CN101735003A

CN101735003A - 用于对二甲苯生产的组合方法

Info

Publication number: CN101735003A
Application number: CN200810043980A
Authority: CN
Inventors: 肖剑; 孔德金; 杨卫胜; 钟禄平; 卢咏琰; 郭艳姿
Original assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Shanghai Research Institute of Petrochemical Technology
Current assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Shanghai Research Institute of Petrochemical Technology; Sinopec Baling Co
Priority date: 2008-11-21
Filing date: 2008-11-21
Publication date: 2010-06-16

Abstract

本发明涉及用于对二甲苯生产的组合方法，主要解决以往技术中存在的生产对二甲苯时混合二甲苯中对二甲苯浓度低、芳烃处理循环量大、反应原料要求苛刻和能耗高的问题。本发明通过采用将甲苯选择性歧化生产含高浓度对二甲苯的混合二甲苯和碳九及其以上芳烃脱烷基反应生产苯、甲苯和处于热力学平衡的混合二甲苯组合的反应技术方案，以及高浓度对二甲苯采用结晶分离和低浓度对二甲苯采用吸附分离和结晶分离相结合的分离技术方案，较好地解决了该问题，可用于对二甲苯工业生产。

Description

用于对二甲苯生产的组合方法

技术领域

本发明涉及一种用于对二甲苯生产的组合方法。

背景技术

对二甲苯是石化工业主要的基本有机原料之一，在化纤、合成树脂、农药、医药、塑料等众多化工生产领域有着广泛的用途。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含乙苯的二甲苯即碳八芳烃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的处理，往往采取C₈A(碳八芳烃)异构化(简称异构化)技术，使之异构化为对二甲苯。为了增产对二甲苯，利用甲苯歧化或甲苯与碳九及其以上芳烃歧化与烷基转移(简称甲苯歧化与烷基转移)反应生成苯和C₈A，从而增产C₈A，是有效的增产对二甲苯的工艺路线。

迄今为止，世界上比较典型的、也比较成熟的与甲苯歧化相关的工艺有六十年代末工业化的Tatoray传统甲苯歧化工艺、八十年代末推出的MTDP及近年来推出的S-TDT工艺和TransPlus工艺。甲苯选择性歧化是生产对二甲苯的一个新途径。由于甲苯在经改性的ZSM-5催化剂上可以进行选择性歧化生成苯和高对二甲苯浓度的C₈A，因此只需经简单的一步冷冻分离就能分离出大部分的对二甲苯。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。其典型工艺有八十年代后期已工业化的MSTDP甲苯选择性歧化工艺和近年来推出的pX-Plus工艺。

已工业化的甲苯选择性歧化工艺-MSTDP，以经过处理的ZSM-5型中孔分子筛为催化剂处理甲苯原料，可得到高对二甲苯浓度(85～90％，重量百分比，除注明外以下相同)的C₈A和硝化级的苯。尚未见工业应用报道的PX-plus工艺，其主要工艺指标为甲苯转化率30％条件下，二甲苯中pX的选择性达到90％，苯与pX(对二甲苯)的摩尔比为1.37。

然而，在这类甲苯选择性歧化的工艺中，在具有高对位选择性的同时伴随着对原料选择的苛刻性。此类工艺只能以甲苯为原料，而C₉ ⁺A(碳九及其以上芳烃)在此工艺中是没有用途的，至少不能被直接利用，造成芳烃资源的浪费。除此以外，该工艺还副产大量的苯，造成对二甲苯收率偏低，这是选择性歧化工艺致命的缺点。

