间二甲苯和水在换热器中哪个走里面
机器内部。间二甲苯和水在换热器中机器内部来进行运行的。“二甲苯（dimethylbenzene）是一种有机化合物，分子式为C?H为无色透明液体，是苯环上两个氢被甲基取代的产物，存在邻、间、对三种异构体。
循环水入口温度（℃） 20
循环水出口温度（℃） 40
循环水压力（MPa） 0.4（水的沸点是143.62℃），水为液体！
气体介质是什么要搞清楚？才能知道在7MPa的沸点是多少？
本人估计该介质在7MPa，160℃以下应该为液体！
（苯沸点80.10，甲苯沸点110.63，乙苯沸点136.19，邻二甲苯沸点144.42，间二甲苯沸点139.10，对二甲苯沸点138.35，该沸点不是在7MPa下的吧，请自己查查）！
结构形式是并联，就是两路进（一个换热器就是两路进，或者两个换热器）！
有什么问题，可以相互学习！回答完毕！
换热器是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，又称热交换器。换热器是化工,石油,动力,食品及其它许多工业部门的通用设备,在生产中占有重要地位.在化工生产中换热器可作为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等,应用更加广泛。换热设备因其用途不同，类型繁多，性能不一，但均可归结为管壳式结构和板式结构两大类。
二．换热器的工作原理
换热器是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，即在一个大的密闭容器内装上水或其他介质，而在容器内有管道穿过。让热水从管道内流过。由于管道内热水和容器内冷热水的温度差，会形成热交换，也就是初中物理的热平衡，高温物体的热量总是向低温物体传递，这样就把管道里水的热量交换给了容器内的冷水，换热器又称热交换器 。
三. 机械结构形式
换热器的分类良多，可以按传热原理、结构和用途等进行分类，按其结构分类主要有管壳式和板式两种。
根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分三大类即：间壁式、混合式和蓄热式。
1、间壁式换热器的类型
夹套式换热器 这种换热器是在容器外壁安装夹套制成,结构简单但其加热面受容器壁面限制,传热系数也不高.为提高传热系数且使釜内液体受热均匀,可在釜内安装搅拌器.当夹套中通入冷却水或无相变的加热剂时,亦可在夹套中设置螺旋隔板或其它增加湍动的措施,以提高夹套一侧的给热系数.为补充传热面的不足,也可在釜内部安装蛇管. 夹套式换热器广泛用于反应过程的加热和冷却。
沉浸式蛇管换热器 这种换热器是将金属管弯绕成各种与容器相适应的形状,并沉浸在容器内的液体中.蛇管换热器的优点是结构简单,能承受高压,可用耐腐蚀材料制造其缺点是容器内液体湍动程度低,管外给热系数小.为提高传
随着我国经济的快速发展，对二甲苯作为最重要的基本有机化工原料之一，其需求在过去的5年里已经呈现了强劲的增长态势。受下游产品(主要是PTA工业)的迅速发展，未来几年的PX市场需求将呈快速上升态势，预计需求量年平均增长24.9%，年消费增长率达22.4%。预计2010年，中国PTA装置消费的PX将达到54-61Mt，装置产能的建设远落后于需求的增长，中国PX需求和产量之间的缺口将进一步扩大。
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。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。甲苯选择性歧化是生产对二甲苯的一个新途径。近年来，随着催化剂性能的不断提高，该工艺取得了长足的进展。随着乙烯产能的不断提高，甲苯总量将呈上升趋势，从而使该工艺具有良好的市场前景。
本文综述了这两条增产对二甲苯技术路线近年来的进展，并提出了该领域的技术发展趋向。
1 甲苯歧化与烷基转移工艺技术
1.1 典型的生产工艺流程
传统的甲苯歧化生产工艺流程是20世纪60年代末由美国UOP公司与日本TORAY公司联合开发的临氢固定床Tatoray工艺。上海石油化工研究院(SRIPT)进行该技术领域的开发已逾30年，研发的S-TDT工艺已于1997年实现了工业化。与Tatoray工艺相比，S-TDT工艺允许原料中含C10重芳烃，使用具有国际领先水平的HAT甲苯歧化催化剂，装置的能耗和物耗低，从而使该工艺具有优良的技术经济指标。
S-TDT甲苯歧化工艺简要流程为：含有甲苯与含C10重芳烃的C9A原料与循环氢混合后，经反应器进出口换热器换热后，由加热炉加热到所需的反应温度，进入固定床绝热反应器，在催化剂的作用下，反应生成苯和混二甲苯。反应流出物经反应器进出口换热器换热后，再经冷却，进入高压分离罐，分离得到的芳烃液体进入下游分馏单元。分离得到的气体，其中一部分外排，绝大部分气体与补充氢混合后进入循环氢压缩机，经增压后用作循环氢。
1.2 甲苯歧化与烷基转移技术研发进展
1.2.1 TA甲苯歧化催化剂及Tatoray技术
美国UOP公司与日本TORAY公司联合研发了Tatoray甲苯歧化与烷基转移技术，该技术于1969年工业化以来，由于其采用固定床临氢气相反应，操作稳定，运行周期长，技术经济指标先进，目前在全世界已有50多套装置使用该项技术，是本领域工业化的主要技术。该工艺20世纪90年代使用的是TA-4催化剂，从1997年起TA-5催化剂获得工业应用。目前国外Tatoray工艺主要使用TA-4和TA-5催化剂。
UOP公司最新研发了新一代金属加氢脱烷基的TA-20催化剂。由于具有金属加氢裂解功能，提高了催化剂的重芳烃处理能力，能够加工甲苯质量分数为30%的混合进料，允许原料中含有质量分数为1%的烷烃。与原先的TA-4和TA-5催化剂相比，TA-20催化剂的长周期稳定性也得到了改善。
1.2.2 HAT系列甲苯歧化催化剂及S-TDT技术
为了适应芳烃联合装置在反应器及压缩机不作改动而实现扩能改造的需要，SRIPT研究开发了HAT系列甲苯歧化与烷基转移催化剂，其中HAT-095，HAT-096，HAT-097催化剂已从1996年起成功地应用于国内规模为1.3-12.3 Mt/a的甲苯歧化装置上，并且以HAT催化剂为核心技术的S-
TDT甲苯歧化成套技术及催化剂已出口伊朗。表1列出了已工业化的HAT催化剂的主要性能指标。从表1可看出，从HAT-095催化剂到HAT-097催化剂，催化剂的处理能力大幅度增加，而氢烃比却越来越低，现有装置在压缩机不更换的条件下，仅更换催化剂就能实现扩能的目的。同时由于反应进料中允许的C10A的含量越来越高，歧化装置可以加工的重芳烃量越来越多，有效地提高了苯和混二甲苯的产量，提高了装置的经济效益。
HAT催化剂的芳烃处理能力与国外同类工业催化剂相比有了较大幅度的增加，工业运转结果表明，其综合性能达到了国际先进水平。已完成研发的HAT-099催化剂将C10A作为第3种反应原料，允许C9A原料中C10A的质量分数达到25%-30%。HAT-099催化剂的研发成功，将有效地提高重芳烃的利用率，从而较大幅度地增产混二甲苯，达到增产对二甲苯的目的。
近年来，要求甲苯歧化装置能够处理高含量的C9A原料，以生产更多的C8A，满足对二甲苯扩能的需要。SRIPT进行了大孔β沸石催化甲苯和C9A歧化与烷基转移反应的研究，所研制的MXT-01催化剂实验结果表明，在反应进料中C9A的质量分数高达50%，高空速、低氢烃比条件下，其总摩尔转化率达到46%以上，C8A芳烃与苯的摩尔比在3.7以上。与HAT丝光沸石催化剂相比，MXT-01催化剂具有较高的混二甲苯收率，现已完成歧化生产装置中的工业侧线试验。
1.2.3 MTDP-3甲苯歧化与烷基转移技术
MTDP-3甲苯歧化与烷基转移技术是Mobil公司开发的能加工一定量C9A的技术。该技术由于使用的是ZSM-5分子筛，要求反应进料中C9A的质量分数不高于25%。允许在低氢烃摩尔比(小于等于3)条件下运转是该技术的竞争优势。
在MTDP-3技术的基础上，为了提高处理C9A及部分C10A原料的能力，Mobil公司与台湾中国石油公司(CPC)联合开发了TransPlus工艺，并于1997年在中国台湾的林园石化厂首次工业化。该技术使用了一种具有较好的重芳烃轻质化功能的催化剂，从而使其能够加工含有一定量C10A和C9A的原料。据称，C9原料中允许C10A的质量分数最高可达25%以上，反应混合原料中C9A的质量分数可达到40%以上，但至今尚未有工业化数据报道。典型的操作条件为：反应温度385-500℃，反应压力2.1-2.8MPa，芳烃质量空速2.5-3.6h-1，氢烃摩尔比不大于3,总转化率为45%-50%。
1.2.4 其它工艺技术
Arco-IFP公司的二甲苯增产法(Xylene-Plus)于1968年实现工业化，使用稀土Y型沸石，活性和选择性低，分别为28%-30%和92.5%；由于使用移动床反应器，催化剂需连续再生，能耗大。可以用甲苯和C9A为原料。原料中允许的C¬9A含量较低，迄今世界上已工业化的装置仅有4套。
Cosden公司的T2BX法于1985年实现工业化，操作压力较高(4.1MPa)，转化率为44%，采用丝光沸石作催化剂，可用甲苯和C9A芳烃作反应原料。近年来未见新的报道。
