惠州PX异构化单元培训资料
px生产的相关工艺
1 概述
对二甲苯（PX）是一种重要的有机化工原料，主要用作精对苯二甲酸（PTA）和对苯二
甲酸二甲酯（DMT）的原料，PTA则用来制造聚对苯二甲酸乙二醇酯（PET）和聚对苯二甲
酸丁二醇酯（PBT）等聚酯产品。
近年来，我国聚酯工业呈现高速发展势头，国内年均增长率达到20.7%，远远高于同
期GDP的增长率，聚酯产能已占世界的1/3以上，成为世界聚酯及其原料市场最有影响力
的国家。受聚酯行业的推动，国内PTA生产能力逐年迅速扩张，2006 年曾达到创纪录的68%，
2007 年仍保持29%的增长速度，2007年年底PTA产能达到1166万t/a，尽管如此，国内PTA
仍然无法满足旺盛的需求，2007年全年进口量接近700万t，进口依存度仍高达41.67%。
PTA的产能增幅较快，但上游的发展步伐却相对缓慢，近年来我国PTA新建项目绝大多数未
配套建设PX装置，而新建和扩建PX装置因种种原因进展缓慢，PX供应处于紧张态势。2006
年亚洲范围内PX新增产能为约173.5万t，总产能至约2017.5万t/a，但国内只有扬子石化
扩建项目的30万t。2007年亚洲PX产能增长210万t，国内只有青岛丽东的70万t新增产
能。
2000～2006年我国PX消费量快速上升，年均增长20.9%，而PX产能增长滞后，年均
增长11.2%，产量年均增长14.0%，造成供应缺口逐年加大，进口量年均增长44.3%。至2007
年，我国PX总产量为350万t，表观消费量为615万t，净进口量为265万t。虽然2008年
国内预计有210万t PX项目投产（金陵石化60万t、中海油80万t、大连石化70万t），但
由于投产时间多集中在四季度，所以2008年国内PX供应缺口仍较大。专家预测，我国PX
供应短缺状况在2010年前将不会有重大改观。
未来5年内，亚洲地区的PX需求将以每年100万t的速度增长，预计亚洲范围内PX
供应紧张的局面至少要到2009~2010年中国、中东等几个主要PX项目陆续开车后方能得到
广东茂名PX事件调查
广东茂名PX事件调查
开工前的密集宣传、广泛动员，为何没能让茂名PX项目跳出“一闹就停”、“一闹就缓”的困局？在沟通民意和危机处理方面，茂名PX事件会给后来者们以何种启迪
3月30日，茂名部分群众为表达对PX项目的关切，在茂名市委门前聚集。并迅速由开始的两百多人增加到数千人，继而演化为“打砸烧”的群体性事件。
这是继厦门、大连、宁波、彭州、昆明、什邡、启东等地后，群众抗议PX项目的又一事件。和以往不同的是，茂名市政府事先已认识到PX项目极具争议，并做了大量工作试图消解争议。然而，密集宣传31天后，抗议事件仍然发生了。
众多的化学专家强调PX本无剧毒，且有巨大的市场，纵观国内各地PX项目，却难以摆脱“一闹就停”、“一闹就缓”、“一闹就迁”的魔咒。4月1日，茂名市副市长梁罗跃称，“在社会没有达成充分共识前决不会启动。” 茂名PX项目与其他地方一样，没能逃脱“暂缓”的命运。
近一个月过去了，尽管地方政府声称安全平息抗议事件，但在网络上，对于PX项目建与不建、支持与反对，官方与民间的博弈依然暗潮汹涌。
密集“科普”为何无效？ 茂名市政府对PX项目规划酝酿多年。
四年前，时任茂名市委常委、中石化集团茂名石化公司总经理、党委书记李安喜就曾在石化系统会议上，声称茂名要努力打造为世界级石化基地，形成产业集群。
2011年，茂名市审议通过的《茂名市国民经济和社会发展第十二个五年规划纲要》中即提到，“规划配套建设1500万吨/炼油、100万吨芳烃/年、60万吨/年对二甲苯”是茂名建设世界级石化基地的项目之一。而另一份“茂名市‘十二五’规划纲要重大项目表”显示，“60万吨/年对二甲苯装置”项目的规划起止年限为“2011-2014年”。