典型的Tatoray工艺的反应器进料是以甲苯和碳九芳烃(C₉A)为反应原料。由Tatoray工艺生成的二甲苯是处于热力学平衡组成的异构体混合物，最有工业应用价值的对二甲苯含量一般只有24％左右。相对于甲苯选择性歧化能得到90％左右的对二甲苯浓度的混合二甲苯这一点而言，无疑Tatoray工艺处于明显的劣势，但是，Tatoray工艺相对于甲苯选择性歧化工艺的一个很大的优势就是Tatoray工艺可以把C₉A转化为苯和二甲苯。以Tatoray工艺为基础的文献有USP4341914、中国专利98110859.8、USP2795629、USP3551510、中国专利97106719.8等。具有代表性的USP4341914提出的工艺流程为将重整产物进行芳烃分馏，得到的甲苯和C₉A进入Tatoray工艺单元进行歧化与烷基转移反应，反应生成物经分离后甲苯和C₉A以及部分碳十(C₁₀A)循环，苯作为产品采出，碳八芳烃以及从异构化单元来的碳八芳烃一起进入pX分离装置分离出高纯度的对二甲苯产品，其它的碳八芳烃异构体到异构化单元进行二甲苯异构化反应重新得到处于热力学平衡的混合二甲苯。

重芳烃脱烷基生产C₆～C₈芳烃工艺近些年来随着甲苯选择性歧化工艺的兴起而逐渐引起人们的重视。USP5763721和USP5847256分别提出了用于重芳烃脱烷基反应的催化剂。其中，USP5847256公布了一种含铼的丝光沸石催化剂，该催化剂特别适用于转化含乙基多的原料，能得到甲苯、二甲苯以及苯等产品。

C₈芳烃各组分的沸点接近：乙苯136.2℃，对二甲苯138.4℃，间二甲苯139.1℃，邻二甲苯144.4℃，其中沸点最高的邻二甲苯可以通过精馏法分离出来，需上百个理论板和较大的回流比，沸点最低的乙苯也可以通过精馏法分离，但要困难得多。C₈芳烃各组分的熔点有较大的差距：对二甲苯13.3℃，邻二甲苯-25.2℃，间二甲苯-47.9℃，乙苯-94.95℃。其中对二甲苯的熔点最高，可采用结晶法将其中的对二甲苯分离出来，如原料中对二甲苯浓度不高，为达到工业生产可接受的收率，一般采用两段结晶。USP3177255、USP3467724首先在-80～-60℃的低温下将大部分的对二甲苯结晶出来使产率达到理论最大值，此时晶体纯度在65～85％之间，熔化后在进行第二次结晶；第二次结晶温度一般在-20～0℃，可得到99％以上纯度的对二甲苯，母液中对二甲苯含量较高，可返回第一次结晶段循环利用。

利用吸附剂对C₈芳烃各组分选择性的差异，可通过吸附分离法将对二甲苯分离出来，该法在二十世纪七十年代实现工业化后即成为生产对二甲苯的主要方法。USP2985589描述了利用逆流模拟移动床分离对二甲苯的方法；USP3686342，USP3734974，CN98810104.1描述了吸附分离使用的吸附剂为钡型或钡钾型的X或Y沸石；USP3558732、USP3686342分别使用甲苯和对二乙苯作为吸附分离的脱附剂。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是以往技术中在生产对二甲苯时，存在由于混合二甲苯中对二甲苯浓度低，造成二甲苯分离单元和异构化单元循环量大、能耗高等问题，提供一种新的对二甲苯生产方法。该方法以苯、甲苯、C₈A和C₉ ⁺A为原料来生产对二甲苯，提高混合二甲苯中对二甲苯的浓度，较大幅度地降低对二甲苯分离单元、异构化单元和芳烃分馏单元的规模，从而降低整个装置的能耗。

为了解决上述技术问题，本发明采用的技术方案如下：一种用于对二甲苯生产的组合方法，包括以下步骤：

A.分离来自重整单元含苯、甲苯、碳八芳烃、碳九及其以上芳烃和非芳烃的混合原料，分离出第一股苯、第一股甲苯、第一股碳八芳烃、碳九及其以上芳烃和非芳烃；

B.A)步骤分离出的碳九及其以上芳烃进入碳九及其以上芳烃脱烷基工艺单元，在临氢条件下进行脱烷基反应，生成第二股苯、第二股甲苯和第二股碳八芳烃；

C.第一股甲苯和第二股甲苯一起进入甲苯选择性歧化工艺单元，在临氢条件下进行甲苯选择性歧化反应，反应后生成含对二甲苯的碳八芳烃和苯物流，经分离后，得到第三股碳八芳烃、第三股甲苯和第三股苯，其中第三股甲苯返回到甲苯择形歧化工艺单元；