2 甲苯择形歧化制高浓度对二甲苯的技术
2.1 概述
择形催化可有效地抑制副反应，大大提高目的产物的选择性，使分离工艺过程简化，能耗及投资大幅度减小，因此可有效地提高装置的经济效益。但甲苯择形歧化反应只能用于纯甲苯原料。
甲苯择形歧化反应要得到高的对位选择性，适宜的分子筛孔径大小以及外表面钝化至关重要。分子筛晶体的外表面钝化旨在使快速扩散出分子筛孔道的对二甲苯，在分子筛外表面不再发生异构化反应，又可生成热力学平衡的混二甲苯。
到目前为止，有关ZSM-5分子筛用于甲苯选择性歧化方面的专利报道多来自Mobil公司，少量涉及到与ZSM-5分子筛有类似孔道结构的ZSM-11分子筛。
2.2 国外开发的技术
2.2.1 MSTDP及PXMAX甲苯择形歧化技术
最先实现工业化的甲苯择形歧化技术是Mobil公司1988年推出的采用原位改性技术的MSTDP工艺。MSTDP装置在意大利Gela城的EniChem炼油厂成功运行。其工业化的技术指标为：甲苯转化率25%-30%，对位选择性85%-90%，反应产物中苯与二甲苯的摩尔比为1.44。
1996年该公司又推出了采用异位改性的PX-MAX技术，对二甲苯的选择性可达90%以上，甲苯转化率在30%左右。与MSTDP技术相比，采用PXMAX技术反应产物中苯与二甲苯的摩尔比有所降低，从而能获得更多的对二甲苯。
2.2.2 PX-PLUS甲苯择形歧化技术
UOP公司于1997年推出了据称性能优于MSTDP工艺的PX-PLUS工艺。其主要指标为：甲苯转化率30%，对位选择性90%，反应产物中苯与二甲苯的摩尔比为1.37，对二甲苯收率大约为41%(以转化的甲苯计)。1998年第一套装置实现工业化。
UOP公司认为该技术与以分子筛吸附分离生严对二甲苯的芳烃联合装置相组合，具有良好的互补作用。使用PX-PLUS技术生产的高浓度对二甲苯的混二甲苯经简单结晶分离后，就可获得高纯度的对二甲苯产品，残液中的对二甲苯质量分数仍在40%以上，远高于通常的混二甲苯中对二甲苯的含量，可以直接进入吸附分离单元。
2.3 国内开发的技术
国内在该领域的研究起步于20世纪90年代初，石油化工科学研究院(RIPP)在1999年完成了1L催化剂的工业侧线试验。主要的研究结果为：甲苯转化率大于30%，对位选择性大于90%，但苯与二甲苯的摩尔比较高，为1.6左右。
SRIPT于1997年进行了高对二甲苯收率的甲苯选择性歧化催化剂的研究，目前取得了较好的研究结果。实验室研究结果表明，甲苯转化率以及对位选择性分别为30%和90%，反应产物中苯与二甲苯的摩尔比达到1.4。目前已完成该催化剂的扩大试验，正在准备工业侧线试验。
3 重芳烃脱烷基工艺技术
随着炼油能力的增加，连续重整等芳烃生产装置规模及数量也随之增加，加速了重芳烃脱烷基工艺的开发。由C9A及其以上芳烃经加氢脱烷基生成混二甲苯，能有效地降低装置规模，充分利用所有的重芳烃资源。国外该领域已报道的技术有UOP公司的Toray TAC9工艺、ZEOLYST公司的ATA技术及GTC公司的GT-TransAlk技术等。
3.1 Toray TAC9重芳烃生产混二甲苯的技术
Toray TAC9工艺是用于选择性转化C9-C10芳烃生成混二甲苯的技术。由于C10A也完全用于生产混二甲苯，该技术能够从重芳烃中获得额外的混二甲苯产品。与Tatoray技术一样，TorayTAC9工艺也是使用临氢固定床反应技术，氢气的存在是为了防止结焦，主要的氢气消耗来自手芳烃的脱烷基反应以及非芳烃的裂解反应。为了确保较高的混二甲苯收率，反应生成的苯和甲苯经脱庚烷塔分离后返回到反应器进料中。
该技术的混二甲苯收率受到3方面的影响：总的甲基与苯基的比例、C9A和C10A异构体的分布、进料中C9/C10A的值。对于纯C9A进料，混二甲苯的收率在75%左右，其轻馏分的收率为21%左右。随着进料中C10A含量的增加，混二甲苯的收率下降。
该技术于1996年首次工业应用，催化剂具有良好的稳定性，第一运转周期在两年以上，至1998年，已有两套装置使用该技术，装置规模达到850kt/a。
3.2 ZEOLYST/SK重芳烃脱烷基及烷基转移技术
该技术由ZEOLYST公司与韩国SK公司合作研发并工业化,该技术于1999年首次在SK公司芳烃联合装置上工业应用。
使用贵金属的ATA-11催化剂具有良好的稳定性，第一次运转时间在3年以上，且具有良好的加氢脱烷基功能，生成的C8A中乙苯的质量分数很低(约2%左右)，是良好的异构化原料。但由于裂解功能太强，芳环的损失大，强烈放热使反应床层温升过高，要求物料与催化剂的接触时间不能长，需在高空速条件下运转。过高氢耗及放热，造成了进料加热炉以及下游汽提塔等操作困难，因此使用该技术之前必须对现装置进行改造。该技术适用于C9+A加氢脱烷基反应。
3.3 GT-TransAlk重芳烃脱烷基及烷基转移技术
美国GTC公司的GT-TransAlk技术是用于处理C9A/C10A的重芳烃轻质化技术。该技术的特点是原料中不含甲苯，并与甲苯甲基化及结晶分离技术组成一个成套的芳烃技术。
4 未来增产二甲苯工艺技术的发展趋向
由于对二甲苯市场前景良好，未来若干年，相关企业都以现有装置的改造扩能为主要追求目标，有些企业也有新建装置的需求。使得其新技术的研究及现有技术的改进不断提高，成为石油化工领域的研发重点。
4.1 传统的甲苯歧化与烷基转移技术
对于现有的甲苯歧化与烷基转移装置，未来发展的方向主要是提高目的产物的选择性、有效地降低装置的物耗、进一步提高空速和降低氢烃比的新型催化剂的研发，以满足装置不断扩能的要求。
为提高混二甲苯收率，通过选用合适的大孔催化材料以及表面酸性的调变，适当加强烷基转移反应，抑制甲苯歧化反应，从而增加混二甲苯的产量、减少苯的生成量，达到增产对二甲苯的目的。目前SRIPT已开发成功的非丝光沸石型MXT-01催化剂已经完成了工业侧线试验。结果表明，在WHSV为2.5h-1、反应温度低于400℃时，催化剂的总转化率不低于46%，选择性不低于89%，苯与二甲苯的摩尔比在3.5以上，产物中混二甲苯的选择性达到73%。
随着芳烃联合装置的大型化，重芳烃的量已非常可观，如何充分利用重芳烃在很大程度上影响到整个联合装置的经济效益。目前在工业装置操作中，为防止较重的C11及其以上烃组分带入反应器进料中，不得不使部分C10A随C11A及其以上烃排放出界外，造成了重芳烃资源的损失。因此，开发出一种能处理更多C10A，甚至所有重芳烃的催化剂及其技术将是未来重芳烃利用的研发重点。
直接加工不经芳烃抽提的高非芳烃含量的甲苯原料，也是未来发展的趋向之一。该技术能有效地降低抽提单元的负荷，达到扩能和降低能耗的目的。但整个装置的苯产品中的非芳烃含量有所增加。因此，确保苯质量合格、适宜于加工高非芳烃含量的甲苯原料的催化剂的研发也是至关重要的。
4.2 甲苯择形歧化及甲基化制对二甲苯技术
4.2.1 甲苯择形歧化技术
进一步提高对位选择性以及对二甲苯的收率仍是该技术今后的研究重点。越来越高的对位选择性将大幅度地降低分离能耗，有效地降低对二甲苯的生产成本。
4.2.2 甲苯择形歧化与苯/C9A烷基转移组合工艺
尽管甲苯选择性歧化反应可以生成高对二甲苯含量的混二甲苯，但该技术只能使用纯甲苯。对于芳烃联合装置，大量廉价的C9及其以上的芳烃资源无法充分利用。为此，SRIPT提出了芳烃联合装置中甲苯选择性歧化技术与苯/C9A烷基转移技术相结合的组合工艺。
SRIPT于2003年3月完成了苯和C9A烷基转移技术的研发。实验室研究结果表明，在反应原料苯与C9A质量比为60/40、质量空速1.5h-1的条件下，苯和C9A的总转化率在50%以上，生成的甲苯和混二甲苯选择性在90%以上。
该组合工艺中，甲苯择形歧化生成的苯可作为苯/C9A烷基转移单元的原料，而苯/C9A烷基转移单元生成的甲苯则作为前者的原料，既充分应用了甲苯选择性歧化技术，又利用了C9A，最大程度地生产高对二甲苯含量的混二甲苯。
近年来由于对结晶机理的充分研究，使得冷冻结晶分离技术得到了长足的进步，其经济指标日益增强。结合组合工艺生产的高对二甲苯含量的混二甲苯，使用结晶分离技术将大幅度降低分离成本，已经具备了与分子筛吸附分离技术相抗衡的竞争力。对二甲苯生产技术中结晶分离技术的应用将具有良好的市场前景。
4.2.3 甲苯甲醇甲基化制高浓度对二甲苯技术
甲苯甲醇烷基化合成对二甲苯是增产对二甲苯的一条新的工艺路线，为甲苯转化和廉价甲醇利用提供了新的途径。20世纪70年代以来，国内外相继开展以Y分子筛和ZSM-5分子筛催化剂为基础的甲苯选择性烷基化合成研究，特别是对ZSM-5分子筛硅铝比、晶粒大小、Pt，Mg，Sb/碱(土)金属改性及P，Si，B等元素改性和水蒸气处理等对催化剂结构、酸性与催化性能之间的关联进行了大量研究。以Mobil公司采用分子筛硅铝摩尔比为450、970℃蒸汽处理45min的P/HZSM-5催化剂为例，在反应温度600℃、反应压力0.28MPa、WHSV4h-1、n(甲苯)/n(甲醇)/n(水)/n(氢)=2/1/6/6的工艺条件下进行甲基化反应，甲醇转化率为97.8%，甲苯转化率为28.4%，PX选择性为96.8%。反应中不生成苯，副产物很少，主要是C5以下烃类，其质量分数不到1%。
