芳 构 化 装 置20120920

芳构化装置

一、装置简介

芳构化装置，主要原料混合碳四液化气，产品有轻芳烃、重芳烃，民用液化气等。原料混合碳四液化气，通过原料加热炉加热后，在反应器内与催化剂接触，经过低聚、环化，脱氢芳构化反应生成粗芳烃混合物，经过吸收稳定系统分离成合格的民用液化气和混合芳烃，再通过分馏分离成轻芳和碳9以上重芳烃。

装置区共有油、气罐16台，水储罐2台，其中地下密闭排放罐1台，机泵20台套。为了防止污染环境和对操作人员造成损害，装置区所有排放的有机液体均排往密闭排放罐，然后根据情况再进行处理和排放。

二、工艺原理

反应部分：

轻烃芳构化的机理十分复杂。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。这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C6-C8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）。这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C8芳烃等。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。

C3-C8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C8芳烃等产物，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碳四液化气制芳烃时，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。

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，一方面要通过碳五预分离装置尽可能脱除十分容易聚合的环戊二烯，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、含氧化合物和裂解碳四、裂解碳五抽提过程中采用的含氮溶剂（DMF）也是催化剂的毒物，应该加以严格控制。其中，水分和含氧化合物反应生成的水合物能够钝化催化剂上的酸性活性中心，使催化剂减寿；DMF等溶剂则能在催化剂上发生高温聚合，缩短催化剂单程操作周期。

几个基本概念

a）催化剂的活性

1.表示催化剂对反应加速作用的强弱。

2.转化频率：即单位时间内每个活性中心引发的总包

反应的次数。

3.反应速率：单位重量催化剂，反应产物在单位时间

内增加的物质的量。

4.速率常数

5.活化能

6.达到某转化率所需的最低反应温度。

反应中液体转化率是芳构化催化剂活性的主要指标。

反应器芳构化转化率

=(总烯烃进料量-反应器流出物中烯烃量)/总烯烃进料量b）空速：

混合碳四中烯烃是芳构化反应器中按化学式计量的反应物，它的进料量决定装置的生产率。

空速为：

烯烃空速=kg烯烃h-1/kg催化剂

在催化剂床层中反应混合物料的停留时间取决于包括干气和烯烃、烷烃等部分物料在内的总流率，或者：总空速=kg反应混合物料h-1/（kg催化剂）

当装置在低于设计能力下进行生产，空速将降低，停留时间增长，烯烃转化率增加。但有些副产物，特别是干气会增加，可以调整操作条件以得到最佳结果。

三、工艺流程本装置工艺过程分为反应部分、再生部分、

吸收稳定部分、分馏部分、辅助系统五大部分。

1.1.3.1 反应部分

反应部分又分为原料预处理和反应两部分。

1.1.3.1.1 原料预处理部分

混合重碳四由球罐进装置后通过原料泵加压，进入原料气酸洗罐前的静态混合器与酸洗循环泵抽出打循环的磷酸二氢钠溶液充分混合后，进入原料气酸洗罐。罐内设填料一段，罐底设酸洗循环泵（P624A/B），酸液循环使用。通过酸洗罐脱出原料气中的含氮类物质，自压进入原料气水洗罐。原料水洗罐的作用是将原料气进装置时携带的酸液除去，罐内设填料一段，水洗注水泵（P625A/B）向罐上部注水，水洗用水连续排污。

酸洗、水洗后的原料气经过聚结器脱水后依次进入反应产物与原料换热器（E601/1.2.3.4）、原料汽化器（E602A/B）与反应产物换热，温度升高到260℃左右，进入原料加热炉加热到280℃，为反应器进料。同时在两台原料汽化器（E602A/B）之间的管线上为原料注水。由于此处温度为150℃以上，可以使水充分汽化，不易沉积。

1.1.3.1.2 反应部分

本装置反应分为混合碳四芳构化反应。

芳构化装置采用固定床间歇反应-再生的操作方式，反应部分采用一台加热炉，两台反应器。每个反应周期由一个反应器独立完成，两个反应器交替使用实现整个芳构化装置的连续化生产。由于液化气芳构化反应为强放热反应，由于反应器分为上下两段为了防止反应器床层飞温，故反应器上段温度由原料加热炉出口温度控制，下段床层温度由冷的新鲜原料来控制。

原料液化气由装置区原料泵升压后经原料脱碱氮系统进入原料聚结器TS101脱水，由进料调节阀（FRC-6102）控制流量.再与反应产物充分换热、汽化后（E-601/1.2.3.4、E-602/1、2）进入原料加热炉(F-601)，加热至一定反应温度后（260-280℃），进入芳构化反应器(R601A或B)顶部。反应压力由富气压缩机所带负荷、反应压控（PIC-6106B）和（反飞动）PIC-6106A控制。

反应条件：反应压力：0.55MPa 气压机入口压力≯0.05 MPa

反应温度：1#温度360-3800C

进料重量空速：1.09h-1

从芳构化反应器（R601A/B）出来的反应产物经过换热器（E-602/1、2、E-601/1.2.3.4）、冷却器（E-603）换热冷却后（40℃）进入反应产物分离罐（V-601）进行气液分离，液相经泵压送至吸收稳定部分吸收塔中，气相进入气压机。

1.1.3.2 再生部分

再生部分包括催化剂再生，干燥剂再生和脱硫剂的更换三部分

1 催化剂再生

随着反应时间的增长，芳构化催化剂会因表面积炭而逐渐失活。当催化剂上的积炭量达到一定值时，需要通过再生来恢复其活性。芳构化催化剂的再生采用贫氧烧焦再生，分5个阶段进行。先建立一个闭路循环系统，再生气循环使用。

