方案在我们工作与学习过程中起着重要的作用，对于我们进一步开展工作与学习，有着非常积极的意义。那么一份科学的方案是什么样的呢？以下是小编整理的《芳烃生产技术方案》的文章，希望能够很好的帮助到大家，谢谢大家对小编的支持和鼓励。
第一篇：芳烃生产技术方案
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%。 迄今为止，大部分芳烃抽提装置仍采用单一溶剂分离沸点接近的组分。但GCT技术公司开发的抽提蒸馏工艺则采用一种专用的高选择性和高处理能力的混合溶剂，从全馏分重整油中将芳烃分离出来，而不需要预处理。2000年韩国LG-Galtex Oil公司采用GTC工艺建成世界上最大的单系列芳烃抽提装置，以重整油为原料每年可生产2.32Mt苯、5.54Mt甲苯和0.3MtC8芳烃。其中，苯和甲苯回收率在99.9%以上，纯度可达99.99%以上;当C8芳烃回收率为100%时，纯度可达99.5%。由于溶液抽提需要用4台分离塔，而抽提蒸馏只需两台分离塔，因而投资费用可节约25%，能耗也下降15%。据称，一套重整油处理量为1.5万桶/d的GTC-BTX抽提蒸馏装置的投资费用为1200万美元。 1.3 轻芳烃构化
1983年，英国石油公司(BP)及UOP共同开发成功了Cyclar芳构化工艺。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。该工艺以HZSM—5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C5馏分、液化石油气和油田凝析油等轻烃转化为芳烃。 1.4 裂解汽油加氢
烃类高温裂解，以粗汽油为裂解原料时，通常情况下大约每生产1t乙烯可副产1t裂解汽油，其中苯质量分数可达29.1%，而BTX总质量分数可达58.8%。
从裂解汽油中回收BTX通常需采用两段加氢;第一段加氢采用贵金属Pd/Al2O3催化剂，主要对热稳定性差的双烯烃进行加氢;第二段采用非金属Co-Mo/Al2O3 催化剂进行烯烃加氢，并除去包括硫化物在内的多种杂质。 1.5 芳烃转换
由于二甲苯衍生物需求的增长速度远远高于苯衍生物的增长速度，目前很多芳烃联合装置以提高二甲苯收率为目的。将需求量相对较少的甲苯和C9芳烃转换为苯和二甲苯，可采用加氢脱烷基工艺、甲苯歧化和烷基转移工艺等。 1.5.1 加氢脱烷基工艺
该工艺以苯为目的产物，其优点是苯的收率高。以甲苯为原料时，苯的收率在99%以上，苯的纯度大于99.99%，仅用白土处理和一般蒸馏就能得到合格产品。目前在甲苯消费构成中有39.5%用于脱烷基制苯，但由于甲苯歧化制二甲苯装置的增多，联产苯的成本相对较低，因而未来甲苯脱烷基制苯的生产将受到一定的制约。
1.5.2 甲苯歧化与烷基转移
随着三大合成材料工业的发展，苯和二甲苯需求量迅速增长，致使石油芳烃供需出现不平衡，在20世纪60年代后甲苯歧化与烷基转移制二甲苯和苯的工艺便应运而生。
与甲苯脱烷基制苯工艺相比，甲苯歧化与烷基转移反应过程中甲基只在苯环间移动，而不是将甲基转化为甲烷，所以氢耗量较少，设备和公用工程也少。代表性的工艺有Mobil公司的MSTD工艺、UOP公司的Tatoray工艺、IFP/Mobil公司的Isolene(Ⅱ)工艺、Engelhard公司的Oc-tafining工艺等。