该工艺目前尚未有工业化报道，其关键在于稳定性好、寿命长的工业催化剂研究开发及技术经济性是否具有优势两大问题。最近印度石油化工公司(IPCC)和GTC公司联合报道了所开发的GT-To-lAlkSM甲苯甲醇烷基化工艺技术的新进展，并对200kt/aPX生产装置的技术经济性进行了评价。甲苯烷基化采用固定床反应器和专有的高硅沸石催化剂，在反应温度400-450℃、反应压力0.1-0.5MPa、甲苯与甲醇质量比为1.35/1条件下，PX选择性达到85%以上，催化剂操作周期6-12月，该技术的主要特点：可把所有的重整甲苯直接送至甲苯烷基化单元，与低成本的甲醇共同作为原料生产高浓度PX的芳烃，二甲苯馏分可通过低成本的简单结晶单元，有效回收PX，得到高纯度PX，结晶分离单元建设投资比传统吸附分离单元低得多。此外，副产物苯可忽略不计。每生产1tPX只需耗用1t甲苯(而甲苯选择性歧化工艺中，生产1t PX需耗约2.5t甲苯，副产苯多，B与PX质量比为1.36-1.60)。经200kt/aPX装置技术经济评价，使用原料甲苯2.34Mt/a、甲醇1.73Mt/a，可获得PX浓缩物2.33Mt/a；甲苯与甲醇的价格分别以260美元/t、110美元/t计，年净利润约1900万美元，总投资成本7000万美元左右。
此项技术如与其它芳烃处理装置组合，即由GA-TolAlk甲苯甲醇甲基化技术、GT-TransAlk重方烃烷基转移技术、GT-IsomPX异构化技术和CrystPX结晶技术4套单元加蒸馏单元构成的现代PX生产联合装置，将显示出更大的优越性与灵活性。对于400kt/a PX装置的PX回收方法，与单用传统(吸附分离)混合二甲苯进料装置相比，现代组合的PX回收的投资费用可节省10%，每吨PX的现金成本可减少2.6%，石脑油原料需要量可降低53.8%左右。
目前由于受甲醇价格、过多的废水生成以及维持长周期运转等因素的影响，该技术的工业化前景有待进一步考察。但随着天然气化工的发展以及催化剂技术的进步，该技术具有良好的应用前景。
4.3 工程化研究
随着芳烃联合装置催化技术的发展，装置的规模日益扩大，产品的生产成本要求越来越低，在工艺及分离两个方面都要求进一步开展工程化技术研究。在反应工艺方面，主要的核心是反应器的研究，大型换热设备及装置热联合研究等课题。随着装置的大型化，选择合适的反应器类型以及如何确保气流均匀分布是反应器研究的主要内容。SRIPT在轴向固定床气流均匀分布方面做了深入的研究，并可用于工业设计。大型换热器换热效率的高低在很大程度上决定了整个装置能耗的高低。法国PAKINNOX公司的板式换热器代表着目前的最先进水平，SRIPT在年处理量分别为870kt和1Mt的甲苯歧化装置上已使用了该换热器，预期将大大降低反应器加热炉的负荷。
在产品分离方面，主要集中在结晶分离技术上，Niro/TNO冷冻结晶分离提纯技术代表着该领域的先进水平。该技术是Bremen大学于1993年分别与Niro Process Technology和TNO Institute ofEnviromental Sciences，Energy Technology and Pro-Cess Innovation合作开发的分离提纯技术。与传统冷冻结晶分离提纯技术基于层状冷冻结晶过程不同，Niro/TNO冷冻结晶分离提纯技术基于悬浮态冷冻结晶过程，整体能源消耗降低至传统冷冻结晶过程的10%左右。
目前国内该领域的研究，尚未见有关报道。
5 具有前瞻性的对二甲苯合成新技术的研发
在新的工艺路线方面，Exxon-Mobil公司最近报道了蒸汽裂解副产裂解气中含C4+二烯烃(如环戊二烯、丁二烯、戊二烯、己二烯和甲基环戊二烯等)与C1-C3含氧化合物(如甲醇、二甲醚、乙醇、二乙醚或甲醇与二甲醚混合物等)选择性转化成对二甲苯、乙烯和丙烯的新工艺。催化剂为含有质量分数4.5%P的ZSM-5分子筛(SiO2与Al2O3摩尔比为450)，固定床反应器，反应温度430℃，反应压力0.1-MPa，质量空速0.5h-1,原料m(双戊二烯)/m(甲苯)/m(甲醇)/m(水)为1.25/1.25/22.5/75，环戊二烯与甲醇反应，高选择性地转化为对二甲苯，甲醇同样可高选择性地转化为乙烯、丙烯和对二甲苯，双环戊二烯转化率为100%，甲苯转化率为10%，甲醇转化率为20%。产物质量组成为：对二甲苯30%，乙烯25%，丙烯22%，其余为C4+烯烃和除对二甲苯以外的C8+/芳烃。
Exxon-Mobil公司又报道了合成气与甲苯催化甲基化合成对三甲苯的新工艺。采用Cr-Zn-Mg-O负载MgO/HZSM-5组成的催化剂，在原料n(H2)/n(CO)/n(甲苯)=2/1/0.25、反应温度460℃、反应压力0.17MPa、质量空速1.5h-1的条件下，甲苯转化率为26.0%，二甲苯选择性为84.2%，其中对二甲苯选择性为74.5%，催化剂稳定性良好，预计寿命可达4100h。添加金属氧化物的作用是抑制沸石外表面酸中心的形成，降低沸石的狭窄孔道中邻位与间位二甲苯的生成，即降低甲苯在非对位上的烷基化，抑制对二甲苯异构化，从而提高对二甲苯的选择性。
UOP公司最近也报道了以喷雾浸渍法制备的硫酸氧锆为催化剂，液相法非临氢的甲苯歧化与C9A烷基转移的改进工艺。当甲苯原料中含有质量分数30%的1,2,4-三甲苯时，在反应温度160℃、反应压力900kPa、液态空速2.0h-1条件下进行反应，反应160min时，二甲苯收率最高。此时反应产物在线分析结果表明，二甲苯质量分数为17%，三甲苯质量分数为20%。失活的催化剂可以再生。
上述利用副产重烯烃和合成气与甲苯、甲醇选择性转化合成对二甲苯的新工艺研究开发是值得关注的研究动向。
6 结语
由于受下游产品市场的影响，对二甲苯市场将呈现供方市场状态。新建或现有装置扩能将成必然趋势。受石脑油总量的限制，立足现有规模，使用新技术增加混二甲苯，从而增产对二甲苯产量是目前主要的技术手段。使用高乙苯转化率的异构化催化剂、设法提高吸附分离进料中对二甲苯的浓度，是芳烃联合装置扩能的主要途径。甲苯选择性歧化生产对二甲苯是新的技术路线。甲苯择形歧化与苯/C9A烷基转移组合工艺将会有效地降低对二甲苯生产成本，可以大幅度地增产对二甲苯，期待早日实现工业化。重芳烃的利用也将是未来重点研究的技术，力争近期内有新的突破。
2018年5月20日
1、粗苯产品及其用途
粗苯是黄色的透明液体，是多种有机化合物的混合物。粗苯本身用途不大，但将粗苯精制加工可得纯苯（C6H6）、甲苯（C6H5CH3）和二甲苯{C6H4(CH3)2等产品。纯苯用于人造纤维、塑料、药物及燃料，甲苯用于制造炸药、合成纤维，二甲苯由于橡胶、油漆的溶剂和航空及内燃机燃料的添加剂。总之，粗苯是一种非常宝贵的化工基本原料。
2、粗苯的组成、性质和质量
2.1粗苯的组成
粗苯的组成波动较大，主要取决于炼焦配煤的组成及炼焦产物在炭化室内热解的程度（及焦炉的炭化温度）粗苯主要组分的平均含量如下:
苯55—80％：甲苯11—22％：二甲苯2—6％：不饱和化合物（如环戊二烯（C5H6）苯乙烯（C6H5CHCH2）等7—12％：硫化物（如二硫化碳（CS2）噻吩（C4H4S）等0.3—1.8％.
2.2粗苯的性质
粗苯比水轻，微溶于水，且易与水分离。在储存较长时间时，由于含有不饱和化合物的氧化和聚合所形成的树脂状物质又溶解于粗苯中，能使粗苯着色变为暗褐色（或淡红色）。粗苯易燃，闪点为12℃.粗苯蒸汽在空气中的体积浓度为1.4％-7.5％时，能形成爆炸性混合物。若粗苯着火时，应使用泡沫剂或蒸汽灭火。粗苯在管道内流动时极易产生静电，为防止引起静电火花的危险，所以粗苯生产及产品运输和储存设备与管道应安装有可靠接地导电装置。
2.3粗苯的质量及其指标
粗苯的各主要组分均在180℃前馏出，180℃后的流出量当作100％来计算，故以其180℃前的馏出量作为鉴别粗苯质量的指标之一。粗苯在180℃前的馏出量取决于粗苯工段的工艺流程和操作制度。180℃前馏出量愈多，粗苯质量愈好。一般要求粗苯的180℃前馏出量为91％—93％粗苯的质量指标如下表。
指标名称
加工用粗苯
溶剂用粗苯
外观
黄色透明液体
馏程%75℃前馏出量（V）
180℃前馏出量（W）
密度（20℃），g/ml
≥93
0.871-0.900
≤3
≥91
≤0.900
水分
室温（18-25℃）下目测无可见不溶解的水
3.粗苯生产产量的估算
3.1粗苯产率
粗苯产率与装炉煤的质量、炼焦温度和焦炉炉顶可见温度有关，随装炉煤挥发分的提高而增加，随炼焦温度、炉顶可见温度的提高而下降。
粗苯产率可按以下经验公式进行计算：（1）y=a+bv
式中：y——粗苯产率（对于煤）%
V——炼焦用煤的可燃基挥发分，%
a、b——常数
常数a、b因各厂的装炉煤性质和主要工艺条件的不同而异。在一定的条件下a和b是定值。以某焦化厂为例：a=-0.64,b=0.065(适用范围：v=27.96—30.37%，y=0.0988—1.37%))
2、y=-1.6+0.144v-0.0016（v）2
式中符号代表意义同上（v在20—30%之间）。
粗苯产率一般为炼焦干基配合煤的0.75%—1.1%，即用炼焦洗精煤炼焦时，没用一顿干煤，可得到7.5—11公斤粗苯。焦炉煤气中一般含粗苯为25—40g/m3.