再生时再生系统应先引氮气升压，而后补进一定量的空气，以保证再生气的氧含量。由于再生气需要干燥及脱硫，因而再生时要将分液罐及再生气干燥器、脱硫器切入。

烧焦前将切换出的反应器先用氮气置换然后切入再生流程。

再生循环压缩机C-602入口管线氮气充压线充入氮气，待再生系统压力充气0.15MPa。启动再生循环压缩机C-602，增压的氮气经过再生换热器E-604壳程和再生加热炉R-602升温，从反应器顶进入反应器，烟气底部出来经再经换热器E-604和冷却器E-605进入再生分液罐V-602.罐顶部部分气体经PIC-6103放空，控制再生系统压力，底部间歇排出凝结水。从顶部出来的再生气进入脱硫灌D-601，脱除微量二氧化硫后，进入干燥灌D-602脱除微量饱和水，再经E-604壳程返回再生循环压缩机C-602，再生氮气循环使用。实际操作中，应根据反应器内床层温度及再生气中氧含量的变化情况，适量补充空气。

再生操作条件：再生温度 380-5200C

再生压缩机出口压力 0.45MPa

入口压力 0.15 MPa

再生气循环量 10000-12000NM3/h

2 干燥剂再生：

再生气干燥器(D-602)内装分子筛干燥剂。由于催化剂再生时产生的少量水份将被干燥剂吸附，因而经过数次再生后，干燥剂将因吸附大量水份而饱和失效，此时应及时对干燥剂进行再生。再生气体为氮气（若氮气资源匮乏，也可用净化空气）。

方法：

改好流程：

E605 V602 C602 V603 E604 F602 D601 D602

从再生压缩机C-602入口补入氮气系统升压；

启动压缩机氮气升压循环，点再生炉F-602，再生气升温；

干燥器内床层温度升至200℃后，恒温12小时，然后熄灭F-602，干燥器降温，降温至60℃后停再生气压缩机，干燥剂再生结束。

干燥剂再生也可利用催化剂再生后的烟气进行再生。过

程如下：

再生完成后，床层温度降至450℃，再生炉降温或熄火。将流程切入干燥剂再生流程，开始干燥剂再生。

干燥器内床层温度升至200℃后，恒温12小时，然后熄灭F-602，干燥器降温，降温至60℃后停再生气压缩机，干燥剂再生结束。

脱硫剂更换

为保证再生气脱硫效果，脱硫器（D-601）内的脱硫剂应定期卸出更换。根据原料的硫含量一般为每1－2年更换1次。

1.1.3.3 吸收稳定部分

1.1.3.3.1 凝缩油部分

从气液分离罐V601罐顶出来的富气经气压机C601入口分液罐V608脱液后进入气压机升压，二级出口压缩富气，一路去反飞动调节阀PV6106A用以补充反应压力的不足，另一路和吸收塔底的富吸收油及解吸塔T602顶解吸气一起进入凝缩油冷却器E609，油、气、水一同进入凝缩油罐V609进行气液分离，气相返回吸收塔T601底部；污水定期排至污油罐；其余液相用凝缩油泵P603抽出，一路与稳定塔T603底油换热打入解吸塔中部，另一路直接进入塔顶部。

1.1.3.3.2 吸收塔部分

粗芳烃用反应产物泵P601加压后，经吸收塔进料调节阀LIC6101进入吸收塔四层，塔顶打入。稳定芳烃由稳定塔底泵P607加压作为补充吸收剂。由于吸收过程是放热过程，为了增强吸收效果取走吸收过程的剩余热量，吸收塔中部设有两个中段回流。吸收塔中段油由吸收塔中段泵P602分别从8曾和31层抽出加压后，经中段冷却器E610冷却，中段流控阀LIC6204后返回到塔9层和32层，和来自塔底的凝缩油气相进行传质传热。吸收C3、C4的富吸收油从塔底用泵P604抽出打到凝缩油冷却器进入凝缩油罐，塔顶出来的贫气经干气冷却器E617进入干气分液罐V611，从干气分液罐顶出来的干气经吸收塔压控调节阀PIC6201送入高压瓦斯管网。

1.1.3.3.3 解吸塔部分

凝缩油泵将凝缩油罐液相由解吸塔总进料调节阀LIC6201控制液面，一路直接送入解吸塔顶部，另一路经解吸塔进料换热器E611进入解吸塔第9层。解吸塔底重沸器E612用导热油作热源。塔底的轻组分上升，和塔顶下来的凝缩油及富吸收油组成的混合液逆向接触进行单项传质传热。C1、C2的轻组分被解吸出来，混合液送入凝缩油冷却器冷却回收液化气组分，不凝气经凝缩油气返线进入吸收塔。脱出C1、C2的解吸塔底油用泵P605加压后，经稳定塔进料换热器E613，打入稳定塔的第十八、二十二、二十六层塔盘。

1.1.3.3.4 稳定部分

稳定塔底用导热油作热源为稳定塔底重沸器E615提供热量。由于各组分的沸点不同，塔底的轻组分沿塔盘逐层上升，与进入稳定塔的脱乙烷混芳进行传质传热。C3、C4组分以气态从塔顶出来进入液态烃冷却器E614冷却后进入液态烃罐V610。进行气液分离，不凝气经稳定塔压控调节阀PIC6202B，一路并入高压瓦斯管网，另一路并入低压瓦斯管网放火炬。液态烃罐的液相用泵P606抽出，一路经稳定塔顶回流调节阀T6213送回稳定塔顶作回流，控制塔顶温度和液态烃产品质量，一路经液态烃出装置调节阀LIC6206去球罐。稳定塔底油一路去重沸器E615，一路靠自压进稳定塔进料换热器E613与解吸塔底油换热，再进入解吸塔进料换热器E611换热后，一路经冷却器E616冷却后，用泵P607抽出加压后，经补充吸收剂调节阀FV6209打入吸收塔顶作补充吸收剂，另一路直接出装置或经分馏进料加热器E623给分馏区四塔进料。

