芳烃联合异构化材质流程图
芳烃装置(1)
抽提蒸馏部分工艺流程图（一）
抽提蒸馏部分工艺流程图（二）
二甲苯分馏装置
把混合二甲苯、C9芳烃分离的装置。当有生产邻二甲苯方案时，
拥有抽提、歧化、异构化及吸附分离等芳烃分离专利技术
的公司有数家，各有其特点，且从七十年代开始至今各家 工艺技术和催化剂均不断发展。
预加氢装置
预加氢装置是重整原料的精制装置，目的是脱除石脑
油原料中的硫、氮、砷、铅、铜、烯烃和水等杂质， 保证重整进料中的硫<0.5ppm,氮<0.5ppm,水<4ppm 。 预加氢有循环氢流程或一次通过流程，汽提塔底通常 采用重沸炉加热，采用国产催化剂及工艺技术。
苯
苯是最重要的单环芳烃，也是较为廉价的有机溶剂。
主要用于生产苯乙烯、异丙苯、苯酚、氯苯、烷基苯、 硝基苯、尼龙66盐、苯胺、环己酮、顺酐等衍生物。 也用于农药、医药、染料和部分中间体的生产。 苯的物理性质： 具有特殊芳香味的的液体，熔点5.54℃,沸点 80.1℃,爆炸极限1.5-8.0%,不溶于水、可溶于醇、醚， d420=0.8786，剧毒，有致癌作用。
芳烃联合装置通常包括催化重整、芳烃抽提、歧化及烷基转移、
二甲苯异构化、吸附分离等五项专利技术； 目前拥有全套工艺生产技术的专利商有美国UOP和法国IFP两家， 他们分别开发了分离PX的吸附分离核心技术。 国内外其它公司分别拥有一些单项工艺技术。 UOP拥有生产芳烃的全套专利技术，各项工艺技术先进，尤其 是分离PX的旋转阀模拟移动床吸附分离技术，对二甲苯回收率 高(>97.0%)，纯度高(>99.9%)，工艺操作简便，安全可靠，安 装方便。 目前UOP已设计和建设了81套装置，其中投产了71套，总PX产 量超过1500万吨/年，装置规模从2.1万吨/年到120万吨/年不等。 目前采用1台V#旋转阀，两台吸附塔最大装置负荷为45-50万吨 对二甲苯/年，采用两台吸附塔和两台V#旋转阀的流程，PX产 品规模可达到100万吨/年。
芳烃转化部分(PX)工艺培训
歧化与烷基化工艺概述
歧化与烷基化工艺的原料及产品
歧化与烷基化的反应机理概述 歧化与烷基化工艺发展及现有不同工艺技术的原则流程
主要操作条件
4
催化重整及芳烃抽提工艺培训
歧化与烷基化工艺概述
第二次世界大战以后，合成纤维、合成树脂和合成橡胶工业发展迅 速，对苯和二甲苯的需求增长较快，显得供不应求，而甲苯和C9A却未 得到充分利用。甲苯歧化与烷基转移工艺的目的就是将用途较少、相 对过剩的甲苯和C9A通过甲苯歧化或甲苯与C9A烷基转移反应生成用途广 泛、供应不足的苯和二甲苯，满足市场需求。
歧化与烷基化工艺的主反应都是烷基转移反应，从理论上讲是不消 耗氢气的，但由于伴随着加氢脱烷基、芳烃裂解等副反应造成了氢气 消耗，但因副反应较小，故实际上歧化与烷基化工艺中的氢气消耗量 是很少的。
6
催化重整及芳烃抽提工艺培训
歧化与烷基化的反应机理概述
反应方程式 歧化：
H3C CH3 CH3 H3C CH3 CH3
12
催化重整及芳烃抽提工艺培训
MSTDP法
1972年Mobil公司开发成功新型的择形分子筛ZSM-5沸石后不久，
即致力亍开发甲苯选择性歧化制对二甲苯工艺(Mobil Selective Toluene Disproportionation Process，简写MSTDP)，对ZSM-5沸石的 合成和改性做了大量工作，以期找到高对位选择性的催化剂，使反应 直接得到苯和高纯度的对二甲苯产品。1988年MSTDP，工艺实现工业应 用。 工艺流程图：