3.2粗苯产量的估算
（1）基础数据（举例）
焦炉用煤量（平均） 50t/h（干基）
净煤气产率 320—330Nm3/t干煤，取值325 m3/t
洗苯塔前煤气含苯量 28g/m3
洗苯塔后煤气含苯量 3g/m3
粗苯产量（对干煤） 0.82%
（2）粗苯产量
a.按煤气中含苯量进行估算（实际生产中煤气含苯量可由化验分析得到）：
50*325*（28-3）/1000=406.25kg
即每天可生产粗苯10吨左右。
b.按粗苯产率进行估算：
50*0.0082*1000=410kg/h
即每天可生产粗苯约10吨左右。
4.粗苯生产消耗洗油、蒸汽、焦炉煤气的指标
（1）洗油＜100kg/t粗苯（国内有些焦化厂＜70kg/t粗苯）；
（2）蒸汽10-1.5t/t粗苯；
（3）焦炉煤气450-550m3/t粗苯。
5.洗油吸收粗苯的基本原理
用洗油吸收焦炉煤气中的粗苯是物理吸收过程，服从亨利定律和道尔顿气体分压定律。当煤气中粗苯蒸汽分压大于洗油液面上粗苯蒸汽压时，煤气中粗苯被洗油吸收。
6.从焦炉煤气中回收粗苯的方法
（1）吸收粗苯部分
a.洗油吸收法（本公司采用）：用洗油在专门的洗涤塔内吸收焦炉煤气中的粗苯，将吸收了粗苯的洗油（称为富油）送至脱苯塔蒸馏装置中，在此粗苯被提取出来，脱苯后的洗油（称为贫油）经冷却后重新送回（循环）洗涤塔内吸收粗苯。
b.吸附法（如果用活性碳做吸附煤气中的粗苯，作为煤气含苯化验分析方法之一）
c.低温加压法
（2）蒸馏脱苯部分
吸收了煤气中粗苯的洗油称为富油。按富油加热发生分为：
a. 预热器加热富油（用水蒸气做热源）的脱苯法。
b. 管式炉加热富油（用焦炉煤气做主要热源）的脱苯方法。
7.从富油中蒸出粗苯的原理
从富油中蒸出粗苯是根据洗油和粗苯两者沸点2的不同，虽然粗苯沸点小于180℃，但其液体混合物又不具有恒沸点，同时洗油又是此混合物中主要组份，因此混合物的沸点介于粗苯和洗油沸点（230-300℃）之间，并趋近洗油的沸点，于是采用降低蒸馏温度的水蒸气蒸馏方法。
8.粗苯工段工艺简介及流程图
8.1工艺简介
从硫铵工段来的煤气进入终冷塔，在此被冷却至25-28℃后，由塔底进入洗苯塔，在塔内与塔顶下来的洗油（贫油）逆流接触后，煤气中的苯族烃被洗油贫油吸收下来，从塔顶出来的煤气一部分回焦炉加热。其余部分送至气柜等用户。
吸收苯族烃的贫油变为富油后，在洗苯塔底进小富油泵送至富油槽。在由大富油泵送至蒸苯部分处理。脱苯后的热贫油经一段贫富油换热器后进入脱苯塔底部热贫油槽中，然后用贫油泵从槽中抽出经二段贫富油换热器后，一段贫油冷却器，二段贫油冷却器冷却后送往洗苯塔顶喷洒适用。
由洗苯塔的富油经泵送入油气换热器与脱苯塔顶的苯蒸汽换热后进入二段、一段贫油换热器与来自脱苯塔的热贫油换热后进入管式炉的对流段和辐射段将富油加热至180±5℃后进入脱苯塔蒸馏，其中1-2%左右富油进入再生器，用过热蒸汽蒸吹，再生器顶部蒸出的气体进入脱苯塔，下部排出的残渣流入残渣槽。
脱苯塔出来的苯蒸汽进入冷凝冷却器，先与富油换热器后进入油水分离器，粗苯流入回流柱，部分用回流泵送脱苯塔顶做回流，其余流入粗苯中间槽，定期用产品泵送往苯库。
油水分离器分离水流入控制分离器进一步油水分离粗苯流入中间槽，水去放空槽进行处理。
8.2粗苯工段工艺流程图（间附页）
9.粗苯工段主要生产工艺设备概况
（1）煤气横管终冷器（F=3100m2）2台（一开一备），设计处理焦炉煤气量33740m3/h，顶部和中部设有循环喷洒冷凝液装置，以机械性的冲洗和吸附终冷器内横管壁上附着的萘及焦油尘。顶部为煤气进口，下为煤气出口。其结构与煤气横管初冷器基本相同。
（2）终冷喷洒液泵2台（一开一备），流量20m3/h，扬程50m，配套电机7.5KW。
（3）洗苯塔1台，Dn3.6m；H=32m，洗苯塔的作用是使循环洗油（贫油）和煤气在塔内充分接触，已达到洗苯效果。洗苯塔是用钢板焊制成的直立圆形轻瓷填料塔。
（4）脱苯塔1台，Dn1.6m，,3层塔板，15层塔板以下为提馏段，15层塔板以上为精馏段。每层塔板上均安装泡罩，泡罩上有许多细缝供蒸汽自下而上通过，塔板上还有溢流管供液体自上而下流动，这样气液两相进行传质传热，使液体中低沸点的馏分部分气化，而蒸汽中高沸点馏分则部分冷凝，经过多层塔板如此反复地部分气化和冷凝，结果在塔板液体中富集了高沸点的洗油（此时称为热贫油），在塔顶蒸汽中便富集了低沸点组分的苯蒸汽，从而使富油中粗苯被蒸脱出来。脱苯塔是不锈钢板焊制成的，处理富油能力为45-55m3/h。
（5）管式加热炉1台，总热负荷2.97兆瓦/h，是有对流段和热辐射段的直立圆筒管式炉，其作用是加热富油和将饱和水蒸气加热成过热蒸汽供富油脱苯做直接加热蒸汽用。
（6）热贫油泵和富油泵3台（2开1备），额定流量50m3/h；扬程H=125m，配电机功率37KW。
（7）粗苯回流泵2台（1开1备），额定流量6.25m3/h，扬程=36m，配套电机功率3KW.其作用是向脱苯塔顶送入粗苯做回流，以控制塔顶温度，出合格的产品。
（8）洗油再生器，再生器的作用是除去洗油中高沸点的聚合物组分，以改善循环洗油是质量，同时还向脱苯塔提供直接加热蒸汽，再生器是用钢板焊制成的直立柱筒体，底部为锥形。循环洗油（富油）再生 原理是由于洗油循环加热使用，洗油中高沸点组分聚合作用生成残渣，通过洗油再生器，利用蒸汽热量和蒸吹，将富油中低沸点组分蒸出，且将循环洗油残渣排出。
10．影响洗油吸收粗苯的主要因素
煤气中的粗苯在洗苯塔内被吸收的程度称为回收率。回收率是评价洗苯操作好坏的主要指标，此值可用下式表示：
N=1-a2/a1
式中:n——粗苯回收率，%
a1、a2——洗苯塔进口煤气和出口煤气中苯含量，g/m3
粗苯回收率的大小取决于下列因素；煤气和循环洗油（贫油）中粗苯含量；煤气流速及压力；循环洗油（贫油）量及其分子量；吸收温度；洗苯塔的构造及填料特性。
一般粗苯回收率为93-95%，适宜的吸收温度为25℃左右，在操作中必须严格控制贫油温度略高于煤气温度，以防止煤气中的水蒸气冷凝而进入循环洗油（富油）中，恶化脱苯系统的操作。一般确定循环洗油量宜按1完m3煤气为15-18t左右，此值称为油气比。贫油含苯量是决定洗苯塔后煤气含苯量的主要因素之一，经理论计算结果表明，若使洗苯塔后煤气含苯量不大于2g/m3，则贫油中的最大粗苯含量0.22%（理论值，实际贫油含苯量可允许达到0.3%—0.5%，仍能保证塔后煤气含量在2g/m3）。
11.洗油的性能要求及质量指标
11.1洗油的性能 为满足从煤气中回收和制取粗苯的要求，洗油应具有如下性能：
（1）常温下对粗苯具有良好的吸收能力，在加热时又能使粗苯很好的范例出来；
（2）具有足够的化学稳定性，即长期使用中，其吸收能力不降低；
（3）在吸收操作温度下，且易与水分离；
（4）不与水生成乳化物，且易与水分离；
（5）有较好的流动性，以使洗油易于用泵抽送和在洗苯塔内填料上均匀分布。
11.2洗油的质量指标
国内大多数焦化厂用于洗苯的时及哦啊有洗油，也有极少数焦化厂用石油洗油。
焦油洗油是高温煤焦油中230—300℃的馏分，其质量指标如下表所示。
指标名称
指标
指标名称
指标
密度（20℃），g/ml
1.04-1.07
含萘量%（W）
≤13
馏程（%）
粘度E25
2
230℃前馏出量（V）
≤3
水分%（W）
≤1
300℃前馏出量（V）
≥90
15℃结晶物
无
含酚量%（W）
≤0.5
要求洗油的萘含量小于7%，苊含量不大于5%，以保证在10-15℃时无固体沉淀物。萘因熔点较高，在常温下易析出固体结晶，因此，应控制其含量。
但萘与苊、芴、氧芴及洗油中其他高沸点组分混合时，能生成熔点低于有关组分的共熔点混合物。因此，在洗油中存在一定数量的萘，有助于降低从洗油析出沉淀物的温度。洗油中甲基萘含量最高，洗油粘度小，平均相对分子质量小，吸收能力较大。所以，在采用洗油脱萘工艺时（本公司未使用），应防止甲基萘成分随之被切出。洗油含酚高易于水形成乳化物，破坏洗苯操作。另外，酚的存在还易使洗油变稠。因此，应严格控制洗油中含酚量。
12.粗苯生产中常出现的故障及其处理方法
（1）循环洗油含水量过高 会造成脱苯系统操作混乱。处理方法如下：
a.及时调整贫油温度高于煤气温度2—5℃；
b.清扫终冷塔后煤气管道水封的排液管，使其畅通，防止冷凝水进入洗苯塔底富油中；
c.视情况适当提高管式炉后富油温度和脱苯塔顶温度，使循环洗油中水分尽快脱出。
（2）洗苯塔阻力过大 在生产操作中，一般洗苯塔的阻力在500Pa左右，如果过高将影响洗苯效果。降低洗苯塔阻力的方法之一可用热贫油冲洗的办法来降低洗苯塔的阻力。
（3）塔底油槽抽空或冒槽
a.各油泵送油量不一致，导致各油槽液位不稳定，甚至抽空或冒槽，这时应立即调节有关油泵流量，及时倒油。预防方法：平时应稳定各油泵操作，使各油泵的流量保持一致，经常检查液位是否正常。
b.若因液位计不准，应及时检查现场液位计，然后立即倒油。预防方法是经常对照液位计的读数与仪表指示值。
13.洗苯工序对焦炉煤气质量的要求
焦炉煤气中：含氨＜0.03—0.1g/Nm3； 萘＜0.2—0.5g/Nm3；
焦油＜0.05 g/Nm3； 硫化氢＜0.2—0.5g/Nm3；
14.洗涤工标准化作业规程
1. 工艺参数
洗苯塔阻力＜1000Pa
出终冷塔煤气温度25—28℃
入洗苯塔贫油温度 27—30℃
出洗苯塔煤气温度28℃
洗苯塔操作温度波动范围控制在20—30℃
洗苯塔前煤气含苯 25—40 g/Nm3；
洗苯塔后煤气含苯≯4 g/Nm3；
贫油中含苯≯0.5%
富油中含苯 1.8—2.5%
富油中含水 ≤1%
循环洗油量50m3/h
泵的电机升温 ≯45℃
轴承温度≯65℃
2.正常操作
2.1做一次塔前塔后煤气含苯化验，根据化验结果，结合生产操作情况做适当调整，使塔后煤气含苯符合要求。
2.2做循环洗油分析，掌握循环油量状况及洗苯效果，均匀补充新洗油、加新洗油时防止满油。
2.3观察富油槽液面是否波动并及时调节，杜绝满油。
2.4观察入洗苯塔煤气温度、严格控制入塔煤气温度符合规定。
2.5煤气温度，保证并调整合适的洗油循环量及贫油温、保证塔后煤气含苯符合技术要求、注意洗苯塔阻力情况、若阻力高及时清扫、保证煤气畅通。
