年产85万吨对二甲苯设计 (2)
年产85万吨对二甲苯设计
医药化工学院化学工程与工艺学生：赵国杰孙晓斐
第一章总说明
1.1 项目概述
对二甲苯（PX）作为基础化工产品，PX已经成为当今人们生活中必不可少的元素，融入人们日常生活的衣食住行之中。目前全球生产的3000多万吨PX，绝大部分都成为聚酯纤维的原料。大量的聚酯纤维被加工成服装，不仅满足全球60多亿人口的穿衣问题，还满足了人们对服装色彩、光泽、褶皱、薄厚、透明度等更多的要求。
在某种意义上，PX解决了自然纤维与粮食争地的问题。我国是一个人口众多、耕地资源相对匮乏的国家。每万吨合成纤维大约相当于7万亩耕地所产的自然纺织纤维。2012年，我国生产合成纤维约2800万吨。如果生产同等数量的自然纤维，则需要耕地近2亿亩。
PX不仅与人们的衣着有关，它也是可以直接入口之物，比如药物胶囊，PX就是原料之一。矿泉水瓶等包装材料的主要原料，也是PX。
PX和人们的住也紧密相关。它是很多建筑材料的原料，也可以用来生产油漆溶剂。随着技术的进步，PX的下游产品PET，正在越来越多地取代铝、玻璃、陶瓷和纸张，应用于电器电子、汽车及机械制造行业。
中国正在进入汽车社会，而汽油中5%左右的成分是PX。PX不但是汽油的重要组成部分，也是生产高品质汽油的必需品。
我国许多城市现在饱受PM2.5之苦。减少城市雾霾的重要途径之一，就是加快汽油质量的升级，降低汽油中的硫含量、提高汽油中的辛烷值。从目前技术而言，提高汽油辛烷值最好、最环保的办法，就是加入芳烃。若不考虑毒性、致癌性，苯是首选。现在，PX成为最优选择。有专家预测，未来汽油中PX的含量，将占比更多。
鉴于PX的应用十分广泛，正处于工业化、城镇化快速发展中的中国对PX的需求量逐渐猛增。
回顾历史，中国的PX发展经历了三个阶段：2000年以前，发展比较缓慢，但供需关系相对平衡，2000年国内自给率为88%;2000年到2010年，中国PX项目迅速发展，生产能力一跃成为世界第一;2010年至今，国内市场需求持续走高，而PX建设却步伐放缓，产能开始无法满足需求。
资料显示，2012年，中国对PX的实际需求为1385万吨，已经成为全球最大的PX消费国，
占全球消费量的32%，但中国PX总产能仅为880万吨，自给率只有63%。
中石化炼化工程公司副董事长张克华指出，最近若干年，国内PX产能以每年10%左右的速度扩张，2011年扩展了100万吨，2012年扩产了290万吨，还是不能满足当前国内的需求。
有专家预计，如果停建或者缓建现在的PX项目，预计到2015年国内PX自给率将降至50%以下。
原料受制于人，导致了化纤产业链的利润整体前移，更多地向PX环节聚集。换言之，海外原料供应商获得了更多的利益，而民族制造业备受挤压。日本、韩国等向中国出口PX 产品，较国产材料价格都要高出很多。
从上世纪90年代起，全球对PX的需求量便一直呈增长趋势。从1990年到2004年，PX的年均需求增长率为8.4%。目前，世界PX需求的年增长率约为5.8%。预计到2014年，世界PX需求量将增加到3480万吨。
截至2010年，我国已成为世界最大的PX生产和消费国，产能占全球20%左右，消费量占全球30%左右。由于下游PTA(精对苯二甲酸)产能发展迅速，国内PX生产处于供不应求的局面。中国已投产的PX项目，总产能为876.5万吨/年。“十二五”期间，还将有四个项目上马，其规模都在60万～80万吨之间。
在全球对二甲苯的消费结构中，90%以上的对二甲苯主要生产PTA，2012年在PTA和轻纺行业需求的拉动下，对二甲苯需求继续快速增长；由于过去一年没有新增产能，消费增速明显高于产量增速，供需缺口进一步加大。
PTA产能的投放主要集中在2011-2014年，其中2011年下半年投放约485万吨，2012年投放1250万吨，预计2013年投放770万吨。与上述两者相比，对二甲苯产能释放的步伐显然来得太过缓慢，2011年和2012年每年投放的对二甲苯产能在100万吨上下，远不及下游PTA和聚酯的扩张速度，因此造成了国内对二甲苯供应偏紧的格局，而且在2013年对二甲苯供应紧张态势不改，对二甲苯主导产业链的格局在2013年并不会发生改变，对二甲苯价格维持高位运行仍将是大概率事件。
1.2 建设项目意义
对二甲苯是石化工业的基本有机原料之一，在化纤、合成树脂、农药、塑料、医药等众多化工生产领域有着广泛的用途。用它可生产精对苯二甲酸（PTA）或对苯二甲酸二甲酯（DMT），PTA 或 DMT 再和乙二醇反应生成聚对苯二甲酸乙二醇酯（PET），即聚酯，进一步加工纺丝生产涤纶纤维、聚酯树脂以及轮胎工业用聚酯帘布。 PET 树脂还可制成聚酯瓶、
聚酯膜、塑料合金及其它工业元件等。除此之外，对二甲苯在医药上也有用途。
随着我国经济的快速发展，邻二甲苯和对二甲苯作为最重要的基本有机化工原料，其需求呈快速上升态势，国内存在较大缺口。充分利用安庆石化资源，发展产业链，来满足企业生产发展的要求及市场需求。
综上所述，我们认为，利用国内当今形势和政策，上一套对二甲苯等系列产品的装置，这样既可增加公司的经济总量和抗风险能力，又可为企业和国家提供可观的经济效益和社会效益。在未来几年下游产能扩张的强大需求面前我们将适时扩产，立足国内，稳步挺进国际市场，并和日韩一起掌握PX的市场话语权。
第二章市场分析
2.1 产品性质及用途
对二甲苯又称1，4-二甲苯，为苯的一种衍生物，重要的化工原料。是无色液体，低温时成片状或柱状结晶体，相对密度（d420）0.8611,（d425）0.8610。其分子式C8H10，分子量106.17，熔点13.263℃，沸点138.37℃，折射率（n D21）1.5004，闪电27.2℃，爆炸极限1%-6%（体积）。不溶于水，溶于乙醇、乙醚、苯、丙酮。
对二甲苯是石油化工的基本有机原料之一，在化纤、合成树脂、农药、塑料、医药等众多化工生产领域有着广泛的用途。用它可生产精对苯二甲酸（PTA）或对苯二甲酸二甲酯（DMT），PTA或DMT再和乙二醇反应生成聚对苯二甲酸乙二醇酯（PET），即聚酯，进一步加工纺丝生产涤纶纤维、聚酯树脂以及轮胎工业用聚酯帘布。PET树脂还可制成聚酯瓶、聚酯膜、塑料合金以及其它工业原件等。除此之外，对二甲苯在医药、涂料、染料上也有用途。
2.2 国际市场生产及消费状况
90 年代以后,我国聚酯行业迅速发展，带动了国内对二甲苯生产能力和产量不断增加。由于生产能力的增长速度落后于消费的增长速度,造成国内对二甲苯供应缺口很大，每年都要从国外进口大量的对二甲苯以弥补国内生产能力的不足。但是，世界范围内的对二甲苯供需状况是供大于求。
表1 2005 年世界对二甲苯供需情况万吨/年
地区产能产量进口量出口量表观消费量亚洲1559 1508.8 643.6 508.7 1632.2 中东欧47.8 32.6 3 17.3 18.3
中东133.5 84.5 9.5 40.1 53.9
北美586.6 509.8 67.3 176.1 407.8 中/南美27 19.3 5.4 3 21.9
西欧240 220.4 71.1 49.6 246.7 世界合计2593.9 2375.6 799.9 794.8 2380.8
2005年，全球最大对二甲苯生产厂商是埃克森美孚公司和BP公司，其能力分别达 326 万吨/年和290万吨/年，分别占全球总能力的12.6％和11.2％，较上年略有下降。其中，前者新增能力10万吨/年，后者能力仅增加2万吨/年。
表2 2005年世界主要对二甲苯生产商产能万吨/年序号生产企业生产能力占全球总能力
1 埃克森美孚326.4 12.6%
2 BP公司289.5 11.2%
3 中国石化集团186.8 7.2%
4 信诚工业167.7 6.5%
5 新日本石油91.3 3.5%
6 雪佛龙德士古91.3 3.5%
7 科克工业88.5 3.4%
8 KP集团70 2.7%
9 台塑集团68 2.6%
10 SK集团65 2.5%
其他1149.4 44.3%
合计2593.9 100.0%
世界前10位的生产厂商能力占全球总能力的55.7％，较上年下降了3.2个百分点。其中亚洲公司仍占据6席，能力占全球的25％，所占比例下降了2个百分点由于位居前两位的欧美公司能力扩充及中东地区对二甲苯生产商的增多，亚洲对二甲苯供应商占全球的比例有所下降。
2005年全球对二甲苯用于生产 PTA 的量为2184万吨，较上年增长7％；约占总消费量
