sn、V、1n、Cr、Zr等杂原子同晶置换ZSM-5中的部分或全部硅或铝，对分子筛进行改性，将极有可能获得催化性能的分子筛催化剂。

甲醇在ZSM—5分子筛上芳构化的实现存在以下主要问题：ZSM-5分子筛表面酸性中心不但是反应的活性中心，同时也是积炭中心，这使得这类催化剂不仅具有很高的催化反应活性，同时也很容易结焦失活。催化剂表面积炭可以毒化酸性中心、堵塞孔道，从而引起催化剂失活。另外，ZSM-5对单组分芳香烃的选择性不高，总芳烃收率低也是甲醇芳构化的难点之一。

不同结构沸石催化剂的甲醇转化反应显示，十元环的ZSM-5沸石的十元环的孔口尺寸与BTX轻芳烃的分子尺寸相当，有利于抑制重芳烃的生成，而且三维的孔道结构有利于反应物、产物的扩散与抑制积碳的形成，因而使其具有优异的甲醇芳构化性能。

在三种催化剂中，ZSM-5分子筛上的芳烃收率最低，而负载具有较强脱氢活性的Ag+与Zn2+后，ZSM-5基催化剂的芳构化活性有了显著提高。 (3)、甲苯甲基化技术

随着甲苯甲醇烷基化技术的不断发展以及芳烃市场的逐步演变，该工艺竞争优势逐渐显现。越来越多公司或研究机构投人大量精力研究该课题，如ExxonMobil、GTC、沙特基础工业公司、大连化学物理研究所、大连理工大学和中石化上海石化研究院等。但甲苯甲基化技术开发绝大多数仍处于实验室阶段，至今未有成功的中试经验，催化剂稳定性差、转化率低、反应放热剧烈等均是制约该技术应用推广的难题。 中石化甲苯甲基化技术

催化材料选用较高硅铝比的ZSM-5分子筛，改性方法包括金属/非金属氧化物负载和水蒸汽处理。改性后催化剂择形效果良好，对二甲苯选择性超过94%,而甲苯转化率接近20%。该技术在中国石化扬子石化已进行了侧线试验。由LPEC设计的20万吨甲苯甲基化制混合二甲苯工业装置于2012年底开车成功。 大连物化所的甲苯甲基化技术

目前完成中试并经过了评审。经过近10年的努力，大连化物所在甲烷低温选择氧化制甲醇和甲烷高温无氧芳构化制芳烃等方面取得了突破性进展。

第2篇：双鸭山龙煤天泰煤化工有限公司煤制10万吨年芳烃项目第一次公众参与信息发布

双鸭山龙煤天泰煤化工有限公司煤制10万吨/年芳烃项目第

一次公众参与信息发布

提供日期： 2012-8-24作者：信息来源：

一、建设项目名称及概要

建设项目名称：双鸭山龙煤天泰煤化工有限公司煤制10万吨/年芳烃项目 建设项目内容概要：

1. 工程内容及地点

建设性质：新建

项目选址：双鸭山市经济开发区太保工业园区，集贤县与四方台区交界处。 建设规模与内容：项目占地面积63.6万平米。主要包括厂前区、辅助区、气化、净化和甲醇区、MTG区、辅助生产区、铁路区、成品贮运区等

项目建设的特点：本工程以当地煤为原料实现煤资源就地转化，生产芳烃产品及甲醇、LNG、LPG等副产品

生产规模：本项目年产芳烃9.4万吨、甲醇6.4万吨、LNG6.45万吨、LPG1.2万吨、均四甲苯0.6万吨;此外副产石脑油、焦油、中油、粗酚等

二○一二年八月

第3篇：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-30

6、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-30

6、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-40

5、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。

第4篇：芳烃抽提开工总结

芳烃抽提蒸馏装置是采用环丁砜抽提蒸馏工艺，从上游重整稳定汽油C6~C11馏分中分离得到芳烃和非芳烃，非芳烃作为副产品直接送产品罐区。

垦利石化公司苯抽提装置于：

10月31日至11月17日整改完成;

