CN114716293B - 一种增产对二甲苯的工艺系统和工艺方法 - Google Patents
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Abstract
增产对二甲苯的工艺系统和工艺方法包括二甲苯分馏单元，对二甲苯提纯单元，异构化反应单元，歧化与烷基转移单元和烷基化单元；二甲苯分馏单元包括二甲苯塔和重芳烃塔，对二甲苯提纯单元包括结晶分离单元和膜分离器，异构化反应单元包括异构化反应器和与其连接的脱庚烷塔，歧化与烷基转移单元包括依次连接的歧化与烷基转移反应器、加氢反应器和加氢反应产物分离塔，烷基化单元包括分离塔和烷基化反应器。本发明提高甲苯的转化率，充分利用产物苯向对二甲苯转化，同时采用分壁塔技术，实现在一个塔内将反应物和反应产物分离的目的，从而降低了装置能耗，提高歧化与烷基转移反应产物中烯烃和羰基等不饱和烃的脱除效率，避免废弃白土对环境的污染，提高高附加值产品对二甲苯收率，提高经济效益和社会效益。
Description
技术领域
本发明涉及对二甲苯的生产工艺，特别涉及由C8 +混合芳烃为原料增产对二甲苯的工艺系统和工艺方法。
背景技术
对二甲苯是石化工业重要的基本有机原料之一，主要用于制取对苯二甲酸（PTA）及对苯二甲酸二甲酯（DMT），被广泛应用于化纤、合成树脂、农药、医药、塑料等生产领域。据统计，2019年，我国PX的产能大幅增加1190万吨，总产能达到2503万吨，产能增速70.4%，是近年来PX产能的最高增速。
C8芳烃包括邻二甲苯、对二甲苯、间二甲苯和乙苯四种同分异构体，其中对二甲苯的市场最大，所以工业上通常更希望提高由特定C8芳烃原料生产对二甲苯甚至使之最大化。由于因为它们的化学结构和物性相似且分子量相同，一般通过异构化反应把贫对二甲苯C8芳烃转化成平衡浓度的C8芳烃混合物，同时利用甲苯与C9芳烃的歧化与烷基转移反应，然后再通过精馏和吸附分离等技术手段获得高纯度的对二甲苯产品，贫对二甲苯C8芳烃在系统循环重新进行异构化反应，甲苯与C9芳烃进行歧化与烷基转移反应。
对二甲苯的分离在工业上一般采用结晶法和吸附分离法，其中吸附分离法应用较多。吸附分离的原料是混合C8芳烃，利用对C8芳烃的四种异构体的选择性不同，优先吸附对二甲苯，然后再用解吸剂将吸附剂上的对二甲苯解吸下来。抽出液为富对二甲苯物料，通过精馏得到高纯度的对二甲苯产品；抽余液为贫对二甲苯物料，经抽余液塔分离出解吸剂后，通过异构化反应得到平衡浓度的C8芳烃混合物，然后循环回二甲苯进行分馏。低温结晶分离法利用二甲苯异构体的熔点差异进行分离，主要方法为深冷分步结晶，工艺技术成熟，在二甲苯分离中占优势；通常采用两段结晶，第一段的结晶产品呗熔融，并在第二段结晶器中重结晶，第一段的滤液送至异构化反应单元，第二段的滤液循环作为第一段结晶器的原料。
此工艺过程中，甲苯与C9芳烃的歧化与烷基转移反应的对二甲苯选择性不足30%，从而导致歧化和烷基转移单元循环量大，装置能耗增大；两级结晶法对二甲苯单程收率较低，二甲苯损失量和物料循环量都较大，对二甲苯受共熔点的限制，回收率低，只有60-70%；产物苯作为产品出装置，并没有被充分利用，从而进一步降低了对二甲苯的总收率；此外，工业上通常采用白土处理歧化与烷基转移反应产物中的烯烃和羰基等不饱和烃，其中白土使用周期短、失活快、吸附能力有限导致吸附效率差，且废白土需要经常更换且对环境造成污染。
