混合芳烃使用情况简介

第一篇：混合芳烃使用情况简介

混合芳烃的生产技术

摘要：本文主要介绍了国内外芳烃生产技术及其研究进展，并指出芳烃生产技术的发展前景。同时还介绍了产品苯、甲苯、二甲苯的市场价格及市场前景等。

关键词：芳烃生产技术;催化重整;芳烃抽提;

Abstract:This paper mainly introduces the aromatic production technologies at home and abroad and its research progress, and points out that the development prospect of aromatic production technologies. It also introduced the product benzene, toluene, xylene market price and the market foreground. Keywords:Aromatic production technologies;Catalytic reforming; Aromatic extraction;

芳烃是石油化工工业的重要基础原料。在总数约八百万种的已知有机化合物中，芳烃化合物占了约30%，其中BTX芳烃(苯、甲苯、二甲苯)被称为一级基本有机原料。随着石油化工及纺织工业的不断发展，世界上对芳烃的需求量不断增长。据统计，2002年全球苯、甲苯、二甲苯的消费量分别为33.6，15.0，23.3Mt，预计2008年将分别达到42.1,19.1,33.5Mt，未来5年全球平均年需求增长率仍维持在4%以上[1]。最初芳烃生产以煤焦化得到的焦油为原料。随着炼油工业和石油化学工业的发展，芳烃生产已转向以催化重整和裂解汽油为主要原料，以石油为原料的芳烃国外约占98%以上，国内约占85%以上。

本文主要介绍芳烃的生产技术，同时综述了其最新的研究进展和产品的市场分析。

一 芳烃生产技术

目前，石油芳烃大规模的工业化生产通过现代化的芳烃联合装置来实现。通常芳烃联合装置来实现。通常芳烃联合装置包括催化重整、裂解汽油加氢、芳烃分离等装置。 1.1 催化重整

催化重整在芳烃生产中具有十分重要的地位和作用，全世界大约70%的BTX芳烃来自炼油厂的催化重整装置。催化重整一般都采用含铂的催化剂，因此，通常又称作铂重整。铂重整工艺按催化剂再生方式，主要有半再生重整、连续重整和循环再生重整三种形式。按照加工能力统计，这三种重整的比例大约为6:3:1。

连续重整工艺一般采用铂—锡系催化剂，并以UOP公司的CCRPlaformer工艺(采用叠合床反应器)和IFP公司的Aromizer工艺(采用平移流动的移动床工艺)为代表。与其他两种重整工艺相比较，连续重整增加了一个催化剂连续再生系统，可将因结焦失活的重整催化剂进行连续再生，从而保持重整催化剂活性稳定，并且随着操作周期的延长，催化剂的性能基本保持稳定，因而连续重整具有装置规模大、运转周期长、对原料的适应性好、生产灵活性大、操作苛刻度高、反应压力低、氢油比低、产品的辛烷值高、产物收率高、氢产高等特点。另外，连续重整工艺流程复杂，装置的投资和能耗也比其他两种工艺高。 1.2 芳烃抽提技术

目前应用最广泛的是以环丁砜为溶剂的Sal-folane工艺，苯纯度为99.9%时，苯的回收率可达99.95%，甲苯回收率99.8%，二甲苯回收率超过98%。 迄今为止，大部分芳烃抽提装置仍采用单一溶剂分离沸点接近的组分。但GCT技术公司开发的抽提蒸馏工艺则采用一种专用的高选择性和高处理能力的混合溶剂，从全馏分重整油中将芳烃分离出来，而不需要预处理。2000年韩国LG-Galtex Oil公司采用GTC工艺建成世界上最大的单系列芳烃抽提装置，以重整油为原料每年可生产2.32Mt苯、5.54Mt甲苯和0.3MtC8芳烃。其中，苯和甲苯回收率在99.9%以上，纯度可达99.99%以上;当C8芳烃回收率为100%时，纯度可达99.5%。由于溶液抽提需要用4台分离塔，而抽提蒸馏只需两台分离塔，因而投资费用可节约25%，能耗也下降15%。据称，一套重整油处理量为1.5万桶/d的GTC-BTX抽提蒸馏装置的投资费用为1200万美元。 1.3 轻芳烃构化

1983年，英国石油公司(BP)及UOP共同开发成功了Cyclar芳构化工艺。近几年来，随着石油资源的日益减少，将丰富廉价的轻烃，转变为高附加值的苯、甲苯、二甲苯(BTX)的研究已成为当今重要的研究课题和热点问题。轻烃芳构化是近年来发展起来的一种生产芳烃的新工艺，用于生产芳烃或高辛烷值汽油的调和组分。该工艺以HZSM—5分子筛作为催化剂的活性组分，将重整抽余油、重整拔头油、直馏汽油、焦化汽油、热裂解汽油、热裂解C5馏分、液化石油气和油田凝析油等轻烃转化为芳烃。 1.4 裂解汽油加氢

烃类高温裂解，以粗汽油为裂解原料时，通常情况下大约每生产1t乙烯可副产1t裂解汽油，其中苯质量分数可达29.1%，而BTX总质量分数可达58.8%。

从裂解汽油中回收BTX通常需采用两段加氢;第一段加氢采用贵金属Pd/Al2O3催化剂，主要对热稳定性差的双烯烃进行加氢;第二段采用非金属Co-Mo/Al2O3 催化剂进行烯烃加氢，并除去包括硫化物在内的多种杂质。 1.5 芳烃转换

由于二甲苯衍生物需求的增长速度远远高于苯衍生物的增长速度，目前很多芳烃联合装置以提高二甲苯收率为目的。将需求量相对较少的甲苯和C9芳烃转换为苯和二甲苯，可采用加氢脱烷基工艺、甲苯歧化和烷基转移工艺等。 1.5.1 加氢脱烷基工艺

该工艺以苯为目的产物，其优点是苯的收率高。以甲苯为原料时，苯的收率在99%以上，苯的纯度大于99.99%，仅用白土处理和一般蒸馏就能得到合格产品。目前在甲苯消费构成中有39.5%用于脱烷基制苯，但由于甲苯歧化制二甲苯装置的增多，联产苯的成本相对较低，因而未来甲苯脱烷基制苯的生产将受到一定的制约。

1.5.2 甲苯歧化与烷基转移

随着三大合成材料工业的发展，苯和二甲苯需求量迅速增长，致使石油芳烃供需出现不平衡，在20世纪60年代后甲苯歧化与烷基转移制二甲苯和苯的工艺便应运而生。

与甲苯脱烷基制苯工艺相比，甲苯歧化与烷基转移反应过程中甲基只在苯环间移动，而不是将甲基转化为甲烷，所以氢耗量较少，设备和公用工程也少。代表性的工艺有Mobil公司的MSTD工艺、UOP公司的Tatoray工艺、IFP/Mobil公司的Isolene(Ⅱ)工艺、Engelhard公司的Oc-tafining工艺等。

