裂解装置脱C4分离系统工艺设计

1. c4抽提法生产丁二烯的生产方法中使用无水溶剂是什么

溶解能力，而对其它组分的溶解能力较小，其结果使易溶的组分随溶剂一起由塔釜排出，然后将溶解的组分与溶剂再进行普通 的精馏，即可得到高纯度的单一组分；未被萃取下来的组分由塔顶逸出，以达到分离的目的。 采用萃取精馏法的主要结果是增大了被分离组分之间的沸点差，改变了难以分离的各组分间的相对挥发度，从而减少塔板数和回流比，并降低能量损耗。（表5-4） C4馏分中主要成分有：正丁烷、异丁烷、正丁烯、异丁烯、顺-2丁烯、反-2-丁烯、丁二烯等，各组分沸点相差很小(表5-3)，难于用精馏方法分离。故生产中均采用萃取精馏进行分离。 工艺原理： 乙烯裂解混合C4馏分的组成比较复杂，而且其中各C4组分的沸点极为接近，有的还与丁二烯形成共沸物。 所以要从其中分离出高纯度的丁二烯，用普通精馏的方法是十分困难的。目前工业上广泛采用萃取、精馏相结合分离的方法得到高纯度的丁二烯。 萃取精馏的实质 在C4馏分中加入某种极性高的溶剂（萃取剂），使其C4馏分中各组分之间的相对挥发度差值增大。 C4馏分在极性溶剂作用下，各组分之间的相对挥发度和溶解度变得有规律 其相对挥发度顺序为：丁烷>丁烯>丁二烯>炔烃 其溶解度顺序为： 丁烷<丁烯<丁二烯<炔烃 表3 C4馏分中各组分的沸点和相对挥发度 表450℃时C4馏分在各溶剂中相对挥发度（溶剂浓度（无水）100%） 三种溶剂歼迹简的物理性质 课氏裤程：有机化工生产运行与操控 知识点： C4抽提法生产丁二烯的原理 谢谢观看 课程：有机化州槐工生产运行与操控 知识点： C4抽提法生

2. 乙烯裂解生产工艺路线，高分跪求。

第一部分 乙烯裂解单元工艺流程简介
石脑油经急冷水及裂解炉F101烟道气预热，注入稀释蒸汽后，进入裂解炉裂解。来自裂解炉TLE的裂解气经急冷后送至油冷塔T101进一步冷却。裂解燃料油(PFO)和裂解柴油(PGO)从T101中抽出，汽油和较轻的组份作为塔顶气体。急冷油循环实现裂解气中热量的脱除回收，同时产生低压蒸汽。水冷塔T103中冷凝的汽油作为T101的回流液。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，以控制闪点。塔底的燃料油通过燃料油泵送入燃料油罐。T101顶的裂解气，通过T103部分冷凝,塔顶裂解气被送到下一工段。T103中冷凝的汽油，与循环急冷水和塔底冷凝的稀释蒸汽分离，冷凝后作为回流进入T101和送往其他工段。T103中冷凝的稀释蒸汽（工艺水）经顶部进料换热器预热后进入T104，将酸性气体和易挥发烃类汽提后返回T103。汽提后的工艺水经急冷油预热进入稀释蒸汽发生器，然后被中压蒸汽和稀释蒸汽发生器中的急冷油汽化，产生的蒸汽被中压蒸汽过热，用作裂解炉中的稀释蒸汽。
第二部分 丙烯压缩制冷单元（含油、水路系统）工艺流程简介
自压缩机出口来的丙烯气体经E505冷凝后进入丙烯冷剂收集罐D505，从D505出来的丙烯在换热器E511内被过冷后分成两股，分别进入四段冷剂用户E404和制冷压缩机四段吸入罐D504。自E504来的蒸汽进入D504进行汽液分离，一部分蒸汽从D504出来后进入换热器E512冷凝，然后进入收集罐D507，送往三段吸入罐D503；剩余部分蒸汽作为四段吸入进入压缩机。自D504出来的液体通过冷却器E509被冷却后分两股：一股被送到三段丙烯冷剂用户E503，剩下的液体送到三段吸入罐D503。自E503出来的蒸汽进入D503进行汽液相分离，从D503出来的蒸汽分为两股，一股在换热器E510内冷凝，进入收集罐D506后进入二段吸入罐D502；自D503出来的过多蒸汽送往压缩机三段吸入。自D503来的丙烯液体分两股：一股被换热器E507冷却后送到二段冷剂用户 E502；另一部分物流同样也通过换热器E508后送往二段吸入罐D502。自E502出来的蒸汽流向D502进行汽液相分离，从D502出来的蒸汽送到压缩机的二段吸入口。自D502出来的液体经过换热器E506 冷却后送往一段冷剂用户E501。自E501排出的气相送往一段吸入罐D-501，气相间断蒸发，四段排出的气相经一分布器进入罐内或送往液体排放总管，气相送往压缩机一段吸入口。油、水路系统（略）。