事实上，早在2012年10月，茂名PX项目便已正式获得国家发改委同意，并被列入国家“十二五”规划。一份关于“茂名芳烃项目基本情况介绍”的宣传材料介绍称，该项目包括新建60万吨/年芳烃装置，配套建设原料及成品储罐、火炬设施，总投资*****万元。其中芳烃装置包括芳烃抽提、歧化及烷基转移、二甲苯精馏、吸附分离、异构化和氢气提浓六个生产单元。
产教融合背景下“化工生产工艺”课程基于工作过程的信息化教学设计
龙源期刊网
产教融合背景下“化工生产工艺”课程基于工作过程的信息化教学设计
作者：徐海丽
来源：《职教通讯》2018年第14期
摘 要：以“化工生产工艺”课程中的“PX生产中异构化反应系统的操作”为例，通过教材学情和教学重难点分析，确立了基于工作过程的信息化教学设计思路。从课前调研、教学过程和课后拓展三个方面，详述了信息化教学的具体组织过程。信息化教学设计将教学与工作岗位对接，能实现“教、学、做、训、考”有机结合，达到“教、学、境”三者有机融合，其成效体现在团结互助化、课堂延伸化、探知易学化、实训仿真化和内容综合化，不仅能够培养学生完成本岗位任务的基本技能，而且促进了学生学习的主动性，提升了职业教育的育人质量。
关键词：中职；“化工生产工艺”课程；信息化教学设计；工作过程；产教融合
作者简介：徐海丽，女，高级讲师，主要研究方向为职业教育信息化教学设计、教学管理。
中图分类号：G712 文献标识码：A 文章编号：1674-7747（2018）14-0041-06
一、基于工作过程的信息化教学设计思路
（一）教材学情分析
本设计选自国家规划教材《化工生产工艺》，依据教学标准，结合石化行业发展、企业用人需求和岗位要求，增加了对二甲苯（PX）生产模块，进而缩小了学校与企业的差距，为学生进入企业实习就业奠定了坚实基础。由于PX的生产工艺是大规模的联合装置，具有流程长、循环多等特点，在课堂中学生无法进行实操训练，也无法进行现场操作练习，学生缺乏对设备内部结构的了解和实际操作，导致了传统教学模式下教学效率低、效果不理想。为了彻底改变这种难实操的困境，本设计将3D开发的仿真系统引入到课程资源开发中，以帮助学生突破教学重难点。
（二）确立教学重难点
本课的教学重点为异构化反应系统的操作，教学难点为异构化反应系统中压力参数的控制。教学设计中运用信息化教学资源，营造了近乎真实的企业环境，提高了教学效果。将原来枯燥乏味的理论和技能，变成动画软件资源，使学生能够轻松掌握PX异构化反应系统操作的技能和操作要领；运用信息化手段，通过漫游三维厂区、电子师傅、热点等手段辅助学习；通龙源期刊网
对二甲苯PX生产工艺
对二甲苯PX生产工艺
一、选 择性甲苯歧化工艺
20世纪80年代中到末期美孚公司(现在的埃克森美孚公司)开发了一
种选择性甲苯歧化工艺(MSTDP)，使用择形催化剂生产富对二甲苯的
二甲苯产品。埃克森美孚已向世界的一些生产装置(如科克和信任公
司)出售了该技术的专利许可证，近来它停止提供MSTDP工艺许可
证，但继续提供其普通甲苯歧化工+艺的技术许可证。埃克森美孚开
发了一种更新的甲苯歧化工艺，称为PxMax，近来向韩国LG-加德士
出售了该项技术的专利许可证。UOP公司从1997年就提供自己的选择
性甲苯歧化技术专利许可，该技术称为PXPlus。更晚些时候，GTC公
司(福斯特惠勒的子公司)得到了出售印度石化公司选择性甲苯歧化工
艺GT-STDP的排他权力。
(1)埃克森美孚的PxMax工艺。使用MTPX催化剂的PxMax工艺于
