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        煉油廠增產(chǎn)乙烯原料措施及建議

        2021-02-26 05:17:18涂連濤張治軍關(guān)創(chuàng)
        石油與天然氣化工 2021年1期

        涂連濤 張治軍 關(guān)創(chuàng)

        中國石油獨山子石化分公司

        獨山子石化千萬噸煉油及百萬噸乙烯工程于2009年8月建成投產(chǎn),同時,原有22×104t/a小乙烯裝置維持運(yùn)行,煉油能力為1 000×104t/a,設(shè)計為大小乙烯(合計122×104t/a)提供部分裂解原料,主要包括:丙烷、液化氣、加氫輕石腦油、芳烴抽余油、加氫石腦油、直餾石腦油、加氫尾油等。外購乙烯原料主要包括:油田輕烴、液化氣、周邊煉廠液化氣、拔頭油、抽余油以及進(jìn)口液化氣。2016年以來,受原油資源制約,獨山子原油加工負(fù)荷維持在73%左右,約730×104t/a,乙烯生產(chǎn)效益好,裂解裝置滿負(fù)荷生產(chǎn)。如何優(yōu)化乙烯原料、最大限度地發(fā)揮煉化一體化優(yōu)勢,成為“十三五”期間公司提質(zhì)增效的重要課題。

        乙烯原料的選擇是一個重大技術(shù)經(jīng)濟(jì)問題[1]。原料對乙烯生產(chǎn)的影響綜合反映在乙烯生產(chǎn)成本上,乙烯原料的優(yōu)劣對乙烯裝置的能耗、物耗、成本有重要的影響。乙烯裝置使用輕質(zhì)、優(yōu)質(zhì)的原料,乙烯收率高,分離流程相對簡單,設(shè)備投資少,運(yùn)轉(zhuǎn)周期長,物耗、能耗低,操作費用低。我國輕質(zhì)油資源相對缺乏,在乙烯原料輕質(zhì)化、優(yōu)質(zhì)化的同時,必須兼顧多樣化,充分利用煉廠、油田以及乙烯廠自身各種資源,拓寬乙烯原料來源。

        PONA是表征乙烯原料裂解性能的重要指標(biāo),不同族烴類裂解性能順序是:烷烴>環(huán)烷烴>單環(huán)芳烴>多環(huán)芳烴[2]。直鏈烷烴乙烯收率最高,支鏈烷烴熱裂解容易生成丙烯,環(huán)烷烴容易生成芳烴,芳烴容易生成重質(zhì)芳烴甚至結(jié)焦[3]。烯烴在裂解過程中會生成乙炔和焦炭,焦炭會導(dǎo)致裂解爐爐管結(jié)焦加快,乙炔會導(dǎo)致下游聚合催化劑中毒。我國乙烯原料石腦油占比約為50%[4],目前,國內(nèi)對石腦油做乙烯原料的規(guī)格沒有制定統(tǒng)一標(biāo)準(zhǔn),一般要求石腦油中烷烴質(zhì)量分?jǐn)?shù)不小于65%,芳烴質(zhì)量分?jǐn)?shù)不大于10%,但在原油劣質(zhì)化及減油增化的背景下,上述要求已不能作為石腦油是否適合做乙烯原料的判斷標(biāo)準(zhǔn),各企業(yè)只能根據(jù)實際情況進(jìn)行判斷,如國內(nèi)某企業(yè)制定的石腦油質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)要求烷烴質(zhì)量分?jǐn)?shù)不小于65%[1],烯烴質(zhì)量分?jǐn)?shù)不大于1%,對芳烴沒有要求。在生產(chǎn)過程中,PONA常用于表征石腦油裂解性能,相關(guān)指數(shù)或芳烴指數(shù)BMCI(U.S.bureau of mines correlation index,簡稱BMCI)值常用于表征柴油、重柴油以及加氫尾油的裂解性能,是重質(zhì)油裂解性能評價的一個重要參數(shù)。BMCI值越小,烷基性越強(qiáng),裂解性能越好,乙烯收率越高。獨山子石化制定的尾油BMCI值指標(biāo)為≤15。

