化工工艺概论课程总结
《化工工艺概论》教学课程总结
201*-201*学年第二学期的教学工作已经结束,回顾这半年来的工作，我在系领导及各位同事的支持与帮助下，严格要求自己，按照学校的要求，较好地完成了自己的本职工作。通过半年来的学习与工作，教学模式上有了新的突破，工作方式有了较大的改变，现将半年来的《化工工艺概论》教学工作情况总结如下：
一、《化工工艺概论》课程性质和任务
课程性质：本课程属于专业课，是我系化工专业的一门必修课程，也是一门与化工生产技术紧密联系的课程。
任务：依据应用性、实用性、综合性、先进性原则进行教学。使学生掌握典型无机化工产品生产的基础知识，拉近理论与实践的距离，开阔学生视野，激发学习兴趣。
二、课程的基本要求与重点、难点基本要求：
掌握典型化工工艺的基本原理、工艺条件的确定、生产工艺流程、主要设备的结构特点及具有代表性的产品的生产操作的控制分析等知识。同时要了解有关化工生产的新工艺、新技术、新设备、发展动态能量回收、三废处理等问题。
重点、难点：
化工产品的生产原理、工艺条件的确定、生产工艺流程及生产操作控制的分析为重点；难点是重点工段生产原理的分析和工艺条件的确定分析。
三、本课程与其它课程的关系
本课程具有较强的专业性和原则性，是在学习大化、物化、化工原理等基础理论的基础上开设的专业课，也是学生深入化工生产理论与实际的基础课。内容有一定的难度，因此，学生在学习本课程之前必须掌握一些有关方面的知识，需要学生阅读一些相关资料，加深印象。学生在学习过程中不仅仅要仅限书本上的知识，还应该理论联系实际，理论与实践相结合，通过一定的实践来了解和掌握化工工艺理论，可以锻炼学生的动手能力以及激发学生对这门课程的学习兴趣。
四、教材选择
本课程所选用的教材是“教育部高职高专规划教材”。规划教材是《高职高专教育专业人才培养目标及规格》的要求，在对有关专业的人才培养模式和教学内容体系改革进行充分调研和论证的基础上，充分吸取高职高专在探索培养技术应用性专门人才方面取得的成功经验和教学成果编写而成的系列教材之一。它是化学工业出版社教材出版中心出版的教材，全书共分七章。本书在介绍各化工工艺原理、操作条件选择、工艺流程和典型设备的同时，对能量分析及某些操作的
处理原则进行了分析，对当前化工发展的前沿，如化工微电子材料、纳米技术、绿色化工等也做了较多的介绍。辅助教材采用的是《化工工艺学》、《实用化工工艺》、《无机化工生产技术》、《有机化工生产技术》等参考书籍，借助于参考辅助教材的内容，简化教材中的难点，补充教材中不完善的内容，使学生易于理解教材中的难点及重点。对授课起到了较大的帮助。
五、关于教学方法
《化工工艺概论》是一门专业必修课，由于充分注意到高职专科学校培养技术应用人才的特点和教材内容以“人需和够用”为原则，着重考虑了精选教材内容，加强联系实际，培养务实能力。
教学方法上应采用课堂教授法时，多注意联系生产实际，引导学生加深对教学内容的理解，增强学生独立思考能力和创新能力。
六、教学质量
05级化工班和工业班共有学生49名，出勤率较好，课堂上学生的听纪律较好，听课表现情况一般，约一半学生能认真听课，部分学生能响应提问，也有部分同学在课堂上表现不好，学习热情不高，听课不认真，注意力不够集中，作业完成情况良好，考试成绩比较正常，可以认为多数学生基本掌握了本门课程的重点内容，基本达到了学期初制定的教学计划。
七、课程考核
平时成绩占30%：由作业、出勤、课堂表现等来评定；期末成绩占70%。采取闭卷笔试形式。
八、感想
本人在教学过程中得到了系领导及其他老师的很多帮助，总体来说，比较顺利地完成了本门课程的教学任务，但在教学中也存在着很多问题，需要今后改进，自己的教学水平还需要不断地提高，并充实自己的其他相关学科的知识，加深本科教学理念，更好地完成今后的教学任务。
二七年六月二十八日
扩展阅读：化工工艺知识总结
第二章石油化工基础知识
第一节化工生产过程及工艺流程
一．化工生产过程
一个化工生产过程一般包括原料预处理.化学反应和产品分离及精制等三大部分。1.原料预处理
原料预处理的主要目的是使初始原料达到反应所需要的状态和规格2．化学反应
通过该步骤完成了由原料到产物的转变，是化工生产过程的核心。（1）化学反应类型
按反应特性分：氧化.还原.加氢.脱氢.歧化.异构化.烷基化.脱烷基化.脱基化.分解.水合.偶合.聚合.缩聚.缩合.酯化.磺化.硝化.卤化.重氮化等
按反应体系中的物料的相态分：均相反应和非均相反应按是否使用催化剂：催化反应和非催化反应（2）反应器种类
按结构特点分：管式反应器.床式反应器.釜式反应器和塔式反应器按操作方式分：间歇式.连续式和半连续式
按热状况分：等温反应器.绝热反应器和变温反应器按换热方式分：间接换热和直接换热的反应器
3.产品的分离和精制
化工生产的目的是获取符合规格的产品，并回收利用副产物
分离和精制的方法通常有：冷凝.吸附.吸收.冷冻.萃取.闪蒸.精馏.渗透膜分离.结晶.过滤和干燥等。到目前为止，采用最多.最广泛的是精馏。二.化工生产工艺流程1.工艺流程和流程图
按物料加工顺序将这些功能单元有机地组合起来，构成工艺流程，用图的形式表示的就是工艺流程图。
2.化工生产工艺流程图的组织
（1）推论分析法（2）功能分析法（3）形态分析法3.化工生产工艺流程设计
第二节化工过程的主要技术指标
一.生产能力.生产强度和开工因子1.生产能力
指一个设备.一套装置或一个工厂在单位时间内生产的产品量，或在单位时间内所处理的原料量。2.生产强度
指设备在单位特征集合量上的生产能力。即设备单位体积的生产能力，或单位面积的生产能力。
在分析对比催化反应器的生产强度时，通常要看在单位时间内,单位体积催化剂或单位质量催化剂上所获得的产品量，亦即催化剂的生产强度，有时也成为时空收率或空时得率。3.有效生产周期
工厂的有效生产周期经常用开工因子来表示，开工因子通常在0.9左右。
开工因子=全年开工生产天数/365（2-1）二.化学反应的效率指标1.原子经济性
原子经济性AE=目的产物的原子质量/反应物的总原子质量（2-2）
2.环境因子
环境因子E=废物质量/目标产物质量（2-3）
三.转化率.选择性和收率
化工总过程的核心是化学反应，提高反应的转化率.选择性和产率是提高化工过程效率的关键。1.转化率
转化率=转化掉的原料量/投入反应器的总原料量（2-4）
人们常常对关键反应物的转化率感兴趣，所谓关键反应物是指反应物中价值最高的组分或者说希望都反映掉的那个组分，为使其尽可能转化，常使其他反应组分过量。对于不可逆反应，关键组分的转化率最大为100%，对于可逆反应，关键组分的转化率最大为其平衡转化率。
在循环过程中必须有部分放空（防止惰性物的积累）
A的单程转化率=原料A在反应器中转化掉的量/反应器进口物料中的A的总量（2-7）
A的全程转化率=原料A在反应器中转化掉的量/反应器进口物料中新鲜A的量（2-8）
2.选择性
对于复杂反应体系，同时存在有生成目的产物的主反应和生产副产物的许多副反应，只用转化率来衡量是不够的。因为尽管有的反应体系原料转化率很高，但大多数转变成副产物了，目的产物很少，意味着许多原料浪费了。所以需要用选择性这个指标来评价反应过程的效率。
选择性=生成目的产物所消耗的原料量/转化掉的原料量（2-9）
选择性表达了主副反应进行程度的相对大小，能确切反映原料的利用是否合理。3.收率（产率）
收率=生成目的产物所消耗的原料量/投入反应器的总原料量（2-11）或写成：
收率=转化率*选择性*100%（2-12）4.质量收率
指投入单位质量的某原料所能生产的目的产物的质量
质量收率=生成目的产物的质量/投入反应器的原料质量（2-13）
质量收率主要针对复杂反应，难以写出定量反应式的过程的计算，如乙烯厂乙烯收率的计算一般均采用质量收率。四.平衡转化率和平衡收率的计算
可逆反应达到平衡时的转化率称为平衡转化率，此时所得产物的收率（产率）为平衡收率（产率）。平衡转化率和平衡产率是可逆反应所能达到的极限值（最大值），但是，反应达到平衡需要相当长时间。对于反应:
若为气象反应体系，其标准平衡常数表达式为：
