芳烃抽提边界吹扫图
工艺流程中吹扫、排液、排气及取样的一般规定
2.5.2 塔 或 容 器 底 抽 出 阀 后 接 吹 扫 接 头 ，停 工 后 塔 内 存 油 先 用 塔 底 泵 退 油 后 再 吹 扫 ， 污 油 经 泵 进 出 口 跨 线 扫 出 装 置 ， 见 图 2.5.2。 如 被 吹 扫 管 道 较 长 或 经 过 的 设 备 较 多 时 ， 宜在所吹扫途中适当地点设接力吹扫接头或分段吹扫。
固定式吹扫接头。 b) 考 虑 单 独 切 断 检 修 时 ， 轻 油 管 道 设 半 固 定 式 吹 扫 接 头 ， 重 油 管 道 应 设 固 定
式 吹 扫 接 头 ，并 将 重 油 吹 扫 至 重 污 油 系 统 。例 如 原 油 － 渣 油 换 热 器 的 冷 、热 流 均 有 副 线 ， 应 设 固 定 式 吹 扫 接 头 ， 如 图 2.5.4所 示 。
对 于 与 全 厂 性 系 统 有 关 的 燃 料 油 、燃 料 气 、不 合 格 油 、开 工 用 油 等 管 道 的 吹 扫 ， 在设计时应根据工号具体情况及全厂实际情况与厂方或工厂设计师协商共同确定吹 扫方向。
3 排液及排气
3.1 排 液 3.1.1 装 置 内 油 品 应 尽 量 不 排 至 污 水 系 统 ； 溶 剂 及 有 毒 介 质 不 得 直 接 排 入 全 厂 污 水 系 统 ，应 集 中 处 理 后 才 允 许 排 放 。装 置 因 事 故 或 正 常 停 工 后 ，应 尽 量 通 过 正 常 操 作 系 统用泵将装置内物料送往工厂相应罐区，残液再经吹扫由污油管道送往工厂污油罐。 3.1.2 装 置 内 可 根 据 需 要 设 重 污 油 罐 或 轻 污 油 罐 ， 用 以 收 集 各 取 样 点 、 低 点 放 空 及 其 它 少 量 液 体 介 质 ，间 断 用 惰 性 气 体 压 送 或 泵 送 至 相 应 系 统 。不 同 压 力 的 污 油 ，应 分 别接至污油管道总管。
抽提蒸馏基础知识
保密大连福佳·大化石油化工有限公司开工资料之二芳烃基础知识抽提装置大连福佳·大化石油化工有限公司二零零六年十月目录第一章装置概况 (2)第二章工艺原理 (3)第一节工艺说明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．3第二节工艺操作参数 (15)第三节工艺描述和关键控制 (22)第三章开工 (27)第一节开工准备程序 (27)第二节开工程序 (30)第三节化验分析 (33)第四章停工 (36)第五章事故处理 (38)第一节装置故障诊断 (38)第二节紧急事故处理 (39)第六章特殊程序 (41)第七章安全技术 (42)第一章抽提蒸馏装置概况芳烃抽提蒸馏装置是芳烃联合装置的一个生产单元。
该单元采用中石化石油化工科学研究院（RIPP）的环丁砜抽提蒸馏工艺（SED），从上游重整汽油C6~C7馏分中分离得到混合芳烃（苯和甲苯）和非芳烃。
所生产的混合芳烃送芳烃精馏部分进一步分离得到苯和甲苯产品，非芳烃作为副产品直接送产品罐区。
轻芳烃（苯、甲苯）主要来源于催化重整生成油和乙烯装置副产的裂解加氢汽油。
从这两种汽油中分离芳烃一般采用溶剂抽提法（液液抽提工艺）或抽提蒸馏法。
其中有以甘醇类为溶剂的Udex法，以N-甲基砒咯烷酮为溶剂的Arosolvan法，以环丁砜为溶剂的Sulfolane 法，以二甲基亚砜为溶剂的IFP法，以N-甲酰基吗啉为溶剂的Morphylane法，以及由中国石化石油化工科学研究院开发的以环丁砜为抽提蒸馏溶剂的SED法。
与液液抽提相比，抽提精馏工艺具有流程简单、投资省、操作费用低等优点，比较适合从富含苯的窄馏份原料中回收纯苯。
环丁砜抽提蒸馏（SED）分离芳烃是一个典型的物理分离过程，该工艺采用含水环丁砜为溶剂，主要利用溶剂对烃类各组分相对挥发度影响不同的基本原理，通过萃取精馏达到分离芳烃和非芳烃的目的。
芳烃抽提装置停工方案
编号：ZJDX/TGMB-13-01－2011湛江东兴化工有限有限公司75万吨/年芳烃抽提装置停工方案执行日期：作废日期编号：ZJDX/TGMB-13-01－2011 75万吨/年芳烃抽提装置停工方案一．停工目的芳烃抽提装置本次停工为计划停工，主要是配合全厂的停工检修，预分馏单元、抽提蒸馏单元及芳烃精馏单元常规检修。
由于装置人员偏少，且可以避开全厂装置蒸汽吹扫高峰期，确保吹扫效果，车间建议芳烃抽提装置应提前三天停工。
技改技措如下：1.新增半再生重整汽油脱C6塔流程。
2.芳烃抽提机泵出入口增加排轻污油线流程。
3.芳烃抽提边界增加冷凝水排雨水沟流程。
二.停工要求及准备工作1.组织好停工吹扫人员，落实停工方案，使全体操作人员熟悉并掌握停工方案。
2.联系调度，确定具体停工时间，统一协调，确保不合格线、污油线、火炬线等系统线畅通，同时保证有足够的N2、蒸汽等停工介质。
3.联系电气、仪表、化验、检修、动力、油品等单位作好停工吹扫的各项配合工作。
4.注意公用工程，如燃料气、蒸汽等的操作平稳。
5.在停工各阶段，适时将仪表控制改手动，切除有关联锁。
6.与上下游装置联系，互相协调、配合。
7.准备好气防工具和安全防护用具。
8.准备好停工用不同规格的隔离盲板。
9. 在计划停工前，应检查湿溶剂罐V21210中有无溶剂，确认氮封已给上，确保湿溶剂罐处于备用状态，能接受退料。
10. 确认湿溶剂冷却器E21215已经投用。
三．装置停工步骤1.溶剂再生罐的停工1）、在停工操作前1～2天，停止溶剂再生罐V21206及其加热器E21210的运转。
2）、切断溶剂再生罐的进料，关流量控制器FIC21218及其前后阀。
3）、逐渐减少溶剂再生罐底E21210的加热，当液面消失时关闭E21210的蒸汽进口阀，停止加热。
4）、将溶剂再生罐与其它系统隔断，使其自然冷却下来。
