某化工企业年产100万吨轻油改质制芳烃及配套设施建设项目申请报告.doc

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目 录
第一章 项目总论 １
第一节 申报单位及项目投资意义 １
第二节 结论 ３
第二章 项目建设基本情况 ６
第一节 建设项目概况 ６
第二节 项目产品方案 ９
第三节 项目技术方案 １１
第四节 主要设备选择 ２７
第五节 自动控制 ３２
第六节 项目建、构筑物方案 ３６
第三章 发展规划、产业政策和行业准入分析 ４５
第一节 发展规划分析 ４５
第二节 产业政策 ４５
第三节 行业准入分析 ４６
第四章 资源开发及综合利用分析 ４７
第一节 资源和原材料 ４７
第二节 能源耗用和公共设备的占用 ５０
第三节 节能和节水措施 ６１
第五章 节能方案分析 ６６
第六章 场址选择及建设用地 ６９
第一节 项目建设用地区域情况 ６９
第二节 项目用地情况 ６９
第三节 项目布局规划情况 ７１
第七章 环境和生态影响分析 ７５
第一节 建设项目周围环境现状 ７５
第二节 项目主要污染和污染物分析 ７５
第三节 建设项目的环境影响 ７６
第四节 环保措施的评述及其技术经济论证 ７８
第五节 环境监测制度及环境管理的建议 ８１
第六节 环境评价结论和建议 ８２
第八章 安全卫生与消防 ８４
第一节 劳动安全卫生危害因素及后果分析 ８４
第二节 劳动安全卫生危害因素的防范与治理方案 ９０
第三节 劳动安全卫生专用投资估算 ９８
第四节 预期效果 １００
第五节 消防 １０１
第九章 经济和社会影响力分析 １０７
第一节 经济影响力 １０７
第二节 社会影响力 １０７
第三节 总投资估算 １０７
第四节 资金筹措 １１１
第五节 产品成本和费用估算 １１１
第六节 营业收入和税金估算 １１３
第七节 财务评价 １１４
第九章 结论与建议 １２１

