芳烃抽提

装置概况

Unit Profile

Key
Takeaway

芳烃抽提是炼油三部芳烃联合装置的'前处理'单元。它用环丁砜作溶剂、通过抽提蒸馏（SED）把上游重整汽油、加氢裂解汽油、二甲苯异构化轻烃中的 C6~C7 芳烃与非芳烃分开，得到混合芳烃送苯-甲苯分馏装置。本装置 90 万吨/年抽提规模 + 136 万吨/年苯甲苯分馏规模 + 422 罐区 4.41 万 m³ 储存能力，共同为对二甲苯装置提供原料并直接产出苯、甲苯两种产品。

Table 1-1 · 装置基础参数
参数项	数值 / 说明
设计规模	900
负荷调节范围	60% ~ 110%
年运行时数	8400
原料	重整汽油 C6~C7 馏分 + 加氢裂解汽油 C6~C7 馏分 + 二甲苯异构化轻烃 + 拔顶苯 + 含苯水 + C6~C7 芳烃 + 歧化汽提塔底物料 + 吸附分离粗甲苯
投产时间	2014 年 2 月投产
设计单位	中石化石油化工科学研究院 RIPP（环丁砜抽提蒸馏 SED 工艺）+ UOP（苯-甲苯分馏工艺包）
单元模块	• 芳烃抽提装置 90 万吨/年（环丁砜 SED 工艺） • 苯-甲苯分馏装置 136 万吨/年（UOP 工艺包） • 芳烃原料罐区（422）储存能力 4.41×10⁴ m³
关键设备	• 预分馏塔 C-1001（29 层塔板/60 层塔板回流） • 抽提蒸馏塔 C-1002（38/62/77/86 层塔板进料，90℃，0.06MPa 塔顶） • 溶剂回收塔 C-1003（34 层浮阀塔板，减压操作） • 溶剂再生塔 C-1004（减压蒸发器） • 苯塔 C-5051（侧线抽出苯产品） • 甲苯塔 C-5052（加压操作，塔顶 0.375MPa、176℃，供苯塔重沸器热源） • 二甲苯加热炉 F-5051 • 422 罐区：16 台内浮顶储罐 + 18 台油品输送泵 + 1 台污油泵 + 2 台污水泵 + 油气回收设施
装置类型	环丁砜抽提蒸馏（SED）+ UOP 苯-甲苯分馏

资料来源：《芳烃抽提操作规程》CH/WJ 203.007-2023 v5.0。

工艺原理

Process Principle

Key
Takeaway

芳烃抽提利用环丁砜溶剂对烃类各组分相对挥发度影响不同的原理，通过抽提蒸馏把芳烃与非芳烃分开；苯-甲苯分馏利用沸点差通过精馏塔逐一分离。本质都是物理分离过程。

详细说明

环丁砜抽提蒸馏（SED）是典型物理分离过程：环丁砜为溶剂，利用对烃类各组分相对挥发度影响不同的基本原理，通过抽提蒸馏分离芳烃和非芳烃
预分馏塔：常压操作，塔顶压力通过分程调节回流罐顶补 N₂ 和放空量维持稳定；塔底再沸器采用 1.2MPa 蒸汽
抽提蒸馏塔：主溶剂通过 FFICA-10501 与进料比值调节维持设定溶剂比；可用单乙醇胺调节贫溶剂 pH 6.0~9.5；消泡剂用量约循环溶剂 1~3 mg/kg
溶剂回收塔：34 层浮阀塔板，减压操作；2.2MPa 蒸汽作热源；塔底贫溶剂去抽提蒸馏塔中段再沸器 E-1008 作热源
溶剂再生：减压蒸发再生 + N₂ 密封 + 单乙醇胺控 pH + 2.2MPa 蒸汽避免局部过热
苯-甲苯分馏：精馏方法，苯塔侧线抽出苯产品（避开共沸水）；甲苯塔加压操作（0.375MPa，176℃）利用塔顶物料作为苯塔重沸器热源

资料来源：规程工艺原理章节。

工艺流程

Process Flow

Key
Takeaway

上游重整油 + 加氢裂解汽油 → 预分馏塔 C-1001（切 C6~C7） → 抽提原料缓冲罐 422-T-009 → 抽提蒸馏塔 C-1002（环丁砜抽提） → 溶剂回收塔 C-1003（减压汽提） → 混合芳烃 → 苯塔 C-5051（侧线抽苯） → 甲苯塔 C-5052 → 二甲苯塔；非芳烃副产品送出装置

