裂解裝置脫C4分離系統工藝設計

1. c4抽提法生產丁二烯的生產方法中使用無水溶劑是什麼

溶解能力，而對其它組分的溶解能力較小，其結果使易溶的組分隨溶劑一起由塔釜排出，然後將溶解的組分與溶劑再進行普通 的精餾，即可得到高純度的單一組分；未被萃取下來的組分由塔頂逸出，以達到分離的目的。 採用萃取精餾法的主要結果是增大了被分離組分之間的沸點差，改變了難以分離的各組分間的相對揮發度，從而減少塔板數和迴流比，並降低能量損耗。（表5-4） C4餾分中主要成分有：正丁烷、異丁烷、正丁烯、異丁烯、順-2丁烯、反-2-丁烯、丁二烯等，各組分沸點相差很小(表5-3)，難於用精餾方法分離。故生產中均採用萃取精餾進行分離。 工藝原理： 乙烯裂解混合C4餾分的組成比較復雜，而且其中各C4組分的沸點極為接近，有的還與丁二烯形成共沸物。 所以要從其中分離出高純度的丁二烯，用普通精餾的方法是十分困難的。目前工業上廣泛採用萃取、精餾相結合分離的方法得到高純度的丁二烯。 萃取精餾的實質 在C4餾分中加入某種極性高的溶劑（萃取劑），使其C4餾分中各組分之間的相對揮發度差值增大。 C4餾分在極性溶劑作用下，各組分之間的相對揮發度和溶解度變得有規律 其相對揮發度順序為：丁烷>丁烯>丁二烯>炔烴 其溶解度順序為： 丁烷<丁烯<丁二烯<炔烴 表3 C4餾分中各組分的沸點和相對揮發度 表450℃時C4餾分在各溶劑中相對揮發度（溶劑濃度（無水）100%） 三種溶劑殲跡簡的物理性質 課氏褲程：有機化工生產運行與操控 知識點： C4抽提法生產丁二烯的原理 謝謝觀看 課程：有機化州槐工生產運行與操控 知識點： C4抽提法生