D.第一股碳八芳烃和第二股碳八芳烃混合后送入吸附分离单元，得到第一股对二甲苯产品；

E.第三股碳八芳烃送入结晶分离单元，得到母液和第二股对二甲苯产品，母液送入二甲苯塔单元。

在上述技术方案中，甲苯选择性歧化单元所用的催化剂为ZSM-5型分子筛催化剂，ZSM-5型分子筛含有选自铂、钼或镁中的至少一种金属或其氧化物，其用量以重量百分比计为0.005～5％；甲苯选择性歧化工艺单元的操作条件如下：反应压力为1～4MPa，反应温度为300～480℃，氢/烃摩尔比为0.5～10∶1，液体重量空速为0.8～8小时^-1。碳九及其以上芳烃脱烷基工艺单元所用的催化剂为选自β-沸石、丝光沸石或MCM-22中的至少一种分子筛，催化剂中含铋的金属或其氧化物，其用量以重量百分比计为0.005～5％；碳九及其以上芳烃脱烷基工艺单元的操作条件如下：反应压力为1～5MPa，反应温度为250～480℃，氢/烃摩尔比为0.5～8∶1，重量空速为0.8～10小时^-1。对二甲苯分离单元采用吸附分离和结晶分离相结合分离对二甲苯，结晶分离采用降膜结晶分离或者悬浮结晶分离；降膜结晶分离的结晶温度为-30～5℃；悬浮结晶分离的结晶温度为-30～5℃，洗涤液/晶体重量比为0.05～0.5∶1。

本发明中，在碳九及其以上芳烃脱烷基工艺单元，在临氢条件下，催化剂具有将碳九及其以上芳烃脱烷基成为苯、甲苯和C₈A的功能。碳九及其以上芳烃脱烷基工艺单元生成的甲苯进入甲苯选择性歧化单元；反应生成的苯在本单元内循环，没有多余采出的苯，这样可尽量减少副产苯的生成；反应生成的C₈A则进入吸附分离和异构化单元生产纯对二甲苯。碳九及其以上芳烃脱烷基工艺单元生成的甲苯与芳烃联合装置中的其它甲苯一起进入甲苯选择性歧化单元，在含铂ZSM-5催化剂的作用下，发生甲苯选择性歧化反应，生成苯和含高浓度对二甲苯的混合二甲苯，对二甲苯浓度可达80～95％，该混合二甲苯送入到结晶分离单元得到纯对二甲苯，剩余混合二甲苯也进入吸附分离和异构化单元生产纯对二甲苯。可以看出，这样的工艺路线，既能让生产得到的混合二甲苯中对二甲苯的浓度大幅提高，又充分利用了C₉ ⁺A资源，降低了异构化单元和吸附分离单元的处理规模，有效地降低了能耗和设备投资规模，并降低了生产成本，取得了较好的技术效果。

附图说明

图1为传统对二甲苯生产装置的工艺流程。

图2为本发明用于对二甲苯生产的组合工艺流程。

图1或图2中I为重整单元脱庚烷塔；II为芳烃抽提单元；III为抽提后的苯甲苯分离单元；IV为二甲苯塔单元；V为甲苯歧化与烷基转移工艺单元；VI为选择性歧化工艺单元；VII为重芳烃脱烷基工艺单元；VIII为二甲苯异构化工艺单元；IX为吸附分离单元；X为选择性歧化的芳烃分馏单元；XI为结晶分离单元。1为重整脱戊烷油，2为从脱庚烷塔塔顶馏出的C₇ ^-(包括苯、甲苯以及碳六碳七非芳)，3为脱庚烷塔塔釜抽出的碳八及以上芳烃物流，4为萃取出非芳后的苯和甲苯物流，5为非芳，6为抽提后的苯塔塔顶拔出的高纯度产品苯，7为抽提后的甲苯塔塔顶拔出的甲苯，8为抽提后的甲苯塔釜抽出的C₈ ⁺A(碳八及其以上芳烃)，9为歧化与烷基转移单元产品物流，10为C₈ ⁺A分馏单元中的重芳烃塔塔顶抽出的C₉A和部分C₁₀A，11为从二甲苯塔塔顶抽出的混合二甲苯，12为重芳烃塔塔釜抽出的C₁₀A，13为重芳烃脱烷基单元苯塔塔釜抽出的釜液，14为吸附分离单元分离出来的少量甲苯，15为吸附分离单元分离出来的纯对二甲苯，16为吸附分离出PX后的混合二甲苯，17为异构化单元脱庚烷塔塔釜排出的C₈ ⁺A物流，18为异构化单元脱庚烷塔塔顶拔出的含有苯和甲苯的物流，19为歧化与烷基转移单元采出的苯物流，20为选择性歧化的苯塔塔顶拔出的硝化苯，21为选择性歧化的甲苯塔塔顶拔出的甲苯，22为选择性歧化的甲苯塔塔釜抽出的釜液，23为结晶分离出PX后的母液，24为结晶分离单元分离出来的纯对二甲苯。