第三部分 热区分离精制单元工艺流程简介装置流程说明
来自凝液汽提塔底部的物料进入低压脱丙烷塔T404进行C3和 C4馏分的分离，塔底C4及C4+馏分直接去脱丁烷塔T405，T404顶物料经T404顶冷却器E414\E415冷却，冷凝后进入T404回流罐D405，一部分用泵输送，经换热器E412加热后进入T403，另一部分用泵送回塔顶作为一部分回流，另一部分回流为来自 T403塔釜的物料。来自脱乙烷塔釜的物料和来自T404塔顶的物料以及预分离塔的塔釜物料，进入T403进行C3和C4馏分的分离，塔顶物流经冷凝后进入高压脱丙烷塔回流罐D404，一部分用泵送回塔顶作为回流。塔釜物料经换热器E412冷却后去T404塔顶作回流。塔顶的C3液相馏分利用泵送至丙烯干燥器A402。来自T404底部的物料直接进入脱丁烷塔T405，T405顶回流用循环水冷凝塔顶物流提供回流。塔顶回流罐中混合的碳四产品直接送至丁二烯装置罐区。塔釜产物送至下一工段。来自T403塔顶的物料用泵输送，经A402干燥后，与氢气混合进入MAPD转化器R402进行液相加氢反应，产物进入罐D406进行汽液分离。分离的液相中的一部分循环至转化器入口，其余则进入丙烯精馏塔系统，产品聚合级丙烯从2#丙烯精馏塔塔顶侧线采出直接送至装置罐区的丙烯球罐贮存。

3. 碳四的生产工艺

本品存在于油田气、湿天然气和裂化气中，如石油化工轻油裂解制乙烯装置中，联产的碳四烃，约为乙烯产量的40%;石油炼厂催化裂化装置所产的碳四烃，约占装置处理量的6%，经分离可得碳四。
制备
l从油田气和湿天然气分离 将其加压冷凝分离以后，可得含碳三、碳四的液化石油气，再用蒸馏法分离可得碳三和碳四。 2从石油裂化的碳四馏分分离 例如，石脑油中等深度裂解产物中含丁烷约占65%，重质馏分裂解产物中丁烷含量则更低。有的炼厂催化装置改用分子筛催化剂以及加氢裂化工艺，致使炼厂气中丁烷产率有所提高，丁烯产率有所下降。其丁烷分离过程如下。来自催化裂化装置的尾气，经分馏、分离碳三、异丁烯和碳五馏分以后，从塔底进入前乙情莽取蒸馏塔，自萃取蒸馏塔顶则得到90%以上的丁烷。
用途
本品除直接用作燃料和冷冻剂之外，大量用于制取多种有机合成原料，如经脱氢可制丁烯和丁二烯;经异构化可制异丁烷;经催化氧化可制顺丁烯二酸酐、醋酸等；经卤化可制卤代丁烷；经硝化可制硝基丁烷；在高温下催化可制二硫化碳;经水蒸汽转化可以制取氢气。此外，丁烷还可做马达燃料掺和物以控制挥发分；也可做重油精制脱沥青剂;油井中蜡沉淀溶剂；用于二次石油回收的流溢剂；树脂发泡剂；海水转化为新鲜水的致冷剂，以及烯烃齐格勒聚合溶剂等。 化学反应和用途烷烃是惰性气体, 因为它们的 C-C 和 C-H 键非常强. 它们并不与酸、碱、金属或者氧化剂反应。出奇地，它们不与酸、碱反应.不过汽油(辛烷)并不会与浓硫酸、碱金属或者高锰酸钾发生反应。 它燃烧形成二氧化碳和水蒸汽 2C4H10+ 13O2 ==点燃== 8CO2(g) + 10H2O 如果有充足的空气供应的情况下，碳四燃烧时会产生二氧化碳和水蒸气。如果空气供应不足，会产生碳和一氧化碳。碳四的日常用途包括了家用液化石油气，亦用于打火机和可携式碳四气炉中作燃料。 碳四在空气中燃烧化学方程式:2C4H10 + 13O2 ==点燃== 8CO2(g) + 10H2O
综合利用