1996年首次在美国路易斯安那州的一家炼油厂实现工业化，另一套装
置在埃克森美孚位于得州贝汤和博芒特的化工厂投产。工艺流程与
MSTDP相似，只是催化剂不同。埃克森美孚申请了许多关于其HZSM-
5催化剂的专利。最有希望的分子筛催化剂似乎要用沉积的二氧化硅活
化，并在转化条件下用含二氧化硅的对二甲苯高效选择性试剂处理。
硅胶改性的HZSM-5催化剂(含5%-10%Si02／HZSM-5)， 在甲苯转
化率为20％--25％时，对二甲苯的选择性大约为98%。沉积在沸石表面
的硅酸盐涂层降低了表面活性，而提高了择形性。一般认为MTPX的
优点是反应物基本无法接近外表面的酸性中心。催化剂外表面的酸性
中心可以将催化剂孔中的对二甲苯重新异构化为与其他两种异构体的
平衡混合物，从而将二甲苯中对二甲苯的含量减少到24%。通过减少
催化剂孔中对二甲苯与这些酸性中心的接近，就可以得到相对高含量
的对二甲苯。MTPX催化剂通过用对二甲苯高效选择性试剂对表面酸
性中心进行化学改性，阻碍了对二甲苯与这些外部酸性中心的接触。
埃克森美孚公司的专利数据表明，随温度升高，对二甲苯的选择
px有用处的
如何以最少的投入, 消除瓶颈, 提高产量。结合 PX 联合装置各单元特点和国外的成功做法,
最简单易 行的办法 之一是更 换二甲苯 异构化催 化剂。如韩国湖南炼油厂的芳烃生产装置, 199 0 年建成投产, PX 的生产能力为 2 00 kt/ a, 1994 年将异构化单元的 I 9 催化改为 I 1 00 催化剂, 增加了进料量, P X 产量提高到 27 0 kt/ a。I 9、 I 100( 或 30 0 ) 是
U OP 推出的两 种具有不同特点的二甲苯异构化催化剂, 石油化 工科学研究院也开发出不同特点的催化剂。在二甲苯异构化过程中, I 9 催化剂的突出特点是除将邻、间二甲苯转化为 P X 外, 还可以将 C8 芳烃同分异构体中乙苯转化为 P X, 充分利用 C8 芳烃资源, 最大限度的生产 P X, 在原料来源困难的情况下, 该类催化剂是最佳选择。它的不足是乙苯单程转化率低, 造成乙苯在吸附分离及二甲苯异构化两个单元循环量大。I100( 或 300) 催化剂的特点是在将邻、 间二甲苯转化 P X 的同时, 将乙苯脱烷基转化为苯, 单程转化率高,
可使吸附分离及二甲苯异构化两个单元负荷大大降低。这种类型催化剂利用了 C8 芳 烃中的 优质资源 ( 邻、 间 二甲 苯) 生产P X, 适用于有过剩原料资源, 装置能力受到限制的情况。
随着市场对 PX 纯度要 求提高, 市场需求多 在 9 9 .50 % 以上.预分离部分。该部分的目的是分离载气和未反应的甲苯,用于循环使用。反应器出来的反应产物经降温至25°C后,进入闪蒸器得到纯度97%以上的氢气。闪蒸得到的液相进入倾析器,得到摩尔纯度99.9%以的水,和主要成分为甲苯、二甲苯的油相。油相经过精馏操作,塔顶得到摩尔纯度94%的甲苯,塔底得到二甲苯混合物。(3)对二甲苯提纯部分。本项目对二甲苯提纯部分采用熔融结晶法。得到摩尔纯度99.5%的对二甲苯和以混合二甲苯为主的母液。
生产工艺
生产工艺
芳烃联合装置