发明内容
针对现有技术的不足，本发明的目的是提供一种增产对二甲苯的工艺系统和工艺方法，提高对二甲苯的选择性，充分利用产物苯和甲苯向对二甲苯转化，采用分壁塔技术，实现在一个塔内将反应物和反应产物分离的目的，采用组合工艺提高高附加值产品对二甲苯收率，从而降低了装置能耗，同时提高了歧化与烷基转移反应产物烯烃等杂质的脱除效率，解决了废白土污染环境和更换频繁的问题。
为了实现上述目的，本发明采用的技术方案如下：
本发明第一方面的技术目的是提供一种增产对二甲苯的工艺系统，包括二甲苯分馏单元，对二甲苯提纯单元，异构化反应单元，歧化与烷基转移单元和烷基化单元；
其中，所述二甲苯分馏单元包括二甲苯塔和重芳烃塔，以及与二甲苯塔连接的C8 +混合芳烃原料进料管线，二甲苯塔的塔底出料管线连接重芳烃塔入口，二甲苯塔的塔顶出料管线连接对二甲苯提纯单元，重芳烃塔的塔顶出料管线连接歧化与烷基转移反应器；
所述对二甲苯提纯单元包括结晶分离单元和膜分离器，结晶分离单元分离得到的粗对二甲苯物流连接膜分离器，剩余的贫对二甲苯物流连接异构化反应单元，所述膜分离器还连接吹扫气进气管线，分离出的高纯度对二甲苯物流经冷却器Ⅰ后进入产品分离罐，产品分离罐分离出的气体通入吹扫气进气管线，分离出液体为对二甲苯，膜分离器中得到的剩余物流管线连接异构化反应单元；
所述异构化反应单元包括异构化反应器和与其连接的脱庚烷塔，所述脱庚烷塔的塔顶物料管线连接烷基化单元的分离塔，塔底物料管线连接二甲苯塔；
所述歧化与烷基转移单元包括依次连接的歧化与烷基转移反应器、加氢反应器和加氢反应产物分离塔，所述加氢反应器还连接加氢反应器进料管线；所述加氢反应产物分离塔为分壁塔，加氢反应器的出料从其侧线进料，塔顶出料管线和塔底出料管线均连接歧化与烷基转移反应器，侧线出料管线连接甲苯塔；
所述烷基化单元包括分离塔和烷基化反应器，分离塔为分壁塔，侧线进料，塔顶出料管线连接歧化与烷基转移反应器，塔底出料管线连接二甲苯塔，侧线出料连接烷基化反应器，所述烷基化反应器包括反应物进料管线，其产物出料管线通过冷却器Ⅱ后连接气液分离器，气液分离器的气相物料出口管线通过压缩机后连接回烷基化反应器的反应物进料管线，气液分离器的液相物料出口管线连接油水分离器，油水分离器的水相产物出口管线连接甲醇回收塔，油相产物出口管线连接苯塔，甲醇回收塔的塔顶出料管线连接烷基化反应器的反应物进料管线，塔底出料为水；所述苯塔的塔顶出料管线连接歧化与烷基转移反应器，苯塔的塔底出料管线连接甲苯塔，所述甲苯塔的塔顶出料管线连接烷基化反应器的反应物进料管线，甲苯塔的塔底出料管线连接二甲苯塔。
进一步的，所述结晶分离单元和二甲苯塔之间还连接有换热器，结晶分离单元的进料和结晶分离单元的粗对二甲苯物料连接换热器，实现换热。
进一步的，所述歧化与烷基转移反应器还连接来自芳烃抽提单元的苯的进料管线。
进一步的，所述烷基化反应器还连接来自芳烃抽提单元的甲苯的进料管线。
本发明第二方面的技术目的是提供利用上述系统增产对二甲苯的工艺方法，包括：来自芳烃抽提单元的C8 +混合芳烃原料进入二甲苯分馏单元的二甲苯塔，塔底物料为C9 +混合芳烃，进入重芳烃塔，塔顶物料为C8芳烃，进入结晶分离单元，结晶分离单元分离出的粗对二甲苯物流进入膜分离器，剩余的贫对二甲苯物流进入异构化反应单元，膜分离器在吹扫气作用下分离得到高纯度对二甲苯，经冷却器Ⅰ冷却后进入产品分离罐，剩余物流进入异构化反应单元，产品分离罐分离得到对二甲苯产品和气体，气体返回膜分离器重新作为吹扫气；