11月18日引水、蒸汽、风、氮气、电等公用工程 ; 11月23日装置试压完成。

11月24日引重整稳定汽油，脱碳六塔进料、调整操作;

12月4日脱碳六塔达到设计参数，重汽油中苯含量小于1.5%; 12月17日装填白土催化剂、装填溶剂。

12月18日抽提原料合格后进料芳烃抽提单元开工、溶剂循环、溶剂加热、至抽提塔、再生塔操作基本正常;

12月19日投白土塔操作;

12月20日产出99.8%合格产品苯，但此时非芳中苯含量仍超标。

在次此开工过程中，克服了设计与实际施工不符、原料与设计要求不符、装置仪表测量不准、化验仪器不全等多项问题，于2011年12月20日产出了合格产品苯，现将这次开工总结如下：

1、在开预分馏塔过程中，压力波动、温度和液位不稳等多方面问题，塔顶带 C7塔、底有C6，产品重叠严重，预分馏不彻底，塔顶、塔底产品均达不到设计指标，因本装置设计预分馏进料C5含量0.72﹪，为了减少C5对预分馏的影响，把重整稳定塔提高顶温，一部分C5送至液化气内，预分馏塔仍无法趋于正常，塔顶压力、温度波动较大，从而无法进行下一步的生产，影响抽提蒸馏效果，经过车间人员多次的商讨与调试，多次咨询天津大港、青岛石化、济南炼化等兄弟厂家，并对现场与图纸经过多次的对比，发现预分馏塔空冷阻聚线现场施工与设计不符，并对其进行了整改，整改后预分馏塔操作稳定，产出了合格产品，不过塔顶空冷、水冷负荷较大，如果夏季开工塔顶温度将冷却不到设计温度。

2、抽提蒸馏塔原料中C5含量超标严重。由于重整稳定塔顶低温提高拔走部分C5后，液化气C5超标，液化气质量不达标，重整稳定塔恢复到原先操作指标后，预分馏塔压力、温度、液位波动很大，预分馏塔顶底产品不稳定。本装置原料C5的设计值为0.72%而实际值达到27%，由于C5超标严重致使抽提蒸馏塔进料超负荷，通过计算C5能达到1吨/小时(因抽余油为质量流量计较准确，参照化验组成分析倒推)，造成抽提蒸馏塔顶回流冷却器超负荷，回流温度过高，超过60℃(汽油被蒸到低压瓦斯内，汽油损失严重，收率低)，且抽提蒸馏塔操作不稳定。抽提塔设计进料3.75吨/小时(包括600公斤循环苯)，实际达到5.17吨/小时，致使抽提塔蒸馏塔顶超负荷，虽然苯纯度合格，但是抽余油内苯含量超标，即使提高溶剂比，贫溶剂冷却器也无法冷却至所需温度，造成贫溶剂进塔温度高，抽提塔上部温度高，抽余油中苯含量较难降下来。

3、本装置的溶剂循环量和进料量的比值即溶剂比，要求相对比较苛刻，而我装置中各处的流量计显示数值与实际数值相差较大，造成无法算出真实的溶剂比，从而造成无法严格按指标操作。原料性质变化较大，苯返回量无法控制，造成抽提原料中的苯含量变化较大，对抽提塔稳定操作带来不利影响。

4、本装置中贫溶剂含助溶剂量以及非芳烃中溶剂含量是控制操作的重要指 标，溶剂中助溶剂的作用主要是增强溶苯的选择性，更好的发挥溶剂的作用，而本公司化验室无法化验出此项指标，。