重整油和裂解加氢汽油中抽提一直以来是生产PX的主要工艺路线，由于PX需求量日益增长，用此工艺来生产PX已远不能满足需求。当前芳烃联合装置的目的是增加二甲苯的产率，同时减少苯的产率。典型的对二甲苯生产方法是从石脑油催化重整生成的热力学平衡的混二甲苯(GA)中通过多级深冷结晶分离或分子筛模拟移动床吸附分离(简称吸附分离)技术，将对二甲苯从沸点与之相近的异构体混合物中分离出来。而对于邻位和间位的二甲苯及乙苯的处理，往往采取混二甲苯异构化(简称异构化)技术，使之异构化为对二甲苯。甲苯歧化和烷基转移技术是充分利用工业上廉价的甲苯和碳九芳烃／碳十芳烃(C9A／C10A)转化为混二甲苯和苯的有效途径。对于芳烃联合装置，50％以上的混二甲苯由该技术生产，该技术是工业上增产对二甲苯的主要手段。对二甲苯芳烃联合装置主要由歧化烷基化转移、二甲苯异构化、二甲苯精馏、吸附分离等4个单元组成。歧化烷基化转移单元将C7～C9芳烃转化为二甲苯和苯；二甲苯异构化单元将含少量PX的C8混合芳烃转化为PX含量平衡的C8混合芳烃；二甲苯精馏单元是将来自上游连续重整装置的C8+重整油及二甲苯异构化单元的C8+芳烃进行切割分离，为吸附分离提供混合芳烃原料；吸附分离单元则从C8混合芳烃中分离PX产品。
歧化及烷基转移技术
二甲苯和苯、甲苯三种轻芳香烃，是工业上由石脑油催化重整制取的共生产品，常常缩写为BTX（Benzene、Toluene和Xylene三者的首字母合称）。另一种方法是通过蒸汽裂解将石脑油热解得到BTX。石脑油催化重整制取BTX是工业上的主流方法。然而，催化重整和热解法的BTX（苯、甲苯、二甲苯）制造工艺中，三者的产量比（苯:甲苯:二甲苯产量大约为32:36:32）和业界的需求（苯:甲苯:二甲苯需求大约为55:11:34）不符。因此，产生了使用供大于求的甲苯制造另两者的商业动力。具体包括甲苯歧化（disproportionation）、烷基转移（transalkylation）、甲苯甲醇烷基化等工艺。其中甲苯甲醇烷基化是较新的制法，通过甲苯和甲醇反应得到二甲苯，同时有少量苯副产品。
异构化基础知识汇编
1 目 录 第一章 概述 第一节 异构化单元在PX装置中的作用 第二节 异构化的特点 一、 工艺技术特点 二、 设备技术特点 第三节 进料规格 一、 进反应部分的物料规格 二、 补充氢气的规格 第四节 工艺流程简述 第二章 异构化化学反应原理 第一节 工艺原理 第二节 化学反应 一、 主反应 二、 副反应 三、 反应性能评价指标 第三节 异构化催化剂 第四节 反应器装填图 第三章 异构化工艺过程及开停工 第一节 异构化过程的开车规程 第二节 异构化标准开车规程 一、概要 二、 异构化标准开车规程 第三节 异构化冷开车规程 一、 概要 二、 异构化的冷开车操作规程 第四节 异构化的停车操作规程 一、 正常停车 二、 紧急停车 第四章 操作条件及影响因素分析 第一节 操作条件 第二节 工艺参数调整影响分析 第三节 催化剂的毒物 第五章 EM-4500 催化剂填装和卸载及再生 第一节 催化剂处理 第二节 反应器的填装 一、 通常的填装技术 二、 安全预防措施 三、 催化剂载体及催化剂的填装 第三节 催化剂卸载 一、 安全措施 二、易燃催化剂的处理 三、 再生催化剂的卸料 四、 未再生催化剂的卸料 第四节 催化剂再生 一、常规再生 二、 XYMAX正常再生程序 2 三、 快速再生 附录一 异构化进料污染物限定标准 附录二 补充氢污染物限定标准 第一章 概述 第一节 异构化单元在PX装置中的作用 异构化单元在联合装置中起着增产二甲苯的作用，该装置接收来自联合装置吸附分离单元的贫对二甲苯的混合C8芳烃进料，在高温高压临氢条件下发生异构化反应，有效地将贫对二甲苯的混合C8芳烃进料转化为近热力学平衡状态的C8芳烃混合物。除了能进行二甲苯之间的异构化反应之外，该工艺还能将乙苯脱烷基转化为苯，并能将新鲜进料带入的饱和烃类裂解，以此脱除与邻二甲苯具有相同沸点范围的饱和烃，保证副产邻二甲苯产品的联合装置正常运行。 异构化装置具体作用如下： 1.