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1、轻质油芳构化改液化气芳构化项目建议书 东 营 仕 通 化 工 有 限 公 司编写部门：技术管理部 二零零九年5月10日一、项目提出的必要性通过对近期市场的调研，目前我装置生产的液化气均价3000元/吨，芳烃均价5250元/吨，产品平均价格在4530元/吨，装置运行费用为450元/吨。目前轻质油市场价格平均在4400元/吨，我公司装置运行加工成本在4850元/吨。因此，运行成本已经远远高于公司承受范围。为保证芳构化装置正常的运行，扭转当前局面，技术管理部在总经理和主管副总的领导下，对轻质油芳构化装置进行改造可行性报告的编写，通过改造，以期取得良好的经济效益。二、项目建设内容1、主要建设内容名称排
2、量出口压力单位介质温度数量备注液化气泵15m3/h1.0Mpa402台可利旧液化气卸车泵40 m3/h1.0Mpa403台用于液化气卸车名称型号数量备注DN80管线20#200米100新增用于进料DN80管线20#50米350用于从汽化器引线DN50管线20#300米350汽化器后进料DN50 PN2.5孔板500m3/h2台350汽化器后进料DN50 PN2.5调节阀500m3/h2台350反应器冷进料DN100管线20#100米40用于液化气进料泵2、目前公司现有材料统计泵类统计扬程流量功率数量介质备注60257.51台轻质油新泵10513.52111台液化气新泵13557.52台轻质油新
3、泵10037.54台轻质油旧泵10027.52台液化气旧泵管线统计管径长度型号备注DN50 PN2.530020液化气冷进料DN50 PN4.00.4（2跟）15GrMo高温阀门、法兰需要购料名称及规格型号等级数量单位技术条件法兰（RF）DN5020#5B416个20#GB/T699 JB/T82.1(系列2) PN2.5 RF WN SCH40垫片 DN50 20#5B420个0Gr18Ni9 钢带+柔性石墨带 带外环 PN2.5 t=4.5mm JB/T90螺柱 M16*90 20#5B480付35CrMoA/35# GB/T3077/GBT699 等长双头螺柱，带两个II型六角螺母SH3
4、404闸阀SHZ41H-25 DN5020#5B46个PN2.5法兰（RF）DN8020#5B44个20#GB/T699 JB/T82.1(系列2) PN2.5 RF WN SCH40垫片 DN80 20#5B48个0Gr18Ni9 钢带+柔性石墨带 带外环 PN2.5 t=4.5mm JB/T90螺柱 M16*90 20#5B464付35CrMoA/35# GB/T3077/GBT699 等长双头螺柱，带两个II型六角螺母SH3404闸阀SHZ41H-25 DN504个PN2.5法兰（RF）DN10020#5B48个20#GB/T699 JB/T82.1(系列2) PN2.5 RF WN S
5、CH40垫片 DN100 20#5B48个0Gr18Ni9 钢带+柔性石墨带 带外环 PN2.5 t=4.5mm JB/T90螺柱 M24*90 20#5B464付35CrMoA/35# GB/T3077/GBT699 等长双头螺柱，带两个II型六角螺母SH3404闸阀SHZ41H-25 DN1002个PN2.5DN50 调节阀 PN2.5流量5m3/h2个流体介质：液化气、密度0.55DN50孔板流量计 PN2.555m3/h2个流体介质：液化气、密度0.55四、工艺流程简述从罐区来的液化气经液化气进料泵（4000kg/h，7-8kg/cm2）进聚结器，经原料预热器和汽化器后温度升至300，
6、进F101加热炉，加热到320（开始反应为300）压力0.58MPa，同时冷料经进料泵以1000kg/h进第一反应器，温升63.5，中间产物0.55 Mpa、350，经中间加热炉进反应器，同时另一股冷料以1250kg/h进第二反应器，最终反应产物0.49Mpa温度400，进入汽化器E102、原料预热器E101、E103AB冷却至40，进入V101，压力0.2 Mpa，温度40。V101气相1600NM3/h（3900kg/h）经压缩机压缩后进T101,液相经P102泵(2250kg/h)进T101。分别经T102、T103分离后，产生液化气、芳烃。芳烃进入脱丁烷塔塔顶压力0.2MPa、顶温60
7、，塔底170，塔顶物料1500kg/h进芳烃罐区，塔底物料1000kg/h进脱戊烷塔，戊烷塔顶压力0.1MPa、顶温100，塔底180，塔底物料500kg/h进脱色塔，负压操作。塔底210，出料250kg/h。塔顶150，出料250kg/h。五、项目工艺计算1、工艺核算图。（附件）2、反应器温升见核算表（附件）。3、吸收稳定部分不作修改。（附件）4、改造部分见图纸。（附件）5、反应产物进目前溶剂油装置，见工艺图纸。（附件）6、反应器压力膨胀：通过冷进料分别控制，1h，1000kg，40烯烃液化气进反应器换热到350，体积膨胀为285m3，每秒钟体积膨胀仅为285/3600=0.079m3/s=
8、79L/s，反应器进料管线为250mm，反应器直径1800mm，高度6.99米，体积12.7m3，相对于反应器其气体膨胀率仅为0.079/12.7=0.623%,因此基本不会影响到反应器的压力，对反应器压力影响不大。7、飞温控制：按照4000kg/h的正常进料，第一个反应器补充冷进料1000kg/h，因此第一个反应器的正常流量为5000kg/h，假设飞温使第一个反应器达到400，那么1000 kg/h、40冷进料进入反应器后可使得反应器温度降为330，第二个反应器的热进料为5000 kg/h，冷进料为1250 kg/h，假设飞温使得第二个反应器达到400，那么1250、40冷进料进入反应器可使