同时停抽真空泵P21214及相关设备。
5）、当溶剂再生罐内温度低于60℃时，将塔内的残渣排放至桶内送出界区处理，必要时引氮气进入，用氮气压出。
大庆炼化公司芳烃抽提工艺安装监理实施细则共36页文档
目录一、工程概况----------------------------------------------2二、编制依据----------------------------------------------2三、监理工作流程------------------------------------------4四、监理工作控制重点--------------------------------------4五、施工进度控制------------------------------------------6六、施工质量控制------------------------------------------7七、监理工作内容与措施-----------------------------------29八、旁站监理措施-----------------------------------------34一、工程概况：大庆炼化公司芳烃抽提装置安全隐患整改项目主要工程量有塔12座，其中T301、T304、T305、T306、T402、T404改造管嘴护口和工艺管道安装，T303、 T403更换塔盘，T401A/B更换白土36吨、石英砂13吨；容器30台，其中V403B、V405B、V501拆除更换，新增V623、V624罐2台，V309、V401A、V404、V408增加伴热管，其余罐进行工艺改造；换热器32台，其中E501A/B、E404、E314B、E310、E306B、E302A/B 更换工艺管线，E304、E307A/B、E312、E313、E315、E401、E402更换管束，其余设备进行工艺改造；机泵48台，其中P301A/B、P302A/B、P303A/B、P307A/B、P309A/B、P311A/B、P312A/B、P321、P401A/B、P403A/B、P404、P405A/B、P408A/B、P501B、P603拆换，P501A拆除移位，电机更换2台，所有泵进出口工艺拆除并重新安装；空冷器10台其中更换管束2台，增加伴热管2台，百叶窗4台；新增FI301溶剂过滤器1台；各型号工艺管道安装3900米，材质均为20＃钢；各型号阀门计1640个；各类管件计1780个；各型号法兰计2120片；新增操作平台17座。
《芳烃抽提开工总结》
《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202x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。
石油催化重整—芳烃抽提和芳烃精馏
沸点/℃
80.1 110.6 144.4 139.1 138.35 136.2
熔点/℃
5.5 -95 -25.2 -47.9 13.3 -94.9
温差控制的基本原理和操作特点
温度梯度越大，浓度梯度也就 越大。
灵敏塔盘：塔内浓度变化不是 在塔内自上而下均匀变化的，在塔 内某一块塔盘上将出现显著变化的 塔盘。
三个基本条件
对芳烃有较高的溶解能力 对芳烃有较高的选择性
溶剂与原料油的密度差要大。
四、溶剂抽提方式？
工业上多采用多段逆流抽提方法。 工业上广泛用于重整芳烃抽提 的抽提塔是筛板塔。
五、请讲述芳烃抽提的工艺流程
芳烃抽提的工艺流程一般包括抽提、溶剂回收和溶剂再生三个系统。
典型的二乙二醇醚抽提装置的工艺流程图
• 六、芳烃抽提要控制的参数
操作温度：温度↑，溶解度↑，但是非芳烃在溶剂中的溶解度也↑，而且比芳烃 ↑更多，而使溶剂的选择性变差，使产品芳烃纯度下降。一般控制在125-140℃
溶剂比：溶剂比是进入抽提塔的溶剂量与进料量之比。一般控制在15-20。 回流比：回流比是指回流芳烃量与进料量之比。一般控制在1.1-1.4 . 溶剂含水量：溶剂含有一定水量，可提高溶剂的选择性。不同溶剂不一样。 压力：确保抽提温度在两相泡点以下的压力即可。
芳烃抽提
一、 芳烃抽提原理
（提余液）非芳烃+少量芳烃+少量溶剂
芳
烃
脱戊烷油
抽 提
塔溶剂抽提液（溶剂来自芳烃+少量非芳烃）• 二、芳烃抽提的溶剂
工业主要溶剂： ➢ 二乙二醇醚 ➢ 三乙二醇醚 ➢ 四乙二醇醚 ➢ 二丙二醇醚 ➢ 二甲基亚砜 ➢ 环丁砜 ➢ N-甲基吡咯烷酮
三 溶剂选择的原则
催化重整、芳烃抽提工艺(PPT42页)
• 二、 C8混合芳烃异构化
种与数量上与实际需求 不一致。
随着苯和对二甲苯需求
• 三、 混合二甲苯的分离
量日益猛增，尚供不应 求。
在石油芳烃中约占40～
50%的甲苯、间二甲苯
和C9芳烃还未充分利
用而供过于求，造成石
油芳烃品种及其数量上
供需不平衡。
18
第二节 裂解汽油加氢
• 本节学习目的及要求： • 了解裂解汽油的组成、裂解汽油加氢精制
过程
• 一、裂解汽油的组成 • 二、裂解汽油加氢精制过程 • 三、芳烃的萃取分离
19
一、裂解汽油的组成
裂解汽油中的芳烃与重整生成油中的芳烃 在组成上有较大差别。
裂解汽油含有C6～C9芳烃，因而它是石油 芳烃的重要来源之一。
因为它会增加催化剂上的积
炭重，整缩催短化生剂产对周一期些。杂加质氢裂 化特汽别油敏和感抽，余砷油、的铅烯、烃铜含、量 很硫低、，氮加等氢都裂会化使重催汽化油剂是良 好中的毒重，整氯原化料物，和而水抽的余含油虽 然收量中也益不毒可不恰。作会当其为很也中重大会砷整。使、原催铅料化、，剂铜但是
等重金属会使催化剂永
14
原料油预处理工艺流程
15
重整反应部分工艺流程
16
芳香烃分离部分
• 重整产物中的芳香烃和其它烃类的沸点很接近， 难以用精馏分方法分离，一般采用溶剂抽提的办 法从重整产物中分离出芳香烃。