近年来异构化工艺向双层或多层催化剂系统发展，通常第一层催化剂为乙苯转化催化剂，第二层为二甲苯异构化催化剂。但BP公司发现，由于乙苯转化时生成副产物乙烯使催化剂易失活，所以BP公司开发了3层催化剂系统，即在双层催化剂床上另外加入加氢催化剂(Mo/Al2O3),乙烯加氢可转化为乙烷，催化剂失活速率可从0.05%下降至0.006%-0.008%，催化剂再生周期超过1年。 2 芳烃生产技术国外研究进展 2.1 传统生产技术的改进 2.1.1 催化重整技术改进

为提高重整过程中BTX的收率，Zeolyst公司与韩国SK公司共同开发了先进的重整技术(ART-11)的贵金属分子筛催化剂，通过加氢脱烷基反应和烷基转移反应将重整油中的芳烃成分(尤其是乙苯)转化成苯和二甲苯，而重整油中的非芳烃成分则加氢裂化成富含液化石油气(LPG)的气体产物。据称，工业试验在一套闲置的固定床重整装置上进行，其生成的甲苯纯度大于99.75%(质量分数，下同),BTX总产量提高10%。

Zeolyst公司推出的另一种催化剂还可促使C9重芳烃烷基转移成BTX，且这种贵金属改进的催化剂寿命较长，运行两年仍可产出高纯BTX。ExxonMobil公司开发的多段石脑油重整工艺，在最后一段重整反应器内装填低酸活性分子筛催化剂(即含有加氢功能的铼和ZSM-5分子筛催化剂)，苯和甲苯的收率分别增加5%和3%，二甲苯的收率也略有增加。 2.1.2 芳烃抽提技术改进

美国福斯特惠勒GTC公司新开发了一种抽提蒸馏工艺，利用一种复合溶剂改变各种烃类的相对挥发度来实现芳烃与非芳烃的分离，可以用于全馏分重整的芳烃回收，而不需要预分离。用此技术可从催化重整油或裂解汽油有效地回收苯、甲苯和二甲苯。其主要工艺过程：进料和热的循环溶剂预热后从塔器中部进入抽提蒸馏塔，贫溶剂从塔上部进入进行选择性抽提芳烃;非芳烃从塔顶分出;塔底含芳烃的富溶剂进入溶剂回收塔分离溶剂和芳烃。GTC采用环丁砜为添加剂，适用于芳烃含量在任何范围的原料，而采用单一的环丁砜的传统抽提仅适用于芳烃与烯烃含量较低的原料(原料中芳烃质量分数不超过85%);投资和操作费用都要较少很多。GTC工艺特点：(1)复合溶剂的热稳定性好，溶剂循环量低，可用于当前环丁砜抽提装置改扩建工程;(2)对二甲苯的适用性好，苯及甲苯回收率在98%以上;(3)工艺调整快速灵活。

韩国LG-加德士石油公司已采用该工艺建成了世界最大单系列芳烃抽提装置，以重整油为原料，可生产苯232万t/a，甲苯554万t/a，苯和甲苯回收率均在99.9%以上，纯度均在99.9%以上。由于液-液抽提需用4座分离塔，而抽提蒸馏只需要2座分离塔，因而投资费用可节约25%，能耗也下降15%。据称，一套重整油处理量为1.5万bbl/d的GTC-BTX抽提蒸馏装置的投资费用为1200万美元。

KruppUhde公司采用一种以N-甲酰基吗啉为溶剂的Morphylane工艺外，还将新颖的分壁塔技术引入其中，将精馏、抽提和溶剂回收过程在一个分壁塔内完成，因而投资费用较传统抽提蒸馏工艺节省20%。利用Morphylane工艺既可从重整油和裂解汽油中回收高纯度芳烃，同样还可使用焦化轻油的芳烃回收，其产物苯和甲苯的收率分别达到99.95%和99.98%，产品苯和甲苯中的非芳烃质量分数分别为8103和6104。当以低芳烃含量(质量分数为20%)的重整油为原料时，产品苯中非芳烃的质量分数仅为1105。至2002年11月全球共有45套采用Mor-phylane工艺的装置，总生产能力超过60Mt/a。 2.1.3 芳烃转换技术改进

芳烃转换技术最关键的是催化剂的选择，Mobil公司在开发多代选择性甲苯歧化制对二甲苯工艺的基础上，2001年开发了最大化生产对二甲苯的PxMax工艺。向市场推出的PxMax工艺有两种：采用EX-2200催化剂，可在现场进行选择性除焦;采用MTPX催化剂，两种工艺都比其他选择性歧化工艺有更高的选择性和更长的运行周期，并可在较低的起始和循环温度、较低的氢烃循环比下进行操作。由于PxMax工艺的对二甲苯浓度很高(质量分数大于90%),所以可以降低下游工艺的操作成本。Mobil公司还声称，PxMax工艺比MSTDP工艺有重大改进，PxMax工艺不需要高温反应，操作过程也可简化，若用于建设大型装置可降低投资，也很容易地用于现有装置的改造。韩国LG-Caltex公司已与Mobil公司签订一项协议，在350kt/a的对二甲苯生产装置上采用该技术，并于2003年投入生产。

2002年Mobil公司开发了两种改进的异构化催化剂：第一种为高活性异构化(AMHA I)催化剂，与以往采用的异构化工艺相比，采用该催化剂有较高的产物选择性和较低的操作成本。由于乙苯转化率有较大幅度的提高，所需反应温度又较低，故可改善操作灵活性，第二种为EM-4500催化剂，也可提高乙苯的转化率，有较高的产物选择性，能有效降低二甲苯损失。AMHA I催化剂已于1999年工业化，EM-4500催化剂在2000年投入运行。

UOP公司开发的双层催化剂体系，第一层为磷硅酸铝催化剂(如MgAPSO)，第二层为硅铝酸催化剂(如ZSM-5)。其优点为：前者乙苯转化率高。后者能提高乙苯生成二甲苯的收率，从而获得较高的乙苯转化率和二甲苯的收率，并显著提高工艺的经济性。Sud-Chem公司开发了一种基于Pt-MF I的催化剂，对混合二甲苯异构化和乙苯脱烷基反应具有较高的活性和选择性。这种催化剂主要通过晶体尺寸、硅铝比、粘合剂材料和挤条形状的调节而得到优化。 2.2 拓宽原料来源

为满足芳烃日益增长的需求，一些增产芳烃的生产技术应运而生。例如一些不宜作重整原料的LPG馏分、轻石脑油馏分、轻烯烃馏分和芳烃抽余油馏分，可通过芳烃异构化增产芳烃。甚至以甲烷为主要成分的天然气也有可能经芳构化得到芳烃。此外，以甲苯和甲醇为原料制备对二甲苯也呈现出良好的工业应用前景。