近年来异构化工艺向双层或多层催化剂系统发展，通常第一层催化剂为乙苯转化催化剂，第二层为二甲苯异构化催化剂。但BP公司发现，由于乙苯转化时生成副产物乙烯使催化剂易失活，所以BP公司开发了3层催化剂系统，即在双层催化剂床上另外加入加氢催化剂(Mo/Al2O3),乙烯加氢可转化为乙烷，催化剂失活速率可从0.05%下降至0.006%-0.008%，催化剂再生周期超过1年。 2 芳烃生产技术国外研究进展 2.1 传统生产技术的改进 2.1.1 催化重整技术改进
为提高重整过程中BTX的收率，Zeolyst公司与韩国SK公司共同开发了先进的重整技术(ART-11)的贵金属分子筛催化剂，通过加氢脱烷基反应和烷基转移反应将重整油中的芳烃成分(尤其是乙苯)转化成苯和二甲苯，而重整油中的非芳烃成分则加氢裂化成富含液化石油气(LPG)的气体产物。据称，工业试验在一套闲置的固定床重整装置上进行，其生成的甲苯纯度大于99.75%(质量分数，下同),BTX总产量提高10%。
Zeolyst公司推出的另一种催化剂还可促使C9重芳烃烷基转移成BTX，且这种贵金属改进的催化剂寿命较长，运行两年仍可产出高纯BTX。ExxonMobil公司开发的多段石脑油重整工艺，在最后一段重整反应器内装填低酸活性分子筛催化剂(即含有加氢功能的铼和ZSM-5分子筛催化剂)，苯和甲苯的收率分别增加5%和3%，二甲苯的收率也略有增加。 2.1.2 芳烃抽提技术改进
美国福斯特惠勒GTC公司新开发了一种抽提蒸馏工艺，利用一种复合溶剂改变各种烃类的相对挥发度来实现芳烃与非芳烃的分离，可以用于全馏分重整的芳烃回收，而不需要预分离。用此技术可从催化重整油或裂解汽油有效地回收苯、甲苯和二甲苯。其主要工艺过程：进料和热的循环溶剂预热后从塔器中部进入抽提蒸馏塔，贫溶剂从塔上部进入进行选择性抽提芳烃;非芳烃从塔顶分出;塔底含芳烃的富溶剂进入溶剂回收塔分离溶剂和芳烃。GTC采用环丁砜为添加剂，适用于芳烃含量在任何范围的原料，而采用单一的环丁砜的传统抽提仅适用于芳烃与烯烃含量较低的原料(原料中芳烃质量分数不超过85%);投资和操作费用都要较少很多。GTC工艺特点：(1)复合溶剂的热稳定性好，溶剂循环量低，可用于当前环丁砜抽提装置改扩建工程;(2)对二甲苯的适用性好，苯及甲苯回收率在98%以上;(3)工艺调整快速灵活。
韩国LG-加德士石油公司已采用该工艺建成了世界最大单系列芳烃抽提装置，以重整油为原料，可生产苯232万t/a，甲苯554万t/a，苯和甲苯回收率均在99.9%以上，纯度均在99.9%以上。由于液-液抽提需用4座分离塔，而抽提蒸馏只需要2座分离塔，因而投资费用可节约25%，能耗也下降15%。据称，一套重整油处理量为1.5万bbl/d的GTC-BTX抽提蒸馏装置的投资费用为1200万美元。
KruppUhde公司采用一种以N-甲酰基吗啉为溶剂的Morphylane工艺外，还将新颖的分壁塔技术引入其中，将精馏、抽提和溶剂回收过程在一个分壁塔内完成，因而投资费用较传统抽提蒸馏工艺节省20%。利用Morphylane工艺既可从重整油和裂解汽油中回收高纯度芳烃，同样还可使用焦化轻油的芳烃回收，其产物苯和甲苯的收率分别达到99.95%和99.98%，产品苯和甲苯中的非芳烃质量分数分别为8103和6104。当以低芳烃含量(质量分数为20%)的重整油为原料时，产品苯中非芳烃的质量分数仅为1105。至2002年11月全球共有45套采用Mor-phylane工艺的装置，总生产能力超过60Mt/a。 2.1.3 芳烃转换技术改进