的91.7％，较上年提高了1.1个百分点。DMT生产消耗对二甲苯的量继续下降，所占比例仅为8.2％，较上年下降了1.2个百分点。2006年世界对二甲苯的生产能力为2752.7万t /a，产量为 2489.4万t，装置平均开工率为90.4%。其中：亚洲的生产能力和产量都位居世界第一位，分别是1748.4万 t /a及1689.5万t；产能和产量最大的国家是美国，分别为480.9万t /a和348.5万t。
2006年世界最大的对二甲苯生产商是美国的埃克森美孚公司，其生产能力为330万t /a，约占世界总产能的12%；其次是英国BP公司，其生产能力为303万t /a，约占总产能的11%。
2008年全球对二甲苯的生产能力约为3200万吨。预计今后几年的年均增长率为6.5%，2015年将达到约4450万吨。
2011年世界对二甲苯生产能力预测见表3。
表 3 2011 年世界对二甲苯生产能力预测
区域∕国家2011 年生产能力/(万t·a-1) 区域∕国家2011 年生产能力∕(万t·a-1) 北美589.5 中东359.2
美国490.2 亚洲2756.4
加拿大35.0 日本387.7
墨西哥34.3 中国880.3
南美23.0 其它1588.4
西欧249.0 总计4074.1
中东欧97.0
2006年世界对二甲苯产量为2489.4万t，消费量为2498.9万t，供销基本平衡。对二甲苯是一种重要的有机化工原料，主要用于生产精对苯二甲酸(PTA)、对苯二甲酸二甲酯(DMT)。今后几年随着聚酯工业向亚洲地区转移，地区内PTA新建装置也不断增加，亚洲对二甲苯的需求将十分旺盛，并拉动全球对二甲苯的产能及产量迅速增长。2008年全球对二甲苯的需求量约为3000万吨，预计未来几年的年均增长率为6.9%，预计到2011年，生产能力将达到4074.1万t/a，年消费量将达到3295.9万t，表4为2011年世界对二甲苯需求预测，至 2015年将达到约4470万吨。其中北美和欧洲的消费量分别为400万吨和215万吨。
表 4 2011年世界对二甲苯需求预测
区域∕国家消费量∕万t 消费年均增长率∕% 北美419.3 1.4
美国278.2 0.5
加拿大32.3 -1.4
墨西哥108.8 5.1
南美57.8 21.2
西欧252.0 1.2
中东欧109.6 29.5
中东87.9 4.7
亚洲2369.3 6.3
日本74.2 -8.1
中国992.3 17.0
其它1302.8 2.0
总计3295.9 5.7
2.3 国内市场生产与消费现状
2002年我国对二甲苯产量147.5万t，进口量27.5万t，出口量3.5万t，表需求量171.5万t。从1996年到2002年，对二甲苯表观需求量的年均成长速度为11%，同期产品净进口量的成长速度为31%，2002年对二甲苯的净进口量占表观需求量的14%。
2005年，我国对二甲苯生产能力达到297万t/a，产量约230万t，进口量达160.8万t。
2006年国内对二甲苯总生产能力约为368.1万吨/年，产量为278.89万吨，表观消费量为453.13万吨。2000-2006年间，国内对二甲苯的生产能力、产量和表观消费量年均增长率分别为15.2％、14.0％和20.9％。
2007年国内对二甲苯生产能力为368.1万t/a，产量为350万t左右，生产企业共有9 家，装置共有11套。其中，最大的对二甲苯生产装置为扬子石化，生产能力为80万t/a；位居第二的是辽阳石化，生产能力为75.8万t/a。未来几年我国PX 产能将有较大幅度的增加，据我国对二甲苯现有产能和国家规划产能计算，预计到2010年我国对二甲苯产能有望
达到989.1万t/a，比2007年新增621万t/a，届时对二甲苯年产量约为820万 t。
我国对二甲苯主要应用于PTA的生产。由于近几年来我国PTA新建项目绝大多数未配套建设对二甲苯装置，而新建和扩建对二甲苯装置因种种原因进展缓慢。2007年我国对二甲苯产量为350万t，表观消费量为615万t，净进口量为265万t，市场缺口达到顶峰。2008 年，我国对二甲苯的产量为317万吨，同比下降了15.1%。2000-2008年我国对二甲苯供需情况见表5。
表5 2000--2007年我国对二甲苯供需情况
表观消费
年份产能∕（万t· a-1）产量∕万t 进口量∕万t 出口量∕万t
自给率∕%
量∕万
2000 157.4 127.0 20.4 2.1 145.3 87.4 2001 165.6 145.4 17.4 6.4 156.4 93.0 2002 165.6 147.5 27.5 3.5 171.5 86.0 2003 210.6 157.1 101.9 8.9 250.1 62.8 2004 212.6 188.0 113.7 3.2 298.5 36.0 2005 268.1 223.4 160.8 6.3 377.9 59.1 2006 298.1 278.9 184.0 9.8 453.1 61.6 2007 368.1 350.0 290.0 25.0 615.0 56.9 2008 464.04 317 340.3 44.8 613 51.7 2009 —485.50 370.53 33.33 822.70 59.01 2010 —601.10 352.72 20.97 932.85 64.44
从对二甲苯的下游需求看，PTA为鼓励项目类，对二甲苯的发展应以最大限度的满足其需求。根据《精对苯二甲酸“十一五”建设项目布局规划》，预计2010-2020年，我国PTA 产能扩张速度仍将有增无减，到2015年国内PTA产能将达到4000万t/a。届时对二甲苯自给率将有所提高，对二甲苯市场的竞争将加剧，但国内对二甲苯供应还将存在少量缺口。2010--2020年我国对二甲苯预测见表6。
表6 2010--2020年我国对二甲苯供需情况
年份产能∕（万t· a-1）产量∕万t 需求∕万t
2010 —601.10 932.85
2015 4607 3750 3750
2020 5120 4480 4480
2.4 对二甲苯的进出口分析
对二甲苯是国内非常紧缺的化工原料，市场缺口非常大，2003年进口量由前一年的27万吨猛增到100万吨以上。
2006年国内对二甲苯进口量为184.02万吨，比上年增长14.4％。由于国内产能的增加，2006年PX出口量大幅增长，全年出口达到9.78万吨，同比增长55.5％。主要出口到韩国、台湾、新加坡和泰国等国家和地区。贸易方式由2003年前的一般贸易为主转变为以转口贸易和来进料加工贸易为主。2006年，我国对二甲苯出口主要集中在辽宁省和浙江省。
2007年，由于国内对二甲苯产不足需，供需矛盾严重，需大量进口。
2007-2008年国内对二甲苯进出口量如表7所示。
表7 2007-2008年国内对二甲苯进出口量
年份进口量∕万t 出口量∕万t 净进口量∕万t
2007 390.31 25.20 265.11
2008 340.3 44.80 285.5
2.5 对二甲苯的价格分析
国际市场对二甲苯价格波动较大，1994-1995年间创1400美元/吨高价期，达到峰值。1995年后，由于世界PX能力增长，同时当时世界石化产品普遍进入了低谷期，价格大幅回落， 1999年国际市场对二甲苯价格仅400美元左右。2003年开始进入又一个高峰时期，2007年上半年，亚洲地区对二甲苯合同货平均结算价格为1108美元/吨。
随着国际石油价格的高位波动运行，我国国内对二甲苯价格自2003年以来出现明显上涨趋势，2003年国内对二甲苯平均价格为5787元，2006年国内平均价格已上涨至10780元，较 2005年上涨了21.9％。2000-2006年国内对二甲苯价格走势如图1。
图1 2000-2006年国内对二甲苯价格走势
进入2006年，随着下游PTA的需求进一步增大，国内对二甲苯价格一路上升，于9月份达到13530元/吨的高点，此后逐渐下降，年底降至11000元/吨左右。2005-2006年国内对二甲苯价格走势见图2。
图2 2005-2006年国内对二甲苯价格走势
表8为美国、西欧和日本2005-2007年对二甲苯的价格。从表8可以看出，2006年世界对二甲苯的价格处于高位，2007年有所回落，幅度较小。
表8 2005-2007年对二甲苯的价格美元∕t
年份美国西欧日本平均价
2005 1013 746 817 859
2006 1223 879 962 1021
2007 1197 844 984 1008
2007年1月到2月中旬，国内对二甲苯市场价格一路下挫，从年初的11 800元/t 跌到9900 元/t左右；从2月中旬开始震荡攀升；到了6月中旬，价格回到了年初的11 800元/t；从6月中旬到9月初滑落到全年的最低价9760元/t；从9月开始，国内市场价格开
