碳二碳四氣體分餾裝置設計

㈠ 渣油催化裂化的特點和技術特徵

http://www.gsc.dicp.ac.cn/jxgl/2006cjseminarkj/gych/256,1,渣 油 催 化 裂 化 催 化 劑

催化裂化運行

第一問題是提升管結焦

第二問題是催化劑跑損

各位有什麼高招，歡迎回復。

- 作者： fccu 2006年08月18日, 星期五 22:22 回復（0） | 引用（0） 加入博採
troubleshooting FCC ...
http://www.refiningonline.com/EngelhardKB/crep/TCR1_5.htm

G

關於流化，斜管的文章

- 作者： fccu 2006年07月18日, 星期二 01:44 回復（0） | 引用（0） 加入博採
斜管架橋
斜管架橋比較常見，現象是斜管振動，還有幾個詞，叫做溝流，節涌。。都差不多，就是催化劑的流化狀態被破壞。。不是均勻的「乳化」狀態，而是氣相與固相分離，輕則影響料位或溫度控制，嚴重的會損壞設備。

一般，直徑小的斜管比直徑大的容易架橋

拐彎多的斜管比直的斜管容易架橋

催化劑細粉少的容易架橋

還有，松動點設置也有很多學問。。。一般認為，隨著高度下降，壓力升高，氣體體積被壓縮，就容易出問題。。

- 作者： fccu 2006年07月13日, 星期四 21:34 回復（4） | 引用（0） 加入博採
推薦個論壇
http://www.hgbbs.net/index.asp

化工論壇,牛人很多...

感謝阿德提供信息

- 作者： fccu 2006年07月6日, 星期四 06:13 回復（0） | 引用（0） 加入博採
蘭州石化公司通報「6·28」火災情況
人民網蘭州6月28日電 記者李戰吉報道：今日下午3時，蘭州石化公司召開新聞發布會，該公司安全副總監盧建國就上午發生的火災事故進行情況通報。

通報人說，6月28日上午8：05分，煉油廠40萬噸／年氣體分餾裝置507換熱器頭蓋發生泄漏(換熱器內介質為液態烴)，引發著火。火災發生後，蘭州石化公司黨委副書記、紀委書記、工會主席李政華、等班子成員立即趕往火災事發地點，及時啟動搶險應急預案，全力以赴指揮滅火搶險工作。甘肅省安全生產監督管理局齊永剛副局長、甘肅省環保局王新中副局長、甘肅省消防總支陶潤仁總隊長、蘭州市姚國慶副市長及省市區有關部門領導也趕到現場，組織指揮搶險。
通報人介紹說，公司消防支隊8：06分接到火警報告後，8：09分趕赴火災現場，全力以赴組織滅火。蘭州市消防支隊及西固區消防隊也及時趕來支援滅火工作，火勢於上午10時得到控制。由於液態烴在常壓下為液化氣，為防止明火撲滅後，液化氣擴散，產生二次火災，現正採用有效控制措施，保護燃燒，將殘留在換熱器內的液態烴以燃凈為止。
煉油廠及時組織人員於8：15分切斷物料，降壓泄壓，緊急組織裝置停工，關閉所有與裝置外部連接的閥門，並切斷電源。
通報人稱，蘭州石化公司立即啟動環境緊急預案，組織人員封堵雨排系統，封閉所有進入黃河的排放口，設立現場圍堰，將事故消防水引入煉油污水處理場進行處理，並啟用3萬立方米應急調節池，使消防水沒有排入黃河。同時，加強大氣和水質監測，定時取樣分析，經環保部門監測，目前大氣和黃河水質沒有發生任何污染。
據介紹，在滅火施救過程中，參與滅火的企業消防隊員有1名犧牲；另有10名隊員受傷，其中6名重度燒傷，4名中度燒傷。蘭州石化總醫院以及甘肅省蘭州市的相關專家已經到醫院進行救治。
另據介紹，蘭州石化公司已經成立了「6·28」火災事故領導小組，下設了現場搶險組、事故調查組、綜合協調組、善後處理組、穩定生產組，有序開展工作。目前，蘭州石化公司主體煉油化工生產裝置穩定運行，員工隊伍情緒保持了穩定。
蘭州石化公司表示，將本著對員工負責、對社會負責的態度，認真做好事故搶險、傷員救治、善後處理和事故調查分析工作。
公司方面目前尚未允許記者赴現場采訪。
- 作者： fccu 2006年06月29日, 星期四 10:00 回復（0） | 引用（0） 加入博採
steam desuperheater
蒸汽要過熱才能用。不過有的地方，過熱度太高也不好，比如用蒸汽做熱源的重沸器。因為這里主要是利用蒸汽的冷凝過程放出的熱量，氣相降溫產生的顯熱很少，簡直可以忽略不計。

在這種情況下，蒸汽溫度超過飽和溫度太高，沒什麼好處，反而使得換熱器局部過熱，所以要設置脫過熱器。其實很簡單，就是把鍋爐給水直接噴到蒸汽管線里，使用後路溫度控制噴水量。

某天某廠開工的時候，發現溫度差3~5度，就是降不到規定的溫度，調節閥100%全開也無濟於事。。。怎麼回事呢？我接到指示，找出原因，解決問題！

看圖紙，到現場，問操作工，情況就是這個樣子，溫度已經較低，我不擔心對設備有什麼影響，但是調節閥怎麼開關，溫度都紋絲不動，總是個問題。。

我想，溫度降不下來，有兩個原因，一個是降溫介質量不夠，那就是意味著水量不夠，上水系統有問題。另外一個原因就是系統蒸汽太熱。系統溫度確實很高，但測溫點之後，還有兩路汽包來的蒸汽直接進入系統，量也不知道。。

做兩個熱量平衡的計算：1，假定蒸汽溫度正常，計算噴了多少水。。。。結果是很少，不到滿量程的10%

2。假定水量正常，計算進入系統的蒸汽溫度。。。結果是很高，大概600度，顯然不合理。

我的結論是：噴水系統堵塞，要打開這個系統進行清理。。報告交給領導，我就下班了。。

第二天上班，領導告訴我，原因找到了：系統蒸汽帶水，已經是飽和蒸汽了，鍋爐給水噴進去，沒有相變，對溫度影響甚微，熱電偶根本檢測不到溫度變化。。真是個意外！

- 作者： fccu 2006年06月29日, 星期四 09:48 回復（0） | 引用（0） 加入博採
翼閥磨穿
某廠反應器旋分磨了個大洞，出來。。。打電話來。。

第一感覺是，催化劑系統，磨損是常有的事情，換一個好了。。。

不過按理說呢，料腿內部應該有料封，這也是翼閥設置的原因，流動速度應該是很慢的，或者是一下下地打開關閉。。

是不是安裝有問題呢？翼閥有嚴格的角度要求，每一個都應該做過試驗確定安裝角度，保證在一定壓力下才能打開，否則應該是密封的。。如果裝歪了，翼閥一直開一條縫，催化劑持續沖刷，也許會這樣吧。。

可是所有的都沖了洞出來，就有問題了。。而且這個問題不解決，催化劑從洞里出來，閥板不活動，時間長了結焦，閥板就更不活動了。。。萬一有個操作波動，旋分料腿卸料不暢，催化劑肯定就跑分餾塔里了。。

討論半天，那邊認為是料腿太粗了，翼閥一開，呼嚕一下都流光了。。。其實，粗細不是問題，只要閥板封得住，也許閥板沒有那麼高的靈敏度。。也許時間長了，掛翼閥的桿太光滑---一不小心就打開，或是太粗糙---打開了關不上。。

原因大體如此，結論是，最好換成平衡錘式的翼閥，而取消這種門簾式的設計。。那種翼閥閥板水平安裝，耐磨襯里，要磨壞可不太容易。

- 作者： fccu 2006年06月1日, 星期四 17:24 回復（0） | 引用（0） 加入博採
MGD和MIP
mgd--最大化氣體和柴油，其技術特點是：輕重原料油芬曾進料，汽油回煉。。

mgd的目的是通過汽油回煉，將汽油轉化為液化氣和柴油，此技術90年代末在中國南方比較流行，當時汽油過剩，而液化氣價格高昂，還可以提高柴汽比。。。此技術與季節和市場有關。

mip--最大化異構烷烴，技術特點是設置循環斜管將待生催化劑從汽提段循環回提升管頂部，產生「第二反應區」。

mip產生的背景是前幾年汽油規格要求烯烴含量達到35%，而當時煉油廠生產汽油的主力裝置是fcc，調和組分和調和手段都很少。在反應區，在低溫和長反應時間下，有利於異構化反應，從而使得產品汽油中的烯烴含量降低。當然，在催化劑上也相應有所變化。

這是本人理解。。。應該以石科院官方資料為准。。不過可以看到，技術的發展都是市場和環保法規在推動。。。隨著大量重整裝置的建設，產品汽油中烯烴含量達到18%應該不是難題了。。但相應地，重整汽油中芳烴含量會越來越成為關注焦點。。

也許，異構化裝置和烷基化裝置會有所發展。。

- 作者： fccu 2006年05月15日, 星期一 15:40 回復（7） | 引用（0） 加入博採
石油煉制過程－催化裂化
石油煉制過程之一，是在熱和催化劑的作用下使重質油發生裂化反應，轉變為裂化氣、汽油和柴油等的過程。原料採用原油蒸餾（或其他石油煉制過程）所得的重質餾分油;或重質餾分油中混入少量渣油,經溶劑脫瀝青後的脫瀝青渣油；或全部用常壓渣油或減壓渣油。在反應過程中由於不揮發的類碳物質沉積在催化劑上，縮合為焦炭，使催化劑活性下降，需要用空氣燒去（見催化劑再生），以恢復催化活性，並提供裂化反應所需熱量。催化裂化是石油煉廠從重質油生產汽油的主要過程之一。所產汽油辛烷值高（馬達法80左右），安定性好，裂化氣（一種煉廠氣）含丙烯、丁烯、異構烴多。

沿革 催化裂化技術由法國E.J.胡德利研究成功，於1936年由美國索康尼真空油公司和太陽石油公司合作實現工業化，當時採用固定床反應器，反慶和催化劑再生交替進行。由於高壓縮比的汽油發動機需要較高辛烷值汽油，催化裂化向移動床（反應和催化劑再生在移動床反應器中進行）和流化床（反應和催化劑再生在流化床反應器中進行）兩個方向發展。移動床催化裂化因設備復雜逐漸被淘汰；流化床催化裂化設備較簡單、處理能力大、較易操作，得到較大發展。60年代，出現分子篩催化劑，因其活性高，裂化反應改在一個管式反應器（提升管反應器）中進行，稱為提升管催化裂化。

中國1958年在蘭州建成移動床催化裂化裝置，1965年在撫順建成流化床催化裂化裝置，1974年在玉門建成提升管催化裂化裝置。1984年，中國催化裂化裝置共39套，占原油加工能力23％。

催化劑 主要成分為硅酸鋁，起催化作用的是其中的酸性活性中心（見固體酸催化劑）。移動床催化裂化採用3～5mm小球形催化劑。流化床催化裂化早期所用的是粉狀催化劑，活性、穩定性和流化性能較差。40年代起，開發了微球形（40～80μm）硅鋁催化劑，並在制備工藝上作了改進，活院脫≡襇遠急冉蝦謾?0年代初期，開發了高活性含稀土元素的 X型分子篩硅鋁微球催化劑。70 年代起, 又開發了活性更高的Y型分子篩微球催化劑（見石油煉制催化劑）。

化學反應 與按自由基反應機理進行的熱裂化不同，催化裂化是按碳正離子機理進行的，催化劑促進了裂化、異構化和芳構化反應，裂化產物比熱裂化具有更高的經濟價值,氣體中C3和C4較多,異構物多；汽油中異構烴多，二烯烴極少，芳烴較多。其主要反應包括：①分解，使重質烴轉變為輕質烴；②異構化；③氫轉移；④芳構化；⑤縮合、生焦反應。異構化和芳構化使低辛烷值的直鏈烴轉變為高辛烷值的異構烴和芳烴。

工藝過程 催化裂化的流程包括三個部分：①原料油催化裂化；②催化劑再生；③產物分離。原料經換熱後與回煉油混合噴入提升管反應器下部，在此處與高溫催化劑混合、氣化並發生反應。反應溫度480～530℃,壓力0.14MPa（表壓）。反應油氣與催化劑在沉降器和旋風分離器（簡稱旋分器）分離後，進入分餾塔分出汽油、柴油和重質回煉油。裂化氣經壓縮後去氣體分離系統。結焦的催化劑在再生器用空氣燒去焦炭後循環使用，再生溫度為600～730℃。

使用分子篩催化劑時，為了使煉廠產品方案有一定的靈活性，可根據市場需要改變操作條件以得到最大量的汽油、柴油或液化氣。

裝置類型 流化床催化裂化裝置有多種類型，按反應器（或沉降器）和再生器布置的相對位置的不同可分為兩大類：①反應器和再生器分開布置的並列式；②反應器和再生器架疊在一起的同軸式。並列式又由於反應器（或沉降器）和再生器位置高低的不同而分為同高並列式和高低並列式兩類。

同高並列式 主要特點是:①催化劑由U型管密相輸送;②反應器和再生器間的催化劑循環主要靠改變 U型管兩端的催化劑密度來調節；③由反應器輸送到再生器的催化劑，不通過再生器的分布板，直接由密相提升管送入分布板上的流化床可以減少分布板的磨蝕。

高低並列式 特點是反應時間短，減少了二次反應；催化劑循環採用滑閥控制,比較靈活。

同軸式 裝置形式特點是：①反應器和再生器之間的催化劑輸送採用塞閥控制;②採用垂直提升管和90°耐磨蝕的彎頭;③原料用多個噴嘴噴入提升管。

發展 長期以來，流化床催化裂化原料主要為原油蒸餾的餾出油（柴油、減壓餾出油等）和熱加工餾出油，原料中鎳、釩(會使催化劑中毒)含量一般均小於0.5ppm。在以減壓渣油作催化裂化原料時，通常要在進入催化裂化裝置前，用各種方法進行原料預處理，除去其中大部分鎳、釩等金屬和瀝青質。70年代以來，由於節約石油資源引起商品渣油需求下降。因此，流化床催化裂化裝置摻煉減壓渣油或直接加工常壓渣油已相當普遍。主要措施是：採用抗重金屬中毒催化劑；在原料中加入鈍化劑等。

來源：海川化工論壇

- 作者： fccu 2006年04月11日, 星期二 08:09 回復（0） | 引用（0） 加入博採
重整汽油抽提蒸餾分離苯新工藝

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2004-3-11 瀏覽次數: 65
從催化重整汽油中回收純苯不僅具有顯著的經濟效益，而且也是生產清潔燃料的需要。石油化工科學研究院開發出環丁碸-COS復合溶劑抽提蒸餾回收重整汽油中純苯的新工藝(SED)，具有很好的分離效果。
SED工藝過程由預分餾、抽提蒸餾、溶劑回收、溶劑再生以及產品後處理等單元組成。來自重整裝置的脫戊烷油原料換熱後進入預分餾塔，經過普通精餾在塔頂得到C6餾分，塔底獲得無苯高辛烷值汽油組分。C6餾分作為抽提蒸餾進料，經預熱後進入抽提蒸餾塔(ED塔)中部，循環溶劑從塔頂進入，經過抽提精餾，塔頂得到非芳烴，塔底得含高純苯的富溶劑。富溶劑進入溶劑回收塔(RC塔)。該塔在液壓下操作，塔頂采出苯，塔底的貧溶劑經換熱後循環使用。少部分貧溶劑進入溶劑再生罐進行減壓再生，以保持系統溶劑的潔凈。從ED塔出來的抽余油(非芳烴產品)可以作為石腦油或直接調回到汽油，也可通過抽余油後加氫生產6號溶劑油。從RC塔頂出來的苯再進入白土塔，脫除微量烯烴，塔底出合格苯產品。
助溶劑(COS)除了具有穩定操作的作用外，還兼有降低回收塔底環丁碸熱強度、減少溶劑分解和提高笨收率的作用。回收塔常壓操作，在保持苯的純度不低於99.95%的條件下，隨著助溶劑含量的增加，回收塔底的操作溫度可以適當降低，而苯的回收率逐漸增加，特別是助溶劑含量由5%增至19%時，苯回收率由91.2%迅速提高至99.5%，這充分顯示了助溶劑提高收率的作用。工業上回收塔可在減壓下操作，助溶劑的含量可以降低，適宜的含量為10%~18%。
從建設投資來看，採用SED工藝較環丁碸-液體抽提工藝塔系減少5台，設備總台數減少17或19台，節省建設投資約2000萬元。從消耗指標看，SED工藝與單溶劑抽提蒸餾工藝相當，較環丁碸液-液抽提工藝能耗與物耗顯著降低，尤其是蒸汽消耗減少25%，可顯著降低操作費用。從產品質量收率來看，三種工藝苯的產品質量均能滿足優級產品標准，但單溶劑抽提蒸餾工藝的苯收率很低，而SED工藝與液-液抽提工藝產品收率高，可達到99.5%以上。綜上所述，與現有工藝相比，SED工藝投資低、能耗低、苯產品收率高，是重整汽油脫苯的理想工藝。
新工藝在大連石化廠15萬t/年重整汽油抽提蒸餾分離苯項目中首次工業應用，項目建設投資2943萬元。對裝置進行了全面標定考核，結果表明：苯純度達99.95%，結晶點高於5.40℃，苯收率達99.15%以上。預計蒸汽消耗降低了31%。截止到同年9月底共處理原料8.7萬t，共創經濟效益272.1萬元。若以設計負荷計算，則全年可創造經濟效益1047.1萬元。
重整汽油抽提蒸餾回收苯工藝是重整汽油脫苯生產苯產品和無苯清潔汽油的理想技術。