25
催化重整及芳烃抽提工艺培训
二甲苯异构化工艺方法简介及现有不同工艺技术的原则流程 工艺流程图
26
催化重整及芳烃抽提工艺培训
芳烃联合装置节能措施及效益分析
芳烃联合装置节能措施及效益分析摘要：持续改造和芳烃装置是炼油化工企业的主要生产单元之一。
因为改革能为芳烃装置提供原料，所以一般来说是作为组合单位建造的。
连续重整装置以精制石脑油和加氢裂化重石脑油为原料，以氢为副产品，生产高辛烷值汽油的混合组分，一般包括原料预处理、连续重整和催化剂再生装置。
芳烃装置采用改性油或购买的混合二甲苯作为原料生产苯、甲苯、对二甲苯和邻二甲苯。
吸附牵引技术的芳烃装置一般包括芳烃抽提取、不成比例、吸附分离、异构化、二甲苯提取和供应单元。
目前，世界上只有三家公司能够提供全套工艺包技术，包括中国石化自主开发的连续重整和芳烃成套技术。
关键词：芳烃装置；静设备；节能；优化引言受市场影响，河北新启元能源技术开发有限公司的芳烃抽提装置断断续续地启动和停止，每次启动时都需要建立调整质量的周期，只有质量质量设置合格后，才能输送材料，设备的周期调整时间通常为12小时，这使得公共能耗高，设备占用量低。
因此，通过优化工艺流程，将三塔(萃取、剥离、回收塔)的溶剂循环转化为两塔(萃取、回收塔)，可以加快启动周期的调整时间，减少公共能源的使用，提高设备的整体经济效益。
1芳烃联合装置工艺流程芳烃联合装置的工艺流程见图1所示。
来自加氢装置的石脑油进入2#连续重整装置，经过反应、精馏的重整脱戊烷油C+5进入重整油分离塔，塔顶物料C6、C7经冷却后送至芳烃抽提装置，塔底C7以上的物料通过白土塔脱除烯烃后与歧化装置甲苯塔塔底产物混合送入二甲苯塔第73层塔盘，异构化脱庚烷塔塔底产物送至二甲苯塔第39层塔盘。
二甲苯塔塔顶物料作为吸附分离原料，塔底物至重芳烃塔。
重芳烃塔塔顶物料送至歧化装置作原料，塔底物料经冷却后送出装置。
在吸附分离单元经吸附、解吸后得到产品对二甲苯送出装置，抽余液(贫二甲苯)送至异构化进行反应，再送至二甲苯塔。
图1芳烃联合装置工艺流程示意2芳烃抽提装置蒸汽用能现状及分析在芳香抽提装置中，3.7 MPa(g)过热蒸汽和锅炉水从装置管网通过过热器和过热器，产生3.7 MPa(g)satt蒸汽和2.2 MPa(g)satt蒸汽，分别发送到每个蒸汽消耗装置。
芳烃异构化的目的及生产工艺
名称学院专业班级名称姓名指导老师摘要：异构化也称异构化反应，指某种化学物质在特定条件下改变自身的组成结构，从而成为新物质的反应。
工业上C8芳烃的异构化是以不含或少含对二甲苯的C8芳烃为原料，通过催化剂的作用，转化成浓度接近平衡浓度的C8芳烃，从而达到增产对二甲苯的目的。
关键词：异构化，反应，新物质，催化剂，增产前言在以苯、甲苯、二甲苯为产品的芳烃联合装置中，生产对二甲苯(PX)的联合装置占有重要地位。
C8芳烃异构化单元作为PX联合装置中唯一的化学反应过程，直接影响着联合装置的运行情况，而异构化催化剂正是这一单元技术的核心。
从20世纪60年代至今，在全球芳烃装置中普遍使用C8芳烃异构化技术用于增产PX 等芳烃产品。
按照对乙苯转化方式的不同，C8芳烃异构化催化剂通常分为乙苯转化型和乙苯脱乙基型两种。
1、芳烃异构化的目的以C8为例，工业上C8芳烃的异构化是以不含或少含对二甲苯的C8芳烃为原料，通过催化剂的作用，转化成浓度接近平衡浓度的C8芳烃，从而达到增产对二甲苯的目的。