所述异构化反应器的反应产物进入脱庚烷塔，脱庚烷塔的塔顶物料为C7 -混合芳烃，进入烷基化单元的分离塔，塔底物料为C8 +混合芳烃，返回二甲苯分馏单元的二甲苯塔；重芳烃塔的塔底物料为C10 +混合芳烃，塔顶物料C9为芳烃，进入歧化与烷基转移反应器，歧化与烷基转移反应器的反应产物进入加氢反应器脱去烯烃等杂质后，进入加氢反应产物分离塔，加氢反应产物分离塔的塔顶物料为C7 -，塔底物料为C9 +混合芳烃，均返回至歧化与烷基转移反应器，侧线物料为C8芳烃，进入甲苯塔；
分离塔的塔顶物料为苯，进入歧化与烷基转移反应器，塔底物料为C8 +混合芳烃，进入二甲苯塔，侧线物料为甲苯，与甲醇一起进入烷基化反应器，烷基化反应产物经冷却器Ⅱ冷却后，进入气液分离器，分离出的气相经压缩机升压后返回烷基化反应器，分离出的液相进入油水分离器，油水分离器分离出的水相产物进入甲醇回收塔，甲醇回收塔的塔顶物料为甲醇，返回烷基化反应器，塔底物料为水；油水分离器分离出的油相产物进入苯塔，苯塔的塔顶产物为苯，进入歧化与烷基转移反应器，塔底物料为C7 +混合芳烃进入甲苯塔；甲苯塔的塔顶物料为甲苯，返回烷基化反应器，塔底物料为C8 +混合芳烃进入二甲苯塔。
进一步的，所述烷基化反应器的进料还包括来自芳烃抽提单元的甲苯。
进一步的，所述歧化与烷基转移反应器的进料还包括来自芳烃抽提单元的苯。
所述的来自芳烃抽提单元的C8 +混合芳烃混合物原料主要为含有乙苯、对二甲苯、邻二甲苯和间二甲苯的混合芳烃，还包括C9以上重烃。其中C9以上重烃是指碳原子数为9以上的芳烃、烷烃、环烷烃等烃类。
所述的二甲苯分馏单元中，二甲苯塔塔顶压力为0.3~2.5Mpa，优选为0.5~1.8Mpa，塔顶温度为50～300℃，优选110～280℃。所述二甲苯塔优选为板式塔，塔板数为150~200。
所述对二甲苯提纯单元通过结晶分离单元得到粗对二甲苯，再通过膜分离器得到高纯度对二甲苯。此工艺过程是：二甲苯塔顶的C8芳烃先冷却，然后送入结晶分离单元的结晶分离器进行分离，结晶的淤浆再用离心分离得到粗对二甲苯，滤液进入异构化反应单元；其中结晶分离器的操作条件为：温度为0～-40℃、优选-10～-30℃，压力为0～1MPa、优选0.1～0.5MPa。结晶分离单元分离出的粗对二甲苯纯度为85%~90%。
所述的膜分离器内装有多组沸石分子筛膜组成的膜组件，对二甲苯由膜内向膜外扩散，并在吹扫气的作用下离开膜分离器，实现对二甲苯的提浓。所述的吹扫气循环使用，不足时可以补充部分吹扫气。
所述的异构化反应单元的操作条件为：反应温度为300～450℃，优选330～400℃，压力为0.1～2.0MPa，优选0.4～1.5MPa，质量空速为2～10小时-1、优选3～6小时-1，反应氢/烃摩尔比为2～8、优选3～6。
所述的异构化反应单元中，所述异构化反应器中装填异构化催化剂，所述的异构化催化剂为分子筛或无机氧化物载体上负载有Pt、Sn、Mg、Bi、Pb、Pd、Re、Mo、W、V 和稀土金属中一种或几种的活性组分。所述的分子筛为五元环分子筛、丝光沸石、EUO型分子筛和MFI分子筛中的一种或几种的混合物。所述的无机氧化物为氧化铝和/或氧化硅。