• 溶剂是芳香烃抽提的关键因素，常用的溶剂有二 乙二醇醚、三乙二醇醚、四乙二醇醚、二甲基亚 砜和环丁砜等。
• 重整产物的芳香烃抽提包括溶剂抽提、提取物汽 提和溶剂回收三部分。
22
2．工艺流程
重芳烃 轻石脑油装船线吹扫方案
重芳烃、轻石脑油装船线冲洗、吹扫方案一、流程概述XX炼化新建2条管线，将重芳烃、轻石脑油利用XX液体化工码头装船出厂，XX液体化工码头为3000～8000吨级码头，利用的鹤管为DN200的多品种输油臂（1#输油臂），项目建成后该输油臂可充装C9、抽余油、汽油、轻石脑油等产品。
重芳烃、抽余油均由1210单元3#、4#罐接出，机泵设于1210单元泵区西侧，轻石脑油由1216单元1#、2#罐接出，机泵设于原泵棚东侧，管道均利用原有厂内及厂外管廊、管墩敷设，质量流量计安装在XX码头附近。
机泵工艺参数：管线工艺参数：二、管线冲洗前提条件1.管线全部施工完毕，水压试验合格。
2.机泵试运完毕，达到投用条件。
3.质量流量计拆下，用短接代替。
4.其他相关设备调试完毕，具备投用条件。
三、冲洗方案1.在1216单元轻石脑油装船泵旁设立一座临时水箱，接临时管线与泵入口连接。
接两条消防带向水箱内注水（两条消防带不能满足水量要求时，可考虑接三条水带同时向水箱补水），然后启动机泵，从水箱内抽水冲洗管线。
2.在XX码头输油臂前将轻石脑油装船线和重芳烃装船线连通，使得冲洗管线的水能从重芳烃装船线返回1210单元，这样两条管线可同时冲洗，又可避免污水直接排海造成环境污染。
3.将1210单元重芳烃装船泵出口单向阀拆下排水，冲洗管线至水清后，将单向阀回装（或加临时盲盖），打开机泵跨线阀，拆开1210-T-004罐前重芳烃入泵阀后法兰排水，冲洗重芳烃入泵线，至水清为止。
4.主管线冲洗完毕后，打开1216单元轻石脑油装船泵跨线阀，将轻石脑油装船入泵线末端法兰盖拆下排水，冲洗至水清为止。
5.冲洗过程中安排人员巡线，检查管线、管墩有无移位，阀门、法兰有无泄漏，管线有无异常振动等，发现问题及时处理。
6.管线冲洗完毕后，接金属软管，用净化风将管线内积水按冲洗流程顶回1210单元排放。
7.管线吹干后，立即恢复流程，拆下相关盲板，达到备用状态。
四、注意事项1.冲洗管线前，必须和XX码头联系协调，检查沿线阀门处于全开状态（可考虑将阀门全开后，将阀门手轮拆下），确认流程打通，具备冲洗条件，才能开泵，过程中要保持与XX方面联系。
芳烃抽提装置操作规程
目录1.概述1.1装置概述1.2设计数据1.2.1物料平衡1.2.2原料性质数据及产品质量标准1.2.3辅助材料1.2.4主要操作条件1.2.5公用工程消耗1.2.6装置能耗2 工艺原理及工艺流程简述2.1工艺原理2.2工艺流程简述2.2.1预处理部分2.2.2环丁砜抽提部分2.2.3芳烃分离部分2.2.4溶剂油加氢部分2.3装置动、静设备3 装置开工方案3.1准备工作3.2收热载体及其系统升温脱水3.3预处理系统开工3.4抽提系统进油3.5精馏系统开工3.6溶剂油加氢系统开工3.7开工统筹图附图3.8重大开工步骤4 装置停工方案4.1停工要求4.2停工设备4.3抽余油加氢单元停工4.4精馏单元停工4.5抽提单元停工4.6预处理单元停工4.7热载体系统停工4.8停工注意点4.9装置停工时间统筹4.10重大停工步骤5 停工吹扫方案5.1吹扫准备工作5.2吹扫原理及注意事项5.3吹扫流程6 系统操作法6.1预处理单元正常操作6.2抽提单元正常操作6.3芳烃精馏单元正常操作6.4抽余油加氢单元正常操作6.5中间罐区操作6.6加热炉操作法6.7机泵操作法6.8计算机操作法7 事故处理7.1事故处理原则7.2紧急停工步骤7.3公用工程事故处理8 装置安全生产规定8.1装置安全生产要点8.2芳烃抽提装置的保健和安全8.3自背式空气呼吸器的使用方法8.4可燃气监测器安装位置8.5苯检测仪安装位置8.6芳烃抽提装置可燃物质8.7芳烃装置抽提八字盲板一览表8.8装置界区进出管线盲板平面分布图8.9芳烃抽提装置安全阀明细表8.10便携式安技设备使用维护工程8.11分公司安全禁令8.12装置污水系统示意图8.13清污分流管理制度8.14危险品“环丁砜”的管理9 附录9.1 装置动、静设备一览表9.2 原则流程图1 概述1.1 装置概述广州石油化工总厂原有的10万吨/年芳烃抽提装置由中石化北京设计院进行基础设计，广州石油化工总厂设计院完成施工图设计，中国天然气总公司第六建设公司承建，并于1995年5月建成投产。
芳烃抽提及抽提蒸馏
二、几种抽提工艺[22-27]
（一）甘醇溶剂抽提工艺
1952 年，美国 UOP 和 DOW 化学公司开发成功了以二甘醇（DEG）为溶剂 的 Udex 芳烃抽提工艺，在此基础上又陆续对工艺进行了改进，并推出了与二甘 醇同系列的三甘醇（TEG）和四甘醇（TETRA）溶剂。我国科研单位从 50 年代 后期开始，系统地开展了甘醇类溶剂芳烃抽提工艺的研究，先后开发成功了二甘 醇、三甘醇及四甘醇抽提工艺，特别是简化的甘醇类溶剂抽提工艺，已得到了广 泛的工业应用。
图 17-6 四甘醇在烃类中的溶解度与温度的关系
相对溶解度（对苯）
1
烷烃 环烷烃 芳烃
0.1
0.01
4
5
6
7
8
9
10
碳数
图 17-1 烃在环丁砜中的相对溶解度（50℃，含水 1w%）
溶解度，重量分数
0.08 0.07 0.06 0.05
正戊烷 正辛烷 环戊烷 甲基环己烷
0.04
0.03
0.02
0.01
项目
数据
密度，（20℃），g/cm3
0.7622
溴值，g 溴/100g
0.89
馏程，℃
初馏点
69
10%
83
50%
103
90%
146
干点
174
组成，w%
烷烃
30.0
环烷烃
2.0
芳烃
68.0
表 17-12 甘醇类溶剂抽提主要操作参数