原料碳四因制造途径的不同，可分为混合碳四及炼厂碳四。混合碳四是重要的石油化工资源，炼油厂碳四主要用于制作燃料。炼厂碳四的经济方面，由于高辛烷值汽油调和原料MTBE的需求在不断增长，在相当长的时间里，高价值的燃料利用仍是碳四烃应用的最主要的途径，以丁烯为例，约90%用于燃料，仅10%用于化学品市场。混合碳四的经济方面，混合碳四可以用氧化脱氢技术将混合碳四(C4)烯烃中的丁烯-1和丁烯-2转化为丁二烯，再将丁二烯加工生产成各种橡胶。通过混合碳四转化丁烯，丁烯氧化脱氢生产丁二烯是碳四产业发展的主要趋势。在2011年北京举行的煤制烯烃技术经济研讨会上，惠生工程还提出：将MTO装置副产的价格相对低廉的混合碳四(C4)烯烃转化为高价值的二丙基庚醇，也能增加碳四综合利用的经济性价值。
注意事项
由于氟利昂和氯氟化碳可导致臭氧层损耗，引起关注。故冷冻系统，特别是家用雪柜和冷藏箱均增加使用了异丁烷(2-甲基丙烷)作，代替氟利昂作制冷剂使用。另外异碳四亦加添于喷雾剂，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：主要表现为头痛、头晕、嗜睡、恶心、酒醉状态，严重者可出现昏迷。慢性影响：出现头痛、头晕、睡眠不佳、易疲倦等症状。
急救
吸入： 迅速脱离现场至空气新鲜处。注意保暖，呼吸困难时给输氧。呼吸及心跳停止者立即进行人工呼吸和心脏按压术。就医。
防护措施
工程控制：生产过程密闭，全面通风。 呼吸系统防护： 高浓度环境中，佩带供气式呼吸器。 眼睛防护： 一般不需特殊防护，高浓度接触时可戴化学安全防护眼镜。 防护服： 穿工作服。 手防护： 一般不需特殊防护，高浓度接触时可戴防护手套。 其他： 工作现场严禁吸烟。避免长期反复接触。进入罐或其它高浓度区作业，须有人监护。
泄漏处置
迅速撤离泄漏污染区人员至上风处，并隔离直至气体散尽，切断火源。建议应急处理人员戴自给式呼吸器，穿一般消防防护服。切断气源，喷雾状水稀释、溶解，将漏出气用排风机送至空旷地方或装设适当喷头烧掉。抽排(室内)或强力通风(室外)。漏气容器不能再用，且要经过技术处理以清除可能剩下的气体。
包装储运
储运注意事项： 易燃压缩气体。储存于阴凉、通风仓间内。仓温不宜超过30℃。远离火种、热源。防止阳光直射。应与氧气、压缩空气、氧化剂等分开存放。储存间内的照明、通风等设施应采用防爆型，开关设在仓外。配备相应品种和数量的消防器材。罐储时要有防火防爆技术措施。露天贮罐夏季要有降温措施。禁止使用易产生火花的机械设备和工具。验收时要注意品名’，注意验瓶日期，先进仓的先发用。搬运时轻装轻卸，防止钢瓶及附件破损。

4. 您好，我们是做二次加氢C9芳烃的，以前我们一直都是往调和汽柴油的企业出货，可是现在做优势不大

二甲苯（PX）是石化行业的有机材料之一，具有广泛的用途中的化学纤维，合成树脂，农药，医药，塑料，和许多化学生产。在近年来，随着容量的对苯二酸（PTA），示出的价格高需求的情况，对二甲苯的迅速增加。据预测，全球PX市场在未来数年的2001至2008年，每年的增长速度为4.5％，消费量较上年同期的增长速度为6.5％。然而，不同地区的增长速度差异较大。亚洲PTA产业发展迅速，区域PX供应紧张，将是全球PX增长，在未来五年的重点领域。此外，中东，新的计划，在未来五年继续PX增长也比较快。
随着中国经济的快速发展，最重要的基本有机化工原料对二甲苯，其需求已在过去5年的强劲增长。下游产品（主要是PTA产业）的快速发展，PX市场需求在未来几年将呈现快速上升趋势，预计到要求的年消费增长率为22.4％，平均每年增长24.9％，与。预计到2010年，PTA装置PX消费量将达到54-61Mt，工厂的产能建设远远落后于需求的增长，中国的PX需求和生产之间的差距将进一步扩大。
对二甲苯的生产方法是通过一个多级低温结晶分离或分子筛模拟移动床吸附分离技术（简称为吸附分离）从石脑油催化重整热力学平衡混合二甲苯（C8A）产生将二甲苯分离与其同分异构体混合物接近沸点。如果在邻位和间二甲苯和乙苯的处理，往往采取混合二甲苯异构化技术（简称异构化），因此异构化，对二甲苯。甲苯歧化和烷基转移技术，以充分利用廉价的工业甲苯和碳九芳烃/ C10芳烃（C9A/C10A）转化成混合二甲苯和苯。芳烃装置，这种技术产生的超过50％的混合二甲苯，该技术是工业产率的p-二甲苯的主要手段。甲苯选择性歧化，二甲苯的生产是一种新的方式。过程中的催化剂的性能的不断提高，近年来，已取得了长足的进步。的乙烯产能的不断提高，甲苯总量将呈现上升趋势，因此，具有良好的市场前景。