所述烷基化单元中的分离塔为分壁塔，在传统精馏塔中间位置放置一块竖直的隔板，将精馏塔分成上部公共精馏段、下部公共提馏段及由隔板隔开的精馏进料段和侧线采出段四个部分，实现苯、甲苯和C8 +混合芳烃的分离，塔顶物料为苯，塔底物料为C8 +混合芳烃，侧线物料为甲苯。
所述的烷基化单元，烷基化试剂为甲醇，同时甲苯自身发生歧化反应，生成苯和C8芳烃。烷基化反应器内装填烷基化反应所用的沸石分子筛，选自X沸石、Y沸石、丝光沸石、MOR、ZSM-5、MCM-22、SAPO-5、SAPO-11和SAPO-34中的至少一种。操作条件为：反应温度为300～700℃、优选400～600℃，压力为0.1～2.0MPa、优选0.1～0.5MPa，质量空速为1～10h-1、优选2～4h-1。
所述的歧化与烷基转移单元，反应物为苯和C9芳烃，来自芳烃抽提单元的苯为补充反应物，根据C9芳烃的量进行调节。所用的催化剂为分子筛负载活性组分的催化剂，所述分子筛选自β-沸石、丝光沸石、MCM-22等分子筛，所述活性组分选自铋、钼、银、铜、锆、镧和铼的金属或其氧化物中的至少一种，操作条件如下：反应温度为200～600℃、优选为300～500℃，压力为1～8MPa，优选为2～5MPa，重量空速为0.2～3h-1、优选为0.5～2.5h-1。
所述的歧化与烷基转移单元中，加氢反应产物分离塔为分壁塔，在传统精馏塔中间位置放置一块竖直的隔板，将精馏塔分成上部公共精馏段、下部公共提馏段及由隔板隔开的精馏进料段和侧线采出段四个部分，从而实现反应物甲苯和C9芳烃与反应产物的分离，塔顶物料为C7 -芳烃，塔底物料为C9 +混合芳烃，侧线物料为C8芳烃。
所述的加氢反应器操作条件为：反应温度120～300℃，压力为0.2～2.0MPa，质量空速为2～8h-1，反应氢/烃体积比为200～500：1。
与现有技术相比较，本发明提供的增产对二甲苯生产工艺具有以下有益效果：提高甲苯的转化率，充分利用产物苯向对二甲苯转化，同时采用分壁塔技术，实现在一个塔内将反应物和反应产物分离的目的，从而降低了装置能耗，利用结晶和膜分离实现对二甲苯的高度提纯，提高高附加值产品对二甲苯收率，同时提高了歧化与烷基转移反应产物烯烃等杂质的脱除效率，解决了废白土污染环境和更换频繁的问题，提高经济效益和社会效益。
附图说明
附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：
图1是常规的对二甲苯生产工艺流程示意图；
图2是本发明的增产对二甲苯的工艺流程示意图。
其中，101.来自芳烃抽提单元的C8 +混合芳烃原料，102.二甲苯塔，103.吸附分离单元，104.对二甲苯，105.异构化反应单元，106.脱庚烷塔，107.C7-芳烃，108.重芳烃塔，109.C10 +混合芳烃，110.来自芳烃抽提单元的甲苯，111.歧化与烷基转移反应器，112.白土塔，113.苯塔，114.苯，115.甲苯塔。