1.1.3.4 分馏部分

分馏塔的进料是稳定塔底混合芳烃经冷却器E616A/B前靠自压送出，通过分馏塔总进料调节阀FIC6205控制流量（根据进料量不同而不同），在换热器E623中加热到127℃，分为四路给分馏区四个分馏塔并行进料。

一路由T604进料调节阀LIC6202控制流量，作为T604进料进入塔T604下进料段。塔顶蒸汽经冷凝器E618冷凝至40℃进入回流罐V612，再由泵P608抽出，作为回流打到T604塔顶，当回流罐内重芳烃含量少时，经调节阀LIC6302送至成品汽油罐中。塔底液一部分靠自流进入重沸器E624，由导

热油加热后靠比重差返回塔底。

另一路由T605进料调节阀LIC6301控制流量，作为T605进料。塔顶蒸汽经冷凝器E620冷凝至40℃进入回流罐V614，再由泵P609抽出，一部份作为回流打到T605塔顶，另一部分作为产品经调节阀LIC6304送至成品汽油罐中。塔底液一部分靠自流进入重沸器E625，由导热油加热后靠比重差返回塔底.

另一部分由T606进料调节阀FIC6303控制流量，作为T606进料。塔顶蒸汽经冷凝器E619冷凝至40℃进入回流罐V613，再由泵P610抽出，一部份作为回流打到T606塔顶，另一部分作为产品经调节阀FIC6306送至成品汽油罐中。塔底液一部分靠自流进入重沸器E626，由导热油加热后靠比重差返回塔底。

另一部分由T607进料调节阀FIC6305控制流量，作为T607进料。塔顶蒸汽经冷凝器E621冷凝至40℃进入回流罐V615，再由泵P611抽出，一部份作为回流打到T607塔顶，另一部分作为产品经调节阀LIC6308送至成品汽油罐中。塔底液一部分靠自流进入重沸器E627，由导热油加热后靠比重差返回塔底，四个分馏塔塔底部分重芳烃含量合格，经泵P615加压后经冷却器E622冷却至40℃由调节阀LIC6307控制流量，送至成品柴油罐中。

T605、T606、T607塔顶回流罐都设有不合格线，T604、T605、T606塔底抽出也都设有不合格线，在开工或事故状态时使用。

重芳烃出装置调节阀后设有开工循环线与热进料进料线连接，作为开工冷循环用。

当塔顶、塔底物料严重污染时可从不合格线打入废品线中，送至成品汽油罐。

四、工艺指标

主要工艺指标

反应岗位操作原则：

反应岗位是装置的核心，对装置的生产平稳和产品质量影响很大，因而反应岗位操作员一定要保证操作平稳，确保产品质量。平稳操作操作遵循以下几个原则；

正常状态下，保证进料量稳定；

严格控制反应器的入口温度，波动范围应不超过±2℃；反应器入口温度的升温范围为360～380℃

及时监测液体产物产率和芳烃含量，根据分析结果调整操作，若达不到指标则适当调整反应温度。

操作中控制反应器入口温度，调整冷进料量，控制第二段催化剂床层温度，使整个床层温度均匀。

控制好汽液分离灌液位及V601压力保证吸收稳定系统的平稳操作

当反应器的床层温度达到420℃时各产物达不到指标，则认为一个操作周期结束。此时应将反应流程切入再生流程，进行再生操作周期。

一、正常操作法

1、加热炉出口温度

由TIC6108 和FIC6105串级控制

影响因素：

进料量的变化，进料量的增减造成炉出口温度的降升；

燃气、燃油流量、压力变化，流量或压力升高，都使炉出口温度升高，反之下降；

燃气、燃油的性质、组成不稳定，炉出口温度波动；燃油、燃气温度低、带水、雾化不好、炉出口温度下降；燃气带油，炉膛温度上升，炉出口温度上升。

雾化蒸汽压力低、雾化不好火燃变红发飘，喷油量增加炉膛温度上升，炉出口温度上升，烟囱冒黑烟；雾化蒸汽压力大，火燃颜色发白，火硬，变短、容易缩火、灭火，炉出口温度下降；