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第一章 项目总论
第一节 申报单位及项目投资意义
一、项目申报单位基本情况
二、申报单位基本情况
三、项目提出的背景，投资的意义和必要性
1、依据国家石化工业“十一五”规划中制定的发展重点：调整行业布局，发展规模经济。
炼油主要是以结构调整为重点，提高炼油企业的集中度，加强炼油能力的完善配套，优化资源配置，提高油品质量，提高柴汽比。淘汰一批工艺落后的小炼油装置，并建设几个进口原油加工基地。
2、符合产业政策性
本项目符合国家发改委《产业结构调整政策（2005年本）》第一类 鼓励类项目（大型芳烃生产装置的建设），同时满足了国家发展和改革委员会文件——发改工业【2005】2617号《国家发改委关于炼油、乙烯工业有序健康发展的紧急通知》，工艺技术方案成熟、可靠，具有良好的经济效益。
3、项目建设是某市发展石油化工的需要
中共山东省委、山东省人民政府指出，加快山东经济发展，发展海洋经济战略，是坚持科学发展、和谐发展、率先发展，实现富民强省新跨越的重要保证。
4、项目建设是某石油化工有限公司的发展战略需要
石油化工行业是我国国民经济的支柱产业之一，现今国际国内的炼油行业都朝着大型化发展，以降低单位加工成本，提高竞争力。近年山东某石油化工有限公司发展很快，加工规模不断增大，建设本项目以提高配套加工手段，增大加工深度，体现了企业向油头化尾模式发展的方向，有利于提高企业经济效益，增强企业的抗风险能力。
故依据公司的发展规划，山东某石油化工有限公司决定进行100万吨/年轻油改质制芳烃及配套设施项目，符合国家的产业政策和石化工业“十一五”规划要求。本项目投产后，与下一步规划的二次加工装置配套，提高全公司的整体运营效益。经过综合评价，该项目采用的工艺技术成熟、可靠，生产综合效率高，安全、环保、节能等指标均位于国内同行业先进水平。
该项目建成投产后预计年产轻石脑油9.78万吨、液化气7.01万吨、汽油13.56万吨、抽余油17.75万吨、苯8万吨、甲苯21.53万吨、二甲苯24.71万吨，年营业收入585526万元，年均利润总额21191万元，年均所得税5298万元，年均增值税6343万元，项目投资回收期4.61年。因此，该项目的建成及投产将会带来显著的经济效益和良好的社会效益，并会进一步带动当地其他工业的发展和进步。
四、项目申请报告编制的依据、指导思想和原则
1、编制依据
（1）《关于发布项目申请报告通用文本的通知》（发改投资［2007］1169号）
（3）参考《化工投资项目项目申请报告编制办法》中石化协产发（2006）76号文
（4）依据国家能源政策、地区发展规划及本企业“五年规划”；市场要求及行业技术水平；石油产品技术标准。
（5）企业提供的编制项目申请报告的有关资料。
2、编制原则
（1）本报告力求实事求是地对项目进行认真、全面地分析，具体、客观、公正地阐述项目在经济上的必要性、现实性；技术和设备的先进性、适用性；财务上的盈利性、合法性；环境上的可行性，为项目的投资决策、国家主管部门的审批，提供可靠的依据；
（2）在设计中贯彻生产安全、技术先进、可靠、节能降耗、节约投资、降低成本的原则；
（3）主体工程与环保、劳动安全和工业卫生同时考虑；
（4）认真贯彻执行国家、行业有关产业政策和标准规范；
（5）把精心设计，为用户服务的思想贯穿于设计的始终；
（6）依靠科技进步，坚持科研、设计、生产紧密结合的原则，采用技术先进、生产可靠，技术含量高的工艺技术，提高产品质量，降低投资，减少消耗，提高回报；
（7）公用工程及配套系统尽量依托公司原有及化工区现有公用设施；
（8）高度重视环境保护，严格控制环境污染。严格遵守国家、山东省及某市的有关环境保护、劳动安全卫生等方面的法规，采用坚实有力的措施减少污染物的排放。做到防火设计、环境保护和劳动安全卫生的设施与生产建设同步实施。
第二节 结论
1、该100万吨/年轻油改质制芳烃及配套设施项目为新建项目，该项目所在地选择在山东某石油化工有限公司内新征建设用地上，建设场地符合园区和公司整体规划。该工程条件优越，交通位置便利，原料落实可靠，水电供应稳定，能满足该项目建后需求。
2、拟建装置原料来源稳定，工艺技术成熟、可靠，投资规模适中，产品质量高。
3、产品市场需求稳定，应用范围广泛。该工程建成投产后，可进一步扩大该公司的市场占有率。项目产品具有良好的社会效益。
4、经济效益较好
本项目经过经济评估，显示出较好的经济效益，财务盈利能力及各项经济指标较好，抗风险能力较好。
5、简要结论
本项目采用国内成熟、可靠、先进的工艺流程装置生产，工艺流程合理，充分考虑了合理的产品结构、产品质量、环境保护、节能等因素，可以实现建设周期短，见效快的目的，适应规模工业化的要求。为提高产品的市场竞争力和市场占有率，为投资回报不断提高打下了一个坚实可靠的基础。
项目实施后，可使企业内装置更加配套，使炼化一体化深加工链更具连续性和完整性，减少了原料及产品的购销中间环节，节省了运费及损耗，具有良好的经济效益、投资回报率和社会效益，对发展当地经济具有重要意义，因此，本项目的建设是必要的，也是可行的。建议有关部门给予大力扶植，尽快批准实施，使其早日为当地的经济发展作出积极的贡献。
附：主要技术经济指标表
主要技术经济指标表
序 号
项目名称
单位
数量
备 注
一
生产规模
万吨/年
110
加工量
二
产品方案