利用贫对二甲苯的混合C8芳烃进料，在高温高压临氢条件下发生异构化反应。 2.脱庚烷塔将反应产物进行分馏，分馏出其中的C7-组分送到重整装置, 塔底为富C8A的产品进入二甲苯精馏单元进一步分离。异构化单元在PX联合装置中的地位可以从下面的图形中可以看出： 第二节 异构化的特点 PX联合装置异构化单元采用当今应用最为广泛，技术日臻成熟，经济相对合理的临氢/固定床气固催化二甲苯异构化工艺。贫对二甲苯的混合C8芳烃进料在临氢和加压条件下，通过装填于轴向流固定床绝热反应器中的EM-4500型催化剂床层，进行二甲苯异构化和乙苯脱烷基反应，生成苯和二甲苯。本工艺充分应用二十多年来对该技术路线开发研究所取得的成果。 一、 工艺技术特点 （1）采用法国石油化工研究院开发异构化工艺技术，催化剂采用埃克森美孚开发生产的EM-4500型二甲苯异构化催化剂。该催化剂具有高空速、高转化率、高选择性和高稳定性的特点，其性能优于国内外同类催化剂，居世界领先水平。 该催化剂操作简单，活性稳定性高，具有良好的再生性能。在正常运转及再生过程中不需注水、注氯，简化操作程序的同时避免了可能引起的设备腐蚀问题。 采用EM-4500型催化剂可以实现联产苯和二甲苯，其高空速、高乙苯转化率的特点，可为用户创造良好的经济效益和社会效益。 3 （2）该工艺能够有效地将贫对二甲苯的混合C8芳烃进料转化为近热力学平衡状态的C8芳烃混合物。除了能进行二甲苯之间的异构化反应之外，该工艺还能将乙苯脱烷基转化为苯，并能将新鲜进料带入的饱和烃类裂解，以此脱除与邻二甲苯具有相同沸点范围的饱和烃，保证副产邻二甲苯产品的联合装置正常运行。 （3）采用大型轴向流固定床反应器。 （4）脱庚烷塔塔再沸热源由异构化反应加热炉和脱庚烷塔加热炉提供。 二、 设备技术特点 （1）进料/反应产物换热器由于热负荷较高，末期负荷达92.42MW，选用国外高效焊接板式换热器，与选用多台单管程立式换热器相比，可增加换热深度以充分回收反应产物的热量；减少进料加热炉负荷，从而达到节能的目的；同时可减少占地面积并避免多台换热器并联时进料分配不均等问题。 （2）循环氢压缩机选用透平驱动的离心式压缩机。 （3）物流和产品的冷却主要采用全空冷方案，个别部位，如脱庚烷塔顶可能有轻烃排放的物流设置水冷。 （4）脱庚烷塔塔底温度较高，且塔底负荷较大，故采用重沸炉供热。 第三节 进料规格 一、 进反应部分的物料规格: (1) 主要的C8芳烃 96.0 wt% min. (2) C9+ 芳烃 2.0 wt% max. (3) 非芳烃 2.0 wt% max. (4) C11+芳烃 200 wt. ppm max. (5) 氧化率 1 wt. (6) 溶解氧 1 wt. p (7) 任何形式的卤素 2 wt. ppm max. (8) 除N2外的其他形式的氮 1 (9) 溴指数 20 BI max. (10) 压缩机润滑油和密封油 40 vol. ppm max. (11) 除氧化铁之外的自由金属 (12) 其他的可测量的混合物 4 二、 补充氢气的规格 本装置异构化反应部分需要维持一定的氢分压和氢纯度,补充的氢气自歧化装置, 温度40℃，压力2.07MPa(g),详细组成数据如下表 (1) 氢 70 (2) C5+ 2.0vol% max. (3) 烯烃 0.1vol% max. (4) 一氧化碳 10 ppmV max. (5) 氨 1 ppmVmax. (6) 任何形式的卤2 ppmVmax. 第四节 工艺流程简述 异构化装置的任务是以由吸附分离装置来贫二甲苯的抽余液为原料，借助催化剂作用使原料中一部分间、邻二甲苯和乙苯转化为对二甲苯，该装置可分为反应部分和精馏部分。 