        獨山子乙烯原料直餾石腦油占比45%,加氫尾油占比19%,是乙烯原料中占比最大的兩部分,因此,對影響直餾石腦油和加氫尾油裂解性能的因素進(jìn)行分析,然后制定生產(chǎn)優(yōu)化措施。為進(jìn)一步拓寬乙烯原料來源,研究從煉廠干氣回收C2+組分(包括C2、C3、C4)。

        1 影響直餾石腦油PONA的因素分析

        1.1 原油性質(zhì)

        獨山子石化千萬噸煉油及百萬噸乙烯工程設(shè)計加工進(jìn)口哈薩克斯坦庫姆科爾原油,該原油為石蠟基含硫輕質(zhì)原油。目前,實際加工進(jìn)口油占76%,瑪湖油占16%,牙哈油占8%。2017年,中哈管道俄油比例開始上升,最高接近100%,目前約90%。按照關(guān)鍵餾分分類(第一關(guān)鍵餾分250~275 ℃,第二關(guān)鍵餾分395~425 ℃),俄油、瑪湖油屬于中間基,和哈油相比,密度、芳烴質(zhì)量分?jǐn)?shù)都明顯偏高,對生產(chǎn)乙烯原料不利。牙哈油按關(guān)鍵餾分分類屬石蠟基原油,但牙哈油屬于油田凝析油,>250 ℃餾分質(zhì)量分?jǐn)?shù)僅占40%,因此,按照關(guān)鍵餾分分類法,不能真實反映<250 ℃餾分的屬性。牙哈油石腦油餾分鏈烷烴、環(huán)烷烴質(zhì)量分?jǐn)?shù)較低,芳烴質(zhì)量分?jǐn)?shù)高,不適合生產(chǎn)乙烯原料。原油性質(zhì)不同,則切割得到直餾石腦油的烴族組成PONA也會有差異,進(jìn)口油、牙哈油、瑪湖油分析數(shù)據(jù)見表1。

        由表1可知,進(jìn)口油石腦油餾分正構(gòu)烷烴和環(huán)烷烴質(zhì)量分?jǐn)?shù)高,瑪湖油石腦油餾分異構(gòu)烷烴質(zhì)量分?jǐn)?shù)高,牙哈油石腦油餾分芳烴質(zhì)量分?jǐn)?shù)高;進(jìn)口油石腦油餾分裂解乙烯收率高,牙哈油石腦油餾分裂解乙烯收率低;進(jìn)口油和瑪湖油石腦油餾分裂解丙烯收率接近,牙哈油石腦油餾分裂解丙烯收率低。

        表1 3種原油石腦油餾分收率、族組成及模擬裂解收率對比%油種取樣時間石腦油餾分(HK-200 ℃)質(zhì)量收率族組成質(zhì)量分?jǐn)?shù)模擬裂解質(zhì)量收率正構(gòu)烷烴異構(gòu)烷烴環(huán)烷烴芳烴乙烯丙烯雙烯進(jìn)口油2017-0826.0629.2131.4727.1312.1928.0611.4239.482018-0126.5228.9430.9928.0712.0027.2012.2439.44牙哈油2017-0946.2627.2125.1423.2324.3424.1210.0834.212018-0448.3725.5424.9723.2226.2723.989.6133.59瑪湖油2017-0717.2424.7338.7123.4113.1426.9411.2838.222018-0319.8523.8534.8525.5615.2526.6811.0737.75

        1.2 石腦油切割點

        2019年2月,對進(jìn)蒸餾裝置混合原油按不同切割點進(jìn)行切割,分析不同切割點石腦油的鏈烷烴、環(huán)烷烴、芳烴質(zhì)量分?jǐn)?shù),結(jié)果見圖1。

