化学催化剂行业分析篇1
众所周知，加氢裂化工艺是当前我国石油工业中的重要环节，能够实现将重质油转化为轻质油的目的，该工艺在生产环境方面十分友好，在生产方案上十分灵活，而且工艺的原料来源十分广泛。而加氢裂化催化剂是决定加氢裂化工艺质量的一个重要方面，对催化剂进行分析和研究对我国石油工业的发展具有重大的现实意义。一般情况下，加氢裂化环节中使用的催化剂基本上是金属氧化物。
相关工作人员知道，只有处在硫化状态的加氢催化剂才能够起到很好的催化总用，而且催化作用好，在抗毒方面、使用寿命方面以及稳定性方面表现很好。所以，加氢氧化剂的硫化十分重要，对加氢氧化剂进行硫化的研究在当下具有重大的现实意义。
一、加氢氧化剂的硫化实验
1.在实验室环境和工业环境下，对加氢催化剂进行硫化操作一般有两个方式方法：一种是干法，在加氢裂化环节加入硫化剂；另外一种是湿法，就是在氢气的环境中，使用含硫量较高的油品以及进料对催化剂进行硫化操作。本文中使用第二种方法，将CS2作为硫化剂加入到进料当中去，并进行升温和硫化。
2.实验过程
本实验中，将催化剂在硫化的条件与氢气发生充分的化学反应，从而生成H2S有机硫化物。在实验过程中，充分注意对硫化机的分解温度控制。由于CS2的价格较为低廉，而且分解温度在175℃，在石油工业中得到了广泛的应用；但是在另外一方面，CS2会造成环境的污染，毒性很强，而且非常容易燃烧。综合考虑，在本实验中，我们使用CS2作为硫化剂。
在实验中，我们使用程序升温硫化方法，用计算机程序控制好温度的上升，并采用气相色谱进行产物的分析。
二、实验结构方面
1.在实验过程中，在进行程序升温操作以后，我们进行了连续的补硫操作，保证硫的比例在1%，在这个条件下进行四氢萘加氢的裂化反映实验。在本实验中，我们在室温的环境下注入催化剂，并在催化剂发生反应并硫化之前进行润湿催化剂的作用，避免反映中会由于氢气的还原给催化剂的硫化形成阻碍。程序升温过程中，使用一个小时时间使温度达到230℃，使用6个小时使温度达到320℃，这样的设置使硫化反应更为安全，也更为平缓，便于观察。
一般来说，我们认为加氢裂化环节的催化剂有两种活性中心，一个是酸性活性中心，另外一个则是加氢活性中心。
在实验中，通过观察和定量分析，我们得出如下结论：经过硫化的催化剂的活性得到了很大的提高，而且加氢活性的提高幅度远远大于酸性的活性。
2.实验结论
在实验中，我们将反应的其他环节设置好，当空速提高时，十氢萘的增加幅度和速度要远远超过催化剂进行酸化的产物，这就表明了在进行硫化后，加氢裂化催化剂的催化作用远远高于酸性方面的增加。所以，我们认为，在进行催化后，催化剂的两种活性中心方面，加氢活性方面与硫有很大的关系，硫化反应很大程度上增强了氢活动性。我们从金属离子的表面分散性出发，可以得出硫化型催化剂很大程度上提高了催化剂的金属离子活性，从而提高了加氢活性。在对催化剂进行硫化反应过后，使得催化剂在酸密度方面发生了很大的变化，从而很大程度上提升了催化剂的酸性活性。
最后我们验证了加氢催化剂经过硫化操作后的催化活性要远远高于氧化性催化剂，在进行硫化反映的过程中，加氢活性中心在活性提高方面效果更为明显，我们可以通过在加氢裂化过程中不断补充硫对催化剂进行硫化，进而保证催化剂的稳定性和高效性。
三、结论
石油工业是我国工业体系的重要组成部分，关系到国家的方方面面的建设，石油工业方面关键技术的突破在当下具有重大的现实意义。催化剂在加氢裂化的过程中起着十分重要的作用，是而催化剂进行硫化操作以后，催化效果将大大增强，属性方面更加适合加氢硫化环节，讨论和分析加氢环节中催化剂的硫化具有十分重要的研究意义和时间价值。笔者结合工作实际，就加氢裂化催化剂硫化、失活及再生性能研究这一重要议题展开讨论，重点分析加氢裂化催化剂硫化、失活及再生性能的有关内容，通过相关实验，得出相应结果，并对结果进行讨论和分析。
参考文献
化学催化剂行业分析篇2
催化裂化汽油重馏分在moCo/al_2o_3催化剂上的加氢脱硫性能
简讯
负载型铁催化剂的制备及其在2,4,6-三甲基苯甲酸合成中的应用
LDR-100重油催化裂化催化剂的性能评价及工业应用
脱氧催化剂在炼油厂轻烃回收中的应用及建议
Co-SBa-15催化苯乙烯氧化制苯甲醛反应性能的研究
催化裂化催化剂常用择形分子筛的酸性研究
负载镍层、析硅胶对模拟柴油吸附脱氮的研究
环烷酸在Brnsted酸位吸附脱酸机理的研究
焙烧温度对al_2o_3微观结构和表面酸性的影响
焦化蜡油两段提升管催化裂解多产丙烯与焦化汽油改质研究
异戊二烯在裂解碳五馏分分离过程中损失的原因分析
t-StaR工艺的发展及其在煤液化工艺中的应用
离子液体催化1-癸烯齐聚制备聚α-烯烃的研究
高密度聚乙烯热解生成聚乙烯蜡及产品的性质研究
降凝剂对中哈管输阿拉山口口岸多蜡原油流变性的影响
催化裂化柴油和焦化柴油中烯烃类型及分布表征
原子吸收光谱法测定油中铁、铜、镍、镁
炼油装置中H_2S腐蚀产物自然氧化实验研究
钛硅分子筛催化环己酮氨肟化反应过程——工艺条件的考察
镇海炼化公司650kt/a乙苯装置开车成功
加氢裂化装置运行现状与分析
“国家能源石油炼制技术研发中心”获国家能源局授牌
减压深拔工艺的开发与应用
KBR公司将在中国推广渣油处理VCC和RoSe技术
固定流化床中Fe-ZSm-5分子筛上n_2o一步氧化苯制苯酚再生工艺条件研究
novomer公司获资助使二氧化碳塑料加快商业化
加氢焦化石脑油非临氢改质技术的工业应用
陈化时间对沉淀铁催化剂的费托合成性能影响
从废FCC催化剂中回收稀土的研究
Lummus公司赢得宁波禾元化学公司mto项目合同
极浓体系合成特殊形貌ZSm-5分子筛及晶化机理研究
中国石油石化研究院气相醛加氢催化剂成功用于正丙醇装置
FCC汽油重馏分催化精馏加氢脱硫过程模拟分析
中国石化上海石油化工研究院两项工业试验技术通过鉴定
合成气氢源下悬浮床加氢反应焦炭及催化剂特性分析
稀土固体超强酸So_42-/Sno_2-nd_2o_3催化剂的软模板剂法制备及表征
国内首套千万吨级加工高酸原油常减压蒸馏装置的技术特点
甲烷直接转化制乙烯技术取得突破
降低汽油中苯含量的技术选择
3.0mt/a柴油加氢精制装置的设计及标定
克拉玛依重质原油焦化技术评析
增强型降低汽油硫含量催化剂CGp-S在中国石化沧州分公司成功应用
分子氧常压氧化制备间苯二甲酸的研究
两套丙烷脱沥青装置工艺对比研究
焦炉气制甲醇项目在河北金牛旭阳投产
催化裂解多产丙烯过程中的反应化学控制
德国BaSF公司延缓在华乙烯扩张
Y型分子筛上甲醇脱水生成二甲醚的动力学研究
naY分子筛的改性及对FCC汽油选择吸附脱硫的研究
德国新一代生物燃料装置将于2010年投产
硫化态和氧化态RS-1型加氢精制催化剂开工对比
辽宁建设芳烃产业基地
中国石化九江分公司加快建设900kt/a汽油加氢装置工程
反应条件对钴钼催化剂选择性加氢脱硫性能的影响
一种有机/无机复合纳米铜添加剂的摩擦学性能
Bp和SyntheticGenomics公司发现一种可将煤炭转化成甲醇的细菌
化学催化剂行业分析篇3
一、什么是环乙醇
环乙醇作为主要制取环已酮的化学原料，在工业制造中也得到了广泛的使用。环乙醇又可被称为六氢化苯酚，是一种无色状粘性液体，沸点为161.1摄氏度，凝固点为25.15摄氏度。除了是通过环乙醇氧化法制的环已酮的重要原料外，还是工业制取已二酸、增塑剂、表明活性剂等化学原料的主要原料。
二、钨离子液体催化氧化环乙醇得到环已酮的催化剂与氧化剂
钨离子液体催化氧化环乙醇得到环已酮是一个氧化反应。在选用氧化剂时，比较常见的有叔丁基过氧化氢、无机金属氧化剂mno2、o2和H2o2等。众多的氧化剂都能够作为通过环乙醇氧化得到环已酮的氧化剂。其中，氧化性强、反应过程显得尤为突出的氧化剂是H2o2。
H2o2是无色透明液体，又称过氧化氢，是一种强氧化剂，熔点-0.43°C，沸点150.2°C。达到凝固点时固体密度为1.71g/cm3，密度随温度升高而减小。它的缔合程度比H2o大。它的活性非常高，在受热或者遇到有机物时极容易分解并释放出水和氧气。同时，过氧化氢主要的制备方法有碱性过氧化氢制法、磷酸中和法等，或者通过电解硫酸：用电解60%的硫酸，得到过二硫酸，再经水解可得浓度为95%的双氧水溶液。其制作成本相当低，而且在过氧化氢的制备中，生成物多包含水或者氧气或者生成酸。它的这种反应性质，不会出现污染物，是比较环保的一种化学试剂。
作为氧化环乙醇得到环已酮这个氧化反应的催化剂选用，钨离子液体目前是最好的选择。本文也是着重对钨离子液体催化氧化环乙醇得到环已酮做出的分析。
