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1、1.TG(液化气制汽油)项目书10万吨/年液化气制汽油(1.TG)项目书北京惠尔三吉绿色化学科技有限公司二。一一年一月书目1.1.TG工艺技术1.1技术背景1.21.TG化学反应原理1.3工艺技术特点1.4工艺操作条件1.5产品分布1.6原料及主要产品性质2.工艺装置2.1生产规模和产品方案2.2工艺技术选择2.3工艺流程2.4公用工程2.5主要设备选择3.投资估算及经济效益简析3.1投资估算3.2经济效益简析1.1.TG工艺技术1.1技术背景我国炼化企业副产的大量石油液化气、裂解碳四/碳五、重整拔头油和芳烧抽余油等低碳燃资源，目前炼厂气中的碳四大部分作为民用燃料运用，化工利用率不足20%o九
2、卜年头以来，新开发的多产烯慌和液化气的催化裂化工艺(MGG)和重油催化裂解制取低碳烯烧工艺(DCC)的应用，使碳四产量进一步增加，其中烯燃含量高达70%左右，作为民用液化气不仅影响其质量，而且是很大的奢侈。随着城市.煤气和管输自然气工业的发展，城市民用液化气的市场也会渐渐缩小，价格渐渐走低，这种趋势在我国北部和西北部一些地区已经体现得特别明显了O因此开发适合我国国情、投资少、见效快且收益高的混合碳四组分加工利用工艺已经具备重要意义。石油化工利用方面，碳四组分可以作为原料生产汽油、芳烽、丙烯、MTBI润滑油、橡胶等产品，其中生产芳嫌和丙烯是将来的发展趋势，在生产芳燃方面，日本开发了芳构化和Z-f
3、o11ning工艺，前者采纳C4、C5饵!分混合方法限制反应器温度，两个反应器切换反应-再生；后者采纳并联的两组反应器，每组四个反应器串联，反应与再生切换进行。生产丙烯方面，美国鲁姆斯公司开发的齐聚-裂化工艺正处于中试放大阶段。国内上海石化探讨院开发的裂化工艺也处于工业放大阶段。液化气生产芳夕生技术虽早已存在，但以前的技术采纳无机酸催化剂，设备腐蚀严峻。分子筛催化剂出现后，国内也进行过工业试验。由于反应速率快、反应区温度限制困难、转化率不高，所以工业化有肯定困难，目前应用厂家很少。本项目的液化气制汽油工艺技术，采纳自主研发的催化剂，在适当的反应压力、床层温度条件下，可使碳四进料中的烯点转化率大
4、于98%、烷煌转化率大于5%,汽油收率大于40%o技术水平高、适应性强，是炼厂整体优化和提高效益的首选技术。1.TG技术生产的混合芳烧可以用来提取三苯（苯，甲苯，二甲苯）等化工产品，也可以干脆作为高辛烷值汽油调和剂。通过调变催化剂性能、采纳适当的操作参数，还可以调整产品中的非苯芳烧、异构烯烧、异构烷燃等含量，使产物更具有经济优势。随着我国国民经济的发展，对三苯和高辛烷值汽油调和剂的需求特别旺盛，因此该工艺有着重大的现实意义。该工艺装置投资和操作费用都很低，其投资收益率高，产品市场竞争力强，有着广袤的发展前先。1.21.TG化学反应原理C3、C4烯燃分子在酸性催化剂表面上，如丁烯与酸性傕化剂放出
5、的氢离子结合，生成碳正离子，然后通过碳正离子反应与其他低碳烯燃分子叠合，生成一个大分子烯,所得烯煌又可通过碳正离子反应，接着与烯崎分子叠合：同时生成的大分子烯烧乂可通过逆向裂解反应转化生成小分子烯燃。生成的二聚物还可能接着直合，成为多聚物，不同的烯点还能叠合生成共聚物。生成的六碳九碳烯垃等低聚物再通过环化、异构化、氢转移和脱氢等反应步骤生成异构烧、芳炫等汽油馈分。木工艺在肯定的反应条件下采纳分子筛改性催化剂，不同低碳燃液化气分子在固体酸表面生成大量的二碳四碳烯燃中间物种，这些中间物种进一步低聚生成六碳九碳烯夕至，反应基本处于热力学平衡状态。因此，尽管原料烯姓组成虽不同，反应产物（汽油）组成相像
6、。因此，1.TG工艺在运用不同原料时，其主要产品分布改变不大。1.3工艺技术特点及技术创新点1.3.1工艺技术特点（1） 装置投资和操作费用低。在没有氯气的状况下反应（非临氢操作），并且反应为低压低温，从而降低了装置投资费用和操作费用，提高了生产平安牢靠性。（2） 原料适应性强。装置主要以炼厂催化裂扮装置生产的液化气为原料，可以是催扮装置全组分液化气（含丙烯、异丁烯等），也可以是气分去丙烯,MTBE去异丁烯后的液化气。乙烯装置产生的裂解碳四碳五副产物，催化重整装置产生的拔头油，及直做石脑油或加氢焦化汽油等低碳燃资源也可以作为原料,且不需做预精制处理。（3） 产品质量好。主要产品为高辛烷值汽油调