始回升，年末以10000元/t收盘。2009年10月各产品的出厂价格见表9所示。
表9 2009年10月各产品的出厂价格
产品名称产地出厂价格
石脑油中国中石化5000-5050元/t 混合二甲苯中国中石化6350元/t
邻二甲苯中国中石化7000元/t
对二甲苯中国中石化9800元/t 国内对二甲苯价格变化主要受以下原因的影响：(1)原油价格影响；(2)国际市场行情变化；(3)国内市场供需状况的影响。
随着我国经济的快速发展，邻二甲苯和对二甲苯作为重要的基本有机化工原料，其需求呈现出强劲的增长态势。受下游产品(主要是苯酐和PTA工业)的迅速发展，未来几年的邻二甲苯和对二甲苯市场需求将呈快速上升态势，由于装置产能的建设远落后于需求的增长，中国邻二甲苯和对二甲苯的需求和产量之间的缺口将进一步扩大。显然，邻二甲苯和对二甲苯在我国是一个亟待发展的产业。
第三章产品方案及生产规模
3.1产品规模
根据国内对二甲苯市场现有情况并结合原材料供应情况等因素，新建年产85万t对二甲苯及系列产品。
3.2产品方案
年生产对二甲苯85万t及系列产品，年操作时间7200小时。采用裂解汽油、重整油和外购混合二甲苯分离兼顾的生产工艺，根据市场行情，采购不同的原料进行生产。
3.3产品规格
对二甲苯质量指标
指标名称指标
外观无色透明无杂物的液体
纯度∕%（重量）≥99.2
色度（APHA）20 以下
相对密度（d415）0.864--0.866
溴价∕（g∕100g）≤0.2
非芳烃∕%（重量）≤0.2
第四章生产工艺
4.1 工业技术方案的选择
4.1.1 对二甲苯（二甲苯）主要有四种来源：
(1)催化重整
主要用来生产芳烃，催化重整产物中，二甲苯含量的质量分数为22%。
(2)裂解汽油
它是从液态原料，即石脑油、轻油和重柴油经蒸汽裂解制乙烯时的联产物，其中二甲苯含量的质量分数为6.7%。
(3)煤焦油
主要是煤炭工业和冶金工业的副产物。煤在炼焦炉中高温热解生成的气态和液态产物，以气态形式从炭化室逸出。这种气体称为“荒煤气”，经冷凝、气液分离就得煤焦油。每100t 煤炼焦可得到煤焦油4万t。其中二甲苯含量质量分数为5%。
(4)甲苯歧化
甲苯歧化也能得到二甲苯。
重整产物中混合二甲苯占16%-33%。裂解汽油中C8芳烃含量随裂解原料而不同，以乙烷、正丁烷、宽馏分石脑油和轻柴油为裂解原料时，生产454kg乙烯时其C8芳烃分别为 0.9kg、2.3-4.5kg、22.7-52.2kg和38.5-43.1kg。BTX/乙烯比例随裂解原料分子量和加工深度的增加而增加。不同原料来源其C8芳烃组成也不同，C8芳烃来源及其组成见表10。
表10 C8芳烃来源及其组成
组成重整油裂解汽油甲苯歧化煤焦油
乙苯15 300 < 1 10 对二甲苯20 15 26 20
间二甲苯45 40 50 50
邻二甲苯20 15 24 20
第二次世界大战以前，对二甲苯主要来源于煤焦油，但由于化学工业对对二甲苯需求的迅速增长，焦油芳烃已不能满足要求，故战后对于对二甲苯来源逐渐转向炼油工业。目前，
催化重整和裂解汽油已成为世界对二甲苯的主要来源。美国对二甲苯来源主要是依靠催化重整，西欧和日本以裂解汽油为主，因西欧和日本以石脑油和轻柴油作为乙烯生产裂解原料，其裂解汽油中富含芳烃。目前，煤焦油仍是各国最廉价的芳烃来源(主要是苯)，而甲苯和对二甲苯(或二甲苯)则几乎完全来自于石油。
我国石油化工自80年代末期起步，但煤焦油仍是我国芳烃的主要来源。随着我国乙烯工业和炼油工业的发展，裂解汽油和催化重整将成为我国 BTX 的主要来源，也将是对二甲苯的主要来源。
4.2对二甲苯生产工艺选择
对二甲苯是由混合二甲苯通过分离而制得的。二甲苯来源较广，由炼厂得到的混合二甲苯来自重整装置。由芳烃联合装置得到的为对二甲苯，同时可联产邻二甲苯。我国生产对二甲苯的芳烃联合装置分别建在扬子石化公司、上海石化总厂、天津石化公司、辽阳石油化纤公司、齐鲁石化公司和燕山石化公司。除辽阳石油化纤公司采用美国阿科和恩哥哈德联合开发的技术外，其他均采用美国UOP公司技术。
对二甲苯生产工艺一般为重整油和裂解加氢汽油，经芳烃抽提装置以环丁砜为溶剂抽提出C6-C8芳烃，先分离得到苯，C7-C9去歧化和烷基化转移，得富含C6和C8芳烃混合物再回到分馏系统，C8芳烃混合物经过分离得对二甲苯。
(l)联产法——以混合二甲苯为原料
国外邻二甲苯的生产均与对二甲苯的生产同时进行，即所谓“联产法”。此法对芳烃联合装置尤为适用。在对二甲苯分离之前先用精馏法将邻二甲苯分离出来。该法是两塔操作。第一塔实现对二甲苯与其他C8异构体分离。该塔的塔板数和回流比与对二甲苯回收率和纯度有关。第二塔实现对二甲苯与C9 +芳烃的分离。塔板数100块，回流比约 5-8。对二甲苯产品纯度一般为95%或96%。联产法生产对二甲苯工艺流程示意如图3。
图3 对二甲苯联产流程
根据国外C8芳烃加工经验表明，把混合二甲苯全部异构为对二甲苯，C8芳烃收率只有83%，而当联产邻二甲苯与对二甲苯时，其异构化C8芳烃收率可提高到91%。联产法比单产对二甲苯，其工艺流程简单，投资少，操作费用低，C8芳烃利用率高，装置操作富有弹性，装置处理能力增大，能耗低和经济效益显著等优点。
(2)裂解汽油为原料
以裂解汽油为原料生产对二甲苯工艺流程如图4所示。
以裂解汽油为原料生产对二甲苯，其加工流程长，收率低，成本高，资源利用水平低，芳烃损失大。如将裂解汽油进行芳构化制BTX，能大幅度增产芳烃。使原有芳烃含量从35.6%提高到73.11%，使对二甲苯含量由裂解汽油芳构化前的1. 29%提高到芳构化后的3.39%，
增加了对二甲苯的产量。
图4 裂解汽油生产对二甲苯流程
(3)重整油和裂解汽油联合生产对二甲苯
以催化重整油和裂解汽油为原料，联合生产对二甲苯也是国外生产芳烃或对二甲苯的常用方法，其生产示意流程见图5。
此流程特点是将催化重整油和裂解汽油一起来生产对二甲苯，同时生产苯、甲苯、混合二甲苯等产品，生产流程灵活，可根据市场需求调整产品比例；使资源充分而合理利用，经济效益显著；流程合理，投资省，能耗物耗低；歧化、异构化与二甲苯生产一体化，能提高
对二甲苯产量。
(4)C8芳烃非临氢异构化
C8芳烃单产对二甲苯的异构化工艺流程见图6。
采用分子筛非临氢异构方法，与精馏配套生产对二甲苯，流程设备简单，反应温度低，反应周期长，异构化选择性好，二甲苯损失率低，并可同时使原料中乙苯转化。反应不需氢气，能用不切除乙苯的重整二甲苯为原料，因此具有较大的灵活性。但该法投资高，能耗高和效益差。随着我国炼油加工和乙烯工业发展，用此法来生产对二甲苯有待评估。
图6 C8芳烃异构化生产对二甲苯流程图
4.3生产工艺流程
通过对现有二甲苯的生产工艺的优缺点进行比较，根据国内对二甲苯市场现有情况及原材料的供应情况，拟建项目采用裂解汽油和重整油为原料，裂解汽油和重整油经过加氢、抽提、异构化、歧化、分离精制等一系列过程，得到对二甲苯。其简单工艺流程见图1。
图1 简单工艺流程
4.3.1加氢单元：
裂解汽油首先进行预分馏，先进入脱C5塔将其中的C5及C5以下馏分从塔顶分出，然后进入脱C9塔将C9及C9以上馏分从塔釜除去。分离所得的C6～C8中心馏分送入加氢反应器，
同时通入加压氢气进行液相加氢反应。
4.3.2芳烃抽提单元：
加氢裂解汽油和重整油，经分离塔分离，C8芳烃可送至二甲苯分馏单元，C9芳烃送至歧化单元，塔顶为碳六及碳七馏份，送入芳烃抽提单元。在此，可分出苯、甲苯和抽余油（非芳烃）。苯作为产品出售，甲苯则送至岐化单元作为增产二甲苯的原料，少量甲苯可作为产
品出售。抽余油也可作为产品出售。
4.3.3二甲苯分馏单元：
精馏塔及异构化单元分离塔的釜液（C8+馏分）送入二甲苯分馏单元，在此有脱C8塔分
出C8+馏份，由碳九塔分出C9和C10+芳烃，由邻二甲苯塔分离出邻二甲苯。分离出的C8+馏分
送至吸附分离单元，以分离出对二甲苯产品。所得C9芳烃可作为歧化单元原料，所得C10+芳
烃可用于调和燃料油。
4.3.4对二甲苯分馏单元：
二甲苯分离塔塔底的馏分进入对二甲苯分离塔中，在此对二甲苯作为产品分出来。
4.3.5岐化单元：
采用UOP的Tatoray工艺或MobilIFP(MTDP-3)工艺。甲苯和C9芳烃送入歧化单元，通过甲苯歧化和烷基转移而增产二甲苯。由歧化单元生产的二甲苯送入吸附分离单元，而副产的苯经苯塔分离作为产品送出。
4.3.6分离吸附单元：
采用UOP 公司的Parex 工艺。由二甲苯分馏和歧化单元所得 C 8+