Table 3-1 · 主流程链 · 14 道工序
序	工序
01	重整汽油 + 加氢裂解汽油
02	预分馏塔 C-1001（塔顶 C6~C7）
03	422-T-009 抽提原料缓冲罐
04	抽提蒸馏塔 C-1002（环丁砜 7:1 两股进料，第 38/62/77 层）
05	塔顶非芳烃空冷/水冷
06	抽余油 29.627 万吨/年；塔底富溶剂
07	溶剂回收塔 C-1003（减压）
08	塔顶混合芳烃
09	歧化白土塔 V-5051
10	苯塔 C-5051（侧线抽苯 37.6 万吨/年）
11	甲苯塔 C-5052（甲苯 10.0 万吨/年）
12	二甲苯塔
13	二甲苯分馏装置；塔底贫溶剂
14	抽提蒸馏塔中段再沸器 E-1008 + 溶剂再生塔 C-1004

资料来源：规程工艺流程章节。

侧线产品	芳烃抽余油 29.627 万吨/年（非芳烃副产品）抽提重芳烃 30.829 万吨/年（预分馏塔底 C8+）混合芳烃 47.515 万吨/年（溶剂回收塔顶产品）

投入产出物料

Material Balance

Key
Takeaway

共 5 项，前三大（混合芳烃、苯、抽提重芳烃）合计占 74.5%（1,159.44 万吨/年），是排产与效益测算的主要抓手。

Exhibit 4-1 · 产品构成帕累托分析（按万吨/年）

Bar = 各项数值（按最大值归一）　│　Line = 累计占比 %

项目数值（按最大值归一）万吨/年累计

混合芳烃溶剂回收塔顶产品（送苯甲苯分馏）475.1530.54

苯送 435-T-003A/B/C 苯产品罐37654.71

抽提重芳烃预分馏塔底 C8+ 副产品308.2974.53

芳烃抽余油非芳烃副产品送出装置296.2793.57

甲苯歧化反应原料 + 四部/六部溶剂 + 甲苯产品罐 + 汽100100.00

前三大项其他项累计占比 %

年运行时数

8400

进料

名称

上游 C6~C7 馏分 + 苯-甲苯分馏回流 + 异构化轻烃

万吨/年

244.27

主要组成

名称	万吨/年	数据来源
加氢裂解汽油	352.39	420 罐区
重整油	710.17	重整单元
异构轻烃	7.57	异构化单元
拔顶苯	8.4	苯-甲苯分馏单元
含苯水	1.18	苯-甲苯分馏单元
C6~C7 芳烃	466.0	芳烃抽提单元
歧化汽提塔底物料	885.0	歧化单元
吸附分离粗甲苯	12.0	吸附分离单元

产品

名称	T（/h）	T Per（d）	万吨/年	主要去向	数据来源
苯	44.762	1074.29	376.0	送 435-T-003A/B/C 苯产品罐	表 1-18
甲苯	11.9	285.7	100.0	歧化反应原料 + 四部/六部溶剂 + 甲苯产品罐 + 汽油调和	表 1-18
芳烃抽余油	35.27	846.48	296.27	非芳烃副产品送出装置	表 1-19
抽提重芳烃	36.701	880.82	308.29	预分馏塔底 C8+ 副产品	表 1-19
混合芳烃	56.565	1357.56	475.15	溶剂回收塔顶产品（送苯甲苯分馏）	表 1-19

副产品

名称	T（/h）	T Per（d）	万吨/年	主要去向	说明
混合芳烃	56.565	1357.56	475.15	溶剂回收塔顶产品，送苯-甲苯分馏装置	量最大的一项（47.5 万吨/年），但属中间产品，需进一步分馏才能得到苯/甲苯产品
抽提重芳烃	36.701	880.82	308.29	预分馏塔底 C8+ 副产品
芳烃抽余油（非芳烃）	35.27	846.48	296.27	非芳烃副产品直接送产品罐区