Kp=（2-14）
理想气体的Kp只是温度的函数，与反应体系的总压和组成无关；在低压活着压力不高（3MPa）和温度较高（200℃以上）的条件下，真实气体接近理想气体，此时可用理想气体的气液平衡场常数及有关平衡数据，及可忽略压力与组成的影响。
若为液相反应体系，其标准平衡常数表达式为：
Kp=（2-16）
第三节反应条件对化学平衡和反应速率的影响
一.反应温度的影响
1.温度对化学平衡的影响
对于吸热反应，K值随着温度升高而增加，有利于反应，平衡产率增加。
对于放热反应，K值随着温度升高而减小，不利于反应，平衡产率降低。2.温度对化学反应速率的影响
反应速率指单位时间单位体积某反应物组分的消耗量，或某产物的生成量。反应速率方程可以用浓度的幂函数形式来表示，例如对于反应：
其反应速率方程为
反应速度常数与温度的关系可以用如下的阿伦尼乌斯方程表示
由上式可知，k总是随着温度的升高而增加的（有极少数例外），一般反应温度每升高10℃，反应速率常数增大2~4倍。
对于不可逆反应，逆反应速率忽略不计，故产物生成速率总是随温度的升高而加快；对于可逆反应而言，正.逆反应速率之差即为产物生成的净速率。温度升高时，正逆反应速率常数都增大，所以正逆反应速率都提高，净反应速率是否怎加呢？
经过分析知：对于吸热的可逆反应，净速率r总是随着温度的升高而增高的；而对于放热的可逆反应，净速率r随温度变化有3种可能性，当温度较低时，r随温度的升高而增高，当温度超过某一值后，r随着温度的升高而下降。r有一个极大值，此极大值对应的温度称为最佳反应温度，亦称最适宜反应温度。二.浓度的影响
根据反应平衡移动原理，反应物浓度越高，越有利于平衡向产物方向移动。当有多种反应物参加反应时，往往使廉价易得的反应物过量，从而可以使价贵或者难得的反应物更多地转化为产物，提高其利用率。
由反应速率式可知，反应物浓度越高，反应速率越快，一般在反应初期，反应物浓度高，反应速率大，随着反应的进行，反应物逐渐消耗，反应速率逐渐下降。
提高溶液浓度的方法有：对于液相反应，采用能提高反应物溶解度的溶剂，或者在反应中蒸发或冷冻部分溶剂等；对于气相反应，可适当压缩或降低惰性物的含量等。
对于可逆反应，反应物浓度与其平衡浓度差是反应的推动力，此推动力越大则反应速率越快。所以，在反应过程中不断从反应区取出生成物，使反应远离平衡，既保持了高速率，又使平衡不断向产物方向移动，对于受平衡限制的反应有利于提高产率。三.压力的影响
一般来说，压力对液相和固相反应的平衡影响较小。气体的体积受压力影响大，故压力对有气相物质参加的反应的平衡影响很大。其规律为：
（1）对于分子数增加的反应，降低压力可以提高平衡产率；（2）对于分子数减少的反应，压力升高，产物的平衡产率增大；（3）对于分子数没有变化的反应，压力对平衡产率无影响。
在一定的压力范围内，加压可减少反应体积，加快反应速率，但效果有限，压力过高，能耗增大，对设备要求高，反而不经济。
惰性气体的存在，可降低反应物的分压，对反应速率不利，但有利于分子数增加的反应的平衡，是否添加惰性组分，添加多少，也要根据实际而定。四.停留时间的影响
停留时间是指从物料进入设备到离开设备所需要的时间，若有催化剂存在指催化剂的接触时间（反应时间），单位一般用秒（s）表示。
一般停留时间越长，原料转化率越高，产物的选择性越低，设备的生产能力小，空速越小，反之亦然。五.空速的影响
空速为停留时间的倒数，一般空速越大，停留时间越短，原料转化率越低，产物的选择性越高，设备的生产能力大，反之亦然。六.原料配比的影响
实际中总是那些廉价易得的易回收的无毒的无腐蚀的无污染的反应物过量（大于理论配比）以提高另外一个反应物的转化率。
第四节催化剂的性能及使用
能加快化学反应速度的的催化剂称为正催化剂；能减缓化学反应速度的叫负催化剂或阻催化剂；有些反应所产生的某种产物也会使反应迅速加快，这种现象称为自催化作用。1.催化剂的基本特征
在一个反应系统中因加入催化剂而使反应速度明显加快，主要是因为它能与反应物生成不稳定的中间化合物，改变了化学反应途径，使反应的活化能得以降低。由阿伦尼乌斯方程可知，活化能降低可使反应速率常数增大，从而加速了反应。
（1）催化剂是参与了化学反应的，但是反应终了时，催化剂本身未发生化学性质和数量的变化。
（2）催化剂只能缩短达到化学平衡的时间（即加速作用）但不能改变平衡。也就是说，无论是否有催化剂存在，该反应的自由能变化，热效应，平衡常数和平衡转化率相同。催化剂不能使热力学上不可能进行的反应发生；催化剂是以同样的倍率提高正逆反应的速率的，能加速正反应速率的催化剂，也必然能加速逆反应。
（3）催化剂具有明显的选择性，特定的催化剂只能催化特定的化学反应。这一作用在有机化学反应领域中起了非常重要的作用，因为有机反应体系往往同时存在许多反应，选用合适的催化剂，可使反应方向向需要的方向进行。2.催化剂的主要作用
（1）提高反应速率和选择性
（2）改变操作条件使操作条件变得缓和，降低能耗，提高反应速率（3）有助于开发新反应
（4）在能源开发与环境友好方面作用显著3.工业催化剂使用中的有关问题（1）工业催化剂的使用性能指标
①活性指在给定温度压力和反应物流量（或空速）的情况下，催化剂使原料转化的能力。活性越高则原料的转化率越高。或者在在转化率及其他条件相同时，催化剂活性越高则需要的反应温度越低。工业催化剂应该有足够高的活性，一般用原料的转化率来表示催化剂的活性。
②选择性指反应所消耗的原料中有多少转化为目的产物。选择性越高，则越有利与产物的后处理。
当催化剂的活性与选择性难以两全齐美时，若反应原料昂贵或产物分离困难，则选用选择性高的催化剂；若原料廉价易得或产物易分离，则选用活性高的催化剂。
一般用产物的选择性来表示表示催化剂的选择性。
③寿命指其使用期限的长短，寿命的表征是生产单位产品所消耗的催化剂量，或在满足生产要求的技术水平上催化剂能使用的时间长短。
催化剂的寿命受以下几个方面的影响:
化学稳定性：催化剂的化学组成和化合状态在使用条件下发生变化的难易。热稳定性：催化剂在反应条件下对热破坏的耐受力。机械稳定性：指固体催化剂在反应条件下强度是否足够。耐毒性：催化剂对有毒物质的抵抗力或耐受力④其他，如廉价.易得.无毒.无害.易分离等。（2）催化剂的活化
许多固体催化剂在出售时的状态一般是较稳定的，但这种稳定状态不具有催化性能，催化剂在反应前必须对其进行活化，使其转化成具有活性的状态。（3）催化剂的失活和再生引起催化剂失活的原因较多，对于络合催化剂而言，主要是超温，大多数络合物在250℃以上就分解而失活；对于生物催化剂而言，过热.化学物质和杂菌的污染.pH值失调等均是失活原因；对于固体催化剂而言，失活原因有:
①超温过热，使催化剂表面发生烧结，晶型转变或物相转变；②原料气中混有毒物杂质，使催化剂中毒；③有污垢或积碳覆盖在催化剂表面。
原料中能使催化剂活性严重下降的微量物质叫做催化剂毒物，这种现象叫做催化剂中毒。催化剂中毒又分为暂时性中毒和永久性中毒两种情况。催化剂的积碳可通过烧炭再生。无论暂时性中毒后的再生还是积碳后的再生，均会引起催化剂结构的损伤，致使活性下降。（4）催化剂的运输.存储和装卸
在运输过程中防止其受污染和破坏；装填要均匀，避免出现架桥现象，以防反应工况恶化。使用后在停工卸出之前，要进行钝化处理，由其是金属催化剂一定要经过低含氧量的气体钝化后，才能暴露于空气中，否则遇空气剧烈氧化自燃，烧坏催化剂和设备。
第四章烃类热裂解制烯烃
第一节概述
一.乙烯发展概述
乙烯生产方法有乙醇脱水法，电石-乙炔-加氢法，烃类热裂解法，天然气偶合法等，目前工业几乎全部采用烃类热裂解法。二.烯烃在石油化工中的地位
乙烯，丙烯和丁二烯等低级烯烃分子中具有不饱和的双键，化学性质活泼，能与多种物质发生加成，共聚或自聚等反应，生成一系列重要产物，是化学工业的重要原料。
乙烯是石油化工的标志产品，在石油化工中占主导地位。乙烯装置生产的三烯（乙烯，丙烯，丁二烯）和三苯（苯，甲苯，二甲苯）是其他有机原料及三大合成材料（合成树脂，合成橡胶，合成纤维）的基础原料。
第二节热裂解过程的化学变化与基本原理