芳烃送入吸附分离单元， 在此分离出对二甲苯产品。 而分离所得间二甲苯、 邻二甲苯和乙苯混合物则送至异构化单元。
4.3.7异构化单元：
采用UOP的Isomar工艺。经吸附分离单元分离对二甲苯后所得到的间、邻二甲苯和乙苯混合物送至异构化单元，在此通过异构化反应使间、邻二甲苯及乙苯形成新的间、邻、对
二甲苯的平衡组份。实际上即将间、邻二甲苯和乙苯转化为对二甲苯。
丁烷车间车间级安全教育
丁烷车间车间级安全教育 一、装置简介 山东玉皇化工有限公司20万吨/年正丁烷异构化装置是以 液化气为主要原料进行加工的装置，年处理能力20万吨。主要产品为异丁烷。 (一）萃取分离单元 本装置是山东盛荣化工有限公司20万吨/年正丁烷异构化 项目中的一个单元——萃取分离单元，装置主要包括丁烯萃取塔、丁烯解吸塔、溶剂再生、化学试剂注入和排出、制冷系统 等部分。 （二）丁烷饱和加氢单元 丁烷饱和加氢单元是以通过加氢的方式将碳四原料中的烯烃、炔烃加氢饱和为烷烃，年处理能力为20万吨，主要产品为饱和碳四。装置由加氢系统、汽提塔系统、精脱硫系统三部分 组成。 （三）丁烷异构化单元 丁烷异构化装置是以精制碳四为主要原料进行加工的装置，年处理能力为20万吨，主要产品为异丁烷，正丁烷在临氢条件下，在铂催化剂作用下发生异构反应，异构化为异丁烷。其主要由异丁烷分离塔、氢气干燥、丁烷干燥、丁烷异构反应、稳定塔及碱洗塔等部分组成。 二、工艺原理 （一）萃取分离单元 混合碳四的萃取分离工艺是基于混合碳四中各组份的下列 物性用萃取精馏来实现分离的：
丁烯、丁烷的沸点非常接近或形成共沸物，不能用普通精 馏的方法分离，但它们在 NMP中的溶解性有很大差别，因此， 通过萃取精馏的方法能较容易地将它们分离出来：丁烷在NMP 溶剂中的溶解度较丁烯小，因此，丁烷在丁烯萃取塔(T‐7201)顶以气相的形式分离出来，而丁烯与NMP的混合液从丁烯萃取 塔底送至丁烯解吸塔(T‐7202)，丁烯则从丁烯解吸塔顶采出。这样，就实现了丁烷和丁烯的分离。 （二）丁烷饱和加氢单元 通过加氢的方式将碳四原料中的烯烃、炔烃加氢饱和为烷烃，使碳四中的烯烃残余量最低，同时将含硫化合物、含氧化 合物、含氮化合物分别转化 为H2S、NH3、H2O，含氯化合物部分转化为HCl，产物进入汽提塔，脱除氢气等轻组分，送入燃气管网。塔底产品进入脱羰基 硫罐进行羰基硫转化，而后进入精脱硫罐将含硫组分脱除，精 制碳四进入丁烷异构化单元。 （三）丁烷异构化单元 DIB塔通过精馏的方法分离其中的正丁烷、异丁烷和碳五组分。烷烃异构催化剂要求水含量小于1wppm，因此要对正丁烷原 料和氢气进行干燥。干燥采用干燥剂吸水的方式进行。当干燥 剂吸水饱和后就要对其进行脱附再生，脱附采用原料进行汽化 和加热后送入干燥器，通过高温物流把吸附剂内的水带出，从 而实现了干燥剂的再生。 正丁烷异构催化剂在反应时要不断的补入HCl，以保证氯中 心的存在，由于其过量，在后续碱洗塔通过碱液进行吸收除去。正丁烷在临氢条件下，在铂催化剂作用下发生异构反应，异构 化为异丁烷。 二：安全生产的定义： 安全生产是指：为预防在生产及施工过程中发生人身、设备等 各类事故，保护人员安全和健康而采取的各种措施。它既是对
对二甲苯生产
对二甲苯生产方法 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(C8A)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，再对其进行下一步利用。 下面介绍一下结晶分离。混合二甲苯的凝固点区别很大，分别是：PX13.3 ℃，邻二甲苯-25.2℃、间二甲苯-47.9℃，乙苯-95.0℃。分离工艺的一段结晶在-62℃~-68℃形成低共熔结晶体,二段结晶温度-20℃~ -10℃，由此深冷结晶除去PX异构体，多次反复，使PX的产品纯度达到98%以上，但收率最高只有70%左右。结晶法因其能耗低，产品纯度高，生产工艺及设备简单等优点而被较早应用于工业生产。其工艺包括深冷结晶工艺，熔融结晶工艺(GT2CrystPx工艺、Mobil工艺、BP 工艺、MWP工艺、PROABD工艺与PX PlusXP工艺)，其中的GT2CrystPx工艺因其突出的优点早期就得以广泛应用。 GT2CrystPx 结晶工艺的原理是：PX在13.2℃时发生凝固，而其异构体(间二甲苯、邻二甲苯和乙苯)的凝固点小于- 25℃，可由结晶法分离C8芳香族异构体。GT2CrystPX工艺即可以在对二甲苯含量较低或较高的进料下操作。对于前者进料，结果可得到含有80%~90%PX的固体，滤液则循环利用，使再结晶得到高纯度的PX 结晶。而对于富含PX的进料，结晶比吸附具有更大的优势，即第一步的结晶就形成高纯度的PX。而且系统与操作费用都较低，操作示意见图3。 图3 从富含PX的进料中回收PX的GT2Cryst PX工艺
[wiki]石油[/wiki][wiki]化工[/wiki]生产二甲苯的工艺竞争路线： 1）煤焦油路线生产BTX（通过粗苯催化精制） 2）甲醇和甲苯生产对二甲苯（美国GTC和大连理工大学） 3）甲醇催化转化生产BTX路线（中国科学院山西[wiki]煤炭[/wiki]化学研究所） 第一路线和第二路线目前已经工业化，煤化所的技术则正在开发之中。目前，在国外出现了一种新的甲醇和甲苯反应制取苯乙烯的中试技术，其经济性将大大好于目前的乙苯脱[wiki]氢[/wiki]技术，希望引起研究界和工业界的高度重视。 1. 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[wiki]催化剂[/wiki]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。 在选择性甲苯歧化(STDP)工艺中得到的富二甲苯产物可直接送到单段结晶或一套小型的Parex装置回收高纯度对二甲苯产品。但这套装置也产生不需要的混合二甲苯，此外还产生大量的苯，苯与二甲苯的质量比接近1.0。每种工艺都有自己的优势。STDP工艺可从甲苯原料提供高浓度对二甲苯物料(大于80[wiki]%[/wiki])和大量的苯副产物；普通甲苯歧化技术C9芳烃可以和甲苯一起加工，得到二甲苯的平衡混合物(对二甲苯含量大约为20%~25%)，但苯副产物较少。普通甲苯歧化技术既应用了甲苯歧化反应，又利用了烷基转移反应。究竟选择何种工艺取决于用户的特殊需要。 (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，对二甲苯的选择性降低，甲苯转化率提高；随重时空速(WHSV)提高，甲苯转化率降低，对二甲苯的选择性提高；随氢/烃比提高，甲苯转化率降低，而对二甲苯选择性提高。进一步改进的MTPX催化剂可以降低不需要的副产物，主要是降低乙苯生成量。这是通过增加催化剂加氢或脱氢功能实现的，例如可以加入铂(0.01%-2%)等金属化合物。专利表明，当每10%的Si02/HZSM-5加入0.25%铂时，乙苯生成量可减少3-4倍，而对二甲苯的选择性仍保持在98％以上。此外C9芳烃的生成量也可减少3倍。这种PxMax工艺可提供高效转化，减少了邻位和问位异构体的生成，有利于生成更多的对二甲苯产品。专利中大部分例子表明，PxMax工艺反应器温度稍高于MSTDP工艺(440-443℃)，WHSV和氢／烃比都非常相似。甲苯的转化率明显低于MSTDP工艺，但对二
对二甲苯生产技术