201.来自芳烃抽提单元的C8 +混合芳烃原料，202.二甲苯塔，203.换热器，204.结晶分离单元，205.膜分离器，206.吹扫气，207.冷却器Ⅰ，208.产品分离罐，209.对二甲苯，210.异构化反应器，211.脱庚烷塔，212.重芳烃塔，213.C10 +混合芳烃，214.来自芳烃抽提单元的苯，215.歧化与烷基转移反应器，216.加氢反应器，217.加氢反应产物分离塔，218.分离塔，219.来自芳烃抽提单元的甲苯，220.甲醇，221.烷基化反应器，222.冷却器，223.气液分离罐，224.压缩机，225.油水分离器，226.甲醇回收塔，227.水，228.苯塔，229.甲苯塔，230.氢气。
具体实施方式
下面结合具体附图对本发明的对二甲苯生产工艺做更详细的说明。
以下实施例和对比例中，各参数采用以下公式计算：
图1为常规的由C8 +混合芳烃对二甲苯生产工艺原则流程示意图，工艺流程包括二甲苯分馏单元，吸附分离单元，异构化单元，以及歧化和烷基转移单元。具体工艺流程如下：来自芳烃抽提单元的C8 +混合芳烃原料101进入二甲苯塔102，塔顶物料作为吸附分离单元103的原料，塔底物料进入重芳烃塔108。吸附分离单元103分离出高纯度对二甲苯104，贫对二甲苯物流进入异构化反应单元105，反应产物进入脱庚烷塔106，塔顶物料为C7-芳烃107，塔底物料返回对二甲苯塔102。重芳烃塔108塔底物料为C10 +混合芳烃109，塔顶物料与来自芳烃抽提单元的甲苯110一起进入歧化与烷基转移反应器111。反应产物经白土塔112脱去烯烃等杂质后，进入苯塔113，塔顶产物为苯114，塔底物料进入甲苯塔115。甲苯塔顶物料进入歧化与烷基转移反应器，塔底物料进入二甲苯塔102。
图2为本发明的增产对二甲苯的工艺流程示意图。包括二甲苯分馏单元，对二甲苯提纯单元，异构化反应单元，歧化与烷基转移单元，以及烷基化单元。生产对二甲苯的工艺流程如下：来自芳烃抽提单元的C8 +混合芳烃原料201进入二甲苯分馏单元的二甲苯塔202，塔底物料为C9 +混合芳烃，进入重芳烃塔207，塔顶物料为C8芳烃，通过换热器203后进入结晶分离单元204，结晶分离单元204分离出的粗对二甲苯物流进入膜分离器205，剩余的贫对二甲苯物流进入异构化反应器210，膜分离器205在吹扫气206作用下分离得到高纯度对二甲苯，经冷却器Ⅰ207冷却后进入产品分离罐208，剩余物流进入异构化反应器210，产品分离罐208分离得到产品对二甲苯209和气体，气体返回膜分离器205重新作为吹扫气；
所述的异构化反应器210的反应产物进入脱庚烷塔211，脱庚烷塔211的塔顶物料为C7 -混合芳烃，进入烷基化单元的分离塔218，塔底物料为C8 +混合芳烃，返回二甲苯分馏单元的二甲苯塔202；重芳烃塔212的塔底物料为C10 +混合芳烃213，塔顶物料C9为芳烃，与来自芳烃抽提单元的苯214一起进入歧化与烷基转移反应器215，反应产物与氢气230进入加氢反应器216脱去烯烃杂质后，进入加氢反应产物分离塔217，加氢反应产物分离塔217为分壁塔，侧线进料，塔顶物料为C7 -，塔底物料为C9 +混合芳烃，均返回至歧化与烷基转移反应器215，侧线物料为C8芳烃，进入甲苯塔229；