以廉价甲苯和甲醇为原料烷基化制备对二甲苯一度成为开发热点。GTC技术公司的GT-To-LAlk工艺，以高硅分子筛为催化剂，反应在固定床中进行，典型的操作条件为400—500℃、0.1—0.5Mpa，对二甲苯的选择性大于85%。一套200kt/a的对二甲苯装置，大约消耗甲苯204kt/a，甲醇120kt/a。与甲苯歧化工艺相比，该工艺生产1t对二甲苯所需甲苯量可从2.5t下降到1t，甲醇资源丰富，价格又相对低廉，无副产物苯生成。GTC技术公司认为，将甲苯与甲醇烷基化工艺与传统的对二甲苯装置结合到一起可降低芳烃联合装置生产成本。一套200kt/a GT-TolAlk工艺装置投资费用为7000万美元，对二甲苯的生产成本为360美元/t。ExxonMobil公司对甲苯与甲醇烷基化的催化剂进行了改进，主要是在催化剂中掺入磷(ZSM-5分子筛中硅与铝的摩尔比为450)，粘合剂为氧化硅-氧化铝，并在一定温度下蒸汽处理0.75h。试验结果表明，当甲苯单程转化率大于15%时，对二甲苯选择性大于90%，最高可达88%，且在120h内稳定性良好。这种改进的催化剂由Cr和Zn的氧化物与含质量分数9%MgO的HASM-5以质量比50:50混合而成。HNA Holding公司以甲苯和CO为原料，采用三氟甲磷酸为催化剂，在温度15—60℃、压力6.8—10.9Mpa条件下反应，产物对甲基苯甲醛的选择性可达98%以上，不需要异构化、分离、氧化后即可得到高纯对苯二甲酸。这种方法对生产对苯二甲酸还是有吸引力的。

目前甲烷芳构化还处于实验室研究阶段，但作为一项有战略意义的前沿战术，预期今后会有较大的发展。 3 芳烃生产技术国内研究进展

近年来，我国芳烃生产技术已经取得长足的进步。我国自行开发的半再生催化重整工艺和工程技术已达到国际先进水平，在连续重整工艺技术方面已基本掌握了第二代连续重整工艺及工程设计。石油化工科学研究院开发的PS-IV和PS-V连续重整催化剂达到了国际先进水平。其中PS-IV催化剂在上海石油股份有限公司装置上运行3年多，活性高于进口催化剂，芳烃收率提高1.3%;PS-V催化剂在中国石化高桥石化分公司引进超低压连续重整装置上运行，其C5收率比设计值高1.0%，芳烃收率比设计值高2.09%，纯氢收率也高于设计值。最新开发的OS-IV催化剂在镇海炼油厂800kt/a连续重整装置中使用，与进口催化剂相比，芳烃收率提高6.46%，积炭速率降低26.3%。

在芳烃抽提方面，石油化工科学院曾开发的重整汽油抽提蒸馏苯(SED)新工艺也已在中国石油大连石化分公司150kt/a工业装置上应用获得成功。SED工艺采用环丁砜和性能良好的助溶剂，显著增强芳烃的溶解能力，提高苯的收率。从建设投资方面考虑，比传统液液抽提减少5台塔系，设备总台数减少17台左右，节约建设投资2000万元;从消耗指标看，能耗和物耗显著降低，尤其是蒸汽消耗可减少25%。此外，苯的收率高达99.5%，非芳烃产品还可满足溶剂油的要求。估计在一套150kt/a装置上应用该工艺每年可净增利润1047万元。

在芳烃转换工艺方面，上海石油化工研究院先后开发成功ZA型及HAT型两种催化剂。ZA型催化剂达到当时国外同类催化剂水平，HAT型催化剂属目前先进水平。其中HAT-095催化剂在中国石化扬子石化分公司装置上使用，在反应器及主要设备未作改动的情况下，其装置处理能力从1.007Mt/a提高到1.232Mt/a。2001年7月改用高空速。高转化率。低氢烃比的HAT-096催化剂后，催化剂对处理高C10芳烃质量分数原料的能力较强，反应原料中C10芳烃质量分数最高可达6%(正常情况下应为3%-4%)，从而达到效益的最佳化。在19个月工业运行中，随进料负荷的变化，反应进料温度在354-378℃之间变化，平均转化率为45.4%,平均选择性94.5%，且非芳烃基本为C6以下组分，C6以上组分极少，产品苯的冰点平均为5.47℃，达到优质苯指标。

尽管我国在引进消化吸收的基础上芳烃生产技术取得了长足的进步，但是与国外相比还有一定的差距，具体表现：缺乏具有自主知识产权的芳烃生产工艺，目前多数主要芳烃生产装置采用国外的工艺技术;现有芳烃生产技术缺乏有效地整合，至今尚未提出自主的芳烃生产组合技术及工艺流程，国内的芳烃联合生产装置都以国外的工艺流程为主体进行设计;国内芳烃生产在原料来源、产品系列化进程和工业化程度上与国外存在一定的差距。

第二篇：芳烃简介

芳烃车间简介

芳烃车间是化工一厂主要生产车间之一，管理着两套芳烃抽提装置，其中芳烃抽提一套装置总投资约为八千万元，占地约为2.74万平方米，设计年加工加氢汽油10万吨，实际年加工加氢汽油8万吨，芳烃抽提一套装置于1992年9月建成试车，1994年3月开始正式生产;芳烃抽提二套装置总投资约为六千万元，占地约为1.24万平方米，设计年加工加氢汽油12万吨，实际年加工加氢汽油12万吨，芳烃抽提二套装置于1999年7月建成试车并开始正式生产;两套装置既可单独生产，也可以互相供料，根据原料供应情况灵活变化，降低能耗物耗。这两套芳烃抽提装置均采用北京石科院的技术专利，两套装置均由大庆石化总厂工程公司承包建设。

芳烃抽提装置由抽提、精馏、公用工程、罐区等部分组成，是以裂解加氢汽油为原料，采用环丁砜抽提技术(UOP抽提技术)，以环丁砜为溶剂进行液液抽提，并应用萃取蒸馏和汽提蒸馏，将原料中的混合芳烃分离出来，再经普通精馏进一步分离成纯度较高的最终产品：苯、甲苯、二甲苯以及副产品：抽余油、碳九芳烃。芳烃抽提一套装置设计能耗为155千克标油/吨原料油，芳烃抽提二套装置设计能耗为147千克标油/吨原料油。两套同时运行的实际能耗为185千克标油/吨原料油。

芳烃抽提装置从2002年开始采取“两头一尾”操作方案，即开

一、二套芳烃抽提系统和二套精馏系统，一套精馏不开备用的模式生产，采取这种操作方案之后，装置能耗大大下降，员工劳动强度也相对减少。经过多年的实践，能耗为140千克标油/吨原料油。