一、二次风门、烟道挡板的变化、引风机风量变化，也会引起炉膛、炉出口温度变化。

仪表控制失灵；瓦斯总压控失灵；

阻火炬或火嘴堵塞；

调节方法：

正常时原料炉出口温度由炉出口温度调节器TRC-6108和FIC-6105串级控制燃料气量来控制，也可用FIC-6105单独控制或手动控制。

燃料气、燃油及蒸汽流量和压力波动时联系调度及时处理；

平稳进料量

瓦斯灌及时排凝，每班一次或不定时；

调整好一二次风门，引风机量；调整并固定好烟道挡板（一般不作调节）；

仪表失灵。改走副线并通知调度；

瓦斯总压控失灵改走副线控制稳瓦斯压力，联系调度维修；

阻火炬堵塞应走另一组，并且切除处理。

2、反应温度：

影响因素：

（1）反应进料量变化；

（2）原料炉出口温度的变化；

（3）催化剂促进反应能力（活性）的变化；

（4）原料组成的变化

调节方法：

（1）通过控制进料量及原料预热温度（炉出口温度）的方法控制反应温度；

（2）通过冷进料控制二段入口和下部床层温度；

（3）严密注意催化剂活性的变化；

（4）随时监测原料组成，以便及时调整反应床层温度。3、反应压力控制

影响因素：

反应进料量及性质的变化；

炉出口温度的变化

反应深度变化；

压控阀及反飞动调节阀失控；

V-601液位高，气压机入口分液灌V-608液位高；

气压机入口温度过高或过低，使气压机入口组分发生变化；

气压机压缩能力，工作状况的影响：

吸收稳定系统波动；

测量仪表失灵。

调节方法：

平稳反应进料量；

联系调度调整原料的性质及组成；

平稳炉出口温度；

反应深度变化时及时调节气压机及后部操作；

压控失灵改手动，到现场看一次表，联系调度仪表修理；

降低V-601、V-608液位；

调整好气压机入口反应混和介质的温度；

控制气压机出口反飞动量，平稳入口压力；

吸收稳定系统调整操作，平稳压力；

气压机故障切至备用机，联系调度维修；

在开工或压缩机故障时由反应压控PRC-6106遥控放火炬调节阀控制反应压力。

7.1.2.3 再生岗位操作法

再生岗位操作原则：

1.再生时应密切监控床层温度，严禁发生超温损坏设备

和催化剂。如发生床层超温，应采取措施：

a)迅速停止或减少补入净化风量，控制氧含量；

b)降低再生炉出口温度350℃以下或停炉；

c)加大再生气循环量，带走反应器内热量；

d)严重超温或上述方法控制不住时，熄灭炉火、停

再生压缩机停止再生气循环，用氮气置换再生器

内烟气，降氧含量降温。再生温度最高不准超过

540℃。

2.观察并定时分析反应器入口和出口气体氧含量，两小

时一次；

3.必须将脱硫器、干燥器切入再生回路，而且注意定时

给分液罐脱水，以防止将水带入反应器内，损坏催化

剂；

4.主风机出口压力应该不低于0.4MPa，保证烟气流量。

a)一方面大循环量可以提供更多的氧，有利于快速

烧焦。

b)另一方面可以迅速带走烧焦放出的热量。

5.主风机突然停机，应关闭净化风阀并且熄灭再生炉。

6.主风机事故停机后，修好试机时，要将反应器切除，

避免试运过程中，氧含量超高，床层飞温造成事故。

再生过程

整个催化剂的再生过程可以大致分五个阶段，以再生炉出口温度表示为350℃、400℃、450℃、480℃和520℃。在前三个温度段烧焦时控制反应器入口氧含量不大于3%，第四个温度段控制氧含量不大于5%，第五阶段恒温烧焦，控制氧含量不小于5%。这样便于判断催化剂再生是否完全。

前四个阶段通过调整补氧量来控制催化剂床层温度，均匀烧焦。也就是在每个阶段连续补入净化风，通过调整风量控制床层温升。补氧量是靠温升控制。第一二阶段，温升(相对于炉出口温度)为60-100℃，第三四阶段，温升为40-80℃（再不超温的情况下）。保证连续烧焦，避免温升大幅度波动。

在每个阶段升温过程中，应停止补氧，待床层温度升到时再补入空气。前四个阶段，补氧使床层温度烧起来后，可适当将炉出口温度降低10-20℃。每次的升温的判断依据为在此温度段有补氧的情况下，催化床层的温升小于10℃。

第五阶段为恒温烧焦阶段，当床层各点温度趋于一致（温差小于2℃）且没有耗氧时则床层继续恒温12小时后，催化剂再生接束。

通过净化风手阀及孔板流量控制补氧量。通过PIC-6103控制主风机C-602出口压力（0.4-0.45Mpa）。通过再生气孔板FI6110流量观察再生烟气循环量(10000-12000Nm3).

再生过程中要密切注意反应器及再生工艺管线热膨胀情况，防止升温太快或温度太高损坏设备。

反应器再生时步骤：

R-601A或B充入氮气后，调换盲板：原料入、出口阀盲死；再生气入、出口阀拆开盲板。将反应器切入再生流程。在反应器入出口排凝，放出残油。

再生系统升压。向系统充氮气，系统压力为0.07～0.1MPa。开再生压缩机C-602

氮气循环。

点再生加热炉F-602，氮气升温控制出口温度，升温速度50～60℃/h。

取样分析系统氧含量，每小时一次。

待床层温度升至350℃，向系统缓慢补充净化风50～200Nm3/h，密切观察床层温升情况，如没有温升，停止补氧，继续升温。370℃时再缓慢给氧，观察床层温升情况，如没有温升则停氧继续升温，直到有明显温升后，可逐渐增加系统氧含量。当床层温度400℃时，恒温贯通。，整个升温时间8～12小时。当床层各点温度均匀，上下一致后。开始分阶段再生。