项目
二甘醇
三甘醇
抽提塔压力，Mpa
0.8
Байду номын сангаас
0.8
抽提塔顶温度，℃
145
石油化工管道气体吹扫工艺
石油化工管道气体吹扫工艺摘要：石油化工管道施工质量验收规范规定，管道压力试验后要进行吹洗操作，以便将管道内杂物清理干净，空气吹扫是最常用的一种清理方法。
本文对管道吹扫的准备工作、吹扫工艺进行了分析和探讨。
关键词：石油化工管道气体吹扫石油化工管道安装完毕，经过压力试验或泄漏性试验后要进行吹扫或清洗。
吹扫或清洗的目的是将施工时遗留在管道内的各种杂物（如铁锈、焊渣、泥砂、积水等）清理干净，防止运行过程中管道、仪表、设备等受到这些杂物堵塞或损坏影响。
采用液体介质进行处理一般称为清洗，采用气体或蒸汽进行处理称为吹扫。
还有一种常用的管道清扫方法——清管球法，是采用清管球清理管道，但只适合等径、长输管道。
本文主要探讨空气吹扫工艺的特点、方法及注意事项。
一、吹扫前的准备1.吹扫方案选择在管道吹扫前应编制吹扫工艺方案，并根据管道工作介质、使用要求、系统回路、现场条件以及管道脏污情况选择适合的吹扫方法。
按照GB 50235-2010《工业金属管道工程施工规范》9.1.2规定：DN≥600mm的管道宜采用人工清理；DN<600mm的液体管道宜采用水冲洗；DN <600mm的气体管道宜采用压缩空气吹扫；蒸汽管道应采用蒸汽吹扫，而非热力管道不能使用蒸汽吹扫；特殊要求管道，则需要按照设计要求选用吹扫与清洗的方法；必要时可采用高压水冲洗、空气爆破吹扫或其他方法处理。
气体吹扫一般采用空气或蒸汽介质，如果管道内运行过某种工作介质，则针对介质性质还可选用惰性气体作为吹扫介质。
有关吹扫、试压、气密性试验的次序，相关标准、规范之间确有不同的要求，文献[1]对此进行了讨论，本文建议根据施工管道的类型，按最贴近专业的规范执行，如一般石化管道应按GB50517-2010《石油化工金属管道工程施工质量验收规范》的顺序是压力试验、气密性试验、吹扫；而有毒、可燃介质的石化管道应按SH3501-2011《石油化工有毒、可燃介质钢介质钢制管道工程施工及验收规范》的顺序为压力试验、吹扫、气密性试验。
重整芳烃抽提
2-1 化学矿 2-2 煤 矿 2-3 石 油 2-4 天然气 2.5 其他化工资源
2020/2/3 / 1
2-3 石 油
石油化工在国民经济中举足轻重。
石油和天然气是生产重要基本有机化工原料乙烯、 丙烯、丁二烯、苯、甲苯、二甲苯 (通常称为 “三烯三苯”)的原料。
原油开采
石油炼制 石油化工
目的：降低原料油C/H比，减少渣油、焦炭的生成，使产 物油中烯烃饱和→提高轻油产率和安定性。
优点：
生产灵活性大，适用原料广泛，可根据市场调整产品结构； 产品收率高、质量好、流程简单； 没有焦炭沉积，不需要催化剂再生；总反应过程是放热的。
缺点：
所 得 汽 油 辛 烷 值 低 ， 需 重 整 ； 高 温 高 压 反 应 （ 3 0 0 4 5 0 C, 1020MPa），投资大、操作费用高。
主要影响因素
1）原料油组成：环烷烃越多，芳烃产率越高；烷烃多则适 于生产高辛烷值汽油。杂质会使催化剂中毒。
2）反应温度：需高温，但操作温度不能太高，否则使油的 收率降低→开工初期480-500℃，运转末期515 ℃。
2020/2/3 / 28
2-3-2 原油的加工处理
四、催化重整和芳烃抽提 催化重整
汽油馏分或低沸馏分 煤油、柴油馏分或中沸馏分 润滑油馏分或高沸馏分
2020/2/3 / 12
2-3 石 油
表2-6 原油的馏分、沸点及馏分组成
馏
分
碳原子数
分子量
航空汽油馏分，40-180℃ 车用汽油馏分，80-205 ℃ 溶剂油馏分，160-200℃ 灯用煤油馏分，200-300℃ 轻柴油馏分，200-350℃ 低粘度润滑油 高粘度润滑油
芳烃抽提及异构化
芳烃抽提及异构化扬子石油化工股份有限公司研究院信息室2003年7月目录第一部分芳烃抽提 (1)1前言 (1)2芳烃抽提工艺路线 (2)2.1甘醇类溶剂抽提工艺 (2)2.2环丁砜溶剂抽提工艺 (6)2.3二甲亚砜溶剂抽提工艺 (7)2.4其他溶剂抽提工艺 (8)3水电蒸汽和溶剂消耗 (10)4研发进展 (11)4.1 德国克虏伯-乌德公司 (11)4.2美国GTC技术公司 (11)第二部分异构化 (13)1.概述 (13)异构化方法 (14)2.1无定形硅-铝催化异构法 (14)2.1.1ICI法 (14)2.1.2雪弗龙法 (14)2.2沸石催化异构法 (15)2.2.1美国飞马公司的异构化方法 (15)2.2.2日本东丽公司异构化法 (17)2. 3双功能催化异构法 (17)2.3.1ctanning法 (18)2.3.2Isomar异构法 (18)2.3.3Isolene-II异构法 (18)2.3.4SKI异构法 (19)2.4MGCC法 (19)3二甲苯异构化方法一览 (20)4二甲苯异构化方法选择 (21)5研究进展 (22)第一部分芳烃抽提1前言轻质芳烃(苯甲苯二甲苯)是合成纤维树脂橡胶洗涤剂以及染料医药香料等的重要原料20世纪50年代前,轻质芳烃主要来源于煤焦油,近40年来,从石油生产轻芳烃的产量迅速增长,主要来自轻汽油催化重整和裂解制乙烯副产的加氢汽油轻质芳烃生产能力F996年美国和日本分别达到1486.6万t和468.5万t1996年中国达到248万t,其中石油芳烃占了一半以上,而美国高达90%以上从催化重整生成油和裂解加氢汽油中分离轻质芳烃的方法主要有溶剂抽提法和抽提蒸馏法目前,溶剂抽提法是工业生产轻质芳烃的主要手段,而70年代后抽提蒸馏法又有新的发展近40年来,国内外对溶剂抽提工艺和新溶剂的选择做了大量研究工作自1952年美国环球油品公司(UOP)和道化学公司(DOW)研究成功以二甘醇(DEG)为溶剂的Udex法投入工业生产以来,各国