1
轻石脑油
万吨/年
9.78

2
液化气
万吨/年
7.01

3
汽油
万吨/年
13.56

4
抽余油
万吨/年
17.75
溶剂油原料
5
苯
万吨/年
8

6
甲苯
万吨/年
21.53

7
二甲苯
万吨/年
24.71

三
年操作小时
小时
8000

四
主要原材料，燃料用量

1
原料石脑油
万吨/年
110

2
燃料气
万吨/年
8.4

五
公用动力消耗量

1
标准燃料气
kg/h
10500

2
循环水
t/h
1800　

　3
电
KW
8780

4　
10kV/380V/220V
kW
3200/ 5500/80

5
3.5MPa蒸汽
t/h
30　

6　
凝结水
t/h
-55

7
净化风
Nm3/h
800　

8　
非净化风
Nm3/h
100

9
氮气
Nm3/h
100　

10　
新鲜水
t/h
2

　11
除氧水
26.0t/h
26

六
项目规模总投资
万元
67408
报批投资

其中：

1
建设投资
万元
63517

2
建设期利息
万元
1011.7

3
流动资金
万元
9598.4

其中：铺底流动资金
万元
2879.5

七
年均营业收入

585526

八
成本和费用
万元

1
年均总成本费用
万元
557358

2
年均所得税
万元
5298

3
年均利润总额
万元
21191

4
年均增值税

6343

九
财务评价指标
%

1
投资收益率
%
29.41

2
资本金净利润率
年
59.41

3
项目投资回收期
%
4.61
税后
4
项目财务内部收益率
万元
58979
税后
5
项目财务净现值（NPV）
%
27.82
税后
6
资本金内部收益率
%
37.88

7
盈亏平衡点

25.87
生产能力利用率
第二章 项目建设基本情况
第一节 建设项目概况
一、行业发展概况
本项目以上游装置自产石脑油为原料进行深加工，主要产品为液化气、抽余油、苯、二甲苯、甲苯，产品市场广阔，属于适销对路的产品。
轻芳烃苯、甲苯和二甲苯（BTX）广泛用于合成纤维、合成树脂、合成橡胶以及各种精细化学品。根据World Petrochemicals·SRI Consulting 预测，在2005- 2010年间，全球苯、甲苯和二甲苯的平均需求增长率将分别达到4.4%、3-4%和5.4%，而同期中国对苯、甲苯和二甲苯的需求增长率将高达16%、8.2%和19.1%。
近年来，由于芳烃下游产品发展迅速，国内外市场对于芳烃的需求持续增长。我国已经是‘三苯’的净进口国。据海关统计，我国进口的芳烃主要来源于韩国、泰国、俄罗斯和日本，其中来自韩国的供应占我国进口芳烃的80%。但是，由于近年来亚洲对二甲苯的市场需求大增，甲苯、二甲苯作为其上游原料，市场供需也越来越紧张。特别是，韩国LG-加得士公司甲苯歧化装置建成以后，韩国的芳烃出口量将减半。因此，我国未来从亚洲获取芳烃供应将越来越困难。随着市场的需求不断增加，制造芳烃行业市场前景将会非常广阔。
二、技术目标
本项目采用的工艺路线为国内成熟可靠的，且进行了方案对比选择，可以达到同行业先进水平。
本项目所需的原料为上游装置所产的直馏石脑油和焦化石脑油，不但延伸了公司的产业链，完善和强化了油化结合发展之路，而且能够带动园区内以苯和二甲苯为原料的化工企业的发展，为区域经济的发展贡献一份力量。
在自动控制方面采用行业最先进的DCS（集散控制系统）和CRCS（催化剂连续再生控制系统）系统，保证物料控制点的平稳安全的操作，提供自动化水平，减少人员的误操作。同时独立配置一套高度可靠性的紧急停车安全联锁保护系统（ESD），以确保装置和重要的工艺设备以及大型机组的安全，确保生产人员的安全。
三、经济效果
本项目经过经济评估，显示出较好的经济效益，财务盈利能力及各项经济指标较好，抗风险能力较好。
四、社会效果
该工程建成投产后，可进一步扩大该公司的市场占有率。项目产品具有良好的社会效益、投资回报率和社会效益，对发展当地经济具有重要意义。
五、环境效果
本项目在施工期间主要存在污水、噪声、固废、扬尘等环境问题，在运营期间会产生废气、噪声、固废、废水等，但经过采取相对应的措施及通过环境影响分析，预期本项目对环境污染较小，各项指标均在国家及地方相关标准控制范围内，具体措施详见第七章。
六、组织机构及人员配备
该项目按一个车间设置，生产制度为车间生产岗位为4班3倒24小时工作制，公司管理人员为日班8小时工作制。装置运行时间为8000小时。具体新增定员见表2.1-1。本项目定员以向社会择优招用有经验、懂管理、高学历的职工为主，不足时将在当地招用符合条件的人员，实行集中培训。可提供就业岗位96个。
全装置总定员32人，其中管理人员2人，技术人员2人，工人28人，分析化验、维修等均借助原厂区人员、设施。
表2.1-1 装置定员表
岗位名称
操作班次
操作定员
人/班
总人数
正、副主任
白班