再生好的反应器切入反应流程步骤：

首先给再生器升温，升温流程和再生一样。当床层温度升至300℃时，停炉。

如再生好的反应器床层温度在300～330℃是可直接置

换。

将此反应器四个盲板全部盲好，关闭此反应器所有阀

门。在出入口排凝。

用氮气充入反应器，在取样点取样分析系统氧含量，氧

含量控制在0.5%，不合格再充氮气置换，直至氧含量合格。

快速将反应器原料的入口、出口盲板拆开，并且把反应

器切入反应流程。

点原料加热炉F-601，炉出口温度升至260℃时，反应

进料。开始原料控制在3T/h，控制反应器顶部温度380℃，

如果床层温升太快，超温，调整原料加热炉出口温度

反应压力用反应压控调节阀PIC-6106B控制，放火炬。

调整进料量6T/h，反应压力高时开气压机，将压缩富气

送入吸收稳定系统。调整操作至正常。

7.1.2.4 干燥剂再生操作法

干燥剂再生：

目的：

再生气干燥器(D-602)内装分子筛干燥剂。由于催化剂

再生时产生的少量水份将被干燥剂吸附，因而经过数次再生

后，干燥剂将因吸附大量水份而饱和失效，此时应及时对干

燥剂进行再生。再生气体为氮气（若氮气资源匮乏，也可用

净化空气）。

方法：

改好流程：

E605 V602 C602 V603 E604 F602 D601 D602

从再生压缩机C-602入口补入氮气系统升压；

启动压缩机氮气升压循环，点再生炉F-602，再生气升

温；

干燥器内床层温度升至200℃后，恒温12小时，然后熄

灭F-602，干燥器降温，降温至60℃后停再生气压缩机，干

燥剂再生结束。

干燥剂再生也可利用催化剂在生后的烟气进行再生。过

程如下：

再生完成后，床层温度降至450℃，再生炉降温或熄火。

将流程切入干燥剂再生流程，开始干燥剂再生。

干燥器内床层温度升至200℃后，恒温12小时，然后熄灭F-602，干燥器降温，降温至60℃后停再生气压缩机，干燥剂再生结束。

脱硫剂更换

为保证再生气脱硫效果，脱硫器（D-601）内的脱硫剂应定期卸出更换。根据原料的硫含量一般为每1－2年更换1次。

7.2 吸收稳定岗位操作指南

7.2.1 吸收塔操作指南

操作指标：

塔顶温度：30～40℃塔底温度：40～60℃

补充吸收剂量：4000～6000Kg/h 吸收剂量是吸收塔吸收效果好坏的重要保证。也是吸收解吸系统热平衡和物料平衡的关键因素。控制适合的液气比是吸收解吸塔操作的关键。合理调整吸收剂及补充吸收剂量，防止平衡破坏。

7.2.2 解吸塔操作指南

操作指标：

塔顶温度：40～60℃不塔底温度：90～95℃

塔顶温度由冷进料量及塔底温度控制，塔底温度由入重沸器的热载体量控制，当塔顶温度升高时，增加冷进料量，当塔顶温度下降时，减少冷进料量。当塔底温度下降时，增加热载体量。

塔顶压力控制为气压机出口压力控制。

7.2.3 稳定塔操作指南

操作指标：

塔顶温度：45～60℃塔底温度：156～162℃

回流量：14000～16000Kg/h 顶压：0.9～1.1MPa

塔顶温度由回流量及塔底温度控制，塔底温度由入重沸器的热载体量控制，当塔顶温度升高时，增加回流量，当塔顶温度下降时，减少回流量。当塔底温度下降时，增加热载体量。

塔顶压力控制采用冷热旁路控制。所控制的压力为塔顶物料的饱和蒸汽压，也就是说塔顶的组成变化其饱和蒸汽压就会变化塔顶的压力也随之变化，塔顶压力升高时，调整阀开度多走冷旁路使气相减少，而塔顶压力降低时，相反要增加气相。

塔顶回流罐液面由塔顶物料采出控制，塔底液面由塔底物料采出控制。当液面降低时，减少产物采出量；当液面升高时，增加产品采出量。

7.2.4 民用气碱洗、水洗系统操作指南

操作指标：

碱液浓度：3%以上水：常排

碱洗罐液位：70% 水洗罐液位：60%

民用气通过稳定塔回流泵自V610抽出，一路打回流，一路出装置，出装置的一路经过碱洗、水洗罐脱去民用气里含有的H2S。

7.3 分馏岗位操作指南

7.3.1 分馏岗位的操作任务

1. 本标准规定了分馏岗位的任务、工艺流程、主要操作原则、正常操作法、、正常开停工，紧急停工。

本标准适用于气体精制分馏岗位的操作。

2.任务：

利用分馏原理将混合芳烃分离成目的产品轻质芳烃及重芳烃。

7.3.2分馏岗位操作控制

分馏塔操作原则：

1)严格控制分馏塔进料量保证分馏塔进料稳定，以免

打破塔内物料平衡状态；

2)搞好物料平衡，严格控制好侧线抽出量，保持其平

稳操作；

3)保持回流的流量稳定及返塔温度平稳；

4)保持塔顶压力平稳，波动范围控制在±0.01～0.03

Mpa，要注意环境温度变化对塔顶压力的影响，做到及

时调节；

5)保持进料温度的稳定；

6)保持塔底重沸器流量稳定，以控制稳定的塔底汽化

量；

7)保持塔底液面、回流罐液面稳定；

控制指标：

塔顶温度：112～130℃灵敏板温度：110～120℃

F点温度：230～245℃塔底温度：245-255℃

塔顶压力：0.01～0.03Mpa 回流罐压力：0.01～0.03MPa

回流量：600～2000kg/h

顶压控制方法：塔顶压力控制采用冷热旁路控制。所控制的压力为塔顶物料的饱和蒸汽压，也就是说塔顶的组成变化其饱和蒸汽压就会变化塔顶的压力也随之变化，塔顶压力升高时，调整阀开度多走冷旁路使气相减少，而塔顶压力降低时，相反要增加气相。

分馏塔温度控制方法：塔顶温度由回流量及塔底温度控制，塔底温度由入重沸器的热载体量控制，当塔顶温度升高时，增加回流量，当塔顶温度下降时，减少回流量。当塔底温度下降时，增加热载体量。

分馏塔液位由塔底物料采出控制，回流罐液位由回流量控制。

解物料性质

正常操作

(一)干气中C2以上组分的控制.