2、芳烃异构化的生产工艺以C8为例，C8芳烃异构化目的就是将OX、MX、EB转化为价值更高的PX。
但是由于将乙苯与二甲苯分离十分困难且不经济，因此在二甲苯异构化过程中，必须将乙苯转化。
所以C8芳烃异构化主反应包括二甲苯异构化反应和乙苯转化反应。
2.1、热力学分析C8芳烃异构化时，可能进行的主反应是三种二甲苯异构体之间的相互转化和乙苯与二甲苯之间的转化。
副反应是歧化和芳烃的加氢反应等。
表4-17是C8芳烃异构体反应的热效应及平衡常数值。
可以看出C8芳烃异构化反应的热效应是很小的，因此温度对平衡常数的影响不明显。
表4-18为温度与混合二甲苯平衡组成的关系，可以看出，在平衡混合物中，对二甲苯平衡组成的关系，可以看出，在平衡混合物中，对二甲苯的平衡浓度最高只能达到23.7%，并随着温度升高逐渐降低；间二甲苯的含量总是最高，低温时尤为显著；邻二甲苯的浓度随温度升高而增高。
2010-01芳烃联合装置操作培训--异构化
中海炼化惠州炼油分公司 18
二 XyMax异构化工艺技术
2.3 异构化补充氢来自歧化单元，在正常工况下使用
歧化氢组成（摩尔%） 氢气 甲烷 乙烷 SOR工况 77.36 3.73 14.55 EOR工况 76.04 3.70 15.29
丙烷
丁烷 戊烷 己烷
3.96
0.08 0.01 0.00
4.54
41
中海炼化惠州炼油分公司 41
二 XyMax异构化工艺技术
NART 计算实例:
实际条件: 转化率= 74.2 wt% 平均反应温度 = 411.4 ℃ 设计条件: 设计转化率 = 75 wt% 规范化因子: A1 = 2℃ / % EBC
NART=411.4 ℃ + 2 (75 - 74.2) = 413 ℃
甲烷
乙烷 丙烷 苯
4.48
17.01 0.30 0.09
4.92
17.22 0.34 0.09
甲苯
乙苯 对二甲苯 间二甲苯
0.01
0.01 0.07 0.15
0.01
0.01 0.07 0.15
邻二甲苯
质量流率(kg/h) 摩尔质量(kg/mol)
中海炼化惠州炼油分公司
0.05
157 7.96
0.05
主要组成（重量%） 乙烷 丙烷 丁烷 粗苯 0.21 0.58 0.13
戊烷
己烷 苯 甲苯 其它 质量流率(kg/h)
中海炼化惠州炼油分公司
0.40
1.11 95.85 1.45 0.27 9 041
22
22
二 XyMax异构化工艺技术
2.7 反应限制条件：
氢气应满足总气体中： （循环氢+补充氢）纯度大于65%
1、简述芳烃的主要来源及主要生产过程。
1、简述芳烃的主要来源及主要生产过程。
芳烃最初全部来源于煤焦化工业，但焦化芳烃在数量上、质量上都渐渐不能满足有机工业需求，为弥补不足，品质优良的石油芳烃得到迅速发展，已成为芳烃主要来源，约占全部芳烃的80%。
芳烃的主要生产过程：Ⅰ石脑油催化重整生产芳烃Ⅱ裂解汽油生产芳烃Ⅲ轻烃芳构化与重芳烃的轻质化2、芳烃的主要产品有哪些？各有何用途？芳烃主要产品有三苯（苯、甲苯、二甲苯）、C9芳烃、萘等。
苯：可以用来合成苯乙烯、环己烷、苯酚、苯胺及烷基苯等；甲苯：有机合成的优良溶剂，还可以合成异氰酸酯、甲酚，或通过歧化和脱烷基制苯。
对二甲苯：用于生产对苯二甲酸，进而生产对苯二甲酸乙二醇酯、丁二醇酯等聚酯树脂。
聚酯树脂是生产涤纶纤维、聚酯薄片，聚酯中空容器的原料。