芳烃转换技术最关键的是催化剂的选择，Mobil公司在开发多代选择性甲苯歧化制对二甲苯工艺的基础上，2001年开发了最大化生产对二甲苯的PxMax工艺。向市场推出的PxMax工艺有两种：采用EX-2200催化剂，可在现场进行选择性除焦;采用MTPX催化剂，两种工艺都比其他选择性歧化工艺有更高的选择性和更长的运行周期，并可在较低的起始和循环温度、较低的氢烃循环比下进行操作。由于PxMax工艺的对二甲苯浓度很高(质量分数大于90%),所以可以降低下游工艺的操作成本。Mobil公司还声称，PxMax工艺比MSTDP工艺有重大改进，PxMax工艺不需要高温反应，操作过程也可简化，若用于建设大型装置可降低投资，也很容易地用于现有装置的改造。韩国LG-Caltex公司已与Mobil公司签订一项协议，在350kt/a的对二甲苯生产装置上采用该技术，并于2003年投入生产。
2002年Mobil公司开发了两种改进的异构化催化剂：第一种为高活性异构化(AMHA I)催化剂，与以往采用的异构化工艺相比，采用该催化剂有较高的产物选择性和较低的操作成本。由于乙苯转化率有较大幅度的提高，所需反应温度又较低，故可改善操作灵活性，第二种为EM-4500催化剂，也可提高乙苯的转化率，有较高的产物选择性，能有效降低二甲苯损失。AMHA I催化剂已于1999年工业化，EM-4500催化剂在2000年投入运行。
UOP公司开发的双层催化剂体系，第一层为磷硅酸铝催化剂(如MgAPSO)，第二层为硅铝酸催化剂(如ZSM-5)。其优点为：前者乙苯转化率高。后者能提高乙苯生成二甲苯的收率，从而获得较高的乙苯转化率和二甲苯的收率，并显著提高工艺的经济性。Sud-Chem公司开发了一种基于Pt-MF I的催化剂，对混合二甲苯异构化和乙苯脱烷基反应具有较高的活性和选择性。这种催化剂主要通过晶体尺寸、硅铝比、粘合剂材料和挤条形状的调节而得到优化。 2.2 拓宽原料来源
为满足芳烃日益增长的需求，一些增产芳烃的生产技术应运而生。例如一些不宜作重整原料的LPG馏分、轻石脑油馏分、轻烯烃馏分和芳烃抽余油馏分，可通过芳烃异构化增产芳烃。甚至以甲烷为主要成分的天然气也有可能经芳构化得到芳烃。此外，以甲苯和甲醇为原料制备对二甲苯也呈现出良好的工业应用前景。
以廉价甲苯和甲醇为原料烷基化制备对二甲苯一度成为开发热点。GTC技术公司的GT-To-LAlk工艺，以高硅分子筛为催化剂，反应在固定床中进行，典型的操作条件为400—500℃、0.1—0.5Mpa，对二甲苯的选择性大于85%。一套200kt/a的对二甲苯装置，大约消耗甲苯204kt/a，甲醇120kt/a。与甲苯歧化工艺相比，该工艺生产1t对二甲苯所需甲苯量可从2.5t下降到1t，甲醇资源丰富，价格又相对低廉，无副产物苯生成。GTC技术公司认为，将甲苯与甲醇烷基化工艺与传统的对二甲苯装置结合到一起可降低芳烃联合装置生产成本。一套200kt/a GT-TolAlk工艺装置投资费用为7000万美元，对二甲苯的生产成本为360美元/t。ExxonMobil公司对甲苯与甲醇烷基化的催化剂进行了改进，主要是在催化剂中掺入磷(ZSM-5分子筛中硅与铝的摩尔比为450)，粘合剂为氧化硅-氧化铝，并在一定温度下蒸汽处理0.75h。试验结果表明，当甲苯单程转化率大于15%时，对二甲苯选择性大于90%，最高可达88%，且在120h内稳定性良好。这种改进的催化剂由Cr和Zn的氧化物与含质量分数9%MgO的HASM-5以质量比50:50混合而成。HNA Holding公司以甲苯和CO为原料，采用三氟甲磷酸为催化剂，在温度15—60℃、压力6.8—10.9Mpa条件下反应，产物对甲基苯甲醛的选择性可达98%以上，不需要异构化、分离、氧化后即可得到高纯对苯二甲酸。这种方法对生产对苯二甲酸还是有吸引力的。