影响C2以上组分高的因素：

富气量过大，冷却器冷却效果差，吸收剂量小，吸收效果不好。

1.吸收塔顶温度高。

2.吸收塔压力过低。

3.解吸塔底温度过高，大量C3、C4被解析，增加

吸收塔负荷。

调节方法：

1.提高吸收塔吸收剂流量，降低塔顶温度。

2.提高吸收塔中段回流量。

3.按控制指标控制压力，并保持平稳。

4.适当降低解吸塔底温度。

（二）、车用液化气中C2以下组分含量的控制

影响因素：

1.解吸塔塔底温度过低，降低了脱吸效果。

2.吸收塔液气比过大，塔内温度低。

3.吸收塔压力过高，吸收过度。

4.吸收塔顶温度过低，吸收过度。

调节方法：

5.提高解吸塔塔底温度或调整冷进料流量，加大热

进料量。

6.适当降低吸收塔吸收剂量和中段回流量。

7.按控制指标控制好压力。

轻烃芳构化生产芳烃技术进展_廖宝星

轻烃芳构化生产芳烃技术进展 廖宝星 (中国石油化工股份有限公司广州分公司,广东广州510726) 摘　要:综述了国内外典型的轻烃芳构化工艺技术,介绍了不同分子筛催化剂的金属改性和反应条件对催化剂芳构化性能的影响,着重阐述了轻烃芳构化的反应机理,并提出了沸石分子筛芳构化催化剂进一步的优化方向。 关键词:轻烃;芳烃:芳构化 中图分类号:TQ 203;TQ 241 文献标志码:A 文章编号:0367-6358(2009)06-0373-04 Prog ress of Light H ydrocarbons A romatization T echnology LIAO Bao -xing (D ivision o f Guang z hou B ranch Compan y ,S INOP EC ,Guangd on g Guan gz hou 510725,China ) A bstract :Ty pical processing technologies fo r the arom atization of lig ht hy drocarbo ns are summarized .The effect on aromatizatio n perfo rmance of metal modification on different zeo lite catalysts and reaction conditions is introduced .Reactio n mechanism o f light hydrocarbons aroma tizatio n is discussed .consequently ,the furthen optim izatio n in zeo lite cataly sts is pro po sed .Key words :light hy drocarbo ns ;a ro matics ;arom atizatio n 收稿日期:2009-01-10;修回日期:2009-03-17 作者简介:廖宝星(1962～),男,高级工程师,主要从事乙烯、汽油加氢、芳烃抽提、丁二烯的生产、技术管理工作。E -mail :liaobx @g ncmail .cn 芳烃是产量和规模仅次于乙烯和丙烯的重要有机化工原料。其衍生物广泛用于生产化纤、塑料和橡胶等化工产品和精细化学品。最初芳烃生产以煤焦化得到的焦油为原料。随着炼油工业和石化工业的发展,芳烃生产已转向以催化重整油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。目前,石油芳烃大规模的工业生产通过现代化的芳烃联合装置来实现。通常芳烃联合装置包括催化重整、裂解汽油加氢、芳烃转换、芳烃分离等装置。 轻烃主要是指以C 5为主的烷烃或单烯烃化合物,是石油开采和炼制过程中的副产品。它与天然气、液化气、汽油、柴油一样,同属石油大家庭,常温常压下是液态。轻烃的来源主要有:(1)各油田、采油厂提取的C 4～C 8的混合物-轻质油(各油田叫法 不一)。(2)石化生产的副产品-塔顶油。(3)天然气田,油田开采中的凝析油,主要成分是链烷烃(占3%),不含烯烃。(4)炼油厂轻烃:原油常压蒸馏的 轻石脑油,石油二次加工如催化重整,加氢裂化的产品中均含一定数量的C 5及C 5以下烷烃组分。(5)石油化工厂轻烃,主要是溶剂油。据不完全统计,国内目前轻烃年产量7000～10000kt ,到2020年可能达到20000kt [1]。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。该工艺是以HZSM -5沸石分子筛作为催化剂的活性组分,将重整抽余油、重整拔头油、直馏汽油、焦化汽油、热裂解汽油、热裂解C 5馏