副产品说明

依据规程 1.3.2 表 1-19「副产品产量表」原值（吨/小时、吨/天、万吨/年三栏齐全）。对照 1.3.1 表 1-18 主产品：苯 37.6 万吨/年、甲苯 10.0 万吨/年，合计 47.6 万吨/年；而副产品三项合计 106.4 万吨/年，是主产品的 2.2 倍。评价本装置经济性时不能只看苯/甲苯产量，混合芳烃（47.5 万吨/年）、抽提重芳烃（30.8）、芳烃抽余油（29.6）三股的去向与计价才是大头。注：规程把「混合芳烃」列在副产品表，但按 1.1.1 工艺描述它是送苯-甲苯分馏装置的中间产品，此处照规程口径保留在副产品，不做调整。

资料来源：规程物料平衡章节。口径以规程原表为准，未做补全或估算。

公用工程与三剂

Utilities & Chemicals

4.0 MPa 高压蒸汽

单位消耗 kg/t	387.1
正常量（kg/h）	41530.56
最大量（kg/h）	45683.616
年耗（kg/年）	348.86×10⁶
能耗折算系数（kg 标油/t）	88
综合能耗 kg 标油/t 产品	34.056

1.2 MPa 中压蒸汽

单位消耗 kg/t	122.43
正常量（kg/h）	13134.97
最大量（kg/h）	14448.467
年耗（kg/年）	110.33×10⁶
能耗折算系数（kg 标油/t）	80
综合能耗 kg 标油/t 产品	9.76

1.0 MPa 蒸汽冷凝液

单位消耗 kg/t	-574.9
正常量（kg/h）	-61678.9
最大量（kg/h）	-67846.79
年耗（kg/年）	-518.10×10⁶
能耗折算系数（kg 标油/t）	18.98
综合能耗 kg 标油/t 产品	-10.91

除氧水 1.6MPa

单位消耗 kg/t	10.35
正常量（kg/h）	1110.1
最大量（kg/h）	1221.11
年耗（kg/年）	9.32×10⁶

除氧水 5.2MPa

单位消耗 kg/t	64.34
正常量（kg/h）	6903.27
最大量（kg/h）	7593.6
年耗（kg/年）	57.99×10⁶
能耗折算系数（kg 标油/t）	9.2
综合能耗 kg 标油/t 产品	0.592

循环冷却水 0.4MPa

单位消耗 t/t	5.37
正常量（t/h）	575.91
最大量（t/h）	774.9
年耗（t/年）	4.84×10⁶
能耗折算系数（kg 标油/t）	0.1
综合能耗 kg 标油/t 产品	0.537

热水伴热（95→70℃）

单位消耗 t/t	0.093
正常量（t/h）	10
最大量（t/h）	15
年耗（t/年）	84000
能耗折算系数（kg 标油/t）	2.5
综合能耗 kg 标油/t 产品	0.233

氮气 0.7MPa

单位消耗 Nm³/t	3.73
正常量（Nm³/h）	400
最大量（Nm³/h）	2000
年耗（Nm³/年）	3.66×10⁶
能耗折算系数（kg 标油/t）	0.15
综合能耗 kg 标油/t 产品	0.56

仪表风 0.7 MPa

单位消耗 Nm³/t	1.49
正常量（Nm³/h）	160
最大量（Nm³/h）	200
年耗（Nm³/年）	1.344×10⁶
能耗折算系数（kg 标油/t）	0.038
综合能耗 kg 标油/t 产品	0.057

工厂风 0.7 MPa

最大量（Nm³/h）	2000
能耗折算系数（kg 标油/t）	0.028

电（6kV/380V）

单位电耗 kWh/t	10.89
正常功率（kW）	1168.2
年耗电（kWh）	9.81×10⁶
能耗折算系数（kg 标油/t）	0.26
综合能耗 kg 标油/t 产品	2.831

化学药剂（t/年）

名称	规格	年消耗量	使用位置	说明
环丁砜	纯度 ≥99.0%、硫含量 26.0~27.0%、密度 1250~1270 kg/m³、pH 6~9.5	20.0	C-1002 抽提蒸馏塔 + C-1003 溶剂回收塔	芳烃溶剂
消泡剂	硅质物质 100%、密度 970~1000 kg/m³	1.0	V-1007 消泡剂罐	抑制系统发泡
单乙醇胺	总含量 ≥99%、密度 1013~1019 kg/m³	1.5	V-1008 单乙醇胺罐	调节溶剂系统 pH 值 6.0~9.5