在醇氧化反应中，锰、钴、钒、钌、钨的化合物都是比较常见的催化剂。它们良好的催化活性都在在催化氧化环己醇的反应中得到了非常好的体现。但是，在使用三氯化钌作为催化剂，叔丁基过氧化氢为氧化剂，CH2Cl2为反应溶液催化氧化环己烷和环己醇制得环己酮的试验中，人们发现其成本比较高，同时对环境带来了污染。这对于环己醇氧化制得环己酮来说是一个不小的打击。因为这样制作得到环已酮显然没有多大的经济效益，甚至还带了相应的环境污染。
通过人们不断地研究与试验，近年来，人们在环己醇氧化制得环己酮时引入了过度金属钨，把它作为有机反应的催化剂进行推广。由于其催化性能好，开始得到人们的广泛利用，便开始使用各种钨化合物作为催化剂催化有机反应。而在催化氧化环己醇制得环己酮的反应中也得到了很好的使用，它不仅可以对氧化环己醇产生非常好的催化作用，同时其氧化反应不需要反应溶剂，异相催化可循环使用的特点更使人们把它作为解决环保与成本的新方法。
三、钨离子液体催化的制备
钨离子液体催化剂的制备是一个结合化学、物理处理操作的过程。
首先，在30毫升水中溶解5.43克的na2wo4·2H2o，同时加入18mL30%H2o2进行氧化可以得到黄色的溶液。然后滴入6mol/L的稀盐酸待到溶液变为无色。此时溶液偏酸性。然后将1-甲基-3-辛基氯化铵融入水中，滴入反应液并在室温下搅拌2小时得到黏稠的淡黄色液体。最后通过CH2Cl2洗涤并在真空中干燥处理，这样就得到了高黏稠淡黄色的钨离子液体。
四、钨离子液体催化氧化环乙醇得到环已酮
钨离子液体催化氧化环乙醇得到环已酮应该在特制的玻璃反应器皿中进行，加入反应物环乙醇，催化加钨离子液体到容器中，在65摄氏度的水中进行水浴加热搅拌回流8小时，待到生成无冷却，即得到环已酮
五、钨离子液体催化氧化环乙醇得到环已酮应该注意的问题
化学反应是比较精密的一个操作过程，如果在操作的过程中对实验把握不得当，就会对实验结果造成影响。下面就钨离子液体催化氧化环乙醇得到环已酮得过程中出现的几个问题，进行以下分析。
1.催化剂用量对钨离子液体催化氧化环乙醇得到环已酮的影响
催化剂的用量会对钨离子液体催化氧化环乙醇得到环已酮造成影响，应该根据实验实际情况对其作出控制。一般，催化剂的用量在相对情况下越大越有利于反应的进行。因为催化剂对反应有非常好的催化活性。但是钨离子液体非常粘稠，随着其量的增加，溶液黏度也会增加，会对传质过程造成影响，从而影响反应的进行，而且由于催化剂与氧化剂发生反应，会对氧化剂活性造成影响从而影响反应进行。所以应该控制好催化剂的用量。
2.氧化剂用量对钨离子液体催化氧化环乙醇得到环已酮的影响钨离子液体催化氧化环乙醇得到环已酮是一个氧化反应，氧化剂是整个反应比较重要的组成部分。氧化剂的用量越高反应的速率就越快。但是相对于氧化剂用量对钨离子液体催化氧化环乙醇得到环已酮的反应来说，还是应该适当控制氧化剂的用量的，以免造成不必要的经济支出。
3.反应温度变化对钨离子液体催化氧化环乙醇得到环已酮的影响
钨离子液体催化氧化环乙醇得到环已酮的反应中温度的体现，即有水浴温度，也有反应温度。一般，温度的升高是会对分子活性造成影响的：温度越高分子活跃能力就越强。那么在钨离子液体催化氧化环乙醇得到环已酮的反应中也是同样的效果。随着温度的升高反应产率会随之增加，因为温度升高会使反应物的活性增强，反应产率就相应增加了。但是要注意的是，温度过高时，H2o2的无效分解开始增加，氧化活性随之降低，从而使反应产率下降。所以掌握好反应温度的变化也是钨离子液体催化氧化环乙醇得到环已酮的关键。
化学催化剂行业分析篇4
关键词：催化裂化 工艺技术 操作条件
高效催化裂化工艺技术的过程是为操作条件服务的同时在操作条件方面也是有一定的限定的。高效催化裂化工艺技术的操作条件在反再系统中是由很多方面组成的，当反再系统的工艺技术路线确定下来的时候，就算是操作参数再多可以调整的却几乎没有，所以一旦反再系统的工艺技术路线确定下来就等于一切都确定下来是无法调整的了。
一、高效催化裂化工艺技术操作条件的影响
当高校催化裂化在比较接近常压的低压操作下，对于热力学的影响在这个压力范围内压力的影响是非常小的。由于比较低的压力对于催化裂化技术是非常有利的。不但有助于裂化同时不会导致生焦，在300kpa以下的最小压决定着后续分离系统，可以将一部分的气体根据经济性来进行循环量的分配。
二、高效催化分裂工艺技术研究分析
1.焦炭差在不断的降低
由于催化剂和设备的改进，很多的炼油厂存在着设备能力范围内对于装置消除被限制的情况，一般遇到这样的问题都是由于不能及时更换大型转动设备和主要容器的湿气压缩机、反应器壳体、再生器壳体、汽提气壳体、催化剂循环立管以及主风机。目前的催化剂系统仍然保持着一定的活性同时也积累着一定的数量焦炭。催化剂活性的特性在特定的某些情况下不仅可以充分利用同时也能快速适应环境，焦炭的沉积可以快速的消弱最强的催化中心同时可以帮助催化剂有选择性的裂化。在传统催化剂装置下提高了进入再生器和焦炭产率的催化剂循环量，同时也提高了高剂油的转化率。
通过对于积炭催化剂循环到反应器提升管底部的技术，提升管底部的积炭催化剂循环到汽提气底部之间的温度和反应器的温度是一样的，这样也提高了选择性和转化率。催化剂循环在热平衡的方面是呈现中性的，是由于催化剂循环没有在系统中加热量。产品的干气与焦炭较少选择性的提高是由于原油与混合催化剂之间接触的温度降低，当与常规的催化裂化装置相类似的时候提升管剂油比率相对较高同时转化率也快速升高，当催化剂不受热平衡控制在提升管中流动时，这样可以很好的控制产品的分布变化和原料的质量，同时也大大的提高了催化裂化的装置灵活性。通过改变催化剂的补充量、催化剂的活性、催化剂的反应温度来实现高效催化裂化装置的生产方案。
2.富氢化合物在再生器典型温度条件下挥发或分裂出可挥发性的焦炭和组分
焦炭的燃烧速率决定着催化剂再生需要的时间，函数关系不仅重要同时还决定着再生器的大小和催化剂的总量，再生器的大小跟催化剂的总量也是有着密切的联系的，因为催化剂总量的减少有利于产品和原料的变化，从而迅速转化成催化剂同时还有利于催化剂转化的过程中操作费用的控制。科研人员针对催化装置进行工艺改造根据催化裂化的油浆特性，当油浆性质有不利情况的时候研发了全液脉冲油浆净化成套技术，全液脉冲油浆净化成套技术是以过滤分离与选流分离相结合研发出来的。通过全液脉冲油浆净化成套技术在阻力增大的条件下，对滤芯进行反复的冲洗，同时也满足了对滤芯可再生的资源要求，通过针对油浆过滤的频繁复杂操作工艺过程，研发出先旋流后过滤的新颖油浆过滤工艺技术，由于先进的滤芯清洗工艺使得反复冲洗的效果更加明显，这样的脉冲式冲洗技术也是具有一定的独特性的。
当催化剂与再生器材质限定最大的再生温度时催化剂容易温度太高而失去活性容易烧结，水蒸气老化作用对于温度的高低的要求很严格，所以在850摄氏度的高温环境下催化剂也是不会被破坏烧结的。对于提高再生温度从而减小再生器大小和降低再生温度从而减小水温度高失去活性，设计者在设计反应器方面格外的注意。有两个方法可以减少催化剂水温度高失去活性的现象，一是进行焦炭再生在较低再生温度下；二是进行焦炭再生在较高的再生温度下。在对于焦炭收率很低情况不好的时候，可以采用稀释空气来降低温度回升方法去保护催化剂，但是这个方法在实际操作方面有一定的阻碍在理论上是可实行的。
3.新型催化裂化反应系统装备技术研发的成功解决了油气返混导致过度裂化产品损失等一些问题，换来了巨大的经济效益同时还减少了经费的投入
在我国石油加工业流化催化裂化工艺有着很稳固的地位，如何实现催化剂和油气之间的高效分离、尽最大的可能去缩短反应系统油气的停留时间，同时可以获得最理想的产品分布，这是世界性的一个难题也是改善装置长期运行的关键。高效催化裂化反应系统技术对于我国长期处于劣质油炸掺炼这个情况是急切需要的。我国应该自主的研发具有独立知识产权的系列技术，经过分析我国的系列技术中的高效预汽提、高效气固旋流分离以及油气提高包容率这三项系列技术已经达到国际领先水平。我国目前对于炼油行业重油的高效节能、利用、环保和降耗的要求越来越严格，因为这个成果将对整个炼油行业整体效益有很大的发挥提升作用同时在未来的日子里也将被广发的应用和推广。
三、结束语
通过介绍催化剂再生与反应的温度、压力、停留时间的影响，对高效催化裂化工艺技术问题进行了深一步的了解，通过对高效催化裂化工艺技术的了解更方便快捷的解决很多问题。
参考文献
[1]田爱珍,张忠东,王莉,顾国强,孙雪芹,李清云,王智峰.催化裂化中工艺条件对干气产率的影响研究[J].甘肃石油和化工,2008,(03).
[2]张忠东,柳召永,田爱珍,丁伟,高永福.掺炼脱碱氮焦化蜡油的催化裂化工艺研究[J].炼油与化工,2010,(01).