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。

低碳烃、汽油芳构化技术进展

８ 工业催化 ＩＮＤＵＳ矾ｔＩＡＬＣＡＴＡＬＹＳＩＳ２００５年第１３卷增刊低碳烃、汽油芳构化技术进展 孙书红１，一，谢进宁３，马建泰１ （１．兰州大学化学化工学院，甘肃兰州７３００００；２．中国石油兰州石化公司石化研究院，甘肃兰州７３００６０；３．中国石油兰州石油化工公司兰州炼油化工设计院，甘肃兰州７３００６０） 摘要：综述了低碳烃、汽油芳构化技术进展，阐述了芳构化机理、工艺条件影响因素、工业技术应 用以及催化剂研究进展等。． 关键词：低碳烃；汽油；芳构化 利用轻烃芳构化过程可以将廉价的轻烃资源， 如裂解轻烃、油田轻烃、直馏汽油、焦化汽油、重整拔头油和重整抽余油等转化为价值较高的芳烃，用于生产轻质芳烃或改质劣质汽油，生产高辛烷值汽油。 轻烃芳构化工艺与催化重整工艺相比，具有以下特点：原料适用范围广；使用的分子筛催化剂具有一定的抗硫、抗氮能力，原料不需要精制；芳烃产率不受原料芳烃潜含量的限制，原料不需要预分馏；通过改变催化剂组成和制备工艺及芳构化反应工艺条件，可以在一定程度上调整产品分布，以适应市场变化；装置建设投资省，操作费用低。目前市场芳烃紧缺，国家环保法规对清洁汽油的要求日益严格，因此轻烃芳构化技术大有发展潜力。 １芳构化机理 １．１低碳烷烃芳构化的热力学… 热力学计算表明，将液化石油气（ＬＰＧ）转化为芳烃（Ｂ１Ⅸ）的反应需要较高的反应温度，相比之下，将烯烃转化为芳烃的反应温度较低。将烷烃转化为烯烃比转化为芳烃需要更高的反应温度，烷烃分子的碳数越多，烷烃转化为芳烃所需温度越低，表明碳数越多的烷烃越易转化为芳烃或烯烃，随碳数增多，芳构化产物中苯的选择性也呈下降趋势。 １．２低碳烃芳构化反应机理 低碳烃芳构化反应机理的核心问题是烷烃的活化、催化剂的酸性和金属组分在芳构化反应中的作用和失活机理。Ｍｏｌｅｔ等川２认为在丙烷活化中，ｚｎ２＋起脱氢作用。ＯｎｏＹ等０３『根据芳烃随总转化率变化看出，芳烃随反应时问的增加而单调增加，说明芳构化的第一步是通过ｚｎ或Ｇａ物种的催化脱氢，证实了金属离子的脱氢活性。张雄辐等Ｌ４ｌ则认为在反应起始阶段，沸石的酸性质子首先活化丙烷形成正碳离子。 就芳构化反应整体而言，烷烃的活化需要较高的温度和较强的酸性，而聚合环化只需在相对较低的温度和较弱的酸性下进行，因此，在烷烃芳构化反应中存在着高温与低温、强酸与弱酸之间的矛盾。 谢茂松引５认为，甲烷芳构化反应机理和途径可假设为： （１）甲烷的一个（、＿Ｈ键与定位在ＨＺＳＭ一５分子筛孔道中的钼物种发生相互作用而被极化；（２）极化了的甲烷分子与ＨＺＳＭ一５分子筛的１３酸中心发生反应，生成氢分子，在分子筛上留下一负电荷；（３）带负电荷分子筛ｚ一和ＯＨ；作用，恢复ＨＺＳＭ一５分子筛的Ｂ酸中心和生成钼类碳烯中问物或一ＣＨ自由基，形成一个催化循环；（４）钼类碳烯中间物或一ＣＨ２自由基通过双聚生成苯和甲苯。 从反应机理看，芳构化过程可看作是１３酸和Ｉ。酸协同作用的结果，只有提供足够的Ｌ酸中心和具有适当的Ｌ／Ｂ比值，才会有高的芳烃收率。 ２操作工艺条件的影响 ２．１反应温度 芳构化反应为强的吸热反应，从动力学方面考虑，提高反应温度能增加化学反应速率，有利于芳烃产率的增加。但是过高的反应温度促进热裂化等副 作者简介：孙书红（１９７０一），女，高级士程师，博士研究生，从事催化裂化催化剂的研究和开发工作。 　万方数据

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

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

轻烃芳构化工业技术进展_郝代军

文章编号:1006-5539(2001)03-0017-05 轻烃芳构化工业技术进展 郝代军,刘丹禾 (洛阳石油化工工程公司炼制研究所,河南洛阳471003) 摘　要:本文对世界上已建成的多套轻烃芳构化工业装置进行了详细总结。轻烃芳构化技 术根据目标产品的不同可以分为两类:生产芳烃技术和生产高辛烷值汽油技术。轻烃芳构化 技术目前有移动床反应工艺和固定床反应工艺两种形式。轻烃芳构化催化剂在注重活性的基础上,更应该注重其选择性和多功能性。 关键词:轻烃;芳构化;工业技术;综述中图分类号:TQ241;TQ205 文献标识码:A 第19卷第3期2001年9月 天　然　气　与　石　油 Natural Gas A nd Oil Vol .19,No .3Sept .2001 　 收稿日期:2000-09-29;修回日期:2001-04-09 作者简介:郝代军(1963-),男,山东金乡人,高级工程师,1988年毕业于山东大学,获硕士学位。一直从事石油化工工艺及催化剂的研制和开发工作。 1　前言 轻烃芳构化是近年来发展起来的一种生产芳烃的新工艺。该工艺利用HZSM -5分子筛作为催化剂的活性组分,将诸如油田凝析油、直馏汽油、焦化汽油、重整抽余油、重整拔头油、热裂解汽油、热裂解碳五馏分和液化石油气等轻烃转化为芳烃,用于生产芳烃或高辛烷值汽油调和组分。 轻烃芳构化工艺与催化重整工艺相比,具有以下特点:原料适用范围广;使用的分子筛催化剂具有一定的抗硫、抗氮能力,原料不需要精制;芳烃产率不受原料芳烃潜含量的限制,原料不需要预分馏;通过改变催化剂组成和制备工艺及芳构化反应工艺条件,可以在一定程度上调整产品分布,以适应市场变化;装置建设投资省、操作费用低。目前市场芳烃紧缺,汽油燃料清洁化进程加快,因此轻烃芳构化技术必将得到快速发展。 2　轻烃芳构化生产芳烃 2.1　液化石油气生产芳烃的Cyclar 工艺 由UOP 公司与B P 公司联合开发的C yclar 工艺过程是用一步法将液化石油气(LP G )选择性地转化 为高附加值的轻质芳烃(B TX ),并联产大量氢气。 采用该工艺的4.0×104t /a 工业示范装置于1989年9月在苏格兰Grangemouth BP 公司炼油厂开工,第一套工业化装置于1990年1月在同地投产[1]。 Cyclar 工艺过程所用催化剂尚未公开,但估计是Ga /HZSM -5。沸石催化剂不但抗结焦能力强、热稳定性好、机械强度高,而且磨损小、寿命长,连续运转几天仍然保持高的活性,完全满足工艺上移动床的要求。另外该催化剂对硫、氮化物及C O 2、H 2O 不敏感,因此原料不需要精制。 Cyclar 工艺装置主要由反应器、催化剂再生(CCR )单元和产物分离装置三大部分组成,工艺流程见图1 。 图1　BP -UOP Cyclar 工艺流程