a） 反应部分 异构化进料自吸附分离装置来，由异构化进料泵P701抽出，在流量控制下与自循环氢压缩机来的循环氢气一起，进入反应进料/气液分离器出口换热器E701和反应进料/流出物换热器E702，换热后的进料与循环氢进入异构化进料加热炉F701，加热至反应所需的温度后，进入异构化反应器R701。在反应器内进行异构化反应，经反应后生成的产品自异构化反应器底部流出，进入E701与进料及循环氢混合物进行换热。换热后的反应流出物进入空冷器A701，在空冷器中被空气冷却后，进入气液分离器D701。D701底部的反应产物在流量和液位串级控制下自压进入反应进料/气液分离器出口换热器E701换热后，和脱庚烷塔顶气相在E703、白土塔出口物料在E704换热后进入由脱庚烷塔C701。循环氢自D701顶部流出，进入循环氢压缩机入口分液罐D702，分出夹带的微量凝液后，进入循环氢压缩机K701进行循环。为了延长催化剂寿命，抑制催化剂生焦，异构化反应是在临氢状态下进行，在异构化反应过程中有少量氢气参加反应。为了保持循环氢要求的浓度，采用连续排放尾气氢和加入补充氢的方案。首先需在K701出口加入由工厂管网送来的高纯度的重整氢气，同时为了充分利用联合装置的氢源，不足部分由歧化氢气补充，送至D701出口与循环氢混合。尾氢在D701顶部压力控制下排至燃料气管网。 F301出口温度可通过调节燃料气压力来控制。当需温度下降或上升时，调节燃料气用量。随着操作时间的延长，催化剂活性逐渐下降，为了保持对二甲苯的转化率，需逐步缓慢地增加 5 反应温度以提高活性和提高压力以保持足够的氢分压，因此反应末期温度和压力都比反应初期高，当催化剂结焦过多，则反应收率下降，下降到一定标准时，应停工。在反应器冷却后用N2置换。在N2循环下，从循环氢入口加入少量空气在低O2含量条件下进行烧焦。烧焦并恢复活性后催化剂可以重复使用。 b） 产品分离部分 自D701底部的异构化反应产物自压进入脱庚烷塔中部，经加热分馏后，轻异构化物、庚烷等在塔顶馏出。塔顶馏出物先经脱庚烷塔塔进料/脱庚烷塔顶换热器E703换热，再经庚烷塔顶空冷器A702和水冷器E705冷凝冷却后，进入脱庚烷塔回流罐D703。罐内的塔顶馏出物经脱庚烷塔回流泵P704A.B升压后分为两部分：一部分送至塔顶供回流，另一部分送到冲整装置。 脱庚烷塔底热源由两部分供给。一部分热源由重沸炉F702提供，另一部分热源由F701对流段来，冷物流由泵P702A.B从C701塔底抽出，经F701对流段和F702加热后返回C701塔底。塔底的异构化生成油经泵P703A.B加压，经过E707和E704预热后进入白土塔R702A.B，白土塔出口经过E707送至二甲苯精馏装置。 脱庚烷塔塔顶回流罐D703顶部排放的尾气经尾气冷却器E706冷却后，液体返回D703,尾气在塔顶压力控制下排至燃料气系统。 第二章 异构化化学反应原理 第一节 工艺原理 在ExxonMobil 公司异构化工艺中，贫对二甲苯进料通过异构化转化为二甲苯相对平衡的混合物，进料中的乙苯发生转化，主要是脱烷基化生成C8 芳烃沸点范围之外的副产品。异构化生产过程中包括两个催化剂反应床，乙苯及非芳烃的转化发生在顶部催化剂床层，在底部催化剂床层上将发生贫对二甲苯混合物趋向平衡的转化以及部分乙苯发生转化。 乙苯的脱烷基化反应中乙苯转化为苯和乙烯的反应是生成副产品的主要反应。一些副反应中也会出现乙苯和二甲苯发生反应生成甲苯和C9+芳烃的情况。在有氢气的存在情况下，反应发生在ExxonMobil公司专有的催化剂上面的气相中。 在异构化反应中，二甲苯进料与氢气混合在进料加热器中加热到反应温度后汽化，进入焊接-板式进料/出料换热器中。