又相继研究成功了环丁枫为溶剂的Sulfolane法,N-甲基毗咯烷酮(NMP)为溶剂的Arosolvan法,二甲亚枫(DMSO)为溶剂的IFP法,以及N-甲酸基吗啉(NFM)为溶剂的Formex法,并陆续投入工业生产此外,Udex法也陆续改用三甘醇(TEG)四甘醇(TETRA)或加入第二组分为新的抽提溶剂,并改进工艺流程等70年代以来,研究成功了以NMP为溶剂的抽提蒸馏法(Distapex)和NFM为溶剂的抽提蒸馏法(Mor-phylane),分离苯或二甲苯特别在70年代,为寻找更有效的抽提新溶剂,还研究了溶剂分子结构对选择性和溶解能力的影响,并对近百种有机溶剂或两种以上的有机溶剂混合物的抽提性能进行了考察,对溶剂抽提方法的发展起了重要作用据不完全统计,目前,世界上共有轻质芳烃生产装置约200套,处理能力一般为50104t/a,最大的210104t/a,环丁枫抽提装置占一半,甘醇类溶剂抽提装置占40%多,其他抽提装置仅占百分之几,此外,还有10多套分离苯的抽提蒸馏装置;中国共有轻质芳烃抽提装置28套,除了引进的五套环丁枫抽提装置和一套二甲亚枫抽提装置外,其他均为甘醇类溶剂抽提装置溶剂抽提分离得到的产物仅仅是高纯度的芳烃混合物,因此,还需要通过精馏后,才能获得高纯度的苯甲苯乙苯邻二甲苯和混合二甲苯产品由于产品种类多少不一,精馏工艺流程也就有二塔三塔和五塔等多种流程出现 2芳烃抽提工艺路线2.1甘醇类溶剂抽提工艺11956年中国科学院大连石油研究所完成了正庚烷-甲苯-二甘醇(或含水二甘醇)三元体系相平衡数据的测定1958年石油化工科学研究院完成了以二甘醇为溶剂从重整生成油中抽提轻质芳烃的中型试验研究1963年至1965年在抚顺石油三厂完成了二甘醇抽提芳烃工艺的半工业试验1965年底我国自己研究开发和设计的第一套二甘醇为溶剂的芳烃抽提工业装置技产成功二甘醇抽提工艺流程如图1所示 由图11看到原料油(重整脱戊烷生成油)进入抽提塔中部与自上而下的溶剂进行逆流抽提,塔顶出来的抽余相经冷却后进入水洗塔,除去少量溶剂后的抽余油从水洗塔顶出来作为产品出装置抽提塔底出来的溶解了芳烃抽出液(富溶剂)经与汽提水换热后,进入抽提蒸馏-汽提塔顶,塔顶馏出物经冷凝冷却后进入回流芳烃罐,烃水分离,作为回流芳烃打回抽提塔底抽提蒸馏-汽提塔底得到的含水溶11抽提塔2-抽提蒸馏塔3-回流芳烃罐4-芳烃罐5-抽余油水洗塔芳烃水洗塔7-水分馏塔8-溶剂再生塔剂(贫溶剂)循环回到抽提塔顶部抽提蒸馏-汽提塔中部气相抽出物,经冷凝冷却后进入芳烃罐,进行烃水分离,烃进入水洗塔除去衡量溶剂,洗后芳烃送至精馏装置分离出苯甲苯二甲苯产品回流芳烃罐和芳烃罐分出水合并后作为汽提水与富溶剂换热后,进入抽提蒸馏-汽提塔底,构成汽提水循环系统(即第一个水循环系统)另外,水分馏塔侧线水作为水洗水,先进入芳烃水洗塔与芳烃罐来的芳烃逆流接触,除去芳烃中的衡量溶剂,洗后水再进入抽余油水洗塔,进行抽余油水洗,抽余油水洗塔底水与少量需要再生的贫溶剂合并循环回水分馏塔,构成水洗-水分馏系统(即第二个水循环系统)水分馏塔底物进入溶剂再生塔进行减压蒸馏,再生后溶剂送回抽提系统再生塔底进行不定期排渣1966年初石油化工科学研究院又完成了二甘醇与二丙二醇醚混合溶剂的相平衡数据测定和工艺研究,并陆续为一些工厂采用随后,石油化工科学研究院还完成了以下研究工作:以三甘醇为溶剂的芳烃抽提相平衡数据测定和中型工艺试验;以四甘醇为溶剂的芳烃抽提相平衡数据测定和中型工艺操作条件试验,以及甘醇类溶剂抽提芳烃简化工艺流程试验,并提出了工业设计数据国内陆续将二甘醇抽提工艺进行部分流程简化和改换三甘醇溶剂,并取得明显经济效益1982年新建了中国第一套简化流程的三甘醇抽提芳烃工业生产装置,一次投产成功三甘醇抽提工艺流程见图12 从图12看出:原料油进入抽提塔中部与自上而下的溶剂进行逆流抽提,塔12抽提塔2-抽余油水洗塔3-回流芳烃罐4-抽提蒸馏塔5-芳烃罐水汽提塔8-溶剂再生塔顶抽余相经冷却后进入抽余油水洗塔,除出少量溶剂后抽余油作为产品出装置抽提塔底出来的溶解了芳烃的富溶剂进入抽提蒸馏塔顶,塔顶馏出物经冷凝冷却后人回流芳烃罐,进行油水分离,油作为回流芳烃打回抽提塔底抽提蒸馏塔底物进入汽提塔中部,汽提塔顶馏出物经冷凝冷却后,进入芳烃罐进行油水分离,一部分油作为回流打回塔顶,其余的就是芳烃产品,送至精馏装置进一步加工回流芳烃罐分出的水与抽余油水洗塔底水合并送到水汽提塔顶,提馏除出水中溶解的非芳烃,塔顶馏出物与抽提蒸馏塔馏出物合并,经冷凝冷却后进入回流芳烃罐,塔底物作为汽提水进入汽提塔底汽提塔底得到的含水溶剂用作水汽提塔底热源与汽提水换热后,作为贫溶剂循环回抽提塔顶芳烃罐分出来的水作为水洗水进入抽余油水洗塔与抽余油进行逆流接触,除出抽余油中少量溶剂三甘醇抽提工艺流程与二甘醇抽提工艺流程对比可看出有三个不同点:水洗水系统与汽提水系统合并成一个水系统,但仍保留了一个小的水汽提塔抽提蒸馏-汽提塔分成了独立的二个塔汽提水与富溶剂换热改为与贫溶剂(作为水汽提塔底热源)换热15万t/年处理能力的三甘醇抽提工艺与二甘醇抽提工艺相比,可降低投资12%;节省钢材15%能耗降低15%20%1990年对某厂的二甘醇抽提装置进行进行改造应用了四甘醇溶剂抽提度烃简化工艺流程一次投产成功其工艺流程图见图132图13简化的抽提工艺流程1抽提塔2抽提蒸馏3回流芳烃罐4汽提塔5芳烃罐6汽提水罐7抽余油水洗塔8溶剂再生塔由图13可看到原料油从抽提塔中部入塔,在塔内与自上而下的溶剂进行逆流抽提,抽余相由塔顶经冷却后入抽余油水洗塔,水洗后的抽余油从水洗塔顶排出装置抽提塔底溶解了大量芳烃的富溶剂进入抽提蒸馏塔顶闪蒸段进行绝热闪蒸,闪蒸出来的气相与抽提蒸馏塔顶馏出物一起经冷凝冷却后人回流芳烃罐,进行油水分离,油作为回流芳烃打回抽提塔底闪蒸后液体在抽提蒸馏塔内进行抽提蒸馏操作,除去溶剂中的非芳烃,塔底含芳烃