资料来源：规程公用工程消耗 / 三剂消耗章节。

装置能耗

Energy Consumption

Key
Takeaway

装置单位能耗 37.74 kg 标油/t。规程 1.2.7 表 1-17：综合能耗 37.74 kg 标油/t 产品，执行 GB/T 50441。规程明确注明两个口径限制：① 热水、蒸汽冷凝液换算系数为理论计算值；② 热损失、位于芳烃原料罐区的芳烃抽提设备能耗未计算在内——即 37.74 是偏低口径。能耗结构（正项合计 48.65，净额 37.74）：高压蒸汽 4.0 MPa 0.387 t/t × 88 = 34.056（占正项 70.0%），中压蒸汽 1.2 MPa 0.…

Exhibit 6-1 · 单耗构成瀑布图（kg标油/t）

单位：kg标油/t　│　从左至右逐项累加　│　绿色为回收抵扣项　│　末列为净合计

57.9

115.9

173.8

231.8

+88

高压蒸汽 …

+80

中压蒸汽 …

+18.98

蒸汽冷凝液

+2.3

脱盐水

+9.2

除氧水

+0.1

循环冷却水

+2.5

伴热水

+0.15

+0.04

仪表空气

+0.03

工厂空气

+0.26

电

201.56

净合计

读图：各项自左向右累加（单位 kg标油/t），绿色为回收抵扣项，最终落在净合计 201.56。柱子越高代表该项对总量的贡献越大。

计算标准

GB/T 50441-2007《石油化工设计能耗计算标准》

说明

综合能耗计算口径：热水、蒸汽冷凝液换算系数为理论计算值；热损失、位于芳烃原料罐区的芳烃抽提设备能耗未计算在内

总能耗 kg 标油/t 产品

37.74

能耗构成（kg 标油/t 产品）

项目	吨产品消耗	折算系数（kg 标油/t）	能耗（kg 标油/t）
高压蒸汽 4.0MPa	0.387	88	34.056
中压蒸汽 1.2MPa	0.122	80	9.76
蒸汽冷凝液	-0.575	18.98	-10.91
脱盐水	0.0104	2.3	0.02392
除氧水	0.0643	9.2	0.592
循环冷却水	5.37	0.1	0.537
伴热水	0.093	2.5	0.233
N2	3.73	0.15	0.56
仪表空气	1.49	0.038	0.057
工厂空气	0	0.028	0
电	10.89	0.26	2.831

结构说明

规程 1.2.7 表 1-17：综合能耗 37.74 kg 标油/t 产品，执行 GB/T 50441。规程明确注明两个口径限制：① 热水、蒸汽冷凝液换算系数为理论计算值；② 热损失、位于芳烃原料罐区的芳烃抽提设备能耗未计算在内——即 37.74 是偏低口径。能耗结构（正项合计 48.65，净额 37.74）：高压蒸汽 4.0 MPa 0.387 t/t × 88 = 34.056（占正项 70.0%），中压蒸汽 1.2 MPa 0.122 t/t × 80 = 9.76（20.1%），两项蒸汽合计 43.816、占正项 90.1%；蒸汽冷凝液 -0.575 t/t × 18.98 = -10.91，是唯一抵扣项，抵扣掉正项的 22.4%；电 10.89 kW·h/t × 0.26 = 2.831（5.8%）；除氧水 0.0643 × 9.20 = 0.592（1.2%）；N2 3.73 Nm³/t × 0.15 = 0.560（1.2%）；循环冷却水 5.37 t/t × 0.10 = 0.537（1.1%）；伴热水 0.093 × 2.5 = 0.233（0.5%）；仪表空气 1.49 × 0.038 = 0.057（0.1%）；脱盐水 0.0104 × 2.3 = 0.02392（0.05%）。口径疑点（须注意，不要直接引用 34.056 做蒸汽成本测算）：蒸汽投入合计 0.387 + 0.122 = 0.509 t/t，而蒸汽冷凝液回收记为 -0.575 t/t，回收量大于投入量。规程已注明冷凝液换算系数为「理论计算值」，该项 -10.91 kgEO/t 属理论折算而非实测，做蒸汽成本分析时应单独看待。财务关注点：本装置本质是「蒸汽蒸馏」——环丁砜抽提蒸馏全靠蒸汽汽提与重沸，蒸汽占正项九成，对 4.0 MPa 蒸汽价格高度敏感；电耗占 5.8% 属次要。