传统对二甲苯生产装置的工艺流程如图1所示。来自重整脱戊烷塔塔釜液1进入脱庚烷塔I，塔顶分出碳七及其以下芳烃非芳烃物流2进入芳烃抽提单元II进行芳烃与非芳烃的分离，分离出的非芳5排出，苯甲苯物流4去单元III，产品苯6从抽提后的苯塔塔顶送出，混合二甲苯8从抽提后的甲苯塔塔釜抽出进入二甲苯塔单元IV。另外，脱庚烷塔塔釜物流3也进入二甲苯塔单元VI，混合碳八物流11从塔顶馏出去对二甲苯分离单元IX，碳九芳烃10和从甲苯塔塔顶分离出的甲苯物流7作为甲苯歧化与烷基转移单元II的原料，C₁₀ ⁺A(碳十及其以上芳烃)物流12作为副产品送出；歧化与烷基转移单元产品物流9则直接进入单元III进行分离；吸附分离单元IX分离出目的产品对二甲苯15，以及少量的甲苯14返回甲苯歧化单元VI，其它混合二甲苯16进入二甲苯异构化单元VIII进行异构化反应，异构化单元脱庚烷塔塔釜排出的C₈ ⁺A物流17送往二甲苯塔单元IV，脱庚烷塔塔顶拔出的含有苯和甲苯的物流18送往催化重整单元。

本发明中用于对二甲苯生产的组合工艺流程如图2所示。与传统工艺的改进之处在于本发明工艺把传统工艺中的甲苯歧化工艺单元改为碳九芳烃脱烷基工艺单元，另外，增加了一套甲苯选择性歧化单元VI。图2与图1相同的地方不再叙述，下面仅就不同之处作详细说明。本发明工艺中把原来作为甲苯歧化与烷基转移单元原料的碳九及其以上芳经10作为重芳烃脱烷基单元的原料，反应生成的苯在单元内循环，C₇ ⁺A(碳七及其以上芳烃)物流13到抽提后的苯甲苯塔单元中的甲苯塔进行分离，甲苯物流7(包括原料中带入的甲苯以及反应生成的甲苯)都作为选择性歧化单元的原料，选择性歧化单元产品物流9进入选择性歧化的芳烃分馏单元X，从单元X中的苯塔塔顶采出硝化苯20，单元X中的甲苯塔塔顶采出甲苯21返回到选择性歧化单元VI，塔釜抽出的釜液22送入结晶分离单元XI，分离出纯对二甲苯24，结晶分离出PX后的母液23送到吸附分离单元IX。

下面通过具体实施例对本发明作进一步的说明，但是，本发明的范围并不只限于实施例所覆盖的范围。

具体实施方式

【实施例1】

将含有苯、甲苯、碳八芳烃、碳九及其以上芳烃和非芳烃的混合原料进行分离，得到碳九及其以上芳烃，以此为原料，在临氢条件下，在固定床反应器中进行碳九及其以上芳烃脱烷基反应性能考察。反应器内径