烃类热裂解是将烃类原料（天然气，炼厂气，石脑油，轻油，柴油，重油等）在高温（800℃以上），低压（无催化剂）的条件按下，使烃类分子发生碳链断裂或脱氢反应，生成相对分子质量较小的烯烃，烷烃和其他相对分子质量不同的轻质和重质烃类。
烃类热裂解反非常复杂，具体体现在：
（1）原料复杂包括天然气，炼厂气，石脑油，轻油，柴油，重油甚至是原油，渣油等。（2）反应复杂除了断链和脱氢主反应外，还包括环化，异构，烷基化，歧化，脱烷基化，缩合，聚合，生焦，生碳等副反应。
（3）产物复杂即使采用最简单的乙烷为原料，产物除了氢气，甲烷，乙烯，乙炔，乙烷外，还有C3，C4等低级烃类和C5以上的液态烃。一.烃类裂解的反应规律1.烷烃的裂解反应
（1）正构烷烃正构烷烃的裂解主要有脱氢反应和断链反应，对于C5以上的烷烃还可以发生环化脱氢反应等其他反应。
①脱氢反应CH键断裂的反应，产物中碳原子数保持不变，通式如下：②断链反应CC键的断裂反应，生成碳原子数较少的产物，其通式如下：相同烷烃脱氢和断链的难易程度可以从分子结构中的键能的大小，反应的标准Gibbs焓变，和标准反应热的大小来判断。
最终结果：断链比脱氢容易。两者都为吸热反应。
③环化脱氢C5以上的正构烷烃可发生如下的环化脱氢反应生成环烷烃。
（2）异构烷烃
①CC键或CH键的将能较正构烷烃的低，故容易断链或脱氢；②脱氢能力与分子结构有关，难易顺序为:伯碳氢>仲碳氢>叔碳氢；
③异构烷烃裂解所得的乙烯收率远较正构烷烃低，而氢气，甲烷，C4及C4以上烯烃收率较高。丙烯收率比正构烷烃高。
④随着碳原子数的增加，异构烷烃与正构烷烃裂解所得乙烯和丙烯收率的差异减少。2.烯烃的裂解反应
工业上应用的裂解原理一般含烯烃很少，但裂解一次反应生成的烯烃会进一步发生断链，脱氢，歧化，聚合和芳构化等二次反应。
（1）断链反应较大分子的烯烃裂解可以断链成2个较小的烯烃分子，通式如下：
烯烃裂解时位于双键β位置CC键的解离能比α位置CC键的解离能低，所以烯烃断链主要发生在β位置，仅有少量α位置CC键断裂。丙烯，异烯烃，二烯烃由于没有β位置的CC键，所以比相应的烷烃难于裂解。
（2）脱氢反应烯烃可进一步脱氢生成二烯烃和炔烃，通式如下：
（3）歧化反应两个相同分子烯烃可以歧化为两个不同烃分子，其通式如下：
（4）双烯合成反应（环化反应）二烯烃与烯烃进行双烯合成而生成环烯烃，进一步脱氢生成芳烃，通式为:
（5）芳构化反应六个或者更多碳原子数的烯烃，可以发生芳构化反应生成芳烃。
（6）加氢反应（7）缩合，聚合（8）异构：官能团异构、骨架异构3.环烷烃的裂解反应
环烷烃较相应的链烷烃稳定，在一般条件下可发生断链开环反应、脱氢反应、侧链断裂及开环脱氢反应，还可以进行脱氢生成苯，深度加氢生成甲烷。通式如下：
4.芳烃的裂解
由于芳环的稳定性，芳烃的裂解主要发生在烷基烃的侧链上，以及芳烃缩合生成多环芳烃，进一步生成焦的反应。所以含芳烃的原料油不仅烯烃收率低，而且结焦严重，不是理想的裂解原料。
5.裂解过程中的结焦生碳反应生碳：乙烯，在900~1100℃或更高的温度下，经过乙炔中间阶段生碳（Cn,n为300~400）生焦：500~900℃，通过芳烃的中间阶段而生成。
区别：①温度不同②中间阶段不同③H含量不同，C几乎不含H，焦中含少量的H相同：都是固态（s）------固态的通用危害。
危害：①降低烯烃收率②增加各种阻力（流动，传热等）③严重时造成停产，影响操作周期6.一次反应和二次反应
一次反应：原料生成目的产物乙烯丙烯的反应，是希望发生的反应。二次反应：由乙烯、丙烯进一步反应生成焦、炭。
危害：消耗了原料，降低了烯烃收率；增加各种阻力，对裂解操作和稳定生产都带来了不利的影响。
7.各族烃类裂解的反应规律
反应速度：烷烃>环烷烃（六环>五环）>芳烃
乙烯收率：烷烃（正构>异构）>环烷烃>芳烃（环烷烃与芳烃基本不选，易生焦）结焦程度：烷烃进行下去，直到生成H或CH3自由基为止。所以，C原子数较多的烷烃，在裂解中也能生成碳原子数较少的乙烯和丙烯分子。
③链的终止是2个自由基通过加成反应使自由基消失。2.利用自由基机理预测正构烷烃一次反应的产品分布
自由基反应应遵从如下四条规律：①烃分子中各种氢的解离能不同，伯氢>仲氢>叔氢（解离能越小反应越容易，反应速度越快）②正构烷烃的反应途径数位n/2（n为偶数）或（n+1）/2（n为奇数）。
③按某一途径反应的分子数m=W×Z，其中Z为参加此反应的氢原子个数（几率），W为该氢原子的相对反应速度。（用于预测产品分布）
④大自由基不稳定，在与其他分子碰撞之前发生分解，从β键断链，直至分解成H或CH3。断裂时带自由基的一端生成相应的烯烃。乙基自由基和异丙基自由基分解时生成H和相应的烯烃。如：
α键指与官能团相邻的键，β键指与官能团相隔的键，以此类推。可利用此规律预测一次反应产品的分布。P114
该方法对于C5以下的单一烷烃预测是准确的，对于C6以上的正构烷烃则误差较大。
对于混合烃裂解，研究发现：
①烷烃对于环烷烃和烯烃的裂解有促进作用，主要是烷烃提供了环烷烃和烯烃裂解所需的自由基；
②环烷烃和烯烃对于烷烃的裂解有抑制作用，主要是环烷烃和烯烃抢夺了烷烃产生的自由基。
三.裂解原料的性质及其评价1.族组成PONA
P：烷烃族O：烯烃族N：环烷烃族A：芳烃族一般原料中，链烷烃族（P）越大，乙烯收率越高；芳香族（A）越大，乙烯收率越低；乙烯收率：P>N>A；2.氢含量和碳氢比
原料的氢含量是指裂解原料中所含的氢的质量分数，用ω（H2）表示，原料的碳氢比指裂解原料中C与H的质量比，用C/H表示，公式如下：ω（H2）=（4-1）
（C/H）=（4-2）（C/H）≥3
C----原料中C原子的个数；H----原料中H原子的个数。
氢含量顺序：P>N>A对于混合物的氢气含量ω（H2），可以先求出每个纯组分的氢含量，再与每个组分的质量分数相乘加和。
通过裂解反应，使一定氢含量的裂解原料生成氢含量较高的C4和C4以下的轻组分和氢含量较低的C5和C5以上液体。由氢平衡可以断定，裂解原料氢含量越高，获得的轻烃越多，乙烯的收率也越高。根据原料氢含量既可以判断该原料可能达到的裂解深度，也可以评价该原料裂解所得的C4和C5以下轻烃的收率。3.特性因数K
K=（4-5）K值以烷烃最高，环烷烃次之，芳烃最低，它反映了烃的氢饱和程度。乙烯和丙烯总体收率大体上随裂解原料特性因数的增大而增加。4.关联指数（芳烃指数）BMCI
馏分油的关联指数是表示油品的的芳香性的指标，也叫芳烃指数，是由美国矿务局关联而成，由下式计算，关联指数越高，芳烃的含量相对越高。
（4-6）
规定苯的BMCI值为为100，正己烷的BMCI值为0。
正构烷烃一般一次反应（脱氢，断链）都属于一级反应，而二次反应一般高于一级反应。第三节烃类热裂解的工艺参数一.裂解温度和停留时间1.裂解温度
（1）从自由基反应机理分析在一定温度范围内，提高裂解温度有利于提高一次反应所得乙烯收率。（2）从化学平衡及热力学分析由于烃类裂解是强吸热反应，平衡常数Kp随温度的升高而增大。提高裂解温度有利于乙烯的反应，并相对减少乙烯消失的反应，因而有利于提高裂解的选择性。由于裂解反应进行到反应平衡，烯烃收率甚微，裂解产物主要为氢和碳。因此，反应必须控制在一定的裂解深度范围内。
（3）从动力学分析反应速率常数k总是随温度的升高而增加的。
结论：提高温度不仅有利于提高反应速率和平衡常数，还有利于提高生成乙烯的选择性和收率。高温短停留时间是改善烃类裂解反应产品收率的关键。
在某一停留时间下，存在一个最佳裂解温度，在此温度下，乙烯收率最高。2.停留时间
管式裂解炉中物料的停留时间是指裂解原料经过辐射盘管（辐射段炉管）的时间。工程上如下几种计算反应的停留时间：（1）表观停留时间（2）平均停留时间3.温度停留时间效应
（1）温度停留时间对裂解产品收率的影响
由动力学可以看出，对于给定原料而言，裂解深度（转化率）取决于裂解温度和停留时间。然而，相同转化率下可以有各种不同的温度时间停留组合。乙烯收率、温度和停留时间的关系如下图所示。
由图可见，为使乙烯收率保持在最高温度，改变裂解温度必须相应改变停留时间，反之亦然。如果要缩短停留时间，则需要相应提高裂解温度。