2
工艺工程师
白班

1
设备工程师
白班

1
小计

4
班长
4
1
4
内操操作工
4
3
12
外操操作工
4
3
12
小计

28
总计

32

表2.1-2 辅助设施定员表
岗位名称
操作班次
操作定员
人/班
总人数
35KV变电站
4
2
8
循环水场
4
1
4
装卸设施
4
6
24
制氮及空压站
4
2
8
软化水站
4
1
4
消防泡沫站
4
1
4
机修人员
4
3
12
总计

64
七、项目设施计划
本项目工程实施规划从项目前期开始工作之日起，计划用12个月的时间建成并试车投产。
表2.1-3 项目初步进度计划表
序
号
工作内容
进 度
2009年
2010年
9
10
11
12
1
2
3
4
5
6
7
8
9
1
报告编制及项目审批

2
施工图设计

3
设备订货

4
土建施工

5
设备安装

6
试车

7
竣工投产

第二节 项目产品方案
一、产品方案
本项目建成投产后，将产出以下产物，均为市场紧缺的产品或原料，市场销路较好。
表2.2-1 产品方案
序号
物 料 名 称
收 率 wt%
Kg/h
104t/a
备注
1
轻石脑油
8.89
12228
9.78

2
含硫燃料气
0.32
440
0.35

3
轻油改质制芳烃产氢
6.64
9132
7.31

（其中纯氢）
3.45
4748
3.80

4
液化气
6.37
8758
7.01

5
轻油改质制芳烃汽油
12.33
16955
13.56

6
抽余油
16.14
22188
17.75

7
苯
7.27
10000
8.00

8
甲苯
19.57
26913
21.53

9
二甲苯
22.46
30888
24.71

合 计
100.00
137500
110.00

二、产品质量标准
本项目各种产品均满足国家标准或行业标准的要求，其中苯、甲苯的技术要求见表2.2-2、表2.2-3。
表2.2-2 苯质量指标
项目
质量指标
试验方法
优级品
一级品
外观
透明液体，无不溶水及机械杂质
目测
颜色（铂、钴），号≯
20
GB/T3143
密度（20℃），Kg/m3
878～881
GB/T2013
酸洗比色
酸层颜色不深于1000ml稀酸中含重铬酸钾的标准溶液
GB/T2012
0.1g
0.2g
蒸发残余物，mg/100ml≯
5
GB/T3209
总硫含量，ppm，≯
2
2
SH/T0253
中性试验
中性
GB/T1816
结晶点（干点），℃
5.4
5.35
GB/T3145
表2.2-3 甲苯质量指标（国家标准GB3406-90）
项目
质量指标
试验方法
1号
2号
外观
透明液体，无不溶水及机械杂质
目测
颜色（铂、钴），号≯
20
GB/T3143
密度（20℃），kg/m3
865～868
GB/T2013
馏程
初馏点 ≮
—
110.3
GB/T3146
终馏点 ≯
—
111.0
烃类杂质
含量
苯，m%，≯
0.10
—
GB/T3144
C8芳烃，m%，≯
0.10
—
非芳烃，m%，≯
0.25
—
酸洗比色，号， ≯
4
GB/T2012
总硫含量，ppm，≯
2
3
SH/T0253
铜片腐蚀
合格
合格
GB/T378
中性试验
中性
—

第三节 项目技术方案
一、工艺技术选择
轻油改质制芳烃装置由包括预处理、轻油改质制芳烃和再生单元
1、预处理部分工艺技术方案选择
预处理的目的是进行原料的精制和分馏，通过预加氢及汽提的工艺过程脱除原料中的硫、氮、砷、铅、铜等有害杂质，使之成为满足轻油改质制芳烃催化剂要求的精制石脑油。
连续轻油改质制芳烃装置的预处理部分主要有两种典型流程：一种是先分馏后加氢的流程，另一种是先加氢后分馏的流程（全馏分预加氢）。以上两种流程均可以为轻油改质制芳烃反应部分提供合格的精制石脑油原料，如何选择可以从以下几个方面进行分析：
（1）从产品质量及用途上，先加氢后分馏流程生产的轻石脑油产品质量好、杂质含量低，可以直接作为乙烯裂解原料，而先分馏后加氢流程生产的轻石脑油，由于含有较高的硫等杂质，使其用途大受限制，加工高硫原料的装置，一般不采用。
（2）从能耗上，先加氢后分馏流程由于预加氢进料的增加，使预加氢加热炉、预加氢反应产物空冷器及后冷器负荷有所增加，这可以通过优化预加氢系统的换热流程来降低能耗。综合来看，两种流程能耗基本相当。
（3）从投资上，先加氢后分馏流程的预加氢系统规模比先分馏后加氢流程略大，这使得预加氢催化剂的装填量增加，甚至可能使预加氢系统的设备和管线的尺寸扩大一级来满足反应系统的需要。但对于较大规模的轻油改质制芳烃装置来讲，先加氢后分馏流程与先分馏后加氢流程相比，预加氢系统的投资增加不大，主要是预加氢催化剂和加热炉负荷的增加以及预加氢反应器规格的增大。本装置预处理部分两种流程主要设备的投资对比见表4-1-1。
表3.1-1 两种流程投资对比
序号
项 目
先加氢后分馏
先分馏后加氢
投资差额
（万元）
1
预加氢催化剂
20吨
18吨
30
2
预加氢反应器
Ф3000×5500
Ф2800×5500
20
3
预加氢产物空冷器
4片，共77吨
4片，共65吨
15
4
预加氢临氢管道
DN300
DN300
0