目前甲烷芳构化还处于实验室研究阶段，但作为一项有战略意义的前沿战术，预期今后会有较大的发展。 3 芳烃生产技术国内研究进展
近年来，我国芳烃生产技术已经取得长足的进步。我国自行开发的半再生催化重整工艺和工程技术已达到国际先进水平，在连续重整工艺技术方面已基本掌握了第二代连续重整工艺及工程设计。石油化工科学研究院开发的PS-IV和PS-V连续重整催化剂达到了国际先进水平。其中PS-IV催化剂在上海石油股份有限公司装置上运行3年多，活性高于进口催化剂，芳烃收率提高1.3%;PS-V催化剂在中国石化高桥石化分公司引进超低压连续重整装置上运行，其C5收率比设计值高1.0%，芳烃收率比设计值高2.09%，纯氢收率也高于设计值。最新开发的OS-IV催化剂在镇海炼油厂800kt/a连续重整装置中使用，与进口催化剂相比，芳烃收率提高6.46%，积炭速率降低26.3%。
在芳烃抽提方面，石油化工科学院曾开发的重整汽油抽提蒸馏苯(SED)新工艺也已在中国石油大连石化分公司150kt/a工业装置上应用获得成功。SED工艺采用环丁砜和性能良好的助溶剂，显著增强芳烃的溶解能力，提高苯的收率。从建设投资方面考虑，比传统液液抽提减少5台塔系，设备总台数减少17台左右，节约建设投资2000万元;从消耗指标看，能耗和物耗显著降低，尤其是蒸汽消耗可减少25%。此外，苯的收率高达99.5%，非芳烃产品还可满足溶剂油的要求。估计在一套150kt/a装置上应用该工艺每年可净增利润1047万元。
在芳烃转换工艺方面，上海石油化工研究院先后开发成功ZA型及HAT型两种催化剂。ZA型催化剂达到当时国外同类催化剂水平，HAT型催化剂属目前先进水平。其中HAT-095催化剂在中国石化扬子石化分公司装置上使用，在反应器及主要设备未作改动的情况下，其装置处理能力从1.007Mt/a提高到1.232Mt/a。2001年7月改用高空速。高转化率。低氢烃比的HAT-096催化剂后，催化剂对处理高C10芳烃质量分数原料的能力较强，反应原料中C10芳烃质量分数最高可达6%(正常情况下应为3%-4%)，从而达到效益的最佳化。在19个月工业运行中，随进料负荷的变化，反应进料温度在354-378℃之间变化，平均转化率为45.4%,平均选择性94.5%，且非芳烃基本为C6以下组分，C6以上组分极少，产品苯的冰点平均为5.47℃，达到优质苯指标。
尽管我国在引进消化吸收的基础上芳烃生产技术取得了长足的进步，但是与国外相比还有一定的差距，具体表现：缺乏具有自主知识产权的芳烃生产工艺，目前多数主要芳烃生产装置采用国外的工艺技术;现有芳烃生产技术缺乏有效地整合，至今尚未提出自主的芳烃生产组合技术及工艺流程，国内的芳烃联合生产装置都以国外的工艺流程为主体进行设计;国内芳烃生产在原料来源、产品系列化进程和工业化程度上与国外存在一定的差距。
第二篇：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。
第三篇：国家领导人颁奖 中石化芳烃技术获国家科技进步特等奖
今天(1月8日)上午，中共中央、国务院在北京人民大会堂隆重举行2015年度国家科学技术奖励大会。党和国家领导人习近平、李克强、刘云山、张高丽出席大会并颁奖(文末附获奖名单)。
这是党中央、国务院连续十五年举办同样的盛会，足见国家科技奖“成色之高”。中石化高效环保芳烃成套技术荣获国家科技进步特等奖!
此项技术化解粮棉争地矛盾，支撑解决穿衣问题!我国成为世界上第三个掌握该技术的国家!