间二甲苯：主要用途是生产对苯二甲酸及少量的间苯二腈，后者是生产杀菌剂的单体，间苯二甲酸则是生产不饱和聚酯树脂的基础原料。
邻二甲苯：主要是生产领苯二甲酸酐，进而生产增塑剂，如领苯二甲酸二辛酯、领苯二甲酸二丁酯等。
C9芳烃：目前主要分离出偏三甲苯和均三甲苯用于制偏苯三酸酐和均苯四甲酸二酐等，用于涂料，合成树脂等。
萘:主要用于生产染料、鞣料、润滑剂、杀虫剂、防蛀剂等。
3、试论芳烃转化的必要性与意义，主要的芳烃转化反应有哪些？开发芳烃的转化是为了依据市场的供求调节和平衡各种芳烃的产量，解决供需不平衡的矛盾。
主要的芳烃转化反应如下Ⅰ.异构化反应：间二甲苯转化为对二甲苯及邻二甲苯；Ⅱ.歧化反应：甲苯歧化为二甲苯。
Ⅲ.烷基化反应：苯与乙烯通过烷基化转化为乙苯；Ⅳ.脱烷基化：甲苯和氢气通过脱烷基化转化为苯。
4、试分析我国与美国、日本的芳烃生产各有何特点及其原因。
焦化芳烃生产：我国焦化芳烃主要采用硫酸精制法，少数新建大型焦化厂采用催化加氢精制法。
日本、美国的焦化厂全部采用催化加氢精制法。
石油芳烃的生产：目前以石油为原料是生产芳烃主要方法，美国资源丰富，苯的需求量也较大，需通过甲苯脱烷基制苯补充苯的不足，而对二甲苯与邻二甲苯主要从催化重整油中分离而得，很少采用烷基转移与二甲苯异构化等工艺过程。
有机化学课件--第五章芳烃共103页PPT资料
第一节 苯及其同系物
（一）苯的结构
历史上苯的表达方式
Kekul’e式
双环结构式 杜瓦苯
棱形结构式 棱晶烷
2019/9/1
向心结构式
对位键 课件结构式
余价
结构式
5
1825年 法拉第发现了苯。 1857年 凯库勒提出碳四价。
X Y
X Y
1858年 凯库勒提出苯分子具有环 状结构。
1865年 提出摆动双键学说。
2019/9/1
课件
18
5 难以发生加成反应
（1） 其它不饱和键优先发生加成
CH =CH -CH =CH 2 H2/催
CH =CH -CH 2CH 3
（2） 三个双键同时打开
C6H6Cl6
3Cl2 日光
3H2 Pt ，加压
（3） 个别情况只打开部分双键
+
h
6 易发生亲电取代反应
2019/9/1
+
OCH3 H
E
+
OCH3 H
+
E
+
OCH3 H E
最稳定
O C H 3 +H
E
2019/9/1
O C H 3
+
H E
O C H 3
+ H E
课件
O C H 3 H
+E
37
氯苯的情况分析
Cl H
+E
Cl H
E
+
Cl H
E
+
Cl
H
+
E
Cl&E
2019/9/1
C l
+
H E
芳烃转化过程(图)
40
脱烷基化方法
（4）烷基苯水蒸气脱烷基法
水蒸气代替氢气的脱烷基 优点 廉价水蒸气 副产大量含氢气体 缺点 苯收率比加氢法低 90~97% 催化剂成本高
41
加氢脱烷基反应的化学过程
• 甲苯加氢脱烷基制苯
主反应
CH3
CH3
2
CH3
CH3
2
(CH3)2
CH3 CH3
+
(CH3)2
CH3
CH3
CH3 +
(CH3)2
58
副反应：（2）产物二甲苯与原料或副产物的烷 基转移
CH3
CH3
CH3 +
CH3
+
(CH3)2
CH3
CH3
CH3 +
(CH3)2
CH3
+
CH3 (CH3)2
CH3
CH3
+
(CH3)2
CH3
2
CH3
增产二甲苯
第四章 芳烃转化过程
1
芳烃转化过程
1
芳烃的生产方法
主
要
内
2
芳烃的转化
容
3 单一芳烃产品的分离精制
2
主要芳烃及用途
• 三苯：苯、甲苯和二甲苯 简称BTX • 混合二甲苯：乙苯和三个二甲苯异