        由圖1可知,直餾石腦油干點越高,鏈烷烴、環(huán)烷烴質(zhì)量分?jǐn)?shù)越低,芳烴質(zhì)量分?jǐn)?shù)越高。直餾石腦油干點正??刂圃?95~205 ℃,原油性質(zhì)是動態(tài)變化的,直餾石腦油每周取樣分析PONA,生產(chǎn)過程根據(jù)原油性質(zhì)變化及時調(diào)整直餾石腦油切割點,確保鏈烷烴質(zhì)量分?jǐn)?shù)不小于60%。乙烯原料充足時,直餾石腦油干點按195 ℃控制。

        2 影響加氫尾油BMCI值的因素分析

        2015年大修前,尾油BMCI值約為6。大修后,尾油BMCI值上升至10左右。2017年,尾油BMCI值再次大幅上升,最高達(dá)到18。以下對可能影響尾油BMCI值的因素進(jìn)行分析。

        2.1 加氫裂化催化劑

        2015年大修前,精制劑為UF型,裂化劑為DHC型;2015年大修精制劑更換為KF型,裂化劑更換為HC型。UF型精制劑芳烴飽和能力強(qiáng),DHC型裂化劑芳烴飽和、開環(huán)能力強(qiáng),因此,該催化劑級配降低尾油密度效果較好。而2015年大修更換的KF型、HC型催化劑相應(yīng)的芳烴飽和、開環(huán)能力較差。大修換劑后,在重柴油和尾油切割點未調(diào)整的情況下,尾油平均沸點維持375 ℃不變,尾油標(biāo)準(zhǔn)密度由0.819 g/cm3升至0.827 g/cm3,根據(jù)BMCI值定義式計算(見式(1))[5],尾油BMCI值上升3.8個單位。

        (1)

        (2)

        2.2 加氫裂化原料性質(zhì)

        自2017年1月開始,獨山子加工進(jìn)口原油俄油比例上升,哈油比例下降,3月底和10月底俄油比例均接近100%。根據(jù)原油評價數(shù)據(jù),哈薩克斯坦庫姆科爾油蠟油Ⅰ餾分芳碳比例CA值(芳香環(huán)上的碳數(shù)占原油分子總碳數(shù)的百分比)為2.58%,俄油蠟油Ⅰ餾分CA值為17.52%,俄油蠟油Ⅰ餾分芳碳比例明顯偏高。2016年6月-2017年10月,加氫裂化混合原料油和尾油標(biāo)準(zhǔn)密度變化趨勢見圖2。

        由圖2可知,加氫裂化尾油和混合原料油標(biāo)準(zhǔn)密度變化趨勢基本一致。2017年1月,混合原料油標(biāo)準(zhǔn)密度開始上升,由0.880 g/cm3逐步升至0.900 g/cm3,峰值分別對應(yīng)3月底和10月底。同期,尾油標(biāo)準(zhǔn)密度由0.827 g/cm3升至0.836 g/cm3,尾油平均沸點375 ℃,計算BMCI值上升4.3個單位。

        2.3 摻煉催化柴油

        2016年,加氫裂化裝置開始摻煉催化柴油,摻煉量最高達(dá)17 t/h。根據(jù)生產(chǎn)數(shù)據(jù),摻煉催化柴油每增加4 t/h,尾油BMCI值上升約0.1個單位。因此,摻煉催化柴油對尾油BMCI值影響不大。催化柴油干點336 ℃,尾油初餾點280 ℃,根據(jù)催化柴油D86餾程分析,280~336 ℃餾分段體積分?jǐn)?shù)占30%,這一段催化柴油經(jīng)裂化反應(yīng)后部分生成小于280 ℃的餾分。催化柴油經(jīng)反應(yīng)和分餾后主要進(jìn)入重柴油及以上輕產(chǎn)品。因此,即使催化柴油芳烴質(zhì)量分?jǐn)?shù)達(dá)到60%左右,也不會對尾油BMCI值造成大的影響。