分离塔218为分壁塔，侧线进料，塔顶物料为苯，进入歧化与烷基转移反应器215，塔底物料为C8 +混合芳烃，进入二甲苯塔202，侧线物料为甲苯，与来自芳烃抽提单元的甲苯219，以及甲醇220一起进入烷基化反应器221，烷基化反应产物经冷却器Ⅱ222冷却后，进入气液分离器223，分离出的气相经压缩机224升压后返回烷基化反应器221，分离出的液相进入油水分离器225，油水分离器225分离出的水相产物进入甲醇回收塔226，甲醇回收塔226的塔顶物料为甲醇，返回烷基化反应器221，塔底物料为水227；油水分离器225分离出的油相产物进入苯塔228，苯塔228的塔顶产物为苯，进入歧化与烷基转移反应器215，塔底物料为C7 +混合芳烃进入甲苯塔229；甲苯塔229的塔顶物料为甲苯，返回烷基化反应器221，塔底物料为C8 +混合芳烃进入二甲苯塔202。
以下通过实施例具体说明本发明提供的对二甲苯的增产工艺效果。
对比例1
对比例1说明常规对二甲苯生产的工艺和能耗。来自芳烃抽提单元的C8+芳烃混合物原料组成见表1，来自芳烃抽提单元的甲苯纯度>95%。
表1.C8 +混合芳烃混合物原料组成
采用图1所示的工艺系统进行对二甲苯生产，结果表明，常规对二甲苯生产工艺中，甲苯转化率为21%，对二甲苯收率61.8%，装置能耗332kgEO/（t•PX）。
实施例1
实施例1说明本发明提供的对二甲苯生产的增产工艺和能耗。原料组成与对比例1一致，来自芳烃抽提单元的苯和甲苯纯度>95%。
采用图2所示的工艺系统进行对二甲苯生产，结果表明，甲苯转化率为27.2%，对二甲苯收率67.2%，装置能耗285kgEO/（t•PX）。
与对比例1相比，本发明提供的多产对二甲苯的工艺系统和工艺方法与常规二甲苯生产工艺相比，甲苯转化率提高28.1%，对二甲苯收率提高10.2%，装置能耗降低11.1%。本发明解决了歧化和烷基转移单元循环量大的问题，大幅降低装置能耗，同时利用苯生成高附加值产品对二甲苯，提高甲苯的转化率和对二甲苯收率。
Claims (18)
1.一种增产对二甲苯的工艺系统，其特征在于，其包括二甲苯分馏单元，对二甲苯提纯单元，异构化反应单元，歧化与烷基转移单元和烷基化单元；
其中，所述二甲苯分馏单元包括二甲苯塔和重芳烃塔，以及与二甲苯塔连接的C8 +混合芳烃原料进料管线，二甲苯塔的塔底出料管线连接重芳烃塔入口，二甲苯塔的塔顶出料管线连接对二甲苯提纯单元，重芳烃塔的塔顶出料管线连接歧化与烷基转移反应器；
所述对二甲苯提纯单元包括结晶分离单元和膜分离器，结晶分离单元分离得到的粗对二甲苯物流连接膜分离器，剩余的贫对二甲苯物流连接异构化反应单元，所述膜分离器还连接吹扫气进气管线，分离出的高纯度对二甲苯物流经冷却器Ⅰ后进入产品分离罐，产品分离罐分离出的气体通入吹扫气进气管线，分离出液体为对二甲苯，膜分离器中得到的剩余物流管线连接异构化反应单元；
所述异构化反应单元包括异构化反应器和与其连接的脱庚烷塔，所述脱庚烷塔的塔顶物料管线连接烷基化单元的分离塔，塔底物料管线连接二甲苯塔；
所述歧化与烷基转移单元包括依次连接的歧化与烷基转移反应器、加氢反应器和加氢反应产物分离塔，所述加氢反应器还连接加氢反应器进料管线；所述加氢反应产物分离塔为分壁塔，加氢反应器的出料从其侧线进料，塔顶出料管线和塔底出料管线均连接歧化与烷基转移反应器，侧线出料管线连接甲苯塔；