在反应器中乙苯及非芳烃首先发生转化，接着二甲苯异构化生产对二甲苯相对较多的混合物。产品离开反应器在进入高压分离器之前通过进料物流换热器及冷凝器。从高压分离器中出来的塔顶气中富含氢气，通过部分排放以维持所要求的氢气纯度。然后， 6 循环气体与补充氢气混合一起循环回反应器中。从高压分离器中出来的液体进入到脱庚烷塔。塔顶气为C5-轻烃，C7-产品从侧线出料，而C8+ 物料则从塔底排出。脱庚烷塔底部 (C8+)的液体被送到分馏单元将二甲苯与C9+ 副产品分离开来。二甲苯被送到吸附分离单元将对二甲苯作为产品进行回收，而残液中主要存在邻二甲苯和间二甲苯循环回异构化单元进行进一步的加工。 第二节 化学反应 一、 主反应 二甲苯异构化 二甲苯异构化反应表示如下： 乙苯脱乙基 乙苯脱烷基生成苯和乙烷反应表示如下： 二、 副反应 主反应进行的同时，还存在二甲苯烷基转移、二甲苯脱烷基和加氢裂化等副反应。 二甲苯烷基转移反应 二甲苯脱烷基反应
PX工艺原理
PX装置工艺流程简述
1二甲苯分馏单元
二甲苯分馏装置利用精馏的方法从C+8混合芳烃物料中分出混合二甲苯作为吸附分离进料。
异构化脱庚烷塔底油C+8芳烃送入二甲苯塔。二甲苯塔顶油气即混合二甲苯,先送往吸附分离装置作为抽余液塔和抽出液塔重沸器部分热源，经冷凝冷却后，进入回流罐，一部分用泵送往吸附分离部分做原料，另一部分作为回流送回塔顶。二甲苯塔底油一部分泵送至吸附分离部分作为解吸剂再蒸馏塔的热源，一部分二送至老芳烃二甲苯塔进一步分离，一部分经重沸炉加热后返回塔底。
二甲苯塔热源来自二甲苯塔底炉。二甲苯塔在塔顶0.758MPa(g)压力下操作，塔顶温度达到243℃，从而可以利用塔顶的物料作为吸附分离装置抽出液塔和抽余液塔重沸器的热源以回收热量。塔底物料也作为解吸剂蒸馏塔重沸器热源。
2吸附分离单元
吸附分离单元的作用是采用吸附的方法，利用模拟移动床工艺，把对二甲苯从C8芳烃中分离出来，对二甲苯送出装置，而抽余液则去下游异构化装置作原料。本装置吸附分离单元设两个模拟移动床吸附塔，采用一个V号旋转阀。
来自二甲苯分馏单元的C8芳烃原料用泵送至异构化部分换热后进入吸附分离部分，经过滤器除去固体微粒后经旋转阀进入吸附塔吸附区。在吸附区域内，对二甲苯被吸附在ADS-27吸附剂上，抽余液(未被吸附的C8芳烃与解吸剂的混合物)从吸附塔区下部在压力控制下经旋转阀流出，与抽余液塔底物换热升温进入抽余液塔。在抽余液塔中用蒸馏的方法使C8芳烃和解吸剂分离。塔侧线分出C8芳烃作为异构化的原料送出。塔底物即解吸剂用泵升压，一部分与塔进料换热后，与抽出液塔底的解吸剂混合，作为成品塔重沸器部分热源，并注入少量水后在177℃下经解吸剂过滤器进入旋转阀并送入吸附塔的解吸区；其余少部分送至解吸剂再蒸馏塔处理。塔顶物作为回流送回塔顶。
吸附塔提纯区下部的抽出液(被吸附的对二甲苯和解吸剂)从塔引出后经旋转阀并在流控下进入抽出液塔进料换热器，与抽出液塔底的解吸剂换热升温后进入抽出液塔，用蒸馏方法使对二甲苯和解吸剂分离。塔顶产物为含有部分粗甲苯的对二甲苯，送往成品塔处理。抽出液塔底产物即为解吸剂，与塔进料换热后，与抽余液塔底的解吸剂混合，作为成品塔重沸器部分热源。
二甲苯异构化的反应化学
二甲苯异构化的反应化学
康承琳;龙军;周震寰;吴巍;顾昊辉
【摘 要】By using molecular simulation technologies, the molecular
orbitals of xylene, the interactions of H+ with xylene and the energy of