芳烃车间共有设备419台，其中动设备126台，静设备293台，占地面积20400m2,2011年10月有员工70人，生产班组6个，采取五班三倒一白班制。

1.1.3 工艺流程说明

1.1.3.1 芳烃一套装置抽提系统

(1)抽提塔T-101塔

从G1单元输送来的原料加氢汽油经累计流量表计量同时经抽余油混对后进入原料油中间罐，并由抽提进料泵抽出，经预热后由进料流量调节阀调节送入抽提塔。溶剂环丁砜分别进入抽提塔顶部和烃相进料中，在溶剂的选择溶解下，进料中的芳烃和非芳烃被分离形成比重较大的富溶剂相(溶剂和芳烃)和较轻的烃相(非芳烃)，因比重不同两相形成逆向流动，富溶剂相从塔底靠自压流入提馏塔塔顶，烃相在压力的作用下从抽提塔顶压入抽余油水洗塔。

(2)抽余油水洗塔T-102塔

抽余油水洗塔有七块筛孔塔板并设有上(烃)、下(水)循环回路及循环泵，以提高洗涤效果，水洗后的抽余油含溶剂≤5mg/kg,从塔顶出来经泵打出一股回到塔下部做循环回流，一股进入抽余油中间罐TK-104，洗涤水是来自溶剂回收塔顶回流罐冷凝水，抽余油水洗塔底的水液送至水汽提塔加热成水蒸汽蒸出并用做溶剂再生塔及回收塔的汽提水蒸汽，形成洗涤水——汽提水蒸汽的闭路循环。 2010年大检修对T-102塔进行了改造，一是将塔底界位计浮子在原来的基础上又增加了一块，使塔底界位显示从原来的2.2米增加到4.5米;二是在塔底增加了精密压力指示仪表，可以通过塔底压力的细微变化推测塔界位的变化。

(3)提馏塔T-103塔

抽提塔底的富溶剂经贫富溶剂换热器换热后，靠自压流入提馏塔顶，为了提高萃取蒸馏效果，提高芳烃与非芳烃的相对挥发度，由有水汽提塔再沸器出来的贫溶剂分出一部分(称为第二溶剂)经调节其流量与富溶剂一起加入提馏塔，提馏塔以2.3MPa蒸汽为热源的塔底再沸器加热，塔顶蒸出物与水汽提塔顶气相物料并同来自精馏部分的拔顶苯一起经水泠器冷凝并贮于提馏塔分水罐中分层，油相由返洗液泵抽出送入抽提塔底作为返洗液，水相由冷凝水泵抽出送往水汽提塔。当系统内的水或贫溶剂的PH降低时，为避免酸性物质腐蚀设备需往提馏塔分水罐中加入中和剂单乙醇胺，控制溶剂PH值为5.5～6.0。

(4)回收塔T-104塔

提馏塔底富溶剂由塔底泵抽出进入回收塔，在该塔内使芳烃和溶剂分离，回收塔中间再沸器和塔底再沸器是用2.3MPa蒸汽加热，塔顶蒸出的混合芳烃及水蒸汽经空冷器及水冷器及后水冷器冷凝后进入回收塔回流罐分层，水层用冷凝水泵抽出送往水洗塔做洗涤水用，混合芳烃由回收塔回流泵抽出，一部分回流至回收塔顶，其余部分采出进入混合芳烃罐作为精馏系统的原料。回收塔釜的高温溶剂经贫溶剂泵抽出，少部分送到溶剂再生塔进行再生，绝大部分经水汽提塔罐式再沸器换热后送至抽提塔和提馏塔。

(5)水汽提塔T-105塔

提馏塔分水罐的冷凝水经泵和抽余油水洗塔底的洗涤水合并为水汽提塔的进料，此进料主体是水，含有微量烃和少量溶剂。水汽提塔是有罐式再沸器的塔，塔体装有2米高的金属鲍尔环填料，进料从顶部进入，塔顶蒸汽含有微量烃，合并于提馏塔顶物流在水冷器中一起冷凝，大量水蒸汽从罐式再沸器上部导出引向溶剂再生塔继而串联到回收塔为该两塔的汽提蒸汽，再沸器底含有溶剂的水溶液则经泵送到回收塔下部。

(6)溶剂再生塔T-106塔

来自水汽提塔的汽提汽从溶剂再生塔釜入塔。其再沸器用2.3Mpa蒸汽加热。塔顶含溶剂的蒸汽作为汽提汽直接送入回收塔底部，溶剂再生塔与回收塔在真空条件下串联操作，溶剂中的杂质，逐渐积存于再生塔底，对其不定时清洗。 1.1.3.4 芳烃二套装置抽提系统

从外界来的加氢汽油经FIQ-3130累计流量表同时经抽余油混对到车间指定的要求值后，进入原料油中间罐ATK-907E/F罐，并由抽提进料泵P-304A/B抽出，经E-301预热使加氢汽油的进料温度为40℃，由FRC-3101流量调节阀调节其流量将加氢汽油送入抽提塔T-301塔，

(1) 抽提塔T-301塔

加氢汽油由抽提进料泵P-304A/B从原料油罐ATK-907E/F罐抽出，经E-301预热使加氢汽油的进料温度为40℃，由FRC-3101流量调节阀调节其流量送入抽提塔T-301塔，抽提塔T-301塔的进料板设在第

48、

58、68块塔板上，并根据进料组成确定进料位置，正常时为58层板进料。 环丁砜自回收塔T-304塔底由贫溶剂泵P-310A/B打出经水汽提塔T-305再沸器E-308换热后，温度降低到150℃，再经贫富溶剂换热器E-303A/B/C换热，由于TC-3102控制其温度为80℃，FC-3104调节其流量进入抽提塔T-301塔顶，溶剂相密度比烃相大，沉落在筛板上形成一定高度，能克服筛孔阻力的液层并通过筛孔成分散落入下一层筛板，在两板之间分散的溶剂相与连续的烃相接触。苯、甲苯、二甲苯等芳烃组分在溶剂相和烃相两种液相之间的分配系数，大于非芳烃组分，经过多组平衡，芳烃组分富集在溶剂中而达到人为要求的目的，抽提塔原料入口以下称为返洗段，抽提物分馏塔T-303顶蒸出的返洗液(含沸点较低的非芳和芳烃)进入抽提塔下部(第80板下)如返洗液中积累多量烯烃，也可分别改入较高位置入塔，返洗液中的芳烃可部分地置换富溶剂相中的非芳烃、低沸点非芳烃可部分地置换溶剂相中的重质非芳烃，从而减少塔底抽出物(富溶剂)非芳烃含量;保证抽提物产品质量(特别是C8芳烃)质量合格。