的第二富溶剂送至汽提塔中部,在塔内进行水蒸气汽提,把芳烃与溶剂分离开来,塔顶馏出物经冷凝冷却后入芳烃罐,油水分离后的芳烃部分打回塔顶作回流,其余的则为芳烃产品出装置送至精馏部分芳烃罐分出水作为水洗水送至抽余油水洗塔顶,在塔内与抽余油逆流洗涤除去抽余油中少量溶剂,塔底出来的洗后水进入回流芳烃罐,与回流芳烃混合进行一次液液平衡除去水中溶解的微量非芳烃回流芳烃罐分出水流人汽提水罐,汽提水罐的水与汽提塔底物换热后送人汽提塔底作汽提水汽提塔出来的溶剂与汽提水换热后作为贫溶剂循环回抽提塔顶,一小部分送至溶剂再生塔,进行减压蒸馏,再生后的溶剂再送回抽提系统四甘醇抽提简化工艺流程与二甘醇抽提工艺流程对比,具有四个明显的不同点:水洗水与汽提水二个系统简化为一个水系统;抽提蒸馏-汽提塔分成了两个独立的塔;汽提水与富溶剂换热改成与贫溶剂换热;操作条件有明显的变化应用该技术于此老装置改造,投资少,使抽提装置处理能力提高40%,能耗降低约四分之一,芳烃回收率提高2%4%,产品质量进一步提高,苯的结晶点可稳定在+5.45左右,操作简化而易于平稳,溶剂损耗也有明显减少总起来讲,甘醇类溶剂抽提芳烃工艺技术在不断提高,能耗及溶剂损耗也在不断降低水电蒸汽消耗和溶剂损耗等主要消耗指标见表11和表12表11水电蒸汽消耗(相对值)..装置名称水电蒸汽以原料计以产品计以原料计以产品计以原料计以产品计二甘醇抽提100 100 100 100 l00 100 三甘醇抽提79.1 78.2 73.9 72.3 81.8 79.7 四甘醇抽提67.2 65.6 67.7 65.8 70.9 68.6表12溶剂消耗/(kg/t 原料) 装置名称 二甘醇抽提 三甘醇抽提 四甘醇抽提溶剂消耗 0.5 1.0 0.40.8 0.20.5 2.2环丁砜溶剂抽提工艺环丁枫抽提工艺流程见图14图14表明抽提进料(原料油)从抽提塔中部入塔,在塔内与自上而下的溶剂逆流接触,塔顶出来的抽余相经冷却后人抽余油水洗塔,用水逆流洗涤,除去微量溶剂,洗后的抽余油送出装置抽提塔底溶解了大量芳烃和少量非芳烃的第一富溶剂与贫溶剂换热后进入提馏塔顶,进行抽提蒸馏提馏操作,除去非芳烃,塔顶出来的含非芳烃和芳烃馏出物经冷凝冷却后入回流芳烃罐,将油水分离,油作为回流芳烃打回抽提塔底提馏塔底富含芳烃的第二富溶剂送至回收塔中部入塔,在塔内进行减压汽提蒸馏将芳烃与溶剂分开,塔顶馏出物经冷凝冷却后入芳烃罐,进行油水分离,一部分油作为回流打回塔顶,其余的油就是芳烃产品,送至下游精馏装置,芳烃罐分出水作为水洗水,被送往抽余油水洗塔回收塔底出来的贫溶剂作为水汽提塔底热源与汽提水换热再与第一富溶剂换热后循环返回抽提塔顶,完成溶剂循环抽余油水洗塔底水与回流芳烃罐分出水合并进入水汽提塔,进行提馏操作除去水中微量非芳烃,水汽提塔顶馏出物则混入提馏塔顶馏出物中,水14抽提塔2-抽余油水洗塔3-回流芳烃罐4-提馏塔5-芳烃罐7-水汽提塔8-溶剂再生塔汽提塔下部水蒸气送至溶剂再生塔底,进行减压水蒸气蒸馏,与进入溶剂再生塔中部的溶剂一起从塔顶出来,而后进入回收塔底,水汽提塔底含溶剂水也进入回收塔底,一起作汽提水溶剂再生塔底不定期排渣此外,为保持循环溶剂酸碱度的稳定,防止设备腐蚀,还需定期从回流芳烃罐加入一定数量的单乙醇胺2.3二甲亚砜溶剂抽提工艺二甲亚砜溶剂抽提芳烃装置在中国仅有从法国引进的一套,世界上总共不超过10套,它的工艺流程见图5图15二甲亚砜抽提流程l-抽提塔;2-反抽提塔;3-反抽出物水洗塔;4-溶剂蒸馏塔;5-抽余物脱丁烷塔;6-抽出物脱丁烷塔;7-抽余油水洗罐从图15可知原料油(进料)从抽提塔中部入塔,在塔内与自上而下的溶剂进行逆流抽提,抽余相从塔顶出来,进入抽余油水洗罐,洗后的抽余油入脱丁烷塔,从塔顶蒸出丁烷馏分,经冷凝冷却后返回抽提塔底作反洗液,塔底物为抽余油送出装置抽提塔底出来的溶解了芳烃和少量丁烷的富溶剂进入反抽提塔顶与丁烷逆流进行反抽提,把富溶剂中溶解的芳烃反抽提到丁烷中去,塔底出来的溶剂(贫溶剂)循环返回抽提塔顶,反抽提塔顶出来的反抽提液入水洗塔进行逆流洗涤除去微量溶剂后,进入脱丁烷塔,塔顶蒸出丁烷,经冷凝冷却后返回反抽提塔底作反抽提剂,脱丁烷塔底得到的抽出液即芳烃产品,送至下游精馏装置抽余油水洗水和反抽提液水洗水则进入溶剂蒸馏塔进行减压蒸馏,塔顶蒸出水则循环回抽余油水洗罐和反抽提液水洗塔,塔底浓缩溶剂返回抽提系统此外,系统还抽出少量溶剂进行吸附-过滤再生,以保持系统溶剂洁净由于二甲亚枫热稳定性差(120开始分解),不宜用汽提蒸馏回收溶剂,因此,工艺流程中采用了丁烷反抽提,使得工艺流程(与甘醇类溶剂和环丁枫溶剂抽提相比)变得比较复杂除溶剂损耗外又增加了低沸点丁烷的损耗2.4其他溶剂抽提工艺图1 6 N甲基吡咯烷酮抽提工艺流程1抽提塔2第一汽提塔3抽余油水洗塔4芳烃水洗塔5第二汽提塔6油水分离器图17 N甲酰基吗啉抽提工艺流程1抽提塔2第一汽提塔3第二汽提塔4芳烃罐5抽余油水洗塔目前,世界上溶剂抽提轻芳烃的工艺主要有5种,除前述3种外,还有以NMP 为溶剂的抽提工艺Arosoivan法和NFM为溶剂的抽提工艺Formex法两种,装置总数不超过20套这里仅将它们的工艺流程列出(见图6和图7)此外,在下面还列出了美国联碳公司TETRA法抽提工艺流程,见图5-8和图9图18TETRA法抽提工艺流程1抽提塔2抽提蒸馏塔汽提塔3溶剂回收水洗系统4回流芳烃罐5芳烃罐6溶剂过滤器7溶剂再生器图19溶剂回收水洗系统1回流芳烃罐2芳烃罐3汽提水罐4抽余油水洗罐5抽余油水洗罐6芳烃水洗罐7水净化罐从图8和图9看出该法与二甘醇抽提流程(图1)相比,有两个不同点:减压蒸馏再生溶剂改为过滤吸附再生,避免了漏气和再生温度高引起的溶剂分解问题水循环系统作了比较大的改原动,不需要水蒸馏该流程中先将回流罐分出水引人水净化罐与苯塔循环苯进行一次混合平衡,苯水分离后,苯去抽提塔回流,净化水的一部分与芳烃罐来的芳烃一起人芳烃水洗罐进行水洗,水洗后芳烃作为芳烃产品送至下游精馏装置,芳烃洗后水与芳烃罐分出水一并进入汽提水罐,汽提水与富溶剂换热后入汽提塔底;净化水的另一部分与抽余物进行两段(两个罐)逆流水洗,抽余油洗后水送至抽提进料,洗后抽余油送出装置3水电蒸汽和溶剂消耗 