        2.4 尾油切割點

        2017年8月,為緩解乙烯原料不足的矛盾,最大量地生產(chǎn)尾油,加氫裂化裝置調(diào)整分餾塔操作,將部分重柴油壓入尾油,導(dǎo)致尾油變輕,尾油質(zhì)量收率由35.1%升至38.8%,尾油量由82.5 t/h升至91.1 t/h,尾油平均沸點從375 ℃降至最低335 ℃,計算BMCI值上升4.6個單位,BMCI值最高達(dá)到18,超出工藝指標(biāo)。為了在降低BMCI值的同時兼顧尾油產(chǎn)量,將尾油平均沸點恢復(fù)至355 ℃左右,BMCI值仍達(dá)不到工藝指標(biāo),必須調(diào)整裂化反應(yīng)溫度,才能將BMCI值控制在15以內(nèi)。

        2.5 裂化反應(yīng)溫度

        裂化反應(yīng)溫度提高,有利于開環(huán)裂化,降低尾油密度,從而降低尾油BMCI值。2017年8月,裂化反應(yīng)平均溫度從391.6 ℃逐步升至395 ℃,氫耗(0 ℃,101.325 kPa)由238 m3/t原料上升至266 m3/t原料,尾油平均沸點355 ℃,尾油標(biāo)準(zhǔn)密度由0.836 g/cm3降至0.830 g/cm3,尾油BMCI值下降2.4個單位,達(dá)到13.8。因轉(zhuǎn)化率提高,尾油質(zhì)量收率由37.4%降至36.3%,尾油量由87.9 t/h降至85.3 t/h。

        3 乙烯原料優(yōu)化措施

        3.1 優(yōu)化原油摻煉比例

        按照目前進(jìn)口油、瑪湖油、牙哈油石腦油餾分PONA及模擬裂解產(chǎn)物收率情況,進(jìn)口油較好,瑪湖油居中,牙哈油最差?,敽偷娜秉c是石腦油餾分收率較低(見表1),進(jìn)口油的缺點是硫含量高、酸值高,硫質(zhì)量分?jǐn)?shù)1.1%~1.6%,酸值0.5~0.7 mg KOH/g。蒸餾裝置設(shè)計按原油中硫質(zhì)量分?jǐn)?shù)≤1%、酸值<0.5 mg KOH/g進(jìn)行設(shè)備選材。因此,在滿足設(shè)計限值的前提下,增加進(jìn)口油摻煉比例、降低瑪湖油和牙哈油摻煉比例,有利于乙烯原料生產(chǎn)。另外,從原油購入成本考慮,進(jìn)口油價格最低,瑪湖油居中,牙哈油價格最高。因此,增加進(jìn)口油摻煉比例、降低瑪湖油和牙哈油摻煉比例也有利于提高全廠經(jīng)濟(jì)效益。

        3.2 加氫裂化裝置更換催化劑

        鑒于催化劑類型對尾油性質(zhì)影響較大,對加氫裂化催化劑進(jìn)行調(diào)研、比選,最終選擇國內(nèi)某公司生產(chǎn)的RN系列精制劑和RHC系列裂化劑,其芳烴飽和及開環(huán)能力均較強(qiáng),2019年大修時對催化劑進(jìn)行了更換。在尾油平均沸點為360 ℃的情況下,大修前尾油BMCI值為13左右,大修后尾油BMCI值為9左右,在成品柴油過剩的情況下,可通過加氫裂化分餾塔將部分重柴油壓入尾油,提高尾油產(chǎn)量。

        4 乙烯原料增產(chǎn)措施

        4.1 優(yōu)化催化柴油加工路線,提高加氫石腦油干點

        汽柴油加氫裝置設(shè)計加工焦化汽油、焦化柴油、催化柴油,原料占比分別為21.57%、45.74%和32.69%,精制柴油作為柴油調(diào)和組分,加氫石腦油作為乙烯原料,設(shè)計加氫石腦油干點190 ℃。催化柴油芳烴質(zhì)量分?jǐn)?shù)約60%,初餾點約為180 ℃,進(jìn)該裝置加工不利于最大量地生產(chǎn)乙烯原料。近年來,原油加工負(fù)荷約73%,催化柴油量只有15×104t/a,結(jié)合降柴汽比工作優(yōu)化催化柴油加工,蠟油加氫裂化裝置摻煉催化柴油10×104t/a,直餾柴油加氫裝置摻煉催化柴油5×104t/a,汽柴油加氫裝置不再加工催化柴油,摻煉部分直餾柴油,焦化汽油、焦化柴油、直餾柴油的原料占比分別為:30%、37%和33%。在裝置加工量為64×104t/a的條件下,將加氫石腦油干點由190 ℃提至230 ℃,加氫石腦油收率增加5.78%,產(chǎn)量增加3.7×104t/a,鏈烷烴質(zhì)量分?jǐn)?shù)由70%降至66%,仍是優(yōu)質(zhì)的乙烯原料。