[3]谭清,朱建军,林西平.重油催化裂化反——再单元仿真建模[J].江苏石油化工学院学报,1998,(04)
化学催化剂行业分析篇5
关键词：预变炉；数据分析；更换方式
中图分类号：tB
文献标识码：a
文章编号：16723198（2013）17019502
1前言
合成氨二厂净化作业区变换采用中低低变换工艺，投产以后，为了改变一变炉的工艺条件，达到保护一变炉，减少其负荷的目的，在其之前设计了预变换炉。自2011年3月份以来，由于受到煤质影响，合成气中灰分含量增加，二厂净化预变炉阻力持快速增长趋势。在系统接近满负荷生产时，预变阻力已升至0.4mpa，合成气外管压力达到395mpa，接近了管道设计压力。为了最大限度地发挥装置的生产能力，我们将对预变炉触媒进行更换，为了更加科学、合理的解决现有问题，根据装置现在的情况，笔者对数据进行比对、分析，提出了一种新的更换方式，此法有别于以往传统的更换模式，也是一种尝试。
2变换流程简介
2.1工艺流程叙述
Co变换工序选用的是钴钼耐硫中、低、低变换工艺。由德士古水煤浆气化工序送来的3.7mpa（G），217℃，水气比146的粗原料气，经煤气分离器除去其中所夹带水滴、雾珠后分两路，一路经过预变换热器另一路经煤气加热器后混合升温至250±5℃后进入预变炉，进行Co变换反应，预变炉出口变换气经预变换换热器管程后进入一变炉进行变换反应，出口Co
1.来自气休的合气；2.煤气分离器；3.旁路调节阀；4.手动阀；5.预变加热器；6.预变炉；7.温度调节阀；
8.手动阀；9.煤气加热器；10.一变炉；11.甲烷化加热器；12.中变废锅；13.二变炉；14.锅炉给水加热器；
15.三变炉；16.锅炉水进；17.锅炉水出；18.副产蒸气；19.来自甲烷化工艺气；20.支甲烷化工艺气；21.三变出口变换气。
3.3情况分析
从以上预变炉、一变炉内触媒运行数据和设备近期运行中来看，当预变炉出口Co高于34%时，一变炉出口Co均超过7.0%，最高时接近了8%，高于一变炉设计出口Co指标6.0%。此时，笔者对工艺参数进行了调整，提高了预变炉入口温度，使之温升不低于30℃，这时，预变出口Co控制在32%以内，一变炉出口Co刚好处于指标边缘，一般维持在5.5-6.5%之间。因此，为了尽可能地延长一变炉催化剂的使用周期，在本次预变催化剂更换后，预变催化剂的活性必须达到一定要求，既在现有的入口温度及满负荷工况下，预变出口Co必须
3.4阻力上升原因分析
首先由于上半年原料煤煤种变化频繁，煤质较差、灰分较高，合成气带灰严重，导致触媒层灰分较多，阻力上升较快；以往卸出的触媒经过筛分灰尘明显较多，触媒厂家对筛分物进行分析，结果如下：Si-12.87%，o-47.3%，Ca-366%，C-4.63%，由于触媒本身不含有Si、C、Ca等元素，这些元素是煤中的灰分组成成分。从以上结果我们可以看出触媒中的粉尘是由合成气带灰造成的。其次，由于负荷的波动，特别是上半年一段时间内气化炉烧嘴更换较多，压力波动较大，导致触媒不同程度的破碎，同时在负荷较轻时水气难以控制，同时现场配管有低点，形成口袋，易积冷凝水。虽在低点处都设有排水导淋，但在负荷大幅波动时极易使少量冷凝水被夹带入炉，造成触媒层阻力上升。
4更换方式
根据触媒更换专题会上定的方案，本次更换的催化剂为合成氨厂原一变炉使用后的K8-11型催化剂。但笔者认为该催化剂在原变换炉使用时的上下温域差异，加之在卸除过程中的混合，若本次预变炉全部更换为该催化剂，从以往一变炉更换下来的触媒使用到预变炉内的经验来看，其活性效果不太明显，温升仅仅为15-20℃左右，出口Co约为36%，且指标下降速度也很快，虽然阻力问题可以得到解决，但无法满足我们对活性的要求。从目前预变炉运行来看，该炉内的JB-1型催化剂活性相对较好，仅仅是阻力较高。基于此，笔者建议，此次预变炉催化剂采用部分更换的原则，即将预变炉上部装填约1.0m高的吸附剂全部吸出，装入旧K8-11型催化剂，作为吸附剂使用，同时，也可以更充分的利用该催化剂层的活性。但按这样的装填方法，我们担心预变炉的阻力无法完全消除，为了尽可能地规避风险，笔者建议在抽吸的过程中，人员同步进行入炉检查，及时的根据炉内的触媒状况，确定阻力来源的真正原因，最终确定催化剂的抽吸量和装填量。对催化剂上层的耐火球进行清洗，疏通耐火球孔，降低耐火球对阻力的影响，同时对不锈钢丝网进行更换，在进行铺设时对周围的压圈仔细检查，防止丝网被气流吹开。
5结论
此种预变催化剂的装填模式是一种新的尝试和探索，笔者认为，虽然存在一定的风险，但是如果可以将预变催化剂的阻力和活性进行有效的平衡，这样一来，就可将预变催化剂的使用周期大大延长，如此，不仅可以节约催化剂的使用费用，而且对今后触媒的更换具有深远的现实和指导意义。
参考文献
化学催化剂行业分析篇6
超声波在高酸原油酯化脱酸中的应用研究谢丽张伟李子锋慕旭宏(6)
甲醇与碳四烯烃共裂解制备乙烯和丙烯张飞刘莹莹张新元张明森(11)
多元料浆气化技术在石油炼制行业中的应用分析罗进成贺根良郑亚兰门长贵(16)
延迟焦化加热炉炉管结焦原因分析及对策张力张政伟(21)
HF-101原油脱钙剂的工业应用研究张花张宇刘红燕王丽芬(26)
简讯
高选择性环氧乙烷催化剂活化工艺(5)
iFp公司开发C8芳烃异构化用新型eU-1催化材料(15)
丙烯酰胺生产工艺：微生物法将取代化学法(30)
加拿大生物燃料生产量在二年内将增长76％章文（摘译）(44)
axens公司采用多助剂催化剂体系优化CCR重整装置张伟清（摘译）(54)
美国Joule公司开发Co2藉太阳能制生物柴油工艺章文（摘译）(66)
世界最大炼油厂新的脱硫系统投用章文（摘译）(71)
催化剂
贯穿性框架式渣油脱金属催化剂氧化铝载体的研究王鼎聪刘纪端(31)
介孔材料改性及其脱除芳烃中微量烯烃的考察陈昌伟吴文娟江正红施力(36)
p和nta对Co-mo选择性加氢脱硫催化剂性能的影响周慧波张舜光侯凯湖(40)
低温液相合成甲醇催化剂制备条件对催化性能的影响徐景芳杨向平苟国强田原宇(45)
基础研究
不同扩孔方法对催化剂载体氧化铝孔结构的影响李广慈赵会吉赵瑞玉刘晨光(49)
剪切温度对橡胶粉-沥青体系热降解规律的影响张小英徐传杰张玉贞(55)
环境保护
短程硝化反硝化处理来自FCC催化剂生产中含氨废水高会杰李志瑞黎元生(59)
水-剂-空气法处理油田油泥技术的研究李建柱李晓鸥刘洁李东胜(62)
节能
催化裂化装置节能降耗措施分析和实施黄风林黄勇马敬刘菊荣(67)
3．2mt／a加氢处理装置节能途径可行性分析与探讨王武海吕浩穆海涛戴天林(72)
低温法F-t合成进展及技术对比吴昊胡志海聂红(1)
mtBe合成装置醚后C4中甲醇和二甲醚含量高的原因分析及对策王华槟刘春胜(6)
常二线馏分油纤维膜接触器脱酸技术的优化研究唐晓东王萍萍汪芳卿大勇(12)
FDFCC-Ⅲ装置加工不同性质原料油的技术分析刘静翔赵华侯玉宝(16)
硫磺回收装置优化运行技术策略肖生科廖忠陶刘强(22)
废橡胶粉／SBS复合改性沥青制备研究王志刚杜英向丽程健(27)
简讯
中国石化股份有限公司选用埃克森美孚公司mSDw^tm技术杜燕华(5)
小型天然气制合成油装置技术的发展潜力章文（摘译）(11)
扬子石化公司利用芳烃尾气提高乙烯收率郑宁来(15)
Syntec生物燃料公司开发生物质生产生物丁醇技术章文（摘译）(21)
中国石化天津分公司大乙烯及配套项目全面投产(26)
美国环保局计划提高可再生燃料使用标准章文（摘译）(26)
日本炼制商于2010年生产etBe调合的生物汽油章文（摘译）(35)
中国神华集团煤制烯烃项目三套装置中交(35)
法国开发第二代生物燃料章文（摘译）(39)
杜邦丹尼斯克公司纤维素乙醇验证装置投产章文（摘译）(39)
烯烃裂解制丙烯催化剂及工艺(48)
阿克苏诺贝尔公司的宁波螯合物装置投产章文（摘译）(53)
德国StiedChemie公司开发苯酐生产新型含tio2催化剂(57)
KBR公司为Bp公司渣油加氢裂化工艺进行技术转让章文（摘译）(57)
Shell公司首套采用“omega”技术的单乙二醇生产装置成功投运(62)
福建炼油乙烯一体化合资项目正式投产(62)
碳科学公司循环利用Co2制汽油技术获突破章文（摘译）(67)
扬子石化公司采用“烟气中和”法治理废碱渣郑宁来(67)
分析与评定
原油氯含量分析方法的研究及应用杨德凤何沛王树青(31)
汽油清净剂清洗性能测定的探讨赵扬崔永胜郑斌钟亮(36)
催化剂
催化裂化装置中旋风分离器和烟气轮机催化剂粘连结垢原因分析谭争国高雄厚李荻张海涛(40)
新型DFL加氢精制脱硫催化剂的表征及活性评价于冉罗继刚李明时鲁墨弘(44)
基础研究
精对苯二甲酸浆料压力过滤滤饼洗涤、脱水特性的试验研究李大仰(49)
硅胶负载铌酸催化合成环戊醇的研究许招会严楠周鹏廖维林(54)
油品与添加剂
板带钢冷轧乳化液稳定性与性研究王士庭孙建林赵永涛王一助(58)
聚脲脂的制备与性能研究蒋明俊郭小川付洪瑞(63)
环境保护
包埋法固定UBD菌处理炼油污水工艺研究秦统福沈本贤周启欣刘纪昌(68)
中和法处理焦化蜡油酸渣的实验研究张士锹(71)
催化裂化汽油选择性加氢脱硫工艺流程选择李明丰习远兵潘光成聂红(1)
原料预分馏降低重整汽油中苯含量张大庆马爱增王杰广任坚强(7)
质量传递在增产汽油中的应用谢涛梁先耀徐柏福卞凤鸣(10)
FCC柴油氧化萃取深度脱硫工艺研究宋鹏俊张影闫锋廖克俭(14)