【通稿】中石化芳烃技术：帮助解决人们穿得暖、穿得好 1月8日,中国石化“高效环保芳烃成套技术开发及应用”项目荣获2015年度国家科学技术进步特等奖，这是中国石化第二次荣获国家科技进步最高奖项。该项目第一完成人，中国石化集团公司党组成员、股份公司高级副总裁戴厚良作为获奖项目代表，接受党和国家领导人颁奖。
芳烃是化学工业的重要根基，广泛用于三大合成材料以及医药、国防、农药、建材等领域。对二甲苯是用量最大的芳烃品种之一，与人们的生活息息相关。我国对二甲苯自给率仅为50%，一个重要的原因是芳烃生产技术长期依赖进口，技术费用昂贵，产业发展受制于人。芳烃成套技术是复杂的系统工程，包括原料精制与精馏、芳烃异构与转化、吸附分离等工艺及工程技术，系统集成度高，开发难度大，之前仅有美国和法国两家著名公司掌握，技术壁垒非常高。 该项目第一完成人，中国石化高级副总裁戴厚良说：“开发自主芳烃成套技术是几代石化人的梦想，也是几千名参与项目攻关人员共同努力的成果。我们的技术帮助解决人们穿衣难题，这对解决我国粮棉争地矛盾至关重要。”
中国石化攻克该技术使我国成为世界上第三个掌握该技术的国家。通过物理化学、催化材料、智能控制、工艺工程等原理与方法创新，中国石化高效环保芳烃成套技术达到国际领先水平，显著提升了我国芳烃生产技术水平和国际竞争能力,使我国成为世界上第三个掌握该项技术的国家, 取得了特别重大的技术突破、经济效益和社会效益，践行了中国创造，具有里程碑意义。
应用芳烃技术每年由对二甲苯生产的化学纤维可替代约2.3亿亩土地产出的棉花。发展芳烃项目是经济发展和人民生活的需要，事关国计民生。上世纪70年代，以对二甲苯为原料生产的“的确良”和“涤卡”，给人民的生活带来了光鲜和靓丽。如今，约65%的纺织原料、80%的饮料包装瓶都来源于对二甲苯。近15年来，我国对二甲苯消费量年均增长率高达20%。2014年我国消费对二甲苯约2000万吨。由对二甲苯生产的化学纤维可以替代约2.3亿亩土地产出的棉花。应用芳烃技术节省出的棉田就可以种粮食，为有效解决粮棉争地矛盾、守住18亿亩耕地红线作出重要贡献。 我国芳烃成套技术的开发经过了40余年的攻坚克难。1972-2008年，中国石化与中科院及有关高校开展合作研究，为芳烃技术发展奠定了基础。2003年以来，为实现重点跨越、创新引领的目标，国家科技部、中国石化通过973项目、“十条龙”重大科技攻关等形式持续支持，2009年中国石化专门成立了芳烃成套技术攻关组，发挥体制优势，集科研、设计、建设、生产等单位2000多名技术人员联合攻关。经过40余年孜孜以求、不懈努力，中国石化成功开发出具有完整自主知识产权的高效环保芳烃成套技术，显著提高产品分离和芳烃资源利用效率，大幅节能降耗、减少固废排放，实现五大创新。
一是首创原料精制绿色新工艺。以化学反应替代物理吸附，实现了原理创新，精制剂寿命延长40-60倍，固废排放减少98%。
二是首创芳烃高效转化与分离新型分子筛材料。重芳烃转化能力提高70-80%，资源利用率提高5%，吸附分离效率提高10%。
三是集成创新控制方法实现智能控制。实现短时间大流量变化的快速调控，吸附塔压力波动幅度显著降低，确保了装置长周期本质安全与高效精准运行。 四是首创芳烃联合装置能量深度集成新工艺。装置运行实现由“需要外部供电”到“向外部输送电”的历史性突破，单位产品综合能耗降低28%。
五是创新设计方法与制造工艺实现了关键装备“中国创造”。创新设计并建造了世界规模最大的单炉膛芳烃加热炉和多溢流板式芳烃精馏塔，率先开发了新型结构的吸附塔格栅专利设备，流体混合与分配均匀性显著提高。