㈡ 高中化學實驗室事故的預防和處理越全面越好，包括防倒吸裝置的圖和原理

1、.葯劑取用
（1）使用儀器：
固（塊狀）鑷子（粉狀）角匙， 液 量筒，滴管，滴定管
取用方法：固 一橫二放三慢豎 ，液 傾倒 口對口標簽對手心，滴加 滴管潔凈，吸液不太多，豎直懸滴
（2）定量取用儀器：用 天平量筒，不定量用最少量為 液1-2ml 固鋪滿試管底
（3）取完後 蓋上蓋子，放回原處 用剩葯品 不可放回原處（白磷、金屬鈉鉀除外）
（4）特殊試劑取用
白磷：用鑷子夾住白磷，用在小刀水下切割
金屬鈉鉀：用鑷子取出後，用濾紙吸去煤油，放在玻璃片上用小刀切割黃豆或綠豆大小
取用試劑不能 用手接觸葯品 不能 直聞氣味 不能 嘗味道
2、儀器洗滌
基本方法：先注入少量水，振盪倒掉，沖洗外壁，若仍有污跡，刷洗或用洗滌液處理。最後用蒸餾水沖洗。
洗凈的標准：內壁均勻附著一層水膜，不聚成水滴，不凝成股
儀器洗滌的方法：根據儀器沾有污痕的性質，選擇適當的試劑溶解而除去。常用的有：酸洗、鹼洗、氧化劑洗、溶劑洗等。
特殊污跡的洗滌舉例：
（1）內有油脂的試管 NaOH溶液 或洗衣粉或汽油
（2）附有銀鏡的試管 HNO3溶液
（3）還原CuO後的試管 硝酸
（4）粘有硫磺、白磷、碘的試管 CS2
（5）久置KMnO4溶液的試劑瓶 濃鹽酸
（6）熔化硫的試管 NaOH溶液或CS2
（7）久置石灰水的試劑瓶 鹽酸
（8）熔化苯酚的試管 酒精或NaOH溶液
（9）盛放乙酸乙酯的試管 NaOH溶液 酒精
（10）做過Cl—，Br—檢驗的試管 氨水
3、試紙的使用
常用試紙及用途：
紅色石蕊試紙 測試鹼性試劑或氣體
藍色石蕊試紙 測試酸性試劑或氣體
KI澱粉試紙 測試氧化性氣體
PH試紙 測試溶液酸鹼性
使用方法：檢驗溶液 取試紙放在表面皿上，玻棒蘸取液體，沾在試紙中心，觀察顏色的變化，判斷溶液的性質。
檢驗氣體 用鑷子夾取或粘在玻璃棒的一端，先用水濕潤，再放在氣體中，觀察試紙的顏色變化情況來判斷氣體的性質。
試紙的種類很多。常用的有紅色石蕊試紙、藍色石蕊試紙、PH試紙、澱粉碘化鉀試紙和品紅試紙等。
注意：使用PH試紙不能用蒸餾水潤濕。
4、溶液的配製
（l）配製溶質質量分數一定的溶液
計算：
稱量：
溶解：
（2）配製一定物質的量濃度的溶液
計算：
稱量
溶解：將固體或液體溶質倒入燒杯中，加入適量的蒸餾水（約為所配溶液體積的1/6），用玻璃棒攪拌使之溶解，冷卻到室溫後，將溶液引流注入容量瓶里。
洗滌（轉移）：用適量蒸餾水將燒杯及玻璃棒洗滌2－3次，將洗滌液注入容量瓶。振盪，使溶液混合均勻。
定容：繼續往容量瓶中小心地加水，直到液面接近刻度2－3m處，改用膠頭滴管加水，使溶液凹面恰
好與刻度相切。把容量瓶蓋緊，再振盪搖勻。
5．過濾 過濾是除去溶液里混有不溶於溶劑的雜質的方法。
（1）儀器 漏斗 燒杯 鐵架台 玻棒 （濾紙）
（2）過濾時應注意：
a、一貼二低三靠
①一貼：將濾紙折疊好放入漏斗，加少量蒸餾水潤濕，使濾紙緊貼漏斗內壁。
②二低：濾紙邊緣應略低於漏斗邊緣，加入漏斗中液體的液面應略低於濾紙的邊緣。
③三靠：向漏斗中傾倒液體時，燒杯的夾嘴應與玻璃棒接觸；玻璃棒的底端應和過濾器有三層濾紙處輕輕接觸；漏斗頸的末端應與接受器的內壁相接觸，例如用過濾法除去粗食鹽中少量的泥沙。
b、若要得到純凈的沉澱或需稱量沉澱的質量，則需對沉澱進行洗滌：洗滌的原因是洗去沉澱表面的可溶性物質；洗滌的方法是：用蒸餾水浸洗濾紙上的固體，待流完後，重復若干次，直至洗凈。
c、沉澱是否洗凈的檢查：(檢驗溶液中含量較多且易檢驗的離子，以含較多的SO42-為例）取新得到的洗出液少許，滴入用鹽酸酸化的BaCl2 溶液 ，若沒有白色渾濁出現，則說明沉澱已洗凈，若有白色渾濁出現，則說明沉澱沒有洗凈。
d、反應時是否沉澱完全的檢查：取沉澱上層清液，加入沉澱劑，若不再有沉澱產生，說明沉澱完全。
6．蒸發和結晶 蒸發是將溶液濃縮、溶劑氣化或溶質以晶體析出的方法。結晶是溶質從溶液中析出晶體的過程，可以用來分離和提純幾種可溶性固體的混合物。結晶的原理是根據混合物中各成分在某種溶劑里的溶解度的不同，通過蒸發減少溶劑或降低溫度使溶解度變小，從而使晶體析出。加熱蒸發皿使溶液蒸發時、要用玻璃棒不斷攪動溶液，防止由於局部溫度過高，造成液滴飛濺。當蒸發皿中出現較多的固體時，即停止加熱，
7．蒸餾 蒸餾是提純或分離沸點不同的液體混合物的方法。用蒸餾原理進行多種混合液體的分離，叫分餾。
操作時要注意：
①在蒸餾燒瓶中放少量碎瓷片，防止液體暴沸。
②溫度計水銀球的位置應與支管底口下緣位於同一水平線上。
③蒸餾燒瓶中所盛放液體不能超過其容積的2/3，也不能少於l/3。
④冷凝管中冷卻水從下口進，從上口出。
⑤加熱溫度不能超過混合物中沸點最高物質的沸點，例如用分餾的方法進行石油的分餾。
8．分液和萃取 分液是把兩種互不相溶、密度也不相同的液體分離開的方法。萃取是利用溶質在互不相溶的溶劑里的溶解度不同，用一種溶劑把溶質從它與另一種溶劑所組成的溶液中提取出來的方法。選擇的萃取劑應符合下列要求：和原溶液中的溶劑互不相溶；對溶質的溶解度要遠大於原溶劑，並且溶劑易揮發。
（1）儀器
分液漏斗
燒杯
（2）萃取操作
在分液漏斗中加溶液和萃取劑，右手堵住漏鬥上口塞，左手握活塞，倒轉用力振盪，放氣，正立放鐵圈上靜置
萃取劑選擇：1與原溶劑互不相溶、互不反應2溶質在其中溶解度比原溶劑大得多
（3）分液操作 讓分液漏斗下端緊靠燒杯內壁，打開分液漏鬥上口玻璃塞，打開活塞，讓下層液體從下面流出到分界面，再關閉活塞，上層液體由上口倒入另一燒杯
在萃取過程中要注意：
①將要萃取的溶液和萃取溶劑依次從上口倒入分液漏斗，其量不能超過漏斗容積的2/3，塞好塞子進行振盪。
②振盪時右手捏住漏鬥上口的頸部，並用食指根部壓緊塞子，以左手握住旋塞，同時用手指控制活塞，將漏鬥倒轉過來用力振盪。
③然後將分液漏斗靜置，待液體分層後進行分液，分液時下層液體從漏鬥口放出，上層液體從上口倒出。例如用四氯化碳萃取溴水裡的溴。
9．升華 升華是指固態物質吸熱後不經過液態直接變成氣態的過程。利用某些物質具有升華的特性，將這種物質和其它受熱不升華的物質分離開來，
10．滲析 利用半透膜（如膀胱膜、羊皮紙、玻璃紙等），使膠體跟混在其中的分子、離子分離的方法。常用滲析的方法來提純、精製膠體溶液。滲析的原理是擴散，要不斷更換燒杯中的蒸餾水或改為流水，以提高滲析的效果。
儀器 半透膜袋（如膀胱膜、羊皮紙、玻璃紙等）、燒杯、玻璃棒
鹽析 掌握蛋白質的鹽析和皂化反應中高級脂肪酸鈉鹽的鹽析
11各種裝置的氣密性檢查方法歸納
一、基本方法：
①受熱法：將裝置只留下1個出口，並先將該出口的導管插入水中，後採用微熱（手捂、熱毛巾捂、酒精燈微熱等），使裝置內的氣體膨脹。觀察插入水中的導管是否有氣泡。停止微熱後，導管是否出現水柱。
②壓水法：如啟普發生器氣密性檢查
③吹氣法
二、基本步驟：
①形成封閉出口
②採用加熱法、水壓法、吹氣法等進行檢查
③觀察氣泡、水柱等現象得出結論。
註：若連接的儀器很多，應分段檢查。
方法2：向導管口吹氣，漏斗頸端是否有水柱上升 用橡皮管夾夾緊橡皮管，靜置片刻，觀察長頸漏斗頸端的水柱是否下落若吹氣時有水柱上升，夾緊橡皮管後水柱不下落，說明氣密性良好。

化學實驗復習系列三：物質的提純分離、除雜和鑒別
知識再現：
對混合物分離、提純的基本要求：原理正確，操作簡便，少用試劑（主要成分）量不減少（或減少很少）， 保護環境。
Ⅰ.混合物分離、提純常用的方法:
酸、鹼處理法：此法是利用混合物中各種組分酸鹼性不同，用酸或鹼處理，從而分離提純物質，
正鹽和與酸式鹽相互轉化法
沉澱法：
氧化還原法：此法是利用混合物中某種組分能被氧化（被還原）的性質來分離提純物質，
電解法：此法是利用電解原理來分離提純物質，如電解冶煉鋁；

吸附法：混合物中的某種組分易被某種吸附劑吸附，如用木炭使蔗糖溶液脫去有機色素
Ⅱ.常見物質除雜方法序號 原物 所含雜質 除雜質試劑 主要操作方法
1 N2 O2 灼熱的銅絲網 用固體轉化氣體
2 CO2 H2S CuSO4溶液 洗氣
3 CO CO2 NaOH溶液 洗氣
4 CO2 CO 灼熱CuO 用固體轉化氣體
5 CO2 HCI 飽和的NaHCO3 洗氣
6 H2S HCI 飽和的NaHS 洗氣
7 SO2 HCI 飽和的NaHSO3 洗氣
8 CI2 HCI 飽和的食鹽水 洗氣
9 CO2 SO2 飽和的NaHCO3 洗氣
10 炭粉 MnO2 濃鹽酸（需加熱） 過濾
11 MnO2 C -------- 加熱灼燒
12 炭粉 CuO 稀酸（如稀鹽酸） 過濾
序號 原物 所含雜質 除雜質試劑 主要操作方法
13 AI2O3 Fe2O3 NaOH(過量)，CO2 過濾
14 Fe2O3 AI2O3 NaOH溶液 過濾
15 AI2O3 SiO2 鹽酸`氨水 過濾
16 SiO2 ZnO HCI溶液 過濾，
17 BaSO4 BaCO3 HCI或稀H2SO4 過濾
18 NaHCO3溶液 Na2CO3 CO2 加酸轉化法
19 NaCI溶液 NaHCO3 HCI 加酸轉化法
20 FeCI3溶液 FeCI2 CI2 加氧化劑轉化法
21 FeCI3溶液 CuCI2 Fe 、CI2 過濾
22 FeCI2溶液 FeCI3 Fe 加還原劑轉化法
23 CuO Fe (磁鐵) 吸附
24 Fe(OH)3膠體 FeCI3 蒸餾水 滲析
25 CuS FeS 稀鹽酸 過濾
26 I2晶體 NaCI -------- 加熱升華
27 NaCI晶體 NH4CL -------- 加熱分解
28 KNO3晶體 NaCI 蒸餾水 重結晶.
29 乙烯 SO2、H20 鹼石灰 加固體轉化法
30 乙烷 C2H4 溴的四氯化碳溶液 洗氣
31 溴苯 Br2 NaOH稀溶液 分液
32 甲苯 苯酚 NaOH溶液 分液
33 己醛 乙酸 飽和Na2CO3 蒸餾
34 乙醇 水（少量） 新制CaO 蒸餾
35 苯酚 苯 NaOH溶液、CO2 分液
Ⅲ.物質的鑒別專題總結
1．物理方法
觀察法：主要是通過觀察被鑒別物質的狀態、顏色等進行，如鑒別相同濃度氯化鐵和氯化亞鐵溶液溶液；
嗅試法：主要通過判斷有揮發性氣體物質的不同氣味來進行，如鑒別氨氣和氫氣；
水溶法：主要通過觀察鑒別物質在水中的溶解情況來進行，如鑒別碳酸鈉和碳酸鈣；
加熱法：主要適用於易升華的物質鑒別，如單質碘、萘的鑒別；（此方法在化學方法中也用到）
熱效應法：常用於某些物質溶於水後溶液溫度有明顯變化的物質，如銨鹽、濃硫酸、燒鹼的鑒別；
焰色法：常用於某些金屬或金屬離子的鑒別，如鉀鹽、鈉鹽的鑒別。
2．化學方法
加熱法：如碳酸氫鹽、硝酸鹽、銨鹽等鹽類及難溶性鹼等受熱易分解、結晶水合物的受熱失水等等；
水溶性（或加水）法：如無水硫酸銅遇水呈藍色，或其水溶液呈藍色，電石遇水有氣體放出等等；
指示劑測試法：常用石蕊、酚酞及pH試紙等來檢驗待鑒別溶液或液體的酸、鹼性，如等物質的量濃度的醋酸銨、氯化鋁、小蘇打、蘇打（用pH試紙）；
點燃法：主要用於檢驗待鑒別氣體物質的助燃性或可燃性的有無，以及可燃物的燃燒現象、燃燒產物的特點等等，如乙炔燃燒產生大量黑煙，氫氣在氯氣中燃燒火焰呈蒼白色；
指示劑法：主要是利用待鑒別物質性質的差異性，選擇適合的試劑進行，如鑒別硫酸銨、硫酸鈉、氯化銨、氯化鈉四種溶液，可選用氫氧化鋇溶液；鑒別甲酸、甲醛、葡萄糖、甘油四種溶液，可選用新制氫氧化銅懸濁液，然後分別與其共熱；
分組法：當被鑒別的物質較多時，常選擇適合的試劑將被鑒別物質分成若干小組，然後再對各小組進行鑒別，如鑒別純鹼、燒鹼、水、氯化鋇、硫酸、鹽酸六種無色溶液（液體）時，可選用石蕊試液將上述六種溶液分成三個組（酸性、鹼性、中性），然後再對各組進行鑒別。
3．其他方法
只用一種試劑法：如只有蒸餾水和試管，鑒別以下幾種白色固體粉末，氫氧化鋇、無水硫酸銅、硫酸鈉、氯化鋁、氯化鈉時，先檢驗出硫酸銅，然後再依次鑒別出氫氧化鋇、硫酸鈉、氯化鋁、氯化鈉；
不同試劑兩兩混合法：如不用任何試劑鑒別下列四種無色溶液，純鹼、燒鹼、硫酸鋁、氯化鋇，分別取少量，任取一種與其餘三種溶液混合，記錄實驗現象；
兩種溶液自我鑒別法：如兩瓶失去標簽，外觀無任何區別的無色溶液，只知一瓶是鹽酸，一瓶是碳酸鹽，不用其他試劑進行鑒別。

化學實驗復習：氣體的制備
介面的連接
一般應遵循裝置的排列順序。對於吸收裝置，若為洗氣瓶則應「長」進（利於雜質的充分吸收）「短」出（利於氣體導出），若為盛有鹼石灰的乾燥管吸收水分和CO2，則應「大」進（同樣利用CO2和水蒸氣的充分吸收）「小」出（利於余氣的導出），若為排水量氣時應「短」進「長」出，排出水的體積即為生成氣體的體積。
1、氣體實驗裝置的設計
（1）裝置順序：制氣裝置→凈化裝置→反應或收集裝置→除尾氣裝置
（2）安裝順序：由下向上，由左向右
（3）操作順序：裝配儀器→檢驗氣密性→加入葯品→進行實驗
2、氣體發生裝置的類型
（1）設計原則：根據反應原理、反應物狀態和反應所需條件等因素來選擇反應裝置。
（2）裝置基本類型：

（4）裝置氣密性的檢驗
3、凈化、乾燥與反應裝置
（1）雜質產生原因：①反應過程中有揮發性物質，如用鹽酸製取的氣體中一般有HCl；從溶液中冒出的氣體中含有水氣。②副反應或雜質參加反就引起，如制乙烯時含SO2；乙炔中的H2S等。
（2）裝置基本類型：根據凈化葯品的狀態及條件來設計
（3）氣體的凈化劑的選擇
選擇氣體吸收劑的依據：氣體的性質和雜質的性質的差異。主要考慮的是吸收效果，而不是現象。選擇一種與雜質反應快而且反應完全的除雜劑。
一般情況下：①易溶於水的氣體雜質可用水來吸收；②酸性雜質可用鹼性物質吸收；③鹼性雜質可用酸性物質吸收；④水分可用乾燥劑來吸收；⑤能與雜質反應生成沉澱（或可溶物）的物質也可作為吸收劑。
選用吸收劑的原則：①只能吸收氣體中的雜質，而不能與被提純的氣體反應。②不能引入新的雜質。在密閉裝置中進行，要保持裝置氣體暢通。
（4）氣體乾燥劑的類型及選擇
常用的氣體乾燥劑按酸鹼性可分為三類：
①酸性乾燥劑，如濃硫酸、五氧化二磷、硅膠。酸性乾燥劑能夠乾燥顯酸性或中性的氣體，如CO2、SO2、NO2、HCI、H2、Cl2 、O2、CH4等氣體。
②鹼性乾燥劑，如生石灰、鹼石灰、固體NaOH。鹼性乾燥劑可以用來乾燥顯鹼性或中性的氣體，如NH3、H2、O2、CH4等氣體。
③中性乾燥劑，如無水氯化鈣等，可以乾燥中性、酸性氣體，如O2、H2、CH4等。
在選用乾燥劑時，顯鹼性的氣體不能選用酸性乾燥劑，顯酸性的氣體不能選用鹼性乾燥劑。有還原性的氣體不能選用有氧化性的乾燥劑。能與氣體反應的物質不能選作乾燥劑，如不能用CaCI2來乾燥NH3（因生成 CaCl2·8NH3），不能用濃 H2SO4乾燥 NH3、H2S、HBr、HI等。
（5）氣體凈化與乾燥裝置連接次序
洗氣裝置總是進氣管插入接近瓶底，出氣管口略出瓶塞。乾燥管總是大口進，小口出氣。
一般情況下，若採用溶液作除雜試劑，則是先除雜後乾燥；若採用加熱除去雜質，則是先乾燥後加熱。對於有毒、有害的氣體尾氣必須用適當的溶液加以吸收（或點燃），使它們變為無毒、無害、無污染的物質。如尾氣Cl2、SO2、Br2（蒸氣）等可用NaOH溶液吸收；尾氣H2S可用CuSO4或NaOH溶液吸收；尾氣CO可用點燃法，將它轉化為CO2氣體。
4、收集裝置
1、設計原則：根據氣體的溶解性或密度
（1）易溶或與水反應的氣體：用向上（或下）排空氣法
（2）與空氣成分反應或與空氣密度相近的氣體：排水（液）法
（3）可溶性氣體考慮用排液法
（4）兩種方法皆可用時，排水法收集的氣體較純。若欲製取的氣體要求乾燥，用排空氣法或排非水溶劑法。
2、裝置基本類型：
5、尾氣處理裝置-安全裝置
尾氣的處理方法：直接排放、直接吸收、防倒吸吸收、燃燒處理
處理裝置
（1）直接吸收