2. 乙烯裂解生產工藝路線，高分跪求。

第一部分 乙烯裂解單元工藝流程簡介
石腦油經急冷水及裂解爐F101煙道氣預熱，注入稀釋蒸汽後，進入裂解爐裂解。來自裂解爐TLE的裂解氣經急冷後送至油冷塔T101進一步冷卻。裂解燃料油(PFO)和裂解柴油(PGO)從T101中抽出，汽油和較輕的組份作為塔頂氣體。急冷油循環實現裂解氣中熱量的脫除回收，同時產生低壓蒸汽。水冷塔T103中冷凝的汽油作為T101的迴流液。裂解燃料油被送到裂解燃料油汽提塔 T102，裂解柴油被送至T102的下部汽提段，以控制閃點。塔底的燃料油通過燃料油泵送入燃料油罐。T101頂的裂解氣，通過T103部分冷凝,塔頂裂解氣被送到下一工段。T103中冷凝的汽油，與循環急冷水和塔底冷凝的稀釋蒸汽分離，冷凝後作為迴流進入T101和送往其他工段。T103中冷凝的稀釋蒸汽（工藝水）經頂部進料換熱器預熱後進入T104，將酸性氣體和易揮發烴類汽提後返回T103。汽提後的工藝水經急冷油預熱進入稀釋蒸汽發生器，然後被中壓蒸汽和稀釋蒸汽發生器中的急冷油汽化，產生的蒸汽被中壓蒸汽過熱，用作裂解爐中的稀釋蒸汽。
第二部分 丙烯壓縮製冷單元（含油、水路系統）工藝流程簡介
自壓縮機出口來的丙烯氣體經E505冷凝後進入丙烯冷劑收集罐D505，從D505出來的丙烯在換熱器E511內被過冷後分成兩股，分別進入四段冷劑用戶E404和製冷壓縮機四段吸入罐D504。自E504來的蒸汽進入D504進行汽液分離，一部分蒸汽從D504出來後進入換熱器E512冷凝，然後進入收集罐D507，送往三段吸入罐D503；剩餘部分蒸汽作為四段吸入進入壓縮機。自D504出來的液體通過冷卻器E509被冷卻後分兩股：一股被送到三段丙烯冷劑用戶E503，剩下的液體送到三段吸入罐D503。自E503出來的蒸汽進入D503進行汽液相分離，從D503出來的蒸汽分為兩股，一股在換熱器E510內冷凝，進入收集罐D506後進入二段吸入罐D502；自D503出來的過多蒸汽送往壓縮機三段吸入。自D503來的丙烯液體分兩股：一股被換熱器E507冷卻後送到二段冷劑用戶 E502；另一部分物流同樣也通過換熱器E508後送往二段吸入罐D502。自E502出來的蒸汽流向D502進行汽液相分離，從D502出來的蒸汽送到壓縮機的二段吸入口。自D502出來的液體經過換熱器E506 冷卻後送往一段冷劑用戶E501。自E501排出的氣相送往一段吸入罐D-501，氣相間斷蒸發，四段排出的氣相經一分布器進入罐內或送往液體排放總管，氣相送往壓縮機一段吸入口。油、水路系統（略）。
第三部分 熱區分離精製單元工藝流程簡介裝置流程說明
來自凝液汽提塔底部的物料進入低壓脫丙烷塔T404進行C3和 C4餾分的分離，塔底C4及C4+餾分直接去脫丁烷塔T405，T404頂物料經T404頂冷卻器E414\E415冷卻，冷凝後進入T404迴流罐D405，一部分用泵輸送，經換熱器E412加熱後進入T403，另一部分用泵送回塔頂作為一部分迴流，另一部分迴流為來自 T403塔釜的物料。來自脫乙烷塔釜的物料和來自T404塔頂的物料以及預分離塔的塔釜物料，進入T403進行C3和C4餾分的分離，塔頂物流經冷凝後進入高壓脫丙烷塔迴流罐D404，一部分用泵送回塔頂作為迴流。塔釜物料經換熱器E412冷卻後去T404塔頂作迴流。塔頂的C3液相餾分利用泵送至丙烯乾燥器A402。來自T404底部的物料直接進入脫丁烷塔T405，T405頂迴流用循環水冷凝塔頂物流提供迴流。塔頂迴流罐中混合的碳四產品直接送至丁二烯裝置罐區。塔釜產物送至下一工段。來自T403塔頂的物料用泵輸送，經A402乾燥後，與氫氣混合進入MAPD轉化器R402進行液相加氫反應，產物進入罐D406進行汽液分離。分離的液相中的一部分循環至轉化器入口，其餘則進入丙烯精餾塔系統，產品聚合級丙烯從2#丙烯精餾塔塔頂側線采出直接送至裝置罐區的丙烯球罐貯存。