业内院士和专家对中国石化高效环保芳烃成套技术给予了高度评价。认为芳烃成套技术成功开发是石油化工技术的“里程碑”，项目在工艺、工程装备、控制方法与系统、吸附与催化材料等方面取得多项重大创新与突破，处于国际领先水平，具有重要推广应用价值。
中国石化高效环保芳烃成套技术累计获得40余项国内外专利授权，形成了完整自主知识产权，出版专著1部，获中国发明专利金奖1项，获省部级科技进步特等奖1项、一等奖2项。自主开发的成套技术工艺包、工程设计和管理软件等，使我国不仅成为成套技术专利商，而且成为工程建设EPC承包商，取得了显著社会效益。
一是能耗物耗显著降低，实现高效环保。与国内同期开工装置相比，中国石化高效环保芳烃成套技术单位产品能耗低28%，环保监测指标全面优于最新国家标准，具有明显竞争优势。 二是带动化工与流程制造业发展。通过技术创新，项目95%的设备自主设计与建造。此外，还可带动吸附剂、催化剂、化工装备等制造业发展。创造新增就业，社会效益显著，践行了中国创造。积极推动技术出口，对于贯彻“一带一路”战略，带动化工与流程制造业发展，具有重要意义。 三是保障纺织原料供应、产业链完整及经济结构安全。我国是纺织大国，发展芳烃项目对于解决粮棉争地矛盾，保障纺织原料供应、产业链完整及经济结构安全至关重要。仅海南炼化60万吨对二甲苯生产的纤维，就相当于海南全省有效耕地产出的棉花。 哪些获奖新闻链接
根据《国家科学技术奖励条例》(以下简称《条例》)，国家科技奖共分五大类：最高科技奖、国家自然科学奖、国家技术发明奖、国家科技进步奖、国际科技合作奖。其中，最受瞩目的自然是国家最高科技奖。该奖须报请国家主席签署，并由国家主席颁发证书和奖金，奖金为500万元人民币。相比之下，国家自然科学奖、国家技术发明奖、国家科技进步奖的奖金就少得多：一等奖为20万元，二等奖为10万元，特等奖为100万元。2015年度国家科学技术奖共评选出295个项目和7名外籍科技专家。
据央视新闻官方微博报道，2015年度授奖概况如下：
1、国家最高科学技术奖：空缺。
2、国家自然科学奖42项：一等奖1项，二等奖41项。其中一等奖是多光子纠缠干涉计量学。(潘建伟团队)
3、国家技术发明奖66项：一等奖1项，二等奖65项。其中一等奖是南昌大学衬底LED项目。
4、国家科学技术进步奖187项：特等奖3项，一等奖17项(含创新团队3项)，二等奖167项。公布的获得特等奖的两项分别是高效环保芳烃成套技术及应用和京沪高速铁路工程。 5.中华人民共和国国际科学技术合作奖7人：杨克里斯特·杨森(瑞典)，冲村宪树(日本)，叶甫盖尼·维利霍夫(俄罗斯)，彼得·史唐(美国)，维尔特·伊恩·利普金(美国)，卡洛·鲁比亚(意大利)，约翰尼斯·弗兰肯(荷兰)。国家最高科技奖
国家最高科技奖每年授予的人数不超过2名。自2000年至2014年，共有25位科学家荣膺国家最高科技奖，包括吴文俊、袁隆平、王选、黄昆、金怡濂、叶笃正、吴孟超、吴征镒、闵恩泽、谢家麟等。其中，2002年度、2006年度和2014年度，都只有1位科学家获得最高科技奖;2004年度，最高科技奖首次空缺。
2008年1月8日召开的年度国家科技奖励大会上,闵恩泽和吴征镒两位科学家获得2007年国家最高科学技术奖。
▲闵恩泽闵恩泽是石油化工催化剂专家,四川省成都市人。中国石油化工股份有限公司石油化工科学研究院教授级高级工程师，石油化工技术自主创新的先行者，绿色化学的开拓者，在国内外石油化工界享有崇高的声誉，被誉为“中国催化剂之父”。这盛世，如您所愿|在周总理逝世40周年 《石化小黑板：一套化工技术，凭什么获得国家科学技术最高奖项?》