小 计

65
由上表可以看出，先加氢后分馏流程与先分馏后加氢流程的工程投资相差不大，本次可研预处理部分流程采用先加氢后分馏的工艺技术方案。
2、轻油改质制芳烃和催化剂再生部分工艺技术方案选择
⑴ 连续轻油改质制芳烃工艺与固定床轻油改质制芳烃及组合床轻油改质制芳烃工艺技术对比
催化轻油改质制芳烃过程是在一定氢分压和操作温度下，利用高活性的轻油改质制芳烃催化剂将石脑油原料中的大部分环烷烃和部分烷烃转化成芳烃。
六十年代催化轻油改质制芳烃装置一般采用单铂催化剂。单铂催化剂稳定性较差，要求在较高的反应压力下操作，因此，在很大程度上，限制了轻油改质制芳烃装置技术水平和经济效益的提高。
进入七十年代以后，随着金属铼的引入及铂铼双金属催化剂的开发和应用，催化剂稳定性得到较大改善，轻油改质制芳烃反应的操作压力大幅度降低，产品收率得到较大提高，使半再生轻油改质制芳烃工艺取得了良好的经济效益。由于半再生轻油改质制芳烃工艺投资少、技术成熟、操作简便，所以，当装置规模小于40万吨/年时，宜采用半再生轻油改质制芳烃技术。
连续再生轻油改质制芳烃工艺是七十年代发展起来的新技术。由于它设有催化剂连续再生系统与反应系统紧密相联，所以保证了催化剂始终保持新鲜催化剂的活性，并且不受苛刻度的限制，因此，产品（包括轻油改质制芳烃油和氢气）产率和质量均有明显提高。八十年代，又发展了压力更低的第二代连续轻油改质制芳烃，近两年，在第二代连续轻油改质制芳烃的基础上对再生系统进行了较大的改进，又开发出了第三代连续轻油改质制芳烃。随着连续轻油改质制芳烃技术的更新换代，操作条件的改进，产品的产率和质量不断提高，因此轻油改质制芳烃的经济效益越来越好。对于新建装置，当装置规模大于40万吨/年时，宜采用连续轻油改质制芳烃技术。
对于常规原料，当采用两种轻油改质制芳烃技术时技术指标详见表4-1-2。
表3.1-2 两种轻油改质制芳烃技术的技术指标
项 目
连续轻油改质制芳烃
固定床轻油改质制芳烃
RONC
102
95
WAIT/WABT ℃
525/502
505/490
平均反应压力 MPa
0.35
1.3
LHSV h-1
1.7
2.0
H2/HC mol/mol
2.5
6.0
C5+ 产率 wt%
90
85
产氢纯度 V%
92
85
纯氢产率 wt%
3.6
2.8
运转周期 月
不限
12
从上表4-1-2可以看出：与固定床轻油改质制芳烃工艺相比，由于连续轻油改质制芳烃工艺设置了催化剂再生系统，轻油改质制芳烃反应可以在较低的压力和较低的氢油比下操作，所以，连续轻油改质制芳烃及组合床轻油改质制芳烃产品辛烷值比固定床轻油改质制芳烃分别增加7和4个单位、C5+ 产率分别增加5和3个单位、纯氢产率分别增加0.8和0.4个单位；所以，连续轻油改质制芳烃产品辛烷值比组合床轻油改质制芳烃高3个单位、C5+ 产率增加2个单位、纯氢产率增加0.4个单位。由此可见，连续轻油改质制芳烃工艺的液体产品收率和氢气产率最高、产品质量最好、运转周期最长、投资回收期最短、经济效益最好。
本轻油改质制芳烃装置的目的是为下游装置提供尽量多的芳烃原料，需要轻油改质制芳烃生成油含有较高的芳烃组份，而且轻油改质制芳烃装置规模也较大，因此该轻油改质制芳烃装置拟采用连续轻油改质制芳烃技术。
⑵ UOP、IFP与国产DBR连续轻油改质制芳烃技术比较
连续轻油改质制芳烃技术的难点是催化剂连续再生技术，国际上，催化剂连续再生技术主要由美国UOP公司和法国IFP公司垄断，国内已建成的和在建的连续轻油改质制芳烃装置，绝大多数为引进国外专利技术，由国内工程公司完成工程设计，一些关键设备也从国外引进。这种模式中，由于从国外专利商的购买专利许可和设计基础数据费用较为昂贵，使连续轻油改质制芳烃装置投资较高。
国内轻油改质制芳烃技术人员员经过多年努力，开发了具有自主知识产权的连续轻油改质制芳烃成套技术-DBR连续轻油改质制芳烃技术。并应用于中国石油股份公司华北石化分公司60万吨/年超低压连续轻油改质制芳烃装置中。