T-301塔底的富溶剂经E-303A/B/C换热后，靠自压进入提馏塔T-303塔。 (2) 抽余油水洗塔T-302塔

抽余油水洗塔T-302有七块筛孔塔板并设有上(烃)、下(水)循环回路及循环泵P-306A/B、P-307A/B等设施，以提高洗涤效果，水洗后的抽余油设计指标含溶剂≤5mg/kg，但抽余油中水含量增大，影响产品质量和冬季容易冻凝管线，所以经过协调，抽余油指标(XFS-3#)规定控制含溶剂≤300mg/kg，抽余油从塔顶出来经泵P-307打出一股回到塔下部做循环回流，另一股进入抽余油中间罐TK-104罐或TK-200B罐，TK-104罐或TK-200B罐的抽余油经P-115送到装置外的成品罐区，洗涤水来自溶剂回收塔顶回流罐V-303冷凝水经P-312A/B升压后从T-302上部进入抽余油水洗塔T-302塔，抽余油水洗塔T-302塔底的水液送至水汽提塔T-305成水蒸汽蒸出并用做溶剂再生塔T-306塔及回收塔T-304塔的汽提水蒸汽，形成洗涤水——汽提水蒸汽的闭路循环。

2010年大检修对T-302塔进行了改造，一是将塔底界位计浮子在原来的基础上又增加了一块，使塔底界位显示从原来的2米增加到5米;二是在塔底增加了精密压力指示仪表，可以通过塔底压力的细微变化推测塔界位的变化。

(3) 提馏塔T-303塔

T-303塔共有34块塔板，从T-301塔底的富溶剂经E-303A/B/C换热后靠自压进入提馏塔T-303塔顶第1块板，为了提高萃取蒸馏效果，提高芳烃与非芳烃的相对挥发度，由E-308出来的贫溶剂分出一部分(称为第二溶剂)经FC-3110调节其流量与富溶剂一起加入提馏塔，经2.3MPa蒸汽为热源的塔底再沸器E-305加热，由FC-3111调节蒸汽进入量与塔底压力PC-3103串级来控制T-303塔底温度，由于溶剂高温分解加快，在E-305物料侧(壳程)入口处增加一股1.0MPa蒸汽做汽提蒸汽，降低塔釜控制温度。受FC-3109流量调节控制的塔顶蒸出物与T-305塔顶气相物料并同来自精馏部分的拔顶苯(间歇，与精馏调整有关)一起经空冷器E-30

6、水泠器E-306/

1、水泠器E-306/2(不走空冷E-306)冷凝后贮于V-302中分层，V-302中的油相由返洗液泵P-309A/B抽出，由V-302液位LC-3104与FC-3112串级调节其流量送入T-301塔底作为返洗液，水相由冷凝水泵P-308A/B抽出由LC-3105调节水流量控制界面送往T-305塔，当系统内的水或贫溶剂的PH降低时，为避免酸性物质腐蚀设备需往V-302中加入单乙醇胺，控制溶剂PH值5.5～6.0。 T-303塔底富溶剂由塔底泵P-317A/B抽出，用LC-3103控制塔釜液面进入回收塔T-304第16板。

(4) 回收塔T-304塔

T-303塔底富溶剂由塔底泵P-317A/B抽出，用LC-3103控制塔釜液面进入回收塔T-304第16板，在该塔内使芳烃和溶剂分离，回收塔中间再沸器E-311和塔底再沸器E-307分别用2.3MPa蒸汽加热，E-311设置蒸汽进入量调节阀FC-3113用以控制塔上部温度，E-307蒸汽进入量控制FC-3114与塔釜温度控TC-3113串级调节用以控制塔釜温度，并由FR-3125记录流量，进入回收塔底部再沸器E-307，和T-305塔釜水经水汽提塔底泵P-311A/B抽出，在液面LC-3106控制下送入T-304塔第32板、T-304塔顶蒸出的混合芳烃及水蒸汽及水蒸汽经空冷器E-310及水冷器E-310/

1、水冷器E-310/2(不走空冷E-310)进入回收塔回流罐V-303分层，水层用冷凝水泵P-312A/B抽出，由FC-3120调节流量送往水洗塔T-302做洗涤水用，混合芳烃由回收塔泵P-313A/B抽出，部分在FC-3115控制下回流至T-304塔顶，其余部分由回流罐液面控制LC-3108和芳烃抽出量控制FC-3119级调节控制芳烃采出进入二套混合芳烃罐TK-400A/B作为二套精馏系统的原料，或根据实际情况进入一套混合芳烃罐TK-200A/B罐中。

T-304塔釜的高温溶剂，由LI-3111记录指示液位。经贫溶剂泵P-310A/B抽出，少部分送到T-306塔进行再生绝大部分经E-308换热后送至T-301和T-303塔。

(5) 水汽提塔T-305塔

提馏塔T-303顶回流罐V-302分水灌的冷凝水经泵P-308和抽余油水洗塔T-302底的洗涤水合并为水汽提塔T-305的进料，此进料主体是水，含有微量烃和少量溶剂。T-305是有罐式再沸器E-308的塔，塔体装有2米高的金属鲍尔环填料，进料从顶部进入，塔顶蒸汽含有微量烃，合并于T-303塔顶物流在空冷器E-30

6、水冷器E-306/

1、E-306/2中一起冷凝，大量水蒸汽从罐式再沸器上部导出引向T-306继而串联到T-304为该两塔的汽提蒸汽，再沸器底含有溶剂的水溶液则靠T-304塔负压将其抽出或经泵P-311A/B送到T-304下部。

(6) 溶剂再生塔T-306塔

T-304塔釜的高温溶剂，由LI-3111记录指示液位。经贫溶剂泵P-310A/B抽出，少部分送到T-306塔进行再生，再生的溶剂在FC-3117控制下进入溶剂再生塔T-306，来自T-305塔的汽提汽从T-306塔釜入塔。T-306再沸器E-309用2.3MPa蒸汽加热。由FC-3118调节蒸汽流量，控制其塔釜温度，塔顶夹带溶剂的蒸汽作为汽提汽直接送入T-304底部，T-306塔与T-304塔在真空条件下串联操作，溶剂中的杂质，逐渐积存于再生塔底，不定时进行清洗。

1.1.3.5 芳烃二套装置精馏系统

(1) 白土塔V-401A/B 中间产品罐TK-400A/B中的抽提物，即混合芳烃用白土塔进料泵P-401A/B抽出，由FC-3202流量调节阀调节其流量，先在白土塔进出料换热器E-401预热(走壳程)后经白土塔进料加热器E-402加热到180℃～190℃(温度随白土活性下降而升高)进入白土塔V-401A/B顶部，E-402加热介质为3.6MPa蒸汽，用温度控制TC-3201和冷凝水流量控制FC-3201串级调节进料温度，抽提物在白土塔V-401A/B中除去部分烯烃及其他杂质后，由PC-3201控制白土塔出口压力在1.3～1.7Mpa之间，部分物料经过换热器E-410换热之后进入苯塔。