据以上几条原因，苯抽提再次开工需要具备以下条件：

1、 增加脱碳五塔，减少原料中的碳五含量，以减少各塔顶空冷负荷。

2、 增加化验室做贫溶剂中含助溶剂仪器和抽余油中的溶剂含量仪器(防止溶剂损失)。

3、 增加两个质量流量计，以利于溶剂比调节。

4、 增加苯至白土精制调节阀，以便调节苯回流罐液位。

5、 建议化验、车间人员再次到相关厂家学习、咨询。

加氢车间 2012-01-11

第5篇：芳烃回收装置的设计

燕 山 大 学

本科毕业设计(论文)开题报告

课题名称： 芳烃回收装置的设计 学院(系)： 里仁学院建筑与环境化学工程系 年级专业： 08级过程装备与控制工程 学生姓名： 霍纪鹏 指导教师： 姜守厚 完成日期： 2012.03.10

一、综述本课题国内外研究动态，说明选题的依据和意义

与传统的板式塔相比，填料塔具有生产能力大、分离效率高、压降小、作弹性大、持液量小等优点。特别是在20世纪70年代，由于新型填料、新型塔内件的开发应用和基础理论研究的不断深入，使填料塔的放大效应取得了实质性的突破，填料塔在化工企业得到了很好的应用。20世纪80年代以来，以“高效填料及塔内件”为代表的新型填料塔成套分离工程技术在国内受到普遍重视。随着工业的发展，生产装备日趋大型化，所用的填料塔径越来越大，而塔的结构和填料也在不断改进。天津大学精馏技术国家工程研究中心在大型塔器的基础理论研究，塔填料、塔内件的方面处于国内领先地位。随着我国石油化工向大型化方向发展以及传质分离工程学研究的日益深入，必然会使填料塔技术及其应用进入一个崭新的时期。首先从塔填料来看，塔填料是填料塔的核心构 件，是气液两相迸行热和质交换的场所，它为气液两相间热、质传递提供了有效的相界面。塔填料的性质决定了填料塔的操作，只有性能优良的塔填料再辅以理想的塔内件，才有望构成技术上先进的填料塔。因此，人们对塔填料的研究十分活跃。对塔填料改进与更新的目的在于：改善流体的均匀分布，提高传递效率，减少流动阻力，增大流体的流量以满足降耗、节能、设备放大、高纯产品制备等各种需要。目前，塔填料的开发，除研究各种散装和规整填料结构外，还对填料的材质、加工方法、表面特性等进行研究。规整填料是继散堆填料之后在近20余年来发展的高效新型填料，国外有许多品种。规整填料的应用已成为许多厂分离和净化工序技术改造的热点，成为各厂提高产量、改进分离效果、减少能耗、安全生产和稳定操作的重要技术措施。规整填料的特点为：(1)分离效率高。这种填料可根据需要制造成具有较大的比表面积，因此可提高单位高度的理论板数。如金属丝网填料每米高的理论板数可达lO块以上。(2)通量及操作弹性大。规整填料允许的气、液通量较大，所以与相同塔径的板式塔相比，其产量一般可大幅度增加。同时允许通量在较大的范围内变化。规整填料本身的弹性比可高达100，但实际填料塔的弹性比主要受到塔内液体分布器操作弹性的限制。(3)阻力压降小。即使在