25毫米，长度1000毫米，不锈钢材质。催化剂床层上下均充填

3毫米玻璃珠起气流分布和支撑作用，反应器内充填20克含铋为0.05％的β-沸石催化剂。芳烃原料与氢气混合后自上而下通过催化剂床层，进行C₉ ⁺A的脱烷基反应，生成苯、甲苯和C₈A，反应温度为425℃，压力为3.0MPa，重量空速为2.0小时^-1，氢/烃摩尔比为5.0∶1。

原料中C₉ ⁺A来源于石油化工芳烃联合装置，H₂为电解氢，经脱水干燥处理，反应结果列于表1中。

表1碳九芳烃脱烷基反应原料及产物组成分析

组分	NA	Ben	Tol	C₈A	C₉ ⁺A	C₁₀ ⁺A	∑
组分	NA	Ben	Tol	C₈A	C₉ ⁺A	C₁₀ ⁺A	∑	原料，重量％	0.00	0.00	0.01	0.82	93.24	5.93	100.00
产物，重量％	6.13	1.92	11.89	19.22	57.82	3.02	100.00	原料，重量％	0.00	0.00	0.01	0.82	93.24	5.93	100.00

其中：NA为非芳烃，C₁₀ ⁺A为碳十及其以上芳烃，Ben为苯，Tol为甲苯。

从实施例1可以看出：原料C₉ ⁺A经反应后生产了苯、甲苯和C₈A。

将含有苯、甲苯、碳八芳烃、碳九及其以上芳烃和非芳烃的混合原料进行分离，得到甲苯，以甲苯为原料，在临氢条件下，在固定床反应器上进行甲苯选择性歧化反应。反应器内径

25毫米，长度1000毫米，不锈钢材质。催化剂床层上下均充填

3毫米玻璃珠起气流分布和支撑作用，反应器内充填20克含0.05％铂ZSM-5分子筛催化剂。甲苯与氢气混合后自上而下通过催化剂床层，进行甲苯选择性歧化反应，生成苯和高对二甲苯浓度的C₈A。

原料甲苯来源于石油化工芳烃联合装置，H₂为电解氢，经脱水干燥处理，反应温度为420℃，反应压力为1.5MPa，空速为4.0小时^-1，氢/烃摩尔比为3.0∶1。反应结果如表2所示。

表2甲苯选择性歧化反应结果

组分	NA	Ben	Tol	PX	C₈A^*	C₉ ⁺A	∑
组分	NA	Ben	Tol	PX	C₈A^*	C₉ ⁺A	∑	组成，重量％	1.74	14.05	69.95	11.62	2.02	0.62	100.00

注：C₈A^*是指除PX外的其它碳八芳烃，以下同。

将甲苯选择性歧化反应产物经过选择性歧化的芳烃分馏单元进行分离，得到碳八以上组分，以此为原料，在降膜结晶器中进行结晶分离。降膜结晶器内径

25毫米，外径

30毫米，长度500毫米，不锈钢材质。结晶器中原料走管程。原料和冷剂在结晶器中逆流换热，进行结晶分离，得到母液、发汗液和纯对二甲苯。

结晶分离过程中，分为三个步骤进行：原料流量为5毫升/分钟，进料温度为25℃，冷剂流量为50毫升/分钟，冷剂温度为-20℃，对二甲苯在结晶器管壁结晶，剩余为母液，原料进料2个小时后，停止进料；冷剂温度提高到20℃，起加热作用，目的融化部分晶体，融化液称为发汗液；15分钟后改为产品收集，冷剂温度提高到30℃，融化全部晶体，得到纯对二甲苯。降膜结晶分离的结果见表3：

表3降膜结晶分离的结果

组分	原料，重量％	发汗液，重量％	母液，重量％	产品，重量％
组分	原料，重量％	发汗液，重量％	母液，重量％	产品，重量％	PX	81.45	96.73	42.51	99.84

组分	原料，重量％	发汗液，重量％	母液，重量％	产品，重量％
组分	原料，重量％	发汗液，重量％	母液，重量％	产品，重量％	C₈A^*	14.15	2.72	43.85	0.11
C₉A	4.40	0.55	13.64	0.05	C₈A^*	14.15	2.72	43.85	0.11