1976年1月8日，敬爱的周总理离开了我们。总理最大的牵挂，是九亿三千多万人民的温饱。2016年1月8日，国家科学技术奖励大会在北京召开，中国石化高效环保芳烃成套技术荣获国家科技进步特等奖。
一套化工技术，凭什么获得国家科学技术最高奖项?先让我们看看历年来获得特等奖的有哪些吧!2003年，航天载人工程;2004年，东风31导弹系统;2006年，歼十飞机;2007年，红9导弹;2008年，青藏铁路;长剑巡航导弹系统;导弹反卫系统;2009年，绕月探测工程;第三代常规动力潜艇，歼11改系列工程;2010年，大庆油田稳产开发技术;2011年，青藏高原地质理论创新与找矿重大突破;2012年，中石化特大型超深高含硫气田开发;历年来每一项获得特等奖的，都是关系到国家安全与国计民生的重大突破。国家科学技术进步奖每年评审一次，对作出特别重大科学发现或者技术发明的公民，对完成具有特别重大意义的科学技术工程、计划、项目等作出突出贡献的公民、组织，授予国家科学技术进步奖特等奖。
那么，这套技术有什么用? 历史上看，但凡是社会动荡、民不聊生、战乱频生，归根到底都是因为吃饭问题。粮食安全始终是国家安全的基石和重要组成部分，一个饭都吃不饱的国家，还有什么前途?一个粮食命脉都被人家捏在手里面的国家，还有什么安全?一个13亿人口的大国，如果连饭都吃不饱，还有什么发展? 我们的国家，是18亿亩的耕地红线!在计划生育逐步宽松的今天，这18亿已经是国家粮食安全的最低保障。 问题是，我们不能光着屁股种地!作为布匹的主要来源，棉花是单亩出产率最低的经济作物之一，一亩高产棉田在现代农业的科学管理前提下，最高仅有600斤。
如果要满足13亿人的穿衣问题，那么就要饿肚子了。很多上了年纪的，可能都记得当年的布票吧?是的，那时候想做身新衣服是要票的!家里小孩多的，一身衣服通常是大了穿了小的穿，缝缝补补又三年。
是吃饱?还是穿暖?是个两难问题。还记得“的确良”、“涤卡”吗?没错，这些都是芳烃技术。
土地有限，我们就向石油要“布”。中石化的芳烃成套技术所生产的产品，仅在2014年，就能替代2.3亿亩棉花，其中的重大意义不言自明。
对于中石化的成套芳烃技术，参与评审的院士专家说，这是石油化工领域的里程碑。为什么会有这么高的评价?就是因为芳烃是化学工业的重要根基，广泛用于三大合成材料以及医药、国防、农药、建材等领域。目前，约65%的纺织原料、80%的饮料包装瓶都来源于芳烃产品中的对二甲苯。所以有专家说：“没有化学，就没有现代生活。”
然而，残酷的现实是，近15年来，我国对二甲苯消费量年均增长率高达20%。目前，这套技术全世界包括中国在内，只有三个国家掌握该技术。象这样关系到国计民生的重大核心技术，发达国家历来是对我们封锁“密闭”的，即使是掏钱，人家也不卖给你!技术壁垒重重!我国的芳烃生产技术长期依赖进口，技术费用昂贵，什么都得人家说了算。 周总理曾经多次视察石化企业，开发自主芳烃成套技术是几代石化人的梦想。
从立项到评审，这套技术用了多少年?40年!早在1972年，中国石化就开始了探索，与高校开展合作研究。仅在2009年，就有2000多名技术人员联合参与攻关。在中国，也只有国企才会去投入这么多的时间、人力和物力去进行这样一项基础性的研究，因为从一个企业的角度来说，这样周期长、投入大、技术难度高的项目，是不经济与不科学的。 那么，中石化为什么要干呢?安心卖油不是赚得更轻松、更多?小黑板想起了60年代，当中国要上原子弹时，有人提出质疑：不是有老大哥保护咱们吗?当时陈老总掷地有声地说：“就是当了裤子也要搞原子弹!”后来，原子弹勒紧裤腰带搞出来了，咱们在国际上的地位立马提升了，陈老总作为外交部长说话也硬气了嘛!