1对二甲苯生产技术进展 对二甲苯通常来自于重整油或热裂解汽油中的C8及以上芳烃,通过异构化和分离的方法可以得到高纯度的对二甲苯。对二甲苯的技术进步主要包括开辟C8及以上芳烃新来源以及芳烃的转化和对二甲苯分离工艺革新。 1.1轻烃制芳烃工艺 低分子烃类经过裂解和脱氢、烯烃的齐聚和环化、环烷烃脱氢等反应可选择性的生成芳烃。许多公司开发出了轻烃制芳烃工艺,如表1所示[1]。 1.2甲苯歧化和烷基转移技术 a)MSTDP及MTPX甲苯歧化工艺: 由美国Mobil公司开发,其特点是PX的选择性较高,在甲苯转化率20%～25%的条件下,选择性大于80%,MTPX是MSTDP的改进,主要是催化剂的改进,采用氧化硅对HZSM-5进行改性,可使对二甲苯的选择性达到98%以上。 b)PX Plus甲苯歧化工艺: 由UOP公司开发,将该工艺与一段结晶技术结合使用,是一项可扩大现有芳烃联合生产装置的具有吸引力的方法。 c)GT-TOLALK甲苯烷基化工艺: 甲苯与甲醇在高硅沸石催化剂上进行烷基化反应,其优点是:首先,与甲苯歧化工艺(TDP)相比,生产1t对二甲苯,甲苯的消耗量从2.5t减少到1t;甲醇可最大限度地提高芳烃生成对二甲苯转化率,且十分便宜。另外,该工艺几乎不联产苯。其次,用甲苯和甲醇替代混合二甲苯为原料的装置,在采用新工艺后,可生产出低成本的对二甲苯,这是因为混合二甲苯消耗量可以减少1/2。第三,由于对二甲苯回收装置的费用较低,芳烃联合装置的起始投资费用可相应下降。另外,该工艺使用比较传统的设备,项目从规划到开车所需要的时间可大大缩短。 d)Mobil Oil高效甲苯制对二甲苯流化床工艺: 该工艺可以比较容易的控制反应中放出的热量,改善反应选择性和催化剂寿命,还可实现催化剂连续再生。 e)ZA-95催化剂: 由中国石化集团公司上海石油化工研究院开发的甲苯歧化催化剂,在天津石化公司引进装置上应用1年多,操作平稳。各项技术指标达到国外同类催化剂水平。 f)Oparis异构化沸石催剂: 由法国IFP推出,适合于处理具有较高乙苯浓度的进料。Oparis催化剂与以前的丝光沸石催化剂相比具有更好的稳定性和较高的活性。 g)埃克森美孚公司最近开发出了新的选择性甲苯歧化(STDP)技术： 在STDP过程中,催化剂选择性极好,甲苯只转化为对二甲苯和苯,邻二甲苯和间二甲苯也只转化成对二甲苯。该工艺对二甲苯的选择性高于90%,而以前的STDP工艺为80%。同时,该工艺生成的对二甲苯也较以前多5%。 1.3对二甲苯分离技术 a)Eluxyl工艺: 由法国IFP公司开发,其原理与UOP的Parex法相似。它建立在模拟逆流吸附概 念之上,其关键部分是高选择性吸附物(专利)和配方(Spx300)。工艺特点是:通过高选择性分子筛获得超高纯度(99.9%)对二甲苯,具有独立的开/关阀系统,由微处理器操作,简单可靠。 b)Sulzer工艺: 由瑞士Sulzer公司开发的一种熔体结晶提纯对二甲苯工艺,可以将对二甲苯从混合二甲苯中分离出来。无需使用固体吸附剂、溶剂、催化剂及其他化学品,回收对二甲苯的质量分数高达99.5%。投资低,操作费用省,可与UOP开发的吸附分离方法竞争。
PX(对二甲苯)生产工艺
PX（对二甲苯）生产工艺 PX主要来自石油炼制过程的中间产品石脑油，经过催化重整或者乙烯裂解之后获得重整汽油、裂解汽油，再经过芳烃抽提工艺得到混合二甲苯，然后经吸附分离制取。目前国际上典型的PX生产工艺主要有美国UOP公司与法国IFP开发的生产工艺，国内中国石化在2011年也攻克了PX的全流程工艺难关，成了主要的PX技术专利商之一。这些工艺都已攻克了安全生产和环保关，能够保证PX在安全的环境中生产。运用这些先进技术，人类在PX的生产历史上，至今为止没有发生过一件对环境、居民造成严重危害的重特大污染事故。我国从上世纪70年代引进PX生产技术以来，生产PX已有30多年的历史，直到目前，国内13家PX企业没发生过任何生产事故及严重的污染事件。 1、关于PX 对二甲苯（PX）是一种重要的有机化工原料，主要用它可生产精对苯二甲酸（PTA）或对苯二甲酸二甲酯（DMT），PTA或DMT再和乙二醇反应生成聚对苯二甲酸乙二醇酯（PET），即聚酯，进一步加工纺丝生产涤纶纤维和轮胎工业用聚酯帘布，PET树脂还可制成聚酯瓶、聚酯膜、塑料合金及其它工业元件等，除此之外，PX还用来做溶剂及生产医药、香料。 基本的行业产业链为：原油→石脑油→混二甲苯（MX）→对二甲苯（PX）→对苯二甲酸（PTA）→聚脂→纺织品等。
2、生产对二甲苯的原料 对二甲苯的原料主要是混二甲苯（MX），混二甲苯是由对二甲苯、邻二甲苯及间二甲苯组成，而混二甲苯过去主要来自于炼焦工业，现在主要来自石脑油的催化重整，或炼油的C6+重整生成油。其次，苯、甲苯等芳烃可以通过烷基化反应，歧化反应生成对二甲苯。 由于石油产业链上原料的限制，以煤炭为原料，通过煤制甲醇，甲醇制芳烃，芳烃分离提取对二甲苯，煤炭或者甲醇也将成为生产对二甲苯的原始原料之一。 3、石化工业生产对二甲苯的主要工艺路线 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。受热力学平衡的限制，通常在二甲苯混合物中间二甲苯（MP）含量较高，而工业上需求量较大的对二甲苯（PX）含量却较低。所以工业上常常通过甲苯歧化和烷基转移工艺、C8芳烃异构化工艺以及甲苯选择性歧化工艺来增产对二甲苯。 1、芳烃抽提 芳烃抽提aromatics extraction也称芳烃萃取，用萃取剂从烃类混合物中分离芳的液液萃取过程。主要用于从催化重整和烃类裂解汽中回收轻质芳烃(苯、甲苯、各种二甲苯)，有时也用从催化裂化柴油回收萘，抽出芳烃以后的非芳烃剩余称抽余油。芳香烃简称“芳烃”，
年产10万吨正丁烷分离融资投资立项项目可行性研究报告(非常详细)
年产10万吨正丁烷分离立项投资融资项 目 可行性研究报告 (典型案例〃仅供参考) 广州中撰企业投资咨询有限公司
地址：中国〃广州
目录 第一章年产10万吨正丁烷分离项目概论 (1) 一、年产10万吨正丁烷分离项目名称及承办单位 (1) 二、年产10万吨正丁烷分离项目可行性研究报告委托编制单位 (1) 三、可行性研究的目的 (1) 四、可行性研究报告编制依据原则和范围 (2) （一）项目可行性报告编制依据 (2) （二）可行性研究报告编制原则 (2) （三）可行性研究报告编制范围 (4) 五、研究的主要过程 (5) 六、年产10万吨正丁烷分离产品方案及建设规模 (6) 七、年产10万吨正丁烷分离项目总投资估算 (6) 八、工艺技术装备方案的选择 (6) 九、项目实施进度建议 (6) 十、研究结论 (6) 十一、年产10万吨正丁烷分离项目主要经济技术指标 (9) 项目主要经济技术指标一览表 (9) 第二章年产10万吨正丁烷分离产品说明 (15) 第三章年产10万吨正丁烷分离项目市场分析预测 (15) 第四章项目选址科学性分析 (15) 一、厂址的选择原则 (15) 二、厂址选择方案 (16) 四、选址用地权属性质类别及占地面积 (17) 五、项目用地利用指标 (17) 项目占地及建筑工程投资一览表 (17) 六、项目选址综合评价 (18)
第五章项目建设内容与建设规模 (19) 一、建设内容 (19) （一）土建工程 (19) （二）设备购臵 (20) 二、建设规模 (20) 第六章原辅材料供应及基本生产条件 (20) 一、原辅材料供应条件 (21) （一）主要原辅材料供应 (21) （二）原辅材料来源 (21) 原辅材料及能源供应情况一览表 (21) 二、基本生产条件 (22) 第七章工程技术方案 (23) 一、工艺技术方案的选用原则 (23) 二、工艺技术方案 (24) （一）工艺技术来源及特点 (24) （二）技术保障措施 (25) （三）产品生产工艺流程 (25) 年产10万吨正丁烷分离生产工艺流程示意简图 (25) 三、设备的选择 (26) （一）设备配臵原则 (26) （二）设备配臵方案 (27) 主要设备投资明细表 (27) 第八章环境保护 (28) 一、环境保护设计依据 (28) 二、污染物的来源 (29) （一）年产10万吨正丁烷分离项目建设期污染源 (30) （二）年产10万吨正丁烷分离项目运营期污染源 (30)
对二甲苯生产技术研究进展及发展趋势
对二甲苯生产技术研究进展及发展趋势 摘要：现如今，我国的经济在迅猛发展，社会在不断进步，阐述了甲苯歧化和 烷基转移、二甲苯异构化、甲醇芳构化、甲苯选择性歧化及甲醇甲苯选择性烷基 化等对二甲苯生产技术的研究进展，并分析了各种技术的优势及不足。分析表明，与甲醇制芳烃技术相比，甲醇甲苯选择性烷基化制对二甲苯技术具有对二甲苯选 择性高、流程短、无需吸附分离等方面的显著优势，是实现煤经甲醇（和甲苯或苯）制对二甲苯产业发展的最佳选择；采用芳烃联合装置与甲醇甲苯选择性烷基 化技术耦合，理想状况下可实现对二甲苯增产40%以上，同时不副产苯。提出了 对二甲苯生产工艺技术的发展趋势：发展甲醇甲苯选择性烷基化制对二甲苯技术，既利于煤炭的清洁高效利用，保障聚酯产业链安全，还有助于形成煤化工和石油 化工技术互补、协调发展的新格局。 关键词：二甲苯；生产技术；研究进展 引言 对二甲苯作为炼油和化工的桥梁，既是芳烃产业中最重要的产品，亦是聚酯 产业的龙头原料。目前，对二甲苯应用中约97%用于生产精对苯二甲酸(PTA)，其 余用于医药、溶剂、涂料等领域。近年来，随着我国聚酯产业的飞速发展，对二 甲苯供不应求，利润率居高不下，引发项目建设热潮。未来几年，对二甲苯产能 将集中释放，供需格局将发生巨大变化。本文就对分离技术进行简要介绍并对市 场进行分析，为企业应对未来市场变化提供参考。 