（2）防止倒吸裝置的設計
在某些實驗中，由於吸收液的倒吸，會對實驗產生不良的影響，如玻璃儀器的炸裂，反應試劑的污染等，因此，在有關實驗中必須採取一定的措施防止吸收液的倒吸。防止倒吸一般採用下列措施：
a切斷裝置：將有可能產生液體倒吸的密閉裝置系統切斷，以防止液體倒吸，如實驗室中製取氧氣、甲烷時，通常用排水法收集氣體，當實驗結束時，必須先從水槽中將導管拿出來，然後熄滅酒精燈。
b設置防護裝置：①倒立漏斗式：這種裝置可以增大氣體與吸收液的接觸面積，有利於吸收液對氣體的吸收。當易溶性氣體被吸收液吸收時，導管內壓強減少，吸收液上升到漏斗中，由於漏斗容積較大，導致燒杯中液面下降，使漏鬥口脫離液面，漏斗中的吸收液受自身重力的作用又流回燒瓶內，從而防止吸收液的倒吸。下一個裝置所示，對於易溶於水難溶於有機溶劑的氣體，氣體在有機溶劑不會倒吸。②肚容式：當易溶於吸收液的氣體由乾燥管末端進入吸收液被吸收後，導氣管內壓強減少，使吸收液倒吸進入乾燥管的吸收液本身質量大於乾燥管內外壓強差，吸收液受自身重量的作用又流回燒杯內，從而防止吸收液的倒吸。這種裝置與倒置漏斗很類似。③蓄液式：當吸收液發生倒吸時，倒吸進來的吸收液被預先設置的蓄液裝置貯存起來，以防止吸收液進入受熱儀器或反應容器。這種裝置又稱安全瓶。④平衡壓強式：為防止分液漏斗中的液體不能順利流出，用橡皮管連接成連通裝置（見恆壓式）；⑤防堵塞安全裝置式：為防止反應體系中壓強減少，引起吸收液的倒吸，可以在密閉裝置系統中連接一個能與外界相通的裝置，起著自動調節系統內外壓強差的作用，防止溶液的倒吸。⑥為防止粉末或糊狀物堵塞導氣管，可將棉花團置於導管口處。⑦液封裝置：為防止氣體從長頸漏斗中逸出，可在發生裝置中的漏斗末端套住一隻小試管
3）防污染安全裝置：燃燒處理或袋裝
判斷原則
①有毒、污染環境的氣體不能直接排放。
②尾氣吸收要選擇合適的吸收劑和吸收裝置。
直接吸收：Cl2、H2S、NO2 防倒吸：HCl、NH3、SO2
常用吸收劑：水，NaOH溶液，硫酸銅溶液
③可燃性氣體且難用吸收劑吸收：燃燒處理或袋裝。如CO。
離子的檢驗
離子 試劑 現象 注意
沉澱法 Cl-、Br-、I-、 AgNO3+HNO3 AgCl↓白、AgBr↓淡黃、AgI↓黃
SO42- 稀HCl和BaCl2 白色沉澱 須先用HCl酸化
Fe2+ NaOH溶液 白色沉澱→灰綠色→紅褐色沉澱
Fe3+ NaOH溶液 紅褐色沉澱
Al3+ NaOH溶液 白色沉澱→溶解 不一定是Al3+
氣體法 NH4+ 濃NaOH溶液和濕潤的紅色石蕊試紙 產生刺激性氣體，使試紙變藍 要加熱
CO32- 稀鹽酸+石灰水 石灰水變渾濁 SO32-也有此現象
SO32- 稀H2SO4和品紅溶液 品紅溶液褪色
顯色法 I- Cl2水(少量)，CCl4 下層為紫色
Fe2+ KSCN溶液,再滴Cl2水 先是無變化，滴Cl2水後變紅色
Fe3+ ①KSCN溶液 紅色
②苯酚溶液 紫色
Na+、K+ Pt絲+HCl 火焰為黃色、淺紫色 K+要透過藍色鈷玻璃片
幾種重要有機物的檢驗
（1）苯 能與純溴、鐵屑反應，產生HBr白霧。能與濃硫酸、濃硝酸的混合物反應，生成黃色的苦杏仁氣味的油狀（密度大於1）難溶於水的硝基苯。
（2）乙醇 能夠與灼熱的螺旋狀銅絲反應，使其表面上黑色CuO變為光亮的銅，並產生有刺激性氣味的乙醛。乙醇與乙酸、濃硫酸混合物加熱反應，將生成的氣體通入飽和Na2CO3溶液，有透明油狀、水果香味的乙酸乙酯液體浮在水面上。
（3）苯酚 能與濃溴水反應生成白色的三溴苯酚沉澱。能與FeCl3溶液反應，生成紫色溶液。
（4）乙醛 能發生銀鏡反應，或能與新制的藍色Cu(OH)2加熱反應，生成紅色的 Cu2O沉澱。
5．用一種試劑或不用試劑鑒別物質
用一種試劑來鑒別多種物質時，所選用的試劑必須能和被鑒別的物質大多數能發生反應，而且能產生不同的實驗現象。常用的鑒別試劑有FeCl3溶液、NaOH溶液、Na2CO3溶液、稀H2SO4、Cu(OH)2懸濁液等。
不用其他試劑來鑒別一組物質，一般情況從兩個方面考慮：
①利用某些物質的特殊性質（如顏色、氣味、溶解性等），首先鑒別出來，然後再用該試劑去鑒別其他物質。
②採用一種試劑與其他物質相互反應的現象不同，進行綜合分析鑒別。
引申發散：在推斷混合溶液中肯定存在或肯定不存在的離子時，要注意以下幾點：
（1）溶液是否有顏色。某些離子在溶液中具有特殊的顏色：Fe3+——棕黃色，Fe2+——淡綠色，Cu2+——藍色（CuCl2濃溶液呈綠色）
（2）溶液的酸鹼性。從溶液的酸鹼性情況可以初步判斷某些離子是否存在。
在強酸性溶液中不能大量存在離子有：S2-、SO32-、CO32-、SiO32-、AlO2-等；在強鹼性溶液中不能大量存在離子有：NH4+、Mg2+、Al3+、Fe3+、Fe2+、Cu2+、HCO3-、Ag+等。
（3）在判斷出肯定存在的離子後，再排除跟該離子在溶液中不可能共存的離子。例如，在已肯定存在SO42-時，就應排除Ba2+的存在。
化學實驗復習系列五：化學實驗中的安全問題
考綱要求：了解實驗室一般事故的預防和處理方法。
化學實驗安全須做到以下「十防」：
1.防爆炸。
①可燃性氣體（如H2、CO、CH4、C2H4、C2H2等）在空氣中達到爆炸極限點燃時都會發生爆炸，因此點燃這些氣體前均須檢驗純度，進行這些氣體實驗時應保持實驗室空氣流通；
②H2還原CuO，CO還原Fe2O3等實驗，在加熱之前應先通氣，將實驗裝置內的空氣排出後再加熱，防止與裝置內空氣混合受熱發生爆炸。
③活潑金屬與水或酸反應要注意用量不能過大；
④銀氨溶液應現配現用，並且配製時氨水不能過量。
2.防儀器炸裂。
①給燒瓶、燒杯等加熱時要墊石棉網；在試管中加熱固體時（如制氧氣、制氨氣、制甲烷、氫氣還原氧化銅等），管口要略向下傾斜；
②在集氣瓶中點燃金屬時，瓶中要加少量水或鋪一層細沙；
③玻璃儀器加熱前外壁要乾燥，在加熱過程中不能逐及焰芯；
④熱儀器不能立即用水刷洗。
3.防液體飛濺。
①濃硫酸與水、濃硝酸、乙醇等混合時，應將濃硫酸小心沿容器壁慢慢加入另一液體中，邊加邊振盪。而不能將液體注入濃硫酸中，更不要將濃硫酸與碳酸鈉溶液混合；
②加熱沸點較低的液體混合物時，要加細瓷片以防暴沸；加熱試管中的液體，管口不能對人；
③蒸發溶液要用玻璃棒攪拌。
4.防液體倒吸。
①氯化氫和氨氣等易溶性氣體溶於水要連接防倒吸的裝置；
②加熱氯酸鉀制氧氣等實驗並用排水法收集後，停止加熱前應先將導氣管從水中取出；
③實驗室制乙酸乙酯，因裝置內氣壓不穩定，也要防倒吸。
5.防導管堵塞。
①制氣裝置若發生導管堵塞，將導致裝置內壓強增大，液體噴出。因此，制氧氣和乙炔時，發生裝置的導管口附近要塞一團疏鬆的棉花，以防導管被固體或漿狀物堵塞。（你還見過哪些分堵塞的裝置？）
6.防中毒。
①不能用手直接接觸化學葯品；
②不能用嘴品嘗葯品的味道；
③聞氣味時，應用手輕輕扇動，使少量氣體進入鼻孔；
④制備或使用有毒氣體的實驗，應在通風廚內進行，尾氣應用適當試劑吸收，防止污染空氣。
7.防燙傷。
①不能用手握試管加熱；
②蒸發皿和坩堝加熱後要用坩堝鉗取放（石棉網上）。
8.防割傷。
刷洗、夾持或使用試管等玻璃儀器時，要注意進行正確操作，以防被割傷。
9.防火災。
①易燃物要妥善保管，用剩的鈉或白磷要立即放回煤油或水中（其它葯品能放回原試劑瓶嗎？）
②酒精燈內的酒精量不能多於容積的2/3，不得少於容積的1/4，不能用燃著的酒精燈去點燃另一隻酒精燈，不能用嘴吹滅酒精燈。
③萬一發生火災，應選用合適的滅火劑撲滅，如少量酒精著火，可用濕抹布蓋滅或用水澆滅，活潑金屬著火可用砂土埋滅。
10.防環境污染。
①實驗剩餘的葯品既不能放回原瓶，也不要隨意丟棄，更不要拿出實驗室，要放人指定的容器或廢液缸內。所有實驗廢棄物應集中處理，不能隨意丟棄或傾倒，；
②能相互反應生成有毒氣體的廢液（如硫化鈉溶液和廢酸等）不能倒入同一廢液缸中；涉及有毒氣體的實驗要有尾氣處理裝置（如實驗室制氯氣時用氫氧化鈉溶液吸收多餘的氯氣，一氧化碳還原氧化鐵的實驗中可用氣球將多餘的一氧化碳收集起來或使其通過鹼液後點燃除去）。
③汞灑落地面應及時用硫黃粉覆蓋，防止汞蒸氣中毒。
常見事故的處理
事故 處理方法
酒精及其它易燃
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㈢ 鄰二甲苯、碳九芳烴的性能,用途及重要性,其國標、行標如何規定，生產方法有那些，現有工業裝置情況

對二甲苯(PX)是石化工業主要的基本有機原料之一，在化纖、合成樹脂、農葯、醫葯、塑料等眾多化工生產領域有著廣泛的用途。近年來，隨著對苯二甲酸(PTA)產能的迅猛增加，我國呈現出對二甲苯供不應求、價位居高不下的局面。據預測，世界PX市場在2001-2008年內，年增長速度為4.5%，同期消費量增長速度為6.5%。但不同地區增長速度有較大的差異。其中，亞洲地區PTA工業發展迅速，區域內PX供應已趨緊張，今後5年將成為全球PX增長的重點區域。此外，中東地區由於新建計劃不斷，今後5年PX的增長也較快。
隨著我國經濟的快速發展，對二甲苯作為最重要的基本有機化工原料之一，其需求在過去的5年裡已經呈現了強勁的增長態勢。受下游產品(主要是PTA工業)的迅速發展，未來幾年的PX市場需求將呈快速上升態勢，預計需求量年平均增長24.9%，年消費增長率達22.4%。預計2010年，中國PTA裝置消費的PX將達到54-61Mt，裝置產能的建設遠落後於需求的增長，中國PX需求和產量之間的缺口將進一步擴大。
典型的對二甲苯生產方法是從石腦油催化重整生成的熱力學平衡的混二甲苯(C8A)中通過多級深冷結晶分離或分子篩模擬移動床吸附分離(簡稱吸附分離)技術，將對二甲苯從沸點與之相近的異構體混合物中分離出來。而對於鄰位和間位的二甲苯及乙苯的處理，往往採取混二甲苯異構化(簡稱異構化)技術，使之異構化為對二甲苯。甲苯歧化和烷基轉移技術是充分利用工業上廉價的甲苯和碳九芳烴/碳十芳烴(C9A/C10A)轉化為混二甲苯和苯的有效途徑。對於芳烴聯合裝置，50%以上的混二甲苯由該技術生產，該技術是工業上增產對二甲苯的主要手段。甲苯選擇性歧化是生產對二甲苯的一個新途徑。近年來，隨著催化劑性能的不斷提高，該工藝取得了長足的進展。隨著乙烯產能的不斷提高，甲苯總量將呈上升趨勢，從而使該工藝具有良好的市場前景。
本文綜述了這兩條增產對二甲苯技術路線近年來的進展，並提出了該領域的技術發展趨向。
1 甲苯歧化與烷基轉移工藝技術
1.1 典型的生產工藝流程
傳統的甲苯歧化生產工藝流程是20世紀60年代末由美國UOP公司與日本TORAY公司聯合開發的臨氫固定床Tatoray工藝。上海石油化工研究院(SRIPT)進行該技術領域的開發已逾30年，研發的S-TDT工藝已於1997年實現了工業化。與Tatoray工藝相比，S-TDT工藝允許原料中含C10重芳烴，使用具有國際領先水平的HAT甲苯歧化催化劑，裝置的能耗和物耗低，從而使該工藝具有優良的技術經濟指標。
S-TDT甲苯歧化工藝簡要流程為：含有甲苯與含C10重芳烴的C9A原料與循環氫混合後，經反應器進出口換熱器換熱後，由加熱爐加熱到所需的反應溫度，進入固定床絕熱反應器，在催化劑的作用下，反應生成苯和混二甲苯。反應流出物經反應器進出口換熱器換熱後，再經冷卻，進入高壓分離罐，分離得到的芳烴液體進入下游分餾單元。分離得到的氣體，其中一部分外排，絕大部分氣體與補充氫混合後進入循環氫壓縮機，經增壓後用作循環氫。
1.2 甲苯歧化與烷基轉移技術研發進展
1.2.1 TA甲苯歧化催化劑及Tatoray技術
美國UOP公司與日本TORAY公司聯合研發了Tatoray甲苯歧化與烷基轉移技術，該技術於1969年工業化以來，由於其採用固定床臨氫氣相反應，操作穩定，運行周期長，技術經濟指標先進，目前在全世界已有50多套裝置使用該項技術，是本領域工業化的主要技術。該工藝20世紀90年代使用的是TA-4催化劑，從1997年起TA-5催化劑獲得工業應用。目前國外Tatoray工藝主要使用TA-4和TA-5催化劑。
UOP公司最新研發了新一代金屬加氫脫烷基的TA-20催化劑。由於具有金屬加氫裂解功能，提高了催化劑的重芳烴處理能力，能夠加工甲苯質量分數為30%的混合進料，允許原料中含有質量分數為1%的烷烴。與原先的TA-4和TA-5催化劑相比，TA-20催化劑的長周期穩定性也得到了改善。
1.2.2 HAT系列甲苯歧化催化劑及S-TDT技術
為了適應芳烴聯合裝置在反應器及壓縮機不作改動而實現擴能改造的需要，SRIPT研究開發了HAT系列甲苯歧化與烷基轉移催化劑，其中HAT-095，HAT-096，HAT-097催化劑已從1996年起成功地應用於國內規模為1.3-12.3 Mt/a的甲苯歧化裝置上，並且以HAT催化劑為核心技術的S-
TDT甲苯歧化成套技術及催化劑已出口伊朗。表1列出了已工業化的HAT催化劑的主要性能指標。從表1可看出，從HAT-095催化劑到HAT-097催化劑，催化劑的處理能力大幅度增加，而氫烴比卻越來越低，現有裝置在壓縮機不更換的條件下，僅更換催化劑就能實現擴能的目的。同時由於反應進料中允許的C10A的含量越來越高，歧化裝置可以加工的重芳烴量越來越多，有效地提高了苯和混二甲苯的產量，提高了裝置的經濟效益。
HAT催化劑的芳烴處理能力與國外同類工業催化劑相比有了較大幅度的增加，工業運轉結果表明，其綜合性能達到了國際先進水平。已完成研發的HAT-099催化劑將C10A作為第3種反應原料，允許C9A原料中C10A的質量分數達到25%-30%。HAT-099催化劑的研發成功，將有效地提高重芳烴的利用率，從而較大幅度地增產混二甲苯，達到增產對二甲苯的目的。