催化剂连续再生系统主要是解决以下四个问题：第一，催化剂循环；第二，反应—再生两种环境的脱离；第三，催化剂再生；第四，催化剂粉尘淘析。所以再生系统一般包括下列设备：提升器、闭锁料斗、氮气隔离系统、再生器、还原室、分离料斗。
目前世界上拥有轻油改质制芳烃催化剂成熟连续再生技术的主要有美国、法国和中国，三种技术，简而言之就是上述四大问题解决办法的组合。下面对美国的UOP公司、法国的IFP公司和国产DBR连续轻油改质制芳烃技术的主要技术环节加以分析比较。
A、再生气体循环方式
再生气体主要有热循环和冷循环两种循环方式，热循环方式中气体含水量约35000PPM，冷循环方式中气体含水量在2000PPM以下。相对于冷循环，热循环的优点是流程简单，并且正常生产时无需加热；其缺点是，对再生器材质要求高、再生气体中含尘容易堵塞氧分析仪采样器、催化剂比表面积下降快，有试验表明，相同的催化剂再生70个周期后，若使用热循环，催化剂比表面积由210m2/g降至150m2/g，若使用干、冷循环，催化剂比表面积由210m2/g降至180m2/g。
B、烧焦区床层组成
烧焦区一般采用一段或两段床层，若采用一段床层烧焦，其设备结构较为简单，并且便于测量烧焦区不同高度位置的烧焦后气体温度，观测床层烧焦情况，缺点是只能采用同一氧浓度进行烧焦，在床层底部的低碳催化剂常采用提高再生气入口温度的办法提高烧焦速度。若采用两段床层烧焦，则下部床层可以采用提高氧浓度的办法提高烧焦速度，使烧焦过程易于控制，但设备结构较为复杂，特别是不便于测量烧焦区不同高度位置的烧焦后气体温度及床层烧焦情况。若再生气体与催化剂流动采用顺流的方式，即再生气体先经过第一段床层烧焦，再经过第二段床层烧焦，则一段烧焦过程所产生的水全部通过第二段，不利于催化剂再生过程后续的氯化和焙烧干燥步骤；若再生气体与催化剂流动采用逆流的方式，即再生气体先经过第二段床层烧焦，再经过第一段床层烧焦，则由于第二段烧焦过程基本上不产生水，所以第一段床层烧焦所产生的水不影响第二段床层的催化剂，从而将烧焦过程所产生的水对催化剂比表面的影响将降至最低。
C、闭锁料斗运行方式
闭锁料斗主要运行方式是有阀输送和无阀输送，相对于有阀输送，无阀输送的优点是对阀门和催化剂的磨损小；其缺点是对阀门动作控制要求较高，其控制系统较为复杂，实现难度较大。
D、闭锁料斗运行介质
闭锁料斗可以氮气和氢气运行，相对于氢气，用氮气运行的优点是严格避免了氢气中的油污染催化剂，以及避免了闭锁料斗气中携带的催化剂粉尘对增压机的磨损（因为闭锁料斗低压区的压力是与高分自然平衡的，其间不能设置精密除尘设备）；其缺点是必须配备一循环氮气系统，流程相对复杂。
E、闭锁料斗位置
依物理位置而言，闭锁料斗可以位于再生器的上方，也可以位于再生器的下方；由于闭锁料斗输送催化剂实质上是分批进行的，所以当闭锁料斗位于再生器的下面时，再生器内催化剂的移动实际上是脉冲式的，这样烧焦区床层顶部装入催化剂时降温（闭锁料斗的装料步骤），催化剂不流动时升温，该处长期温度骤变，从而容易引起内网开裂，特别是UOP的第三代再生技术尤其明显。当闭锁料斗位于再生器的上面时可以完全避免上述缺点，但它要提高再生器操作压力，在提高烧焦过程反应推动力的同时，增加设备的操作苛刻度要求。
F、分离料斗运行介质
分离料斗的主要作用是淘析催化剂中的粉尘和贮藏催化剂，淘析气通常使用氮气或氢气。相对于使用氮气，用氢气作淘析气时可以直接从循环氢压缩机出口引氢，并且淘析气在除尘后可以返回高分，流程简单；其缺点是，对于给定流下的淘析气，当循环氢组成发生变化时，淘析效果也会发生变化。
G、循环氮气系统
只要闭锁料斗和分离料斗二者之一采用氮气作运行介质，装置中就必须设置循环氮气系统。这增加了装置的复杂程度，但循环氮气系统位于对氢氧两种环境之间，使氢氧两种环境的不直接隔离，降低了隔离要求，同时可以简化庞大的隔离系统，从而降低再生构架的高度。
美国UOP、法国IFP和国产DBR轻油改质制芳烃催化剂连续再生技术主要技术环节及效果比较如表4-1-3所示。
表3.1-3 连续再生技术主要技术环节及效果比较表