        4.2 加氫干氣、低分氣、火炬氣回收

        煉油新區(qū)共有3套加氫裝置,即:蠟油加氫裂化、直餾柴油加氫、汽柴油加氫。這3套裝置共產(chǎn)生干氣(0 ℃,101.325 kPa,下同)約5 900 m3/h,干氣中氫氣體積分?jǐn)?shù)為45.2%,C3+輕烴(包括C3、C4、C5及C5以上組分)體積分?jǐn)?shù)為31.4%,在蠟油加氫裂化裝置內(nèi)進(jìn)行脫硫處理后,干氣量約5 000 m3/h,其中,氫氣體積分?jǐn)?shù)為53.4%,C3+輕烴體積分?jǐn)?shù)為37.2%,排至全廠燃料氣系統(tǒng)供各裝置加熱爐燃燒使用,造成氫氣和輕烴的嚴(yán)重浪費。另外,這3套裝置共產(chǎn)生低分氣量約7 000 m3/h,氫氣體積分?jǐn)?shù)87.26%,直接進(jìn)PSA進(jìn)行提純處理,由于其重?zé)N(C4以上)體積分?jǐn)?shù)較高,超過1.3%,容易造成PSA吸附劑失活。煉油新區(qū)氣柜回收的火炬氣量約2 100 m3/h,氫氣體積分?jǐn)?shù)為59.43%,C3+輕烴體積分?jǐn)?shù)為12.94%,含氫氣及C3+輕烴資源較豐富。

        2015年,煉油新區(qū)新建干氣低分氣回收單元,配套將煉油新區(qū)氣柜回收的火炬氣改進(jìn)蠟油加氫裂化裝置干氣脫硫塔脫除酸性氣,為適應(yīng)負(fù)荷變化,對干氣脫硫塔塔盤進(jìn)行更換,脫硫后的干氣(包括火炬氣)和低分氣進(jìn)入干氣低分氣回收單元,對粗氫、C3+輕烴(液化氣、輕石腦油)進(jìn)行回收,裝置標(biāo)定數(shù)據(jù)見表2。

        表2 干氣低分氣回收單元標(biāo)定數(shù)據(jù)序號物料名稱設(shè)計值標(biāo)定值一原料加工比例/%質(zhì)量流量/(kg·h-1)加工量/(104 t·a-1)加工比例/%質(zhì)量流量/(kg·h-1)加工量/(104 t·a-1)1精制柴油17.252 0001.680.0000.002低分氣16.791 9461.6318.041 6791.413干氣59.066 8465.7574.446 9295.8241.0 MPa 蒸汽6.908000.677.527000.595合 計100.0011 5929.74100.009 308 7.82 二產(chǎn)品產(chǎn)品收率/%質(zhì)量流量/(kg·h-1)產(chǎn)量/(104 t·a-1)產(chǎn)品收率/%質(zhì)量流量/(kg·h-1)產(chǎn)量/(104 t·a-1)1粗氫22.822 1891.8423.122 1521.812液化氣46.994 5073.7943.724 0703.423輕石腦油22.102 1201.7824.062 2401.884含油污水8.337990.677.527000.595輕污油0.0000.001.301210.106柴油17.051 9771.660.0000.007損失0.0000.000.27250.028合 計100.0011 5929.74100.009 3087.82