本文回顾了这两个产量二甲苯在最近几年的技术路线图的进展，并提出了在该领域的技术发展趋势。
1甲苯歧化和烷基转移技术
1.1典型的生产过程
传统的甲苯歧化生产过程在20世纪60年代末由美国UOP日本东丽公司共同开发的氢的存在固定床Tatoray过程。上海石油化工研究院（SRIPT）超过30年的技术发展，S-TDT工艺的研究和开发于1997年完成，实现产业化。 Tatoray过程相比，S-TDT工艺允许重芳烃原料含有C10，HAT甲苯歧化催化剂具有国际先进水平，能耗低的设备和材料的消耗，使这一进程具有良好的技术经济指标。
S-TDT甲苯歧化简要的处理流程：含有甲苯和含有C10重芳烃C9A原料和循环氢气混合后，由加热炉加热到所需的反应温度的反应器的热交换器的进口和出口，成固定床绝热反应器中，在催化剂的作用，将反应的苯和混合二甲苯。反应流出物通过反应器的进口和出口的热交换器后，然后在冷却后，流入高压分离槽，将分离的芳族烃类液体进入下游的分馏装置。孤立从气体中的流出的哪部分，大多数气体和补充氢气混入通过加压循环氢气的循环氢压缩机。
1.2甲苯歧化与烷基转移技术R＆D的进展
1.2.1 TA甲苯歧化催化剂，并Tatoray
美国UOP公司联合开发的日本东丽公司Tatoray甲苯歧化和转让技术的产业化技术自1969年以来，在技术，该技术采用固定床临氢相反应，操作稳定，运行周期长，先进的技术和经济指标，全球有50多台（套）设备使用的技术，产业化的主要技术领域。 20世纪90年代TA-4的工艺催化剂，自1997年以来TA-5催化剂的工业应用。目前，国外Tatoray的过程中主要使用的TA-4和TA-5催化剂。
UOP公司最新的研究和发展新一代的金属加氢TA-20催化剂。具有金属加氢裂化功能，提高处理能力的催化剂的重芳烃，可以加工到甲苯中，以30％的混合饲料的质量分数，允许含有质量分数为1％的烷烃的原料。相对于原来的TA-4，TA-5催化剂，TA-20催化剂的长周期的稳定性也得到改善。
1.2.2 HAT系列甲苯歧化催化剂和S-TDT技术
扩能改造，以满足芳烃联合装置的需求并没有被改变，在反应器中和压缩机SRIPT研究开发的HAT系列甲苯歧化与烷基转移催化剂，HAT-095，HAT-096，从1996年HAT-097催化剂成功应用于国内规模1.3-12.3万吨/年的甲苯歧化装置的核心技术，HAT催化剂的S-
TDT甲苯歧化完整的技术和催化剂已出口到伊朗。表1列出了HAT催化剂产业化的主要性能指标。正如可以从表1看出，HAT-097催化剂从HAT-095的催化剂，该催化剂的处理能力被大大增加，氢对烃的比例越来越低，现有的装置中的压缩机的条件不改变，只更换催化剂将是能够实现的目的的扩张。反应进料在相同的时间允许C10A越来越高的水平，重芳烃，歧化单元可以处理，并更有效地提高苯和混合二甲苯的产率，并提高经济效率的装置。
HAT催化剂芳烃处理能力，大大增加了与国外同类工业催化剂相比，工业运行结果表明，其综合性能达到国际先进水平。 HAT-099催化剂已完成开发C10A反应，作为第一3种原料，允许C9A原料C10A高达25％-30％的质量分数。 HAT-099催化剂的研制成功，将有效地提高重芳烃，这是一个大幅增加混合二甲苯，二甲苯目的，以提高生产的利用率。

在最近几年，甲苯歧化装置能够处理高浓度C9A原料生产更多的C8A对二甲苯产能扩张的需求。 MXT-01催化剂SRIPT大孔β沸石催化的甲苯和C9A歧化和烷基转移反应，开发的实验结果表明，高达70％的条件下，反应进料C9A高空间速度，低氢烃比的质量分数的总摩尔转化率达到46％以上，C8A芳烃和苯的摩尔比为3.7或更大。用HAT MXT-01催化剂具有高混合二甲苯产率，试验现在完全歧化的工业侧线的生产单元的丝光沸石催化剂，比较。