近年來，要求甲苯歧化裝置能夠處理高含量的C9A原料，以生產更多的C8A，滿足對二甲苯擴能的需要。SRIPT進行了大孔β沸石催化甲苯和C9A歧化與烷基轉移反應的研究，所研製的MXT-01催化劑實驗結果表明，在反應進料中C9A的質量分數高達50%，高空速、低氫烴比條件下，其總摩爾轉化率達到46%以上，C8A芳烴與苯的摩爾比在3.7以上。與HAT絲光沸石催化劑相比，MXT-01催化劑具有較高的混二甲苯收率，現已完成歧化生產裝置中的工業側線試驗。
1.2.3 MTDP-3甲苯歧化與烷基轉移技術
MTDP-3甲苯歧化與烷基轉移技術是Mobil公司開發的能加工一定量C9A的技術。該技術由於使用的是ZSM-5分子篩，要求反應進料中C9A的質量分數不高於25%。允許在低氫烴摩爾比(小於等於3)條件下運轉是該技術的競爭優勢。
在MTDP-3技術的基礎上，為了提高處理C9A及部分C10A原料的能力，Mobil公司與台灣中國石油公司(CPC)聯合開發了TransPlus工藝，並於1997年在中國台灣的林園石化廠首次工業化。該技術使用了一種具有較好的重芳烴輕質化功能的催化劑，從而使其能夠加工含有一定量C10A和C9A的原料。據稱，C9原料中允許C10A的質量分數最高可達25%以上，反應混合原料中C9A的質量分數可達到40%以上，但至今尚未有工業化數據報道。典型的操作條件為：反應溫度385-500℃，反應壓力2.1-2.8MPa，芳烴質量空速2.5-3.6h-1，氫烴摩爾比不大於3,總轉化率為45%-50%。
1.2.4 其它工藝技術
Arco-IFP公司的二甲苯增產法(Xylene-Plus)於1968年實現工業化，使用稀土Y型沸石，活性和選擇性低，分別為28%-30%和92.5%；由於使用移動床反應器，催化劑需連續再生，能耗大。可以用甲苯和C9A為原料。原料中允許的C¬9A含量較低，迄今世界上已工業化的裝置僅有4套。
Cosden公司的T2BX法於1985年實現工業化，操作壓力較高(4.1MPa)，轉化率為44%，採用絲光沸石作催化劑，可用甲苯和C9A芳烴作反應原料。近年來未見新的報道。
2 甲苯擇形歧化制高濃度對二甲苯的技術
2.1 概述
擇形催化可有效地抑制副反應，大大提高目的產物的選擇性，使分離工藝過程簡化，能耗及投資大幅度減小，因此可有效地提高裝置的經濟效益。但甲苯擇形歧化反應只能用於純甲苯原料。
甲苯擇形歧化反應要得到高的對位選擇性，適宜的分子篩孔徑大小以及外表面鈍化至關重要。分子篩晶體的外表面鈍化旨在使快速擴散出分子篩孔道的對二甲苯，在分子篩外表面不再發生異構化反應，又可生成熱力學平衡的混二甲苯。
到目前為止，有關ZSM-5分子篩用於甲苯選擇性歧化方面的專利報道多來自Mobil公司，少量涉及到與ZSM-5分子篩有類似孔道結構的ZSM-11分子篩。
2.2 國外開發的技術
2.2.1 MSTDP及PXMAX甲苯擇形歧化技術
最先實現工業化的甲苯擇形歧化技術是Mobil公司1988年推出的採用原位改性技術的MSTDP工藝。MSTDP裝置在義大利Gela城的EniChem煉油廠成功運行。其工業化的技術指標為：甲苯轉化率25%-30%，對位選擇性85%-90%，反應產物中苯與二甲苯的摩爾比為1.44。
1996年該公司又推出了採用異位改性的PX-MAX技術，對二甲苯的選擇性可達90%以上，甲苯轉化率在30%左右。與MSTDP技術相比，採用PXMAX技術反應產物中苯與二甲苯的摩爾比有所降低，從而能獲得更多的對二甲苯。
2.2.2 PX-PLUS甲苯擇形歧化技術
UOP公司於1997年推出了據稱性能優於MSTDP工藝的PX-PLUS工藝。其主要指標為：甲苯轉化率30%，對位選擇性90%，反應產物中苯與二甲苯的摩爾比為1.37，對二甲苯收率大約為41%(以轉化的甲苯計)。1998年第一套裝置實現工業化。
UOP公司認為該技術與以分子篩吸附分離生嚴對二甲苯的芳烴聯合裝置相組合，具有良好的互補作用。使用PX-PLUS技術生產的高濃度對二甲苯的混二甲苯經簡單結晶分離後，就可獲得高純度的對二甲苯產品，殘液中的對二甲苯質量分數仍在40%以上，遠高於通常的混二甲苯中對二甲苯的含量，可以直接進入吸附分離單元。
2.3 國內開發的技術
國內在該領域的研究起步於20世紀90年代初，石油化工科學研究院(RIPP)在1999年完成了1L催化劑的工業側線試驗。主要的研究結果為：甲苯轉化率大於30%，對位選擇性大於90%，但苯與二甲苯的摩爾比較高，為1.6左右。
SRIPT於1997年進行了高對二甲苯收率的甲苯選擇性歧化催化劑的研究，目前取得了較好的研究結果。實驗室研究結果表明，甲苯轉化率以及對位選擇性分別為30%和90%，反應產物中苯與二甲苯的摩爾比達到1.4。目前已完成該催化劑的擴大試驗，正在准備工業側線試驗。
3 重芳烴脫烷基工藝技術
隨著煉油能力的增加，連續重整等芳烴生產裝置規模及數量也隨之增加，加速了重芳烴脫烷基工藝的開發。由C9A及其以上芳烴經加氫脫烷基生成混二甲苯，能有效地降低裝置規模，充分利用所有的重芳烴資源。國外該領域已報道的技術有UOP公司的Toray TAC9工藝、ZEOLYST公司的ATA技術及GTC公司的GT-TransAlk技術等。
3.1 Toray TAC9重芳烴生產混二甲苯的技術
Toray TAC9工藝是用於選擇性轉化C9-C10芳烴生成混二甲苯的技術。由於C10A也完全用於生產混二甲苯，該技術能夠從重芳烴中獲得額外的混二甲苯產品。與Tatoray技術一樣，TorayTAC9工藝也是使用臨氫固定床反應技術，氫氣的存在是為了防止結焦，主要的氫氣消耗來自手芳烴的脫烷基反應以及非芳烴的裂解反應。為了確保較高的混二甲苯收率，反應生成的苯和甲苯經脫庚烷塔分離後返回到反應器進料中。
該技術的混二甲苯收率受到3方面的影響：總的甲基與苯基的比例、C9A和C10A異構體的分布、進料中C9/C10A的值。對於純C9A進料，混二甲苯的收率在75%左右，其輕餾分的收率為21%左右。隨著進料中C10A含量的增加，混二甲苯的收率下降。
該技術於1996年首次工業應用，催化劑具有良好的穩定性，第一運轉周期在兩年以上，至1998年，已有兩套裝置使用該技術，裝置規模達到850kt/a。
3.2 ZEOLYST/SK重芳烴脫烷基及烷基轉移技術
該技術由ZEOLYST公司與韓國SK公司合作研發並工業化,該技術於1999年首次在SK公司芳烴聯合裝置上工業應用。
使用貴金屬的ATA-11催化劑具有良好的穩定性，第一次運轉時間在3年以上，且具有良好的加氫脫烷基功能，生成的C8A中乙苯的質量分數很低(約2%左右)，是良好的異構化原料。但由於裂解功能太強，芳環的損失大，強烈放熱使反應床層溫升過高，要求物料與催化劑的接觸時間不能長，需在高空速條件下運轉。過高氫耗及放熱，造成了進料加熱爐以及下游汽提塔等操作困難，因此使用該技術之前必須對現裝置進行改造。該技術適用於C9+A加氫脫烷基反應。
3.3 GT-TransAlk重芳烴脫烷基及烷基轉移技術
美國GTC公司的GT-TransAlk技術是用於處理C9A/C10A的重芳烴輕質化技術。該技術的特點是原料中不含甲苯，並與甲苯甲基化及結晶分離技術組成一個成套的芳烴技術。
4 未來增產二甲苯工藝技術的發展趨向
由於對二甲苯市場前景良好，未來若干年，相關企業都以現有裝置的改造擴能為主要追求目標，有些企業也有新建裝置的需求。使得其新技術的研究及現有技術的改進不斷提高，成為石油化工領域的研發重點。
4.1 傳統的甲苯歧化與烷基轉移技術
對於現有的甲苯歧化與烷基轉移裝置，未來發展的方向主要是提高目的產物的選擇性、有效地降低裝置的物耗、進一步提高空速和降低氫烴比的新型催化劑的研發，以滿足裝置不斷擴能的要求。
為提高混二甲苯收率，通過選用合適的大孔催化材料以及表面酸性的調變，適當加強烷基轉移反應，抑制甲苯歧化反應，從而增加混二甲苯的產量、減少苯的生成量，達到增產對二甲苯的目的。目前SRIPT已開發成功的非絲光沸石型MXT-01催化劑已經完成了工業側線試驗。結果表明，在WHSV為2.5h-1、反應溫度低於400℃時，催化劑的總轉化率不低於46%，選擇性不低於89%，苯與二甲苯的摩爾比在3.5以上，產物中混二甲苯的選擇性達到73%。
隨著芳烴聯合裝置的大型化，重芳烴的量已非常可觀，如何充分利用重芳烴在很大程度上影響到整個聯合裝置的經濟效益。目前在工業裝置操作中，為防止較重的C11及其以上烴組分帶入反應器進料中，不得不使部分C10A隨C11A及其以上烴排放出界外，造成了重芳烴資源的損失。因此，開發出一種能處理更多C10A，甚至所有重芳烴的催化劑及其技術將是未來重芳烴利用的研發重點。
直接加工不經芳烴抽提的高非芳烴含量的甲苯原料，也是未來發展的趨向之一。該技術能有效地降低抽提單元的負荷，達到擴能和降低能耗的目的。但整個裝置的苯產品中的非芳烴含量有所增加。因此，確保苯質量合格、適宜於加工高非芳烴含量的甲苯原料的催化劑的研發也是至關重要的。
4.2 甲苯擇形歧化及甲基化制對二甲苯技術
4.2.1 甲苯擇形歧化技術
進一步提高對位選擇性以及對二甲苯的收率仍是該技術今後的研究重點。越來越高的對位選擇性將大幅度地降低分離能耗，有效地降低對二甲苯的生產成本。
4.2.2 甲苯擇形歧化與苯/C9A烷基轉移組合工藝
盡管甲苯選擇性歧化反應可以生成高對二甲苯含量的混二甲苯，但該技術只能使用純甲苯。對於芳烴聯合裝置，大量廉價的C9及其以上的芳烴資源無法充分利用。為此，SRIPT提出了芳烴聯合裝置中甲苯選擇性歧化技術與苯/C9A烷基轉移技術相結合的組合工藝。
SRIPT於2003年3月完成了苯和C9A烷基轉移技術的研發。實驗室研究結果表明，在反應原料苯與C9A質量比為60/40、質量空速1.5h-1的條件下，苯和C9A的總轉化率在50%以上，生成的甲苯和混二甲苯選擇性在90%以上。
該組合工藝中，甲苯擇形歧化生成的苯可作為苯/C9A烷基轉移單元的原料，而苯/C9A烷基轉移單元生成的甲苯則作為前者的原料，既充分應用了甲苯選擇性歧化技術，又利用了C9A，最大程度地生產高對二甲苯含量的混二甲苯。
近年來由於對結晶機理的充分研究，使得冷凍結晶分離技術得到了長足的進步，其經濟指標日益增強。結合組合工藝生產的高對二甲苯含量的混二甲苯，使用結晶分離技術將大幅度降低分離成本，已經具備了與分子篩吸附分離技術相抗衡的競爭力。對二甲苯生產技術中結晶分離技術的應用將具有良好的市場前景。
4.2.3 甲苯甲醇甲基化制高濃度對二甲苯技術
甲苯甲醇烷基化合成對二甲苯是增產對二甲苯的一條新的工藝路線，為甲苯轉化和廉價甲醇利用提供了新的途徑。20世紀70年代以來，國內外相繼開展以Y分子篩和ZSM-5分子篩催化劑為基礎的甲苯選擇性烷基化合成研究，特別是對ZSM-5分子篩硅鋁比、晶粒大小、Pt，Mg，Sb/鹼(土)金屬改性及P，Si，B等元素改性和水蒸氣處理等對催化劑結構、酸性與催化性能之間的關聯進行了大量研究。以Mobil公司採用分子篩硅鋁摩爾比為450、970℃蒸汽處理45min的P/HZSM-5催化劑為例，在反應溫度600℃、反應壓力0.28MPa、WHSV4h-1、n(甲苯)/n(甲醇)/n(水)/n(氫)=2/1/6/6的工藝條件下進行甲基化反應，甲醇轉化率為97.8%，甲苯轉化率為28.4%，PX選擇性為96.8%。反應中不生成苯，副產物很少，主要是C5以下烴類，其質量分數不到1%。
該工藝目前尚未有工業化報道，其關鍵在於穩定性好、壽命長的工業催化劑研究開發及技術經濟性是否具有優勢兩大問題。最近印度石油化工公司(IPCC)和GTC公司聯合報道了所開發的GT-To-lAlkSM甲苯甲醇烷基化工藝技術的新進展，並對200kt/aPX生產裝置的技術經濟性進行了評價。甲苯烷基化採用固定床反應器和專有的高硅沸石催化劑，在反應溫度400-450℃、反應壓力0.1-0.5MPa、甲苯與甲醇質量比為1.35/1條件下，PX選擇性達到85%以上，催化劑操作周期6-12月，該技術的主要特點：可把所有的重整甲苯直接送至甲苯烷基化單元，與低成本的甲醇共同作為原料生產高濃度PX的芳烴，二甲苯餾分可通過低成本的簡單結晶單元，有效回收PX，得到高純度PX，結晶分離單元建設投資比傳統吸附分離單元低得多。此外，副產物苯可忽略不計。每生產1tPX只需耗用1t甲苯(而甲苯選擇性歧化工藝中，生產1t PX需耗約2.5t甲苯，副產苯多，B與PX質量比為1.36-1.60)。經200kt/aPX裝置技術經濟評價，使用原料甲苯2.34Mt/a、甲醇1.73Mt/a，可獲得PX濃縮物2.33Mt/a；甲苯與甲醇的價格分別以260美元/t、110美元/t計，年凈利潤約1900萬美元，總投資成本7000萬美元左右。
此項技術如與其它芳烴處理裝置組合，即由GA-TolAlk甲苯甲醇甲基化技術、GT-TransAlk重方烴烷基轉移技術、GT-IsomPX異構化技術和CrystPX結晶技術4套單元加蒸餾單元構成的現代PX生產聯合裝置，將顯示出更大的優越性與靈活性。對於400kt/a PX裝置的PX回收方法，與單用傳統(吸附分離)混合二甲苯進料裝置相比，現代組合的PX回收的投資費用可節省10%，每噸PX的現金成本可減少2.6%，石腦油原料需要量可降低53.8%左右。
目前由於受甲醇價格、過多的廢水生成以及維持長周期運轉等因素的影響，該技術的工業化前景有待進一步考察。但隨著天然氣化工的發展以及催化劑技術的進步，該技術具有良好的應用前景。
4.3 工程化研究
隨著芳烴聯合裝置催化技術的發展，裝置的規模日益擴大，產品的生產成本要求越來越低，在工藝及分離兩個方面都要求進一步開展工程化技術研究。在反應工藝方面，主要的核心是反應器的研究，大型換熱設備及裝置熱聯合研究等課題。隨著裝置的大型化，選擇合適的反應器類型以及如何確保氣流均勻分布是反應器研究的主要內容。SRIPT在軸向固定床氣流均勻分布方面做了深入的研究，並可用於工業設計。大型換熱器換熱效率的高低在很大程度上決定了整個裝置能耗的高低。法國PAKINNOX公司的板式換熱器代表著目前的最先進水平，SRIPT在年處理量分別為870kt和1Mt的甲苯歧化裝置上已使用了該換熱器，預期將大大降低反應器加熱爐的負荷。
在產品分離方面，主要集中在結晶分離技術上，Niro/TNO冷凍結晶分離提純技術代表著該領域的先進水平。該技術是Bremen大學於1993年分別與Niro Process Technology和TNO Institute ofEnviromental Sciences，Energy Technology and Pro-Cess Innovation合作開發的分離提純技術。與傳統冷凍結晶分離提純技術基於層狀冷凍結晶過程不同，Niro/TNO冷凍結晶分離提純技術基於懸浮態冷凍結晶過程，整體能源消耗降低至傳統冷凍結晶過程的10%左右。
目前國內該領域的研究，尚未見有關報道。
5 具有前瞻性的對二甲苯合成新技術的研發
在新的工藝路線方面，Exxon-Mobil公司最近報道了蒸汽裂解副產裂解氣中含C4+二烯烴(如環戊二烯、丁二烯、戊二烯、己二烯和甲基環戊二烯等)與C1-C3含氧化合物(如甲醇、二甲醚、乙醇、二乙醚或甲醇與二甲醚混合物等)選擇性轉化成對二甲苯、乙烯和丙烯的新工藝。催化劑為含有質量分數4.5%P的ZSM-5分子篩(SiO2與Al2O3摩爾比為450)，固定床反應器，反應溫度430℃，反應壓力0.1-MPa，質量空速0.5h-1,原料m(雙戊二烯)/m(甲苯)/m(甲醇)/m(水)為1.25/1.25/22.5/75，環戊二烯與甲醇反應，高選擇性地轉化為對二甲苯，甲醇同樣可高選擇性地轉化為乙烯、丙烯和對二甲苯，雙環戊二烯轉化率為100%，甲苯轉化率為10%，甲醇轉化率為20%。產物質量組成為：對二甲苯30%，乙烯25%，丙烯22%，其餘為C4+烯烴和除對二甲苯以外的C8+/芳烴。
Exxon-Mobil公司又報道了合成氣與甲苯催化甲基化合成對三甲苯的新工藝。採用Cr-Zn-Mg-O負載MgO/HZSM-5組成的催化劑，在原料n(H2)/n(CO)/n(甲苯)=2/1/0.25、反應溫度460℃、反應壓力0.17MPa、質量空速1.5h-1的條件下，甲苯轉化率為26.0%，二甲苯選擇性為84.2%，其中對二甲苯選擇性為74.5%，催化劑穩定性良好，預計壽命可達4100h。添加金屬氧化物的作用是抑制沸石外表面酸中心的形成，降低沸石的狹窄孔道中鄰位與間位二甲苯的生成，即降低甲苯在非對位上的烷基化，抑制對二甲苯異構化，從而提高對二甲苯的選擇性。
UOP公司最近也報道了以噴霧浸漬法制備的硫酸氧鋯為催化劑，液相法非臨氫的甲苯歧化與C9A烷基轉移的改進工藝。當甲苯原料中含有質量分數30%的1,2,4-三甲苯時，在反應溫度160℃、反應壓力900kPa、液態空速2.0h-1條件下進行反應，反應160min時，二甲苯收率最高。此時反應產物在線分析結果表明，二甲苯質量分數為17%，三甲苯質量分數為20%。失活的催化劑可以再生。
上述利用副產重烯烴和合成氣與甲苯、甲醇選擇性轉化合成對二甲苯的新工藝研究開發是值得關注的研究動向。
6 結語
由於受下游產品市場的影響，對二甲苯市場將呈現供方市場狀態。新建或現有裝置擴能將成必然趨勢。受石腦油總量的限制，立足現有規模，使用新技術增加混二甲苯，從而增產對二甲苯產量是目前主要的技術手段。使用高乙苯轉化率的異構化催化劑、設法提高吸附分離進料中對二甲苯的濃度，是芳烴聯合裝置擴能的主要途徑。甲苯選擇性歧化生產對二甲苯是新的技術路線。甲苯擇形歧化與苯/C9A烷基轉移組合工藝將會有效地降低對二甲苯生產成本，可以大幅度地增產對二甲苯，期待早日實現工業化。重芳烴的利用也將是未來重點研究的技術，力爭近期內有新的突破。