2.6每小时巡查各部一次、认真、准确做好记录、每班计量洗油消耗、并做好各项记录。
3.特殊操作
3.1开工：开工前油封、水封注满液体、检查各管道阀门处于开工状态。抽出各煤气出入口及洗油管道盲板那，打开塔顶及煤气出口阀门前放散管阀门，由塔底及管道通入蒸汽，当放散管冒大量蒸汽时稍开煤气入口阀，然后关蒸汽阀。当放散管冒煤气时，做爆炸试验，合格后关闭放散，全开煤气出口阀门，通知鼓风机工注意机后压力变化。然后慢开，煤气入口阀门，同时关闭交通阀。待煤气正常通过后，按以上步骤将洗苯塔送油，当富油槽油面足够时向蒸馏送油。当贫油槽油面达到指标时，打开循环油槽底阀门，关闭新洗油槽底阀门，使循环油槽底的洗油循环使用，并调整各油槽的液面而稳定在规定指标。
3.2停工：停止向塔内喷淋洗油，通知鼓风机工注意机后压力变化，打开煤气交通阀。临时停工时，关闭塔煤气出入口阀门，并留3-6扣保证洗苯塔正压。停塔检修时，则将煤气出入口阀门全关死，打开塔各处放散阀门，通蒸汽赶净塔内煤气，并把出入口煤气阀盲死，在塔内用蒸汽清扫时，塔温未降下来前，严禁卸开踏上任何法兰和关闭踏上任何放散，防止塔内自燃和把塔体抽扁，进塔检修前做空气分析，合格后方可进塔检修。
3.3洗苯塔的清扫（热贫油的清扫）：塔阻力增大时，首先停一、二段贫油冷却器冷却水，然后用清扫专业泵进行热油进塔，油从塔顶部雾层之上向下喷油进行循环，直到清扫阻力正常。若2-3小时不成效可停煤气进塔、停蒸馏系统蒸汽，用管式炉将洗油加热到180-220℃循环清扫至阻力正常。（注：用蒸汽清扫仅在检修时使用）。
15.蒸馏工标准化作业规程
1.工艺参数
油气换热器后富油温度 60—70℃
贫富油换热器后富油温度 120—140℃
脱苯塔顶部温度 90—93℃
一段贫油冷却器后贫油温度 38—45℃
二段贫油冷却器后贫油温度 27—30℃
脱苯塔底部压力 0.03MPa
再生器顶部压力 0.05MPa
再生器顶部温度 160—190℃
再生器底部温度 170—200℃
粗苯冷凝冷却器后粗苯漱口温度 25—30℃
入再生器富油量 1—1.5m³/h
残渣槽温度 60—80℃
粗苯回流量 3—5m³/h
2.正常操作
2.1及时调节脱苯塔顶温度，保证符合技术指标。
2.2经常保持整齐压力的稳定，保证个塔温度及压力的温度。
2.3经常检查油气换热器、贫富油换热器，使进出口油温符合规定，发现异常及时处理。
2.4经常检查各油水分离器分离情况，做到油中不带水、水中不带油。
2.5根据季节温度变化，用低温水给苯贮槽降温，及时汇报贮槽液位情况，做好外送与计量。
2.6定时取油样、掌握脱苯效果。
2.7及时做好各种记录（每小时巡查一次）。
2.特殊操作
3.1蒸馏系统开工：开工前对设备管道、阀门及仪表进行仔细检查，并验证可靠。关闭各设备放空管，打开各设备出入口阀及放散管家，将各水封油水分离器注满水。从富油泵出口阀门外侧通蒸汽经油气换热器、贫富油换热器、管式炉到再生器、当再生器放散管冒大量蒸汽时、关闭蒸汽和放散管。从再生器通蒸汽经脱苯塔、贫富油交换器、一段贫油冷却器到贫油槽，当贫油槽放散冒蒸汽时关闭蒸汽。开富油泵使富油通过油气换热器，贫油换热器、管式炉进入脱苯塔、当贫油槽有足够油时开贫油泵，按生产系统流程进行冷油循环、在冷油循环过程中、检查管路流向的法兰、阀门、仪表是否安装严密、设备回油是否正常。待冷油循环30min左右，确认不正常后按管式炉开工顺序进行点火加热、炉内温升速度为3—5℃/min。当管式炉富油温度升到110—120℃时稳定下来操作一段时间。观察其含水大小、放散管是否冒大量蒸汽各部分是否严密、待一切正常后贫油冷却器给冷却水。再将管式炉富油出口温度提到180—185℃。
3.2蒸馏系统停工：停工前放空管保持畅通，再生器停止进油、降低炉膛温度。炉膛温度降至200℃左右时，停止给水。停工时间长，放净系统内所有设备及管道的存油，并通蒸汽清扫，逐渐减少贫油冷凝水量，维持油温合乎洗苯要求，直到贫油冷却器停水。将洗油该洗苯塔内部循环，检查设备时必须堵盲板，通蒸汽清扫，确认无可燃气体，在通风良好的情况下进行。
16.管式炉工标准化作业规程
1.工艺参数
管式炉膛温度 ≯500℃
管式炉废气温度 300—400℃
过热蒸汽温度 300—400℃
管式炉用煤气压力 ≥2.5KPn
管式炉烟囱吸力 -100pa
富油出管式炉温度 180—185℃
入管式炉煤气压力 4KPa
入管式炉蒸汽压力 0.4—0.6Mpa
入管式炉低压蒸汽量 1-2t/h
2.正常操作
2.1 每小时检查炉膛一次，观察炉管是否局部发红，火焰是否烧偏。
2.2及时清理喷嘴外焦油和地下焦油。
2.3调节煤气总阀、使煤气压力在规定范围内、注意低压报警、注意水封液位。
2.4注意富油出口温度变化，炉膛温度变化、保证富油温度温度在规定指标。
2.5发现事故隐患及时处理。
2.6注意检查再生器液面是否正常，各部位压力是否符合规定，根据油的粘度：呈稀焦油状时，停止加油（每2-3天排渣一次）浓缩后排渣，并及时外送。排净后再打开阀门加油、排渣时直接注意对直接流量的调节。
2.7每小时巡查一次，认真准确做好记录。
3.特殊操作
3.1 管式炉开工：开工前必须检查煤气系统、油系统、蒸汽系统各阀门及烟囱翻板是否具备开工条件。压力计、温度计及自调仪表是否好使，炉膛通蒸汽清扫、当烟囱大量冒蒸汽时关闭蒸汽，给火种、开点火用煤气胶管、侧身将胶管煤气火源移进风口试火，确认煤气阀门不漏 。炉内无残余煤气后，将火源伸入炉膛喷嘴。根据3-5℃/min的加热速度逐渐加大煤气量，视循环油含水情况，在油出口温度达110-120℃恒温脱水。然后再继续升温至富油出口温度符合技术规定。
3.2管式炉停工：关闭煤气喷嘴进口阀门，停止煤气加热关闭煤气总阀，启动调节阀和支管阀门以及调节仪表、富油走旁道，必要时煤气堵盲板。慢开烟道翻板，风门降低炉膛温度、降温速度3-5℃/min冷却时间大于4小时，停工三天课不放油、超过三天应把油放回油槽用蒸汽清扫油管。
3.3管式炉油管漏油着火停炉操作：应立即关闭煤气总阀和煤气之动阀门，打开炉底和对流段油管箱内的消火蒸汽阀门（大于100mm的煤气管要缓慢关闭）情况特别危险时，可打开炉膛下部消火蒸汽，温度降至50℃以下时，全开翻板，打开入孔后方可入内。
3.4管式炉突然停电操作：停电时应立即关闭煤气系统所有阀门，打开地风门和烟道翻板并通蒸汽降低炉膛温度，当炉温降到200℃是关蒸汽，短时间停电做好开炉准备，以待来电开炉，若停电时间长，经领导同意按长时间通过处理。
3.5管式炉突然停火操作：发现有自动熄火时应立即关闭炉前煤气系统各种控制阀、并通知蒸馏工做好调节。打开翻板排净煤气，查找原因并进行处理、处理后按开工规程开炉。
3.6富油泵突然停泵操作：立即关闭煤气各控制阀门、打开翻板和炉膛蒸汽消火阀门进行迅速降温，防止炉内存油结焦。当富油泵排除故障正常运行后打开程序恢复正常。
3.7管式炉停蒸汽操作：属暂时停气，只将再生器直接蒸汽关闭。停气再生器加油和排渣，关死脱苯塔直接蒸汽进出阀门逐渐减少回流量，关小各冷却水量维持生产等待来气，属长时间（4h以上）停气，按停工处理。
3.8管式炉停电操作：立即关闭管式炉加热煤气管阀门，关再生器直接蒸汽，切断电源，关闭进出口阀门，停止再生器加油和排渣。若停电时间长按停工处理。
17.洗涤工岗位职责
1.在工段及本班班长领导下积极参与质量管理、控制、安全生产，完成各项本职工作。
2..负责终冷塔和低温水的调节及冷凝液循环泵的操作，始终冷塔出口煤气温度的稳定。
3.负责洗苯塔、贫油冷却器等操作，使出洗苯塔煤气含量符合技术规定。
4.负责洗苯塔底富油的稳定输送。
5.负责新洗油的接受及定期添加。
6.负责富油、循环洗油、新洗油的化验取样。
7.负责终冷塔上下段、富油槽液位控制积水封槽、油封槽的液位稳定和定期清扫。
8.精心控制、调节各参数，使系统处于最佳生产状态。
9.负责本岗位的正常操作，开停工及特殊操作。
10.负责本岗位生产工具、消防器材的保管，所属设备的维修、点检、如实、准确的做好原始记录，发现问题及时处理、汇报。
18.蒸馏工岗位职责
1.在班长的领导下，完成各项工作。
2.负责富油加热、蒸馏、保证贫油低含苯量。
3.负责向终冷洗苯系统抽送贫油。
4.负责苯蒸汽的冷凝冷却、苯水分离、产品的计量、输送。
5.负责洗油的再生及残渣的排放、输送。
6.负责地下放空槽的液位控制。
7.精心调节各项参数，使系统处于最佳生产状态。
8.负责粗苯、贫油、残渣的化验取样。
9.负责本岗位的正常操作，开停工操作及特殊操作。
10.负责本岗位的环境卫生工作。
19.管式炉岗位职责
1.在班长的领导下完成各项工作。
2.负责脱苯塔、管式炉、油气换热器、产品贮槽、再生器、各油水分离器的操作，保证产品质量合格。
3.负责本岗位的开停、倒换、清扫、维修及事故处理工作。
4.负责本岗位粗苯回收机输送工作，准确计量，并认真填写记录结果。
5.精心填写各参数，使设备处于最佳生产状态。
6.负责本岗位生产工具、灭火器材的保管、维护和使用工具。
7.负责本岗位的环境卫生工作。
20.粗苯工段岗位安全操作规程
1.本岗位属甲类防火区，A级危险区域，禁止烟火，与市场无关人禁止入内。
2.禁止用苯洗手、擦地、清洗设备，禁止用压缩空气吹扫苯管道。
3.严禁用铁质、塑料盒其它能生产火花或静电的工具进行检修、取样和测量。
4.禁止穿钉子鞋、化纤衣服。
5.禁止乱扔工具盒铁质物件。
6.设备的开、停必须按安全规程进行操作。
7.管式炉点火前应用蒸汽将残余煤气吹扫干净，应先送火后开煤气阀。
8.严禁在管式炉烟囱翻板关闭的情况下点火，炉膛不准正压操作。
9.严禁将苯、洗油等易燃、易爆品冲入地沟。
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，国家的最先进的技术，该技术采用固定床临氢相反应，操作稳定，运行周期长，技术和经济指标在世界各地有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，于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，催化剂运行周期从六月至十二月，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。添加的金属氧化物的作用是抑制沸石的外表面酸中心的形成，以减少产生的缩小毛孔的邻位和间二甲苯的沸石，即降低在非烷基化的甲苯右位置，抑制对二甲苯异丁基结构，从而提高p-二甲苯的选择性。