资料来源：规程能耗计算章节。计算标准见规程原文。

装置关联

Unit Interconnections

Key
Takeaway

上游 7 项，下游 7 项。上游断料即本装置降负荷或停工。

上游进料 · 7 项

连续重整装置（炼油三部）

物料：重整油 71.017 万吨/年　输送方式：管线

加氢裂化装置

物料：加氢裂解汽油 35.239 万吨/年　输送方式：420 罐区

对二甲苯装置异构化单元

物料：异构轻烃 0.757 万吨/年　输送方式：管线

苯-甲苯分馏单元

物料：拔顶苯 0.84 万吨/年 + 含苯水 0.118 万吨/年　输送方式：管线回流

芳烃抽提单元（自循环）

物料：C6~C7 芳烃 46.6 万吨/年　输送方式：管线回流

对二甲苯装置歧化单元

物料：歧化汽提塔底物料 88.5 万吨/年　输送方式：管线

对二甲苯装置吸附分离单元

物料：吸附分离粗甲苯 1.2 万吨/年　输送方式：管线

芳烃抽提

炼油三部

下游去向 · 7 项

对二甲苯装置（炼油三部）

物料：C6~C7 芳烃 46.6 万吨/年　输送方式：管线

苯产品罐（435-T-003A/B/C）

物料：苯 37.6 万吨/年　输送方式：罐区

对二甲苯装置歧化单元

物料：甲苯 10.0 万吨/年　输送方式：管线（歧化反应原料）

四部/六部溶剂 + 甲苯产品罐 + 汽油调和

物料：部分甲苯　输送方式：罐区/管线

二甲苯塔

物料：甲苯塔底 C8+ 芳烃　输送方式：管线

产品罐区（非芳烃副产品）

物料：芳烃抽余油 29.627 万吨/年　输送方式：管线

产品罐区（抽提重芳烃副产品）

物料：抽提重芳烃 30.829 万吨/年　输送方式：管线

装置内循环

422-T-009 抽提原料缓冲罐（重整油 + 苯 + 甲苯 + 抽提装置 C6~C7 混合）→ 抽提蒸馏塔
422-T-007 歧化进料缓冲罐（苯 + 不合格苯和甲苯 + 抽提混合芳烃）→ 苯塔 C-5051
422-T-005 苯产品检查罐 → 不合格品回 T-007，合格品送 435-T-003A/B/C
422-T-001A/B/C/D C8+ 重整油罐（重整油 + 外购混合二甲苯 + 不合格 PX/OX）→ 苯甲苯/吸附分离/异构化/二甲苯分馏
422-T-002A/B 对二甲苯检查罐 → 435 罐区 + 回 T-001/T-003/T-004
422-T-010A/B 邻二甲苯检查罐 → 435 罐区
422-T-006/T-008 湿溶剂/新鲜溶剂罐 → 抽提蒸馏塔进料
422 油气回收设施（螺杆压缩机 + 膜分离器 + PSA）：内浮顶罐 N₂ 封 + 排放气回收（VOC 回收率 ≥97%）
2025 年新增 VOC 深度治理：预处理后废气经安全对接模块送二甲苯加热炉协同焚烧

