模变小，并使得公用工程耗量降低。由于任何甲苯歧化工艺都产生轻质和重质芳烃付产品，因此降低未转化物质循环，也就是意味着通过TDP操作，可以提高产品总产量。
甲苯歧化工艺得到石化级的苯和二甲苯产物。全部以甲苯作原料得到的苯的纯度可以轻易达到ASTM（美国材料实验学会）规定的精制545级苯的规格；?若进料中甲苯和C9芳烃各占50％，则苯的纯度可以满足ASTM规定的精制535级。从甲苯歧化得来的二甲苯含有二甲苯异构体，并且乙苯含少：对二甲苯为23～25％，间二甲苯为50～55％，邻二甲苯为23～25％，乙苯含量仅为1～2％，乙苯含量低使得二甲苯可作为吸附分离装置或对二甲苯结晶装置的原料。
甲基歧化工艺要求在一定的氢气气压下进行，以尽量防止催化剂结焦。由于甲苯歧化工艺芳烃环损坏可以忽略，因此氢耗量非常少。甲基群在反应条件下非常稳定，因此在反应中基本保持不变。绝大多数氢消耗是由于进料中非芳烃杂质的裂化造成的。
广泛的工业生产经验表明，甲基歧化催化剂展示了在很长时间内连续运行的稳定性。绝大多数甲苯歧化装置的设计，可实现在催化剂再生前至少运行12个月，但大多数装置均可连续运行几年，而不必进行催化剂再生。催化剂再生，就是就地采用简单的碳燃烧方式。
2 甲苯歧化技术的进料要求
甲苯歧化装置的进料为纯甲苯或甲苯与C9芳烃(A9)的混合物。甲苯由重整产物得到（当然还有一部分来自PX生产装置的内部循环物）。重整产物中的苯和甲苯在环丁砜装置中抽提出来，用白土处理，然后分馏出独立的苯和甲苯产物。通常，一小部分甲苯作为溶剂卖掉，或重新与汽油调和。剩下的甲苯送至甲苯歧化装置，转化成苯和二甲苯。进料中的A9通常由以下组份组成：重整产物回收的直馏A9、二甲苯异构化装置以及甲苯歧化装置本身的A9付产品。
甲苯歧化工艺可使加工变化范围从100％甲苯到100％CA9的进料。考虑到每个项目的经济性，进料中A9的范围最优值为40～60％。通常，当进料中A9成份增加时，产品组分就向重质芳烃转变。一般情况下，由于高的苛刻度与裂化组份有关，原料中饱和烃的使用受到限制。另外，原料中二环及多分子的组份也受到限制，因为它们可加速催化剂的失活。
一般情况，原料中组份必须满足以下规格：
杂 质 非芳香烃 水 总氯 总氮 总硫
3 甲苯歧化工艺流程简介
表1-2-1 歧化原料杂质含量要求
效 应
增加裂介，增加氢耗量，降低苯纯度 抑制脱烷基化反应，可逆 促进芳烃环裂化，可逆 中和催化剂活性中心，不可逆 影响苯产品质量
限制含量
重量比2%，最大 100PPm，最大 1PPm，最大 0.1PPm，最大 1PPm，最大
甲苯歧化工艺采用一种非常简单的流程，它包括一个固定床反应器和一个产品分离装置，如下图1-2-3所示。
新鲜进料先与富含氢气的循环气混合，与热反应器的排出物换热后进入加热炉，在加热炉内汽化，达到到反应温度时，热的蒸汽进料送至反应器，然后向下流过固定床催化剂。反应器的排出物通过与混合进料换热器换热，进行冷却。混合进料包括进料与氢气补充气，然后送至一个产品分离器。氢气富气从分离器顶部抽出，再返回反应器，一小部分循环气用来吹扫，清除循环线路中积累的轻质轻。分离器底部的液体送至汽提塔，汽提塔塔顶的C5冷却后分离出气、液相产品。汽提塔塔顶气送至燃料气系统，塔顶液打回铂重整装置脱丁烷塔，而物流中的苯可以在环丁砜装置中回收，苯和二甲苯产品，伴随未反应的苯和A9，从汽提塔底部抽出，再回到芳烃装置的苯、甲苯分馏进行循环。
4 ?主要设备
因为甲苯歧化工艺只要求相对温和操作条件，因此建造时不需要特殊材料。工艺设计的简化和常规金属材料，使得投资与维修费用低。工艺设计的简化使得从现行的重整、加氢脱烷基化和加氢精制装置改造成甲苯歧化工艺非常理想。
1） 进料加热炉