1.2.3 MTDP-3甲苯歧化和烷基转移技术
MTDP-3甲苯歧化与烷基转移技术美孚公司开发的处理量C9A技术。该技术是使用ZSM-5沸石，反应进料的C9A质量分数小于25％。允许低氢烃摩尔比（小于或等于3）的条件下操作的技术的竞争优势。
MTDP-3技术的美孚公司和台湾的中国石油天然气集团公司（CPC）的基础上，共同开发TransPlus的过程中，为了提高的处理的C9A部分C10A原料的能力，并于1997年在中国台湾林园的第一个石化厂的产业化。这种技术采用催化剂A优选重芳烃的的轻质功能，从而使得有可能处理的原料中含有一定量的C10A和C9A。据称，C9原料允许C10A质量分数可达25％以上，C9A反应混合材料的质量分数可以达到40％以上，但目前还没有工业化的数据报告。典型的操作条件：反应温度385-500℃，反应压力为2.1-2.8MPa，芳烃WHSV 2.5-3.6H -1，氢与烃的摩尔比为不大于3，45％-50％的总的转换率。
1.2.4其他工艺技术
阿科-IFP，二甲苯产率（二甲苯-PLUS）在1968年实现产业化，使用的稀土Y型分子筛，活性低，选择性为28％，分别为。 -30％和92.5％，分别;由于使用的移动床反应器中，所述催化剂需要连续再生，和大的能量消耗。可以用作原料的甲苯和C9A。 C？的9A内容的原始材料只允许4台，到目前为止，世界上的工业化装置。一个
Cosden T2BX法国在1985年实现产业化，更高的工作压力（4.1MPa），转换率分别为44％，使用的丝光沸石作为反应原料甲苯和C9A芳烃的催化剂。在最近几年中，没有新的报告。
2甲苯择形歧化制成高浓度的二甲苯
2.1概述
择形催化，可以有效地抑制副反应，大大提高所需产物的选择性的分离过程的过程被简化，能量消耗和投资大大减少，从而使该装置可以有效地提高经济效率。甲苯择形歧化反应只能用于纯甲苯进料。的
甲苯择形歧化反应高临界位选择，合适的沸石的孔径和外表面钝化。钝化的沸石晶体的外表面被设计启用快速扩散满分沸石通道，p-二甲苯，在表面以外不发生的异构化反应中的分子筛，而且还生成的热力学平衡混合物二甲苯。
到目前为止，ZSM-5分子筛的甲苯选择性歧化专利报告来自美孚公司，与类似的ZSM-5沸石ZSM-11分子筛的孔结构的一小部分。
2.2开发的技术在国外
一个的2.2.1 MSTDP和PXMAX甲苯择形歧化
第一个工业化甲苯择形歧化技术原位改性美孚1988技术MSTDP过程。设备MSTDP Enichem的炼油厂Gela中，意大利城市成功运行。它的产业化技术指标：甲苯转化率25％-30％85％-90％位选择的苯和二甲苯的摩尔比为1.44，反应产物。
1996年，公司又推出了PX-MAX的异位改性技术，选择性高达90％以上的二甲苯，甲苯转化率为30％。与MSTDP技术，苯和二甲苯的摩尔比，在反应产物中的PXMAX技术相比有所减少，这样，它可以得到更多的对二甲苯。
2.2.2 PX-PLUS甲苯任择形歧化技术
UOP公司涉嫌在1997年的表现PX-PLUS推出比MSTDP工艺技术。其主要指标有：甲苯转化率的30％，90％的对位选择性，苯和二甲苯的反应产物中的摩尔比为1.37，p-二甲苯的产率是大约41％（转化甲苯）。 1998年，第一套设备实现产业化。
UOP的技术和分子筛吸附分离健康严格二甲苯芳烃联合装置相结合，具有良好的互补作用。使用PX-PLUS技术来生产高浓度的二甲苯混合二甲苯简单的结晶分离后，可以得到高纯度的对二甲苯的质量分数，在产品中的p-二甲苯，残液仍然是超过40％，大大高于通常的二甲苯的混合物，二甲苯的含量，可以直接进入到吸附分离部。