1对二甲苯生产工艺技术 现在全球美国环球油品公司（ＵＯＰ）和法国Ａｘｅｎｓ公司拥有整套且比 较成熟的对二甲苯生产工艺技术，２０１１年我国拥有了自主知识产权的对二甲 苯整套生产技术。其中ＵＯＰ是世界领先的芳烃生产工艺技术供应商，截至２０ １４年，ＵＯＰ已经为１００多套联合成套装置和７００多套单独芳烃生产工艺 装置发布了许可。本文主要以混合二甲苯为原料，装置采用无歧化流程，即由二 甲苯精馏、异构化、产品分离三个单元组成。其中二甲苯精馏是通过精馏除去混 合二甲苯原料中除二甲苯之外的其它组分；异构化是将精馏后二甲苯中的１，２ －二甲苯（邻二甲苯）、１，３－二甲苯（间二甲苯）和乙苯转化为１，４－二 甲苯（对二甲苯），最大限度地生产需要的ＰＴＡ原料；ＰＴＡ原料分离是将异 构化产物中的１，４－二甲苯与反应后还存在的１，２－二甲苯和１，３－二甲 苯等进一步分离，从而得到纯度符合要求的１，４－二甲苯。工艺全部采用美国 ＵＯＰ（环球油品公司）的成套专利技术。其中，吸附分离采用ＰａｒｅｘＴＭ 工艺技术和ＡＤＳ－３７吸附剂，该工艺利用吸附分离原理选择分离生产高纯度 的１，４－二甲苯，利用模拟移动床原理实现固液相连续逆向分离；异构化工艺 采用ＩｓｏｍａｒＴＭ工艺技术和乙苯异构型催化剂Ｉ－４００，可充分利用Ｃ ８芳烃资源，最大限度地生产１，４－二甲苯。 2二甲苯异构化技术 2.1甲苯一甲醇烷基化工艺 以甲苯和甲醇为原料,在一定的反应条件和催化剂存在的条件下,就会发生烷基化反应,从而得到对二甲苯以及其他附加产品,这个过程就是甲苯一甲醇烷基化工艺。甲苯一甲醇烷基化工艺以分子筛为催化剂,采用氢气或氮气或水蒸气为反应载气,对二甲苯选择性可达到百分之九十以上。甲苯一甲醇烷基化工艺作为一种新型 的生产工艺,与传统生产工艺相比具有诸多优点。首先,极大地降低了原料的消耗,
正丁烷法顺酐现状及发展
正丁烷法顺酐现状及发展 顺酐是一种常用的基本的重要有机化工原料，是世界上仅次于苯酐的第二大酸酐原料，且其下游产品有着相当广泛的开发和应用前景，顺酐的用途随着下游产品的开发越来越广泛。 顺酐广泛用于合成树脂、润滑油添加剂、医药、食品添加剂、1，4—丁二醇（BDO）、γ—丁内酯（GLB）、四氢呋喃（THF）、丁二酸、富马酸等一系列重要的有机化学品和精细化学品。 1．国内外顺酐生产工艺概况 顺酐生产工艺按原料路线基本分为苯氧化法、正丁烷氧化法两种主要生产方法。按生产工艺技术氧化反应部分分为固定床与流化床，后处理回收部分分为水吸收与溶剂吸收。 1．1国外顺酐生产概况 国外目前占主导地位的是以正丁烷为原料的生产路线，国外正丁烷法顺酐装置产量约占85%以上，苯法顺酐装置产量约占15%以下。 美国全部顺酐生产装置均完成了从苯法到正丁烷法的过渡，这与美国采油和炼油工业高度发达有关。油田和炼厂为顺酐企业提供了大量价格低廉的C4原料，在成熟而且发达的市场经济环境中，资本追逐利润的原动力有力的促进了这个原料路线的转变过程。近几年，美国国内顺酐产能增长速度放慢，而将目标瞄准了油气资源丰富价格低廉的中东地区。例如，美国顺酐生产商Huntsman公司与沙特合资在沙特建设9万吨正丁烷法顺酐装置。 欧洲地区顺酐的产能绝大部分集中在经济发达、化学工业技术也十分先进的西欧地区。至2002年代表欧洲顺酐先进生产技术的的西欧各国已初步完成了苯法向正丁烷法的转变。欧洲地区顺酐的产能目前基本处于维持现状的停滞状态。1．2国内顺酐生产概况 国内顺酐生产装置仍以苯法原料路线为主，正丁烷法占总产能15%。 由于我国资源的特殊性,煤资源较丰富,焦炭产量大,煤化工的下游产品焦化
正丁烷氧化法生产顺酐
克拉玛依职业技术学院 毕业论文 题目：正丁烷氧化法生产顺酐 班级：精化0631 姓名：马元彩 指导老师：徐雪松 完成日期：2009-05-10 克拉玛依职业技术学院制 二零零九年三月
克拉玛依职业技术学院石油化学工程系 正丁烷氧化法生产顺酐 摘要 主要介绍了国内外顺酐的发展趋势，分析了我国顺酐工业的生产现状及国外的差距，对我国顺酐工业的发展提出了建议。正文简述了以正丁烷为原料，固定床，有机溶剂回收生产顺酐的工艺流程，同时介绍了工业上采用正丁烷固定床氧化法的工艺特点及流程，并与流化床工艺进行了比较，最后得出结论：采用正丁烷氧化法生产工艺有很大的优势和发展前景，不但原料丰富，而且降低了一部分的动力费用等。 ［关键词］顺酐正丁烷固定床流化床氧化法 Abstract Mainly introduces the development trend of domestic and maleic anhydride, maleic anhydride analysis of industrial production in China and abroad, the gap between the status quo of China's maleic anhydride industrial development proposals. Outlined in the body of n-butane as the raw material, fixed bed, organic solvent recovery process of the production of maleic anhydride and at the same time introduced the use of industrial fixed bed butane oxidation is the process characteristics and processes, and fluidized bed technology and compared, and finally come to the conclusion: the use of n-butane production of Oxidation technology have great advantages and development prospects, not only rich in raw materials, and reduced costs as part of the driving force. [Key words] Maleic anhydride N-butane fixed bed fluidized bed Oxidation
国内外对二甲苯生产工艺
国外对二甲苯生产工艺
摘要：对二甲苯PX是重要的芳烃产品之一，是二甲苯中用量最大的产品。它主要用于制备对苯二甲酸PTA以及对苯二甲酸二甲酯DMT，进而生产聚对苯二甲酸乙二醇酯PET。对二甲苯还可用作溶剂以及作为医药、香料、油墨等的生产原料，用途十分广泛。我将浅谈从国内外PX生产工艺。 石油二甲苯、煤焦油二甲苯中，都含有相当量的对二甲苯。由于对、间二甲苯的沸点差只有0.75℃，故不能采用精馏分离法，目前国内外研究发展的方法是低温结晶分离法；吸附分离法和络合分离法。低温结晶分离法利用二甲苯异构体的熔点差异进行分离，主要方法为深冷分步结晶，工艺技术成熟，在二甲苯分离中占优势。但此法设备庞大，对二甲苯受共熔点的限制，回收率低，只有60-70%。吸附分离法是70年代发展的新方法，此法比深冷结晶法投资少，生产总成本低，对二甲苯收率高，纯度也高，有可能取代深冷结晶法。 然而单纯的从石油和煤焦油中提取二甲苯已满足不了使用需求。因此甲苯烷基化生产对二甲苯，成为工业生产的一个新方向。原料甲苯在烷基转移反应器中，进行烷基转移反应，生成二甲苯和苯。混合二甲苯在异构化反应器中，使部分间二甲苯异构化生成对二甲苯，反应物在稳定塔中除去轻馏分后与烷基转移工段来的二甲苯混合进入脱C9馏分塔，在塔顶获得对二甲苯含量较高的混合二甲苯，塔釜为C9以上组分。从稳定塔塔顶得到的混合二甲苯进入吸附分离工段，采用非分子筛型固体吸附剂吸附对二甲苯，解吸得纯度高达99.9%的对二甲苯产品，同时副产间二甲苯。此外，还有氟化氢-三氟化硼抽提法。 一、国外深冷结晶法工艺 传统的生产PX 的原料来源主要有催化重整生成油和裂解加氢汽油以及煤焦油副产物, 由于受热力学平衡的限制, 这些原料中的PX 质量分数均不大于24%。为了达到较高的PX 回收率, 结晶过程需要在很低的温度下进行, 深冷结晶工艺便是针对这种低浓度PX 原料所开发的。深冷结晶法通常都采用两级结晶过程, 第1级结晶温度为-62到68℃,分离出85%到90% 的粗对二甲苯, 再通过第2 级重结晶分离出高纯度的对二甲苯。由于混合二甲苯是一个多元体系, 其固液相图十分复杂, 在理论上能形成多个低共熔点, 从而限制了PX 回收率的无限制提高PX的总回收率在冷却到- 65时仅能达到65% 左右,因此深冷结晶法中对二甲苯单程回收率较低, 二甲苯损失量和物料循环量都较大。而且在分离对二甲苯晶体时还需要相应的离心机、回旋过滤器等固液分离设备, 因此深冷结晶法中的设备投资和维护费用均较大。再加上当时的机械制造加工水平相对较低, 自动化控制技术相对落后, 使得深冷结晶工艺中许多设备的可靠性较差, 大型化困难, 结晶过程的维护保养费用较高, 因此深冷结晶法逐渐被后续开发