所述烷基化单元包括分离塔和烷基化反应器，分离塔为分壁塔，侧线进料，塔顶出料管线连接歧化与烷基转移反应器，塔底出料管线连接二甲苯塔，侧线出料连接烷基化反应器，所述烷基化反应器包括反应物进料管线，其产物出料管线通过冷却器Ⅱ后连接气液分离器，气液分离器的气相物料出口管线通过压缩机后连接回烷基化反应器的反应物进料管线，气液分离器的液相物料出口管线连接油水分离器，油水分离器的水相产物出口管线连接甲醇回收塔，油相产物出口管线连接苯塔，甲醇回收塔的塔顶出料管线连接烷基化反应器的反应物进料管线，塔底出料为水；所述苯塔的塔顶出料管线连接歧化与烷基转移反应器，苯塔的塔底出料管线连接甲苯塔，所述甲苯塔的塔顶出料管线连接烷基化反应器的反应物进料管线，甲苯塔的塔底出料管线连接二甲苯塔。
2.根据权利要求1所述的工艺系统，其特征在于，所述结晶分离单元和二甲苯塔之间还连接有换热器，结晶分离单元的进料和结晶分离单元的粗对二甲苯物料连接换热器，实现换热。
3.根据权利要求1所述的工艺系统，其特征在于，所述歧化与烷基转移反应器还连接来自芳烃抽提单元的苯的进料管线。
4.根据权利要求1所述的工艺系统，其特征在于，所述烷基化反应器还连接来自芳烃抽提单元的甲苯的进料管线。
5.利用权利要求1-4任意一项所述的工艺系统增产对二甲苯的工艺方法，包括：来自芳烃抽提单元的C8 +混合芳烃原料进入二甲苯分馏单元的二甲苯塔，塔底物料为C9 +混合芳烃，进入重芳烃塔，塔顶物料为C8芳烃，进入结晶分离单元，结晶分离单元分离出的粗对二甲苯物流进入膜分离器，剩余的贫对二甲苯物流进入异构化反应单元，膜分离器在吹扫气作用下分离得到高纯度对二甲苯，经冷却器Ⅰ冷却后进入产品分离罐，剩余物流进入异构化反应单元，产品分离罐分离得到对二甲苯产品和气体，气体返回膜分离器重新作为吹扫气；
所述异构化反应器的反应产物进入脱庚烷塔，脱庚烷塔的塔顶物料为C7 -混合芳烃，进入烷基化单元的分离塔，塔底物料为C8 +混合芳烃，返回二甲苯分馏单元的二甲苯塔；重芳烃塔的塔底物料为C10 +混合芳烃，塔顶物料C9为芳烃，进入歧化与烷基转移反应器，歧化与烷基转移反应器的反应产物进入加氢反应器脱去烯烃杂质后，进入加氢反应产物分离塔，加氢反应产物分离塔的塔顶物料为C7 -，塔底物料为C9 +混合芳烃，均返回至歧化与烷基转移反应器，侧线物料为C8芳烃，进入甲苯塔；
分离塔的塔顶物料为苯，进入歧化与烷基转移反应器，塔底物料为C8 +混合芳烃，进入二甲苯塔，侧线物料为甲苯，与甲醇一起进入烷基化反应器，烷基化反应产物经冷却器Ⅱ冷却后，进入气液分离器，分离出的气相经压缩机升压后返回烷基化反应器，分离出的液相进入油水分离器，油水分离器分离出的水相产物进入甲醇回收塔，甲醇回收塔的塔顶物料为甲醇，返回烷基化反应器，塔底物料为水；油水分离器分离出的油相产物进入苯塔，苯塔的塔顶产物为苯，进入歧化与烷基转移反应器，塔底物料为C7 +混合芳烃进入甲苯塔；甲苯塔的塔顶物料为甲苯，返回烷基化反应器，塔底物料为C8 +混合芳烃进入二甲苯塔。
6.根据权利要求5所述的工艺方法，其特征在于，所述烷基化反应器的进料还包括来自芳烃抽提单元的甲苯；所述歧化与烷基转移反应器的进料还包括来自芳烃抽提单元的苯。
7.根据权利要求5所述的工艺方法，其特征在于，所述的二甲苯分馏单元中，二甲苯塔塔顶压力为0.3~2.5Mpa，塔顶温度为50～300℃，所述二甲苯塔为板式塔，塔板数为150~200。