中石化用40年磨了一把剑!此剑一出，斩断的是某些国家对我们的垄断和暴利!事实上，尽管在世界经济一体化大潮中，中国开始了改革开放，引进国外的先进技术，借此来提升我国的创新和制造能力，但是，最核心最关系到国民经济命脉的东西，歪果仁一样都没有给过我们，都是咱们自己搞出来的。原子弹、大飞机、高难度跨海大桥、高铁等等等，小黑板就不说了，实在太多了!所以说，现在，即使要进口，咱们也可以拿到优惠的价格!
在“记者走基层”的电视专题报道中，西部地区群众生活困难，吃、住、行、用的条件都很差，唯独男女老少的衣着都温暖、得体。在中国的悠久历史中，“衣不蔽体”“衣衫褴褛”等字词不绝于书，即使在富裕的“开元盛世”，仍有杜甫笔下“有孙母未去，出入无完裙”的表述。现在这些语句都消失了。“丰衣足食”的丰衣理想已经实现，这是中国共产党执政为民的光辉篇章。
创新就是话语权!创新就是定价权!完整的创新背后所支撑的成套技术，就是化工强国的底气!从芳烃成套技术的美法两强相争、勾结到现在的三分天下，堪足自豪!
如今，国富民安，马壮兵强，大国盛世，周总理当可安心!
第四篇：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。
第五篇：芳烃抽提
当溶剂是恒沸物或所需分离的组分沸点很接近时，一般的蒸馏方法不适用。除可采用恒沸蒸馏或萃取蒸馏外，有些场合以应用先萃取在蒸馏的方法较为经济。例如，使重整油中的芳烃与未转化的烷烃分离就是如此--炼油工业中称这一萃取过程为“芳烃抽提”。
芳烃装置包括预分离、芳烃抽提蒸馏和芳烃分离 也称芳烃萃取，用萃取剂从烃类混合物中分离芳烃的液液萃取过程。主要用于从催化重整和烃类裂解汽油中回收轻质芳烃(苯、甲苯、各种二甲苯)，有时也用于从催化裂化柴油回收萘，抽出芳烃以后的非芳烃剩余物称抽余油。轻质芳烃与相近碳原子数的非芳烃沸点相差很小(如苯80.1℃，环己烷80.74℃，2，2，3-三甲基丁烷80.88℃)，有时还形成共沸物，因此实际上不能用精馏方法分离。利用芳烃在某些溶剂中溶解度比非芳烃大的特点，采用液液萃取方法可以回收纯度很高的芳烃。常用萃取剂有二乙二醇醚(二甘醇)、三乙二醇醚(三甘醇)、四乙二醇醚(四甘醇)、环丁砜等，也用二甲基亚砜、Ν-甲基吡咯烷酮、N-甲酰基吗啉等(见表)。1952年美国环球油品公司开发以二乙二醇醚为溶剂的尤狄克斯(Udex)法抽提芳烃，在休斯敦投产后，广为应用。
芳烃在重整汽油中含量高，不含烯烃、硫化物等杂质，处理较易。裂解汽油中含较多的二烯烃、烯烃、苯乙烯及少量的含硫、氮、氧的有机物，二烯烃很易聚合，硫化物很难从芳烃中除去。因此，从裂解汽油中抽提芳烃之前，必须进行二段加氢处理，以除去上述杂质。
工艺流程以二乙二醇醚处理催化重整汽油为例。原料在抽提塔中与溶剂逆流接触进行萃取，温度125～140℃，溶剂对原料比约15:1。抽提塔底物含溶解在溶剂中的芳烃，将后者送入汽提塔(见解吸)与溶剂分离，塔底的溶剂循环去抽提塔，塔顶产物送入芳烃水洗塔洗去残余溶剂后即为纯芳烃混合物。抽提塔顶的非芳烃，送水洗塔洗除残余溶剂。两个水洗塔底均为水与溶剂，去溶剂回收塔，蒸出水后，塔底溶剂去抽提塔循环使用。