，UOP最近锆，硫酸喷雾浸渍法催化剂液相法无氢甲苯歧化烷基转移技术的改进和C9A准备。当原料含有质量分数为30％的1,2,4 - 三甲基苯，甲苯中，在反应温度160℃，反应压力900kPa，液时空速为2.0h-1的反应条件下，反应160分钟，二甲苯产量最高。此时的反应产物的线分析的结果表明，17％二甲苯，均三甲苯的质量分数为20％的质量分数。失活的催化剂可以再生。
使用的副产品的重烯烃和合成气，甲苯，二甲苯的研究和开发新技术合成甲醇选择性转化是值得注意的研究动向。
结论
对二甲苯市场由于下游产品市场的影响将呈现供应方的市场地位。新的或现有设备的扩展将成为一种必然的趋势。由石脑油总限度，基于现有规模，混合二甲苯，增加使用的新技术来提高生产对二甲苯生产是主要的技术手段。异构化催化剂，高乙苯转化率，提高了进料浓度的对二甲苯吸附分离，芳烃扩张的主要方式。甲苯选择性歧化生产对二甲苯，是一种新的技术路线图。甲苯择形歧化和烷基转移苯/ C9A相结合的过程将有效降低成本，生产对二甲苯，可以显着提高对二甲苯的生产，并期待实现产业化。重芳烃技术的使用也将着眼于未来，力争在不久的将来有新的突破。
在高温下将可燃废气氧化成对应的氧化物和水，从而净化废气。
RTO处理有机废气的原理是在高温下将可燃废气氧化成对应的氧化物和水，从而净化废气，并回收废气分解时所释放出来的热量，废气分解效率打到99%以上，热回收效率达到95%以上。
RTO主体结构由燃烧室、陶瓷填料床和切换阀等组成。根据客户实际需求，选择不同的热能回收方式和切换阀方式。
扩展资料废气处理设备功率较大、风量较大、效果较好。工业废气处理要区别民用场所空气净化。工业废气处理要能有效去除工厂车间产生的苯、甲苯、二甲苯，醋酸乙酯，丙酮丁酮，乙醇，丙烯酸，甲醛等有机废气，硫化氢，二氧化硫，氨等酸碱废气处理。
废气的种类颇多，因此针对相应的工业废气，采用科创技术，进行技术的的组合与拆分，能够更好更高效的对污染物进行去除。例如低温等离子技术与UV光解净化的组合、转轮浓缩和高温等离子体焚烧技术的组合。
以低温等离子技术与UV光解净化的组合为例，这两种方法的协同运作，使其工作区域相互融合，增强了电子的二次激发，形成场强加强区，放大了各自的降解效率，使污染物降解完全。
参考资料来源：百度百科--有机废气处理
随着“陕气进京”和“西气东输”两大工程的实施，天然气不仅会“气化”京、津地区，而且将走入长江中下游的千家万户，中国将迎来清洁能源时代。
天然气资源主要有三种：气层气、伴生气和凝析气藏气。气层气是从储气层开采出来的天然气；伴生气是从储油层开采原油时伴随原油采出的天然气；凝析气藏气是指在地层原始条件下储层储存的是气，但在开采过程中随着压力降低天然气中的部分重烃凝析成液态，一部分留在地下，一部分随天然气采到地面。目前世界各国使用的天然气多数是气层气，如中国的四川气田、长庆气田等主要以生产气层气为主，大港油田凝析气较多，其他油田的天然气多数为伴生气。由此可知，从气井井口或从矿场油气分离器分出的天然气中会含有不同数量的较重烃类，以及水蒸气、硫化物（如硫化氢）、二氧化碳、氮气和氦气等非烃类气体，我们称之为粗天然气或湿气。这种天然气一般不适宜大多数用户直接使用，需要经过专门的处理以脱除硫化氢、水蒸气、凝析烃类等，然后才能作为商品天然气输给用户。
为什么要去除天然气中的水呢？大家都知道，天然气是靠管线输送，天然气中一般都含有饱和的水蒸气，当输气管线周围介质温度低于气体温度时，水蒸气将凝结成液体，甚至结冰或形成水合物，严重时会堵塞阀门或管线。至于天然气含有的酸性气体二氧化碳、硫化氢等则危害更大，由于水的存在会使这些气体变成酸，加重对管壁的腐蚀，缩短管线的使用寿命。当天然气用做燃料时会危害人们的生命安全。用作化工原料时，这些酸性气还会使催化剂中毒，降低催化效果，甚至失去催化作用，影响产品质量。
天然气脱水、脱硫后，仍然不能直接作为燃料气或化工原料，还必须按一定的标准和要求将天然气中的硫醇和较重的烃类分离出来，主要是把C3以上烃类（碳原子数大于3的组分）液化回收。这样，既能避免天然气在输送过程中由于产生凝液而造成的许多不可靠因素，又能净化天然气，消除了用户在使用过程中的众多危险因素。同时，将C3以上组分分离后，天然气的燃烧热值会有较大提高，而C3以上组分又可制成合格的液化气和轻质油，还能取得较好的经济效益。
天然气处理的工艺流程可以有许多变化，但基本流程不变，即天然气净化—压缩—冷却—分馏。冷却又分膨胀制冷或冷剂制冷，目前，国内天然气处理装置大多为浅冷装置。通常天然气进入集中处理厂后先经分离器粗分出携带的凝液、水和固体杂质，经压缩机压缩到所需压力，冷却分离后进入脱硫塔、脱水塔，使脱水后的气体露点满足低温处理的要求。然后，依次经过贫富气体换热器、丙烷制冷器、板翅式换热器，使原料气温度达到要求温度，最后，经分馏塔分馏出合格的天然气，同时产出液化气、轻质油等副产品。
天然气处理厂天然气不仅以其方便、经济、清洁和热值高等特点而广泛用作工业和民用燃料，而且还是石油化工行业的重要原料。生产石油化工产品的第一步是对气进行裂解，生成乙烯、丙烯、丁二烯、苯、甲苯、二甲苯为代表的基本化工原料；第二步是以基本化工原料生产多种有机化工原料及合成材料。由此可见，天然气既是重要的燃料又是宝贵的工业原料，但未经过处理的天然气是不能够直接使用的。
在精炼过程的一个环节中，原油被加热，在不同的蒸发温度下，会将不同长度的烃链分离出来。每种长度不同的链都具有不同的性质，从而对应不同的用途。
1、石油气
用于加热、烹饪和制造塑料，小分子烷烃（1-4个碳原子），俗称的甲烷、乙烷、丙烷和丁烷，沸程=低于40℃，经常被加压液化为LPG（液化石油气）。
2、石脑油或轻石油
一种中间产物，将被进一步加工为汽油 ，含有5-9个碳原子的烷烃的混合物，沸程=60-100℃。
3、汽油
发动机燃料，液体，烷烃和环烷烃（5-12个碳原子）的混合物，沸程=40-205℃。
4、煤油
喷气发动机和拖拉机的燃料；制造其他产品的原材料，液体，烷烃（10-18个碳原子）和芳香烃的混合物，沸程=175-325℃。
5、柴油或分馏柴油
用作柴油机燃料或加热用油；制造其他产品的原材料，液体碳原子数大于等于12的烷烃，
沸程=250-350℃。
6、润滑油
用于发动机润滑油、润滑脂和其他润滑剂，液体，长链（20-50个碳原子）的烷烃、环烷烃和芳香烃，沸程=300-370℃。
7、重油或燃料油
用作工业燃料；制造其他产品的原材料，液体，长链（20-70个碳原子）的烷烃、环烷烃和芳香烃，沸程=370-600℃。
8、渣油
焦炭、沥青、焦油和蜡；制造其他产品的原材料，固体，碳原子数大于等于70的多环化合物，沸程=高于600℃。
扩展资料：
从原油到石油的基本途径一般为：
1、将原油先按不同产品的沸点要求，分割成不同的直馏馏分油，然后按照产品的质量标准要求，除去这些馏分油中的非理想组分；
2、通过化学反应转化，生成所需要的组分，进而得到一系列合格的石油产品。
3、石油炼化常用的工艺流程为常减压蒸馏、催化裂化、延迟焦化、加氢裂化、溶剂脱沥青、加氢精制、催化重整。
常减压蒸馏产品：石脑油、粗柴油（瓦斯油）、渣油、沥青、减一线。
催化裂化产品：汽油、柴油、油浆（重质馏分油）、液体丙烯、液化气；各自占比汽油占42%，柴油占21.5%,丙烯占5.8%,液化气占8%,油浆占12%。
延迟焦化主要产品：蜡油、柴油、焦碳、粗汽油和部分气体，各自比重分别是：蜡油占23-33%，柴油22-29%，焦碳15-25%，粗汽油8-16%，气体7-10%，外甩油1-3%。
加氢裂化产品：轻质油（汽油、煤油、柴油或催化裂化、裂解制烯烃的原料）
加氢精制产品：精制改质后的汽油、柴油、煤油、润滑油、石油蜡等产品。
参考资料来源：百度百科—原油
有机废气种类繁多，来源广泛，治理难度大，一次性投资和操作费用高，基本上无回收利用价值。成分复杂的有机废气则更加难以净化、分离和回收。
挥发性有机化合物(VOCs)作为有机化合物主要分支，是指在常温下饱和蒸气压大于70Pa、常压下沸点在260℃以内的有机化合物。从环境监测角度来讲，指以氢焰离子检测器测出的非甲烷烃类检出物的总称，包括烃类、氧烃类、含卤烃类、氮烃及硫烃类化合物。VOCs种类繁多，分布面广，根据部分国外主要环境优先污染物名录，VOCs占80％以上。日本1974－l985年环境普查表明，在检出的化学毒物中，卤代烃类最多共52种，一般烃类次之共43种，含氮有机物（主要是硝基苯和苯胺类化合物）共40种，以上三类占总检出毒物的70％。VOCs污染严重，与NOx、CnHm在阳光作用下发生光化学反应，吸收地表红外辐射引起温室效应；破坏臭氧层形成臭氧空洞，引起人体致癌和动植物中毒。
随着VOCs污染范围的不断扩大和人们对其危害的逐步认识，1979年联合国欧洲经济委员会在日内瓦召开跨国大气污染会议，重点讨论了VOCs控制问题，1991年11月通过了《VOCs跨国大气污染议定书》，要求签字国以1988年VOCs排放量为基准，到1999年每年削减30％；1990年，美国修订了清洁空气法（CAA），要求到2000年将VOCs的排放量减少70％。为此，开发VOCs替代产品，寻找VOCs控制最优技术已成为解决VOCs污染的必由之路。
随着世界各国对VOC污染的日益重视和环保法规不断严格VOC的排放标准，其治理技术亦在逐渐改进和完善。
（一）有机废气治理技术