浙江华辰能源有限公司年产4万吨顺酐技术改造项目
浙江华辰能源有限公司 年产4万吨顺酐技术改造项目环境影响报告书 （简本） 浙江大学 国环评证：甲字第2002号 二OO九年五月
浙江华辰能源有限公司年产4万吨顺酐技术改造项目环境影响报告书（简本）浙江大学 目录 1 总论 (1) 1.1 项目由来 (1) 1.2 项目名称、性质 (1) 1.3 建设内容、产品方案 (2) 1.4 主要设备清单 (2) 1.5 主要原辅材料消耗 (4) 1.6 工作制度、劳动定员 (4) 1.7 公用工程 (4) 1.8 环境保护目标及敏感点 (5) 2 现有企业排污情况 (7) 2.1 现有企业概况 (7) 2.2 生产工艺流程及产污环节 (8) 2.2 现有企业污染源强分析 (9) 3 技改项目工程分析 (15) 3.1 生产工艺流程 (15) 3.2 物料衡算汇总 (16) 3.3 污染源强分析 (17) 3.4 技改项目污染源强汇总 (23) 3.5 技改前后污染源强汇总 (23) 4 环境质量现状调查与评价 (24) 4.1 环境空气 (24) 4.2 海域环境质量 (24) 4.3 声环境 (24) 4.4 土壤环境 (25) 5 环境影响预测与评价 (26) 5.1 水环境影响预测与评价 (26) 5.2 环境空气影响预测与评价 (26) 5.3 声环境影响预测 (26)
浙江华辰能源有限公司年产4万吨顺酐技术改造项目环境影响报告书（简本）浙江大学 5.4 固体废弃物影响分析 (26) 5.5 施工期环境影响分析 (26) 5.6 小结 (27) 6 环境风险评价 (28) 7 污染防治对策 (30) 8 公众参与 (32) 9 建设项目审批原则符合性分析 (33) 10 总结论 (36)
《安全操作规程》之对二甲苯安全生产要点
对二甲苯安全生产要点 1工艺简述对二甲苯（PX）是芳烃工艺的最终目的产品。采用吸附分离法生产对二甲苯的工艺由吸附、解析、分离、精制等工序组成。其简要工艺过程是将脱去碳九的混合二甲苯送入进料加热器，用蒸汽预热至177℃，经过滤后进旋转阀，然后进入两台串联吸附塔的吸附室，在0.88MPa压力下，吸附剂ADS-7（K-Ba-X分子筛）与液体组分逆流接触，被吸附的对二甲苯再用解析剂对二乙基苯进解析，旋转阀用来周期性地转换吸附塔的进料口，模拟吸附剂的移动作用，达到移动床吸附分离的目的。在吸附塔内经过吸附分离后分成抽余液和抽出液。抽余液是含少量对二甲苯的混合二甲苯和解析剂的混合物，经抽余液塔蒸出水份后送异构化单元；抽出液是对二甲苯和解析剂的混合物，从吸附塔抽出，经旋转阀控制流量换热后进抽出液塔。从该塔顶抽出粗对二甲苯到成品塔，其塔顶的轻馏分主要是甲苯，塔底则是精制的对二甲苯产品。本工艺接触的物料甲苯、混合二甲苯、对二甲苯均为易燃、易爆、有毒物质。对二乙基苯、燃料油等为易燃品。2重点部位 2.1旋转阀是一台多通道液流分配装置。通过旋转阀周期性地步进（时间间隔为80-90秒），改变吸附塔内的七股工艺物料进出床层的位置，达到吸附中的移动床效果。该阀的关键部位是密封垫片，它有可能窜漏物料而造成污染产品，严重的情况下有着火危险。 2.2吸附塔装置每一系列为两台吸附塔，用两个循环泵维持吸附剂的液流循环。在吸附塔进行对二甲苯的吸附和解析操作，将抽余液和抽出液分开。本岗位的操作直接决定了产品的收率和质量，同时又易泄漏发生毒害事故。3安全要点 3.1旋转阀 3.1.1经常监视拱顶压力是否达到1.25MPa，防止压力太小，密封垫片起不到密封作用和损坏垫片造成物料相互渗漏，产品不合格；还应检查每个旋转阀拱顶解吸剂流量是否达到 2.9m3/h，防止因流量
正丁烷氧化制顺酐催化剂活性及动力学研究
正丁烷氧化制顺酐催化剂的活性及动力学研究化学工程与工艺工043 （10041842）沈英 摘要：介绍了国外顺酐的生产和消费现状及国内顺酐的生产、消费和市场前景。综述了顺酐生产的工艺路线和催化剂研究发展。介绍了苯固定床氧化工艺和正丁烷流化床氧化工艺路线以及正丁烷氧化流化床用催化剂及晶格氧催化剂的研究发展。并且对一种工业钒磷复合氧化物(VPO)催化剂上正丁烷选择氧化制顺酐的反应动力学特性进行系统的实验研究，并按照三角行反应网络处理实验数据，经参数估计、模型识别和统计检验可得到诸反应速率的表达式及相关参数数值。 关键词：正丁烷，顺酐，VPO催化剂，动力学模型，参数 1 研究背景 随着油价的一路上行带动苯价飞涨，国内以苯为原料的顺酐生产企业不得不考虑所面临的原料成本问题。顺酐作为三大有机酸酐之一，其生产方法按原料路线来分主要为苯和正丁烷两种。以正丁烷为原料与以苯为原料相比，正丁烷具有原料价格低、资源利用合理、符合环保要求、技术更加先进等优点。在2004年，国外顺酐企业现有生产能力的70%~80%是采用以正丁烷位原料的生产路线，而我国正常生产的二十多家顺酐企业中除了少许企业采用此方法外，大部分仍是采用苯法顺酐装置。但由于苯价起伏较大，而正丁烷的价格波动通常较小，这使得正丁烷法顺酐的原料成本优势特别突出，越来越吸引国内顺酐企业的关注目光。但在国内苯原料供应丰富，调节余地大，加之万吨级苯法顺酐生产国产化技术比较成熟，现阶段国内仍应立足苯法生产技术来发展顺酐，通过不断增加科技投入，提高苯法工艺技术水平，降低消耗和污染。但从合成顺酐技术发展趋势看，苯法生产工艺最终将被正丁烷法工艺所取代，因此必须做好苯法向正丁烷法转变的技术准备。此外苯法向正丁烷法转化过程中，主要是将苯法固定床反应器中的催化剂转化为正丁烷法催化剂，并更换进了设备，调整操作参数。因此国内专家应对引进的正丁烷法生产技术进行消化和吸收，然后组织各方力量借鉴国外转化经验进行公关，尽快形成万吨级正丁烷法生产顺酐的国产化技术，做好技术研究和储备。 2 文献综述 2.1 国内外生产状况 顺酐（MA）又名马来酸酐，化学名顺丁烯二酸酐，是重要的有机化工原料，是仅次于苯酐、醋酐的第三大酸酐。主要用于生产不饱和聚酯（占用途50%以上）、
丙烷、正丁烷、异丁烷、正戊烷、异戊烷的用途
丙烷 用途： 1.用作燃料和燃料添加剂：可作为单独燃料，可替代乙炔用作焊接切割用燃气，与丁烷混合成液化气用作民用燃料； 2.用作化工原料：裂解制乙烯、丙烯及其系统产品，脱氢制造丙烯，催化氧化制丙烯醛，非催化氧化制环氧丙烷，氯化制氯代产品，硝化制硝化产品，氨氧化制丙烯晴； 3.用作溶剂：用于从香料植物的花中提取香精油，从副产品中提取油脂；丙烷或丙烷与丁烷的混合物可用作重质油、润滑油脱沥青和脱蜡的溶剂。 4.用作制冷剂：在炼油、化工和天然气加工操作中，作制冷剂，用作空调制冷剂的环保替代品 行业使用：微电子、光电子元件生产用超高纯丙烷（99.995%）。 空调制冷用高纯丙烷（≥99.5%） 正丁烷 用途： 1.用作燃料和燃料添加剂：丁烷是液化气的主要组成分，除直接用作发动机、家庭、工业生产的燃料外，其主要用途是作为汽油的添加组分，用以调节汽油的辛烷值，将正丁烷和异丁烷直接参进发动机汽油里还可以调节汽油的挥发性。 2.用作化工原料：裂解制乙烯、丙烯、丁二烯及其系列产品，氧化生成顺丁烯二酸酐、乙酸，液相氧化制醋酸、甲酸，脱氢制丁烯、丁二烯，与异丁烷乙苯供氧化—叔丁醇、苯乙烯，，异构化制异丁烷， 3.用作溶剂：丙烷与丁烷的混合物可用作重质油、润滑油脱沥青和脱蜡的溶剂。在精制动植物油脂时可用正丁烷作溶剂，用Ziegler催化剂进行烯烃聚合时，也可用丁烷做溶剂； 4.用作制冷剂：在炼油、化工和天然气加工操作中，作制冷剂。 异丁烷 用途： 1.用作燃料和燃料添加剂：异丁烷与碳三碳四烯烃的烷基化反应，得到含多支链的具有较高辛烷值的碳七碳八烃作为发动机燃料， 2.用作化工原料：脱氢制异丁烯，裂解制乙烯、丙烯等，氧化制甲基丙烯酸。与丙烯共氧化制环氧丙烷和叔丁醇，与异丁烯经烃化制异辛烷，和甲醛制丁二烯； 4.用作制冷剂：在炼油、化工和天然气加工操作中，作制冷剂。用作冰箱制冷剂。 行业使用：国内异丁烷除直接作为民用燃料外，大部分用于烷基化制车用燃油，其他利用途径较少， 冰箱、冷柜制冷用高纯异丁烷（≥99.5%），年用量约120吨， 正戊烷 用途： 1.用作燃料和燃料添加剂：作为民用燃气使用 2.用作化工原料：可作为可发性聚苯乙烯及聚氨酯泡沫体系的发泡剂，烷混合物经氯化、精馏、催化水解制粗戊醇，氧化制苯酐和顺酐，异构化制异戊烷。 3.用作溶剂：可作线性低密度聚乙烯催化剂的载溶剂，脱沥青的工业溶剂、分子筛脱蜡的萃取剂等 4.用作制冷剂：在炼油、化工和天然气加工操作中，作制冷剂。