㈣ 本人大四學生想求原油蒸餾常減壓系統的控制設計

原油蒸餾控制軟體簡介-05-26 14:54轉 永立 撫順石油化工研究院

DCS在我國煉油廠應用已有15年歷史，有20多家煉油企業安裝使用了不同型
號的DCS，對常減壓裝置、催化裂化裝置、催化重整裝置、加氫精製、油品調合等實施
過程式控制制和生產管理。其中有十幾套DCS用於原油蒸餾，多數是用於常減壓裝置的單回
路控制和前饋、串級、選擇、比值等復雜迴路控制。有幾家煉油廠開發並實施了先進控制
策略。下面介紹DCS用原油蒸餾生產過程的主要控制迴路和先進控制軟體的開發和應用
情況。
一、工藝概述
對原油蒸餾，國內大型煉油廠一般採用年處理原油250～270萬噸的常減壓裝置
，它由電脫鹽、初餾塔、常壓塔、減壓塔、常壓加熱爐、減壓加熱爐、產品精餾和自產蒸
汽系統組成。該裝置不僅要生產出質量合格的汽油、航空煤油、燈用煤油、柴油，還要生
產出催化裂化原料、氧化瀝青原料和渣油；對於燃料一潤滑油型煉油廠，還需要生產潤滑
油基礎油。各煉油廠均使用不同類型原油，當改變原油品種時還要改變生產方案。
燃料一潤滑油型常減壓裝置的工藝流程是：原油從罐區送到常減壓裝置時溫度一般為
30℃左右，經原油泵分路送到熱交換器換熱，換熱後原油溫度達到110℃，進入電脫
鹽罐進行一次脫鹽、二次脫鹽、脫鹽後再換熱升溫至220℃左右，進入初餾塔進行蒸餾
。初餾塔底原油經泵分兩路送熱交換器換熱至290℃左右，分路送入常壓加熱爐並加熱
到370℃左右，進入常壓塔。常壓塔塔頂餾出汽油，常一側線（簡稱常一線）出煤油，
常二側線（簡稱常二線）出柴油，常三側線出潤料或催料，常四側線出催料。常壓塔底重
油用泵送至常壓加熱爐，加熱到390℃，送減壓塔進行減壓蒸餾。減一線與減二線出潤
料或催料，減三線與減四線出潤料。
二、常減壓裝置主要控制迴路
原油蒸餾是連續生產過程，一個年處理原油250萬噸的常減壓裝置，一般有130
～150個控制迴路。應用軟體一部分是通過連續控制功能塊來實現，另一部分則用高級
語言編程來實現。下面介紹幾種典型的控制迴路。
1．減壓爐0．7MPa蒸汽的分程式控制制
減壓爐0．7MPa蒸汽的壓力是通過補充1．1MPa蒸汽或向0．4MPa乏氣
管網排氣來調節。用DCS控制0．7MPa蒸汽壓力，是通過計算器功能進行計算和判
斷，實現蒸汽壓力的分程式控制制。0．7MPa蒸汽壓力檢測信號送入功能塊調節器，調節
器輸出4～12mA段去調節1．1MPa蒸汽入管網調節閥，輸出12～20mA段去
調節0．4MPa乏氣管網調節閥。這實際是仿照常規儀表的硬分程方案實現分程調節，
以保持0．7MPa蒸汽壓力穩定。
2．常壓塔、減壓塔中段迴流熱負荷控制
中段迴流的主要作用是移去塔內部分熱負荷。中段迴流熱負荷為中段迴流經熱交換器
冷卻前後的溫差、中段迴流量和比熱三者的乘積。由中段迴流熱負荷的大小來決定迴流的
流量。中段迴流量為副回中路，用中段熱負荷來串中段迴流流量組成串級調節迴路。由D
CS計算器功能塊來求算冷卻前後的溫差，並求出熱負荷。主迴路熱負荷給定值由工人給
定或上位機給定。
3．提高加熱爐熱效率的控制
為了提高加熱爐熱效率，節約能源，採取了預熱入爐空氣、降低煙道氣溫度、控制過
剩空氣系數等方法。一般加熱爐控制是利用煙氣作為加熱載體來預熱入爐空氣，通過控制
爐膛壓力正常，保證熱效率，保證加熱爐安全運行。
（1）爐膛壓力控制
在常壓爐、減壓爐輻射轉對流室部位設置微差壓變送器，測出爐膛的負壓，利用長行
程執行機構，通過連桿來調整煙道氣檔板開度，以此來維持爐膛內壓力正常。
（2）煙道氣氧含量控制
一般採用氧化鋯分析器測量煙道氣中的氧含量，通過氧含量來控制鼓風機入口檔板開
度，控制入爐空氣量，達到最佳過剩空氣系數，提高加熱爐熱效率。
4．加熱爐出口溫度控制
加熱爐出口溫度控制有兩種技術方案，它們通過加熱爐流程畫面上的開關（或軟開關
）切換。一種方案是總出口溫度串燃料油和燃料氣流量，另一種方案是加熱爐吸熱一供熱
值平衡控制。熱值平衡控制需要使用許多計算器功能塊來計算熱值，並且同時使用熱值控
制PID功能塊。其給定值是加熱爐的進料流量、比熱、進料出口溫度和進口溫度之差值
的乘積，即吸熱值。其測量值是燃料油、燃料氣的發熱值，即供熱值。熱值平衡控制可以
降低能耗，平穩操作，更有效地控制加熱爐出口溫度。該系統的開發和實施充分利用了D
CS內部儀表的功能。
5．常壓塔解耦控制
常壓塔有四個側線，任何一個側線抽出量的變化都會使抽出塔板以下的內迴流改變，
從而影響該側線以下各側線產品質量。一般可以用常一線初餾點、常二線干點（90％干
點）、常三線粘度作為操作中的質量指標。為了提高輕質油的收率，保證各側線產品質量
，克服各側線的相互影響，採用了常壓塔側線解耦控制。以常二線為例，常二線抽出量可
以由二線抽出流量來控制，也可以用解耦的方法來控制，用流程畫面發換開關來切換。解
耦方法用常二線干點控制功能塊的輸出與原油進料量的延時相乘來作為常二線抽出流量功
能塊的給定值。其測量值為本側線流量與常一線流量延時值、常塔餾出油量延時值之和。
組態時使用了延時功能塊，延時的時間常數通過試驗來確定。這種自上而下的干點解耦控
制方法，在改變本側線流量的同時也調整了下一側線的流量，從而穩定了各側線的產品質
量。解耦控制同時加入了原油流量的前饋，對平穩操作，克服擾動，保證質量起到重要作
用。
三、原油蒸餾先進控制
1．DCS的控制結構層
先進控制至今沒有明確定義，可以這樣解釋，所謂先進控制廣義地講是傳統常規儀表
無法構造的控制，狹義地講是和計算機強有力的計算功能、邏輯判斷功能相關，而在DC
S上無法簡單組態而得到的控制。先進控制是軟體應用和硬體平台的聯合體，硬體平台不
僅包括DCS，還包括了一次信息採集和執行機構。
DCS的控制結構層，大致按三個層次分布：
·基本模塊：是基本的單迴路控制演算法，主要是PID，用於使被控變數維持在設定
點。
·可編程模塊：可編程模塊通過一定的計算（如補償計算等），可以實現一些較為復
雜的演算法，包括前饋、選擇、比值、串級等。這些演算法是通過DCS中的運算模塊的組態
獲得的。
·計算機優化層：這是先進控制和高級控制層，這一層次實際上有時包括好幾個層次
，比如多變數控制器和其上的靜態優化器。
DCS的控制結構層基本是採用遞階形式，一般是上層提供下層的設定點，但也有例
外。特殊情況下，優化層直接控制調節閥的閥位。DCS的這種控制結構層可以這樣理解
：基本控制層相當於單迴路調節儀表，可編程模塊在一定程度上近似於復雜控制的儀表運
算互聯，優化層則和DCS的計算機功能相對應。原油蒸餾先進控制策略的開發和實施，
在DCS的控制結構層結合了對象數學模型和專家系統的開發研究。
2．原油蒸餾的先進控制策略
國內原油蒸餾的先進控制策略，有自行開發應用軟體和引進應用軟體兩種，並且都在
裝置上閉環運行或離線指導操作。
我國在常減壓裝置上研究開發先進控制已有10年，各家技術方案有著不同的特點。
某廠最早開發的原油蒸餾先進控制，整個系統分四個部分：側線產品質量的計算，塔內汽
液負荷的精確計算，多側線產品質量與收率的智能協調控制，迴流取熱的優化控制。該應
用軟體的開發，充分發揮了DCS的強大功能，並以此為依託開發實施了高質量的數學模
型和優化控制軟體。系統的長期成功運行對國內DCS應用開發是一種鼓舞。各企業開發
和使用的先進控制系統有：組份推斷、多變數控制、中段迴流及換熱流程優化、加熱爐的
燃料控制和支路平衡控制、餾份切割控制、汽提蒸汽量優化、自校正控制等，下面介紹幾
個先進控制實例。
（1）常壓塔多變數控制
某廠常壓塔原採用解耦控制，在此基礎上開發了多變數控制。常壓塔有兩路進料，產
品有塔頂汽油和四個側線產品，其中常一線、常二線產品質量最為重要。主要質量指標是
用常一線初餾點、常一線干點和常二線90％點溫度來衡量，並由在線質量儀表連續分析
。以上三種質量控制通常用常一線溫度、常一線流量和常二線流量控制。常一線溫度上升
會引起常一線初餾點、常一線干點及常二線90％點溫度升高。常一線流量或常二線流量
增加會使常一線干點或常二線90％點溫度升高。
首先要確立包括三個PID調節器、常壓塔和三個質量儀表在內的廣義的對象數學模
型：
式中：P為常一線產品初餾點；D為常一線產品干點；T〔，2〕為常二線產品90
％點溫度；T〔，1〕為常一線溫度；Q〔，1〕為常一線流量；Q〔，2〕為常二流量
。
為了獲得G（S），在工作點附近採用飛升曲線法進行模擬擬合，得出對象的廣義對
象傳遞函數矩陣。針對廣義對象的多變數強關聯、大延時等特點，設計了常壓塔多變數控
制系統。
全部程序使用C語言編程，按照採集的實時數據計算控制量，最終分別送到三個控制
迴路改變給定值，實現了常壓塔多變數控制。
分餾點（初餾點、干點、90％點溫度）的獲取，有的企業採用引進的初餾塔、常壓
塔、減壓塔分餾點計算模型。分餾點計算是根據已知的原油實沸點（TBT）曲線和塔的
各側線產品的實沸點曲線，實時採集塔的各部溫度、壓力、各進出塔物料的流量，將塔分
段，進行各段上的物料平衡計算、熱量平衡計算，得到塔內液相流量和氣相流量，從而計
算出抽出側線產品的分餾點。
用模型計算比在線分析儀快，一般系統程序每10秒運行一次，克服了在線分析儀的
滯後，改善了調節品質。在計算出分餾點的基礎上，以計算機間通訊方式，修改DCS系
統中相關側線流量控制模塊給定值，實現先進控制。
還有的企業，操作員利用常壓塔生產過程平穩的特點，將SPC控制部分切除，依照
計算機根據實時參數計算出的分餾點，人工微調相關側線產品流量控制系統的給定值，這
部分優化軟體實際上只起著離線指導作用。
（2）LQG自校正控制
某廠在PROVOX系統的上位機HP1000A700上用FORTRAN語言開
發了LQG自校正控製程序，對常減壓裝置多個控制迴路實施LQG自校正控制。
·常壓塔頂溫度控制。該迴路原採用PID控制，因受處理量、環境溫度等變化因素
的影響，無法得到滿意的控制效果。用LQG自校正控制代替PID控制後，塔頂溫度控
製得到比較理想的效果。塔頂溫度和塔頂撥出物的干點存在一定關系，根據工藝人員介紹
，塔頂溫度每提高1℃，干點可以提高3～5℃。當塔頂溫度比較平穩時，工藝人員可以
適當提高塔頂溫度，使干點提高，便可以提高收率。按年平均處理原油250萬噸計算，
如干點提高2℃，塔頂撥出物可增加上千噸。自適應控制帶來了可觀的經濟效益。
·常壓塔的模擬優化控制。在滿足各餾出口產品質量要求前提下，實現提高撥出率及
各段迴流取熱優化。餾出口產品質量仍採用先進控制，要求達到的目標是：常壓塔頂餾出
產品的質量在閉環控制時，其干點值在給定值點的±2℃，常壓塔各側線分別達到脫空3
～5℃，常二線產品的恩氏蒸餾分析95％點溫度大於350℃，常三線350℃餾份小
於15％，並在操作台上CRT顯示上述各側線指標。在保證塔頂撥出率和各側線產品質
量之前提下優化全塔迴流取熱，使全塔回收率達到90％以上。
·減壓塔模擬優化控制。在保證減壓混和蠟油質量的前提下，量大限度拔出蠟油餾份
，減二線90％餾出溫度不小於510℃，減壓渣油運行粘度小於810■泊（對九二三
油），並且優化分配減一線與減二線的取熱。
（3）中段迴流計算
分餾塔的中段迴流主要用來取出塔內一部分熱量，以減少塔頂負荷，同時回收部分熱
量。但是，中段迴流過大對蒸餾不利，會影響分餾精度，在塔頂負荷允許的情況下，適度
減少中段迴流量，以保證一側線和二側線產品脫空度的要求。由於常減壓裝置處理量、原
油品種以及生產方案經常變化，中段迴流量也要作相應調整，中段迴流量的大小與常壓塔
負荷、塔頂汽油冷卻器負荷、產品質量、回收勢量等條件有關。中段迴流計算的數學模型
根據塔頂迴流量、塔底吹氣量、塔頂溫度、塔頂迴流入口溫度、頂循環迴流進口溫度、中
段迴流進出口溫度等計算出最佳迴流量，以指導操作。
（4）自動提降量模型
自動提降量模型用於改變處理量的順序控制。按生產調度指令，根據操作經驗、物料平
衡、自動控制方案來調整裝置的主要流量。按照時間順序分別對常壓爐流量、常壓塔各側
線流量、減壓塔各側線流量進行提降。該模型可以通過DCS的順序控制的幾種功能模塊
去實現，也可以用C語言編程來進行。模型閉環時，不僅改變有關控制迴路的給定值，同
時還在列印機上列印調節時間和各迴路的調節量。
四、討論
1．原油蒸餾先進控制幾乎都涉及到側線產品質量的質量模型，不管是靜態的還是動
態的，其基礎都源於DCS所採集的塔內溫度、壓力、流量等信息，以及塔內物料／能量
的平衡狀況。過程模型的建立，應該進一步深入進行過程機理的探討，走機理分析和辨認
建模的道路，同時應不斷和人工智慧的發展相結合，如人工神經元網路模型正在日益引起
人們的注意。在無法得到全局模型時，可以考慮局部模型和專家系統的結合，這也是一個
前景和方向。
2．操作工的經驗對先進控制軟體的開發和維護很重要，其中不乏真知灼見，如何吸
取他們實踐中得出的經驗，並幫助他們把這種經驗表達出來，並進行提煉，是一項有意義
的工作，這一點在開發專家系統時尤為重要。
3．DCS出色的圖形功能一直為人們所稱贊，先進控制一般是在上位機中運行，在
實施過程中，應在操作站的CRT上給出先進控制信息，這種信息應使操作工覺得親切可
見，而不是讓人感到乏味的神秘莫測，這方面的開發研究已獲初步成效，還有待進一步開
發和完善。
4．國內先進控制軟體的標准化、商品化還有待起步，目前控制軟體設計時還沒有表達
其內容的標准符號，這是一大障礙。這方面的研究開發工作對提高DCS應用水平和推廣
應用成果有著重要意義。

㈤ 干餾，分餾，蒸餾的區別

根據干餾，分餾，蒸餾的定義，可以得出三者主要區別如下：

1.應用場景不同。

2.反應後產物的形態不同。

3.反應過程中發生的變化不同。

4.蒸餾和分餾的差別主要在於，蒸餾只進行一次汽化和冷凝，分離出的物質一般較純；分餾要連續進行多次汽化和冷凝，分離出的物質依然是混合物，只不過沸點范圍不同，從本質上講，蒸餾和分餾沒有差別，分餾是蒸餾原理的一種運用。

(5)碳二碳四氣體分餾裝置設計擴展閱讀

干餾是固體或有機物在隔絕空氣條件下加熱分解的反應過程。干餾的結果是生成各種氣體、蒸氣以及固體殘渣。氣體與蒸氣的混合物經冷卻後被分成氣體和液體。干餾是人類很早就熟悉和採用的一種生產過程，如干餾木材制木炭，同時得到木精（甲醇）、木醋酸等。在第一次世界大戰前，工業上丙酮就是由木材幹餾所得的木醋酸用石灰中和，再經干餾而製得的。

分餾（fractional distillation）是分離幾種不同沸點的混合物的一種方法，過程中沒有新物質生成，只是將原來的物質分離，屬於物理變化。分餾是對某一混合物進行加熱，針對混合物中各成分的不同沸點進行冷卻分離成相對純凈的單一物質過程。

蒸餾是一種熱力學的分離工藝，它利用混合液體或液-固體系中各組分沸點不同，使低沸點組分蒸發，再冷凝以分離整個組分的單元操作過程，是蒸發和冷凝兩種單元操作的聯合。與其它的分離手段，如萃取、過濾結晶等相比，它的優點在於不需使用系統組分以外的其它溶劑，從而保證不會引入新的雜質。

㈥ 您好，我們是做二次加氫C9芳烴的，以前我們一直都是往調和汽柴油的企業出貨，可是現在做優勢不大

二甲苯（PX）是石化行業的有機材料之一，具有廣泛的用途中的化學纖維，合成樹脂，農葯，醫葯，塑料，和許多化學生產。在近年來，隨著容量的對苯二酸（PTA），示出的價格高需求的情況，對二甲苯的迅速增加。據預測，全球PX市場在未來數年的2001至2008年，每年的增長速度為4.5％，消費量較上年同期的增長速度為6.5％。然而，不同地區的增長速度差異較大。亞洲PTA產業發展迅速，區域PX供應緊張，將是全球PX增長，在未來五年的重點領域。此外，中東，新的計劃，在未來五年繼續PX增長也比較快。
隨著中國經濟的快速發展，最重要的基本有機化工原料對二甲苯，其需求已在過去5年的強勁增長。下游產品（主要是PTA產業）的快速發展，PX市場需求在未來幾年將呈現快速上升趨勢，預計到要求的年消費增長率為22.4％，平均每年增長24.9％，與。預計到2010年，PTA裝置PX消費量將達到54-61Mt，工廠的產能建設遠遠落後於需求的增長，中國的PX需求和生產之間的差距將進一步擴大。
對二甲苯的生產方法是通過一個多級低溫結晶分離或分子篩模擬移動床吸附分離技術（簡稱為吸附分離）從石腦油催化重整熱力學平衡混合二甲苯（C8A）產生將二甲苯分離與其同分異構體混合物接近沸點。如果在鄰位和間二甲苯和乙苯的處理，往往採取混合二甲苯異構化技術（簡稱異構化），因此異構化，對二甲苯。甲苯歧化和烷基轉移技術，以充分利用廉價的工業甲苯和碳九芳烴/ C10芳烴（C9A/C10A）轉化成混合二甲苯和苯。芳烴裝置，這種技術產生的超過50％的混合二甲苯，該技術是工業產率的p-二甲苯的主要手段。甲苯選擇性歧化，二甲苯的生產是一種新的方式。過程中的催化劑的性能的不斷提高，近年來，已取得了長足的進步。的乙烯產能的不斷提高，甲苯總量將呈現上升趨勢，因此，具有良好的市場前景。
本文回顧了這兩個產量二甲苯在最近幾年的技術路線圖的進展，並提出了在該領域的技術發展趨勢。
1甲苯歧化和烷基轉移技術
1.1典型的生產過程
傳統的甲苯歧化生產過程在20世紀60年代末由美國UOP日本東麗公司共同開發的氫的存在固定床Tatoray過程。上海石油化工研究院（SRIPT）超過30年的技術發展，S-TDT工藝的研究和開發於1997年完成，實現產業化。 Tatoray過程相比，S-TDT工藝允許重芳烴原料含有C10，HAT甲苯歧化催化劑具有國際先進水平，能耗低的設備和材料的消耗，使這一進程具有良好的技術經濟指標。
S-TDT甲苯歧化簡要的處理流程：含有甲苯和含有C10重芳烴C9A原料和循環氫氣混合後，由加熱爐加熱到所需的反應溫度的反應器的熱交換器的進口和出口，成固定床絕熱反應器中，在催化劑的作用，將反應的苯和混合二甲苯。反應流出物通過反應器的進口和出口的熱交換器後，然後在冷卻後，流入高壓分離槽，將分離的芳族烴類液體進入下游的分餾裝置。孤立從氣體中的流出的哪部分，大多數氣體和補充氫氣混入通過加壓循環氫氣的循環氫壓縮機。
1.2甲苯歧化與烷基轉移技術R＆D的進展
1.2.1 TA甲苯歧化催化劑，並Tatoray
美國UOP公司聯合開發的日本東麗公司Tatoray甲苯歧化和轉讓技術的產業化技術自1969年以來，在技術，該技術採用固定床臨氫相反應，操作穩定，運行周期長，先進的技術和經濟指標，全球有50多台（套）設備使用的技術，產業化的主要技術領域。 20世紀90年代TA-4的工藝催化劑，自1997年以來TA-5催化劑的工業應用。目前，國外Tatoray的過程中主要使用的TA-4和TA-5催化劑。
UOP公司最新的研究和發展新一代的金屬加氫TA-20催化劑。具有金屬加氫裂化功能，提高處理能力的催化劑的重芳烴，可以加工到甲苯中，以30％的混合飼料的質量分數，允許含有質量分數為1％的烷烴的原料。相對於原來的TA-4，TA-5催化劑，TA-20催化劑的長周期的穩定性也得到改善。
1.2.2 HAT系列甲苯歧化催化劑和S-TDT技術
擴能改造，以滿足芳烴聯合裝置的需求並沒有被改變，在反應器中和壓縮機SRIPT研究開發的HAT系列甲苯歧化與烷基轉移催化劑，HAT-095，HAT-096，從1996年HAT-097催化劑成功應用於國內規模1.3-12.3萬噸/年的甲苯歧化裝置的核心技術，HAT催化劑的S-
TDT甲苯歧化完整的技術和催化劑已出口到伊朗。表1列出了HAT催化劑產業化的主要性能指標。正如可以從表1看出，HAT-097催化劑從HAT-095的催化劑，該催化劑的處理能力被大大增加，氫對烴的比例越來越低，現有的裝置中的壓縮機的條件不改變，只更換催化劑將是能夠實現的目的的擴張。反應進料在相同的時間允許C10A越來越高的水平，重芳烴，歧化單元可以處理，並更有效地提高苯和混合二甲苯的產率，並提高經濟效率的裝置。
HAT催化劑芳烴處理能力，大大增加了與國外同類工業催化劑相比，工業運行結果表明，其綜合性能達到國際先進水平。 HAT-099催化劑已完成開發C10A反應，作為第一3種原料，允許C9A原料C10A高達25％-30％的質量分數。 HAT-099催化劑的研製成功，將有效地提高重芳烴，這是一個大幅增加混合二甲苯，二甲苯目的，以提高生產的利用率。

在最近幾年，甲苯歧化裝置能夠處理高濃度C9A原料生產更多的C8A對二甲苯產能擴張的需求。 MXT-01催化劑SRIPT大孔β沸石催化的甲苯和C9A歧化和烷基轉移反應，開發的實驗結果表明，高達70％的條件下，反應進料C9A高空間速度，低氫烴比的質量分數的總摩爾轉化率達到46％以上，C8A芳烴和苯的摩爾比為3.7或更大。用HAT MXT-01催化劑具有高混合二甲苯產率，試驗現在完全歧化的工業側線的生產單元的絲光沸石催化劑，比較。
1.2.3 MTDP-3甲苯歧化和烷基轉移技術
MTDP-3甲苯歧化與烷基轉移技術美孚公司開發的處理量C9A技術。該技術是使用ZSM-5沸石，反應進料的C9A質量分數小於25％。允許低氫烴摩爾比（小於或等於3）的條件下操作的技術的競爭優勢。
MTDP-3技術的美孚公司和台灣的中國石油天然氣集團公司（CPC）的基礎上，共同開發TransPlus的過程中，為了提高的處理的C9A部分C10A原料的能力，並於1997年在中國台灣林園的第一個石化廠的產業化。這種技術採用催化劑A優選重芳烴的的輕質功能，從而使得有可能處理的原料中含有一定量的C10A和C9A。據稱，C9原料允許C10A質量分數可達25％以上，C9A反應混合材料的質量分數可以達到40％以上，但目前還沒有工業化的數據報告。典型的操作條件：反應溫度385-500℃，反應壓力為2.1-2.8MPa，芳烴WHSV 2.5-3.6H -1，氫與烴的摩爾比為不大於3，45％-50％的總的轉換率。
1.2.4其他工藝技術
阿科-IFP，二甲苯產率（二甲苯-PLUS）在1968年實現產業化，使用的稀土Y型分子篩，活性低，選擇性為28％，分別為。 -30％和92.5％，分別;由於使用的移動床反應器中，所述催化劑需要連續再生，和大的能量消耗。可以用作原料的甲苯和C9A。 C？的9A內容的原始材料只允許4台，到目前為止，世界上的工業化裝置。一個
Cosden T2BX法國在1985年實現產業化，更高的工作壓力（4.1MPa），轉換率分別為44％，使用的絲光沸石作為反應原料甲苯和C9A芳烴的催化劑。在最近幾年中，沒有新的報告。
2甲苯擇形歧化製成高濃度的二甲苯
2.1概述
擇形催化，可以有效地抑制副反應，大大提高所需產物的選擇性的分離過程的過程被簡化，能量消耗和投資大大減少，從而使該裝置可以有效地提高經濟效率。甲苯擇形歧化反應只能用於純甲苯進料。的
甲苯擇形歧化反應高臨界位選擇，合適的沸石的孔徑和外表面鈍化。鈍化的沸石晶體的外表面被設計啟用快速擴散滿分沸石通道，p-二甲苯，在表面以外不發生的異構化反應中的分子篩，而且還生成的熱力學平衡混合物二甲苯。
到目前為止，ZSM-5分子篩的甲苯選擇性歧化專利報告來自美孚公司，與類似的ZSM-5沸石ZSM-11分子篩的孔結構的一小部分。
2.2開發的技術在國外
一個的2.2.1 MSTDP和PXMAX甲苯擇形歧化
第一個工業化甲苯擇形歧化技術原位改性美孚1988技術MSTDP過程。設備MSTDP Enichem的煉油廠Gela中，義大利城市成功運行。它的產業化技術指標：甲苯轉化率25％-30％85％-90％位選擇的苯和二甲苯的摩爾比為1.44，反應產物。
1996年，公司又推出了PX-MAX的異位改性技術，選擇性高達90％以上的二甲苯，甲苯轉化率為30％。與MSTDP技術，苯和二甲苯的摩爾比，在反應產物中的PXMAX技術相比有所減少，這樣，它可以得到更多的對二甲苯。
2.2.2 PX-PLUS甲苯任擇形歧化技術
UOP公司涉嫌在1997年的表現PX-PLUS推出比MSTDP工藝技術。其主要指標有：甲苯轉化率的30％，90％的對位選擇性，苯和二甲苯的反應產物中的摩爾比為1.37，p-二甲苯的產率是大約41％（轉化甲苯）。 1998年，第一套設備實現產業化。
UOP的技術和分子篩吸附分離健康嚴格二甲苯芳烴聯合裝置相結合，具有良好的互補作用。使用PX-PLUS技術來生產高濃度的二甲苯混合二甲苯簡單的結晶分離後，可以得到高純度的對二甲苯的質量分數，在產品中的p-二甲苯，殘液仍然是超過40％，大大高於通常的二甲苯的混合物，二甲苯的含量，可以直接進入到吸附分離部。