由于水电蒸汽和溶剂消耗与装置处理能力原料中芳烃含量设备严密性及企业管理水平诸多因素有密切关系因些许多数据也各有差异即使同一套装置不同年份的数据了有差异表13和表14数据可供参考表13 单位消耗以每吨芳烃产品计1 用部分空冷器按热负荷147188104千卡换算而来 表14单位消耗以每吨抽提进料计 单耗 冷却水m 3 电kW·h 蒸汽t 溶剂kg 二甘醇 1850 10.615.1 0.84 1.7 0.240.48 环丁砜法 2536 7.38.7 0.630.94 0.110.22 Arosolvan 法 2180 7.625 0.55 2.0 0.020.1 IFP 法 2772 13.514.1 1.18 2.0 0.14从表13和表14可看出总的趋势是二甘醇法Arosolvan 法和IFP 法的水电蒸汽消耗较高环丁砜和Formex 法的水电蒸汽消耗较低改进的Arosolvan 比改进前低30和TETRA 比二甘醇法低约40消耗也较低溶剂消耗以Arosolvan 和Formex 法比较低估计TETRA 法与环丁砜差不多单耗 冷却水m 3 电kW·h 蒸汽t 溶剂kg 二甘醇法 41100 2436 1.9 3.4 0.55 1.1 环丁砜法 5075 617.4 0.87 1.87 0.210.72Arosolvan 法 3065 1118.3 0.8 1.95 0.020.1 IFP 法 34.5 18.1 2.25 0.15Formex 810 1013 0.650.85 0.050.14研发进展4.1 德国克虏伯-乌德公司3德国克虏伯-乌德Krupp Uhde公司推出Morphylex液液抽提工艺采用N-甲酰基吗啉含水4%6%溶剂在常压和30~50下进行芳烃抽提先进的柚提蒸馏工艺利用溶剂抽提和蒸馏达到二种沸点相近的组分或共沸物的有效分离抽提蒸馏时蒸馏塔顶加入非挥发性的极性溶剂以溶解活性较高的组分增大沸点相近组分的相对挥发度溶剂从产品中回收并循环克虏伯-乌德公司开发了芳烃抽提蒸馏技术Morphylane产品纯度为苯大于99.99%甲苯大于99.95%产品产率为苯99.9%~99.95%甲苯99.5%溶剂损失为0.005千克/吨芳烃壳牌荷兰化学公司投资2500万美元在荷兰莫尔迪克新建苯抽提装置采用克虏伯-乌德公司抽提蒸馏技术可生产纯苯50万吨/年该装置己于2002年投产克虏伯-乌德公司还开发了抽提蒸馏与分壁式塔器技术相结合的工艺从重整油或者全馏分加氢后的裂解汽油中回收苯该工艺是使用抽提蒸馏塔和汽提塔的Morphylane工艺的改进技术它取消了汽提塔精馏汽提和溶剂回收均在一座分壁式塔器中进行投资比常规抽提蒸馏装置可节减20%4.2美国GTC技术公司美国GTC技术公司开发了GT-BTX芳烃抽提蒸馏技术可从催化重整生成油或热解汽油有效地回收苯甲苯和二甲苯进料和热的循环溶剂预热后从塔器中部进入抽提蒸馏塔贪溶剂从塔上部进入以选择性抽提芳烃非芳烃从塔顶分出塔底含芳烃的富溶剂进入溶剂回收塔在减压下操作分离溶剂和芳烃该技术已建有四套工业化装置韩国LG-加德士石油公司采用GTC公司GT-BTX 芳烃抽提蒸馏技术在丽水建成世界上最大的芳烃抽提蒸馏装置从重整生成油中生产23.2万吨/年苯55.4万吨/年二甲苯和30万吨/年C8芳烃苯和二甲苯回收率大于99.9%纯度大于99.99%C8芳烃纯度为99.5%回收率达100%用抽提蒸馏代替液液抽提投资费用节减25%能耗节约15%GTC现在采用了一种专有的掺合溶剂将芳烃从全沸程重整油中分离出来例如通常苯的沸点为80C9正构烷烃沸点为150为此该公司选用了一种溶剂将苯的沸点降低到重质非芳烃馏分C9之下从而先挥发去除C9馏分GTC还自行设计了塔内部构件和其它特性的传质第二部分异构化1.概述当1953年美国杜邦公司的第一套聚醋纤维投入工业生产,二甲苯异构化亦随之获得发展20世纪50年代投入工业应用的第一代二甲苯异构化方法是以无定形硅-铝为催化剂的高温异构法,此法不能将乙苯转化为二甲苯60年代恩格哈德公司研究开发的含有贵金属铂和无定形硅-铝双功能催化剂,能将乙苯转化为二甲苯,在工业上得到了推广应用70年代开发的沸石型酸性异构化催化剂,降低了反应温度,提高了活性,改善了选择性,尤其是美国飞马公司采用ZSM沸石系列催化剂,开发了适应各种要求的二甲苯异构化方法,使二甲苯异构化进入了一个崭新阶段到70年代双功能催化剂,除恩格哈德公司的销和无定形硅-铝外,还有UOP公司的铂-卤素,及日本东丽公司的铂-丝光沸石等70年代后期,恩格哈德公司和UOP公司皆采用沸石替代无定形硅-铝和卤素,以沸石为酸性组元后,不仅提高了催化剂的活性选择性,且解决了环境污染和设备腐蚀等问题中国石化总公司石油化工科学研究院于20世纪60年代便开始了二甲苯异构化研究,70年代转入沸石型酸性催化剂和以沸石为酸性组元的双功能催化剂研究自80年代初至90年代,研究开发的SKI系列双功能催化剂,工业应用皆取得了良好结果从目前国内外研究动态看,总的是提高活性,减少副反应在双功能催化剂方面,对金属组元如引进铼铱锡镓等,以组成双金属,多金属型;酸性组元采用混合沸石,以期取长补短,进一步提高活性与选择性,为了适应产品要求,如从C8芳烃异构化中增产苯,飞马公司推出的MHTI法,其催化剂除具有异构化高活性外,同时能使乙苯脱烷基生成苯随后飞马公司和日本东丽公司分别提出了MHAI法及DE法,这两个方法都是把乙苯脱烷基与二甲苯异构化分别在两个催化剂上进行,以达到提高乙苯转化率和减少二甲苯损失的目的对催化剂中的沸石研究,一方面是合成新型沸石,如近年合成的ZSM-23,用于二甲苯异构化便有良好活性与选择性另一方面对沸石择形改性亦进行了大量工作;尤其是为了改善选择性,酸性沸石催化剂亦担载0.05%0.15%的贵金属铂异构化方法二甲苯异构化方法,根据所用催化剂,大致可分为三类即无定形硅-铝催化剂异构法,沸石催化剂异构法,双功能催化剂异构法2.1无定形硅-铝催化异构法以无定形硅酸铝为催化剂的二甲苯异构化方法,又称高温法,是20世纪50年代工业化的第一代异构化方法,也是工业上使用较久的一个方法典型代表有ICI 