7、和组分、车用液化气（或乙烯裂解原料,），产品绿色环保。（4） 所产少量的气体（干气）用作加热炉的燃料气：所产的微量焦炭用于催化剂再生时的热源。充分利用了资源，削减了环境污染。（5） 操作敏捷，工艺方案切换便利。装置以汽油方案为主，依据市场状况，通过调整操作条件，使生产方案向多产柴油、多产混合芳燃方案转换。（6） 装置能耗低。独特的分段进料，充分利用反应热；全新的换热流程，反应物流作为分懦所需的热源，充分地利用了能量。单位原料耗燃料气仅为12kg燃料气/吨原料。（7） 装置具有废水废气排放少、不排放废渣、噪音低等特点。1.3.2技术创新点（1）傕化剂装置运用的催化剂是改性分子筛催化剂，该催化剂是
8、金属改性的酸性催化剂，原料油在酸中心上依照正碳离子机理进行齐聚、叠合、环化、异构化、烷基化、芳构化等一系列化学反应，在金属中心上进行协同反应。该催化剂具有不泥化、不结块、可重复再生、抗水、抗硫等优点。催化剂寿命长，转化率高、选择性好。单程寿命大于30天，总寿命3年以上。催化剂为专利技术，专利号为CNlO1332995.CNlO1239327.CN1013334611,（2）反应器分段进料液化气制汽油主要反应是强放热反应，通过独特的分段进料方式和液化气原料分布器，一方面限制反应温度不超温，另一方面在反应器中充分利用反应热。分段进料和分布器为本公司的专有技术。（3） 活化剂在反应初期加入活化剂，改
9、善催化剂的反应性能，提高转化率，降低生焦。1. 4工艺操作条件表IT主要反应操作条件序号项目技术指标1反应温度，C320-4502反应压力，MPa0.31.53重量空速0.51.54单程运行周期，h大于7205催化剂寿命，年大于2.56干气生成量，%小于1.57汽油辛烷值大于931.5产品分布表1-2产品分布项目物料平衡，wt%吨/h万吨/a原料原料液化气10012.510.0高标号汽油35.24.43.52车用液化气63.67.956.36干气+损失1.20.150.12产品1.6原料及主要产品性质表1-3原料液化气典型组成序号组分重催液化气(1)C20.01(2)甲醇1.27(3)丙烷0.
10、07丙烯0.31(5)异丁烷45.92(6)正丁烯14.15(7)异丁烯1.58(8)正丁烷12.66(8)顺丁烯10.0(9)反丁烯14.03合计100表1-4产品汽油主要性质项目汽油0.742035619215917620485.093.529.520.550.03.065密度20Cgml储程初谣点，C10%4C50%C90%C95%,C十点马达法MOM辛烷值探讨法RON饱和烧，v%烯烧，v%芳烧，v%苯含量，v%硫含量，ppm表1-5液化气芳构化产品液化气组成C20.01丙烷9.16丙烯0.28异丁烷62.67正丁烯1.12异丁烯1.15正丁烷22.13顺丁烯1.68反丁烯1.80100
11、.122.工艺装置2.1生产规模和产品方案2.1.1生产规模(1)正常年操作小时：8000小时。(2)生产规模：10万吨/年。2. 1.2主要产品(1)高辛烷值汽油调和组分(R0,93)。(2)低烯垃含量的车用液化气或乙烯裂解原料(3)副产少量燃料气自用。（4）调整操作条件生产高纯度混合芳煌和柴油调和组分。2.2工艺技术选择2.2.1催化剂选择装置采纳专有的沸石催化剂，该催化剂具有较强的抗硫、抗氮实力，催化剂总寿命大于两年半。表2-1催化剂主要性质项目单位指标方法外观蝶形目测颗粒度mm2.33.O卡尺堆密度g/ml0.60-0.75SY3372-84耐压实力Kgfcm215.4GB/T7702
12、.4-1997孔容mlg0.24SY3879-84比表面积m2g4280SY3378-84Na2OWt%0.102.2.2反应再生工艺技术选择1.TG工艺采纳固定床反应模式，设置两台反应器，一台反应，一台再生，轮换操作，从而达到连续进料反应。当一台反应器进行肯定时间催化剂活性下降时，再切入另一台反应器接着进行反应：失活催化剂的通过再生回路进行再生，再生完成后处于待命状态，以备另一台反应器的催化剂失活后再将其切换回反应回路，这样，两台反应器分别连续地进行反应和再生。2. 2.3工艺流程简述（1）反应流程简图见附图。原料液化气干气1.TG（液化气制汽油）工艺流程示意图汽油柴油液化气（2）反应流程原