连续重整装置长周期生产中存在的问题及措施陈国平(19)
mpta型原油脱金属剂在原油电脱盐中的应用武本成朱建华从建学冯学明(25)
复合油脂加氢生产植物蜡工艺的研究陈娆杨青松(30)
简讯
三井化学公司寻求二氧化碳制甲醇项目合作伙伴庞晓华（摘译）(6)
兰州石化公司顺酐反应器制造技术填补国内空白(6)
ClearFuels公司在美国建设商业化规模生物炼油厂章文（摘译）(18)
三井化学公司与inbicon公司签约东南亚生物质炼油厂纤维素乙醇转让合同章文（摘译）(24)
杜邦公司开发藻类制异丁醇生产工艺庞晓华（摘译）(24)
2013年全球生物塑料产量将达到1．46mVa庞晓华（摘译）(29)
美国originoil公司海藻制油中型装置投产章文（摘译）(29)
一步法固体酸催化过程可从高游离脂肪酸含量原料生产生物柴油章文（摘译）(33)
elevance公司规划建设基于烯烃易位转化工艺的生物炼油厂章文（摘译）(38)
日本汽车制造商支持B5和e10作为基准生物燃料调合物章文（摘译）(42)
英国航空公司将于2014年使用费-托合成生物喷气燃料章文（摘译）(47)
巴斯夫公司在巴西建生物柴油催化剂装置章文（摘译）(52)
一种丁烷脱氢裂解制乙烯、丙烯技术(57)
二甲醚制乙烯、丙烯的新型催化剂及工艺(57)
一种C5／C6烷烃催化裂解制乙烯、丙烯技术(66)
生物基丙烯酸装置将于2013年投产章文（摘译）(76)
一种合成气制F-t产物催化裂解生产乙烯、丙烯技术(80)
催化剂
Y型分子筛复合材料的改性及其裂化性能周继红陈振宇朱玉霞罗一斌(34)
裂化催化剂胶体连续制备对催化剂性能的影响田志鸿周健吕庐峰李学峰(39)
共沉淀法制备钛锆复合载体及其在加氢脱硫催化剂中应用的探讨李慧远周宬祝社民沈树宝(43)
加氢精制催化剂浸渍硫化剂工艺条件的影响崔军明张志华王德秋邹丹(48)
基础研究
咪唑及其衍生物的分子构型、电荷分布及碱性对高酸原油脱酸率的影响张志宏沈本贤师丽娟(53)
二氧化硅负载硫酸铁催化剂上的酯化反应及其动力学研究任立国高文艺余济伟(58)
节能
天然气浅冷装置冷量回收优化工艺吴新阳(62)
环境保护
铜系催化剂湿式催化氧化处理炼油废水的研究高晓明付峰樊世科王继武(67)
油品
乙醇柴油性能研究刘晓熊云许世海范林君(71)
分析与评定
电位滴定法测定喷气燃料总酸值王菊香刘洁邢志娜申刚(77)
活化温度对niw／al2o3催化剂中金属-载体相互作用的影响聂红龙湘云刘清河李大东(1)
同时降低FCC再生烟气Sox排放与汽油硫含量助剂的研制蒋文斌陈蓓艳沈宁元朱玉霞(6)
再生烟气氧含量对硫转移助剂使用效果的影响杨轶男毛安国崔琰高永灿(10)
一种新型微晶蜡加氢精制催化剂的研制徐伟池张志华郭金涛王刚(14)
负载型磷钨酸催化剂的制备对汽油烷基化硫转移反应的影响刘刚徐新良徐亚荣王吉德(18)
苯与1，2，4-三甲苯在改性纳米HZSm-5上的烷基转移反应程晓晶郭新闻王祥生(23)
简讯
霍尼韦尔公司与壳牌公司达成协议为其提供技术及系统设计(5)
一种廉价高性能的mto催化剂制造工艺(9)
一种制备乙酸、乙酸酐或同时制备乙酸和乙酸酐的方法(13)
乙烯专用脱氧催化剂实现工业应用(17)
二氧化碳制取燃料工艺完成验证(22)
美国ZeaChem公司开发从生物质制取乙醇和其它化学品技术(33)
美国加快先进的生物燃料开发(33)
利安德巴赛尔公司授权转让烯烃回收和转化技术(44)
一种加晶种小晶粒、高硅沸石mto催化剂合成工艺(44)
未来几年全球氢气需求将快速增长(49)
algenol公司与瓦莱罗公司合作开发微藻制乙醇技术(49)
γ-内酯在汽油和柴油中的共混特征(54)
世界最大的乙烷裂解装置在卡塔尔投运(59)
扬子石化公司研发成功乙烯装置稀释蒸汽发生器在线清洗技术郑宁来(59)
生产环氧丙烷的环境友好方法(63)
裂解炉管涂层可减少积炭和提高烯烃装置效率(72)
扬子石化公司开发成功裂解炉快速烧焦新技术郑宁来(76)
加工工艺
渣油沸腾床加氢裂化技术对炼油加工总流程的影响及经济性分析侯凯锋袁忠勋(28)
减压深拔技术在常减压蒸馏装置上的应用雷平钟湘生郭守学常培廷(34)
催化裂化重质芳烃油安定性的改进张智宏张少瑜梁慧军(39)
800kt／a溶剂脱沥青装置产品方案选择甄新平张洪秦本记杨克红(45)
FCC汽油催化裂解反应的实验考察刘洁李文深徐春明(50)
循环氢脱硫塔脱后带液原因模拟分析及技术改造梁宪伟(55)
基础研究
高岭土焙烧活化研究孔令江王维家何鸣元(60)
镍在渣油加氢处理过程中的行为研究王少军凌凤香马波高涵(64)
油品与添加剂
稠油降解菌的筛选及特性研究张翼付波韩大匡李满仓(68)
纳米锌添加剂在柴油机油中的适应性研究杨长江陈国需廖梓珺胡万海(73)
控制与优化
液化气作裂解料对乙烯收率及经济效益的影响唐未庆(77)
炼油-化工一体化的方案设计及优化霍宏伟(1)
焦化汽油加氢后流向优化龙伟灿陈郑(6)
重烷基苯精馏釜底产物的脱色工艺研究谢丽赵敏周政吴有庭(11)
600kt／a催化裂化装置的mip工艺技术改造王彦龙曹培宽高怀荣张华(16)
单段反序串联工艺在加氢裂化装置上的工业应用柳广厦于承祖杨兴王德会(21)
高辛烷值清洁汽油生产技术在玉门炼油厂的应用范鸣段天平王兹尧(25)
简讯
以“化”带“焦”技术获重大突破(10)
吉林石化公司含硫废水制酸项目投产张晓君(20)
t0tal公司拟在华验证甲醇制烯烃技术(24)
美国Verdezyne公司验证生物基己二酸生产工艺(28)
神华宁煤集团400kt／a煤制二甲醚新工艺通过验收(28)
埃克森美孚公司开发出优质聚α-烯烃(41)
Uop公司的一种新型乙烯分离蒸馏塔在韩国首次工业应用(41)
日本日挥／三菱公司合作建设新型丙烯生产工艺中试装置(46)
Chevron公司提出一种预测基础油性能的方法(46)
BaSF公司的新催化剂解决方案naphthamaxⅢ(55)
河南省科学院等单位开发裂解乙烯C4／C5资源低成本制酸酐工艺(61)
耐斯特石油公司在新加坡的可再生柴油装置将投产(61)
青岛生物能源过程所与波音公司进行藻类可持续航空生物燃料合作(69)
美国爱达荷国家实验室将超临界／固体催化剂用于生物柴油生产(74)
Uop公司关于挤条催化剂所用磷酸铝粘结剂的最新专利(74)
从碳水化合物生产生物汽油的新工艺(78)
催化剂
工业连续重整催化剂的pt聚集与再分散研究刘辰马爱增(29)
pS-Ⅵ催化剂与法国RegenCⅡ连续再生技术的配套工业应用鲍伟(34)
复合分子筛催化剂的重油加氢裂化性能马守涛王东青吴显军田然(38)
mgo改性Vox／Sio2催化剂上正丁烷氧化脱氢反应性能陆江银杨朋坤柳彦从(42)
节能
炼油厂常减压蒸馏装置能量平衡分析冯洪庆龙凤乐张强杨肖曦(47)
炼油装置间热出料的优化策略研究王春花华贲(50)
热进料推动加氢装置深入节能优化张高博樊栓狮华贲(56)
原油分输分炼切换方案优化系统的开发与应用王子纲曾宿主白哲南赵玉军(62)
基础研究
9-苯甲酸甲酯基芴的合成与表征许招会严楠廖维林王甡(66)
mop／tio2-Sio2-a12o3催化剂的制备及其加氢脱氮性能研究顾永和姜旭王海彦白英芝(70)
化学催化剂行业分析篇7
炭纤维是一种主要以sp2杂化形成的一维结构炭材料。根据其合成方式和直径不同可分为：有机前躯体炭纤维（pan基、粘胶丝基、沥青基炭纤维）、气相生长炭纤维(vapor-growncarbonfiber简称vgcf)、气相生长纳米炭纤维(vapor-growncarbonnanofiber简称vgcnf)、炭纳米管（carbonnanotube简称cnt），如图1所示。自从1991年iijima［1］ 发现纳米炭管以来，由于其特殊的物理性能和力学性能而引起科学家们的广泛兴趣，同时也促进了气相生长炭纤维在纳米尺度上即气相生长纳米炭纤维的研究。
气相生长纳米炭纤维一般以过渡族金属fe、co、ni及其合金为催化剂，以低碳烃化合物为碳源，氢气为载气，在873k～1473k下生成的一种纳米尺度炭纤维。它与一般气相生长炭纤维(vgcf)所不同的是，纳米炭纤维除了具有普通vgcf的特性如低密度、高比模量、高比强度、高导电等性能外，还具有缺陷数量非常少、比表面积大、导电性能好、结构致密等优点，可望用于催化剂和催化剂载体、锂离子二次电池阳极材料、双电层电容器电极、高效吸附剂、分离剂、结构增强材料等。tibbetts［2］在研究了vgcf的物理特性以后，发现小直径气相生长炭纤维的强度比大直径的强度要大。
endo［3］用透射电镜观察到气相生长法热解生成的炭纳米管和电弧法生成的炭纳米管的结构完全相同。所有这些，都使气相生长纳米炭纤维的研制工作进入了一个新阶段。
另外，从图1的直径分布来看，纳米炭纤维处于普通气相生长炭纤维和纳米炭管之间，这决定了纳米炭纤维的结构和性能处于普通炭纤维和纳米炭管的过渡状态，因而，研究普通炭纤维、纳米炭纤维、纳米炭管的结构和性能的差异将具有重要的意义。
2 气相生长纳米炭纤维的制备方法与影响因素
刘华的实验结果表明vgcf的强度随着直径的减小而急剧增大［4］。tibbetts［2］在研究vgcf的物理特性时，也预测小直径的vgcf要比大直径的vgcf强度要大得多。由于vgcf的直径主要是由催化剂颗粒的大小来决定的［5］，因此大批量生产vgcnf的关键问题是催化剂颗粒的细化。