【实施例2】

反应过程如实施例1。将甲苯选择性歧化反应产物经过选择性歧化的芳烃分馏单元进行分离，得到混合二甲苯，以此为原料，进行悬浮结晶分离。悬浮结晶器的体积为500升，带有夹套和搅拌器，不锈钢材质，洗涤塔的体积为40升，不锈钢材质。原料在结晶中进行悬浮结晶，结晶后的浆料进入洗涤塔中进行固液分离和产品纯化。

悬浮结晶分离过程包括悬浮结晶和洗涤纯化过程，悬浮结晶的原料流量为200升/分钟，原料温度为20℃，结晶温度为-5℃，洗涤纯化的洗涤液流量为15升/分钟，洗涤温度为20℃。悬浮结晶分离的结果见表4。

表4悬浮结晶分离的结果

组分	原料，重量％	母液，重量％	产品，重量％
组分	原料，重量％	母液，重量％	产品，重量％	PX	81.45	63.37	99.84
C₈A^*	14.15	27.94	0.12	PX	81.45	63.37	99.84
C₈A^*	14.15	27.94	0.12	C₉A	4.40	8.69	0.04

【实施例3】

以典型的重整脱戊烷油中C₆A～C₁₀ ⁺烃各物质的组成为基础数据，考察本发明按照附图2所示的工艺流程生产对二甲苯和苯的能力以及各单元的处理规模情况。典型的重整装置送出芳烃的组成分布及本实施例所采用的各组分的流率见表5。

表5重整脱戊烷油芳烃组成及流率

组成	Ben	Tol	C₈A	C₉A	C₁₀ ⁺	∑
组成	Ben	Tol	C₈A	C₉A	C₁₀ ⁺	∑	组成，重量％	14.41	26.79	33.53	24.02	1.25	100.00
流量，千克/小时	12673	23560	29482	21122	1095	87932	组成，重量％	14.41	26.79	33.53	24.02	1.25	100.00

其中C₁₀ ⁺为碳十及其以上芳烃。

按照附图2所述的本发明工艺流程和表5中的芳烃流率(新鲜进料)以及实施例1碳九及其以上芳烃脱烷基反应结果、甲苯选择性歧化反应结果和降膜结晶分离结果，甲苯选择性歧化单元、重芳烃脱烷基单元和异构化单元的物料进料和出料数据列于表6。对二甲苯生产装置各个单元的处理规模见表7，产品对二甲苯和苯的产量见表8。

结果表明，运用本发明技术，以表5所列的芳烃原料，本发明的工艺可以生产对二甲苯和苯的总产量为78324千克/小时。二甲苯异构化单元、吸附分离单元以及二甲苯分馏单元的处理规模分别下降了26％、27％和26％，这明显降低了装置的设计规模。装置能耗为20216×10⁶焦耳/吨(对二甲苯+苯)，相对于比较例1的26579×10⁶焦耳/吨(对二甲苯+苯)，能耗降低了24％。因此，本发明专利克服了以往技术中存在的生产对二甲苯时混合二甲苯浓度低、循环量大、能耗高等问题，提供一种全新的更经济的用于生产对二甲苯的方法。

表6实施例3工艺物料表

表7实施例3各单元处理规模表

单元名称	重芳烃脱烷基单元	异构化单元	吸附分离单元	结晶分离单元	二甲苯分馏单元
单元名称	重芳烃脱烷基单元	异构化单元	吸附分离单元	结晶分离单元	二甲苯分馏单元	规模，千克/小时	38750	161209	201057	14499	239219

表8实施例3产品产量及纯度表

产品	对二甲苯	苯	总和
产品	对二甲苯	苯	总和	产量，千克/小时	49258	29066	78328
纯度，％	99.80	99.94		产量，千克/小时	49258	29066	78328

【实施例4】

采用实施例2的反应工艺流程、反应工艺条件、催化剂和悬浮结晶分离的工艺条件，以表5所示的原料组成为基准，甲苯选择性歧化单元的反应产物经芳烃分馏单元分离后的混合二甲苯物流进入悬浮结晶分离单元回收二甲苯。对二甲苯生产装置各单元的处理规模见表9，产品对二甲苯和苯的产量见表10。