2.3國內的發展，國內在這一領域的研究開始於20世紀90年代初，石油化工科學研究院（RIPP）1L催化劑的工業側線試驗於1999年完成。主要結果如下：甲苯的轉化率大於30％，大於90％對選擇性，但苯和二甲苯的摩爾數是比較高的，約1.6。
SRIPT對二甲苯產量在1997年進行的甲苯選擇性歧化催化劑的研究，目前已取得了較好的結果。實驗室的結果表明，甲苯的轉化率和對選擇性分別為30％和90％的苯和二甲苯的反應產物，摩爾比為1.4。已經完成了膨脹的催化劑測試，制備工業側的線路測試。
重芳烴，提高煉油能力，連續重整芳烴生產廠的規模和數量的增加，重芳烴脫烷基化過程中的脫烷基化技術
加快發展。的C9A所產生的芳烴加氫混合二甲苯，能有效地降低了裝置規模，重芳烴資源的充分利用。國外在該領域已經由UOP技術東麗TAC9過程中，Zeolyst制備的ATA技術公司GTC公司的的GT-TransAlk技術的。
3.1東麗TAC9 C9-C10芳烴的選擇性轉換的重芳烴混合二甲苯生產技術
的東麗TAC9過程中產生的混合二甲苯技術。 C10A也用在混合二甲苯的生產，該技術可以是嚴重額外的混合二甲苯芳烴類產品。喜歡Tatoray技術也被用來，TorayTAC9過程的存在下，氫的固定床反應器技術，氫的存在下，為了防止焦化，從手的脫烷基化的芳族化合物和非芳族化合物的裂解反應的主要的氫消耗。為了確保更高的混合二甲苯的產量，苯和甲苯的反應，分離後的庚烷的反應器進料的柱分離返回。
技術混合二甲苯產量三個方面：甲基苯基，C9A，C10A異構體的分布C9/C10A值的飼料總量的比例。對於純的C9A飼料，混合二甲苯產率約75％，產率約21％的輕餾分中。隨著飼料C10A含量的增加，混合二甲苯的產率下降。
該技術在1996年的第一次工業應用催化劑具有良好的穩定性，首先運行期在兩年以上，到1998年，有兩套裝置使用的技術，設備規模達到850克拉/年。
3.2 Zeolyst制備/ SK重芳烴脫烷基化和烷基轉移技術
技術Zeolyst制備韓國SK協作R＆D和產業化，該技術在1999年首次在SK芳烴聯合裝置的工業應用。
ATA-11使用貴金屬催化劑具有良好的穩定性，先運行時間是3年以上，並具有低的乙苯的質量分數（良好的加氫生成C8A約2％），是一個很好的異構化原料。但由於裂化函數是太強烈，和芳香環的，強烈的放熱反應床的溫度過度上升，要求的材料和催化劑的接觸時間的損失是不長的，高的空間速度的條件下進行操作。過度消耗的氫和放熱反應，導致經營困難喂爐，以及下游汽提塔，使用該技術之前，將目前的設備。該技術是適用的C9 +阿加氫脫烷基反應。
3.3 GT-TransAlk的重芳烴脫烷基化和烷基轉移
GTC公司的GT-TransAlk的技術處理C9A/C10A重芳烴輕質技術。該技術的特點是原始材料不含有甲苯，和甲苯的甲基化和結晶分離技術，以形成一組的芳烴技術。
4，未來產量二甲苯技術發展趨勢
對二甲苯的市場前景，在未來幾年內，並在改造現有設備的擴展為主要追求目標的企業，一些企業也有新的的移動設備的需求。新技術和改進現有技術，不斷完善，成為石化行業的研究和發展的重點。
4.1傳統的甲苯歧化與烷基轉移技術
甲苯歧化與烷基轉移單元，未來的發展方向，是提高所需的產品的選擇性，有效地降低了材料消耗的設備，進一步提高空速氫的比率，減少烴的研究和開發新的催化劑，以滿足設備不斷擴大的能源需求。
為了提高選擇合適的大孔，以及催化材料的表面酸性調制，適當加強的烷基轉移反應，抑制甲苯歧化反應，從而提高了產率的混合二甲苯，減少苯的混合二甲苯收率的生成量，以實現對二甲苯的產量的目的。目前SRIPT已開發成功MXT-01的絲光沸石催化劑工業側的已完成的線路測試。結果表明，WHSV為2.5小時-1，反應溫度低於400°C時，催化劑的總轉化率不小於46％，不低於89％，苯和二甲苯的摩爾選擇性比為3.5或以上，和在混合二甲苯中的選擇性為73％的產品。
芳烴裝置大，有很可觀的一筆重芳烴，以及如何充分利用重芳烴的經濟效益在很大程度上影響整個單元合並。本工廠操作中，為了防止較重到一個反應器進料的C11和以上的烴組分，有一部分C10A C11A和上述以外的邊界的碳氫化合物的排放，造成的損失的資源重芳烴。因此，開發一個C10A可以處理繁忙的的芳烴催化劑，其技術將在未來的研發重點的重芳烴。
直接加工無芳烴抽提甲苯，芳烴含量高的原料，也是未來的發展趨勢之一。這種技術可以有效地減少所述提取單元上的負載，並膨脹，以達到目的，並降低能源消耗。但是，所述非芳烴在產品的整個裝置的苯含量增加。因此，確保苯上可接受的質量，適合高非芳烴甲苯進料內容的處理的催化劑的研究和開發也至關重要。
4.2甲苯二甲苯
選擇塑造4.2.1甲苯歧化和甲基化系統的擇形歧化
進一步完善的收盤位選擇和二甲苯的技術，今後研究的重點。越來越高的段選擇性將大大降低分離能量，有效地降低了生產成本的p-二甲苯。
4.2.2甲苯擇形歧化和苯/的C9A烷基轉移組合工藝
甲苯選擇性歧化反應可以產生較高的混合二甲苯，但該技術可以只使用純甲苯二甲苯的含量。芳烴單元，價廉的C9和以上的芳香族烴資源大量的沒有被充分使用。為此，SRIPT芳烴單位甲苯選擇性歧化技術與苯/ C9A和烷基相結合的過程相結合的技術轉讓。
SRIPT苯和C9A烷基R＆D技術轉移，2003年3月完成。化驗結果表明，在苯和C9A的質量比為60/40，根據反應的重時空速為1.5h -1，總轉化率在50％以上，苯和C9A的條件和所得到的甲苯，混合二甲苯的選擇和在90％或以上。
在合並的過程中，甲苯任擇形歧化生成苯的苯/的C9A烷基轉移裝置的原料，而苯/的C9A與烷基轉移裝置產生的甲苯為原料前，既充分應用甲苯選擇性歧化技術，和使用的C9A，以最大限度地生產高混合二甲苯二甲苯含量。
分離技術在最近幾年得到了長足的進步，冷凍結晶結晶機理的研究，提高其經濟指標。高二甲苯的混合二甲苯的含量，結合生產工藝相結合的結晶分離技術將顯著降低成本的分離，有競爭與分子篩吸附分離技術競爭力。對二甲苯生產技術的應用，結晶分離技術，具有良好的市場前景。
4.2.3甲苯甲基化系統高濃度的二甲苯
烷基化反應的甲苯，甲醇，二甲苯一個新的工藝路線，甲苯轉化率和廉價的甲醇用新的方式對二甲苯產量。 Y型沸石ZSM-5沸石催化劑，甲苯為基礎的選擇性烷基化合成研究，在家裡和在國外已開展20世紀70年代以來，特別是上ZSM-5沸石Al比，晶粒大小，鉑，鎂銻/鹼（鹼土）金屬改性的磷，硅，改性的B族元素和蒸汽處理的催化劑結構，酸度和催化性能的關聯之間的大量的研究。美孚公司，採用的摩爾比的分子篩硅鋁磷酸鹽450970℃蒸汽處理45分鍾的P/HZSM-5催化劑，例如，在反應溫度600℃，反應壓力0.28MPa，WHSV4h-1中，n（甲苯） / n（甲醇）/正（水）/正（氫）= 2/1/6/6進行甲基化反應的工藝條件下，甲醇的轉化率為97.8％，甲苯的轉化率為28.4％，選擇性為96.8％的PX。苯，反應不產生非常少的副產物，主要是低於C5烴類和小於1％的質量分數。
尚未工業化過程的報道，關鍵是有優勢的兩個主要問題，穩定性好，壽命長的工業催化劑的研究和開發，技術經濟。印度石化公司（IPCC）和GTC聯合最近報道的GT- - lAlkSM的甲苯甲醇烷基化技術，和技術和經濟200kt/aPX的生產設備評估的發展取得新的進展。使用固定床反應器中的烷基化反應的甲苯，和一個專有的高硅沸石催化劑，在反應溫度為400-450℃，反應壓力為0.1-0.5MPa的，甲苯和甲醇的質量比為1.35 / 1條件，PX選擇性達到85％以上，催化劑運行周期六月至十二月，這種技術：在重整甲苯的主要特點是直接發送的甲苯烷基化裝置，共同低成本的甲醇為原料，生產出高濃度PX芳烴，二甲苯部分成本低，簡單的結晶裝置，有效的復甦PX，獲得高純度PX結晶分離裝置建設投資是遠遠低於傳統的吸附分離裝置。此外，副產物苯可以忽略不計。每一個農產品1tPX只需消耗：1噸甲苯（甲苯選擇性歧化過程中，生產的1噸PX需要消耗約2.5噸苯，甲苯，副產物的質量比的B和PX :1.36-1 .60）。原料甲苯2.34Mt /技術和經濟評估200kt/aPX裝置甲醇1.73Mt /年的PX集中的2.33Mt / A，甲苯和甲醇價格分別為$ 260 /噸110 /噸計全年凈利潤約19萬，總投資大約7000萬美元的成本。
這種技術，例如處理裝置的GA-TolAlk甲苯，甲醇，甲基技術，的GT-TransAlk重側的烴烷基技術轉讓，的GT-IsomPX異構化技術，和CrystPX結晶技術4套的組合與其他芳烴加上蒸餾裝置構成的現代PX聯合裝置生產將表現出更大的優越性和靈活性。 40萬噸/年PX裝置PX的恢復方法，設備，與傳統的吸附分離混合二甲苯飼料，和現代投資組合PX恢復PX現金成本每噸可節省10％的投資成本下降了2.6％，石腦油原料的要求相比，減少了約53.8％。
由於甲醇價格過度廢水的產生和保持長期運行的產業化前景的技術，需要進一步研究。然而，發展天然氣化工產業，以及先進的催化劑技術，該技術具有良好的應用前景。
4.3工程研究
安裝芳烴催化技術的發展中，規模日益擴大的設備，生產產品的成本越來越低，需要進一步進行工程的過程中和分離這兩種技術的研究。在反應過程中，主要的核心反應器，大型傳熱設備及裝置熱聯合研究課題。隨著設備的大小，選擇合適的類型的反應器，以及如何確保的空氣流的均勻分布在反應器中的主要內容是。 SRIPT氣流均勻地分布在軸向固定床上做了深入的研究，並且可用於工業設計。水平的熱交換器的效率在很大程度上決定了整個裝置的能量消耗水平。板式換熱器的的法國PAKINNOX公司代表了最先進的水平，目前的年處理能力，SRIPT的870克拉和100萬噸甲苯歧化裝置已用於熱交換器，有望大大縮短反應器爐上的負載。
產品主要集中在結晶分離技術，分離，德尼羅/ TNO冷凍結晶分離和純化技術的先進水平。該技術是不來梅大學於1993年，分別為「德尼羅工藝技術和TNO研究所ofEnviromental科學，能源技術和工藝創新發展的分離和純化技術。與傳統的冷凍結晶層狀冷凍結晶過程，尼魯/ TNO冷凍結晶分離和純化技術的基礎上的懸浮狀態凍結結晶過程的分離和提純技術中，整體的能源消耗減少至約10％的傳統冷凍結晶過程。
目前該領域的研究，尚未見報道。
5 R＆D具有前瞻性的新技術對二甲苯合成
新的工藝路線，埃克森美孚公司最近報道的副產品蒸汽裂解裝置裂解氣C4 +烯烴（如環戊二烯，丁二烯，戊二烯，己二烯，甲基環戊二烯，等）和C1-C3的含氧化合物（如甲醇，二甲醚，乙醇，乙醚或甲醇和二甲醚的混合物），選擇性地轉化成對二甲苯，乙烯和丙烯的新工藝的。 ZSM-5催化劑含有質量分數為4.5％，P沸石（二氧化硅和氧化鋁的摩爾比為450），固定床反應器中，反應溫度是430℃，反應壓力為0.1兆帕，WHSV 0.5H-1和的原料M（雙 - 戊二烯）/米（甲苯）/ m（甲醇）/米（水）1.25/1.25/22.5/75環戊二烯基甲醇反應的高選擇性，轉化為二甲苯，甲醇同樣的高選擇性乙烯，丙烯，和對二甲苯，二聚環戊二烯的轉化率為100％，甲苯的轉化率為10％，甲醇轉化率為20％。產品質量，包括：對二甲苯30％，25％的乙烯，22％的丙烯，和餘下的C4 +烯烴，以及除了以外的二甲苯的C8 + /芳烴。
埃克森美孚甲基甲苯催化合成三甲苯新技術的合成氣。鉻 - 鋅 - 鎂-O負載MgO/HZSM-5的催化劑組合物，在原料中的n（H 2）/ n（下CO）/正（甲苯）= 2/1/0.25，並且，反應溫度為460℃，反應壓力為0.17兆帕WHSV為1.5小時-1的條件下，甲苯的轉化率26.0％，二甲苯選擇性為84.2％，包括74.5％的對二甲苯的選擇性和催化劑的穩定性，預期壽命可達4100h。