目前，vgcnf的制备主要有三种方法：基体法［6，7］、喷淋法或者流动催化剂法［8］和改进的流动催化剂法［9］。所谓的基体法是将石墨或陶瓷作基体，施以纳米级催化剂颗粒做“种籽”，高温下通入碳氢气体化合物，在催化剂的作用下碳氢气体分解并在催化剂颗粒的一侧析出纳米级纤维状炭。例如，rodriguez［10］在基体上喷洒超细催化剂粉末，即用所谓的基体法高温降解碳氢化合物气体制备出50nm～80nm的vgcnf。这种基体催化剂方法可以制备出高质量的vgcnf。但是，超细催化剂颗粒的制备非常困难，在基体上喷洒不均匀，而且纳米炭纤维只在有催化剂的基体上生长，因而产量不高，不可能工业化生产。tibbetts［8］用喷淋法或者流动催化剂法在一个垂直的炉子里成功地制备出了50nm～100nm的vgcnf。虽然这种方法提供了大量制备vgcnf的可能性，但是由于催化剂与碳氢气体化合物的比例难以优化，喷洒过程中铁颗粒分布不均匀，且喷洒的催化剂颗粒很难以纳米级形式存在，因此在制备纤维的过程中纳米级纤维所占比例少，而且总是伴有大量的炭黑生成。
为了解决以上两种方法的不足，充分利用基体法和喷淋法各自的优点，本研究小组用改进的气相流动催化剂法，在水应炉里，生长出10nm～100nm的vgcnf［9］。改进的流动催化剂法的主要特征是，催化剂并不是附着在基体上，也不象制备vgcnf所用的喷淋法或者流动催化剂法，将催化剂前驱体溶解在碳源溶液中，而是以气体形式同碳氢气体一起引入反应室，经过不同温区完成催化剂和碳氢气体的分解，分解的催化剂原子逐渐聚集成纳米级颗粒，因此分解的碳原子在催化剂上将会以纳米级形式析出纤维状炭。由于从有机化合物分解出的催化剂颗粒可以分布在三维空间内，因此其单位时间内产量可以很大，可连续生产，有利于工业化生产。
影响气相生长炭纤维的因素很多，研究也较充分，如氢气的纯度、碳氢气体化合物的分压、氢气和碳氢气体化合物的比例、反应温度、催化剂（颗粒大小、形状、结晶构造）的选取、气体的流量、微量元素的添加（如s）等都会影响到vgcf的生长。由于vgcnf和vgcf一样也是双层结构，即由两种不同结构的炭组成，内部是结晶程度比较好、具有理想石墨结构、中间空心的初期纤维；外层是结晶程度比较差、具有乱层结构的热解炭层［9］。因此，影响气相生长炭纤维的因素，也将影响着vgcnf的生长。
(1)氢气除了作载气外，还用以将fe、co、ni等的金属化合物还原成为起催化作用的fe、co、ni等单质。另外，还具有下列作用：(a)h2在金属表面上的化学吸附可以阻止石墨炭层的凝聚反应；(b)h2在金属表面上的化学吸附也可以弱化金属与金属间的结合力，使金属颗粒的大小适合于生长炭纤维［10］；(c)h2的存在也可以使催化剂颗粒重构，以形成可以大量吸附碳氢化合物的表面［11］。
(2)其它元素如硫的加入对vgcf的生长也产生很大影响，kim［12］在研究硫的吸附与碳在co做催化剂析出时的相关作用时发现：少量的硫可以促进金属表面的重构，防止催化剂失活。硫量过大，则会生成过多的硫化物，抑制催化剂的催化活性。另外，少量的硫也可以促进催化剂颗粒分裂，这对于生长高质量的纳米级vgcf具有非常重要的作用。
(3)为了高效率生长vgcnf，催化剂一直是研究的热点。baker发现在铁磁性金属中添加第二种金属可以改变炭纤维的生长特性，产生非常高的有序结构［13］，生长多种形态的炭纤维。而且可以减少催化剂颗粒直径，vgcf的产量和生长速率也有所提高［14］。人们也发现往过渡族金属(fe、co、ni)中引入第二种金属同样也能影响vgcnf的形貌和特性［6,7］.chambers等在研究往co里加入cu对vgcnf的结构和性能的影响后,发现所制备的vgcnf具有非常高的结晶性［7］。
另外,rodriguez［6］ 用纯铁作催化剂制备出石墨片层平行于纤维轴向的ribbon型的纳米炭纤维;用fe-cu(7:3)作催化剂制备出石墨片层与纤维轴向呈一定角度的herringbone型的纳米炭纤维;用硅基铁作催化剂制备出石墨片层垂直于纤维轴向的纳米炭纤维。所有这些现象都说明了催化剂颗粒的特性影响着纳米炭纤维的生长。
总之，氢气的分压、催化剂的选取、碳氢化合物的流量、微量元素的加入都会影响炭纤维的生长，对于vgcnf的制备，所有这些因素都必须加以考虑。
3 气相生长纳米炭纤维的生长机理
一般认为，vgcnf与vgcf一样是由两种不同结构的炭组成的，内层是结晶比较好的石墨片层结构（即纳米炭管），外层是一层很薄的热解炭，中间是中空管。这些结构特性决定了vgcnf两个不同的生长历程。即先是在催化剂表面气相生长纳米纤维，然后是在其上面热解炭沉积过程。其中，在催化剂表面气相生长纳米炭纤维可以分为以下几个过程：
(1)碳氢气体化合物在催化剂表面的吸附；
(2)吸附的碳氢化合物催化热解并析出碳；
(3)碳在催化剂颗粒中的扩散；
(4)碳在催化剂颗粒另一侧的析出，纤维生长；
(5)催化剂颗粒失活，纤维停止生长。
目前，世界各国的科学家对vgcnf的生长机理还没有一个统一的认识，在许多方面还有争议。
例如：碳在催化剂颗粒中的扩散是靠温度梯度为推动力还是靠浓度梯度为推动力；真正起催化作用的是金属单质还是金属碳化物至今也是一个争论的焦点。
oberlin［5］ 用fe-苯-h2体系生成了vgcf，并对催化剂颗粒的电子衍射进行分析，发现有渗碳体fe3c的存在。audier［15］用选区电子衍射技术也发现了fe5c2和fe3c的存在。baker［16］在研究了各种fe的氧化物和碳化物的反应活性之后不同意渗碳体有催化活性的观点。当用很高浓度的渗碳体做催化剂时，没有发现炭纤维生长。
yang在研究h2对碳降解的作用时发现，fe3c表面对苯的热解无活性，通h2后恢复了金属性，则生长炭纤维的活性也恢复了。尽管金属碳化物有催化活性的说法与实验结果不符合，但碳化物的表面作用不可忽视。
另外，碳在催化剂颗粒中的扩散是靠温度梯度为推动力还是靠浓度梯度为推动力也是一个争论的焦点。最初，baker［16］ 假定碳在催化剂颗粒中的扩散是靠温度梯度为推动力的。碳氢气体化合物在催化剂颗粒一侧放热分解，而在另一侧吸热析出。这样，就在催化剂颗粒中存在一个温度差，从碳氢气体化合物分解出的碳原子在这种温度梯度的作用下从催化剂颗粒的另一侧析出，生长炭纤维。
而holstein［18］ 则认为碳在催化剂颗粒中的扩散是等温扩散，是靠浓度梯度为推动力的。rostrup-nielsen和trimm［19］也认为碳在催化剂颗粒中的扩散是靠浓度梯度为推动力的。holstein和boudart［20］通过计算得出当金属催化剂表面发生放热反应的时候，在气体/金属界面和金属/纤维界面所产生的温度差小于0.1k可以忽略。另外，rostrup-nielsen［19，21］也发现在催化剂颗粒表面发生吸热反应的纤维生长。因此，他们认为碳在催化剂颗粒的扩散是靠浓度梯度为推动力而不是靠温度梯度为推动力的。不论靠什么作推动力，炭纤维的生长速度主要由碳原子在催化剂颗粒中的扩散速率决定，则是不容置疑的［18］。当催化剂表面被热解碳完全覆盖而失去催化活性时，纤维就停止生长。
对于碳氢气体化合物催化热解析出碳和催化剂失活的问题，许多科学家研究了金属与气体的界面反应。碳作为碳氢气体热解的最终产物有三种聚集状态：颗粒、片状及纤维状。随着反应条件不同，三种形态所占的比例将有所变化。当碳氢气体分子与催化剂颗粒相撞时，碳－氢、碳－碳键被削弱，再与气氛中的氢作用，各原子将重新组合，有人认为这时将产生一种活性很高的过渡态碳原子［22］,它继续变化的方向有以下几个：
(1)再与吸附在铁表面的氢和碳氢化合物结合;
(2)与同类碳原子相连形成表面包覆碳;
(3)进行催化剂体内扩散;
(4)析出、连续长出炭纤维;
其中(2)与催化剂失活有关。
尽管上述生长过程，为典型的晶须状纤维提供了一个合理的解释，但对于分叉状、多方向状、螺旋状vgcf却不能自圆其说。对于vgcf的分叉现象，可能是由于碳以固态形式从催化剂中析出，这会对催化剂颗粒产生排挤力，这种排挤作用可能会使催化剂颗粒分裂为两个或更多的小颗粒，这些小颗粒对纤维的生长仍然起着催化作用，结果导致了vgcf的分叉。
对于双向状、多方向状、螺旋状vgcf的生长机理，人们还没有统一和明确的认识。目前也仅仅是一些推测，认为氢气和第二种金属的加入，会使催化剂颗粒重构，形成适于生长vgcf的多个晶面［15］，然后是碳原子在颗粒中的扩散，在晶面上析出，生长vgcf。气相生长炭纤维尽管有大约二十年的研究和发展历史，但由于其生长过程的复杂性，人们对其生长机理的认识还远未完成，随着实验技术的发展，认识将更加深入。
4 气相生长纳米炭纤维的性能及应用前景
作为一维结构的vgcnf具有许多优越的性能，因此它的潜在应用十分广阔。
由于vgcnf的缺陷数量很少、结构致密，所以vgcnf具有高强度、高比模量的力学性能，其强度比普通vgcf大。并且vgcnf具有直径小、长径比大的特点，因此可以用于高级复合材料的增强体，也可以用于航空、航天、环境、工民建材料及日常生活用品及其它高科技领域。
vgcnf表面具有分子级细孔，内部也具有细孔，比表面积大，气体可以在vgcnf中凝聚，因此可以吸附大量气体，是极具潜力的储氢材料，也可用作高效吸附剂、催化剂和催化剂载体。
另外，纳米炭纤维还具有较高的导电性，可望用于锂离子二次电池阳极材料、双电层电容器电极等。