13、料液化气进入装置原料缓冲罐，沉降脱水后由原料泵抽出，原料经一系列换热器换热，进入加热炉加热至反应器入口温度，通过分段床层进行反应，床层间通人急冷介质限制各床层入口温度。反应产物分出三路，一路作为稳定塔底重沸器的热源，一路作为分饵I塔底重沸器的热源，另一路进入原料液化气换热器。反应产物进入稳定塔分别得到干气和贫烯液化气，进入分储塔得到高辛烷值汽油和柴油。（3）催化剂烧焦再生流程再生用蒸汽和空气分别经各自流量限制调整阀进入再生气加热炉，加热至烧焦温度后，进入反应器烧焦。初始烧焦废气经再生气除焦罐水洗除焦后，气体排空，污水经过滤后送厂污水处理系统，后期干脆排空。（4）主要操作条件表2-2装置反应再生
14、系统主要操作条件项目反应再生反应温度，C330420450520压力，MPa（绝）1.27.50.2-0.3空速，h-l进料重量空速0.61.22.2.4原辅材料、公用工程规格及消耗（1）催化剂消耗表2-3催化剂消耗名称型号或规格一次装入量，t年消耗量,t催化剂1.TA-2258情性瓷球51.7（2）公用工程消耗表2-4公用工程单位消耗序号项目单位指标备注单位原料消耗I循环水t/h150连续2簇新水t/h5间断3燃料气t/h0.15连续0.012tt41.OMPa蒸汽t/h2.4间断5电（380V/10000V）kw200连续13.6KWhtKw180间断6净化压缩空气m3nh230间断7非净
15、化压缩空气m3nh210间断8氮气m3nh300间断2.2.5主要设备选择本工艺共分反应一再生，稳定一分谯两大部分，共需反应器2台,塔类2座，加热炉2台，压缩机1台，容器类6个，冷换类16台，泵类约12台。表2-5主要设备表序号123456789投资估算及经济效益简析设备名称裂解反应器分储塔稳定塔原料加热炉再生气加热炉再生气再生气压缩机再生气换热器容器泵类介质名称数量21111116612液化石油气，干气，粗芳烧汽油，柴油干气，液化石油气，粗芳烧液化石油气3.3.1投资估算（1）主要设备投资表3T主要设备投资序12345678910基础及框架合计表3-2综合投资列表设备名称裂解反应器分储塔稳定
16、塔原料加热炉再生气加热炉再生气压缩机换热器容器泵类材质不锈钢碳钢碳钢碳钢碳钢碳钢碳钢数量21111116612投资/万元902230653515905035100532序号项目投资，万元1设备投资53223电气仪表及DCS工程与管道50404技术、设计605催化剂375合计10573.2经济效应简析3.2.1成本费用估算主要参数（1）项目生产期10年，生产期负荷均按100%考虑。（2）协助材料包括催化剂和化学药剂，其密用依据设计确定的消耗量和目前国内市场价格估算。（3）公用工程价格循环水0.30元/吨强新水3.50元/吨电0.70元/度蒸汽350元/吨净化压缩空气0.20元/标立米（4）装置定
17、员24人,其中管理人员4人，人工工资按30000元/人年考虑。（5）固定资产折旧年限按10年考虑，净残值率为10乐年折旧率约为9%,修理费率为固定资产原值的4乐（6） 装置所用催化剂运用寿命按2.5年计算，装置所耗燃料气由自产干气供应。（7） 加工损失按1.0%计算。3. 2.2成本计算（1）装置加工费用见表。年加工费用合计为1405万元，吨加工费用约为141元。（2） 原料液化气价格按5500元/吨计算，加工成本约141元/吨，总成本包括原料成本和装置加工成本。表34芳构扮装置加工费用序号项目单位单价/元年耗量金额/万元1.催化剂t15000081202.瓷球等t100001.51.53.循
18、环水t0.31.6106484.电Kwh0.721061405.簇新水T3.50.5105186.蒸汽T3000.71012107.净化风Nm30.2410588.燃料气吨40009003609.工资及附加券人3000247210.折旧费6611.修理费2012,加工损失T470060028213.管理费60合计1405.5成本计算表产品单价，元/吨年产量，吨年销售收入，万元液化气550010000055000加工费1411000001410合计564103.2.3销售收入估算销售收入估算详见表。表3-4产品销售收入产品单价，元/吨年产量，吨年销售收入，万元干气（燃料气）35001000350汽油调和组分73003520025696贫烯液化气55006380035090合计611363.2.3经济效益核算损益计算见表，税前利润果为每年盈利8834万元，加工每吨原料毛利润883元。表3-5芳构化改质损益计算序号项目金额（万元）1销售收入611362总成本564103税前利润总额4726