①高温裂解有利于一次反应，短停留时间又可以抑制二次反应的进行（减少结焦）。②高温短停留时间操作可以抑制芳烃生成的反应，对给定原料而言，高温短停留时间所得到的裂解汽油的收率相对较低。（2）裂解温度-停留时间的限定
①裂解深度对温度-停留时间的限定为达到满意的产品收率需要较高的裂解深度，而过高的裂解深度又会因结焦严重而使清焦周期几句缩短。工程中常以C5和C5以上液相产品的氢含量不低于8%为裂解深度的限定。
②温度的限制对于管式炉中进行的裂解反应，为提高裂解温度就必须相应提高炉管管壁温度，炉管管壁温度受炉管材质的限制，因此，管式裂解炉出口温度一般均限制在950℃以下。
③热强度（传热速率）限制炉管管壁温度不仅取决于裂解温度，也取决于热强度。在给定裂解温度下，随着停留时间的缩短，炉管热通量增大，热强度增大，传热速率增加，即单位时间内需要的热量增加。因此，在给定的裂解温度下，如何保证短时间内将热量传递进去，就变成了高温-短停留时间的主要限制。二.压力与稀释剂1.压力对裂解反应的影响（1）从化学平衡角度分析
一次反应是摩尔数增多的过程，对于脱氢的可逆反应，降低压力对提高乙烯平衡组成有利（断链反应因为是不可逆反应，压力无影响）。
烃类聚合缩合的二次反应大多数是摩尔数减少的过程，降低压力可抑制其进行，减少结焦生碳，即对生产乙烯有利。（2）从反应速率来分析
降低压力虽然不能改变反应速率常数，但是可以降低反应物的浓度，降低压力对一次、二次反应都不利，但反应级数的不同影响也不同，压力对于高于一级的反应的影响比对一级反应的影响要大的多，也就是说降低压力可以增大一次反应对于二次反应的相对速率，提高一次反应的选择性。
结论：降低压力可以促进生成乙烯的一次反应，抑制发生聚合的二次反应，从而减轻结焦的程度。
2.稀释剂对裂解反应的影响
由于裂解是在高温下进行的，不宜采用抽真空减压的方法降低烃分压，因为高温密封不易，一旦空气漏入负压操作的裂解系统，与烃气体形成爆炸混合物就有爆炸的危险；而且减压操作对以后分离工序的压缩操作也不利，要增加能耗消耗。所以就采取添加稀释剂以降低分压是一个较好的方法。这样，设备仍可在常压或正压下操作，而烃分压则可降低。稀释剂理论上讲可以采用水蒸气、氮气或任一种惰性气体，但目前较为成熟的裂解方法均采用水蒸气作为稀释剂，原因如下：
①裂解反应后通过急冷即可实现稀释剂与裂解气的分离，不会增加裂解气的分离负荷和困难，使用其他惰性气为稀释剂时反应后均与裂解气混为一体，增加了分离困难。
②水蒸气热容量较大，使系统具有较大的热惯性，当操作供热不平稳时，可以起到稳定温度的作用，保护炉管防止过热。
③抑制原料中所含硫对镍镉合金炉管的腐蚀，保护炉管。因为高温水蒸气具有氧化性，能将炉管内壁氧化成一层保护膜，这样既防止了裂解原料中S对镍镉合金炉管的腐蚀，又防止了炉管中铁、镍对生碳的催化作用。
④脱除焦炭水蒸气对已生成的炭有一定的脱除作用，即：⑤减少炉管内的结焦⑥其他，如廉价、易得、无毒等
稀释剂用量用稀释度q表示，其定义为：
稀释度q=稀释剂重量/原料烃的重量（4-22）
稀释剂的作用原理可用道尔顿分压定律来说明。三.裂解深度
1.裂解深度表示方法
裂解深度指裂解反应进行的程度。由于裂解反应的复杂性，很难以一个参数准确地对其进行定量描述。根据不同情况，常常采用如下一些参数来衡量裂解深度。
（1）原料转化率原料转化率反应了裂解反应时原料的转化程度。因此常用原料转化率来衡量裂解深度。一般原料转化率越高，裂解深度越深。
（2）甲烷收率由于甲烷比较稳定，基本上不因二次反应消失，裂解所得甲烷收率总是随着裂解深度的提高而增加。甲烷收率越高，裂解程度越深。
（3）液体产物的氢含量和氢碳比随着裂解深度的提高，裂解所得氢含量高的C4和C4以下气态产物的产量增大，C5和C5以上的液体产品的氢含量和氢碳比将随裂解深度的提高而下降。馏分油裂解时，其裂解深度应以所得液体产物的氢含量不低于8%或氢碳质量比不低于0.087为限。一般裂解所得液体产物的氢含量或者氢碳比越低，裂解深度越深，结焦越严重，清焦越频繁，操作周期越短。
（4）裂解炉出口温度在炉型已定的情况下，炉管排列及几何参数已确定。此时对给定裂解原料及负荷而言，炉出口温度在一定程度上可以表征裂解的深度。一般裂解炉出口温度越高，裂解深度越深。
（5）裂解深度函数S考虑到温度和停留时间对裂解深度的影响，有人将裂解温度T与停留时间θ关联如下：（4-24）（6）动力学裂解深度（KSF）
第四节裂解设备与工艺一.管式裂解炉
热裂解过程是通过裂解炉来实现的。裂解炉包括蓄热式炉、砂子炉、管式炉等。现在90%以上都是采用管式裂解炉，也是间接传热的裂解炉。1.管事裂解炉工作原理
（1）管式裂解炉的组成管式裂解炉一般主要由对流室（段）、辐射室（段）、炉管、烧嘴、烟囱、挡板等几部分构成。
（2）管事裂解炉的工作原理裂解原料首先进入管式裂解炉的对流段炉管升温，达到一定温度后与来自蒸汽发生器的稀释蒸汽混合继续升温到600~650℃，然后转向进入裂解炉的辐射段炉管继续升温并发生裂解反应直到裂解出口温度及所谓的反应温度800~850℃，离开裂解炉，最后高温裂解产物通过急冷换热器降温后，到后续进行预分馏。2.裂解炉的炉型及变革
裂解温度和停留时间均受辐射盘管耐热程度的限制。提高温度和缩短停留时间的另一重要途径是改进辐射盘管的结构。
认识不同SRT型裂解炉（短停留时间裂解炉）的程数所代表的意义（P131）
裂解炉或炉管发展趋势主要体现在分支变径，管径先细后粗，程数越来越少，管长越来越短，耐温越来越高，达到的效果是裂解温度越来越高，停留时间越来越短，乙烯收率越来越高，原料适用范围越来越宽，裂解炉热效率越来越高。二.裂解产物急冷、热量回收及炉管结焦与清焦1.裂解产物急冷
裂解炉出口的高温裂解产物在出口高温条件下将继续进行裂解反应，由于停留时间的增长，二次反应加剧，结焦严重，烯烃损失随之增多。为此，需要将裂解炉出口高温裂解产物尽快冷却，通过急冷以终止其裂解反应。急冷可分为直接急冷和间接急冷。
（1）间接急冷裂解炉出来的高温裂解产物温度在800~900℃左右，在急冷降温过程中要释放出大量的热，是一个可以利用的热源，为此可用换热器进行间接急冷，回收这部分热量发生蒸汽，以提高裂解炉的热效率，降低产品成本。用于此目的的换热器称为急冷换热器。急冷换热器与汽包所构成的发生蒸汽的系统称为急冷（废热）锅炉（也有直接将极冷换热器称作急冷锅炉的）。使用急冷锅炉的目的是终止裂解反应（二次反应）和回收废热。
（2）直接急冷直接急冷的方法是在高温裂解产物中直接喷入冷却介质，冷却介质被高温裂解产物加热而部分汽化，由此吸收裂解产物所携带的热量，使高温裂解产物迅速冷却。根据冷却介质的不同，可以分为水直接冷却和油直接冷却。
（3）急冷方式的对比裂解产物直接急冷设备费用少，操作简单，系统阻力小，传热效果好（因为直接接触），急冷效果好，但形成大量含油垢污水，油水分离困难，且难以回收利用裂解物的热量；而间接急冷对能量利用较为合理，可回收裂解产物被急冷时所放出的热量，经济性好，且无污水产生，故工业上多用间接急冷。2.急冷换热器（急冷锅炉）
一般对急冷锅炉的要求是结焦少，能长期连续运转；可回收超高压蒸汽，热效率高；结构简单，稳定性好；投资低。
3.裂解炉和急冷换热器的结焦与清焦
（1）裂解炉和急冷换热器结焦的判据管式裂解炉辐射盘管和急冷换热器换热管在运转过程中会有焦垢生成，必须定期进行清焦。对于管式炉而言，出现一下任一情况均应停止进料，进行清焦：
①裂解炉辐射管管壁温度超过设计规定值；②裂解炉辐射段入口压力增加值超过设计值。
（2）裂解炉、急冷换热器结焦的危害和清焦的方法
管内一旦结焦，轻者影响传质、传热、增加流动阻力，重者造成阻塞、停工、停产，影响操作周期，所以当焦垢结到一定程度必须进行清焦。
清焦方法：蒸汽清焦法、空气烧焦法或蒸汽-空气清焦法进行清焦。这些清焦方法的原理是利用蒸汽或空气中的氧与焦垢反应而达到清焦的目的。如下反应方程式所示：