UOP第三代
IFP第三代
国产DBR
床层段
一段烧焦
两段顺流烧焦
两段逆流烧焦
再生气体循环
循环方式
热循环
干冷双循环
干冷单循环
径向床层
向心式
向心式
离心式
闭锁料斗
运行模式
无阀输送
有阀输送
无阀输送
闭锁料斗位于
位置
再生器下面
再生器上面
再生器上面
分离料斗
运行介质
氢气
（氮气）
氮气
氮气
烧焦状况监视用热电偶
超长，刚性
挠性
较短，刚性
催化剂比表面积下降速度
较快
较慢
较慢
再生气体气体
含水量
35000ppm
2000ppm以下
2000ppm以下
催化剂在再生器中移动
半连续
严格连续
严格连续
进入烧焦区
的空气
含氯
不含氯
不含氯
再生器材质
要求高
要求较低
要求较低
闭锁料斗对催化剂的磨损
无
有
无
对闭锁料斗的阀门磨损
较小
较大
较小
闭锁料斗气使增压机
产生磨损
无影响
无影响
循环氮气系统
有
（有）
有
有
隔离系统
较复杂
较简单
较简单
还原段
二段
（二段）
一段

一段

综上所述，国产DBR连续轻油改质制芳烃技术具备了UOP和IFP两家的技术优点，同时又基本摈弃了二者的主要缺点，主要特点是：第一，烧焦区采用两段离心逆流型式，有利于降低再生气体流量、有利于催化剂床层温度的检测,并且第一段床层烧焦所产生的水不影响第二段床层的催化剂。第二，再生气体采用“干、冷”循环，第二段烧焦为严格“干燥”气氛，充分保护催化剂比表面积和长周期活性；第三，烧焦过程严格连续，充分发挥设备的烧焦能力和增加装置的操作平稳度；第四，氯化区的含氯腐蚀气体经抽出除氯处理后进入烧焦区，为烧焦供氧，有利于降低设备材质要求；第五，采用无阀输送技术，降低了催化剂和阀门的磨损；
采用国产DBR连续轻油改质制芳烃专利技术与引进连续轻油改质制芳烃专利技术相比，有以下好处：
1）可以省去了庞大的技术引进费用（如：专利许可、工艺包、闭锁料斗控制系统和国外专家现场技术服务费等），在同等条件下，对于100万吨/年规模的装置装置而言，中国连续轻油改质制芳烃专利技术比引进国外连续轻油改质制芳烃技术要节约投资约3000万元民币。
2）可以缩短设计周期，因为采用中国专利技术，无需进行国外设计联络。
3）可以提供优质的现场技术服务，保证装置的一次开汽成功，在装置施工和开汽过程中都无需国外技术支持，便于交流和讨论。
本报告暂按国产连续轻油改质制芳烃工艺（DBR）进行编制。
3、芳烃抽提工艺技术方案选择
芳烃抽提的目的是将轻油改质制芳烃汽油中的芳烃与非芳烃进行分离。目前国内外广泛采用的抽提方法根据所使用溶剂的不同，可分为Udex法、环丁砜法（Sulfolane）N-甲基吡咯烷酮法（Arosolvan）二甲基亚砜法（DMSO）及N-甲酰吗啉法（Formex）等，其中应用最广泛的是前两种方法。
以上五种典型的液－液抽提法的操作条件和技术经济指标对比见下表4-1-4。从表4-1-4可以看出，就已经工业化的几种芳烃抽提技术而言，Udex法发展最早，技术成熟应用最广，但其操作温度和压力较高，操作费用和投资均较大。相对而言，Sulfolane法操作条件比较缓和，溶剂比最小，回流比只是略高于DMSO法，其操作费用和投资均较省。就能耗而言，Sulfolane法和Formex法最低，并且芳烃回收率最高，但Formex法由于受溶剂来源的限制，所以工业应用没有Sulfolane法广泛。目前我国老的芳烃抽提装置采用Udex法的较多，主要原因是甘醇类溶剂的市场货源广，价格相对便宜；而新建的芳烃抽提装置大都采用Sulfolane法，主要是从操作费用、投资、芳烃回收率以及产品纯度等几个方面综合考虑的结果。