2.3国内的发展，国内在这一领域的研究开始于20世纪90年代初，石油化工科学研究院（RIPP）1L催化剂的工业侧线试验于1999年完成。主要结果如下：甲苯的转化率大于30％，大于90％对选择性，但苯和二甲苯的摩尔数是比较高的，约1.6。
SRIPT对二甲苯产量在1997年进行的甲苯选择性歧化催化剂的研究，目前已取得了较好的结果。实验室的结果表明，甲苯的转化率和对选择性分别为30％和90％的苯和二甲苯的反应产物，摩尔比为1.4。已经完成了膨胀的催化剂测试，制备工业侧的线路测试。
重芳烃，提高炼油能力，连续重整芳烃生产厂的规模和数量的增加，重芳烃脱烷基化过程中的脱烷基化技术
加快发展。的C9A所产生的芳烃加氢混合二甲苯，能有效地降低了装置规模，重芳烃资源的充分利用。国外在该领域已经由UOP技术东丽TAC9过程中，Zeolyst制备的ATA技术公司GTC公司的的GT-TransAlk技术的。
3.1东丽TAC9 C9-C10芳烃的选择性转换的重芳烃混合二甲苯生产技术
的东丽TAC9过程中产生的混合二甲苯技术。 C10A也用在混合二甲苯的生产，该技术可以是严重额外的混合二甲苯芳烃类产品。喜欢Tatoray技术也被用来，TorayTAC9过程的存在下，氢的固定床反应器技术，氢的存在下，为了防止焦化，从手的脱烷基化的芳族化合物和非芳族化合物的裂解反应的主要的氢消耗。为了确保更高的混合二甲苯的产量，苯和甲苯的反应，分离后的庚烷的反应器进料的柱分离返回。
技术混合二甲苯产量三个方面：甲基苯基，C9A，C10A异构体的分布C9/C10A值的饲料总量的比例。对于纯的C9A饲料，混合二甲苯产率约75％，产率约21％的轻馏分中。随着饲料C10A含量的增加，混合二甲苯的产率下降。
该技术在1996年的第一次工业应用催化剂具有良好的稳定性，首先运行期在两年以上，到1998年，有两套装置使用的技术，设备规模达到850克拉/年。
3.2 Zeolyst制备/ SK重芳烃脱烷基化和烷基转移技术
技术Zeolyst制备韩国SK协作R＆D和产业化，该技术在1999年首次在SK芳烃联合装置的工业应用。
ATA-11使用贵金属催化剂具有良好的稳定性，先运行时间是3年以上，并具有低的乙苯的质量分数（良好的加氢生成C8A约2％），是一个很好的异构化原料。但由于裂化函数是太强烈，和芳香环的，强烈的放热反应床的温度过度上升，要求的材料和催化剂的接触时间的损失是不长的，高的空间速度的条件下进行操作。过度消耗的氢和放热反应，导致经营困难喂炉，以及下游汽提塔，使用该技术之前，将目前的设备。该技术是适用的C9 +阿加氢脱烷基反应。
3.3 GT-TransAlk的重芳烃脱烷基化和烷基转移
GTC公司的GT-TransAlk的技术处理C9A/C10A重芳烃轻质技术。该技术的特点是原始材料不含有甲苯，和甲苯的甲基化和结晶分离技术，以形成一组的芳烃技术。
4，未来产量二甲苯技术发展趋势
对二甲苯的市场前景，在未来几年内，并在改造现有设备的扩展为主要追求目标的企业，一些企业也有新的的移动设备的需求。新技术和改进现有技术，不断完善，成为石化行业的研究和发展的重点。
4.1传统的甲苯歧化与烷基转移技术
甲苯歧化与烷基转移单元，未来的发展方向，是提高所需的产品的选择性，有效地降低了材料消耗的设备，进一步提高空速氢的比率，减少烃的研究和开发新的催化剂，以满足设备不断扩大的能源需求。
为了提高选择合适的大孔，以及催化材料的表面酸性调制，适当加强的烷基转移反应，抑制甲苯歧化反应，从而提高了产率的混合二甲苯，减少苯的混合二甲苯收率的生成量，以实现对二甲苯的产量的目的。目前SRIPT已开发成功MXT-01的丝光沸石催化剂工业侧的已完成的线路测试。结果表明，WHSV为2.5小时-1，反应温度低于400°C时，催化剂的总转化率不小于46％，不低于89％，苯和二甲苯的摩尔选择性比为3.5或以上，和在混合二甲苯中的选择性为73％的产品。