（3）抑焦技术与方法为了延缓炉管内结焦，延长裂解炉运转周期，可以采用不同的抑焦技术和方法。其中最常用的抑焦技术有：改变工艺条件、加氢热裂解。原料预处理、炉管表面预处理、混合烃裂解、加结焦抑制剂等，而其中应用最广泛的就是加入结焦抑制剂。结焦抑制剂主要作用是钝化金属表面、改变自由基历程、催化水煤气反应、改变焦的形态等等。
工业常用的结焦抑制剂的种类是含S、N、P、Si等的化合物。三.裂解产物的预分馏
1.裂解产物预分馏的目的与任务
裂解炉出口的高温裂解产物经急冷换热器冷却，再经油急冷器进一步冷却后，温度可降低到200~300℃之间。将急冷后的裂解气进一步冷却至室温，并在冷却过程中分馏出裂解产物中的重组分（如燃料油，裂解汽油，水分），这个环节称为劣迹产物的预分馏。经预分馏处理后得到的裂解气再送至裂解气压缩与净化过程，最后进行深冷分离。
预分馏的作用如下：
①尽可能降低裂解气的温度，保证裂解气压缩机的正常运转，并降低裂解气压缩机的功耗；②尽可能分馏出裂解产物中的重组分，减少进入压缩分离系统的进料负荷；
③稀释蒸汽以冷凝水的形式分离回收，用以发生稀释蒸汽，从而大大减少污水排放量；④继续回收裂解产物低能热量。通常，可由急冷油回收的热量发生稀释蒸汽，由急冷水回收的热量进行分离系统的工艺加热。
2.预分馏工艺流程描述与工艺参数分析
（1）预分馏工艺流程概述裂解原料经过裂解炉后，经过高温裂解，裂解产物从裂解炉顶排出，入急冷换热器回收热量后，再进急冷器用急冷油喷淋至220~300℃左右。冷却后的裂解产物进入油洗塔（汽油分离塔），塔顶用裂解汽油喷淋，塔顶温度控制在105~109℃之间，保证裂解气中的水分从塔顶出油洗塔。塔釜则随原料的不同而控制在不同的水平，塔釜所得的原料油产品，部分作为稀释蒸汽的热源，回收裂解气的热量。经稀释蒸汽发生系统冷却的急冷油，大部分送急冷器以喷淋高温裂解产物，少部分急冷油进一步冷却后作为油洗塔中段回流。示意图如下：（见左页）
油洗塔塔顶气体进入水洗塔，塔顶用急冷水喷淋并控制在40℃左右，塔顶得到裂解气送入裂解气压缩机。塔釜80℃左右，可分馏出裂解产物中的大部分水分和裂解汽油。塔釜油水混合物经过油水沉降槽油水分离，分离出的水（称为急冷水）经冷却后送入水洗塔作为塔顶喷淋，另一部分则送至稀释蒸汽发生器发生蒸汽，供裂解炉使用。油水分离所得的裂解汽油部分，部分送至油洗塔作为塔顶喷淋物，另一部分则作为产品采出。
（2）预分馏系统工艺参数分析汽油分馏塔顶温度、急冷油温度、急冷水塔顶、塔釜温度。①汽油分馏塔顶温度一般控制在105~109℃，最高不超过120℃，最低不低于100℃。超过120℃后，烃类轻质油混入裂解汽油中，会增加急冷水塔的热负荷，油水沉降分离效果变差，裂解汽油干点提高，不利于后续操作；且粘度变大，给急冷循环泵操作带来困难。低于100℃，水蒸气就可能冷凝下来，可能使塔釜急冷汽油乳化，塔釜温度明显降低，造成急冷油循环泵抽空，最终可能使裂解炉不能正常操作或全面停车。②急冷油粘度
③急冷水塔顶、釜温度塔顶出口温度控制着出口裂解气的组成，一般在40℃以下；塔釜温度控制在80~85℃。
3.裂解汽油与裂解原料油
（1）裂解汽油（C5-C10）烃类热裂解副产的裂解汽油包括C5至沸点204℃以下的所有裂解副产物。裂解汽油经一段加氢可作为高辛烷值汽油组分。
如需经芳烃抽提分离芳烃产品，则应进行两段加氢，脱去其中的S、N，并使烯烃全部饱和。
可以将裂解汽油全部加氢，加氢后分为加氢C5馏分、C6~C8中心馏分、C9~204℃馏分。此时加氢C5馏分可返回循环裂解，C6~C8中心馏分则是芳烃抽提的原料，C9馏分则可作为歧化生产芳烃的原料。
也可以将裂解汽油先分为C5馏分、C6~C8中心馏分、C9馏分，然后仅对C6~C8中心馏分进行加氢处理，由此，可使加氢处理量减少。
（2）裂解燃料油（C11+）烃类热裂解副产的裂解燃料油（乙烯焦油）是指沸点在200℃以上的重组分。其中沸程在200~360℃的馏分称为裂解轻质燃料油，相当于柴油馏分。沸程在360℃以上的馏分成为裂解重质燃料油，相当于常压重油馏分。
第五节裂解气的净化
来自水洗塔顶的裂解气中含有H2S，CO2，H2O，C2H2，C3H4，CO等气体杂质，这些杂质不脱除，则影响产品的质量与应用。这些杂质主要来源于三个方面：原料中本身含有，反应中生成，裂解气处理过程中引入。一.酸性气体的脱除
１．酸性气体杂质的来源
裂解气中的酸性气体主要是H2S，CO2和其他气态硫化物，他们主要来自于下面几个方面：①气体裂解原料带入的气体硫化物和CO2。
②液体裂解原料中所含有的硫化物如硫醇、硫醚、噻吩、二硫化物等在高温下与氢和水蒸气反应生成H2S，CO2。（反应见左页）
③裂解原料烃和炉管中的结碳与水蒸气反应可生成CO和CO2。（反应如下）
④当裂解原料中有氧混入时，氧与烃类反应生成CO2。
２．酸性气体的危害
裂解气中含有的酸性气体对裂解气分离装置以及乙烯和丙烯衍生物的加工抓紧改制都会产生很大的影响。CO2在低温下结成干冰，造成深冷分离系统设备和管道堵塞。H2S将造成设备腐蚀；使加氢脱炔催化剂和甲烷化催化剂中毒；使干燥用的分子筛缩短寿命；对下游加工装置的聚合过程或者催化反应过程的催化剂中毒，也可能影响产品质量。３．酸性气体的脱除方法（１）碱洗法脱除酸性气体
①反应原理碱洗法是指用NaOH为吸收剂，通过化学吸收使NaOH与裂解气中的酸性气体发生化学反应，以达到脱除酸性气体的目的。反应方程式如下：
上述两个反应Ｋp很大，在平衡产物中H2S与CO2的分压几乎可以降为0，但是由于反应不可逆，NaOH吸收剂不可再生循环使用。目前大多数乙烯装置均采用碱/水洗脱除酸性气体，由相应的碱洗段和水洗段组成，有三段，也有两段的流程。②工艺流程
碱洗塔包括三个碱洗段和一个水洗段，裂解气略经加热后，进入碱洗塔的底部，依次与弱碱、中强碱、强碱逆流接触，然后在塔上部的水洗段中进行水洗，脱除可能夹带的碱液，防止碱液带入压缩机机体内。脱酸性气体后的裂解气自塔顶引出进入裂解气压缩机，塔釜黄油和废碱液的混合物送至废碱分离罐。在废碱分离罐内注入一定量的裂解汽油，使黄油溶解于裂解汽油，再经裂解汽油分离罐使废碱与裂解汽油分离，分离出的裂解汽油返回水冷塔，废碱液则送往废碱处理系统。此过程必须注意碱液与裂解汽油的分离，防止大量碱液进入水冷塔，造成冷水的乳化。（工艺流程图见左页）
两段：水洗+碱洗；三段：水洗+2段碱洗；四段：水洗+3段碱洗。
即使是在常温操作条件下，在有碱液存在时，裂解气中的不饱和烃仍会发生聚合，生成的聚合物将聚合于塔釜。这些聚合物为液体，但与空气接触易形成黄色固态，通常称为黄油。黄油的生成可能造成碱洗塔釜和废碱罐的堵塞，而且也对废碱液的处理造成麻烦。由于黄油可溶于富含芳烃的裂解汽油，因此，往往采用注入裂解汽油的方法来分离碱液池中的黄油。③碱洗塔操作条件
a.温度温度升高，裂解气中酸性气体平衡分压增加，脱除不净；温度降低，反应速度降低，碱液粘度增加，且生成的盐在废碱中的溶解度下降，流动阻力增加，结晶造成阻塞，操作费用增加，故选常温。
b.压力压力升高，裂解气中酸性气体分压增加，溶解度增加，脱除彻底；但压力太高，设备材质要求高，能耗增加，会有部分重组分脱除，且生成的盐在废碱中的溶解度下降，结晶造成阻塞，故选中压（1MPa左右）。
C.碱液浓度碱液浓度太小酸性气体脱除不净，太高浪费而且碱液粘度增加，生成的盐在废碱中的溶解度下降，结晶造成阻塞。（2）乙醇胺法脱除酸性气体
用乙醇胺做吸收剂除去裂解气中的H2S，CO2是一种物理吸收和化学吸收相结合的方法，所用的吸收剂主要是一乙醇胺（MEA）和二乙醇胺（DEA）。在使用过程中一般将这两种（或三种加三乙醇胺）乙醇胺混合物（不分离）配成30%左右的水溶液（乙醇胺中含有羟基官能团，溶于水）使用。以一乙醇胺为例，他能与H2S,CO2发生如下反应（见左页）。
以上反应是可逆反应，在温度低、压力高时，反应向右进行，并放热；在温度高、压力低时反应向左进行，并吸热。因此，在常温加压条件下进行吸收，吸收液在低压下加热，释放出H2S,CO2，得以再生，重复使用。
