一种组合加工多产苯的方法 |
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| 申请号 | CN202211328782.2 | 申请日 | 2022-10-27 | 公开(公告)号 | CN117987183A | 公开(公告)日 | 2024-05-07 |
| 申请人 | 中国石化工程建设有限公司; 中石化炼化工程(集团)股份有限公司; | 发明人 | 李浩; 向明燕; 吴群英; 郑晨; 王婷; | ||||
| 摘要 | 本公开涉及一种组合加工多产苯的方法，该方法包括：使原料油进行预加氢反应后，使至少部分得到的预加氢反应产物进行第一分离，得到C6‑7石脑油和C7+石脑油；使C6‑7石脑油进行芳构化反应，得到芳构化氢气和第一富苯芳 烃 ；使C7+石脑油进行重整处理后分离得到重整C6‑7石脑油和重整C8芳烃、C9+芳烃和重芳烃；使C9+芳烃进入芳烃脱烷基装置进行脱烷基处理，得到第二富苯芳烃；使所述第一富苯芳烃、所述重整C6‑7石脑油和所述第二富苯芳烃进入芳烃抽提装置进行芳烃抽提处理，得到非芳烃 抽余油 、富苯产品和 甲苯 组分。采用本公开的技术方案能够降低原料成本、氢气用量和石脑油的用量，提升苯的产量，表现较好的经济效益。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种组合加工多产苯的方法，其特征在于，该方法包括： |
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| 说明书全文 | 一种组合加工多产苯的方法技术领域[0001] 本公开涉及石油化工领域，具体地，涉及一种组合加工多产苯的方法。 背景技术[0003] 纯苯按照原料来源可以分为石油苯和焦化苯。石油化工行业中生产纯苯的工艺流程有催化重整、蒸汽裂解、催化裂解、甲苯歧化(TDP)、甲苯加氢脱烷基化(HDA)，重芳烃轻质化、C9+脱烷基技术、轻石脑油烷烃芳构化等。此外，也可以从焦碳炉轻油和煤焦油中分离得到苯。 [0004] 对于炼化全厂而言，单个技术优势对全厂效益影响十分有限。只有将多个单点关键技术从全局角度进行一体化集成，才能突破局限，真正实现资源(原料资源、氢资源、设备资源、土地资源、人力资源等)更高效更合理利用，实现产品结构质量更优化更提质，更好助力石化行业向更高质量发展。发明内容 [0005] 本公开的目的是提供一种组合加工多产苯的方法，以解决现有技术中存在的原料成本较高、氢气用量较高以及经济效益不高的问题。 [0006] 为了实现上述目的，本公开提供一种组合加工多产苯的方法，该方法包括：使原料油进入预加氢装置中进行预加氢反应，得到预加氢反应产物，使至少部分所述预加氢反应产物进行第一分离，得到C6‑7石脑油和C7+石脑油；使所述C6‑7石脑油进入烷烃芳构化装置中进行芳构化反应，得到芳构化氢气和第一富苯芳烃；使所述C7+石脑油进入重整装置进行重整处理，得到重整氢气和重整油；使所述重整油进行第二分离，得到重整C6‑7石脑油、C8芳烃、C9+芳烃和重芳烃；使所述C9+芳烃进入芳烃脱烷基装置进行脱烷基处理，得到第二富苯芳烃；使所述第一富苯芳烃、所述重整C6‑7石脑油和所述第二富苯芳烃进入芳烃抽提装置进行芳烃抽提处理，得到非芳烃抽余油、富苯产品和甲苯组分；使所述非芳烃抽余油返回所述烷烃芳构化装置，所述甲苯组分返回所述芳烃脱烷基装置；使重整氢气至少分为第一部分重整氢气和第二部分重整氢气，所述第一部分重整氢气进入所述预加氢装置，使所述第二部分重整氢气进入所述芳烃脱烷基装置。 [0007] 可选地，所述原料油选自初馏点为60～70℃，终馏点为170～180℃的油品，优选为直馏重石脑油、蒸汽裂解抽余油、催化裂解抽余油和加氢石脑油中的一种或几种。 [0008] 可选地，所述预加氢反应的反应条件包括：反应温度为280‑340℃，反应压力为2.4‑3.8MPa，氢分压为2.16‑3.42MPa，所述预加氢进料氢气与所述原料油的体积比为(90‑ 100)：1；所述预加氢反应所使用的催化剂包括RS‑1催化剂或S‑125催化剂。可选地，所述芳构化反应的反应条件包括：反应温度为450‑530℃，反应压力为0.3‑1.0MPa，反应质量空速‑1 为1.0～1.5h ；所述芳构化反应所使用的催化剂为PL‑90催化剂。 [0009] 可选地，所述C6‑7石脑油中C8+组分的含量在0.1重量％以下，所述混合芳构化进料中的硫含量在0.1ppm以下，水的含量在1ppm以下。 [0010] 可选地，在进行所述脱烷基处理前，使外来C9+组分与所述C9+芳烃混合；所述脱烷基处理的条件包括：温度为420‑540℃，压力为3.6‑6.2MPa，氢气分压为2.52‑5.58MPa，氢油体积比为(3.0‑4.0)：1。 [0011] 可选地，使一部分所述重整氢气作为预加氢进料氢气进入所述预加氢装置，使一部分所述重整氢气作为脱烷基进料氢气进入所述芳烃脱烷基装置。 [0012] 可选地，所述重整氢气还包括第三重整氢气，使所述第三重整氢气送至其他用氢装置。 [0013] 可选地，该方法还包括，使所述第二部分重整氢气与外购氢气混合后进入所述芳烃脱烷基装置。 [0014] 可选地，所述重整C6‑7石脑油中C8+组分的含量在0.1重量％以下；所述C9+芳烃中的C10+组分的含量在2重量％以下。 [0015] 通过上述技术方案，本公开将原料油进行预加氢和分离，以获得C6‑7石脑油组分和C7+石脑油组分；其中，C6‑7石脑油组分和非芳烃抽余油通过烷烃芳构化转化为苯，C7+石脑油组分经重整处理和分离，使得到的C9+芳烃通过芳烃脱烷基转化为苯；采用本公开的方法，能够扩大和优化生产苯的原料来源，降低生产苯的原料成本，提升经济效益。另外，本公开中预加氢反应和脱烷基处理所使用的氢气均来自于重整装置，能够节省氢气消耗，进一步降低原料的成本。 [0018] 图1是本公开组合工艺多产苯的方法的流程图。 [0019] 图2是本公开对比例1的组合工艺多产苯的方法的示意图。 [0020] 图3是本公开实施例1的组合工艺多产苯的方法的示意图。 [0021] 附图标记说明 [0022] 1、预加氢装置；2、第一分离装置；3、烷烃芳构化装置；4、重整装置；5、第二分离装置；6、芳烃脱烷基装置；7、芳烃抽提装置；100、直馏重石脑油；101、蒸汽裂解抽余油；102、催化裂解抽余油；103、加氢石脑油；104、原料油；105、预加氢反应产物；106、C6‑7石脑油；107、混合芳构化进料；108、第一富苯芳烃；109、混合富芳烃；110、预加氢反应产物；111、C7+石脑油；112、重整油；113、重整C6‑7石脑油；114、C9+芳烃；115、第二富苯芳烃；116、非芳烃抽余油；117、富苯产品；118、甲苯组分；119、外来甲苯组分；120、外来C9+组分；201、第一部分重整氢气；202、第二部分重整氢气；203、芳构化氢气；204、C8芳烃；205、重芳烃；206、第三部分重整氢气；207、外购氢气。 具体实施方式[0023] 以下结合附图对本公开的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本公开，并不用于限制本公开。 [0024] 在本公开中，在未作相反说明的情况下，使用的方位词如“上、下”通常是指装置在正常使用状态下的上和下，例如参考图1的图面方向，“内、外”是指相对于装置轮廓而言的。