表9实施例4各单元处理规模表

单元名称	重芳烃脱烷基单元	异构化单元	吸附分离单元	结晶分离单元	二甲苯分馏单元
单元名称	重芳烃脱烷基单元	异构化单元	吸附分离单元	结晶分离单元	二甲苯分馏单元	规模，千克/小时	38750	161532	203754	14499	248917

表10实施例4产品产量及纯度表

产品	对二甲苯	苯	总和
产品	对二甲苯	苯	总和	产量，千克/小时	49273	29067	78340
纯度，重量％	99.80	99.94		产量，千克/小时	49273	29067	78340

结果表明，运用本发明技术，以表5所列的芳烃原料，本发明的工艺可以生产对二甲苯和苯的总产量为78340千克/小时。二甲苯异构化单元、吸附分离单元以及二甲苯分馏单元的处理规模分别下降了26％、26％和23％，明显降低了装置的设计规模。装置能耗为20731×10⁶焦耳/吨(对二甲苯+苯)，相对于比较例1的26579×10⁶焦耳/吨(对二甲苯+苯)，能耗降低了22％。

【比较例1】

仍以表5中典型的重整脱戊烷油C₆A～C₁₀ ⁺A物流的流率为基础数据，考察如附图1所示的传统的含甲苯歧化和烷基转移工艺单元的芳烃联合装置生产对二甲苯和苯的能力。其歧化与烷基转移单元、异构化单元的物料进料和采出情况见表11，各单元的处理规模见表12，产品对二甲苯和苯的产量见表13。

表11比较例1工艺物料表

表12比较例1各单元处理规模表

单元名称	歧化与烷基转移单元	异构化单元	吸附分离单元	二甲苯分馏单元
单元名称	歧化与烷基转移单元	异构化单元	吸附分离单元	二甲苯分馏单元	规模，千克/小时	111988	219438	274572	323269

表13比较例1产品产量及纯度表

产品	对二甲苯	苯	总和
产品	对二甲苯	苯	总和	产量，千克/小时	54316	22751	77067
纯度，％	99.80	99.94		产量，千克/小时	54316	22751	77067

结果表明，传统芳烃生产工艺反应如表5所列的芳烃原料，共生产了对二甲苯和苯的总量为77067千克/小时，装置能耗为26579×10⁶千焦/吨(对二甲苯+苯)。

Claims

1.一种用于对二甲苯生产的组合方法，包括以下步骤：

2.根据权利要求1所述用于对二甲苯生产的组合方法，其特征在于甲苯选择性歧化单元所用的催化剂为ZSM-5型分子筛催化剂，ZSM-5型分子筛含有选自铂、钼或镁中的至少一种金属或其氧化物，其用量以重量百分比计为0.005～5％。

3.根据权利要求1所述用于对二甲苯生产的组合方法，其特征在于甲苯选择性歧化工艺单元的操作条件如下：反应压力为1～4MPa，反应温度为300～480℃，氢/烃摩尔比为0.5～10∶1，液体重量空速为0.8～8小时^-1。

4.根据权利要求1所述用于对二甲苯生产的组合方法，其特征在于碳九及其以上芳烃脱烷基工艺单元所用的催化剂为选自β-沸石、丝光沸石或MCM-22中的至少一种分子筛，催化剂中含铋的金属或其氧化物，其用量以重量百分比计为0.005～5％。

5.根据权利要求1所述用于对二甲苯生产的组合方法，其特征在于碳九及其以上芳烃脱烷基工艺单元的操作条件如下：反应压力为1～5MPa，反应温度为250～480℃，氢/烃摩尔比为0.5～8∶1，重量空速为0.8～10小时^-1。

6.根据权利要求1所述用于对二甲苯生产的组合方法，其特征在于对二甲苯分离单元采用吸附分离和结晶分离相结合分离对二甲苯，结晶分离采用降膜结晶分离或者悬浮结晶分离。

7.根据权利要求1所述用于对二甲苯生产的组合方法，其特征在于降膜结晶分离的结晶温度为-30～5℃；悬浮结晶分离的结晶温度为-30～5℃，洗涤液/晶体重量比为0.05～0.5∶1。