如图是乙醇胺法脱酸性气体的工艺流程（见左页）。乙醇胺加热至45℃后送入吸收塔的顶部，裂解气中的酸性气体大部分被乙醇胺溶液吸收后，送入碱洗塔进一步净化。吸收了H2S,CO2的富液，由吸收塔釜采出，在富液中注入少量洗油（裂解汽油）以溶解富液中终止烃及聚合物（黄油）。富液和洗油经分离洗油后，送到汽提塔进行解吸。汽提塔中解吸出的酸性气体经塔顶冷却并回收凝液后放空。解吸后的贫液再返回吸收塔进行吸收。（3）醇胺法与碱洗法的对比
醇胺法与碱洗法相比，其主要优点是吸收剂可再生循环使用，当酸性气体含量较高时，从吸收液的消耗和废水处理量来看，醇胺法明显优于碱洗法。
①醇胺法中的乙醇胺对酸性气体的吸收不如碱洗法中碱吸收的彻底，一般醇胺法处理后裂解气仍需要再用碱洗法进一步脱除，以满足生产需要。
②醇胺虽可再循使用，但由于挥发和降解，仍有一定的损耗。由于醇胺与羰基硫、二硫化碳反应使不可逆的，当这些硫化物含量高时，吸收剂损失会很大。
③醇胺水溶液呈碱性，但当有大量酸性气体存在时，溶液pH值会急剧下降，从而对碳钢设备产生腐蚀。尤其在酸性气浓度高而且温度也高的部位（如换热器、汽提塔及再沸器）腐蚀更为严重。因此，醇胺法对设备材质要求高，投资相应较大。④醇胺溶液可以吸收丁二烯和其他双烯烃，吸收双烯烃的吸收剂在高温下再生时易生成聚合物，由此即可能造成系统结垢，有损失了丁二烯等。
结论：一般情况下，乙烯装置均采用碱洗法脱除裂解气中的酸性气体，只有当酸性气体含量较高时，为减少碱耗量以降低生产成本，可考虑采用乙醇胺法预脱裂解气中的酸性气体，但仍需要碱洗法进一步作精细脱除。二.水的脱除1.水的来源
裂解气中的水分主要来自于裂解过程中的稀释剂、水洗过程、脱酸性气体过程。2.水的危害
水分在进入低温分离系统会造成设备和管道的堵塞，除水分结冰外，水分还会与低级烃类生成白色结晶的水合物。3.水的脱除方法
裂解气中的水含量不高，但是要求脱水后物料的干燥度很高，因而，均采用固体吸附法进行干燥。常用的干燥剂有：硅胶（颜色变化，好判断）、活性炭、活性氧化铝、分子筛等。（1）分子筛的吸附规律
所谓分子筛一般是由氧化硅和氧化铝形成的多水化合物的结晶体，在使用前将其活化，脱去结合的水，使其形成均匀的孔隙，这些孔有筛分分子的能力，故称为分子筛。由于氧化硅与氧化铝的摩尔币不同，形成了不同的分子筛，有A、X、Y型等。每种又包括很多种，如A型有3A、4A、5A等。分子筛有以下几条吸附特性：
①根据分子大小不同进行选择性吸附。4A能吸附水、甲烷、乙烷，但是3A只能吸附水、甲烷，不能吸附乙烷分子。
②根据分子极性不同进行选择吸附。由于分子筛是极性分子，优先吸附极性分子水（水是强极性分子）。
③根据分子的不饱和程度不同进行选择性吸附，分子不饱和程度越大，越易被吸附。如分子筛吸附能力：乙炔>乙烯>乙烷。
④根据分子的沸点不同进行选择性吸附，一般沸点越高，越易被吸附。（2）分子筛与活性氧化铝对比
①分子筛即使在很低的相对湿度下，仍有较大的吸附能力。而活性氧化铝的吸附容量随相对湿度变化很大，在相对湿度超过60%时，其吸附容量高于分子筛，随着相对湿度的降低，其吸附容量远低于分子筛。
②在低于100℃的范围内，分子筛吸附容量随温度的影响小，而活性氧化铝的吸附量受温度的影响较大。
③3A分子筛是离子型极性吸附剂，对极性分子水有极大的亲和性，易于吸附；而对H2、CH4、C3以上烃类均不吸附。因此，用于裂解气的干燥时，不仅烃的损失少，也可以减少高温再生时形成聚合物或结焦而使吸附剂性能劣化。反之，活性氧化铝可吸附C4不饱和烃，不仅造成C4损失，影响操作周期，而且再生时易生成聚合物结焦而使吸附剂性能劣化。
结论：目前，均采用3A型分子筛，一般设置两个干燥剂罐，轮流进行干燥和再生。干燥后裂解气露点低于-70℃。（3）裂解气干燥与再生工艺
裂解气在分离过程中，除裂解气在进入低温系统之前要进行干燥外，还要对加氢后的C2馏分、甲烷化后的氢气等进行干燥。这些干燥均采用填充床干燥器，其中一台进行脱水干燥，另外一台再生或备用。
湿气自上而下通过分子筛床层，干燥后的气体从干燥器底部送出。分子筛经过一段时间后会逐渐接近或达到平衡吸附量，这时就必须将干燥器切换并对其中分子筛进行再生。分子筛的再生一般分为倒液、泄压、冷吹、升温、恒温、和降温几个步骤。（工艺图见左页）三.炔烃和CO的脱除。
1.炔烃和CO的来源炔烃主要是在裂解过程中产生的（烯烃脱氢），CO主要是生成的焦炭通过水煤气反应转化而成。反应如下：
2.炔烃和CO的危害乙烯和丙烯产品中所含炔烃会对乙烯和丙烯衍生物生产过程带来麻烦。它们可能影响催化剂寿命，恶化产品质量，使聚合过程复杂化，产生不希望的副产品，积累爆炸等。CO会使加氢脱炔催化剂中毒。3.炔烃和CO的脱除方法（1）甲烷化法脱CO
在250~300℃、3MPa、Ni催化剂条件下，将氢气中的CO转化成甲烷和水并放出大量的热。反应如下：
虽然甲烷化反应使放热反应，但是氢气中CO含量并不高，因此氢气的甲烷化反应大多采用单段床绝热式反应器。不采用Ni为活性中新的催化剂，不仅能加快甲烷化反应，而且能加快不饱和烃的加氢反应，但必须严格控制氢气中乙烯的量，否则会发生非飞温现象。甲烷化反应器大多设置了高温报警和超高温联锁停车控制。
甲烷化反应之后，设有冷却器、分离罐和氢气干燥器，用以降低氢气温度脱除反应中生成的水。由于汽油加氢工艺（裂解汽油加氢制芳烃）对水含量的要求不很严格，所以经过甲烷化反应后的一部分氢气可以不经干燥而直接送往汽油加氢装置；而对于C2、C3加氢所用氢气都必须是经过干燥脱水的氢气。有些乙烯装置还向外界输送干氢和湿氢产品。（流程见左页）
（2）催化加氢脱炔
乙烯生产中常用的脱除乙炔的方法是溶剂吸收法和催化加氢法。溶剂吸收法是使用溶剂吸收裂解气中的炔烃以达到净化的目的，同时也可以回收一定量的炔烃。催化加氢法是将裂解气中的炔烃加氢成为相应的烯烃或烷烃，为此达到脱除炔烃的目的。两者各有优缺点，在不需要回收炔烃时，一般采用催化加氢法（特别是小规模的乙烯化工厂），当需要回收炔烃时（主要是规模大的乙烯化工厂），则采用溶剂吸收法。实际装置中，同时建有回收炔烃的溶剂吸收系统和催化加氢脱炔系统，两个系统并联，根据实际情况灵活运用。①催化加氢脱炔原理乙炔加氢反应如下：
乙炔加氢生成乙烯，既能脱除乙炔，又能增加乙烯，同时还不会给裂解系统带入新的杂质。如果发生其他反应则会造成乙烯的损失，尤其是生成低聚物（绿油）的反应还会影响催化剂的性能。另外，乙炔加氢过程中，乙烯的含量远远大于乙炔的含量，这对乙炔加氢生成乙烯是不利的。因此需要选择合适的催化剂（催化剂的选择性）来解决这一矛盾，催化剂还要同时具备下列性质：
a.对乙炔的吸附能力远远要大于对乙烯的吸附能力；b.能使吸附的乙炔迅速发生加氢生成乙烯的反应；
c.生成乙烯的脱附速度远大于进一步加氢生成乙烷的速度。
实验数据表明：乙炔加氢转化为乙烷的反应比乙炔加氢转化为乙烯的反应更容易；当乙炔转化为乙烯和乙烯转化为乙烷的反应各自单独进行时，乙烯转化为乙烷的速度比乙炔转化为乙烯的反应速度快10~100倍。因此在催化加氢中，催化剂的选择性是影响加氢效果的重要指标。
C3馏分中炔烃转化为丙烯的反应比转化为丙烷的反应更容易，因此，C3炔烃加氢时比乙炔加氢更容易获得较高的选择性，但是随着温度的升高，丙烯转化为丙烷及低聚物（绿油）生成的反应加快，丙烯损失增加。
②前加氢和后加氢前加氢是在脱甲烷塔之前，利用裂解气中的氢对炔烃进行选择性加氢，以脱除其中炔烃，所以又称为自给加氢。后加氢是指在脱甲烷塔之后，将裂解气中C2和C3馏分分开，再分别对C2和C3馏分进行催化加氢，以脱除乙炔、甲基乙炔（丙炔）和丙二烯。
前加氢和后加氢对比如下：
前加氢：设在脱甲烷塔前进行加氢，又叫自给加氢，加氢对象为裂解气全馏分，内含氢气，不需外加，流程简单，能量利用合理；但乙烯损失较大，不能保证丙炔和丙二烯脱净，且当催化剂性能较差时，副反应剧烈，选择性差，不仅造成乙烯和丙烯的损失，严重时还会导致反应温度的失控，床层飞温，威胁安全生产。
后加氢：设在脱甲烷塔之后，将C2、C3分开分别进行加氢，需外加入氢气，氢气可按需加入，加氢选择性好，催化剂寿命长，产品纯度高，乙烯几乎不损失，不易发生飞温的问题；但能量利用和流程布局均不合理，需要一套氢气净化和供给系统。③加氢脱炔催化剂目前用于炔烃加氢的催化剂，主要有钯系催化剂和非钯系催化剂，对于脱乙炔过程主要使用钯系催化剂。④加氢脱炔工艺流程