        由表2可知,干氣低分氣單元可回收液化氣3.42×104t/a,輕石腦油1.88×104t/a,二者均作為乙烯原料,合計產(chǎn)量5.30×104t/a。

        4.3 蒸餾裝置停運(yùn)脫乙烷塔

        近年來,獨山子石化公司蒸餾裝置加工負(fù)荷基本維持在約73%,脫乙烷塔塔頂不凝氣約550 m3/h(0 ℃,101.325 kPa),對應(yīng)質(zhì)量流量0.88 t/h。典型組成見表3。

        由表3可知,脫乙烷塔塔頂不凝氣的主要成分是乙烷和丙烷,C2+組分體積分?jǐn)?shù)達(dá)到95.82%,可回收利用價值高,用作加熱爐燃料氣不經(jīng)濟(jì)。

        表3 脫乙烷塔塔頂不凝氣典型組成組分體積分?jǐn)?shù)/%組分體積分?jǐn)?shù)/%氫氣0.37乙烷31.27氮氣1.22丙烷63.93氧氣0.20丙烯0.28二氧化碳0.11正丁烷0.34硫化氫0.42合計100.00甲烷1.86C2+合計95.82

        經(jīng)評估,停運(yùn)蒸餾裝置脫乙烷塔,增加優(yōu)質(zhì)乙烯原料量,對乙烯液化氣球罐運(yùn)行及裂解裝置供料無影響,還可使脫乙烷塔塔底重沸器(E-306)、循環(huán)水冷卻器(E-305)能耗降至0。2015年,完成蒸餾裝置停運(yùn)脫乙烷塔技術(shù)改造,具體工藝流程見圖3,圖中紅色部分為新增流程。在脫乙烷塔進(jìn)料線上,增加常一線-脫乙烷塔進(jìn)料換熱器(E-304)和脫乙烷塔(C-302)跨線,直接將液化氣送至液化氣水冷器(E-309),常一線走脫乙烷塔塔底重沸器(E-306)旁路,為利用常一線多余的熱量,在常一線-脫乙烷塔進(jìn)料換熱器(E-304)冷源增加低溫水取熱設(shè)施,停運(yùn)循環(huán)水冷卻器(E-305)。

        脫乙烷塔停運(yùn)后,蒸餾液化氣出裝置增加0.88 t/h,按年運(yùn)行8 400 h計,增產(chǎn)液化氣0.74×104t/a。

        通過實施以上優(yōu)化措施,原油、自產(chǎn)乙烯原料及乙烯、丙烯、雙烯收率變化情況見表4、表5。

        由表4、表5可知,優(yōu)化前后進(jìn)口油摻煉比例增加1.84百分點,牙哈油摻煉比例下降1.39百分點,瑪湖油摻煉比例下降0.45百分點。煉油廠增產(chǎn)乙烯原料措施實施后,自產(chǎn)乙烯原料占原油的比例提高了1.87百分點(相應(yīng)減少的是煉油產(chǎn)品),乙烯原料自給率提高2.49百分點,主要因為液化氣、加氫輕石腦油、加氫石腦油增產(chǎn)。乙烯原料優(yōu)化后,裂解裝置雙烯收率提高0.34百分點,主要因為加氫裂化裝置更換催化劑后尾油BMCI值下降4個單位,裂解性能變好。

        表4 原油、自產(chǎn)乙烯原料變化情況項目優(yōu)化前占原油總量比例/%優(yōu)化后占原油總量比例/%變化/%原油進(jìn)口油75.8877.72+1.84瑪湖油15.5815.13-0.45牙哈油8.547.15-1.39自產(chǎn)乙烯原料丙烷0.180.180.00液化氣1.271.86+0.58加氫輕石腦油0.540.80+0.26芳烴抽余油0.980.980.00加氫石腦油2.372.92+0.54直餾石腦油24.0124.28+0.27加氫尾油10.3910.61+0.21合計39.7441.61+1.87

        表5 乙烯原料自給率及裂解乙烯、丙烯、雙烯收率變化情況項目乙烯原料自給率/%裂解質(zhì)量收率/%乙烯丙烯雙烯優(yōu)化前73.7732.9414.8047.74優(yōu)化后76.2533.1814.9048.08變化+2.49+0.24+0.10+0.34