早在1925年欧洲就开发出固定床活性碳吸附装置，1958年日本也开始使用该项技术。这是一种非常经典、成熟的方法，可用于治理任何浓度的常温有机废气，但处理低浓度、大风量有机废气时，设备庞大，不经济。对于排气温度较高的高浓度有机废气的治理，首先由美国于1950年开发成功以天然气为燃料的直接燃烧技术。1965年日本与美国合作，将该项技术引入日本。该法需将有机废气加热到760℃，方可将有机溶剂氧化分解为无害的CO2和H2O，其缺点是燃料费高，故在欧美等天然气便宜的地区应用广泛。后来人们开发出催化燃烧技术，由于催化剂的作用可在300—350℃的低温下将有机溶剂氧化分解，因此大大降低了燃料费并且产生的NOx量非常少。其缺点是需对废气中易引起催化剂中毒的物质和粉尘进行前处理，另外，在催化燃烧装置中使用的热交换器换热效率较低，约在50％。为了提高热效率，降低运行成本，美国于1975年开发出换热效率在90％以上的蓄热式燃烧装置。由于其运行费用的降低，因此，可用于治理中等浓度有机废气。随后欧洲也开展了该项技术的开发。日本针对美国蓄热燃烧方式又开发出催化燃烧装置的改良型——蓄热催化氧化方法，并于1977年由日铁化工机首先售出产品。该产品可较经济地对高、中浓度的、温度较高的有机废气进行治理。
总体而言，按照处理的方法，有机废气处理的方法主要有两类：一类是回收法，另一类是消除法。回收法主要有炭吸附、变压吸附、冷凝法及膜分离技术，回收法是通过物理方法，用温度、压力、选择性吸附剂和选择性渗透膜等方法来分离VOC的。消除法有热氧化、催化燃烧、生物氧化及集成技术；消除法主要是通过化学或生化反应，用热、催化剂和微生物将有机物转变成为CO2和水。
1、回收技术
（1）炭吸附法
炭吸附是目前最广泛使用的回收技术，其原理是利用吸附剂（粒状活性炭和活性炭纤维）的多孔结构，将废气中的VOC捕获。将含VOC的有机废气通过活性炭床，其中的VOC被吸附剂吸附，废气得到净化，而排入大气。
当炭吸附达到饱和后，对饱和的炭床进行脱附再生；通入水蒸汽加热炭层，VOC被吹脱放出，并与水蒸汽形成蒸汽混合物，一起离开炭吸附床，用冷凝器冷却蒸汽混合物，使蒸汽冷凝为液体。若VOC为水溶性的，则用精馏将液体混合物提纯；若为水不溶性，则用沉析器直接回收VOC。因涂料中所用的“三苯”与水互不相溶，故可以直接回收。
炭吸附技术主要用于废气中组分比较简单、有机物回收利用价值较高的情况，其废气处理设备的尺寸和费用正比于气体中VOC的数量，却相对独立于废气流量；因此，炭吸附床更倾向于稀的大气量物流，一般用于VOC浓度小于5000PPM的情况。适于喷漆、印刷和粘合剂等温度不高，湿度不大，排气量较大的场合，尤其对含卤化物的净化回收更为有效。
（2）冷凝法
冷凝法是最简单的回收技术，将废气冷却使其温度低于有机物的露点温度，使有机物冷凝变成液滴，从废气中分离出来，直接回收。但这种情况下，离开冷凝器的排放气中仍含有相当高浓度的VOC，不能满足环境排放标准。要获得高的回收率，系统需要很高的压力和很低的温度，设备费用显著地增加。
冷凝法主要用于高沸点和高浓度的VOC回收，适用的浓度范围为＞5％(体积)。
（3）膜分离技术
膜分离系统是一种高效的新型分离技术，其流程简单、回收率高、能耗低、无二次污染。
膜分离技术的基础就是使用对有机物具有选择渗透性的聚合物膜，该膜对有机蒸气较空气更易于渗透10－100倍，从而实现有机物的分离。
最简单的膜分离为单级膜分离系统，直接使压缩气体通过膜表面，实现VOC的分离，但单级膜因分离程度很低，难以达到分离要求，而多级膜分离系统则会大大增加设备投资。
MTR开发了一种新型的集成膜系统，仅使用单级膜，就可以大大提高回收率，并降低系统的费用。
该技术结合压缩冷凝和膜分离两种技术的特点，来集成实现分离。用压缩机先将进料气提高到一定压力，然后将进料气送到冷却器冷凝，使部分VOC冷凝下来，冷凝液直接放入储罐。离开冷凝器的非凝气体仍含相当数量的有机物，并具有很高的压力，可以作为膜渗透的驱动力，使膜分离不再需要附加的动力。将非凝气送到膜系统，有机选择渗透膜将气体分成两股物流，脱除了VOC的未渗透侧的净化气被排放；渗透物流为富集了有机物的蒸汽，该渗透物流循环到压缩机的进口。系统通常可以从进料气中移出VOC达99％以上，并使排放气中的VOC达到环保排放标准。
该系统的特点是末渗透物流的浓度独立于进料气的浓度，该浓度由冷凝器的压力和温度决定。
（4）变压吸附技术
该技术利用吸附剂在一定压力下，先吸附有机物。当吸附剂吸附饱和后，进行吸附剂的再生。再生不是利用蒸汽，而是通过压力变换来将有机物脱附。当压力降低时，有机物从吸附剂表面脱附放出。其特点是无污染物，回收效率高，可以回收反应性有机物。但是该技术操作费用较高，吸附需要加压，脱附需要减压，环保中应用较少。
回收技术的适用范围：
粒状活性炭主要用于脂肪和芳香族碳氢化合物、大部分含氯溶剂、常用醇类、部分酮类和酯类等的回收。常见的有：苯、甲苯、二甲苯、己烷、庚烷、甲基乙基酮、丙酮、四氯化碳、醋酸乙酯等，活性炭纤维吸附则可回收苯乙烯和丙烯晴等反应性单体，但费用较粒状活性炭吸附要高的多。吸附法已广泛用在喷漆行业的“三苯”、醋酸乙酯、制鞋行业的“三苯”，印刷行业的甲苯、醋酸乙酯、电子行业的二氯甲烷和三氯乙烷的回收。炭吸附法要求废气中的VOC不能超过5000PPM，并且湿度不能＞50％；当浓度＞5000PPM时，则需在吸附前稀释，对部分酮、醛、酯等含活性的物质不适用，该类VOC会与活性炭或在活性炭表面发生反应，堵塞炭孔，使活性炭失活。
冷凝法对高沸点的有机物效果较好，对中等和高挥发的有机物回收效果不好，该法适合VOC浓度＞5％的情况，回收率不高。而大部分废气中均存在水分，温度低于0℃时会结冰，降低系统的可靠性，故很少单独使用。
膜分离方法适合于处理较浓的物流，即0.1％＜VOC浓度＜10％，膜系统的费用与进口流速成正比，与浓度则关系不大。它适于高浓度、高价值的有机物回收，其设备费用较高。
工业上已经从聚烯烃装置的冲洗气中回收烯烃单体和氦气。在环保领域，从加油站回收碳氢化合物；从制冷设备、气雾剂及泡沫塑料的生产和使用过程中回收CFC，从PVC加工中回收氯乙烯单体。此技术非常有前途，随着新高效膜的出现和系统造价的降低，它会成为一种重要的回收手段。
2、消除技术
（1）热氧化
热氧化系统就是火焰氧化器，通过燃烧来消除有机物的，其操作温度高达700℃－1,000℃。这样不可避免地具有高的燃料费用，为降低燃料费用，需要回收离开氧化器的排放气中的热量。回收热量有两种方式，传统的间壁式换热和新的非稳态蓄热换热技术。
间壁式热氧化是用列管或板式间壁换热器来捕获净化排放气的热量，它可以回收40％－70％的热能，并用回收的热量来预热进入氧化系统的有机废气。预热后的废气再通过火焰来达到氧化温度，进行净化，间壁换热的缺点是热回收效率不高。
蓄热式热氧化（简称RTO）回收热量采用一种新的非稳态热传递方式。主要原理是：有机废气和净化后的排放气交替循环，通过多次不断地改变流向，来最大限度地捕获热量，蓄热系统提供了极高的热能回收。
在某个循环周期内，含VOC的有机废气进入RTO系统，首先进入耐火蓄热床层1（该床层已被前一个循环的净化气加热），废气从床层1吸收热能使温度升高，然后进入氧化室；VOC在氧化室内被氧化成CO2和H2O，废气得到净化；氧化后的高温净化气离开燃烧室，进入另一个冷的蓄热床层2，该床从净化排放气中吸收热量，并储存起来(用来预热下一个循环的进入系统的有机废气)，并使净化排放气的温度降低。此过程进行到一定时间，气体流动方向被逆转、有机废气从床层2进入系统。此循环不断地吸收和放出热量，作为热阱的蓄热床也不断地以进口和出口的操作方式改变，产生了高效热能回收，热回收率可高达95％，VOC的消除率可达99％。
（2）催化燃烧
催化燃烧是一种类似热氧化的方式来处理VOC的，它净化有机物是用铂、钯等贵金属催化剂及过渡金属氧化物催化剂来代替火焰，操作温度较热氧化低一半，通常为250℃－500℃。由于温度降低，允许使用标准材料来代替昂贵的特殊材料，大大地降低设备费用和操作费用。与热氧化相似，系统仍可分为间壁式和蓄热式两类热量回收方式。
间壁式催化燃烧是在催化床后设一个换热器，该换热器在降低排放气温度的同时，也预热含VOC的有机废气，其热回收达60％—75％。该类氧化器早已用于工业过程。
蓄热催化燃烧（简称为RCO）是一种新的催化技术。它具有RTO高效回收能量的特点和催化反应的低温操作及能量有效性的优点，将催化剂置于蓄热材料的顶部，来使净化达到最优，其热回收率高达95％－98％。
RCO系统性能的关键是使用专用的催化剂，浸渍在鞍状或是蜂窝状陶瓷上的贵金属或过渡金属催化剂，允许氧化发生在RTO系统温度的一半，既降低了燃料消耗，又降低了设备造价。
现在，有的国家已经开始使用RCO技术进行有机废气的消除处理，很多RTO设备已开始转变成RCO，这样可以削减操作费用达33％－75％，并增加排放气流量达20％－40％。
（3）集成技术（炭吸附＋催化氧化）
对于大流量、低浓度的有机废气，单一使用上述方法处理费用太高，不经济。利用炭吸附具有处理低浓度和大气量的优势，先用活性炭捕获废气中的有机物，然后用小得多流量的热空气来脱附，这样可使VOC富集10—15倍，大大地减少了处理废气的体积，使后处理设备的规模也大幅度地降低。把浓缩后的气体送到催化燃烧装置中，利用催化燃烧适于处理较高浓度的特点来消除VOC。催化燃烧放出的热量可以通过间壁换热器，来预热进入炭吸附床的脱附气，降低系统的能量需要量。
该技术利用炭吸附处理低浓度和大气量的持点，又利用催化床处理适中流量、高浓度的优势，形成一种非常有效的集成技术。国内也已开始利用此技术，用于喷漆、印刷和制鞋等排放大流量、低浓度有机废气行业的治理。
消除技术的使用范围：
（1）热氧化
热氧化系统在700℃－1000℃下操作，适于流量为2000－50,000m3/h，VOC浓度为100－2000PPM的情况。
间壁式较蓄热式的优点是，用简单的金属换热器来捕获热量，仅在几分钟即达到所需的操作条件，最适于循环操作。
蓄热热氧化具有非常高的氧化温度，可以处理难以热分解的有机物，该系统98％－99％的VOC消除率是很常见的。热回收效率为85％－95％。仅需少量或不需燃料即可运行，特别是对具有相对低VOC含量的气体，它们比间壁热氧化费用更低。
热氧化的缺点是：①在高温燃烧中产生了NOx，它也为危险排放物，需要进一步治理；②较慢的热反应；③不能满意地处理卤化物，必需加后处理装置洗涤塔，来处理酸性气体；④进气浓度不能＞25％LEL；⑤高的设备投资费用。
（2）催化氧化
催化氧化是在比热氧化低的温度下进行，通常为250℃－500℃，其处理能力为2000－20,000 m3/h，适于VOC浓度为100－2000 PPM，其消除效率高达95％以上。低的操作温度结合间壁换热器，可以降低启动所需的燃料。