此外，术语“第一、第二和第三”仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性或者隐含指明所指示的技术特征的数量。由此，限定有“第一、第二和第三”的特征可以明示或者隐含地包括一个或者更多个该特征。在本公开的描述中，“多个”的含义是两个或两个以上，除非另有明确具体的限定。 [0025] 本公开提供一种组合加工多产苯的方法，该方法包括：使原料油进入预加氢装置1中进行预加氢反应，得到预加氢反应产物，使至少部分所述预加氢反应产物进行第一分离，得到C6‑7石脑油和C7+石脑油；使所述C6‑7石脑油进入烷烃芳构化装置3中进行芳构化反应，得到芳构化氢气和第一富苯芳烃；使所述C7+石脑油进入重整装置4进行重整处理，得到重整氢气和重整油；使所述重整油进行第二分离，得到重整C6‑7石脑油、C8芳烃、C9+芳烃和重芳烃；使所述C9+芳烃进入芳烃脱烷基装置6进行脱烷基处理，得到第二富苯芳烃；使所述第一富苯芳烃、所述重整C6‑7石脑油和所述第二富苯芳烃进入芳烃抽提装置7进行芳烃抽提处理，得到非芳烃抽余油、富苯产品和甲苯组分；使所述非芳烃抽余油返回所述烷烃芳构化装置，所述甲苯组分返回所述芳烃脱烷基装置6；使重整氢气至少分为第一部分重整氢气和第二部分重整氢气，所述第一部分重整氢气进入所述预加氢装置1，所述第二部分重整氢气进入所述芳烃脱烷基装置6。 [0026] 通过上述技术方案，本公开将原料油进行预加氢和分离，以获得C6‑7石脑油组分和C7+石脑油组分；其中，C6‑7石脑油组分和非芳烃抽余油通过烷烃芳构化转化为苯，C7+石脑油组分经重整处理和分离，使得到的C9+芳烃通过芳烃脱烷基转化为苯；采用本公开的方法，能够扩大生产苯的原料来源，降低生产苯的原料成本，提升经济效益。另外，本公开中预加氢反应和脱烷基处理所使用的氢气均来自于重整装置4，能够节省氢气消耗，进一步降低原料的成本。 [0027] 一种实施方式中，本公开所使用的原料油可以选自初馏点为60～70℃，终馏点为170～180℃的油品，优选为直馏重石脑油、蒸汽裂解抽余油、催化裂解抽余油和加氢石脑油中的一种或几种，即原料油的馏程(ASTM D‑86)优选为65～175℃。在该实施方式中，ASTM D‑86是指美国材料实验协会发布的D86编号的试验方法：大气压力下石油产品蒸馏标准试验方法。 [0028] 本公开进行的预加氢反应的方法为本领域常规的方法，本申请不做特殊要求，例如，在本公开一种实施方式中，预加氢反应的反应条件包括：反应温度为280‑340℃，优选为280‑320℃；反应压力为2.4‑3.8MPa，优选为2.4‑2.8MPa；氢分压为2.16‑3.42MPa，优选为 2.16‑2.52MPa；所述预加氢进料氢气与所述原料油的体积比为(90‑100)：1；优选为90：1。 [0029] 本公开的预加氢反应所使用的催化剂为本领域常规选择，本申请不做特殊要求，例如，本公开的一种实施方式中，所述预加氢反应所使用的催化剂包括RS‑1催化剂或S‑125催化剂，优选为RS‑1催化剂。 [0030] 在上述实施方式中，采用上述的反应条件和催化剂，能够使廉价的原料油转化为精制石脑油，并且，能够增强预加氢反应的反应活性。 [0031] 一种实施方式中，所述第一分离在石脑油第一分离装置中进行；所述第一分离装置为本领域常规选择，例如，第一分离装置可以为石脑油分馏装置，进一步的，所述石脑油分馏装置可以为脱C7塔。 [0032] 在该实施方式中，通过第一分离能够将预加氢反应产物分离成可用于烷烃芳构化反应的C6‑7石脑油以及可用于重整处理的C7+石脑油，根据后续烷烃芳构化反应和重整处理的进料规模要求，需要注意的是，C6‑7石脑油中的C8+组分含量需在0.1wt％以下。