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

芳构化培训题目

2、芳构化装置专业理论知识 2.1、芳构化基础知识 一、选择题 001、我厂直馏汽油芳构化装置采用（）催化剂。 A: ZSM-4 B: ZSM-5 C: ZSM-6 D: ZSM-10 正确答案: B 002、密度为732kg/m3（20℃）的汽油最可能是（）。 A: 直馏汽油 B: 芳构化稳定汽油 C: 溶剂油 D: 煤油 正确答案: B 003、环烷烃在一定的条件下可（）生成芳烃，是制取芳烃的重要原材料。 A: 脱氢 B: 脱碳 C: 断环 D: 断链 正确答案: A 004、芳构化稳定汽油比常减压直馏汽油具有更深的颜色，主要原因是它们所含的（）数量不同。 A: 烃类 B: 微量元素 C: 胶质 D: 沥青质 正确答案: C 005、直馏汽油中含的硫化物在芳构化反应器发生反应后大多转化为（）。 A: 硫醇 B: 硫化氢 C: 硫元素 D: 硫醚 正确答案: B 006、一般认为，轻烃分子在ZSM-5分子筛催化剂上的反应包括（）。 A: 裂化、缩合、异构化、芳构化 B: 裂化、聚合、磺化、脱氢 C: 裂化、齐聚、磺化、脱氢 D: 裂化、齐聚、环化、脱氢 正确答案: D 007、轻烃分子在ZSM-5沸石孔道内的裂化反应遵循（）反应机理。 A: 正碳离子 B: 负碳离子 C: 氢转移 D: 择型芳构化 正确答案: A 008、芳构化原料油再进入原料油加热炉前，要经原料油反应产物换热器换热至（）。 A: 露点 B: 泡点 C: 干点 D: 湿点 正确答案: B 009、芳构化装置正常生产时，根据分析一般每次提高原料油出口温度（）℃。 A: 3~5 B: 5~10 C: 10~15 D: 15~20 正确答案: A 010、芳构化装置反应器再生时起始温度为（）℃。 A: 370 B: 400

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

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。

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) 3.1G 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) 3.2G 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)

3.2.4G 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) 3.3 GA P-III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) 3.3.4GA 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) 3.4 GAP工艺应用小结 (16) 4 GTA工艺及其工业应用 (17) 4.1G 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)

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。

轻烃芳构化工业技术进展

文章编号:100625539(2001)0320017205 轻烃芳构化工业技术进展 郝代军,刘丹禾 (洛阳石油化工工程公司炼制研究所,河南洛阳471003) 摘　要:本文对世界上已建成的多套轻烃芳构化工业装置进行了详细总结。轻烃芳构化技 术根据目标产品的不同可以分为两类:生产芳烃技术和生产高辛烷值汽油技术。轻烃芳构化技术目前有移动床反应工艺和固定床反应工艺两种形式。轻烃芳构化催化剂在注重活性的基础上,更应该注重其选择性和多功能性。 关键词:轻烃;芳构化;工业技术;综述 中图分类号:T Q241;T Q205 文献标识码:A 第19卷第3期2001年9月 天　然　气　与　石　油N atural G as And Oil V ol.19,N o.3 Sept.2001 　 收稿日期:2000209229;修回日期:2001204209 作者简介:郝代军(19632),男,山东金乡人,高级工程师,1988年毕业于山东大学,获硕士学位。一直从事石油化工工艺及催化剂的研制和开发工作。 1　前言 轻烃芳构化是近年来发展起来的一种生产芳烃的新工艺。该工艺利用HZS M 25分子筛作为催化剂的活性组分,将诸如油田凝析油、直馏汽油、焦化汽油、重整抽余油、重整拔头油、热裂解汽油、热裂解碳五馏分和液化石油气等轻烃转化为芳烃,用于生产芳烃或高辛烷值汽油调和组分。 轻烃芳构化工艺与催化重整工艺相比,具有以下特点:原料适用范围广;使用的分子筛催化剂具有一定的抗硫、抗氮能力,原料不需要精制;芳烃产率不受原料芳烃潜含量的限制,原料不需要预分馏;通过改变催化剂组成和制备工艺及芳构化反应工艺条件,可以在一定程度上调整产品分布,以适应市场变化;装置建设投资省、操作费用低。目前市场芳烃紧缺,汽油燃料清洁化进程加快,因此轻烃芳构化技术必将得到快速发展。 2　轻烃芳构化生产芳烃 2.1　液化石油气生产芳烃的Cyclar 工艺 由UOP 公司与BP 公司联合开发的Cyclar 工艺 过程是用一步法将液化石油气(LPG )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4.0×104t/a 工业示范装置于1989年9月在苏格兰G rangem outh BP 公司炼油厂开工,第一 套工业化装置于1990年1月在同地投产[1]。 Cyclar 工艺过程所用催化剂尚未公开,但估计 是G a/HZS M 25。沸石催化剂不但抗结焦能力强、热稳定性好、机械强度高,而且磨损小、寿命长,连续运转几天仍然保持高的活性,完全满足工艺上移动床的要求。另外该催化剂对硫、氮化物及 C O 2、H 2O 不敏感,因此原料不需要精制。 Cyclar 工艺装置主要由反应器、催化剂再生(CCR )单元和产物分离装置三大部分组成,工艺流 程见图1。 图1　BP 2UOP Cyclar 工艺流程

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。