催化燃烧较热氧化有几个优点：①反应温度较热氧化低一半，节省了燃料；②停留时间短，降低了设备尺寸；③由于燃料减少，生成的CO也少，CO和VOC一起被转换；④较热氧化系统需更少的启动和冷却时间；⑤低的操作温度，排除了NOx的生成；⑥因温度降低，允许使用标准材料来代替昂贵的特殊材料，RCO系统的整个机械寿命将增加。
催化氧化也有不足：①催化剂易被重金属或颗粒覆盖而失活；②处理卤化物和硫化物时，会产生酸性气体，需用洗涤塔进一步处理；③废催化剂如不能循环使用，也要处理；④进气浓度不能＞25％。
（3）集成技术（炭吸附＋催化燃烧）
炭吸附进行VOC回收已广泛用于喷漆、印刷和电子工业等行业，消除率可达90％－95％，但对低浓度废气，从经济上考虑，回收不经济，故采用消除技术。
集成技术的优点就是用较低的费用来处理低浓度、大气量的废气，通过浓缩废气，降低了需处理废气的体积，用较小体积的催化燃烧氧化器来处理大流量的废气，降低设备费用和操作费用。
该法也有不足，此技术均不适合废气中含有高活性、易反应的VOC和相对湿度大于50％的情况，对含卤化合物的废气仍需使用后处理设备。
由此可见，上述各种方法各有其优缺点和适用对象，现对其中几种常用方法的优缺点汇总比较如下。
治理方法 主要优点 主要缺点
热
力
燃
烧
法 TO 1. 净化效率高
2. 可净化各种有机废气，不需要预处理，不稳定因素少，可靠性高
3. 在废气浓度高、设计合理的条件下，可回用热能 1. 处理温度高，能耗大
2. 存在二次污染
3. 燃烧装置、燃烧室、热回收装置造价高，维修较难
4. 处理大流量、低浓度废气能耗过大，运行费用高
RTO 1. 具有TO的各项优点，但对复杂的有机废气需要预处理
2. 能耗远低于TO，可处理大流量低浓度废气 1. 处理温度比TO低，但仍较高，因而仍有少量二次污染
2. 造价较高
3. 占地面积大
催
化
燃
烧
法 CO 1. 净化效率高，无二次污染
2. 能耗较低，在相同条件下约比TO低50%，因而运行费用低 1. 用电能预热时，不能处理低浓度废气
2. 催化剂成本高，且有使用寿命限制
3. 复杂废气需预处理
RCO 1. 净化效率高，无二次污染
2. 在各种燃烧法中能耗最低，废气浓度在1-1.5g/m3时即能无耗运行
3. 能处理各种有机废气 1. 整体式占地面积小，但维修困难
2. 分体式占地面积大
3. 整体式不宜用于高浓度（4g/m3），否则催化床会超温
4. 复杂废气需预处理
吸附法 1. 可净化大流量低浓度废气
2. 对单一品种废气可回收溶剂
3. 运行费用较低 1. 吸附剂需补充和再生
2. 对温度较高废气需先行冷却
3. 复杂废气需预处理
4. 管理不便
5. 存在二次污染
6. 安全性差
吸收法 1. 对亲水性溶剂蒸汽用水作吸附剂时，设备费用低，运行费低，安全
2. 可用油、酯等吸收苯类废气，净化率高
3. 适用于大流量低浓度废气 1. 用水作吸附剂时，需要对产生的废水进行处理
2. 吸收、脱吸控制管理复杂
（二）低浓度、大风量有机废气的治理技术
在使用有机溶剂的行业中，象汽车涂装、印刷等工业排放的有机废气，其特点是有机溶剂浓度低、风量大，若采用上述方法都将使用庞大的设备，耗用大量经费。目前世界上对这类低浓度、大风量的有机废气，主要采用下面几种方法进行治理。
（1）蜂窝轮式浓缩系统
这种系统于1977－1979年由日本开发成功，瑞典的Munter、Zeol公司也于1985－1986年开发成功并销售。1990年左右随着对有机溶剂排放实行更严格的总量控制后，欧美地区也从日本引进该技术，其市场急剧扩大。该系统采用蜂窝轮，连续不断地将低浓度、大风量的排气中的有机溶剂吸附、分离。然后，再用小风量的热风脱附得到高浓度、小风量的含有机溶剂气体。浓缩后的气体再与小型的催化燃烧或活性炭回收装置组合，构成经济的处理系统。该系统的关键部件是一圆筒形吸附轮，其是由活性炭或疏水性沸石加工成波纹状，再卷制形成蜂窝构造。整个蜂窝轮分为吸附区和再生区，工作中以非常低的速度连续转动，含有机溶剂的废气通过吸附区时有机溶剂被吸附，净化气体排出。轮子吸附的有机溶剂，随着轮的转动被送到再生区，由120－140℃的热风加热脱附，随热风排出。由于脱附风量远小于吸附风量，因此脱附后气体中的有机溶剂浓度可以增加10－20倍。脱附后的排气只要用吸附风量十几分之一的装置就可以进行处理了。该系统体积小，费用低，在国外已成为治理低浓度、大风量有机废气的首选方法，并得到广泛应用。但其引进价格昂贵，在我国推广经济上难以承受。国内有的研究单位取其净化工艺的优点，将主要设备进行改造使之适用我国。如研究采取了以数个填充了蜂窝状活性炭的固定吸附浓缩装置，取代蜂窝轮浓缩装置的办法，通过数个固定床之间的吸附，脱附过程切换，完成蜂窝轮转动所起的作用。因这种方法没有转动部件，不存在动密封问题，所以设备制造简单，维修方便，价格便宜并发挥了原工艺中浓缩作用的优点。在邮电部邮票印制局引进法国六色印刷机废气治理中，采用该工艺设备完成了处理风量21000—30000 m3／h规模的微机全自动控制工业试验，通过2年的运行考验，取得满意结果。为我国治理低浓度、大风量有机废气提供了一种适用的方法。
（2）液体吸收法
该法是通过有机废气与液体吸收剂接触，使其中的有机溶剂被吸收剂所吸收，再经解吸，将有机溶剂除去或回收，井使吸收剂获得再生重复利用。由于工艺中可选用比吸附，催化燃烧装置处理气体能力大数倍的塔式吸收设备，因而设备的体积可做得小很多，设备费也低。但很难找到理想吸收剂，原因是有机溶剂一般都属非极性物质，它们与极性的水分子之间将产生互相排斥作用而难以溶解，而对有机溶剂溶解度较大的油类或芳烃萃取剂，一般价格较高，有些还有异味。国内曾有人研究在水中添加表面活性剂等活性组分的办法，来提高对有机溶剂的溶解度。研究表明，以这种吸收剂来处理含苯喷漆尾气是可行的，但这一实验室研究结果未得到推广应用，这可能与吸收容量很有限的吸收剂的再生问题尚未解决有关。国内前些年使用以柴油等油类及芳烃萃取剂为吸收液的有机废气吸收装置，曾在工业上有些应用实例，但都因吸收剂本身损耗大造成运行成本高或饱和后的吸收剂无法处理而下马。液体吸收法在国外使用也很少，报导亦不多。曾见有关日本印刷厂使用液体吸收法的报导，使用的吸收剂是含有催化剂的液体，使用结果运转费用较低，但有待进一步提高效率。由于液体吸收尚存在诸多问题有待解决，使其应用受到限制。
（3）生物处理法
生物脱臭从20世纪40—50年代开始就在德国和美国开发成功。在日本也在1970年左右开始进行土壤脱臭法和活性污泥脱臭法的研究，并已开发出各种装置，得到实际应用。该方法是由微生物将有机溶剂分解。因耗能非常低，运转费也很便宜而受到人们重视，特别是在欧洲，以德国为中心进行技术开发，应用实例逐渐增多。其缺点是对各种有机溶剂具有选择性，使其应用领域受到限制。目前，已在废水处理厂、饲料加工厂等场合，用于硫化氢、低分子醛类、乙醇及有机酸等极性物质的脱臭。用于彩色胶卷乳剂涂布干燥过程中产生的甲醇、乙酸乙酯的治理也取得很好效果。用于处理非亲水性的甲苯、二甲苯等芳香族化合物的生物处理技术也已开发成功。该方法与其它方法相比，占地面积大是其另—缺点。
（4）其它方法
除上述3种已经工业化的方法外，还有2种尚处于实验室研究阶段。
a) 固体膜分离净化法
该法是用膜分离来净化有机废气，气体的膜分离过程是利用被分离组分对膜的渗透性能差异实现的。国内科学家已进行了以管式硅橡胶膜分离处理含苯废气的研究，测定出二甲苯对空气的分离因子，井推导出分离因子与流过管式膜分离器的气体雷诺数关系。利用膜分离方法将低浓度有机废气富集，然后加以回收或以催化燃烧方法处理的研究，目前处于实验室研究阶段。研究结果表明，对甲苯、二甲苯的脱除，净化率可达到90％，浓缩比可达10－20倍，可大大降低处理低浓度、大风量苯系物废气成本。故膜分离技术用于低浓度、大风量含苯系物废气处理不失为一种经济有效的新途径。
b) 光催化氧化技术
国外科学家利用臭氧作为辅助氧化剂，进行了光催化氧化苯的研究，以及各种光催化氧化反应为补偿技术的治理含苯、甲苯、二甲苯、乙基苯废气的研究。研究表明，光催化氧化反应同活性炭吸附、催化燃烧法等补偿技术相比，具有经济潜力。
治理低浓度、大风量有机废气，无论采用哪种方法，耗用资金都较高。相比之下，目前较经济有效、应用最广的是活性炭吸附浓缩与催化燃烧组合法或活性炭吸附浓缩与活性炭回收有机溶剂组合法。固体膜分离法尚处在实验室研究阶段。生物处理法因其耗能低、运转费便宜，受到各国重视，工业应用实例和应用领域在不断扩大，是一种很有应用前景的技术。
有鉴于此，针对低浓度、大风量有机废气的治理问题，杭州西子环保设备厂于1988年开发研制了蓄热式（换向型）催化燃烧器。该燃烧器采用了整体结构，经过两年的努力于1990年获得成功。1991年经浙江省科委鉴定后被评为省级新产品，并获得国家专利，1992年被评为国家级重点新产品，1996年获得国家环保局环境保护最佳实用技术（A类）。该燃烧器采用陶瓷作为蓄热材料，在相对表面积达到150－200m2/m3时，换热效率为90－95％，远远超过间壁式（列管式或板式）的换热效率，因而能耗明显降低。当废气浓度达到1－1.5g/m3时，即可无耗运行，故运行成本极低。基本上而言，这是一种技术先进、结构新颖、高净化率、低能耗的VOC污染治理设备。但是整体式RCO也存在一些重大的缺点，其中换向时余气未能得到治理是换向型设备的共有问题，另外，维修也比较困难，在废气连续浓度高于4 g/m3时，催化床温度会升到600－700℃，如果长时间在高温下工作，对催化剂的寿命会有影响。此外，设备自重较大，也是其缺点。为解决整体式结构所存在的问题，该厂也相继成功开发了分体结构的催化净化器，（该产品2002年经浙江省科技厅鉴定）从而较好地解决了废气浓度高低波动时燃烧器的适应性问题，如废气浓度较高（超过3 g/m3）时，可在上部空间将热气体引出排放或回用，这一点是整体式RCO难以做到的，此外，分体式结构的维修、更换催化剂和电热管也比整体式方便，而且也较好地解决了换向时的余气治理问题。但设备的占地面积大，主机的占地面积几乎增加一倍，造价也高，控制也较复杂。