构体组成的混合物 C8芳烃 • 异丙苯、十二烷基苯和萘
3
•苯
加乙烯烷基化
乙苯 丙酮
脱氢
苯乙烯
聚苯乙烯、丁苯橡胶、 ABS树脂
64
二、C9芳烃的浓度和组成
65
芳烃的异构化生产对二甲苯的工艺流程
一段
二段
去异 构化
图4-40 Amoco结晶分离工艺流程
1-结晶器；2-离心机；3-滤液罐；4-熔化槽
4.12 C8芳烃的异构化生产对二甲苯的工艺流程
说明 PX的熔点是零上13.2℃，而一段结晶是在-60~-80oC冷却。 因为，第一要保证PX尽可能冷却，第二PX与其它芳烃能形成最低共熔 物，导致熔点降低。 因此，一段结晶的冷却温度低于PX的熔点。
4.12 C8芳烃的异构化生产对二甲苯的工艺流程
2）模拟移动床吸附工艺
称为Parex工艺，1971年开发使用以来，一直是国际上生产PX的领先技 术。1987年后设计的所有Parex新装置，生产的PX纯度达99.9%。 工艺原理 利用分子筛吸附剂对PX具有强亲和力而对其他C8芳烃异构体
具有弱吸附性的特性，分离回收PX。 吸附剂 钡离子和钾离子交换的沸石，ADS-27 脱附剂 甲苯、对二乙基苯等溶剂
料液=6:1(mole比) ③ 分离混合二甲苯产品单元（预分馏单元）
气液分离
气相 液相
H2 返回系统
轻组分 (少量H2、乙基环己烷、庚烷和少量苯、甲苯等杂质等）
混合二甲苯
重组分 C9+
二甲苯分离
2. 对二甲苯和其它二甲苯的分离工艺
混合二甲苯：邻二甲苯、间二甲苯、对二甲苯、乙苯
问题： 如何分离？ 利用何种性质？
1）二甲苯的深冷结晶分离工艺（单一产品分离）
对二甲苯熔点最高，13.2℃ 分离原理 利用熔点差异，冷冻结晶分离。
分离过程 将C8混合芳烃冷凝，对二甲苯首 先结晶，过滤使其与液态的邻二 甲苯、间二甲苯和乙苯分离。
C8芳烃各组分熔点
组分
熔点/(oC)
邻二甲苯
-25.5
芳烃联合装置工艺技术简介
2005年7月
Make-up Hydrogen from Tatoray or Platforming
Clay Treater
Deheptanizer Bottoms to Xylene Splitter
Sample injected Separation begins
2005年7月
Separation effected
2005年7月
2.吸附分离单元流程简图
C8A
Adsorption Section
Desorbent
2005年7月
Extract Column
Des. rerun
Purification Column
Reformate
全装置工艺流程简图
抽提单元
Overall Process
Raffinate Benzene
吸附 分离
歧化单元
异构化
Paraxylene
2005年7月
C8+ export
Heavies
Reformate
抽提单元
Overall Process
Raffinate Benzene
吸附 分离
C9 Aromatics from A9 Column
Toluene from Parex Unit
Recycle Gas
Make-up Hydrogen from Platforming Unit
Separator
Stripper
Purge Gas to Isomar Unit
Benzene Column
歧化单元
Paraxylene
异构化
C8A
OX
2005年7月