8.根据权利要求5所述的工艺方法，其特征在于，所述对二甲苯提纯单元通过结晶分离单元得到粗对二甲苯，再通过膜分离器得到高纯度对二甲苯，此工艺过程是：二甲苯塔顶的C8芳烃先冷却，然后送入结晶分离单元的结晶分离器进行分离，结晶的淤浆再用离心分离得到粗对二甲苯，滤液进入异构化反应单元；其中结晶分离器的操作条件为：温度0～-40℃，压力为0～1MPa。
9.根据权利要求5所述的工艺方法，其特征在于，所述的膜分离器内装有多组沸石分子筛膜组成的膜组件，对二甲苯由膜内向膜外扩散，并在吹扫气的作用下离开膜分离器，实现对二甲苯的提浓。
10.根据权利要求5所述的工艺方法，其特征在于，所述的异构化反应单元的操作条件为：反应温度为300～450℃，压力为0.1～2.0MPa，质量空速为2～10小时-1，反应氢/烃摩尔比为2～8。
11.根据权利要求5所述的工艺方法，其特征在于，所述的异构化反应单元中，所述异构化反应器中装填异构化催化剂，所述的异构化催化剂为分子筛或无机氧化物载体上负载有Pt、Sn、Mg、Bi、Pb、Pd、Re、Mo、W、V和稀土金属中一种或几种的活性组分；所述的分子筛为五元环分子筛、丝光沸石、EUO型分子筛和MFI分子筛中的一种或几种的混合物；所述的无机氧化物为氧化铝和/或氧化硅。
12.根据权利要求5所述的工艺方法，其特征在于，烷基化单元中的分离塔为分壁塔，在传统精馏塔中间位置放置一块竖直的隔板，将精馏塔分成上部公共精馏段、下部公共提馏段及由隔板隔开的精馏进料段和侧线采出段四个部分，实现苯、甲苯和C8 +混合芳烃的分离，塔顶物料为苯，塔底物料为C8 +混合芳烃，侧线物料为甲苯。
13.根据权利要求5所述的工艺方法，其特征在于，所述的烷基化单元，烷基化试剂为甲醇，同时甲苯自身发生歧化反应，生成苯和C8芳烃；烷基化反应器内装填烷基化反应所用的沸石分子筛，选自X沸石、Y沸石、丝光沸石、MOR、ZSM-5、MCM-22、SAPO-5、SAPO-11和SAPO-34中的至少一种。
14.根据权利要求5所述的工艺方法，其特征在于，烷基化反应的操作条件为：反应温度为300～700℃，压力为0.1～2.0MPa，质量空速为1～10h-1。
15.根据权利要求14所述的工艺方法，其特征在于，烷基化反应的操作条件为：反应温度为400～600℃，压力为0.1～0.5MPa，质量空速为2～4h-1。
16.根据权利要求5所述的工艺方法，其特征在于，所述的歧化与烷基转移单元中，所用的催化剂为分子筛负载活性组分的催化剂，所述分子筛选自β-沸石、丝光沸石和MCM-22分子筛中的至少一种，所述活性组分选自铋、钼、银、铜、锆、镧和铼的金属或其氧化物中的至少一种。
17.根据权利要求5所述的工艺方法，其特征在于，所述的歧化与烷基转移单元中，加氢反应产物分离塔为分壁塔，在传统精馏塔中间位置放置一块竖直的隔板，将精馏塔分成上部公共精馏段、下部公共提馏段及由隔板隔开的精馏进料段和侧线采出段四个部分，从而实现反应物甲苯和C9芳烃与反应产物的分离，塔顶物料为C7 -芳烃，塔底物料为C9 +混合芳烃，侧线物料为C8芳烃。
18.根据权利要求5所述的工艺方法，其特征在于，所述的加氢反应器操作条件为：反应温度120～300℃，压力为0.2～2.0MPa，质量空速为2～8h-1，反应氢/烃体积比为200～500：1。
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