另外，C7组分可以存在于C6‑7石脑油中，也可以存在于C7+石脑油中；所述C6‑7石脑油中C7组分与所述C6‑7石脑油的重量比以及所述C7+石脑油中C7组分与所述C7+石脑油的重量比不做固定要求，根据具体芳构化和重整规模确定。 [0033] 一种实施方式中，使由非芳烃抽余油与所述C6‑7石脑油混合得到的混合芳构化进料进入芳烃脱烷基装置6中与催化剂接触，并在芳构化反应条件下进行芳构化反应；所述芳构化反应的反应条件包括：反应温度为450‑530℃，优选为450‑500℃；反应压力为0.3‑‑1 ‑11.0MPa，优选为0.3‑0.5MPa；反应质量空速为1.0～1.5h 优选为1.2‑1.5h 。 [0034] 本公开进行所述芳构化反应时所使用的催化剂为本领域常规选择，本申请不做特殊要求，例如，本公开一种具体的实施方式中，所述芳构化反应所使用的催化剂为PL‑90催化剂。 [0035] 在上述实施方式中，所述芳构化反应的混合芳构化进料可以为链烷烃和/或环烷烃，优选为链烷烃；其中，所述混合芳构化进料的杂质含量要求包括硫含量在0.1ppm以下，水分含量在1ppm以下，氮含量为0.5ppm以下，铅含量为1ppb以下，铜含量为1ppb以下，砷含量为1ppb以下。 [0036] 为了使系统的处理效果匹配原料油的性质，预加氢反应产生的预加氢反应产物可以全部进入第一分离装置2，也可以使部分预加氢反应产物进入第一分离装置2，进行第一分离的部分预加氢反应产物与所述预加氢反应产物的重量不做固定要求，根据具体芳构化和重整规模确定。另外，若进行加氢反应的原料为品质较好的原料油时，也可以使加氢反应产物全部进入重整装置4进行后续处理。 [0037] 一种优选的实施方式中，在进行重整处理之前，使一部分预加氢反应产物与所述C7+石脑油混合，一部分所述预加氢反应产物与所述C7+石脑油的重量比不做固定要求，根据具体芳构化和重整规模确定。 [0038] 在上述实施方式中，所述重整装置4和重整处理均为本领域常规选择，本申请不做特殊要求，例如，重整处理的条件包括：压力为0.35MPa，重整装置4的入口温度为526‑538‑1 ‑1℃，优选为526‑532℃；重整空速为1.2‑2.25h ，优选为1.5‑2.0h 。 [0039] 一种实施方式中，所述的第二分离在第二分离装置5中进行，其中，所述重整油分离装置包括脱C7塔、二甲苯塔和重芳烃塔。在该实施方式中，经过第二分离能够将重整油分离成重整C6‑7石脑油和重整芳烃，其中，重整芳烃包括：C8芳烃、C9+芳烃和重芳烃。 [0040] 在该实施方式中，脱C7塔能够将重整油中的重整C6‑7石脑油和C8+组分分离出；其中，脱C7塔的分离要求为重整C6‑7石脑油中的C8+组分的含量在0.1重量％以下。另外，重芳烃塔分离要求为重整C9+芳烃组分中C10+组分低于2重量％。 [0041] 一种实施方式中，所述脱烷基处理的条件包括：温度为420‑540℃，优选为420‑450℃；压力为3.6‑6.2MPa，优选为3.6‑4.0MPa；氢气分压为2.52‑5.58MPa，优选为2.52‑3.0MPa；氢油体积比为(3.0‑4.0)：1，优选为(3.0‑3.5)：1。 [0042] 一种实施方式中，在所述甲苯组分返回芳烃脱烷基装置6之前，使所述甲苯组分与外来甲苯组分混合，其中，外来甲苯组分与甲苯组分的重量比不做固定要求，根据脱烷基装置规模确定。 [0044] 一种实施方式中，所述重整氢气还包括第三重整氢气，使所述第三重整氢气送至其他用氢装置；该方法还包括，使所述第二部分重整氢气与外购氢气混合后进入所述芳烃脱烷基装置6。 [0045] 在该实施方式中，关于重整氢气优先供第一部分重整氢气和第二部分重整氢气使用，由于第一部分重整氢气和第二部分重整氢气用量分别供给预加氢装置和芳烃脱烷基装置，因此，第一部分重整氢气和第二部分重整氢气的用量根据具体装置的规模而定，本申请不做特殊要求，仅需满足预加氢反应和脱烷基处理的氢气要求即可。第三部分重整氢气与第一部分重整氢气和第二部分重整氢气的量有关，如果进料规模大，第一部分重整氢气和第二部分重整氢气的消耗量大，第三部分重整氢气即重整剩余氢气的量少，甚至会出现没有剩余第三部分重整氢气的情况，此时就需要加入外购氢气。 [0046] 一种实施方式中，如图1所示，组合工艺多产苯的方法包括： [0047] S1、使由直馏重石脑油100、蒸汽裂解抽余油101、催化裂解抽余油102及其它加氢石脑油组成的原料油104进入预加氢装置1进行预加氢反应，得到预加氢反应产物105；预加氢反应的条件包括：反应温度为280‑340℃，反应压力为2.8‑3.8MPa，氢分压为2.16‑3.42MPa，所述第一部分重整氢气201所述原料油104的体积比为(90‑100)：1。 [0048] S2、使一部分预加氢反应产物105进入石脑油第一分离装置2进行第一分离，得到C6‑7石脑油106和C7+石脑油111；第一分离的分离要求为C6‑7石脑油106中C8+组分含量在0.1重量％以下。 [0049] S3、使C6‑7石脑油106和非芳烃抽余油116混合得到混合芳构化进料107进入烷烃芳构化装置3进行烷烃芳构化反应，获得第一富苯芳烃108和芳构化氢气203；其中，烷烃芳构‑1化反应的反应温度为450‑530℃，反应压力为0.3‑1.0MPa，反应质量空速为1.0～1.5h 。所述混合芳构化进料107的杂质含量包括：S＜0.1ppm，H2O＜1ppm，N＜0.5ppm，Pb＜1ppb，Cu＜ 1ppb，As＜1ppb。 [0050] S4、使所述C7+石脑油111和剩余部分预加氢反应产物110混合后进入重整装置4进行重整处理，获得重整油112和重整氢气；所述重整处理的反应压力为0.35MPa，反应器入口温度526‑538℃。使第一部分重整氢气201进入所述预加氢装置1，使第二部分重整氢气202和外购氢气207进入所述芳烃脱烷基装置6，第三部分重整氢气206送至其它用氢装置。 [0051] S5、使所述重整油112进入第二分离装置5，获得重整C6‑7石脑油113、C8芳烃204、C9+芳烃114和重芳烃205。所述C8芳烃204和重芳烃205作为产品外卖；第二分离装置5的分离要求包括：重整C6‑7石脑油113中C8+组分含量在0.1重量％以下，C9+芳烃114组分中C10+组分在2重量％以下。 [0052] S6、使所述C9+芳烃114和外来C9+组分进入芳烃脱烷基装置6进行脱烷基处理，获得第二富苯芳烃115。所述脱烷基处理的条件包括：温度为420‑540℃，压力为3.6‑6.2MPa，氢气分压为2.52‑5.58MPa，氢油体积比为(3.0‑4.0)：1。 [0053] S7、使所述重整C6‑7石脑油113、第一富苯芳烃108及第二富苯芳烃115进入芳烃抽提装置7进行芳烃抽提处理，得到非芳烃抽余油116、富苯产品117和甲苯组分118；使所述甲苯组分118与外来甲苯组分119混合后返回所述芳烃脱烷基装置6。 [0054] 下面通过具体实施例对本发明提供的方法做进一步的说明，但并不因此而限制本发明。 [0055] 实施例1 [0056] 如图3所示，组合工艺多产苯的方法包括： [0057] S1、使由直馏重石脑油100、催化裂解抽余油102及其它加氢石脑油103组成的原料油104进入预加氢装置1与第一部分重整氢气进行预加氢反应，得到预加氢反应产物105；预加氢反应的条件包括：反应温度为320℃，反应压力为2.8MPa，氢分压为2.52MPa，第一部分重整氢气与原料油104的体积比为90：1。 [0058] S2、使全部(100重量％)预加氢反应产物105进入第一分离装置2进行第一分离，得到C6‑7石脑油106和C7+石脑油111；第一分离的分离要求为C6‑7石脑油106中C8+组分含量在0.1重量％以下。 [0059] S3、使C6‑7石脑油106和非芳烃抽余油116混合得到混合芳构化进料107进入烷烃芳构化装置3进行烷烃芳构化反应，获得第一富苯芳烃108和芳构化氢气203；其中，烷烃芳构‑1化反应的反应温度为450℃，反应压力为0.3MPa，反应空速为1.5h 。混合芳构化进料107的杂质含量包括：S＜0.1ppm，H2O＜1ppm，N＜0.5ppm，Pb＜1ppb，Cu＜1ppb，As＜1ppb。 [0060] S4、使C7+石脑油111进入重整装置4进行重整处理，获得重整油112和重整氢气；重整处理的反应压力为0.35MPa，反应器入口温度536℃。使(3.7重量％)第一部分重整氢气201进入预加氢装置1，使(52.2重量％)第二部分重整氢气202进入芳烃脱烷基装置6，(44.1重量％)第三部分重整氢气206送至其它用氢装置。 [0061] S5、使重整油112组分进入第二分离装置5，获得重整C6‑7石脑油113、C8芳烃204、C9+芳烃114和重芳烃205，C8芳烃204和重芳烃205作为产品外卖；第二分离装置5的分离要求包括：重整C6‑7石脑油113中C8+组分含量在0.1重量％以下，C9+芳烃114中C10+组分在2重量％以下。 [0062] S6、使C9+芳烃114进入芳烃脱烷基装置6进行脱烷基处理，获得第二富苯芳烃115。脱烷基处理的条件包括：温度为420℃，压力为3.6MPa，氢气分压为2.52MPa，氢油体积比为 3.0：1。 [0063] S7、使重整C6‑7石脑油113、第一富苯芳烃108及第二富苯芳烃115混合后得到混合富芳烃109进入芳烃抽提装置7进行芳烃抽提处理，得到非芳烃抽余油116、富苯产品117和甲苯组分118；芳烃抽提处理的条件包括：温度为121℃，压力为0.08MPa，汽提介质为环丁砜溶剂。 [0064] 原料油和产品指标见表1。 [0065] 对比例1 [0066] 如图2所示，组合工艺多产苯的方法包括： [0067] S1、使由直馏重石脑油100、催化裂解抽余油102及其它加氢石脑油103组成的原料油104进入预加氢装置1进行预加氢反应，得到预加氢反应产物110；预加氢反应的条件包括：反应温度为320℃，反应压力为2.8MPa，氢分压为2.52MPa，第一部分重整氢气201与预加氢反应产物110的体积比为90：1。氢耗为0.13重量％。 [0068] S2、使预加氢反应产物110进入重整装置4进行重整反应，获得富重整油112和重整‑1氢气。重整处理的反应压力0.35MPa，反应器入口温度536℃，反应空速为1.5h 。使(3.23重量％)第一部分重整氢气201进入预加氢装置1，使(96.77重量％)第二部分重整氢气202与外购氢气207进入芳烃脱烷基装置6，不足氢气1.0万吨/年由外购氢气207补充。 [0069] S3、使重整油112进入第二分离装置5，获得重整C6‑7石脑油113、C8芳烃204、C9+芳烃114和重芳烃205，C8芳烃204和重芳烃205作为产品外卖；第二分离装置5的分离要求包括： 重整C6‑7石脑油113中C8+组分含量在0.1重量％以下，C9+芳烃114中C10+组分在2w％以下。 [0070] S4、使C9+芳烃114进入芳烃脱烷基装置6进行脱烷基处理，获得第二富苯芳烃115。脱烷基处理的条件包括：温度为420℃，压力为3.6MPa，氢气分压为2.52MPa，氢油体积比为 3.0：1。 [0071] S5、使重整C6‑7石脑油113及第二富苯芳烃115进入芳烃抽提装置7进行芳烃抽提处理，得到非芳烃抽余油116、富苯产品117和甲苯组分118；使甲苯组分118返回芳烃脱烷基装置6；芳烃抽提处理的条件包括：温度为121℃，压力为0.08MPa，汽提介质为环丁砜溶剂。 [0072] 原料油和产品指标见表1。 [0073] 表1实施例和对比例中原料油和产品指标 [0074] [0075] 由表1数据可知，实施例1和对比例1生产的富苯产品量相同，都可以满足目标产品要求。实施例1相比对比例1节省氢气消耗2.6万吨/年，产品中甲苯产量多43.35万吨/年，石脑油少37.87万吨/年。 [0076] 测试例 [0077] 在经济分析中，原料油及产品价格采用经研院“中国石油化工项目可行性研究技术经济参数与数据(2020)”的效益测算价60美元(简称中石化60美元)和中石化2017‑2019年均价(简称均价)共两套价格体系测算。实施例1和对比例1建设投资相当，因此，经济性分析未考虑投资成本影响，装置操作成本仅包含装置公用工程成本，未包含催化剂及辅材消耗成本。其中，“+”表示相比于基准值增加了，“‑”表示相比于基准值减少了，例如，表2中的“+26751”是指实施例1中的产品产值相比于对比例1的基准值增加了26751万元。 [0078] 实施例1和对比例1的经济性对比结果列于表2和表3中。根据表2可以看出，实施例1在中石化60美元价格体系下，毛利比对比例1增加42688万元/年，在中石化2017‑2019年均价下，毛利比对比例1增加46868万元/年。 [0079] 表2实施例1与对比例1的经济性对比结果(中石化60美元) [0080]名称 单位 实施例1 对比例1 产品产值 万元/年 +26751 基准 原料成本 万元/年 ‑30311 基准 操作成本 万元/年 +14374 基准 毛利 万元/年 42688 基准 [0081] 表3实施例1与对比例1的经济性对比结果(2017‑2019年均价) [0082] 名称 单位 实施例1 对比例1产品产值 万元/年 +35356 基准 原料成本 万元/年 ‑25886 基准 操作成本 万元/ +14374 基准 毛利 万元/年 46868 基准 [0083] 由表1～3所示，根据实施例1和对比例1的数据进行比较可知，采用本公开的技术方案能够在降低氢气用量和石脑油产量的同时，提升甲苯的产量；并且，本公开的技术方案不仅能够降低原料成本，还能够增加产品产值，表现较好的经济效益。 [0084] 以上结合附图详细描述了本公开的优选实施方式，但是，本公开并不限于上述实施方式中的具体细节，在本公开的技术构思范围内，可以对本公开的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本公开的保护范围。 [0085] 另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重复，本公开对各种可能的组合方式不再另行说明。 [0086] 此外，本公开的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本公开的思想，其同样应当视为本公开所公开的内容。 |
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