直径为10nm～20nm的炭纤维在结构上和纳米管的结构相似，使气相生长法代替电弧法制备高纯度的纳米炭管成为可能。总之，高质量的纳米级vgcf的大量制备、充分利用其特性，开发新的应用领域，将是人们为之努力的方向。
5 改进流动催化剂法制备的vgcnf
很久以前，人们就发现碳氢气体化合物通过过渡族金属表面催化降解可以析出微米级炭纤维，但直到九十年代才发现此种技术也可用来制备纳米炭纤维和纳米炭管。
本研究小组根据纤维直径大小主要由催化剂颗粒大小决定的这一事实，我们用易挥发的过渡族金属有机化合物析出的fe、co、ni原子可以凝聚成纳米级催化剂颗粒的特点，采用改进的流动催化剂法制备出纯净的纳米炭纤维。如以苯为碳源，以二茂铁为催化剂前驱体，以氢气为载气，在1373k～1473k下成功地制备出直径在5nm～500nm内可控的纳米炭纤维。并且经过一系列的实验研究，发现了一种vgcnf的生长促进剂-含硫化合物，它一方面可以有效地阻止无定形碳、炭黑等杂质的生成，另一方面可以大大增加vgcnf的产量和收率。实验装置如图2。得到的vgcnf外观上有两种形式。一种为薄膜状“织物”，非常薄；一种为块状，有弹性，得到的产物如图3(a),3(b)所示。
实际上这些束状纤维是由许多单壁或者多壁纳米炭管组成的［23］。图5(a)和5(b)是块状产物的sem和tem形貌。从sem图中可以看出块状产物也非常纯净。纤维直径分布比较均一，而且大部分纤维可以观察到中空管的存在，纤维的表面也非常光滑。
用改进的流动催化剂法制备vgcnf不仅设备简单，而且能半连续或连续生产，制备的vgcnf具有直径分布比较均匀、产品纯度高等优点，目前正在深入研究该方法的放大技术。
6 小结
vgcnf是一种十分独特的纳米炭材料，具有许多与众不同的特性，如非常小的尺寸、独特的电学性能、特别优良的力学性能及吸附与催化特性。vgcnf具有十分广阔的应用前景，对其进行广泛而深入的基础和应用研究，具有十分重要的科学意义。
参考文献
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化学催化剂行业分析篇8
关键词：乙烯齐聚；线性α-烯烃；专利；产业分析
中图分类号：tQ221.2；C18文献标识码：a文章编号：1673-8500（2013）03-0050-03
一、引言
线性α-烯烃通常是指C4以上的高碳直链端烯烃，是近30年来迅速发展的一种重要有机化工原料，广泛应用于合成油基础油、共聚单体、表面活性剂、增塑剂、杀菌剂、乳化剂等化工产品，例如1-丁烯、1-己烯和1-辛烯主要用作聚乙烯共聚单体；1-癸烯是合成高级油基础油的原料；C10-14的α-烯烃可用于生产降凝剂，C14-18的α-烯烃可用来生产α-烯烃磺酸盐aoS，aoS是重垢低磷洗衣粉的主要成分；C18以上的α-烯烃可直接用作油添加剂及钻井液。近年来，美国、西欧和日本等发达国家和地区消费市场中高功能pe、剂和先进洗涤剂的迅猛发展，导致对α-烯烃的需求量剧增[1]。
线性α-烯烃最初采用石蜡裂解法生产，但石蜡裂解法得到的是含有奇偶碳数的α-烯烃混合物，其中还含有内烯烃、二烯烃、支链烯烃及芳烃等杂质，组成复杂，产品纯度差，难以满足共聚单体、合成表面活性剂等产品的需要。为了制取满足市场需要的高质量α-烯烃产品，欧美等国家逐步开发并发展了乙烯齐聚法[2-4]，该法是在催化剂存在下，由乙烯单体进行碳链增长反应，得到含有偶数碳原子的α-烯烃产品。随着乙烯齐聚法的发展，石蜡裂解法逐渐被淘汰，到二十世纪，国外石蜡裂解生产装置已全部停产，代之以乙烯齐聚法来制取高质量的α-烯烃产品[5]。
目前为止，国内α-烯烃的生产仍然几乎全部采用石蜡裂解法，由于质量较差，只能用于生产合成油和油添加剂等产品，而乙烯齐聚合成α-烯烃技术几乎属于空白，但国内相关科研和产业部门已经先后开展该领域的研究工作。专利数据可以直观的反应出相关领域的技术发展状况以及国内外企业的技术和市场布局，因此笔者将以专利数据为样本，从专利申请的时间/地区分布，申请人分布，技术发展趋势等角度详细剖析国内外乙烯齐聚法制备α-烯烃产业的技术发展状况以及外企在华专利布局状况，并在此基础上为国内相关产业的发展提供参考，争取早日实现市场急需的α-烯烃系列产品的国产化，促进我国石油化工行业的发展和进步。
二、专利分析
数据样本以国家知识产权局专利检索与服务系统中数据库（包括CnaBS、twaBS、Dwpi、SipoaBS等）收录的专利数据作为信息来源，检索采用分类号与关键词相结合的方式进行；涉及的关键词主要为：乙烯，齐聚，低聚，线性，直链，α-烯烃，α烯烃，alpha-烯烃，alpha烯烃，ethylene，oligomeriz+，linear，-olefin？，alpha-olefin？等；涉及的国际专利分类号主要为：B01J31、C08F4/42，622，642、C08F110/02、C07F7/00、C07F9/50、C07F15、C07F11/00、C07D213/53、C07C7、C07C2、C07C11、C07C1等；在剔除了噪音后共获得乙烯齐聚法制备α-烯烃的发明专利申请317件（检索完成日期2012-11-30，2012年度因公开滞后数据不完整）。
1.申请人分布
图1显示了申请人（只统计第一申请人）的国家分布。其中，中国申请人的专利申请量为89件（占27%）；国外申请人的申请量为228件（占73%）。在外国申请人中，美国59件，日本38件、德国36件、比利时17件、荷兰15件、法国15件、沙特12件，可见，外国申请人主要集中在传统石化强国，其申请量合计占总申请量的60%。这其中美国拥有CHeVRon公司（GULF石化公司已被其兼并）、etHYL公司、以及壳牌石油公司，其开发的Chevron工艺、ethyl工艺以及Shop工艺是乙烯齐聚法制备α-烯烃的比较成熟的工艺，而日本的出光石化公司、三菱化学，德国的林德公司、比利时的道达尔石油化学产品研究弗吕公司等也均在乙烯齐聚的新型催化剂和生产工艺方面取得了重要进展。表1列出了该领域的主要国外申请人，其申请量之和占总申请量的79%。
表2列出了主要的国内申请人，可以看出，目前国内对乙烯齐聚法制备α-烯烃的研究主要集中在石化系统内部的研发机构和科研院所上。其中中国石油化工股份有限公司、中国科学院化学研究所、和中国石油天然气股份有限公司具有较强的研发实力，分别以28、25和13件的专利申请量位列前三。而云集有这些企业和科研机构的北京市也因此以70件的专利申请量明显领先于其他省份。其次申请量较多的省份为上海，上海有机所的唐勇课题组依托金属有机国家重点实验室在乙烯齐聚催化剂设计方面拥有多篇专利申请。
表2主要国内申请人
图2显示了国内外申请人专利申请量随时间的走势对比，图3重点关注了中、美、德、日四国申请人的专利申请量随时间的走势对比。从图中可以看出，首份有关乙烯齐聚法制备α-烯烃的专利申请出现于上世纪60年代中叶，到70年代末，乙烯齐聚法制备α-烯烃的专利申请数量已经达到19份，大部分申请集中在美国，例如：GULF石化公司、壳牌石油、美孚石油等。一些成熟的生产工艺也相继投入商业化生产：1964年GULF石化公司在得克萨斯州建成最早的乙烯一步法齐聚制备1-癸烯等直链α-烯烃的装置（烷基铝催化剂），开启了乙烯齐聚法制备α-烯烃的商业化步伐；1971年etHYL公司对一步法进行了改良，推出了乙烯齐聚两步法；1977年，壳牌石油成功开发了Shop工艺，并在路易斯安那建立了首个Shop工艺装置（镍催化剂）。80年代，乙烯齐聚法制备α-烯烃的专利申请数量稳步增长，达到23份，专利申请主要集中在高活性高稳定性的新型催化剂的开发上，如钛基催化剂、锆基催化剂、沸石催化剂、钼基催化剂、锂基催化剂等，申请重心虽然仍在美国，但日本出光石油化学株式会社也于1989年申请了第一份专利，采用锆系催化剂催化乙烯齐聚制备α-烯烃，并在千叶建成了一套50kt/a的烯烃生产装置，标志着日本的乙烯齐聚生产α-烯烃工业取得突破性进展，并成功实现商业化。进入90年代，国外各大公司仍然非常重视乙烯齐聚法制备α-烯烃的技术开发和专利申请，其中尤以日本公司如三菱化学株式会社等表现较为突出，共有18份专利申请，占同期总申请量的40%左右，主要申请方向集中在温和条件下提高共聚单体收率和选择性的新型催化剂的开发以及催化剂分离工艺系统，其它如德国的林德公司在Zr/al体系催化剂的基础上，也开发了一系列乙烯齐聚催化剂，菲利普石油公司开发出一种独特的铬系催化剂，并成功投入生产运营。2000年以后，国内外乙烯齐聚法制备α-烯烃的专利申请呈现迅猛增长，尤其是近年来，美国、西欧和日本等发达国家和地区消费市场中高功能pe、剂和先进洗涤剂的迅猛发展，对乙烯齐聚法制备α-烯烃的技术改进产生了巨大的推动力。2000年后的专利申请总量约229篇，该期间，虽然美、德的专利申请量仍然表现抢眼，如林德公司和沙特基础工业公司联合申请了多篇基于芳族二胺配体的单中心铁络合催化剂等，但专利申请整体上呈现全面铺开的趋势，如法国石油、沙特基础工业公司、比利时的道达尔石油化学产品研究弗吕公司、瑞士的诺瓦化学品（国际）股份有限公司等也均有大量有关新型催化剂和工艺方法的专利申请公开，而中国在该领域的专利申请从无到有，出现爆炸性增长，该期间，中国申请量为86篇，而美、日、德三国的总申请量为76篇。
3.国内申请状况分析