法雪弗龙法丸善法等此类方法优点是流程简单,操作方便反应不临氧,主要副反应为歧化由于反应温度高,不临氢,催化剂结焦速度快,运转330天即须再生,为保证连续生产,故需两个以上的反应器切换使用此类方法空速低,催化剂装量大,在单程反应中,产物对二甲苯浓度接近平衡组成时,歧化等副反应可使二甲苯损失达5%10%(质量),乙苯损失达10%15%(质量)无定形硅-铝催化剂再生性能较好,虽频繁烧焦,仍可使用数年,但比表面随烧焦频率逐渐下降,活性亦逐渐降低2.1.1ICI法此法为英国帝国化学公司开发的,ICI法对原料油不须稀释处理,允许原料乙苯含量20%25%,操作温度430450,空速(LHSV)0.5h-1,不临氢,积炭快,34天催化剂就须再生此法在英国原有四套装置,并在波兰日本前苏联亦有此装置2.1.2雪弗龙法此法原在美国有两套装置反应温度370470,液时空速0.5h-1,反应物中注入5%的水蒸气作为稀释剂,以减少歧化损失,操作周期630天,周期长短取决。
芳烃抽提环保吹扫方案剖析
芳烃抽提环保吹扫方案一、退油退油时要确保轻烃不带入油中进入罐区造成挥发污染环境。
芳烃抽提装置需要注意的是T21101脱戊烷塔，在退油过程中先不停重沸器E21102热源，使轻组分进料往塔顶蒸出，适当减低回流罐V21102的压力（可减低至0.1Mpa），让轻烃尽量从回流罐顶去到低瓦，T21101采用全回流单塔循环1小时后再将塔和回流罐的油打入汽油线去罐区。
其他系统不存在轻组分，按正常方法退油。
注意事项：1.各塔退油前尽量把轻烃拔干净，避免在污油罐逸出造成环境污染。
2.退油温度不大于40℃。
3.尽量密闭退油，不能跑油、串油。
二、水洗各塔退油后，但为了尽可能退干净残油，缩短蒸汽吹扫时间，退油后采取水冲洗方式进行赶油。
整个芳烃抽提装置分成3个系统分别进行，注意F21501炉管不进水冲洗。
1、预分馏及芳烃精馏系统如附图1所示，由芳烃抽提大循环线的新鲜水线给水至原料缓冲罐V21101，由泵P21101打到塔T21101，同时T21101回流泵P21103入口新鲜水线进水，顶水至回流罐V21102，泵P21103出口打水经回流线至T21101，另一路经戊烷油线至芳烃抽提汽油线，再经大循环线返回V21101。
T21101底的水由P21102经T21102进料线打水至T21102，同时T21102回流泵P21105入口新鲜水线进水，顶水至回流罐V21103，泵出口经回流线打水至T21102，另一路经C6组分线打水至V21201。
T21102底的水由P21104经T21501进料线打水至T21501, 同时T21501回流泵P21502入口新鲜水线进水，顶水至回流罐V21501，泵出口经回流线打水至T21501，另一路经C7组分线去芳烃抽提汽油线再由大循环线返回V21101。
T21501底的水由P21501经T21502进料线打水至T21502, 同时T21502回流泵P21504入口新鲜水线进水，顶水至回流罐V21502，泵出口经回流线打水至T21501，另一路走白土V21505跨线去到E21504，后路分3路走，分别返回V21101、至二甲苯出装置边界（有合格线和不合格线两条线，如要顶水到罐区则两路一起顶水）、返回T21501。
芳烃抽提停工方案
芳烃抽提停工方案目的：1. 装置大检修。
2. T401A要更换白土。
3. V309活罐双泵运行改为单泵运行。
4. P401、P408至汽油线加双阀。
一. 停工前的准备要把湿溶剂罐V 307中的湿溶剂处理完毕，空出溶剂罐准备受料。
准备好10吨新鲜溶剂。
1. 溶剂再生塔T 307停工。
a. 在停工前1—2天停止T 307运转。
b. 脱开LICA一612与FRC一625串级，关闭FRC一625，停止T 307的进料。
c. 逐渐关小T307再沸器的加热蒸汽量，当液面消失时，停止加热，关FRC一626。
d. 尽可能用汽提蒸汽蒸出塔底溶剂。
最后关T307去T305的阀。
e. 当T 307内残液温度自然冷却到低于60℃时，顶放空、底放空的阀打开，可把残液排入桶内，必要时用蒸汽压出。
f. 用水与蒸汽将T 307冲洗吹扫干净。
二.精馏系统停工1 . 在抽提单元已切入循环的情况下，芳烃原料罐液位在60%左右时，把苯、甲苯、二甲苯、重芳烃切换到V 401原料罐循环。
’2 . 切断去提抽单元的拔顶苯。
3 . 逐渐降低E 402、E 405、E 407、E 420的加热量，以20—30℃／h降温至100℃以下，停止加热，关闭TRC一701、FRC一705、FRC一707、FRC一714。
4 . 当白土塔出口温度低于40℃时，停白土塔进料。
5 . 利用PIC一701逐渐释放白土塔压力到0．6MPa，不足时补氮气，把白土塔内油料全部压送到苯塔，然后关闭T 401所有阀门。
注：此次停工要将T401B先充满介质。
T401A需要更换白土。
6 . 各回流罐物料全部打入塔内，待V 402、V 404、V 411空时，停泵P 402、P 405、P 414。
7 . 苯塔底油经P 403打入甲苯塔，自甲苯塔塔底用P 406打回V 401，待抽空后停P 403、P 406，二甲苯塔底油用P 413经循环线打回V 401。
8 . 停各塔空冷和水冷。