以C2加氢为例，C2加氢工艺又包括全馏分加氢工艺和产品加氢工艺。全馏分加氢是指来自脱乙烷塔顶的C2馏分全部进入乙炔加氢反应器；产品加氢是指除去回流之外，将脱乙烷塔回流罐采出的产品进行加氢。（工艺流程图见左页）
C3催化精馏加氢技术即将精馏和催化加氢集成到一个单元操作中。较多运用于脱丙烷塔中丙炔、丙二烯的加氢。对于高、低压双塔脱丙烷流程，一般将催化床设置在高压塔的精馏段。由于该技术具有较高的平均选择性，用于C3加氢，具有显著优点，具体体现在：a.把加氢与轻烃分离整合到了一个单元中，占地少，流程简单，易操作；b.节省了与固定床选择加氢的单元相关的大部分投资，投资显著降低；
c.较低的反应温度和等温条件提高了加氢选择性，绿油生成量明显减少，从而降低了产品损失；
d.回流的冲洗作用大大减少了低聚物的形成，使重组分（焦）能及时离开催化区，可减轻催化剂床层的堵塞，延长催化剂的使用寿命。（3）溶剂吸收法脱除乙炔
该方法在脱除乙炔的同时，可以回收到高纯度的乙炔。随着乙烯装置的大型化，裂解副产乙炔量相当可观，乙炔回收更具有吸引力。所选用的溶剂应对乙炔有较高的溶解度（高吸收能力），而对其他组分溶解度越低越好（高选择性），常用的溶剂有二甲基甲酰胺（DMF），N-甲基吡咯烷酮（NMP）和丙酮。除此之外，溶剂的沸点和熔点也是选择溶剂的标准，低沸点溶剂较易解吸，但损耗大，且污染产品。高沸点溶剂解吸时需要低压高温条件，但溶剂损耗小，且能获得较高纯度的产品。
第六节裂解气的压缩与制冷一.裂解气的压缩系统1.裂解气压缩的目的
裂解气中许多组分在常压下都是气体，沸点很低，常压下进行各组分精馏分离，则分离温度低，需要大量冷量和耐低温钢材。为了使分离温度不太低，可适当提高分离压力。裂解气分离中温度最低部位是甲烷和氢气的分离，即脱甲烷塔顶。
压力升高，各组分沸点升高，操作温度升高，耗冷量减少，节省冷剂，需耐低温钢材减少，同时可脱除部分重组分和水，有利；但压力太高，对设备要求升高，所需压缩功增加，各组分相对挥发度减少（分离效果变差，板数增加（设备费增加），回流比增加（操作费增加），总费用增加），难分，塔釜温度升高，二烯烃聚合，不利；综合起来工程上一般采用3~4MPa。
压力升高，压缩机内温度升高（压缩过程近似绝热），二烯烃在机内聚合，聚合物沉积在压缩机的气缸和叶片上造成磨损；同时，压缩机内温度升高，机内润滑油粘度下降，压缩机寿命缩短。为了克服这种矛盾，工程上采用多级（段）压缩，一般采用3~5级压缩，段与段间必须设置中间冷却器（多级压缩目的就是防止温度增长太高）。
经压缩后的温度可由气体绝热方程算出。公式如下：
则绝热压缩时，压缩终温度为：
P153，例4-4(见左页)2.多级压缩的优点
①节约压缩功压缩机压缩过程接近绝热压缩，功耗大于等温压缩，若分为多段进行，段间冷却移热，则可节省部分压缩功，段数越多，越接近等温压缩，功耗越少。（见左页）②降低压缩机出口温度裂解气重组分中的二烯烃易发生聚合，生成的聚合物沉积在压缩器压缩机内，严重危机操作的正常运行。而二烯烃的聚合速度与温度有关，温度越高，聚合速度越快。为了避免聚合现象的发生，必须控制每段压缩后气体温度不高于100℃。
③可插入段间操作裂解气经压缩后可除去其中大部分的水分，减少干燥器体积和干燥剂用量，延长再生周期。同时还从裂解气中分凝出部分水、C3及C3以上的重组分，减少进入深冷系统的负荷，节约了冷量。根据工艺要求（压力）可在压缩机各段间安排各种操作，如酸性气体的脱除，前脱丙烷工艺流程中的脱丙烷塔等。3.多级压缩工艺流程
以五段压缩为例，该流程分为五段压缩，段间用冷却水进行冷却，五段出口裂解气经冷却水冷却后进洗苯塔脱除苯，以防止在深冷分离系统的低温下冻结，除苯后的裂解器经冷却后进裂解气干燥器。在裂解气压缩机三段和四段之间设置酸性气体脱除系统。段间凝液分两部分处理，重组分经汽油汽提塔汽提后获得裂解汽油馏分；轻组分经凝液汽提塔汽提后获得C3及C3以轻烃凝液，送至分离单元脱丙烷塔系统。（流程见左页）二.裂解气的制冷系统深冷分离过程需要制冷剂制冷降温，制冷是利用制冷剂压缩和冷凝得到制冷剂液体，再在不同压力下蒸发，来获得不同温度级位的冷冻过程（或说获得冷量的过程）。1.制冷剂的选择
常见的制冷剂都是易燃、易爆的，为了安全起见，不应在制冷系统中漏入空气，即制冷循环应该在正压下进行。这样各制冷剂的常压沸点就决定了它的最低蒸发温度也就是制冷温度。原则上沸点物质都可以作为制冷剂，实际则选用可以降低制冷装置投资、运转效率高、来源丰富、毒性小的制冷剂。对于乙烯装置，选用丙烯和乙烯作为乙烯装置制冷系统的制冷剂。在装置开工初期尚无乙烯产品时，可用混合C2馏分暂时代替乙烯作为制冷剂。待生产合格乙烯后逐步置换为乙烯。丙烯常压沸点为-47.7℃，可作为-40℃温度级的制冷剂；乙烯常压沸点为-103.7℃，可作为-100℃温度级的制冷剂；甲烷常压沸点为-165.5℃，可作为-120~165℃温度级的制冷剂。2.节流膨胀制冷
高压低温的气体迅速通过节流阀泄压膨胀，由过程进行的非常快，来不及与外界进行热交换，膨胀所需要的能量只有取自气体本身（内能）。这样就使其温度下降，这种过程就叫做节流膨胀制冷，温度下降值叫节流效应。液体节流必须有部分汽化。节流前温度越低、压力越高，节流效果越好。
一般气体在常温或低温及中等压力下均可节流降温，而氢气只有在193K（-80℃）以下节流才降温，而在193K以上节流不仅不降温，反而升温，此温度叫氢气的倒转温度，每种气体都有一个倒转温度。3.冷冻循环制冷
（1）冷冻循环制冷原理
如图所示（左页）为氨冷冻循环制冷的示意图。其中包括液氨的蒸发、气态氨的压缩、气态氨的冷凝、液氨的节流四个过程，能获得-30℃左右的低温。
（2）乙烯-丙烯复叠制冷在乙烯厂中广泛采用复叠制冷循环实现深冷目的。以丙烯为制冷剂构成的蒸汽压缩循环系统中，其冷凝温度可采用38~42℃的环境温度（冷却水冷或空冷）。但是丙烯的蒸发温度-45℃，及只可以获得-45℃左右的低温条件。以乙烯为制冷剂的蒸汽压缩制冷循环中，乙烯制冷剂可以获得-102℃的低温，但是由于受乙烯临界点的控制，其冷凝温度必须低于临界温度（9.9℃），因此，乙烯蒸汽压缩制冷循环中的冷凝剂需要使用制冷剂进行冷却。（工艺图见左页）（3）甲烷-乙烯-丙烯复叠制冷乙烯制冷剂不能达到-102℃的制冷温度，为了制取更低温度级的冷量，尚需选用沸点更低的制冷剂。如选用甲烷做制冷剂，可以制取-160℃温度级的冷量，但是随着常压沸点的降低，其临界温度也降低。甲烷的临界温度为-82.5℃。此时，需要以乙烯为制冷剂为其制冷器提供冷量。（流程见左页）
总结：复叠制冷循环是能耗较低的深冷制冷循环，复叠制冷循环的主要缺陷是制冷机组多，又需有存储制冷剂的设施，相对投资较大，操作复杂。而在乙烯装置中，所需制冷温度的等级多，所需制冷剂又是乙烯装置的产品。存储设施完善，加上复叠制冷循环能耗低，因此，在乙烯装置中仍然广泛采用复叠制冷循环。（4）多级压缩制冷循环
单级压缩制冷循环只能提供一种温度的冷量，即蒸发器的蒸发温度，这样不利于冷量的合理利用。为了降低冷量的消耗，制冷系统应该提供多个温度级别的冷量，以适应不同冷却深度的要求。在多级节流多级压缩制冷循环的基础上，在不同压力等级设置蒸发器，形成多级节流多级压缩多级蒸发的制冷循环，以一个压缩机组同时提供几种不同温度级的冷量，从而降低投资。（流程见左页）5.热泵所谓热泵是通过做功将低温热源的热量传送给高温热源的供热系统（或者说将精馏塔顶移出的热量传导精馏塔底的装置）。显然，热泵也是采用制冷循环，利用制冷循环在制取冷量的同时进行供热。
在单级蒸汽压缩制冷循环中，通过压缩机做功将低温热源（蒸发器）的热量传送到高温热源（冷凝器），此时，如仅以制取冷量为目的，则称之为制冷机。如果在此循环中作为加热器使用，利用制冷剂供热则可称此制冷循环为热泵。用气相冷剂进行加热，不仅节省了压缩功，而且相应减少冷凝器热负荷，在能量利用方面是合理的。