1990年，中国石油化工总公司提出了乙烯齐聚法制备α-烯烃的第一份专利申请，直到2000年，国内在该领域仅有3份专利申请。这一方面是由于我国原油含蜡量较高，为裂解制取α-烯烃提供了可靠的原料保证，国内企业利用软蜡和蜡下油等低廉含蜡原料，裂解生产一定数量的α-烯烃，虽然产率较低，质量较大，但仍能满足当时大部分合成油和油添加剂的需求，而且原料蜡价便宜，经济效益也较为显著，因此国内企业动力不足，很难投入大笔资金进行乙烯齐聚法制备α-烯烃的研究；另一方面，当时国内企业的专利意识薄弱，中国在1985年才正式实施专利制度，国内企业对于专利保护的概念几乎一片空白，自然也很难想到将技术成果申请专利进行保护。随着国内合成材料和精细化工的发展，对α-烯烃的需求日益增长，我国传统的蜡裂解生产装置加以扩建，虽然可以基本满足对合成油、油添加剂等的需要，但蜡裂解法生产的α-烯烃，组成复杂，产品纯度差，无法满足多方面，尤其是乙烯共聚单体的性能需求，例如北京燕山石化分公司等生产pao的原料全部采用不同的含蜡原料经热裂解而得到的α-烯烃，在粘度指数、低温粘度和热氧化稳定性方面，与国外合成油相比，有很大差距[6]。在不断增长的市场需求以及原料的对外依赖性不断增强的情况下，国内企业和科研机构意识到今后制取α-烯烃原料路线还应借鉴国外发展的经验，走乙烯齐聚的路线，以不断提高产品的纯度，并加大了相关技术的开发，而且此时残酷的市场竞争的洗炼、国内对专利政策的支持以及国外的专利大棒的挥舞已经使专利保护的思想日益深入人心，从而2000年后，国内乙烯齐聚法制备α-烯烃的技术获得快速发展，相关专利申请也呈现爆炸式增长，在2000-2012年间，国内申请量占同期全球申请总量的37%。
4.外企在华技术布局
图4显示了不同国家申请人的在华专利申请状况。可见，国外企业在华专利申请在数量上并不具备优势，基本与国内企业的申请量相持平，外国企业中德国企业（主要包括林德股份公司）在华申请量最多，约占申请总量的11%左右，其次为美国（主要包括杜邦公司、联合碳化公司、CHeVRon公司、环球油品公司等），荷兰（主要包括国际壳牌研究有限公司）和沙特（主要包括沙特基础工业公司）。
图5显示了国内外申请人在华专利申请量的时间走势对比，可以看出国外企业在华专利申请在时间上也不具备明显优势，申请量的高速增长出现在2000年以后，这基本上与国内企业大规模开始相关专利申请的时间是同步的。这主要是由于2000年前后，全球α-烯烃需求年增长率降低，尤其是西欧和北美消费份额大幅下降，而亚洲尤其是中国消费份额却大幅上升[7]，而国内α-烯烃产能不足，尤其是高质量的α-烯烃全部依赖国外进口，从而导致国内外企业同时关注到中国高端α-烯烃消费市场。因此国内企业加大了1-己烯等高碳α-烯烃的国产化研究，而国外企业也通过专利布局来占领技术市场，以达到压制国内企业，形成技术垄断，从而占领中国高端α-烯烃消费市场的目的。
进入二十世纪90年代以后，国外大企业对乙烯齐聚催化剂的研究集中在金属络合物催化剂法上，其在华专利申请也集中体现了这一点，具体例如道达尔公司的主链包含金属的螯合物配体、芳族二胺双齿配体、羟基-羰基富烯配体的专利申请，法国石油公司的锆化合物+缩醛和缩酮类中的有机化合物+羟基铝的含氯或含溴化合物的络合物催化体系的专利申请，国际壳牌研究有限公司的非对称二芳基亚胺吡啶m（Fe，Co）Xn络合物的专利申请，纳幕尔杜邦公司的三环二亚胺配体的铁和钴络合物的专利申请，诺瓦化学品（国际）股份有限公司的新型p-n-p配体的专利申请等；对聚合工艺的研究集中在减少重质成分及蜡成分等副产物，改进纯度，抑制烯烃氯化，温和条件下提高共聚单体的收率和选择性，以及均相催化聚合体系中催化剂的失活和分离上，例如林德公司和沙特基础工业公司申请了多篇有关液态均相催化剂齐聚反应器系统以及有机金属催化剂失活的专利，纳幕尔杜邦公司申请了改进的活塞流反应器系统的专利等。
三、对国内行业发展的建议
1.重点开发金属络合物催化剂
国内石化企业开发乙烯齐聚法制备α-烯烃的技术应当借鉴国外发展经验，重点开发金属络合物乙烯齐聚催化剂，原因如下：
（1）烷基铝催化剂在空气中易自燃，危险性较大，而且催化法对设备和技术要求苛刻；
（2）Shop法工艺路线虽然比较先进，但其三步技术都是专利，开发研究的难度相当大，而且，Shop法联产相当数量的洗涤剂原料内烯烃，选用此法考虑联产洗涤剂醇的出路问题，因此需要和我国洗涤剂工业的发展相协调；
（3）金属络合物催化剂作为一类新型催化剂，其合成较为简单、收率高、催化活性和选择性高，对水和氧的敏感性弱、对极性单体的容忍能力强，使用方便，是一种比较理想的齐聚催化剂；
（4）国外企业的专利申请虽然也集中于金属络合物乙烯齐聚催化剂方面，但其在华专利数量并不多，可见至今仍处于开发阶段，技术远未成熟和完善，而国内在金属络合物齐聚催化剂方面也申请了大量专利，技术储备已然足够，因此，在目前情况下，国内企业和科研机构应强强联合，大力发展金属络合物催化法，尽量早日实现商业化。
2.加强技术布局
国内企业在开发相关技术的同时，需要提高保护意识，不能仅仅消极的满足于通过专利保护自身正在实施的生产不被侵权，更应当加强专利的进攻性。事实上，抢占专利是抢占消费市场的重要手段。一个强大的企业应当有健全的专利管理部门，能将自己的技术转化为合理的专利保护范围，一方面保护范围不至于过小以避免轻易的被同类企业绕过，另一方面保护范围也不至于过大以避免降低专利权的稳定性；能根据其它企业的专利布局来调整自身发展的策略；能进行自身的专利布局。具体而言技术实力强的国内企业在发展相关技术的同时，应及时申请基础专利，抢占技术制高点，并多方面申请与基础专利相关的专利技术，尽量扩张保护范围，以获得最大的利益，并有效的阻止其他竞争者的进入，而技术实力相对较弱的企业，则可以采用技术跟随的战略，在他人基础专利的前提下，积极申请专利，通过专利来获得市场上的话语权。
参考文献：
[1]朱建芳，金枫..α-烯烃市场分析[J].精细化工原料及中间体，2007（10）：39-40.
[2]房德仁.乙烯催化齐聚制直链α-烯烃[J]，齐鲁石油化工，1988（5）：54-61.
[3]孙淑坤.乙烯齐聚催化剂研究进展[J].辽宁化工，2003，32（12）：529-532.
[4]潘爱祥.乙烯齐聚法制取线性α-烯烃技术进展[J].云南化工，2007，34（1）：80-85.
[5]张君涛.乙烯齐聚制线性α-烯烃的技术进展[J]，西安石油学院学报（自然科学版），2002，17（2）：44-48.
化学催化剂行业分析篇9
关键词：对羟基苯乙酮 溶剂 Fries 重排 合成
中图分类号：tQ02 文献标识码：a 文章编号：1007-3973(2011)005-103-02
1. 前言
对羟基苯乙酮是分子式为C8H8o2的白色结晶体，易溶于热水、甲醇、乙醚、丙酮难溶于石油醚。由于其分子中含有苯环上的羟基、酮基，因此常被作为有机合成的中间体与其他化合物反应合成许多重要物质。对羟基苯乙酮在医药、农药、染料、液晶材料等领域具有重要的应用价值。为了满足社会对此种原料的大量需求，同时让生产流程满足可持续发展的要求，探索最佳合成工艺路线有着极其重大的意义。
2. 文献综述
目前生产对羟基苯乙酮的方法主要是以苯酚和乙酐为原料，通过催化剂在不同反应条件下进行合成。合成反应分两步，第一步以浓硫酸催化苯酚和乙酸酐以制备乙酸苯酚酯。第二步以Fries重排机理，使乙酸苯酚酯转变为对羟基苯乙酮0。不同生产方法的主要区别在第二步。
方法1：苯酚和乙酐加氯化锌在一定温度下反应，经柱层析可得到对位异构体40％，邻位异构体38％；此方法得率较高，但反应时间较长，且生成的邻位取代物较多。
方法2：采用三氯化铝――氯化钠复盐作催化剂，不用溶剂进行高温反应，可得收率为42％的邻羟基苯乙酮，同时可回收一定数量的副产品对羟基苯乙酮。此方法采用了高温以及微波加热，不利于对羟基苯乙酮的生成，但其催化体系值得借鉴与研究。
方法3：以无水三氯化铝催化Fries重排反应合成了对羟基苯乙酮，收率58.5％纯度98.68％。
综上，我们采用方法3，即以苯酚和乙酐为原料，先进行酯化反应，再通过三氯化铝催化Fries重排得到产物对羟基苯乙酮，并对酯化反应是否添加催化剂与第二步重排的最佳反应条件进行探究。此方法催化剂易得，产率较高，纯度经精制后很高，是可行的合成方法。
3. 实验
3.1 乙酸苯酯的合成
将一定比例的苯酚和已酐混合后加入到50mL圆底烧瓶中，加入3滴浓硫酸，加热回流一定时间，反应结束后，将反应液冷却至室温，用蒸馏水洗涤至pH值为6～7，分去水层，保留有机层，用无水硫酸镁干燥后，常压蒸馏，收集190～194℃的馏分，测折光率分析产品。
3.2 对羟基苯乙酮的合成
在烘干的装有电动搅拌器、温度计、和上部带有干燥管的冷凝管的三口烧瓶中加入一定量的乙酸苯酯和溶剂a，在剧烈搅拌下分三次加入一定量的无水三氯化铝，加完后开始加热使反应温度保持在t℃左右反应一定时间，停止加热。搅拌下加入一定量的水分解多余的无水三氯化铝。将反应液进行水蒸气蒸馏至澄清，将其转移到敞开容器中，冷却至室温后加入一定量的一定浓度的稀盐酸，至pH值为1～2。冰盐浴冷却到-2℃析出白色晶体，过滤得对羟基苯乙酮粗品，干燥称重。将粗品转移至小烧杯中加入一定量的水，水浴加热，分去油层后冰盐浴冷却，过滤得白色针状晶体，再次称重，测熔点和红外。
3.3 实验结果与讨论
3.3.1 反应时间对乙酸苯酯收率的影响
采用酐醇摩尔比1.2，改变反应时间，当回流时间为2h时，产率为46.04％，2.5h时，产率为60.95％，3h时，产率为67.7％。可见，随着反应时间相对减少，收率逐渐降低。其原因可能是反应时间过短，反应不完全，反应时间过长，逆反应进行程度较大。