另一种抽提技术是抽提蒸馏技术，常见的抽提蒸馏法有KRUPP WUDE公司60年代中叶开发的MORPHYLANE法和近年来中国石化石油化工科学研究院（RIPP）开发的环丁砜抽提蒸馏工艺（EDA）。这两种工艺相似，主要是溶剂不同。该工艺主要用于苯抽提装置，而对于两苯（苯、甲苯）及三苯（苯、甲苯、二甲苯）抽提装置则没有明显的优势。
由于本芳烃抽提装置需要分离苯及甲苯，故拟采用环丁砜抽提（Sulfolane）工艺。
表3.1-4 液－液抽提法的操作条件和技术经济指标对比
项 目
Udex法
Sulfolane法
Arosolvan法
DMSO法
Formex法
开发公司
UOP与Dow
Shell与UOP
Lurgi
IFP
SNAM
工业化时间
1952年
1961年
1962年
1967年
1971年
装置规模
万吨/年
10～180
10～210
5～110
7～18
～50
溶 剂
二甘醇
三甘醇
四甘醇
二乙二醇胺
环丁砜
N-甲基吡咯烷酮
二甲基亚砜
N-甲酰吗啉
抽提塔型式
实际板数
理论板数
筛板塔
60～70
10～20
筛板或转盘塔
83～99
10～12
梅尔混合沉降塔
30
25～30
转盘筛板塔
50
12
搅拌-填料塔或筛板塔
—
—
操作条件
温度，℃
压力，MPa
溶剂比
回流比
溶剂含水wt%

～130
0.6～0.7
5～10
0.6～1.4
5～12

70～99
0.3～0.5
3～5
0.4～0.6
0.6～0.7

30～60
常压
7.7
0.8～1.2
10～20二甘醇

30
0.8
7～8
0.32
9

40～70
0.4
6
—
—
芳烃回收率%
苯
甲苯
二甲苯

＞99.5
＞98
＞98

＞99.5
＞99
＞96.5

＞99.5
＞98
＞95

＞99.5
＞98
＞90

＞99.5
＞99
＞97
消耗指标
(对每吨芳烃)
蒸汽，t
电，Kwh
水，t
溶剂，kg

1.9～3.4
24～36
41～100
0.55～1.1

0.87～1.87
6～17.4
50～75
0.21～0.72

0.8～1.95
11～18.3
30～65
0.02～0.1

2.25
18.1
34.5
0.15

0.65～0.85
10～13
8～10
0.05～0.1

二、主要操作条件
1、预加氢反应条件
催化剂型号 RS-1或相当
反应温度, ℃ 280～340
反应压力(表), Mpa 4.0
反应空速(体)，h-1 4.0
氢油体积比 ≥200：1
2、轻油改质制芳烃反应条件
催化剂型号 PS—Ⅵ或性能相当
反应器入口温度，℃ 528
平均反应压力(表), Mpa 0.35
高分压力(表), Mpa 0.25
反应空速（重），h-1 1.825
氢油分子比