3. 碳四的生產工藝

本品存在於油田氣、濕天然氣和裂化氣中，如石油化工輕油裂解制乙烯裝置中，聯產的碳四烴，約為乙烯產量的40%;石油煉廠催化裂化裝置所產的碳四烴，約占裝置處理量的6%，經分離可得碳四。
制備
l從油田氣和濕天然氣分離 將其加壓冷凝分離以後，可得含碳三、碳四的液化石油氣，再用蒸餾法分離可得碳三和碳四。 2從石油裂化的碳四餾分分離 例如，石腦油中等深度裂解產物中含丁烷約佔65%，重質餾分裂解產物中丁烷含量則更低。有的煉廠催化裝置改用分子篩催化劑以及加氫裂化工藝，致使煉廠氣中丁烷產率有所提高，丁烯產率有所下降。其丁烷分離過程如下。來自催化裂化裝置的尾氣，經分餾、分離碳三、異丁烯和碳五餾分以後，從塔底進入前乙情莽取蒸餾塔，自萃取蒸餾塔頂則得到90%以上的丁烷。
用途
本品除直接用作燃料和冷凍劑之外，大量用於製取多種有機合成原料，如經脫氫可制丁烯和丁二烯;經異構化可制異丁烷;經催化氧化可制順丁烯二酸酐、醋酸等；經鹵化可制鹵代丁烷；經硝化可制硝基丁烷；在高溫下催化可制二硫化碳;經水蒸汽轉化可以製取氫氣。此外，丁烷還可做馬達燃料摻和物以控制揮發分；也可做重油精製脫瀝青劑;油井中蠟沉澱溶劑；用於二次石油回收的流溢劑；樹脂發泡劑；海水轉化為新鮮水的致冷劑，以及烯烴齊格勒聚合溶劑等。 化學反應和用途烷烴是惰性氣體, 因為它們的 C-C 和 C-H 鍵非常強. 它們並不與酸、鹼、金屬或者氧化劑反應。出奇地，它們不與酸、鹼反應.不過汽油(辛烷)並不會與濃硫酸、鹼金屬或者高錳酸鉀發生反應。 它燃燒形成二氧化碳和水蒸汽 2C4H10+ 13O2 ==點燃== 8CO2(g) + 10H2O 如果有充足的空氣供應的情況下，碳四燃燒時會產生二氧化碳和水蒸氣。如果空氣供應不足，會產生碳和一氧化碳。碳四的日常用途包括了家用液化石油氣，亦用於打火機和可攜式碳四氣爐中作燃料。 碳四在空氣中燃燒化學方程式:2C4H10 + 13O2 ==點燃== 8CO2(g) + 10H2O
綜合利用
原料碳四因製造途徑的不同，可分為混合碳四及煉廠碳四。混合碳四是重要的石油化工資源，煉油廠碳四主要用於製作燃料。煉廠碳四的經濟方面，由於高辛烷值汽油調和原料MTBE的需求在不斷增長，在相當長的時間里，高價值的燃料利用仍是碳四烴應用的最主要的途徑，以丁烯為例，約90%用於燃料，僅10%用於化學品市場。混合碳四的經濟方面，混合碳四可以用氧化脫氫技術將混合碳四(C4)烯烴中的丁烯-1和丁烯-2轉化為丁二烯，再將丁二烯加工生產成各種橡膠。通過混合碳四轉化丁烯，丁烯氧化脫氫生產丁二烯是碳四產業發展的主要趨勢。在2011年北京舉行的煤制烯烴技術經濟研討會上，惠生工程還提出：將MTO裝置副產的價格相對低廉的混合碳四(C4)烯烴轉化為高價值的二丙基庚醇，也能增加碳四綜合利用的經濟性價值。
注意事項
由於氟利昂和氯氟化碳可導致臭氧層損耗，引起關注。故冷凍系統，特別是家用雪櫃和冷藏箱均增加使用了異丁烷(2-甲基丙烷)作，代替氟利昂作製冷劑使用。另外異碳四亦加添於噴霧劑，代替氯氟化碳。
毒性危害
健康危害： 主要作用是麻醉和弱刺激。急性中毒：主要表現為頭痛、頭暈、嗜睡、惡心、酒醉狀態，嚴重者可出現昏迷。慢性影響：出現頭痛、頭暈、睡眠不佳、易疲倦等症狀。
急救
吸入： 迅速脫離現場至空氣新鮮處。注意保暖，呼吸困難時給輸氧。呼吸及心跳停止者立即進行人工呼吸和心臟按壓術。就醫。
防護措施
工程式控制制：生產過程密閉，全面通風。 呼吸系統防護： 高濃度環境中，佩帶供氣式呼吸器。 眼睛防護： 一般不需特殊防護，高濃度接觸時可戴化學安全防護眼鏡。 防護服： 穿工作服。 手防護： 一般不需特殊防護，高濃度接觸時可戴防護手套。 其他： 工作現場嚴禁吸煙。避免長期反復接觸。進入罐或其它高濃度區作業，須有人監護。
泄漏處置
迅速撤離泄漏污染區人員至上風處，並隔離直至氣體散盡，切斷火源。建議應急處理人員戴自給式呼吸器，穿一般消防防護服。切斷氣源，噴霧狀水稀釋、溶解，將漏出氣用排風機送至空曠地方或裝設適當噴頭燒掉。抽排(室內)或強力通風(室外)。漏氣容器不能再用，且要經過技術處理以清除可能剩下的氣體。
包裝儲運
儲運注意事項： 易燃壓縮氣體。儲存於陰涼、通風倉間內。倉溫不宜超過30℃。遠離火種、熱源。防止陽光直射。應與氧氣、壓縮空氣、氧化劑等分開存放。儲存間內的照明、通風等設施應採用防爆型，開關設在倉外。配備相應品種和數量的消防器材。罐儲時要有防火防爆技術措施。露天貯罐夏季要有降溫措施。禁止使用易產生火花的機械設備和工具。驗收時要注意品名』，注意驗瓶日期，先進倉的先發用。搬運時輕裝輕卸，防止鋼瓶及附件破損。

4. 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。

5. 懂化工的進

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