        5 結(jié)論與建議

        綜上分析,影響直餾石腦油裂解性能的主要因素是原油性質(zhì)和石腦油切割點。影響加氫尾油裂解性能的主要因素是催化劑性能、原料性質(zhì)、尾油切割點和裂化反應(yīng)溫度。

        根據(jù)進(jìn)口油、瑪湖油和牙哈油價格,以及石腦油餾分PONA和模擬裂解產(chǎn)物收率情況,增加進(jìn)口油摻煉比例、降低瑪湖油和牙哈油摻煉比例不僅有利于生產(chǎn)乙烯原料,也有利于提高全廠經(jīng)濟(jì)效益。2019年大修時更換加氫裂化催化劑,有效降低了尾油BMCI值,為進(jìn)一步增產(chǎn)尾油創(chuàng)造了條件。優(yōu)化催化柴油加工路線,汽柴油加氫裝置不再加工催化柴油,加氫石腦油干點由190 ℃提至230 ℃,仍是優(yōu)質(zhì)的乙烯原料?!笆濉逼陂g,獨山子石化通過實施增產(chǎn)乙烯原料措施,乙烯原料自給率提高2.49百分點,裂解裝置雙烯收率提高0.34百分點,說明在增產(chǎn)乙烯原料的同時,實現(xiàn)了原料的優(yōu)質(zhì)化。

        蒸餾裝置停運(yùn)脫乙烷塔回收干氣C2+組分,是因地制宜、簡單高效的方式,為煉廠干氣回收提供了一種思路。干氣低分氣回收單元采用干氣壓縮-油吸收工藝,實現(xiàn)了干氣與C3+輕烴的有效分離,但該單元設(shè)計時未考慮C2回收,粗氫中乙烷體積分?jǐn)?shù)2%,乙烷量3 500 t/a,如果考慮回收,按85%的回收率,可回收乙烷2 975 t/a,乙烷和天然氣價格差按1 800 元/t計,暫不計算投資和運(yùn)行成本,每年可創(chuàng)造經(jīng)濟(jì)效益535萬元。

        據(jù)統(tǒng)計,目前煉油廠待回收干氣總量12.66×104t/a,主要為蒸餾、焦化、催化裂化、蠟油加氫、汽油加氫、重整、煉油老區(qū)瓦斯回收等裝置干氣,含C2+資源5.32×104t/a(其中,催化和焦化干氣C2+資源3.59×104t/a),如果考慮回收,按85%的回收率計算,可回收C2+組分4.5×104t/a,C2+組分和天然氣價格差按1 800元/t計,暫不計算投資和運(yùn)行成本,每年可創(chuàng)造經(jīng)濟(jì)效益8 100萬元。

        目前,煉廠干氣回收的難點是點源分散,煉油新區(qū)和老區(qū)距離遠(yuǎn),逐一回收投資較高,催化和焦化干氣C2+資源占待回收干氣C2+資源的67%,催化干氣含乙烯約4 600 t/a,焦化干氣含乙烯約2 600 t/a,建議優(yōu)先回收催化和焦化干氣。

        加氫裂化輕石腦油主要由C4、C5烷烴構(gòu)成,雖然異構(gòu)烷烴較多,但實際生產(chǎn)中乙烯收率仍能達(dá)到30%以上,三烯總收率可達(dá)50%以上[6]。目前,加氫裂化輕石腦油總量為15×104t/a左右,其中,約11×104t/a作為汽油調(diào)合組分,當(dāng)汽油過剩時,可將其改作乙烯原料。根據(jù)裂解模型計算,蒸餾常一線作裂解原料,乙烯收率27.01%,雙烯收率44.10%。加氫裂化航煤作裂解原料,乙烯收率26.82%,雙烯收率40.32%,裂解性能好于常二線、常三線,常一線、航煤十六烷值只有41左右,比常二線、常三線差,建議在柴油或航煤過剩時,或柴油十六烷值低、調(diào)合出現(xiàn)困難時,將常一線或航煤作為乙烯原料。成品油和乙烯原料根據(jù)市場靈活調(diào)整,實現(xiàn)效益最大化。

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