9、反应器的温度降为330。 因此，可以控制反应器的飞温现象。8、进料方式：4000kg/h的正常进料，第一个反应器1000 kg/h冷进料，第二个反应器1250kg/h的冷进料。9、压缩机负荷：经核算氢气占总物料的0.1%，甲烷、乙烷占总物料的1.5%，其余丙烷、丁烷、丁烯等占总物料的59%时，压缩机的平均吸气量为1600NM3/h,低于压缩机最大进气量1900NM3/h，同时V101的压力经核算为0.15MPa，低于目前安全阀开启压力0.28Mpa。10、卡脖子问题：由于进料分为4000kg/h的正常进料，第一个反应器1000 kg/h冷进料，第二个反应器1250kg/h的冷进料。因此不存在原
10、料预热器不能通过的现象。六、项目经济效益核算以目前市场价格，假定烯烃液化气价格2900元/吨，混合芳烃5300元/吨，脱烯烃液化气2900元/吨，反应烯烃转化成混合芳烃的转化率为32%，假定1.5%的损耗，根据工艺核算，所核算的结果，假设日加工量为120吨烯烃液化气。 表1 按照120吨/天计算（80%）项目数量（吨）价格（元）总价（万元）备注原料成本120290034.8损耗120*1.5%29000.5220不计入工人工资6设备折旧费水电气损耗产品收入工业丁烷120*66.5%290023.142混合芳烃120*32%530020.352利润总额=20.352+23.142-6-34.8=
11、2.694（不含税）年利润（300天计算）2.694*300=808.2万元表2 按照150吨/天计算项目数量（吨）价格（元）总价（万元）备注液化气成本150290043.5损耗150*1.5%29000.6525不计入工人工资6设备折旧费水电气损耗产品收入工业丁烷150*66.5%290028.9275混合芳烃150*32%530025.44利润总额=28.9275+25.44-6-43.5=4.8675（不含税）年利润（300天计算）4.8675*300=1460.25万元表3按照30%液化气、70%轻质油、150吨/天计算项目数量（吨）价格（元）总价（万元）备注液化气成本150*0.32
12、90013.05轻质油成本150*0.7450047.25损耗150*1.5%45001.0125工人工资6设备折旧费水电气损耗合计67.3125产品收入工业丁烷45*68%29008.874液化气105*0.3229009.744混合芳烃45*32%53007.632混合芳烃105*68%530037.842合计64.092利润总额=64.092-67.3125= -3.2205（不含税）表4按照50%液化气、50%轻质油、150吨/天计算项目数量（吨）价格（元）总价（万元）备注液化气成本150*0.5290021.75轻质油成本150*0.5450033.75损耗150*1.5%45001
13、.0125工人工资6设备折旧费水电气损耗合计62.525产品收入工业丁烷75*68%290014.79液化气75*0.3229006.96混合芳烃75*32%530012.72混合芳烃75*68%530027.03合计61.5利润总额=61.5-62.525= -1.025（不含税）表5按照70%液化气、30%轻质油、150吨/天计算项目数量（吨）价格（元）总价（万元）备注液化气成本150*0.7290030.45轻质油成本150*0.3450020.25损耗150*1.5%45001.0125工人工资6设备折旧费水电气损耗合计57.7125产品收入工业丁烷105*68%290020.706液
14、化气45*0.3229004.176混合芳烃105*32%530017.808混合芳烃45*68%530016.218合计58.908利润总额=58.908-57.7125=1.1955（不含税）年利润总额=358.65附件1去丙烯异丁烯液化气制汽油 计算反应产物尾气 300-350 升温所需热量组分去丙烯异丁烯液化气组成 饱和组分占原料v%单组分分子量质量百分组成m%每公斤原料中的饱和单组分质量，公斤焓350(气),千卡/公斤焓300(气),千卡/公斤H温差焓差,千卡/公斤公斤原料气所生尾气升温50需热，千卡/公斤 H平,千卡/公斤=H* 公斤原料气所生尾气每升1需热，千卡/公斤乙烯5.07
15、 282.67 0.0267 338182156 丙烷17.76 4414.70 0.1470 290255355.14 丙烯0.00 420.00 0.0000 337178159 异丁烷28.96 5831.60 0.3160 340310309.48 正丁烷6.75 587.36 0.0736 270235352.58 1丁烯13.82 5614.56 0.1456 340173167 异丁烯0.00 560.00 0.0000 340177163 顺丁烯-213.70 5614.43 0.1443 336177159 反丁烯-213.94 5614.69 0.1469 336177159 C50.00 720.00 0.0000 2702381620.00 合计100.00 100.00 1.0000 /17.20 0.344去丙烯异丁烯液化气制汽油 计算反应产物汽油 300-350 升温所需热量：汽油焓差每公斤原料产汽油，公斤焓350(气),千卡/公斤焓300(气),千卡/公斤H气相温差焓差,千卡/公斤H平,千卡/公斤=H*质量分数公斤原料气所生汽油每升1需热，千卡/公斤0.4635 315282 3315.30 0.3059每公斤原料气在350开始反应，反应热41.24千卡/公斤原料。产物升温计算：41.24 / (0.3440+0.3059) = 63.5