㈦ 高中化學知識點整理清單

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㈧ 廢機油提煉柴油可行性報告

廢雜油煉制優質柴油

本文介紹一套改進的小型煉油，旨在杜絕污染、產品優質、較高的生產效率、較高的經濟效益和較高的市場競爭能力。
一.社會生產需要優秀的小型煉油
1. 兩種不同的廢機油加工方法
千萬車輛川流不息，每輛車都要定期保養換機油。廢機油年年月月不斷產生。如果成為環境污染，比起被稱作白色污染的廢塑料要嚴重許多倍；不加工是不行的。
雖然很多廢機油都可經酸鹼精製再生為基礎油，但不是所有的廢機油都可以再生。比如發動機的廢機油，因為含有清凈分散劑，酸渣沉澱不徹底，目前還很難做再生。
大煉廠只能使用大批量成分一致的原料油。廢機油產生地點分散，成分多變，相對數量少；不能加入常壓重油用作大煉廠減壓塔的原料油。裂化需要反應時間，需要間歇加工。
所以發動機廢機油只有採用間歇式小型煉油的加工方式。
2. 還有許多油料也需要採用間歇小型煉油的加工方式
比如油田裡的落地油、大罐的罐底油泥；大煉廠的中間次品油、刷罐掃線油。其它行業產生的廢礦物油包括廢溶劑油；土法煉油產出的混合油等等。它們都不適合加入大批量原料油中。這些油料中的機油成分需要裂化成柴油及汽油，混合的柴油與汽油必須通過分餾互相分離才能各自成為合格產品。
再如廢塑料。品種單一的廢塑料可以造粒再生，製取再生塑料。但紙廠或者生活垃圾處理中產生的廢塑料成分混雜，相互纏繞，亂七八糟，難以分揀；只能煉油。一噸廢塑料代替一噸廢機油用於煉油，價值5000元。在燒垃圾項目中，為了給違規小火電披上合法外衣，把廢塑料當做每噸僅幾百元的煤燒掉，價值不及分揀成本一半。糟蹋了資源。
這些油料不斷產生，民間自發的小型煉油廠各省都是普遍存在的。
3. 土煉油需要改造
但是民間自發的小型煉油廠大多是土法；所謂土法煉油就是只有加熱裂化，而沒有分餾。只出一個油，柴汽油不分開，自然是質量低劣的混合油。既危害了市場，也浪費了資源。它們也大都沒有除塵設施，時常冒黑煙污染環境。還由於技術落後，它們的生產效率、經濟效益和市場競爭力也很低。
針對這些問題，本項目作了一系列技術改造。
二. 本項目工藝與產品介紹
1.熱裂化
石油分子由碳鏈組成。常壓餾分按輕重順序排列為不凝氣、汽油、煤油、柴油。廢機油屬於減壓餾分。較輕餾分的分子較小，沸點較低，比重較小。機油成分在煉油時受熱裂化，碳鏈斷裂，產生較小分子。由於斷裂位置的不確定性，總是柴油煤油汽油不凝氣同時產生，形成混合油汽。廢機油也有少量汽化，加入混合油汽。裂化反應的同時也產生少量聚合反應生成膠質和瀝青。催化能改變裂化反應速度，影響產生柴汽油的比例。不可能避免產生汽油，不可能將混合油變成純柴油。
2.土煉油缺點分析
首先是產品質劣。土煉油將裂化產生的混合油汽直接冷凝，自稱柴油，實際是混合油。含蠟多的時候凝點偏高，容易產生渾濁、起沙結皮。進入發動機容易積碳糊油咀。因為含有汽油，十六烷值偏低，壓燃性不好，出力不足。含汽油還使閃點低，不安全。土煉油為使混合油外觀清透，常常加深裂化；導致汽油含量過高，比重過低。（正常柴油0.84汽油0.73），混合油比重降低至0.8～0.75。已經不能算是柴油了。
其次有臭味。土煉油最後都要大火清鍋，趕出蠟油。蠟油中不免攜帶重質成分，重質成分中含有醇類臭油，使土煉油廠內外臭味難聞。
第三有污染。土煉油廠大多沒有除塵設施，加新煤時冒黑煙，對環境有污染。
第四效率低。土煉油為減少產品油中蠟含量，降低產品油凝點，常使用低釜溫。低釜溫造成反應緩慢。煉一鍋料的時間中，滿釜階段不到三分之一；釜中油少以後平均不到半釜，這個階段佔三分之一；每鍋料出完後需晾爐，入釜鑿渣，裝料後還要冷爐升溫；這個階段浪費大量熱能，不出油。工時超過三分之一。
另外，加工廢塑料的土法煉油是高溫干烤。溫度過高，產氣體多達40%；產焦20%；成品油得率只有四成，質量也差。廢塑料應改濕法煉油，可以出八個油。
3.分餾
本項目與國有大煉油廠採用同樣的分餾原理。分餾必須在分餾塔中，通過迴流操作進行。我的塔分上下三段，各有多層。從每段塔的頂部注入小流量常溫輕質迴流油，逐板流至段底，在每層塔板上形成迴流液層。高溫混合油汽自下而上逐板穿過每層迴流液而受到冷卻與洗滌，較重餾分不斷液化，油汽越來越輕。迴流液受到高溫油汽加熱，較輕組分不斷汽化，油質越來越重。此即所謂「傳質傳熱」 。迴流液到達段底時完全由混合油汽中的最重餾分組成，成為液相產品。其它混合油汽升入上一塔段。
生產中，首先在下段塔中將混合油汽裡面夾帶的機油成分液化，它不是所需產品，讓它自流回釜。其次，在中段塔底得到柴油的含蠟部分，從側二線抽出。在上段塔底得到柴油的不含蠟部分，即煤油。剩餘的氣相包括汽油水分和不凝氣餾出塔頂。調節迴流即可任意改變各餾份的餾程，從而控制產品質量。
4.脫蠟與產品調和
含蠟柴油餾份俗稱蠟油。用製冷過濾工藝脫蠟後得到較低凝點的柴油。蠟坯的加工處理方法視地蠟含量而定。
煤油屬於柴油中比較輕的餾分，凝點很低。調入脫蠟柴油可進一步降低凝點。
本項目生產的柴油得率約70%。因為不含汽油而保證了壓燃性即十六烷值；也經過脫蠟與調和保證了合格的凝點。所以車用性能不次於加油站的油。
塔頂得到直餾汽油和不凝氣。直餾汽油得率約10%，是塗料行業良好的溶劑汽油，其市場價格與車用柴油相當。不凝氣約5%，經過阻火器取出作自用燃料。
5.出渣
裂化同時少量油料發生縮合而生成渣油瀝青。約加工十鍋料後，渣油積多。本項目不使用土煉油那種把渣油煉干成焦，再晾爐鑿渣的做法，而是自己發明的出渣工藝。這種新工藝既不滅火也不晾爐，操作簡便，安全迅速。一小時內徹底清鍋。隨即可加入新料，熱爐熱鍋升溫快，基本不停產。瀝青出釜後很快冷卻固化，沒有氣味。
三. 本項目技術的優點
1.成品油優質
如上所述，土煉油的質量壞在出混合油上。本項目產品質量勝在分餾上。
2.高釜溫反應快
土煉油害怕混合油汽中含較多的蠟，通常採用低釜溫。低釜溫的裂化反應非常慢，而且含有的汽油更多，質量更差。本項目的柴油質量不受混合油氣中含蠟多少的影響，四季都可使用正常的高釜溫，反應速度提高4～5倍。
3.連續加料和快速出渣
土煉油每煉完一鍋料都要晾爐，再裝一鍋冷料後又必須從涼爐升溫。大量熱能和一半工時浪費在降溫升溫的無效過程中。
本項目所採用的連續加料技術，包括顯示高溫釜內油位和防止釜內油汽逸出等組成部分。在兩次除渣之間的生產過程中，總是及時向煉油釜中補充經過預熱的原料油；從而使煉油釜中90%的時間保持滿釜高溫。
大約每加工十鍋油料需要出一次渣。出渣及裝入新料後的升溫時間占總時間的4%。
4.高效連續生產
本項目開爐後絕大多數人時間內處於有波動的滿釜高溫的操作狀態，出渣時間所佔比例很小。總體上實現了高效連續生產。
4.本項目技術的實踐基礎
分餾塔是我多年前設計和使用過的。
爐釜結構和加熱系統。本項目根據自己設計工業窯爐的經驗，採用加熱效率最高的爐入釜和多層火管結構。高於各地小型煉油的爐子煙道設計。
煙囪除塵也是我以前工作中的一個實用設計。95年末洛陽石墨加工總廠因四個熔融爐冒黑煙被西工區環保局勒令停產。我設計的工程造價比幾個環保設備廠中最低競標價16萬節約14萬多。除煙效果良好，該廠及廠主轉而獲得環保企業獎和個人獎。
5.其它方面的改進
①土煉油只有一個混合油汽出口，一旦發生蠟堵就有爆釜的危險。在本項目的裝置中釜塔相通，塔頂和側一線汽油煤油永無凝堵，永保安全。②土煉油的人孔密封不好，大都外泄白色油汽；本項目改進了密封材料和結構。③土煉油存在釜壁或火管迎火面銹蝕快和人孔緊固螺栓經常銹死等問題，本項目借用工業窯爐及電廠汽輪機的相關高溫防銹技術予以糾正。等等。
五. 每月加工500桶廢機油建廠條件
廠址選擇：交通，水，電，面積2畝。
建廠資金：
廠區：院、門、辦公室及職工食宿用（簡易）房5萬元。
原料成品中間儲罐計100立方（舊罐）5萬元。
預熱釜及爐2.5萬元。煉油釜及爐3.5萬元。分餾塔1.5萬元。塔外設備1萬元。
塔樓，含煙囪除塵、上中下冷卻池，迴流操作室等計100平方5萬元。脫蠟1.5萬元。
以上計25萬元。
流動資金：最少15天生產費用40萬元；邊零收邊生產邊賣油都趕上趟時勉強周轉開。辦廠時最好准備一個月生產費用80萬元 。備料充足有利於穩定生產。
不可預見開支5萬元。
計需資金准備65～110萬元。
四. 經濟核算
1. 一套設備的加工能力，每天處理5噸料，生產4噸油。
2. 每天費用
①廢機油： 5 噸（28桶×180kg） 28桶×1050元 = 29400元
②煤 ： 1.5T 1500元
③電費、維修費、辦公費: 每天200元
④工資 : 燒火二人， 工資160元
迴流二人，半勞力 工資80元
技工二人， 工資160元
廠長一人 工資100元 工資共計500元。
⑤職工食宿及其他開支 150元。
共計 31600元。
3. 銷售與利潤
加油站零售柴油每升7.9元，摺合每噸零售9400。則其批進價為8750。據了解土煉油的混合油現在已經賣到8000以上.
本項目成品油優質，按接近加油站批進價定價，可定每升7.2元，每噸8700。
每天4噸成品油銷售34800元。利潤3000元。
4. 年利潤
每年以300生產日計，利潤96萬元。
每天將750元購來的0.5噸廢塑料代替2917元購來的0.5噸廢機油，毫不影響產品產量和質量。減少開支2167元。年利潤增加65萬元，達到160萬元。
五. 篇後語
土煉油的三個缺點①冒黑煙②出混合油③低效，在本項目中都已徹底糾正。本項目杜絕污染，已經完全具備環保企業所需資質。本項目優質高效競爭力強，無需乳哺庇護，逐鹿市場即可擠掉方圓百里所有的土煉油，完成環保部門的治理目標。

原洛陽市石油化工技術開發公司總工(已退休) 郵箱[email protected]
蔣國棟 高級工程師 2012年3月

廢雜油煉油有關問題

一. 符合環保的小型煉油技術現在還是空白
民間自發的小型煉油廠大多是土法；那些網上賣的也都是土煉油設備。所謂土法煉油就是只有加熱和裂化，而沒有分餾功能。它們把本來能夠出好油的油料煉成了質量低劣的混合油，既危害了市場，也浪費了資源。它們大都沒有除塵設施，時常冒黑煙污染環境。因而受到環保部門的限制。
由於技術落後，它們的生產效率和經濟效益也很低。他們遠遠做不到像本項目這樣符合環保、優質高效。
二. 原料問題
適合小型煉油的原料很多。一是廢機油當中不能再生的這部分，最常見的就是發動機廢機油。二是各行業產生的其它廢礦物油，例如塗料行業生產使用中產生的廢溶劑油；需要經過分餾去除雜質，才能重新使用。三是油田裡開採收集過程中產生的的邊角料，例如落地油、單井油、凝析油、罐底油等，對於小型煉油來說這個數量是相當巨大的。四是大煉油廠生產維修中產生的次品油、刷罐掃線油等。五是土法煉油的混合油產品，需要加工成優質油。
三. 專營公司
省廳給每市批了一個廢機油專營公司。初衷可能是為了解決廢機油加工問題。由於省廳沒有人懂得廢機油加工技術，事與願違。筆者見到的專營公司分兩種情況。
一種是像洛陽的昊海公司這樣。他們只做廢機油再生，但是沒有煉油技術，不加工發動機廢機油。他們做再生自己已經滿足，不想再做小型煉油。別人煉油去他那兒掛靠，他又不願讓別人共用省廳批給他的這塊招牌。所以，洛陽批了專營公司，並未解決不可再生廢機油的加工、和土煉油泛濫的問題。
另一種是像開封的軍鋒公司那樣，沒有技術，只做買賣。以前，社會底層的油販們，以每公斤4元到各個修車點收油，自己以每公斤5元賣到農村煉油廠。每月可掙幾千元。現在，油販們被迫以每公斤4.2元交給軍鋒公司。軍鋒公司再以每公斤5.5元抬價賣給煉油廠。煉油廠還是開封至鄭州周圍那些土煉油。開封有了專營公司，沒有解決任何問題。只是搶得滿身油污的油販們叫苦連天而已；這樣的公司也明白，自己把廢機油賣給土煉油比油販們更加違法。如果有一天輿論鬧大了，省廳只有拿他們向公眾做交代。他們要想永遠立於不敗之地，唯一的辦法是自己建一個不冒黑煙，出優質油的煉油廠。別人就再也找不到毛病了。
四. 客觀看待環評問題
河南省廳在掃盪獲嘉、密縣、尉氏等地土煉油的同時，沒有涉及開封以東土煉油廠分布較稀的其他幾十個縣。對於以土煉油更多更集中聞名全省的鞏縣偃師伊川一帶，因為那些煉油廠地方關系融洽，無人舉報，也沒有去管。
河南省廳對於小型煉油的管理，實際上是民不告官不究。他們心裡完全清楚一個道理：發動機廢機油若不加處理而成為環境污染，那可比號稱白色污染的廢塑料更嚴重十倍。既然只有小型煉油在加工那些廢機油，那就不能徹底禁止。
他們並不知道，小型煉油通過改進能不能做到既符合環保、又優質高效。也知道怎樣辨別真偽。你若拿本項目文字資料去請教，他們怕說錯了負責任，一定將你拒之門外。
你只有先干起來。然後請首長們來看，跟他說，我的煙囪沒有黑煙。再米西米西，就萬事大吉了。環評還有什麼問題嗎？
縣鄉環保部門更加親近地方經濟和民情；對於我們這樣的好項目，更能夠給予很多的理解、支持和庇護。企業應當首先爭取他們的支持。
你也可以先不急著環評。省市環保部門現在要對付的是那些扎堆冒黑煙出混合油的土煉油廠。本項目的情況完全不同。原因有三。其一，本身無環境污染，不招鄰居討厭。不像土煉油那樣臭味熏了人家鼻子，黑煙弄臟了人家地里的蔬菜水果。其二，本項目優質高效，加工能力競爭能力超強，每個中小城市只能安排一家。方圓百里的土煉油爭不到油料也不賺錢不能生存。其三，本項目技術門檻高，別人不可能像對土煉油那樣看看就會，跟風模仿。也就不可能出現多廠扎堆。不扎堆就不是掃盪目標，你不必急著環評。有人來也不怕，先請他參觀世上稀有，真正環保優質高效的煉油項目，替我們宣傳宣傳。
多向省市環保部門匯報請示。宣傳介紹：發動機廢機油等很多油料用別的方法是加工不了的，只能用小型間歇煉油的方法加工處理。小型煉油通過改進也可以做到符合環保、優質高效。請媒體幫助客觀報道，使本項目得到認可、支持，推廣到全國去。

原洛陽市石油化工技術開發公司總工
蔣國棟 高級工程師 2012年1月

㈨ 凱氏定氮法，雙縮尿法、Folin－酚試劑法和紫外吸收法、考馬斯亮藍法、BCA法的原理和大體過程

[編輯本段]1 原理
蛋白質是含氮的有機化合物。食品與硫酸和催化劑一同加熱消化，使蛋白質分解，分解的氨與硫酸結合生成硫酸銨。然後鹼化蒸餾使氨游離，用硼酸吸收後再以硫酸或鹽酸標准溶液滴定，根據酸的消耗量乘以換算系數，即為蛋白質含量。
1.有機物中的胺根在強熱和CuSO4，濃H2SO4 作用下，硝化生成（NH4）2SO4
反應式為：
CuSO4 +2NH2—+H2S04+2H+＝(NH4)2S04
2.在凱氏定氮器中與鹼作用，通過蒸餾釋放出NH3 ，收集於H3BO3 溶液中
反應式為:
(NH4)2SO4+2NaOH＝2NH3+2H2O+Na2SO4
2NH3+4H3BO3＝(NH4)2B4O7+5H2O
3. 用已知濃度的H2SO4（或HCI）標准溶液滴定，根據HCI消耗的量計算出氮的含量，然後乘以相應的換算因子，既得蛋白質的含量
反應式為：
(NH4)2B4O7+H2SO4+5H2O＝(NH4)2SO4+4H3BO3
(NH4)2B4O7+2HCl+5H2O＝2NH4Cl+4H3BO3
[編輯本段]2 試劑
所有試劑均用不含氨的蒸餾水配製。
2.1 硫酸銅。
2.2 硫酸鉀。
2.3 硫酸。
2.4 2%硼酸溶液。
2.5 混合指示液：1份0.1%甲基紅乙醇溶液與5份0.1%溴甲酚綠乙醇溶液臨用時混合。也可用2份0.1%甲基紅乙醇溶液與1份0.1%次甲基藍乙醇溶液臨用時混合。
2.6 40%氫氧化鈉溶液。
2.7 0.025mol/L硫酸標准溶液或0.05mol/L鹽酸標准溶液。
[編輯本段]3 儀器
定氮蒸餾裝置：如圖所示。
凱氏定氮法儀器1.安全管
2.導管
3.汽水分離管
4.樣品入口
5.塞子
6.冷凝管
7.吸收瓶
8.隔熱液套
9.反應管
10.蒸汽發生瓶
[編輯本段]4 操作方法
1、 樣品處理：精密稱取0.2-2.0g固體樣品或2-5g半固體樣品或吸取10-20ml液體樣品（約相當氮30-40mg），移入乾燥的100ml或500ml定氮瓶中，加入0.2g硫酸銅，3g硫酸鉀及20毫升硫酸，稍搖勻後於瓶口放一小漏斗，將瓶以45度角斜支於有小孔的石棉網上，小火加熱，待內容物全部炭化，泡沫完全停止後，加強火力，並保持瓶內液體微沸，至液體呈藍綠色澄清透明後，再繼續加熱0.5小時。取下放冷，小心加20ml水，放冷後，移入100ml容量瓶中，並用少量水洗定氮瓶，洗液並入容量瓶中，再加水至刻度，混勻備用。取與處理樣品相同量的硫酸銅、硫酸鉀、硫酸銨同一方法做試劑空白試驗。
2、 按圖裝好定氮裝置，於水蒸氣發生器內裝水約2/3處加甲基紅指示劑數滴及數毫升硫酸，以保持水呈酸性，加入數粒玻璃珠以防暴沸，用調壓器控制，加熱煮沸水蒸氣發生瓶內的水。
3、 想接收瓶內加入10ml 2%硼酸溶液及混合指示劑1滴，並使冷凝管的下端插入液面下，吸取10.0ml樣品消化液由小玻璃杯流入反應室，並以10ml水洗滌小燒杯使流入反應室內，塞緊小玻璃杯的棒狀玻璃塞。將10ml 40%氫氧化鈉溶液倒入小玻璃杯，提起玻璃塞使其緩慢流入反應室，立即將玻璃蓋塞緊，並加水於小玻璃杯以防漏氣。夾緊螺旋夾，開始蒸餾，蒸氣通入反應室使氨通過冷凝管而進入接收瓶內，蒸餾5min。移動接收瓶，使冷凝管下端離開液皿，再蒸餾1min，然後用少量水沖洗冷凝管下端外部。取下接收瓶，以0.01N硫酸或0.01N鹽酸標准溶液定至灰色或藍紫色為終點。
同時吸取10.0ml試劑空白消化液按3操作。
計算：
X =(（V1-V2）*N*0.014)/( m*（10/100）) +F*100
X：樣品中蛋白質的含量，g；
V1：樣品消耗硫酸或鹽酸標准液的體積，ml；
V2：試劑空白消耗硫酸或鹽酸標准溶液的體積，ml；
N：硫酸或鹽酸標准溶液的當量濃度；
0.014：1N硫酸或鹽酸標准溶液1ml相當於氮克數；
m：樣品的質量（體積），g（ml）；
F：氮換算為蛋白質的系數。蛋白質中的氮含量一般為15～17.6%，按16%計算乘以6.25即為蛋白質，乳製品為6.38，麵粉為5.70，玉米、高粱為6.24，花生為5.46，米為5.95，大豆及其製品為5.71，肉與肉製品為6.25，大麥、小米、燕麥、裸麥為5.83，芝麻、向日葵為 5.30。
[編輯本段]注意事項
（1） 樣品應是均勻的。固體樣品應預先研細混勻，液體樣品應振搖或攪拌均勻。
（2） 樣品放入定氮瓶內時，不要沾附頸上。萬一沾附可用少量水沖下，以免被檢樣消化不完全，結果偏低。
（3） 消化時如不容易呈透明溶液，可將定氮瓶放冷後，慢慢加入30%過氧化氫（H2O2）2-3ml，促使氧化。
（4） 在整個消化過程中，不要用強火。保持和緩的沸騰，使火力集中在凱氏瓶底部，以免附在壁上的蛋白質在無硫酸存在的情況下，使氮有損失。
（5） 如硫酸缺少，過多的硫酸鉀會引起氨的損失，這樣會形成硫酸氫鉀，而不與氨作用。因此，當硫酸過多的被消耗或樣品中脂肪含量過高時，要增加硫酸的量。
（6） 加入硫酸鉀的作用為增加溶液的沸點，硫酸銅為催化劑，硫酸銅在蒸餾時作鹼性反應的指示劑。
（7） 混合指示劑在鹼性溶液中呈綠色，在中性溶液中呈灰色，在酸性溶液中呈紅色。如果沒有溴甲酚綠，可單獨使用0.1%甲基紅乙醇溶液。
（8） 氨是否完全蒸餾出來，可用PH試紙試餾出液是否為鹼性。
（9） 吸收液也可以用0.01當量的酸代表硼酸，過剩的酸液用0.01N鹼液滴定，計算時，A為試劑空白消耗鹼液數，B為樣品消耗鹼液數，N為鹼液濃度，其餘均相同。
（10） 以硼酸為氨的吸收液，可省去標定鹼液的操作，且硼酸的體積要求並不嚴格，亦可免去用移液管，操作比較簡便。
（11） 向蒸餾瓶中加入濃鹼時，往往出現褐色沉澱物，這是由於分解促進鹼與加入的硫酸銅反應，生成氫氧化銅，經加熱後又分解生成氧化銅的沉澱。有時銅離子與氨作用，生成深蘭色的結合物[Cu(NH3)4]2+
（12） 這種測算方法本質是測出氮的含量，再作蛋白質含量的估算。只有在被測物的組成是蛋白質時才能用此方法來估算蛋白質含量。
管道直飲水，採用納濾膜特有的選擇透過性性能，可脫除自來水中有機物、細菌和病毒，保留水中有益於人體的微量元素，是對「自來水飲用水的深度處理」，經臭氧、紫外線、變頻恆壓輸出至用戶可直接生飲的水。
分質供水是指根據生活中人們對水的不同需要，由市政提供的自來水為生活飲用水，採用特殊工藝將自來水進行深度加工處理成可直接飲用的純凈水，然後由食品衛生級的管道輸送到戶，並單獨計量。這種直接飲用的純凈水分純水或凈水，即按照中華人民共和國GB 17323《瓶裝飲用純凈水》，以符合生活飲用水衛生標準的水為原料，通過反滲透膜（Revvrse Osmosis Element/RO）凈化處理後，稱為純水。按照建設部CJ 94《飲用凈水水質標准》[3]，用同樣符合生活用水衛生標準的水為原料，通過納濾膜（Nanofiltration Element/NF）或法國卡提斯（CARTIS）載銀活性炭凈化處理後，稱為凈水。
國家《生活飲用水管道分質直飲水衛生規范（討論稿）》[2]要求管道直飲水用戶龍頭出水任何時間必須符合《飲用凈水水質標准（CJ 94-1999）》[3]規定要求。管道分質直飲水系統的設計生產必須符合《管道直飲水系統技術規程（討論稿）》[4]，在法規上給予了嚴格的行業規范和強有力的衛生行政執法依據，真正確保每一個小區管道分質直飲水用戶的飲水衛生安全與飲用健康，這便是新一代的高效、綠色環保、節能型水質處理供水裝置。
1.2直飲水
以上純水或凈水經臭氧氣液混合後密封於容器中且不含任何添加物，再通過紫外線照射，經電子（場）水處理器(微電解殺菌器)流經的水在微弱的電場中產生大量具有極強和廣譜殺生能力的活性水，由食品衛生級管道供每家每戶直接飲用，可供直接飲用的水叫直飲水。
1.3直飲機
管道直飲機，是在飲水機的基礎功能上增加進水自動控制器，使用時只需將管道直飲機與飲用水管道直接聯接，實現自動進水，可直接飲用的飲水機。是現代住宅小區、寫字樓供水的終端飲水設備。
1.4管道分質供水系統
管道分質直飲水及直飲機是將水處理裝置與供水管網、管道直飲機有機的結合，在處理工藝上都有嚴格要求和衛生規范，工藝中除沉澱、吸附、過濾常規方式外，採用新的水處理材料及工藝，用銅鋅濾料（KDF）替代石英砂；用臭氧（Ozone/Q3）與顆粒活性炭（Grancule Activated Carbon/GAC）結合成生物-活性炭法（Biological Activated Carbon/BAC）消毒方式替代普通活性炭（Activated Carbon/AC）；用鈦金屬濾芯（HDF）替代聚丙烯（PPF）；用超濾膜（Ultrafiltration Element/UF）作為預處理；用納濾膜（Nanofiltration Element/NF）或卡提斯（CARTIS）替代通常的逆滲透膜（Revvrse Osmosis Element/RO），將水的利用率提高；將電量的消耗減少，產品水主要採用臭氧加紫外線殺菌器的最佳組合，增加電子（場）水處理器(微電解殺菌器)，是管道分質供水系統管網循環殺菌的理想產品。對管網進行定期循環，經卡提斯（CARTIS）處理過的水溶氧量大，增加了水的活性，能抑制細菌生長，可持續保鮮，有效保證管網內水的新鮮與飲用衛生安全。系統的供水量嚴格遵守每天的按用水需求量設計，再加上管道直飲機內儲存水容量不會大於3升（家用型）、30升（單位型），保持隨時飲用隨時補充新鮮水。國家《生活飲用水管道分質直飲水衛生規范（2002）》[2]標准（討論稿）要求管道直飲水用戶龍頭出水任何時間必須符合《飲用凈水水質標准（CJ94－1999）》[3]。由於直飲水水質純凈，口感甜潤，每天的產水每天飲用完，管網系統每天定時用臭氧、紫外線殺菌、電子（場）水處理器消毒保鮮，水中含氧量的提高能預防直飲水的二次污染，使每天的直飲水新鮮可口。給水採用恆壓變頻水泵輸送，滿足高層建築要求。分質供水非常適應於現代城市住宅小區管道直接飲用水的需求，從而提高人民生活質量。
1.5預處理裝置
預處理裝置是將自來水經臭氧氧化、活性炭吸附、5μm精度多級過濾，使原水達到初級凈化的裝置。其由臭氧水處理儀、原水罐、增壓泵、銅鋅沉澱過濾、活性炭吸附過濾、金屬鈦棒微孔精密過濾，經預處理後的水滿足超濾膜凈化處理，提供給予後置反滲透膜或納濾膜進水要求。
1.6水質深度處理裝置
水質深度處理裝置是將經預處理後的水，由高壓泵加壓作用於反滲透膜（簡稱RO）或反滲透膜納濾膜(簡稱NF)的反滲透功能達到純凈水的目的[9]，電導率檢測儀、臭氧裝置、紫外線消毒殺菌器、和微電腦控制電器組合而成。通過去除水中有機物（如三鹵甲烷中間體、膠體、懸浮物、微生物、細菌、藻類、霉類等）、熱源、病毒、異色異味等，經處理的水質符合衛生部《生活飲用水衛生規范》[1]的有關規定和建設部《飲用凈水水質標准（CJ 94-1999）》[3]。
1.5凈水的製造方法：納濾膜滲透法（簡稱NF）
納濾滲透膜技術是介於反滲透膜與超濾膜性能之間的承前啟後膜技術，作為一種新型分離技術，納濾膜在其分離應用中表現出下列三個顯著特徵[7]：一是其截留分子量介於反滲透膜和超濾膜之間，為150～2000 Å；二是納濾膜對無機鹽有一定的截留率，因為它的表面分離層是由聚電解質所構成，對離子有靜電相互作用。三是超低壓大通量，即在超低壓下（0.1MPa）仍能工作，並有較大的通量。也是最先進、最節能、效率最高的膜分離技術。其原理是在高於溶液滲透壓的壓力下，藉助於只允許水分子透過納濾滲透膜的選擇截留作用，將溶液中的溶質與溶濟分離，從而達到凈化水的目的。納濾滲透膜是由具有高度有序矩陣結構的聚洗胺合成納米纖維素組成的。它的孔徑為0.001微米（相當於大腸肝菌大小的百分之一，病毒的十分之一）。利用納濾滲透膜的分離特性，可以有效的去除水中的溶解鹽、膠體、有機物、細菌和病毒等，納濾膜比反滲透膜優異之處，在於除去有害物質相同之下，納濾膜保留了水分子中人體所需生命元素。有純凈水的口感，礦泉水的微量元素。