(2) 精馏苯塔

苯塔T-401塔共设54块筛板，进料板设在第

32、

34、36块塔板上，并根据进料组成确定进料位置，正常时为34板进料。再沸器E-403用1.0MPa蒸汽加热，并由FC-3204调节进汽量来控制塔底温度，塔顶馏出物气体经苯塔顶空冷器E-40

5、水冷器E-408冷凝后进入苯塔回流罐V-402，并由苯塔回流泵P-403A/B抽出进行回流，由于进料中带有微量轻质非芳，积累于塔顶会影响苯的质量，所以一部分拔顶苯经流量控制FC-3207送至抽提工段V-302罐中，另一部分通过回流罐液位LC-3202和回流量FC-3206串级调节，回流到T-401塔顶，进料中含有的微量水由V-402设有分水斗分离苯和水，水层由LC-3203控制排至地漏。

高纯度的成品苯从第5板采出，经水冷器E-404冷却用第5板和第17板温差TDRC-3207与采出量FC-3205串级调节控制成品苯的采出量，用苯塔侧线抽出泵P-412A/B送往中间罐区的苯产品储罐TK-401A/B罐，再经苯外送泵P-408A/B泵外送至化工厂苯乙烯装置或成品罐区储罐。

苯塔釜液用塔底泵P-402A/B抽出，在塔釜液面LC-3201控制与出料流量控制FC-3203串级调节塔底液面送往甲苯塔T-402。

(3) 精馏甲苯塔

甲苯、二甲苯、碳九混合液由苯塔塔底泵P-402A/B抽出送往甲苯塔T-402。甲苯塔T-402塔共设66块筛板，进料板设在第

32、

34、36块塔板上，并根据进料组成确定进料位置，正常时为34板进料。塔底再沸器E-406用3.6MPa蒸汽加热，由FC-3211调节其蒸汽进汽量来控制其塔底温度，塔顶蒸出的甲苯蒸汽经甲苯塔顶空冷器E-407和水冷器E-407/1冷凝后进入甲苯回流罐V-403，然后用甲苯塔回流泵P-405A/B抽出，一部分通过塔顶回流罐液面LI-3205与甲苯产品抽出量FC-3210串级调节采出甲苯，另一部分由第2板与和16板温差控制TDRC-3213与回流量FC-3209来串级调节温差变化保证产品质量，产品甲苯送往甲苯储罐TK-402A/B罐，再经甲苯外送泵P-409A/B泵外送至成品罐区。

甲苯塔釜液用塔底泵P-404A/B抽出，在塔釜液面LC-3204控制与出料流量控制FC-3208串级调节控制塔底液面送往二甲苯塔T-403。

(4) 精馏二甲苯塔

二甲苯、碳九混合液由甲苯塔底泵P-404A/B抽出送往二甲苯塔。T-403共设90块筛板，进料板设在第

46、56块塔板上，并根据进料组成确定进料位置，正常时为56板进料。二甲苯塔T-403的再沸器E-409用3.6MPa蒸汽加热，用FC-3213控制其蒸汽进入流量以控制塔底温度，塔顶的二甲苯塔蒸汽先经物料换热器E-410换热、再经水冷器E-411冷却后进入二甲苯塔回流罐V-404罐，二甲苯塔回流罐V-404罐中的二甲苯经二甲苯塔回流泵P-407A/B抽出，一部分回流到T-403塔，由第16板温度TRC-3217与回流量FC-3214串级调节温度，另一部分由LC-3207与抽出FC-3215串级调节二甲苯产品采出量至二甲苯产品罐TK-403A/B罐，再经二甲苯外送泵P-410A/B泵外送至成品罐区。

二甲苯塔釜液先经E-412冷却再经二甲苯塔底泵P-406A/B抽出，由LC-3206与FC-3212串级控制塔釜液面和采出量，送至重芳烃储罐TK-204罐，再经重芳烃外送泵P-211A泵外送至动力罐区或原料罐区。

由于裂解压缩需要碳九做洗油，所以碳九改为送裂解。

冬季时期因碳九易冻凝并且管线无伴热，车间在二甲苯采出调节阀FC-3215和碳九采出调节阀FC-3212之间增加正式线进行二甲苯对碳九线置换，保证碳九管线畅通。

第三篇：防冻液混合使用的危害

随着发动机结构的改进和材料技术的进步，现代汽车发动机与旧式发动机相比，一个显著的特点就是现代发动机的运行温度高，正常的工作温度上限值一般都超过100℃。如果全部注水，当发动机温度达到100℃时就会水沸“开锅”，另外，水具有腐蚀性，会产生水垢影响冷却效果。因此就要用一种特殊的冷却介质——防冻液。防冻液全称汽车防冻冷却液，它具有冬天防冻、夏天防沸的功能，保护发动机的冷却系统，改善散热效果，提高发动机效率。汽车防冻剂的种类很多，像无机物中的氯化钙(CaCl2)、有机物中的甲醇(CH3OH)、乙醇(C2H5OH，俗名酒精)、乙二醇(C2H4(OH)2，俗名甜醇)、丙三醇(C3H5(OH)3，俗名甘油)、润滑油以及我们日常生活中常见的砂糖、蜂蜜等，都可作为防冻液的母液，在加入适量纯净软水(不含或少量含有钙、镁离子的水，如蒸馏水、未受污染的雨水、雪水等，其水质的总硬度成分浓度在0-30ppm之间)后，即可成为一般意义上的防冻液。

由于乙二醇型防冻液的冰点低，沸点高，其中加入防锈剂，对冷却系统常见金属腐蚀极小。对非金属材料如汽车涂料、橡胶等也没有侵蚀作用，故目前绝大数的防冻液都是乙二醇型的，得到了广泛应用。 乙二醇型防冻液采用乙二醇与软水按不同比例混合而成。纯净的乙二醇是无色、粘稠而有甜味的液体，沸点是197.4℃，冰点是-11.5℃，能与水任意比例混合。混合后由于改变了冷却水的蒸气压，冰点显著降低。其降低的程度在一定范围内随乙二醇的含量增加而下降。当乙二醇的含量为68%时，冰点可降低到-68℃，超过这个限量时，冰点反而要上升。防冻液内还含有添加剂以防止乙二醇氧化(会形成腐蚀性极强的副产品)，防止腐蚀，防止产生泡沫以及水垢等。防冻液的添加剂包括缓蚀剂(防锈剂)、防霉剂、PH调节剂(缓冲剂)、抗泡剂及着色剂等。

1、缓蚀剂(防锈剂)

发动机冷却系统使用了铜、铝、铸铁、钢、焊锡等金属。乙二醇防冻液在长期工作中会引起冷却系统的材质腐蚀，腐蚀介质是水和乙二醇。在防冻液中添加缓蚀剂，能有效地阻止冷却系统产生锈蚀。常见的缓蚀剂主要分为以下4类：