3.3.2 反应温度对对羟基苯乙酮收率的影响
采用乙酸苯酯、氯苯、催化剂无水三氯化铝摩尔比1：1.2：1.1，改变反应温度，结果表示，随温度升高，对羟基苯乙酮的收率先增加后减少，在70℃时收率最高，大致成抛物线型变化。在相对较低的温度下，随着温度的升高，单位体积内反应物的活化分子数增多，从而增加了单位时间内单位体积内反应物分子的有效碰撞的频率，导致反应速率增大，收率增加。但是当温度超过一定值时，副反应相对增多，逆反应的有效碰撞频率也增加，从而导致收率降低。
3.3.3 溶剂对对羟基苯乙酮收率的影响
采用乙酸苯酯、溶剂、催化剂无水三氯化铝摩尔比1：1.2：1.1，在最佳反应温度下改变反应溶剂，考察不同溶剂对对羟基苯乙酮合成的影响，结果表示，以氯苯为溶剂合成效果最好。在没有溶剂的情况下，反应物与催化剂发生络合反应且多为吸热反应，反应物在搅拌过程中容易凝固。而在苄氯作为溶剂时，反应物与溶剂发生反应，导致产物很少。在以硝基苯为溶剂的情况下，副反应较多，后处理相对较麻烦，使得产量相对较低。
3.3.4 催化剂用量对对羟基苯乙酮收率的影响
采用乙酸苯酯、氯苯摩尔比1：1.2，在70℃下，改变催化剂无水三氯化铝的用量，考察其用量对对羟基苯乙酮合成的影响，收率与两者摩尔比大致成抛物线型关系，当摩尔比为1左右时，产物收率最高。该反应中酰氧基在三氯化铝的作用下，反应先生成酰基正离子，再和苯环发生亲电取代反应，反应中酰基在Lewis酸三氯化铝的催化下从苯氧基转移到苯环上，产物会和Lewis酸三氯化铝生成失去催化活性的配合物。因此催化剂用量应略多于原料用量。等量的Lewis酸将于产物形成络合物，而多余部分的Lewis酸可保证整个反应过程中都有催化剂的存在。若催化剂与原料比例太大，则会增加副反应，使收率降低。催化剂与原料的摩尔比应控制在1.1左右较合适。
3.3.5 产品的红外表征
实验所得的乙酸苯酯为无色透明液体，经测定其折光率为1.5036(文献值1.5033)；实验所得的对对羟基苯乙酮为白色针状晶体，经测定其熔点为106～110℃(文献值109～111℃)。利用红外光谱仪测定其红外谱图证实该化合物有以下吸收峰：(羟基3307cm-l)，(羰基1670cm-l)(苯基836cm-l)，(碳碳双键3149cm-l)，与文献：3500-3200cm-11720-1650cm-l，860-800cm-l，3100-3000cm-l基本符合。说明产品为对羟基苯乙酮。
4. 结论
当乙酸苯酯与催化剂(无水al2Cl3)的摩尔比为1：1.1，以氯苯作为溶剂，在70℃反应时，对羟基苯乙酮的收率最高，最高收率为9.1％。经熔点测定、红外光谱分析，产品具有较高的纯度。
注释：
①文艺，陆敏，刘承先，磷钨酸催化合成对羟基苯乙酮[J]，广东化工，2010，37(4)：99-106.
②张玮，采用微波加热合成对正丁氧基苯乙酸[J]，石家庄职业技术学院学报，2009，21(2)：1-2.
③卢会杰，邻羟基苯乙酮和对羟基苯乙酮的合成[J]，化学试剂，1993，15(4)：254.
④张泽义，褚有栋，樊秀兰，对羟基苯乙酮的合成[J]，化学试剂，1988，10(6)：359-360.
⑤王国喜，马东玲，鲍改玲，邻羟基苯乙酮合成方法的改进[J]，郑州大学学报(自然科学版)，2000，32(2)：89-90.
⑥鲍继明，戴淑昌，对羟基苯乙酮的合成[J]，合成化学，2002，10(3)，281-282.
化学催化剂行业分析篇10
[关键词]工艺发展方向问题研究
中图分类号：te986文献标识码：a文章编号：1009-914X（2015）34-0004-01
一、国内石油炼制技术现状及趋势研究
1.1石油炼制工艺
目前我国石油炼制大致分为以下几类：原油蒸馏。利用减压或者是常压蒸馏的方法，将原油中多种沸点不同的组分分离成馏分。二次加工。此工艺是指由于从原油中得到的轻馏分是极其有限的，因此，大多数重馏分或者是渣油都应该进行深加工，从而得到更多种类的轻质油品。其中此工艺主要包含催化裂化、重整与焦化等，加工工程主要是进行化学反应。
1.2石油炼制工艺分析
1.2.1催化裂化工艺
通过使用硅酸铝等催化剂，将重质油进行裂化反应，从而将其分解成汽油、柴油等轻质的产品。此反应就是催化裂化工艺。催化裂化反应装置大致可分为三大类，即固定床、移动床以及流化床。但是，对于流化裂化反应来说，指的是将裂化反应与催化剂的再生呈流化状态进行，结合流化状态的基本特点，可以分成床层与提升管。
1.2.2催化重整
重整指的是将分子结构加以重新排列与整理。对于催化重整工艺来说，指的是在铂催化剂的作用下，把汽油馏分的烷烃转变为芳香烃与结构不同的烷烃，从而得到高辛烷值汽油与苯类物质。目前，我国的重整工艺分为固定半床再生与移动床连续再生。
1.2.3延迟焦化
焦化指的是将减压渣油以及二次加工的尾油加以深度热裂化与缩合的过程，除生成汽油、柴油等轻质产品外，还可以生成石油焦。而对于延迟焦化来说，必须要在加热炉中进行加热，再送到焦炭塔中生焦，以便进行生成[1-3]。
1.2.4催化裂解
比催化裂化温度高，又比蒸汽裂解低得多的操作情况下，通过催化反应把重质油选择性的烈火城低碳烯烃的过程。此工艺是我国自主研发的，并且已出口，曾经荣获国家发明奖。在石油炼制过程中，将重质原料生产丙烯的催化技术得到学术界广泛的关注。现如今，通过大量的实践证明，我国拥有多套工业生产装置，有些技术已经出口到国外，可以说，石油炼制技术已趋于稳定状态，对石油行业的发展有巨大的影响。
1.3石油炼制技术今后发展的方向
1.3.1开发清洁汽油生产技术
现如今，我国汽油调和组分中汽油占有的比例偏高，通过重整或者是烷基化得到汽油的产量较低，这样一来，会造成成品汽油中高辛烷值占有的比例偏低，使得烯烃与硫含量过高。为了满足环保法对各种成分的要求，石油炼制行业任务非常艰巨，开发新技术的难度系数将更大，因此，我们应该从石油炼制的生产工艺、汽油组分、添加剂的使用等开发出适合我国国情的石油炼制技术。
1.3.2清洁柴油技术
提高柴油烷值，降低柴油密度技术。以劣质原油为生产原料，生产出比较清洁的柴油技术，不仅要求提高柴油的烷值，而且还要降低柴油的密度，使柴油质量的收率超过95%，目前，已经广泛应用到工业生产中。中压加氢裂化技术，以蜡油作为生产原料，在中等压力作用下，使用加氢裂化技术将蜡油转变成轻质油产品，当前，也已经应用到石油工业炼制中。生物脱硫技术。降低柴油中硫的含量，通过利用加氢与生物脱硫技术可以实现，生物脱硫技术成为工业石油炼制发展的主要趋势，因此，我们必须进行深入的研究。
1.3.3重油与渣油的转化技术
近年来，由于超重质原油的开发与资源的利用，对重油的开发和利用成为新世纪的主要能源，并且渣油炼制技术成为主要的炼制技术。其中，我们以加氢裂化技术为例进行研究。当前，开发成功的重质馏分油、催化剂、保护剂等得到了广泛推广；进一步研发高活性、低反应温度等优势的催化剂，改善加氢裂化反应装置，这样一来，确保反应装置可以安全可靠的运行下去；大大提高现有反应装置的产品运转率与负荷率[1-3]。
二、石油炼制中的催化剂问题研究
重质化的方向发展，石油中的碳氢比不断增大，然而市场中需求的石油产品主要以轻质油品为主，并且需求量在急剧增加，这就要求石油中的碳氢比必须有所下降。如何利用现有的石油资源满足市场不断增长的需求，现已成为石油炼制企业亟待解决的问题之一。经过人们大量的实践证明，催化剂对降低石油中的碳氢比有着十分显著的效果。为此本文就石油炼制中的催化剂问题进行研究。
2.1催化裂化在石油炼制中的作用及地位
在石油炼制过程中，催化裂化是一项较为重要的加工程序，起着深度转化的作用，能够有效地提高石油炼制企业的经济效益。有经过常减压蒸馏处理以后，能够得到10%-40%的轻质油品，其中主要包括煤油、汽油和柴油，剩余的部分为残渣油以及种植馏分油，对于这部分油而言，如不经过二次深加工处理，其仅仅只能被当做重质燃料油及油原料。此外，随着近年来内燃机压缩比的不断提高，对汽油的辛烷值也提出了更高的要求，这也在一定程度上促进了催化裂化过程的发展。催化裂化是一种能够将重油、重质馏分油以及油渣等转化为汽油、柴油、气体、焦炭以及重质油的生产过程，前提条件是需要有催化剂的存在，并且温度要在460～530℃这一范围内，压力则为0.1～0.3mpa之间，然后经过裂解等化学反应，最后生成上述物质。通常情况下，催化化反应主要是在催化剂的表面完成的，通过分解反应生成柴油、汽油和气体等分子结构较小的产物，它们离开催化剂后则会进入到产品回收系统当中，而由缩合反应生成的焦炭，将会沉积在催化剂上，在这一过程中其活性会慢慢降低，为确保反应能够不间断地行，必须将催化剂表面上的积碳及时烧掉，以此来使其恢复活性，我们一般将这个过程称之为再生。
催化裂化的整个过程主要由反应再生、分馏、吸收稳定以及能量回收这四个系统完成，有些新装置中还设有油品精致系统。
2.2导致催化剂失活的原因分析
催化剂根据功能通常含有以下三种组分：第一种是分子筛。该组分是催化剂活性的主要来源之一，一般采用的是HSY；第二种是基质。其属于分子筛活性稀释剂，它的作用是能够有效地提高催化剂本身的机械强度，其中大孔活性基质可以增加油渣的裂化性能；第三种为助剂。用于改善催化剂的选择性、钒钝性、活性及捕获性。在实际生产过程中，经常会发生催化剂失活的情况。