较大负荷下规整填料的压降也是比较小的，这是其显著特点。(4)放大效应低。与颗粒填料不同，规整填料用于大型塔时，其效率降低较少。在规整填料方面，我国也有不少研究成果。天津大学与英国Aston大学联合开发出了以UnaPak命名的脉冲规整填料。天津市天久新技术开发公司开发了高效廉价的板花规整填料。其80型(比表面积80m2/m3)的传质效率与MellaPak350Y型(比表面积350m2/m3)相当;天津大学填料塔新技术公司1991年引进了苏尔寿公司的Mellapak自动生产线，并自已开发了碳钢渗铝板波纹填料;清华大学和上海化工研究院分别开发了压延板网波纹填料;中石化洛阳工程公司开发了LH型规整填料。这些成果都在工业生产中取得了成功的应用。规整填料不仅在一般情况下能够提高填料塔的分离效率，节约能耗，且还能适宜于一些特殊情况的应用，如难分离物系、热敏物系以及对压力降较为敏感的真空蒸馏等。国内在对原有的板式塔实施规整填料技术改造后，已有许多成功的应用实例。如聚乙烯醇第11精馏塔的改造。第11精馏塔原为板式塔，由于腐蚀严重，改为填料塔，采用的填料为TUPAC6.0型。该种填料为一种高效规整填料，具有完美的几何结构形状和高度对称性，从而使所有的流动方向具有均匀的结构，可显著地提高填料的分离技术性能，减少了腐蚀，提高了塔的分离效率，取得了很好的效果。此外，规整填料技术还在炼油厂的催化裂化吸收稳定装置、减压塔、脱硫塔、烷基苯分馏塔等许多场合得到了成功的应用。目前，散装填料的发展较慢，工业上仍多采用金属鲍尔环和矩鞍环形填料。不过，近来一些新型高效散装填料的出现以及它们在一些行业中的成功应用，如环保行业从烟气中除去HCI和S02等，已说明在某些领域得到了新的发展。但就总体来看，其应用不如规整填料普遍。[1]-[5]

主要研究方向：芳烃回收塔温度压力补偿控制系统的研究与实施、芳烃抽提工艺流程的模拟与优化、芳烃抽提装置回收塔真空系统的优化设计、芳烃抽提装置真空系统节能降耗改造、芳烃装置溶剂回收塔振动原因及改进措施、芳烃抽提装置回收塔重沸器管束失效原因、影响芳烃能耗因素分析、先进控制在芳烃抽提单元应用[6]-[13]

二、研究的基本内容，拟解决的主要问题

1、工艺计算：塔内操作温度27摄氏度，压强106.7kpa。焦炉气流量850m3/h，其中所含芳烃的摩尔分数为0.02，要求回收率不低于95%。塔顶洗油含芳烃摩尔分数为0.005。选择洗油流量。

2、选择合适的冷凝器、再沸器;

3、进行塔体主要部件的强度计算，设计壁厚及附件结构。

4、编制设计计算说明书，设计图纸图量6A1以上。(其中包括一张控制原理图) 在满足以上要求的情况下，尽可能的选择合适的填料，降低塔的高度，减少成本，提高效率。

三、研究步骤、方法及措施

首先检索大量相关资料，理解本课题的整体思路，对搜集的资料进行筛选，大致了解本课题的国内外研究动态，草拟设计大纲，撰写开题报告、文献综述和外文翻译，然后依照参考资料中的标准对课题进行结构设计及强度校核和调节阀计算，完成设备整体的结构设计和计算强度，最后绘制设备草图，按照机械制图要求，绘制零部件和装配图，设计合理的控制系统，完成设计说明书及答辩。

在毕业设计的过程中多阅读相关资料，有疑问及时与老师和同学沟通交流，了解填料塔塔设备的结构。

四、研究工作进度

1—3周：检索相关技术资料，熟悉相关毕业课题，完成外文资料翻译。撰写开题报告和文献综述。

4—7周：完成初步结构设计方案设计，进行结构设计及强度计算 8—11周：完成设备整体的结构设计，绘制设备总图。 12—14周：绘制塔设备的零部件图。 15—16周：撰写设计说明书，并答辩。