(1)无机化合物缓蚀剂。它包括偏硅酸盐、磷酸盐、钨酸盐、硼酸盐、亚硝酸盐和钼酸盐、苯甲酸盐等。作为无机化合物缓蚀剂，可使金属表面形成一层致密的钝化膜。例如：加入0.05%～0.03%的偏硅酸钠可防止铝制件的腐蚀。

(2)有机化合物缓蚀剂。常用的有三乙醇胺、苯并三氮唑、巯基苯并噻唑、有机磷酸盐等，如仅添加0.1%～0.5%的苯并三氮唑即可防止铜制构件的腐蚀。

(3)复合配方缓蚀剂。不同成分的金属构件需用不同的缓蚀剂，如：亚硝酸钠对钢、铸铁的缓蚀效果好,但会腐蚀焊料;三乙醇胺、磷酸盐、有机磷酸盐虽对黑色金属缓蚀效果好，但会腐蚀黄铜、紫铜等;硅酸盐是铝金属的优良缓蚀剂，但极易水解，形成大量絮状沉淀。这些单品种缓蚀剂虽成本较低，但难以满足防冻液诸多方面的性能要求。所以一般采用具有协同作用的多种缓蚀物质的复合配方，缓蚀剂总加入量为防冻液原液的0.5%-5%。

(4)环保型配方缓蚀剂。完全采用有机型配方，成份中不含无机盐，能在金属表面形成一层致密而稳定的保护膜。采用环保型配方缓蚀剂制成的防冻液同时具有易生物降解、低毒的特点，对环境无害的化学品，不会对水体及土壤生态造成破坏，具有通用性好，能适合不同金属材质的发动机，可长年贮存，稳定性好。

2、消泡剂

发动机在运转过程中，会不可避免地发生振动，使空气渗入防冻液而产生泡沫，这不利于热的传递。溶于防冻液中的空气对乙二醇有氧化作用，在使用中不希望有泡沫产生，因此必须加入适量的消泡剂。消泡剂可以使用硅酮、醇类和失水甘油醚等。比较好的消泡剂为烷基非离子型表面活性剂。消泡剂的浓度只要0.001%～0.1%就能达到理想的消泡效果。

3、着色剂

在防冻液中加入无毒的水溶性着色剂，与一般的冷却水区别，便于观察冷却系统中的防冻液是否泄漏，同时具有指示剂的作用，监视防冻液的酸碱度变化。常用溴甲蓝、酚红、甲基红等原料使防冻液呈现一定指示色，如果颜色超过指示范围，则表明防冻液呈酸性而失去防锈作用。着色剂的浓度(质量)一般在0.01%～0.05%。

4、防霉剂

防冻液在工作状态下由于温度较高，微生物难以繁殖，但在贮存过程中可能引起微生物滋长，使防冻液发霉变质。因此，需要加入微量的杀菌防霉剂，以保证防冻液在2～3年贮存期内不霉变。常用的防霉剂有氯化锌、糖酸、苯甲酸钠，其中苯甲酸钠的防霉效果比较理想。

5、缓冲剂(PH调节剂)

防冻液中所加的缓蚀剂在中性介质中效果较好。但是防冻液在工作过程中，介质会酸化，PH值会下降，使缓蚀剂效果降低，因此防冻液中需要添加缓冲剂，使防冻液的PH值稳定在7.5～11之间。常用的PH调节剂有硼酸盐、磷酸盐和有机胺类。

目前市场上的防冻液种类众多，虽然主要成分是乙二醇，但是添加剂的配方却不尽相同，质量也难免鱼龙混杂，一般小调和厂生产的防冻液则只对防冻液的冰点测定后即投放市场，这些没有经过正规检验的产品往往具有较强的腐蚀性，对汽车的冷却系统造成损害，有些防冻液还会将水箱腐蚀穿孔后流入发动机，造成大的事故。还有一些防冻液产品虽然是正规厂家生产，但是由于添加剂配方的不同，如果混合使用，多种添加剂之间很可能会发生化学反应，造成添 加剂失效，破坏各自的综合防腐能力，引起沉淀、结垢和腐蚀等危害，从而影响发动机的使用寿命。

因此，为了保证发动机及冷却系统正常工作和寿命，我们建议汽车制造企业在车辆下线加注防冻液和特约维修站更换防冻液时，应当尽量做到以下几点，并指导车主正确使用防冻液。 一：尽量使用同一品牌的防冻液，不同品牌的防冻液不能混合使用。

二：防冻液的有效期多为两年(个别产品会长一些)，添加时应确认该产品在有效期之内。

三：必须定期更换，一般为两年或每行驶4万公里更换一次，出租车应该更换得勤一些。更换时应放净旧液，将冷却系统清洗干净后，再换上新液。

四：防冻液缺少或者没有时，最好不要兑自来水继续使用，尤其是夏天，因为自来水中含有氯气成分，对水箱、发动机等系统都会产生一些腐蚀作用，从而造成阻塞，这样就会导致冷却系统冷却不畅。除此之外，自来水经过加热后，生成沉淀物，也会影响防冻液的正常功能，造成发动机温度过高，使车辆受到一定程度的损坏。当防冻液不足时，要用同一品牌、同一型号的防冻液补充。

五：应保持常年使用防冻液。要注意防冻液使用的连续性。那种只在冬季使用防冻液，而到开春需要补加时，则加入普通水，一直到入冬才更换防冻液的做法是错误的，忽视了防冻液的防腐、防沸、防垢等作用，容易造成发动机冷却系机件损坏，金属部件会产生氧化腐蚀。六：乙二醇的吸水性强，贮存的容器应密封，以防吸水后溢出。用剩的防冻液应在容器上注明名称以免混淆，并置于安全场所。

第四篇：氧气、乙炔、混合气体、丙烷使用中存在的安全隐患

整改措施

通过前几次进行了安全检查中，用气方面，乙炔、氧气、混合气体、丙烷未分开集中存放，针对存在的问题车间主任和班组长落实整改措施如下：

检查中存在的问题点：

一、气瓶存放点的间距不够。

二、气瓶使用过程中摆放安全间距不够。

三、大部分气瓶在使用过程中压力表损坏。

四、气瓶在使用过程中没有回火阀、防震圈、防倾倒装置。

五、气瓶在使用过程中，存在卧放。

六、气瓶在搬运过程中，存在滑、拖、踢现象。

车间主任和班组长落实整改措施如下：(注：回火器、压力表等设备没有或损坏的请车间主任及班长报计划给仓库进行采购。其余的工作于6月底完成。行政人事部月底将针对完成情况进行检查)