芳烃装置大，有很可观的一笔重芳烃，以及如何充分利用重芳烃的经济效益在很大程度上影响整个单元合并。本工厂操作中，为了防止较重到一个反应器进料的C11和以上的烃组分，有一部分C10A C11A和上述以外的边界的碳氢化合物的排放，造成的损失的资源重芳烃。因此，开发一个C10A可以处理繁忙的的芳烃催化剂，其技术将在未来的研发重点的重芳烃。
直接加工无芳烃抽提甲苯，芳烃含量高的原料，也是未来的发展趋势之一。这种技术可以有效地减少所述提取单元上的负载，并膨胀，以达到目的，并降低能源消耗。但是，所述非芳烃在产品的整个装置的苯含量增加。因此，确保苯上可接受的质量，适合高非芳烃甲苯进料内容的处理的催化剂的研究和开发也至关重要。
4.2甲苯二甲苯
选择塑造4.2.1甲苯歧化和甲基化系统的择形歧化
进一步完善的收盘位选择和二甲苯的技术，今后研究的重点。越来越高的段选择性将大大降低分离能量，有效地降低了生产成本的p-二甲苯。
4.2.2甲苯择形歧化和苯/的C9A烷基转移组合工艺
甲苯选择性歧化反应可以产生较高的混合二甲苯，但该技术可以只使用纯甲苯二甲苯的含量。芳烃单元，价廉的C9和以上的芳香族烃资源大量的没有被充分使用。为此，SRIPT芳烃单位甲苯选择性歧化技术与苯/ C9A和烷基相结合的过程相结合的技术转让。
SRIPT苯和C9A烷基R＆D技术转移，2003年3月完成。化验结果表明，在苯和C9A的质量比为60/40，根据反应的重时空速为1.5h -1，总转化率在50％以上，苯和C9A的条件和所得到的甲苯，混合二甲苯的选择和在90％或以上。
在合并的过程中，甲苯任择形歧化生成苯的苯/的C9A烷基转移装置的原料，而苯/的C9A与烷基转移装置产生的甲苯为原料前，既充分应用甲苯选择性歧化技术，和使用的C9A，以最大限度地生产高混合二甲苯二甲苯含量。
分离技术在最近几年得到了长足的进步，冷冻结晶结晶机理的研究，提高其经济指标。高二甲苯的混合二甲苯的含量，结合生产工艺相结合的结晶分离技术将显着降低成本的分离，有竞争与分子筛吸附分离技术竞争力。对二甲苯生产技术的应用，结晶分离技术，具有良好的市场前景。
4.2.3甲苯甲基化系统高浓度的二甲苯
烷基化反应的甲苯，甲醇，二甲苯一个新的工艺路线，甲苯转化率和廉价的甲醇用新的方式对二甲苯产量。 Y型沸石ZSM-5沸石催化剂，甲苯为基础的选择性烷基化合成研究，在家里和在国外已开展20世纪70年代以来，特别是上ZSM-5沸石Al比，晶粒大小，铂，镁锑/碱（碱土）金属改性的磷，硅，改性的B族元素和蒸汽处理的催化剂结构，酸度和催化性能的关联之间的大量的研究。美孚公司，采用的摩尔比的分子筛硅铝磷酸盐450970℃蒸汽处理45分钟的P/HZSM-5催化剂，例如，在反应温度600℃，反应压力0.28MPa，WHSV4h-1中，n（甲苯） / n（甲醇）/正（水）/正（氢）= 2/1/6/6进行甲基化反应的工艺条件下，甲醇的转化率为97.8％，甲苯的转化率为28.4％，选择性为96.8％的PX。苯，反应不产生非常少的副产物，主要是低于C5烃类和小于1％的质量分数。
尚未工业化过程的报道，关键是有优势的两个主要问题，稳定性好，寿命长的工业催化剂的研究和开发，技术经济。印度石化公司（IPCC）和GTC联合最近报道的GT- - lAlkSM的甲苯甲醇烷基化技术，和技术和经济200kt/aPX的生产设备评估的发展取得新的进展。使用固定床反应器中的烷基化反应的甲苯，和一个专有的高硅沸石催化剂，在反应温度为400-450℃，反应压力为0.1-0.5MPa的，甲苯和甲醇的质量比为1.35 / 1条件，PX选择性达到85％以上，催化剂运行周期六月至十二月，这种技术：在重整甲苯的主要特点是直接发送的甲苯烷基化装置，共同低成本的甲醇为原料，生产出高浓度PX芳烃，二甲苯部分成本低，简单的结晶装置，有效的复苏PX，获得高纯度PX结晶分离装置建设投资是远远低于传统的吸附分离装置。此外，副产物苯可以忽略不计。每一个农产品1tPX只需消耗：1吨甲苯（甲苯选择性歧化过程中，生产的1吨PX需要消耗约2.5吨苯，甲苯，副产物的质量比的B和PX :1.36-1 .60）。原料甲苯2.34Mt /技术和经济评估200kt/aPX装置甲醇1.73Mt /年的PX集中的2.33Mt / A，甲苯和甲醇价格分别为$ 260 /吨110 /吨计全年净利润约19万，总投资大约7000万美元的成本。