2 工藝流程與處理單元

自來水

高頻臭氧

活性炭

銅鋅濾料

鈦金屬

增壓水泵

超濾膜

直飲水

紫外線

恆壓水泵

卡提斯

納濾膜

高頻臭氧

高壓泵

電子水處理儀

電腦控制
鈦金屬

循環水泵

管網用戶

2.1生物活性碳(Biological Activated Carbon)
臭氧活性碳技術是目前國際上最先進的水處理工藝，在日、美、歐等發達國家已廣泛採用，目前我國採用臭氧消毒處理是水處理消毒的發展趨勢。臭氧與顆粒活性炭相結合的臭氧生物活性炭凈水處理工藝（BAC法），包括三個過程：臭氧氧化、活性炭吸附和生物降解。BAC法能高效去除水中的有機物，延長活性炭使用壽命。
活性炭（Carbon）是一種經特殊處理的炭，每克活性炭的表面積為500~1500平方米。活性炭有很強的「物理吸附」和「化學吸附」功能，解毒作用就是利用了其巨大的面積，將毒物吸附在活性炭的微孔中，從而阻止毒物的吸收。同時，活性炭能與多種化學物質結合，從而阻止這些物質的吸收。 活性炭能夠濾除水中化學有機物、重金屬、色度、異味、氯離子等，主要功能改善口感。
生物活性炭[8]，臭氧和活性炭處理的結合，一種電解自由基氧化、生物活性炭水處理技術，將需要處理的原水進入處理單元的電解部分，首先經過陽極產生的羥基自由基的氧化和陰極產生的氫自由基在陰極表面的催化加成，使有機物降解脫毒；同時陽極產生的分子態氧供給下一步生物活性炭利用，經降解脫毒後的處理水再經過生物活性炭處理後，有機污染物進一步去除，達到深度處理的目的。使用該技術處理水源水，可以使原水中的揮發性有機物由原來的11種降解至7種，TOC減少85%以上。可以使生活污水的COD減少75%以上。是一種新型的給水或有機廢水深度處理的技術，在飲用水深度處理與難降解有機廢水處理領域有著廣闊的應用前景。生物活性炭的運行周期一般都達3至4年（使用壽命與水源水質有關）；
2.2銅鋅介質沉澱過濾器（KDF）
銅鋅KDF濾料[5]是一種顆粒狀高純度合金，表面有著極強的抗氧化能力，近幾年來流行的新型水處理過濾材料[3]。KDF濾料通過離子的氧化還原反應來工作。這種離子交換使許多有害物質成為無害物質，如使氯成為氯化物，重金屬等附著在凱得菲KDF濾料上，從而降低了有害物質的含量，用KDF濾料進行水處理是一種簡單、低消耗的方法，對於微濾、超濾、納濾、反滲透膜、離子交換樹指、顆粒活性碳等，KDF濾料介質能夠保護這些昂貴的水處理組件不受氯、微生物、礦物質結垢的影響，提高系統的使用壽命。此外，KDF濾料能去除水中高達98%的可溶性重金屬，如鉛、汞、銅、鎳、鎘、砷，銻、鋁等，因此可用於飲用水或其他水處理中重金屬的超出的治理。另外，藉助沉澱在KDF濾料上發生的氧化還原反應還可以降低水中的碳酸鹽，硝酸鹽、硫酸鹽等。約10年內不用更換濾料（使用壽命與水源水質有關）；
2.3鈦金屬微過濾器（HD）
鈦棒過濾芯是以粉沫鈦燒結而成，具有抗化學腐蝕，耐高溫、耐氧化、壽命長，易清洗， 可再生的特點，最近兩年廣泛地應用在水處理領域，是一種水的過濾中 比較理想的濾芯，鈦棒過濾器操作簡單，拆卸方便，可在線完成清洗。採用5微米HD鈦棒芯過濾，攔截大於5微米的物體，耐臭氧，主要功能延長膜的壽命，約2年內不用更換濾料（使用壽命與水源水質有關）。《循環管網回水用鈦金屬微過濾器，採用0.45微米HD鈦棒芯過孔徑大小濾，攔截大於0.45微米的物體，耐臭氧，約3年內不用更換濾料》。
2.4超濾（UF）膜凈化處理器[6]
超濾膜是一種具有超級「篩分」分離功能的多孔膜。它的孔徑只有幾納米到幾十納米，也就是說只有一根頭發絲的1‰！就能篩出大於孔徑的溶質分子，以分離分子量大於500道爾頓、粒徑大於2～20納米的顆粒。超濾以膜兩側的壓力差為驅動力，以超濾膜為過濾介質，在一定的壓力下，當原液流過膜表面時，超濾膜表面密布的許多細小的微孔只允許水及與孔徑大小的小分子物質通過而成為透過液，而原液中體積大於膜表面微孔徑的物質則被截留在膜的進液側，成為濃縮液，因而實現對原液的的凈化、分離和濃縮的目的，可有效去除水中的微粒、膠體、細菌墊層及高分子有機物質，達到保護納濾膜的功效。
2.5納濾（NF）膜深度處理器[5]
高壓水泵（單泵，也可備一用），提供納濾膜透過水的工作壓力。促進水的滲透，保持產水率。
膜的分離孔徑在10-6cm-10-7cm，能除去水中有機物（如三鹵甲烷中間體、膠體、懸浮物、微生物、細菌、藻類、霉類等）、熱源、病毒等物質，流體經前五級預處理後的水經反滲透RO膜或納濾NF膜主機深層分離處理後，使有益於人體健康的水通過，不利於人體健康的水排除，脫鹽率60-98%。，納濾膜在產水過程中會截留大量的小於5微米的微粒，如不及時沖洗，在壓力的作用下附著在膜表面形成污垢，嚴重影響膜的滲透。通過電腦定時對電磁閥的控制能及時沖洗膜表面附著的微粒，阻止膜表面污垢的形成，延緩膜的衰減，延長膜的壽命，約3年內不用更換膜元件（使用壽命與水源水質有關）。納濾膜是超低壓，大通量膜，較反滲透膜節電50%，節水10%，。
2.6卡提斯（CARTIS TM）載銀活性炭技術
卡提斯粉末中共價鍵的銀對活性碳起到保護和防止污染物腐蝕作用及抑制溶解化合物的毒性析出；粉末吸附余氯和溶解的化合物、重金屬,細菌;每克卡提斯粉末面積相當於1500一2000㎡的足球場，卡提斯粉末使吸附的細菌不再變化，卡提斯粉末中共價鍵的銀對於活性碳中細菌起到抑制其滋生作用，就是使其不在繁殖或增加細菌。卡提斯處理後的水在封閉管道里含有相似天然的催化能力；此時的滅菌功效靠卡提斯水中數以千計的微電磁場與水中礦物質相互作用和卡提斯粉末產生的其它方面等等的相關作用對水進行滅菌；同時強大的微電磁場可對輸水管道進行清洗和減少結垢現象。因此卡提斯水在封閉管道和容器中的持續滅菌時間會更長。
經過大量的測試顯示：卡提斯設備處理後的水，溶解氧可提高30%左右。卡提斯設備處理後的水，將對其水中的致病病菌（厭氧菌）非常有效地進行滅菌並抑制其繁殖。因此在一定的時間內，卡提斯粉末處理後的水口感和衛生指標都是最好的，充分發揮了卡提斯技術的功效。簡單試驗可以看出：卡提斯處理後的水會產生氧化作用，廣泛應用於家庭和社區團體的直飲水、管道分質供水，滿足所有對高質量用水的需求。

3 電導率顯示儀

在線隨時動態顯示凈水生產的水質狀態。

4 高頻臭氧水處理儀

4.1臭氧的殺菌特點[12]
臭氧處理生活飲用水，其主要的目的為消毒並降低生物耗氧量（BOD）和化學耗氧量（COD），去除亞硝酸鹽、懸浮固體及脫色，已達到全面生產應用的水平。飲用水的處理在使用臭氧設備時，臭氧的投加量一般在1-3mg/L，接觸時間10-15分鍾即可，可作為選型時根據用水量計算參考。化學耗氧量（錳法）（COD－Mn），溶解性有機物（DOC），紫外消光值（SAC-254nm）。臭氧的投加量的單位為PPm=mg/L。臭氧主要功能是能氧化微生物細胞的有機物或破壞有機體鏈狀結構而導致細胞死亡。因此，臭氧對頑強的微生物如病毒、芽孢等有強大的殺傷力。此外，臭氧在殺傷微生物的同時，還能氧化水中的各種有機物，去除水中的色、嗅、味和酚等能抑制微生物的繁殖起到凈化水的作用；延長CD活性炭、HD鈦棒芯、UF膜、NF膜的使用壽命。
當臭氧水中的臭氧濃度達到滅菌濃度0.3mg/L時，消毒和滅菌作用瞬間發生，水中剩餘臭氧濃度達0.3mg/L時，在0.5～1分鍾內就可以100%的致死細菌，剩餘臭氧濃度達到0.4mg/L時，1分鍾內對病毒的滅活率達100%[10]。
臭氧氧化其它物質和有機質，最終生成無害的氧氣、水和二氧化碳，剩餘臭氧在常溫下半衰期為20～50分鍾，數小時後全部分解，還原為氧氣。因而臭氧發生器也成為所有礦泉水、純凈水生產企業必選的先進殺菌消毒設備。純氧氣經電解生成臭氧氣，經氣液混合泵混合於水箱水中, 臭氧氣溶水效率達98%，增加了水中的活性氧。臭氧裝置由制氧機、臭氧發生器、氣液混合泵、儲水罐組成。供水系統為了防止純凈水的二次污染，延長純凈水的存放時間，由微電腦通過氣液混合泵自動完成臭氧氣與凈化水的混合，臭氧投加量為1-5mg / L , 接觸時間為4-10min，維持臭氧氣在水中濃度0.5-1mg / L剩餘臭氧濃度。僅30秒起到最佳殺菌功效，殺菌率可達100%。臭氧殺菌不產生有害氣體物質、無污染、無殘留物，環保節能等優點；臭氧溶於水中，臭氧在水中分解時，所產生氫氧基具有強大的氧化力，可將水中的雜質如鐵、錳、臭味、細菌、病毒等迅速清除，並將水分子變小，使水的味道甘甜。且自來水中的氯或鹵代有機物也可完全消除。（詳情請參照《臭氧對水質處理之特性》專欄）。並產生負離子。臭氧在水中約20分鍾至30分鍾會分解一半，因此臭氧在水中靜止1小時後很快就會還原成氧氣。 臭氧是無毒物質安全氣體，在濃度高於1.5mg/L以上時，人員須離開現場，原因是臭氧刺激人的呼吸系統，嚴重會造成傷害，為此，臭氧工業協會制定衛生標准：
國際臭氧協會：0.1mg/L，接觸10小時
美 國：0.1mg/L，接觸8小時
德、法、日等國：0.1mg/L，接觸10小時
中 國：0.15mg/L，接觸8小時
以上是人在臭氧化氣體環境下的安全衛生標准，其濃度與接觸時間的乘積可視為基準點。「應用臭氧一百多年來，世界沒有發生一起臭氧中毒事件」。
臭氧濃度以重量百分比表示，分別取0~2.0之間八個數值，通過接觸裝置反應五分鍾後的數據。

表1 臭氧水濃度與臭氧濃度對照表為：
臭氧濃度 0.2 0.4 0.6 0.8 1.0 1.5 2.0
臭氧水濃度 0.35 0.55 0.75 0.85 1.15 1.65 2.15

以上結果表明，臭氧水的濃度與臭氧濃度成線性正比關系，制備高濃度的臭氧水必須先產生出高濃度的臭氧。因此，在現場使用過程中，很多單位採用了氧氣作為氣源來產生臭氧。在實驗中當臭氧濃度(重量百分比)達到3.0時，臭氧水的濃度可達到15mg/L以上。

表2 國內外公認的臭氧滅菌消毒的實驗數據
臭氧消毒 投放濃度 投放時間 病毒、病原體種類 殺滅效率
10mg/m³ 20分鍾 乙型肝炎表面抗原
（HbsAg) 99.99%
0.5mg/L 5分鍾 甲型流感病毒 99%
0.13mg/L 30秒 脊髓灰質炎病毒I型
（PVI） 100%
40µg/L 20秒 大腸桿菌噬菌體
ms2 98%
0.25mg/L 1分鍾 猿輪狀病毒SA-H
和人輪狀病毒2型 99.60%
4mg/L 3分鍾 艾滋病毒
（HIV） 100%
8mg/m³ 10分鍾 支原體（Mycoplasma)、
衣原體（Chlamydia)等
病原體 99.85%

5 恆壓變頻裝置（單泵，也可一備一用或二備一用）

由微處理器、壓力感測器、運算放大器、變頻器、斷路器、液位感測器、可編程序控制器、觸摸顯示屏人機操作界面組成。水泵按設定的壓力變頻運行，保證管網壓力恆定不變，不用水時自動停機，用水時自動補水，維持管網流量恆定。變頻器電子保護功能：過載保護、高低電壓保護、瞬間跳電保護、逆轉保護、過熱保護、漏電保護、欠相保護、無水停機保護等， 均可達到運動功能的顯示， 查找故障原因，並能達到自動復位的功能。恆壓變頻裝置控制器應用的最大優勢是，恆壓、節電。

6 紫外線殺菌器[10]

利用紫外線C波段《T253.7nm (240 － 260nm)》對細菌、病毒等致病微生物具有高效、廣譜殺滅的能力，就是以紫外線破壞及改變微生物的組織結構(DNA-核酸),使其喪失復制、繁殖的能力。抑制微生物活動力以達到殺菌作用的殺菌力取決於紫外線輸出量的大小，紫外線輸出量不低於300000μW／cm2時（在此強度下消毒時間不超過0．8秒），在額定水流量內瞬間殺菌滅各種細菌、病毒。殺菌率可達99%～99.99%。具有保鮮效果的富氧水再經紫外線殺菌器輸出，不改變水的性狀、原色、原味，不產生任何消毒副產物，能確保飲用水原汁原味，衛生安全，燈管壽命約10000小時，實際裝置的設計照射量相當於D10×4，即50mw.s/cm2以上。
紫外消毒的殺菌原理是利用紫外線光子的能量破壞水體中各種病毒、細菌以及其它致病體的DNA結構，使各種病毒、細菌以及其它致病體喪失復制繁殖能力，達到滅菌的效果。
通常，水消毒用的紫外線燈的中心輻射波長是253.7nm。顯然，紫外線的殺菌效果取決於紫外線的輻射強度和照射時間的乘積，即輻照劑量。表1列出了微生物不同殺滅率需要的紫外線輻照劑量值，試驗水樣染菌1×105cfj/L，水深2cm。