热泵又分为闭式热泵和开式热泵，经常在精馏塔上应用。所谓闭式热泵是指冷冻循环介质与塔中物料自成系统，没有物料上的接触与沟通；开式热泵是指塔中的物料即为冷冻循环介质，其中塔顶物料为冷冻循环介质的叫A型开式热泵，塔底物料为冷冻循环介质的叫B型开式热泵。（工艺图见左页）
第七节裂解气的精馏与分离一.分离流程的组织
1.裂解气的组成与分离要求
裂解气中除了目的产品乙烯、丙烯外，还有一些副产品和少量杂质。为了得到和个的分离产品，可利用各组分沸点的不同，在加压低温条件下进行精馏分离过程，获得合格的乙烯、丙烯产品。同时在精馏分离的过程中采用吸收、吸附或化学反应的方法脱除裂解气中的水分、酸性气体（CO2,H2S）、CO、炔烃等杂质（前面以介绍）。因此，裂解气的分离过程主要由精馏分离系统、压缩和制冷系统、净化系统所组成。不同精馏分离方案和净化分离方案就组成了不同的裂解气分离流程。而裂解气的分离要主要取决于对产品的进一步加工要求或产品的用途。
2.裂解气分离方法简介
（1）油吸收分离利用C3（丙烯、丙烷）、C4（丁烯、丁烷）作为吸收剂，将裂解气中除了H2、CH4以外的其他组分全部吸收下来，然后根据各组分的相对挥发度不同，将其一一分开。此法得到的烯烃纯度低，操作费用高（动力消耗大），一般适用于小规模，操作温度高（-70℃左右），可节省大量的的耐低温钢材和冷量。
（2）深冷分离工业上一般将冷冻温度在-100℃以下的操作叫做深冷，深冷温度在-100℃与-50℃之间的操作叫做中冷，冷冻温度在-50℃以上的操作叫做浅冷。深冷分离是将裂解气冷却到-100℃以下，此时裂解气中除了H2、CH4以外的其他组分全部被冷凝下来，然后在根据挥发度的不同，将其一一分开。优点是烯烃纯度高、效率高，是目前裂解气分离中最主要的方法。
此外还有中冷分离、浅冷分离、分子筛吸附分离、络合分离、半透膜分离等分离方法。3.深冷分离的主要设备
⑴脱甲烷塔将H2、CH4与C2及比C2更重的组分分开的塔；
⑵脱乙烷塔将C2及比C2更轻的组分与C3及比C3更重的组分分开的塔；⑶脱丙烷塔将C3及比C3更轻的组分与C4及比C4更重的组分分开的塔；⑷脱丁烷塔将C4及比C4更轻的组分与C5及比C5更重的组分分开的塔；⑸乙烯精馏塔将乙烯与乙烷分开的塔；⑹丙烯精馏塔将丙烯与丙烷分开的塔；
⑺冷箱在脱甲烷系统中，有些换热器、冷凝器、节流阀等温度很低，为了防止散冷，减少与环境接触的表面积，将这些冷设备集装成箱，此箱即为冷箱。其作用是用于回收乙烯、分出的甲烷和氢气。
冷箱在脱甲烷塔之前的工艺（流程）叫做前冷工艺（流程），也叫做前脱氢工艺（流程）；冷箱在脱甲烷塔之后的工艺（流程）叫后冷工艺，也叫做后脱氢工艺（流程）。4.深冷分离流程
（1）三种典型流程在分离过程中，裂解气各组分的挥发度是关键。①顺序深冷分离流程123型
裂解气经过一至三级压缩进入碱洗装置，脱除酸性气体后又回到裂解气压缩工段的四至五级压缩，从五级压缩出来的裂解气进入分子筛干燥罐脱水，脱水后的裂解气进入冷箱分离出几股分别进入脱甲烷塔不同位置。脱甲烷塔塔顶脱去C1及H2，塔底C2及C2以上组分去脱乙烷塔，脱乙烷塔塔顶出来的C2馏分先加氢脱炔，出去C2H2并除去绿油后去乙烯精馏塔，从乙烯精馏塔侧线得到聚合级乙烯。脱乙烷塔塔底C3及比C3重的组分去脱丙烷塔，同理先从塔顶馏分中分离出C3H4并脱除绿油后再进入丙烯精馏塔，得到聚合级和化学级丙烯。C4及C4以上重的馏分去脱丁烷塔，塔顶得到混合C4而塔底得到C5及C5以上馏分。②前脱乙烷深冷分离流程213型③前脱丙烷深冷分离流程312型
根据冷箱和加氢的位置不同，也可以分为后冷后加氢流程，后冷前加氢流程，前冷前加氢流程，前冷后加氢流程。前冷后加氢顺序深冷分离流程（见左页）总结：以上三种典型流程的相同点一均采用了先易后难的分离顺序，即先分开不同碳原子数的烃（相对挥发度较大），再分开相同碳原子数的烷烃和烯烃（乙烯与乙烷的相对挥发度较小，丙烯与丙烷的相对挥发度很小，难于分离）；二是均将产品塔（乙烯塔、丙烯塔）并联置于流程最后，这样物料中组分接近二元系统，物料简单，可以确保这两个主要产品的纯度，同时也可以减少分离损失，提高烯烃收率。不同点是加氢脱炔的位置不同，流程排列顺序不同，冷箱位置不同。
二.分离流程中的主要评价指标
1.乙烯回收率乙烯回收率高低对工厂的经济性有很大影响，是评价分离装置是否先进的一项重要技术经济指标。乙烯损失主要有以下四处:
①冷箱尾气中带出乙烯，占乙烯总量的2.25%(最多);②乙烯塔釜液乙烷中带出乙烯;
③脱乙烷塔釜液C3馏分中带出乙烯;④压缩段间凝液带出乙烯。
正常操作下后三项的损失是难免的，且损失量也少，因此影响乙烯回收率高低的关键是尾气带出乙烯损失。
2.能量的综合利用水平
能量综合利用决定了单位产品(乙烯、丙烯)所需要的能耗，为此要针对主要能耗设备加以分析，不断改进，降低能耗。深冷分离系统中冷量消耗分配:脱甲烷塔(52%)，乙烯精馏塔(36%)，脱乙烷塔(9%)，其余塔(3%)。三.脱甲烷塔系统
包括2部分，第一部分是进料的预冷，第二部分是脱甲烷塔。在顺序分离中，进入脱甲烷塔系统的裂解气除氢气，甲烷外，还有C2至C5以上的各种烃类。深冷分离的目的就是为了将氢气，甲烷和其他组分从裂解气中逐一分离，从而获得高纯度的乙烯，丙烯等产品。为了达到此目的，并减少乙烯在甲烷中的损失，同时尽可能多地回收冷量，在脱甲烷塔系统设置了冷箱。前冷和后冷。
脱除裂解气中的氢气和甲烷是裂解气分离装置中投资最大，能耗最多的环节。其冷冻功耗占全装置冷冻功耗的50%以上。
对于脱甲烷塔而言，其轻关键组分为甲烷，重关键组分为乙烯。塔顶分离出的甲烷轻馏分中乙烯含量尽可能低，以保证乙烯的回收率，而塔釜产品则应使甲烷含量尽可能低，以确保乙烯产品质量。
1.脱甲烷塔操作温度和操作压力
脱甲烷塔的操作温度和操作压力取决于裂解气组成和乙烯回收率。塔顶温度随塔压降低而降低，如要进一步提高乙烯收率，则相同条件下所需塔顶温度尚需相应下降。为了避免采用过低的制冷温度，应尽可能采用较高的操作压力，但随着操作压力的提高，甲烷对乙烯的相对挥发度减少，当压力达到4.4MPa时，塔釜二者的相对挥发度接近1，难于进行甲烷和乙烯的分离，因此，脱甲烷塔操作压力必须低于此临界压力。
虽然降低操作压力需要降低塔顶回流温度，但由于相对挥发度提高，在相同塔板数下，所需的回流比降低，相比之下，降低塔压有可能降低能量消耗。高压脱甲烷塔:3.0-3.2MPa;中压脱甲烷塔:1.05-1.25MPa;低压脱甲烷塔:0.6-0.7MPa。
目前大型装置逐渐采用低压法，但是由于操作温度低，设备材质要求高，增加了甲烷制冷系统，投资可能增大，且操作复杂。2.原料气中(H2/CH4)摩尔比的影响
若进料中摩尔比增大，要保持乙烯回收率不变，则需要降低塔顶操作温度。3.前冷工艺和后冷工艺
第六章芳烃转化及芳烃衍生物第一节概述
芳烃是含有苯环结构的碳氢化合物的总称，是有机化工过程的重要原料，包括单环芳烃、多环芳烃及稠环芳烃。单环芳烃只含一个苯环，如苯、甲苯、乙苯、二甲苯、异丙苯、十二烷基苯等。多环芳烃是由两个或两个以上苯环(苯环上没有两环共用的碳原子)组成的，他们之间是以单键或通过碳原子相连，如联苯、三苯甲烷等。稠环芳烃是由两个或两个以上的苯环通过稠合(两个苯环共用一对碳原子)而形成的稠环烃，其中至少一个是苯环，如萘、蒽、菲等。
芳烃中最重要的产品是苯、二甲苯其次是甲苯，乙苯，苯乙烯，异丙苯。苯及其相对分子质量较小的同系物是易燃液体，不溶于水，密度比水小;多环芳烃及稠环芳烃是晶状固体。芳烃均有毒性，其中苯对中枢神经及血液的作用最强，稠环芳烃有致癌作用。芳烃是有机化工的重要基础原料，特别是单环芳烃，如苯和二甲苯是制造多种合成树脂，合成橡胶，合成纤维的原料;甲苯可以转化为二甲苯和和苯;高级烷基苯是制造表面活性剂的重要原料。芳烃辛烷值较高，用催化重整等方法增加轻质馏分油中的芳烃含量，对提高汽油的抗暴性具有重要意义。
目前我国芳烃的生产装置主要采用炼油厂的催化重整装置，石油化工厂的乙烯裂解汽油和芳烃生产联合装置以及焦化装置等。一.芳烃的来源与生产方法(一)煤焦化的副产品
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