第七章 HF烷基化装置
第七章HF烷基化装置 第一节装置概况及特点 一、装置概况 烷基化装置是引进美国菲利浦石油公司开发的工艺，1987年投建，1989年首次开车运行，试运成功后停下，直到1993年5月，第二次开车，1994年停工至今未开。本装置的特点为工艺技术先进可靠，经济合理，热能利用充分，主要反应设备结构简单，投资低，维护方便。 二、装置规模及组成 本装置生产规模为年产10万吨烷基化油，占地6313米2，总投资2610.87万元。分为原料预处理、反应、产品分馏、三废处理和加热炉四部分。 三、装置工艺流程特点 1、装置有三大循环：异丁烷循环、酸循环、丙烷循环。 2、主分馏塔和丙烷汽提塔共用一个回流罐和一台泵。 3、烷基化反应采用喷咀式管道反应。 4、本装置设有原料干燥系统和酸再生系统。 5、反应烷烯比是关键参数，设有退补系统。 四、催化剂—HF知识介绍 无水氢氟酸是一种无色的液体，密度与水接近，在一个大气压下，沸点为19.4℃，烟气具有强烈的酸味和刺激性辣味，气化后易与水结合成白色雾状气。氢氟酸腐蚀性极强，可引起皮肤烧伤并渗透到内部伤害组织和骨骼。刺激到眼睛时，会泪如雨下，如不迅速冲洗，可致永久性视力障碍或失明。空气存有50μg/g或更高浓度，吸入时间30～60秒，就可致命。如果在工作中接触到了氢氟酸，就要迅速用清水冲洗，后用中和液或葡萄糖酸钙涂患处（眼睛除外）等急救措施，视情况送往医院。 第二节反应机理及工艺流程说明 一、反应机理 烷基化反应是比较复杂的，其特征是简单的加成作用和若干副反应，生产的主要产品是包括碳原子数等于烷烃与烯烃加成得到的许多异构烷烃。副产品包括一次反应产物和原料经裂化、叠合、异构化、歧化和自身烷基化等反应得到的，比主要产品更重或更轻的产物。 CH3—CH＝CH2＋CH3—CH—CH3 → CH3—CH—CH—CH2—CH3 CH3 CH3 CH3 丙烯异丁烷2，3—二甲基戊烷
对二甲苯的合成方法
有机合成 对 二 甲 苯 合 成 方 法 专业：应用化学 班级：1203班 姓名：王慧慧
对二甲苯合成方法 王慧慧 （应用化学1203班） 对二甲苯，英文名为Paraxylene ，缩写为PX ，分子式C 8H 10，其物理性质见表1。主要用于生产精对苯二甲酸（PTA ）和对苯二甲酸二甲酯（DMT ），是重要的基本有机化工原料，而PTA 和DMT 是生产聚酯（PET ）化纤的主要原料。 表1 对二甲苯的主要物理性质 项目 数值 项目 数值 外观 无色透明无沉淀 冰点 13.263℃ 沸点 138.351℃ 比重d20/4℃ 0.86105 闪点 30℃ 蒸汽比重 3.65 燃点 500℃ 爆炸极限 1.1～6.6%(vol) 折光率D20 1.49582 空气中允许浓度 <200ppm 表面张力 20℃ 28.31达因/cm Tc 345℃ 粘度 20℃ 6.5586×10-6kgs/m 2 Pc 34kg/cm 2 目前，生产对二甲苯的方法主要有：甲苯歧化、吸附分离、二甲苯的异构化。 一、甲苯歧化 甲苯歧化工艺就是选择性地将甲苯转化成苯和二甲苯。甲苯转化成二甲苯叫做歧化，或“TDP ”。术语“烷基转移”描述了甲苯和C 9A ?的混合物转化成了二甲苯。 歧化反应： 烷基转移： CH 3 2 CH 3 CH 3 + CH 3 CH 3 C H 3 甲苯歧化是唯一成功地使歧化与烷基转移在同一个工艺装置上发生的工业 CH 32 CH 3 CH 3 +
技术。将甲苯歧化装置与芳烃装置结合起来，可以最大限度的提高高品质的苯和对二甲苯产量，同时也将低品质的甲苯和重质芳烃副产品的产品降到最低（ZRCC考虑到C8芳烃资源情况，暂缓建甲苯歧化与烷基单元）。 在现代化的芳烃装置中，甲苯歧化过程位于芳烃抽提和二甲苯回收之间（图1-2-1），抽提甲苯作为甲苯歧化的原料，而不再与汽油调和或当作溶剂卖掉。如果想最大限度的生产对二甲苯，则C9A也可以送到甲苯歧化装置作原料，而不再与汽油调和。C9A的加工改变甲苯歧化装置化学平衡，产物不再是苯，而是二甲苯。 近来，人们对对二甲苯的需求超过了混合二甲苯的供应量，甲苯歧化工艺提供了一个由低品质的甲苯和重质芳烃生产额外的混合二甲苯的理想方式。对于一个石脑油进料固定的装置，增加一个甲苯歧化工艺，可以成倍增长对二甲苯的产量。 二、吸附分离 目前国际上吸附分离技术成熟的有UOP的Parex工艺和IFP的Eluxyl工艺技术。两者都是新颖的吸附分离法，用于回收来自混合二甲苯的对二甲苯。“混合二甲苯”是指包括乙苯、对二甲苯、间二甲苯和邻二甲苯在内的C8芳烃异构体的混合物。这些异构体在一起蒸发用常规蒸馏使其分离是不可能的。吸附分离工艺采用一种为对二甲苯而选择的固体沸石吸附剂，为回收对二甲苯提供了一种有效的途径。与传统的色谱分离法不一样，吸附分离工艺为连续工艺，它模拟液体进料逆流到固体吸附床上。进料与产品连续进出吸附层，且组份基本保持不变。 吸附分离工艺于1971年问世不久，很快就成为世界对二甲苯回收的最佳技术。?在该工艺之前，只能用分步结晶生产对二甲苯，1975年建造了最新的对二甲苯结晶器，吸附分离装置能从单程进料中回收97％以上的对二甲苯，而提供的对二甲苯产品纯度达99.9％或更高。 吸附分离工艺的优点 （1）产品纯度高 近20年来，市场需求的对二甲苯纯度大大提高。1970年吸附分离工艺问世时，市场上销售的对二甲苯纯度为99.2％；到1992年，纯度标准已升至99.7％（Wt），且纯度标准有继续上升趋势。为了满足用户的需求，所有新建的吸附分
66万吨年对二甲苯生产设计(文献综述)
66万吨/年对二甲苯生产设计 文献综述 聚酯纤维的迅速发展，拉动了其上游原料精对二苯甲酸的消耗，进而又拉动了PTA的上游原料对二甲苯的市场严重供不应求，产品需要大量进口[6]。2012年，世界PX的装置生产能力约4000万吨/年，70%以上的装置在亚洲地区，新建产能也大都集中在亚洲，主要为韩国和中国。中国石化集团公司是最大的生产集团，占总产能的42.5%其次是中国石油集团公司，占总产能的22.0%。2009年是我国PX生产能力增长最快的一年，新增产能284万吨，比2008年的442.1万吨增长64.2%。截至2012年9月底，我国PX 的生产厂家有13家总生产能力达到821.1万吨/年。目前，我国已是世界上最大的PX生产和消费国，产能约占全球产能的20%，消费量占全球38%左右[7]。 北美地区的新建PX装置主要集中在美国，用于生产PTA的PX将提高到82.1%。由于生产成本较低加之原料供应充足，中东的石化产业投资将稳步增长。该区域将建设更多的PTA和PX装置，用于生产PTA的PX比例也将进一步增长[8]。在欧洲对二甲苯PX的总生产能力约为310.0万吨/年。由于全球一系列对二甲苯生产装置的问题以及亚洲新对苯二甲酸生产装置的建成投产，使得世界对二甲苯供应紧张价格上涨。2002年由于有200多万吨/年的对苯二甲酸生产能力投产，其中第二季度在中国、中国台湾以及韩国就有155万吨/年的对苯二甲酸生产装置建成投产，使得亚洲地区的对二甲苯供应紧张。 《甲苯和甲醇烷基化反应热力学分析与计算》中，甲苯歧化反应是甲苯经过歧化反应生成苯和二甲苯。烷基转移反应是指苯与C9、C10芳烃之间的烷基转移反应。该工艺的特点是将产量相对过剩的甲苯和或价值相对较低的C9、C10转化成苯和二甲苯，是工业上增产PX的主要手段。代表性的工艺有Mobil公司的MSTD 工艺、UOP公司的Tatoray工艺、IEP/Mobil公司的Tranplus工艺等。甲苯歧化工艺技术主要取决于催化剂，目前甲苯歧化工艺方法主要有Xylcne-Plus法（常压气相不临氢工艺）、Tatoray法（加压气相临氢工艺法）、LTDP（低温加氢液相不临氢工艺）及MTDP法（气相加压不临氢工艺）等。 从催化重整油和裂解汽油中获得的C8芳烃，对二甲苯含量仅为混合二甲苯质量的25%左右，且乙苯所占比例较大，为最大限度地生产对二甲苯，需将C8 芳烃进行异构化反应生成对二甲苯[1]。典型的工艺有：东丽公司的Isolene(II)工艺、UOP公司的Isomer工艺、Engelhard公司的Octafining工艺、Mobil公