资料来源：规程上下游关联章节。

行业技术特点

Industry Position

规模等级	国内大型芳烃抽提装置（90 万吨/年）+ 配套苯甲苯分馏 136 万吨/年 + 422 罐区 4.41 万 m³
装置类型	环丁砜抽提蒸馏（SED）+ UOP 苯-甲苯分馏工艺
设计单位	中石化石油化工科学研究院 RIPP（抽提）+ UOP 工艺包（苯甲苯分馏）
关键技术	环丁砜抽提蒸馏 SED 工艺（RIPP 专利） UOP 苯-甲苯分馏工艺包（苯塔侧线抽出避开共沸水）甲苯塔加压操作（0.375MPa，176℃，塔顶供苯塔重沸器热源，热耦合）溶剂 pH 调节（单乙醇胺）+ 减压再生 + N₂ 密封（延缓环丁砜氧化降解）内浮顶罐 + N₂ 封 + 油气回收（VOC 回收率 ≥97%） 2025 年创 A 级企业 VOC 深度治理：废气经安全对接模块送二甲苯加热炉协同焚烧 2018 年新增 422-T-001D 罐；2022 年 15 个储罐新增低料位开关；2023 年空冷瓶颈改造
检修记录	2015 年：溶剂回收塔回流罐进料温度高高联锁改为二取二联锁 2018 年：苯塔回流线消除液击项目（新增苯塔循环线）+ 422 罐区增加 T-001D 2022 年：422 罐区 15 个储罐新增低料位开关 + 新增 2 台摄像机 2023 年：167EA1002 + EA5052 空冷瓶颈改造（更大能力空冷）；3 台屏蔽泵改离心泵；422 罐区北侧雨水外排流程隐患治理 2025 年：创 A 级企业 VOC 深度治理提标改造项目（增加油气回收处理能力 + 二甲苯加热炉协同治理）
环保合规	执行中国石油四川石化公司企业标准；苯产品满足 GB/T 3405（石油苯）

资料来源：规程装置概况 / 技术特点章节。

财务关注点

Financial Focus

加工能力

90（芳烃抽提）+ 136（苯甲苯分馏）+ 4.41×10⁴ m³（422 罐区）万吨/年

SRC 规程 1.1.1

年运行时数

8400小时/年

SRC 规程 1.1.1

单位能耗

37.74kg 标油/t 产品

SRC 规程 1.2.7 表 1-17

原料年用量

加氢裂解汽油 35.239 + 重整油 71.017 + 异构轻烃 0.757 + 拔顶苯 0.84 + 含苯水 0.1…

加氢裂解汽油 35.239 + 重整油 71.017 + 异构轻烃 0.757 + 拔顶苯 0.84 + 含苯水 0.118 + C6~C7 芳烃 46.6 + 歧化汽提塔底 88.5 + 吸附分离粗甲苯 1.2（合计 244.27 万吨/年）

SRC 规程 1.2.1 表 1-1

蒸汽（年）

高压蒸汽 348.86×10⁶ kg/年 + 中压蒸汽 110.33×10⁶ kg/年 - 蒸汽冷凝液 518.10×1…kg/年

高压蒸汽 348.86×10⁶ kg/年 + 中压蒸汽 110.33×10⁶ kg/年 - 蒸汽冷凝液 518.10×10⁶ kg/年

SRC 规程 1.2.7 表 1-16

电合计

1168.2kW

SRC 规程 1.2.7 表 1-16

循环水

575.91t/h

SRC 规程 1.2.7 表 1-16

主要产品（年）

苯 37.6 万吨/年 + 甲苯 10.0 万吨/年

SRC 规程 1.3.1 表 1-18

副产品（年）

芳烃抽余油 29.627 万吨/年 + 抽提重芳烃 30.829 万吨/年 + 混合芳烃 47.515 万吨/年

SRC 规程 1.3.2 表 1-19

三剂年消耗

环丁砜 20 t/年 + 消泡剂 1.0 t/年 + 单乙醇胺 1.5 t/年

SRC 规程 1.2.4 表 1-2

氮气（年）

400 Nm³/h 正常 + 2000 Nm³/h 峰值Nm³/h

SRC 规程 1.2.7 表 1-16

脱盐水年用量

脱盐水 0.0104 t/t 产品（≈10.4 kg/t 产品）

SRC 规程 1.2.7 表 1-17

行业对标

国内大型芳烃抽提装置（90 万吨级），RIPP 环丁砜 SED 工艺

Note · 核算口径提示

1. 数据边界：本页所有数据均摘自规程原文，未做估算、外推或行业平均值填补。缺失字段标注为「待补充」。
2. 口径一致性：物料量为规程设计值 / 典型工况值，非实际核算数据，用于学习与量级判断。
3. 检修与折旧：涉及大修周期的装置，费用计提须按实际周期平滑，避免年度间大幅波动。

定位要点

能耗要点

财务要点

装置概况

工艺原理

工艺流程

投入产出物料

公用工程与三剂

装置能耗

装置关联

上游进料 · 7 项

下游去向 · 7 项

行业技术特点

财务关注点