这种技术，例如处理装置的GA-TolAlk甲苯，甲醇，甲基技术，的GT-TransAlk重侧的烃烷基技术转让，的GT-IsomPX异构化技术，和CrystPX结晶技术4套的组合与其他芳烃加上蒸馏装置构成的现代PX联合装置生产将表现出更大的优越性和灵活性。 40万吨/年PX装置PX的恢复方法，设备，与传统的吸附分离混合二甲苯饲料，和现代投资组合PX恢复PX现金成本每吨可节省10％的投资成本下降了2.6％，石脑油原料的要求相比，减少了约53.8％。
由于甲醇价格过度废水的产生和保持长期运行的产业化前景的技术，需要进一步研究。然而，发展天然气化工产业，以及先进的催化剂技术，该技术具有良好的应用前景。
4.3工程研究
安装芳烃催化技术的发展中，规模日益扩大的设备，生产产品的成本越来越低，需要进一步进行工程的过程中和分离这两种技术的研究。在反应过程中，主要的核心反应器，大型传热设备及装置热联合研究课题。随着设备的大小，选择合适的类型的反应器，以及如何确保的空气流的均匀分布在反应器中的主要内容是。 SRIPT气流均匀地分布在轴向固定床上做了深入的研究，并且可用于工业设计。水平的热交换器的效率在很大程度上决定了整个装置的能量消耗水平。板式换热器的的法国PAKINNOX公司代表了最先进的水平，目前的年处理能力，SRIPT的870克拉和100万吨甲苯歧化装置已用于热交换器，有望大大缩短反应器炉上的负载。
产品主要集中在结晶分离技术，分离，德尼罗/ TNO冷冻结晶分离和纯化技术的先进水平。该技术是不来梅大学于1993年，分别为“德尼罗工艺技术和TNO研究所ofEnviromental科学，能源技术和工艺创新发展的分离和纯化技术。与传统的冷冻结晶层状冷冻结晶过程，尼鲁/ TNO冷冻结晶分离和纯化技术的基础上的悬浮状态冻结结晶过程的分离和提纯技术中，整体的能源消耗减少至约10％的传统冷冻结晶过程。
目前该领域的研究，尚未见报道。
5 R＆D具有前瞻性的新技术对二甲苯合成
新的工艺路线，埃克森美孚公司最近报道的副产品蒸汽裂解装置裂解气C4 +烯烃（如环戊二烯，丁二烯，戊二烯，己二烯，甲基环戊二烯，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），选择性地转化成对二甲苯，乙烯和丙烯的新工艺的。 ZSM-5催化剂含有质量分数为4.5％，P沸石（二氧化硅和氧化铝的摩尔比为450），固定床反应器中，反应温度是430℃，反应压力为0.1兆帕，WHSV 0.5H-1和的原料M（双 - 戊二烯）/米（甲苯）/ m（甲醇）/米（水）1.25/1.25/22.5/75环戊二烯基甲醇反应的高选择性，转化为二甲苯，甲醇同样的高选择性乙烯，丙烯，和对二甲苯，二聚环戊二烯的转化率为100％，甲苯的转化率为10％，甲醇转化率为20％。产品质量，包括：对二甲苯30％，25％的乙烯，22％的丙烯，和余下的C4 +烯烃，以及除了以外的二甲苯的C8 + /芳烃。
埃克森美孚甲基甲苯催化合成三甲苯新技术的合成气。铬 - 锌 - 镁-O负载MgO/HZSM-5的催化剂组合物，在原料中的n（H 2）/ n（下CO）/正（甲苯）= 2/1/0.25，并且，反应温度为460℃，反应压力为0.17兆帕WHSV为1.5小时-1的条件下，甲苯的转化率26.0％，二甲苯选择性为84.2％，包括74.5％的对二甲苯的选择性和催化剂的稳定性，预期寿命可达4100h。

5. 懂化工的进

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