五、主要参考文献

[1].韩联国,杜刚,杜军峰.填料塔技术现状与发展的趋势.[期刊论文]-中氮肥,2009,(6) [2].赵静妮.填料塔技术的现状与发展趋势.兰州石化职业技术学院学报,2002,2(3) [3].李宝顺,戚俊清等.大型规整填料塔技术的现状及进展.[期刊论文]-化工装备技术,2010,31(1) [4].李群生,马文涛等.塔填料的研究现状及发展趋势.[期刊论文]-化工进展,2005,24(6) [5].曹纬.国外填料塔最新发展.[期刊论文]-石油化工设备,2000,29(2) [5].喻朝善.芳烃抽提蒸馏工艺运行中存在的问题及对策.[期刊论文]-石油化工应用,2008,27(3) [6].翟新亭.芳烃抽提装置回收塔重沸器管束失效原因.[期刊论文]-石油化工腐蚀与防护,2005 [7].程正安,唐孟海.芳烃抽提装置节能优化改造.[期刊论文]- 河南化工,2009,26(10) [8].何西涛，干爱华,周子胜.芳烃抽提工艺流程的模拟与优化 .[ 期刊论文]-现代化工,2011,31(10) [9].孙先辉.芳烃抽提装置回收塔重沸器腐蚀原因分析及处理 办法.[期刊论文]-甘肃科技,2009,25(22) 施.[期刊论文]-化工科技,2010,18(3)：54～56 [11].穆进水.影响芳烃能耗因素分析.[期刊论文]-河南化工,2009,26(5) [13].王树楹等.现代填料塔技术指南.北京：中国石化出版社,1998 [14].Hengstebeck,R.J..Distillation Principles and Design Procedures. 1961 [15].Murch,D.P.,I.E.C.1953,45.2616 [10].孔为杰,聂相奎等.芳烃装置溶剂回收塔振动原因及改进措

[12].蒋辉,王宇红.先进控制在芳烃抽提单元应用.中国石油大学

[16].Strigle R F. Random Packings and Packed Tower Design and Applications.Houston: Culf Publishing Company,1987

六、导师意见

七、审核意见：

审查结果： 1

、通过; 2

指导教师(签字)

年 月 日

、完善后通过;

3、未通过

负责人(签字)：

年 月 日

第6篇：芳烃抽提消泡剂

作者:中联邦

一、【产品说明】：

芳烃抽提消泡剂是专门用于环丁砜芳烃抽提工艺及正戊烷混合体系的高效有机硅消泡剂。当气泡液膜表面接触到消泡剂时，能迅速降低液膜的表面张力，从而使气泡破裂而快速消泡。本产品运动粘度低、使用方便、无公害、消抑泡性能优越，可替代同类进口产品。

二、【技术指标】：

型号

B-063006310632 外观 乳白色粘稠状液体 密度(20℃，gcm3)0.97-1.05 闪点(开口)℃≥

315 运动粘度 40℃ mm2s 300-500 溶 解 性

溶于脂肪烃、芳烃

注：本数据表所列数值只描述了本产品典型的性质，不代表规格范围。

三、【产品特点】：

1、消泡、抑泡力强，用量少，不影响起泡体系的基本性质。

2、耐热性好，化学性稳定，无腐蚀、无毒、无不良副作用、不燃、不爆。

3、本产品运动粘度低、使用方便、无公害、消抑泡性能优越，可替代同类进口产品。

4、其性能可与进口产品相媲美，而价格更具明显之优势。

四、【应用场合】：

本产品主要用于石油化工企业，以环丁砜作溶剂的芳烃抽提装置。用于以环丁砜、N-甲酰吗啉为抽提溶剂的芳烃抽提装置，以消除抽提汽提塔产生的泡沫。

五、【使用方法】：

本品使用时，可先用甲苯稀释后再添加。稀释比一般为110

六、【储运包装】：

包装：本品采用50KG、120KG、200KG塑料桶装。

贮存：本品不属危险品，无毒，不可燃，密封存放于室内阴凉、通风、 干燥处。25℃左右保质期12个月。

运输：本品运输中要密封好，防潮、防强碱强酸及防雨水等杂质混入。

七、【保护措施】：

请参阅中联邦公司《芳烃抽提消泡剂材料安全数据(MSDS)》。