each intermediate and transition state in xylene intramolecular
isomerization(1, 3-shift and 1,2-shift) were calculated and compared. The
results showed that the mechanism of benzene ring transforming path (1,
3-shift) was more difficult than the methyl shift path( 1, 2-shift). The
highest transition state energy of 1, 3-shift was 220.5 kJ/mol, which was
higher than that of 1,2-shift (85. 1 kj/mol). It could be included that the
1,2-shift was the main mechanism for xylene intramolecular isomerization.%采用分子模拟计算方法计算了二甲苯的分子轨道、3种二甲苯与H+之间的相互作用,以及二甲苯异构化过程中2种分子内反应机理的能量路径和过渡态.结果表明,苯环骨架异构(简称1,3-迁移)的过渡态路径比甲基在苯环上转移(简称1,2-迁移)路径复杂,且1,3-迁移路径过渡态最高能垒值220.5 kJ/mol远高于1,2-迁移的过渡态最高能垒85.1 kJ/mol.由此推测,甲基在苯环上转移的1,2-迁移为二甲苯分子内异构化反应的主要机理路径.
连续重整基础知识培训
连续重整装置基础知识培训资料
炼油厂芳烃车间
2002年4月
目 录
1 概述
1。1 装置概况
1。2 主要生产工艺及特点
1.3 主要产品规格
1。4 催化剂及化学药剂
2、生产方法和基本原理
2。1 预加氢反应
2.2 预加氢的操作参数
2。3 重整反应
2。4 重整反应的影响因素及操作参数
2.5 重整催化剂还原
2。6 重整催化剂的还原（再生）
3、工艺流程简述
3.1 预处理部分（100单元)
3。2 重整部分（200单元）
3。3 催化剂再生部分（300单元)
4、主要操作条件
4.1 预处理部分
4.2 重整部分
4。3 催化剂再生部分
5、设备汇总表 6、设备简介：
6。1往复压缩机专用水站
6.2预加氢循环氢压缩机K－201
6.3再生气循环压缩机K—301
6。4提升氮气压缩机K-302
6.5连续重整补充空气压缩机K－304
6.6重整氢增加机K-202
1 概述
芳烃车间40万吨催化重整装置是由北京设计院设计，其中催化剂再生部分采用法国IFP工艺包.该装置以直馏石脑油及经加氢处理后的焦化石脑油为原料,采用连续重整技术，生产高辛烷值汽油组分，实现全厂汽油升级换代，同时为PX装置提供部分原料，副产的氢气为现有的加氢装置提供氢气原料，富余的部分供化肥厂用。
本装置重整部分的反应苛刻度按RON 104设计。
1.1 装置概况
1。1。1 装置规模
预处理部分设计规模为47.45×104t/a，
重整部分设计规模为40×104t/a，
催化剂连续再生规模为480kg/h。
1.1.2 装置组成
本装置由预处理部分(100单元)、重整部分（200单元)、催化剂再生部分（300单元）、公用工程部分（400单元)及余热锅炉(500单元）等几个部分组成。
1.1。3 工艺技术路线
本装置采用目前国内外最先进的超低压重整反应及IFP最新催化剂连续再生工艺技术。