一、 在车间适当位置建氧气、乙炔、混合气体、丙烷储存室各一个，分开存放。

二、 气瓶在使用时应直立放置，不得卧放，用角铁制作钢架，将气瓶固定。氧气与乙炔在使用过程两瓶相隔距离不得低于5米。

三、 气瓶在使用过程中，必须使用合格、正常的气压表和回火器。

四、 在搬运过程中严禁滑、拖、踢。

五、 制定氧气瓶，乙炔瓶、混合气体、丙烷存放安全和使用安全管理规定如下：

1、 氧气瓶，乙炔瓶、混合气体、丙烷进厂后应分开放置，严禁在同一处存放(存放地点必须间隔10米以上的距离)存放处必须保证空气畅通，气瓶不得接触油污，严禁和易燃物、易爆物混放在一起，不准靠近带电电线。

2、 用完的氧气、乙炔、混合气体、丙烷空瓶应做明标记。并分开摆放。

3、 氧气瓶、乙炔、混合气体、丙烷瓶在搬运过程中，不得同车搬运，应轻装轻卸，严禁抛、滑或碰击，在搬运前应检查气瓶防震圈是否配备齐全、合格。

4、 气瓶在存放或使用过程中，严禁靠近热源，气瓶必须直立放置，不准横躺卧放，特别是乙炔以防丙酮流出引起燃烧爆炸。并应有防止倾倒的措施。

5、 气瓶在使用过程中，两瓶间距为5M，与明火间距为10M，使用中必须配备氧气帽、防震圈、压力表、回火阀，现场配备灭火器。

6、 严禁非专业人员操作气瓶。

7、 气瓶严禁抛掷或剧烈滚动，不得安放在可能产生火星的电气设备。

8、 室外使用必须做好防晒防淋，严禁在太阳下暴晒。冬天使用气瓶冻结时，严禁用明火烘烤或用金属敲击瓶阀。

9、 气瓶在着火时，应立即关闭瓶阀，使火自行熄灭，可用二氧化碳、干粉灭火器，不得使用水、泡沫或四氯化碳灭火器。切忌“严禁用铺盖法进行灭火”。

10、 氧气软管着火时，不得折弯软管断气，应迅速关闭氧气阀门，停止供氧;乙炔软管着火时，应先关熄炬火，可采取折弯前面一段软管的办法来将火熄灭。

11、 使用中应随时观察气瓶、胶管状态，有无漏气现象，并保持喷口畅通。

12、 乙炔气瓶的使用压力不得超过0.147Mpa(1.5kgf/cm2)，输气流速每瓶不得超过1.5~2m/3h.

13、 气瓶内的气体不得全部用尽，氧气瓶应留有0.2Mpa(2kgf/cm2)的剩余压力;混合气体、丙烷、乙炔气瓶必须留有不低于规定的剩余压力。

第五篇：一例支原净与盐霉素混合使用引起猪中毒的诊断报告

抗生素在畜牧养殖中已经被大量应用。其主要用于预防动物疾病的发生，促进动物生长和提高饲料的利用率，通常以添加剂的形式添加到饲料中。

支原净的主要成分为泰妙菌素，主要用于防治鸡慢性呼吸道疾病、猪气喘病、传染性胸膜肺炎和猪密螺旋体性痢疾等，有研究显示有促进生长的作用，可作为饲料添加剂，与金霉素以1∶4配伍混饲。泰妙菌素能影响离子载体抗生素如莫能菌素、盐霉素等的代谢，混合使用时可引起中毒、死亡。泰妙菌素为动物专用的抗生素，其作用机理为抑制细菌蛋白质的合成，即与敏感菌核糖体50S亚基结合，通过对转肽作用或mRNA位移的阻断来抑制肽链的合成和延长，影响细菌蛋白质的合成。

盐霉素为聚醚类离子载体类抗生素，为抗球虫药，对鸡的多类球虫均有效，尤其对巨型及布氏艾美尔球虫效果最好。饲料中添加盐霉素能减少哺乳母猪体重损失，防治仔猪腹泻，促进育肥猪生长，提高饲料报酬，所以常作为饲料添加剂使用。但盐霉素安全范围较窄，要严格控制混饲浓度，若浓度过大或使用时间过长，会引起采食量下降、体重减轻、共济失调和腿无力。

一、发病经过

2016年2月23日，江西省新干县某猪场的育肥猪出现咳嗽症状，猪场兽医在饲料中添加支原净可溶性粉进行治疗，于中午、晚上各饲喂了1次，第二天清晨发现有十余头育肥猪发生中毒。出现症状后使用头孢类药物、鱼腥草等治疗，效果不显著。

养殖户介绍说，猪场有一百余头育肥猪，中毒症状明显的有五十多头，死亡14头。

二、临床症状

病程短，发病快，饲喂后13个小时即出现中毒症状，中毒率高、死亡率高。育肥猪表现为不自主抽搐、站立不稳、叉腿、瘫痪和食欲降低等症状，但体温无明显变化。

三、病理变化

养殖户送检两头育肥猪，剖检可见肠出血、胃充血，胃内食物水样化，其他脏器未见异常。

四、病因调查

经调查，养殖户使用的饲料已添加盐霉素钠，含量是70毫克/千克饲料，治疗时在每吨饲料中添加支原净150克，因盐霉素钠和支原净两类药物存在药理性配伍禁忌，二者混合使用容易引起中毒。

五、诊断

根据育肥猪的发病症状、临床检查、病理变化和调查结果，诊断为支原净与盐霉素合用引起的中毒。猪场其他未饲喂混有支原净饲料的育肥猪没有出现中毒症状，可以确诊为支原净和盐霉素合用引起的中毒。

六、治疗措施

该病无特效解毒药，对于中毒猪只立即停喂添加支原净和盐霉素钠的饲料，在饮用水中添加5%葡萄糖和维生素，并清洗饲料槽、饮水用具、厩舍、场地。中毒症状严重者，立即灌服5%葡萄糖溶液，肌内注射维生素C、安钠咖，1次/天，连用3天，并联合使用抗生素，防止继发感染。此外， 加强饲养管理，保持环境清洁卫生。

七、小结与讨论

配伍禁忌是指两种以上药物配伍或混合使用时，可能出现药物中和、水解、破坏失效等理化反应，结果可能产生混浊、沉淀、气体或者变色等外观异常的现象。如静脉滴注酸性药液时加入磺胺嘧啶钠注射液，磺胺嘧啶钠在pH值降低时便可结晶析出。

由于盐霉素属单价聚醚离子载体抗生素，而支原净与聚醚离子载体抗生素合用易发生中毒，其机理为支原净促进单价离子通道的形成，使盐霉素钠在猪体内蓄积从而引起中毒，因此临床上不能联合使用两种药物。

兽医或养殖户须加强药物配伍禁忌的学习，在使用支原净时，应首先了解饲料和饲料添加剂中各种成分及其添加量，从而减少类似事件的发生。饲料生产厂家应明确标注饲料和饲料添加剂的药物成分，严格控制各种抗生素混饲浓度。建议政府及有关部门，对当前药品市场尽快实施规范化和法制化管理。

(作者联系地址：江西省新干县畜牧兽医局 邮编：331300)