该加热炉为普通对流加热炉，物料在加热段加热，对流段用作热油系统或蒸汽发生器。加热炉可以使用燃料油，也可用燃料气，每个喷嘴带有燃料气调节器，加热炉出口装有温度控制器，调整至喷嘴的燃料温度。加热段炉管由1.25%Cr－0.5％Mo钢管制造，对流段炉管由碳钢制造。
2） 反应器
甲苯歧化工艺作用简单的下流式、固定床、汽相反应器。反应器应1.25?％Cr-0.5％Mo钢制造。
3） 产品分离器
分离器用来将反应器排出物分离成液相产品和富含氢气的循环气。分离器中的压力决定着反应器的压力，分离器的压力通过调节氢气补充气的进口速率来调整。氢气的纯度由循环气压缩机的氢气分析仪监控，当氢气纯度太低时，循环气就进行吹排。在通常情况下，分离气中的废气排出是间断的。产品分离器由镇静碳钢制造。
4） 循环气压缩机
压缩机通常为离心式，由电机或蒸汽透平驱动。压缩机有密封油和润滑油线路，并有自动关闭系统，以保护机器受损坏。
5） 汽提塔
建造脱庚烷塔的目的是为了从反应器排出物中移去轻质付产品,与一个热虹吸再沸器结合。热量由上游的二甲苯塔塔顶蒸汽提供。脱庚烷塔由碳钢制造。
6） 换热器
混合进料换热器由1.25％Cr-0.5％Mo钢制造，其它换热器由碳钢制造。
二、吸附分离技术
目前国际上吸附分离技术成熟的有UOP的Parex工艺和IFP的Eluxyl工艺技术。两者都是新颖的吸附分离法，用于回收来自混合二甲苯的对二甲苯。“混合二甲苯”是指包括乙苯、对二甲苯、间二甲苯和邻二甲苯在内的C8芳烃异构体的混合物。这些异构体在一起蒸发用常规蒸馏使其分离是不可能的。吸附分离工艺采用一种为对二甲苯而选择的固体沸石吸附剂，为回收对二甲苯提供了一种有效的途径。与传统的色谱分离法不一样，吸附分离工艺为连续工艺，它模拟液体进料逆流到固体吸附床上。进料与产品连续进出吸附层，且组份基本保持不变。
吸附分离工艺于1971年问世不久，很快就成为世界对二甲苯回收的最佳技术。?在该工艺之前，只能用分步结晶生产对二甲苯，1975?年建造了最新的对二甲苯结晶器，吸附分离装置能从单程进料中回收97％以上的对二甲苯，而提供的对二甲苯产品纯度达99.9％或更高。
1 吸附分离工艺的优点 1） 产品纯度高
近20年来，市场需求的对二甲苯纯度大大提高。1970年吸附分离工艺问世时，市场上销售的对二甲苯纯度为99.2％；到1992年，纯度标准已升至99.7％（Wt），且纯度标准有继续上升趋势。为了满足用户的需求，所有新建的吸附分离装置在每次回收97％（Wt）的情况下都能生产纯度99.9％纯对二甲苯。大部分老式吸附分离装置经改造即可生产纯度为99.9％的对二甲苯，其他吸附或结晶技术都无法达到这一性能。
2） 回收率高
吸附分离工艺与结晶技术相比，其主要是吸附分离工艺能从每通过一次的进料中回收97％以上的对二甲苯，而结晶器必须与限制每次通过只回收65％的对二甲苯的低熔组成极限作斗争。两者的不同点见图1-2-4就一目了然。
图1-2-4是一家生产对二甲苯能力为25万吨/年的吸附分离联合装置与一家16.8万吨/?年的结晶联合装置的比较情况。图中的高数值是表示通过吸附分离联合装置的流量，则图中的低数值则指通过结晶器的流量，吸附分离联合装置可以从一定规模的二甲苯塔和异构化装置中生产的对二甲苯较结晶联合装置生产的对二甲苯高50％。此外，由于异构化装置循环流量损耗相应减少，因此，每个新鲜进料装置的对二甲苯收率亦得以改善。生产16.8万吨/年与生产25万吨/年对二甲苯之差就相当于4000多万美元/?年（对二甲苯按500美元/吨算）。对二甲苯生产率保持不变，这两种技术还是可以比较的。这样的话，二甲苯塔和异构化装置要更大些，方能生产等量的对二甲苯，但要增加投资费用和公用工程费用。这就清楚地说明只有在整套芳烃联合装置的情况下比较不同技术的重要性所在。
3） 异构化的最佳使用
在结晶器联合装置中循环对二甲苯不仅循环线路中的设备规模和循环线路范围内的公用工程消耗，而且还无法使用二甲苯异构化能力。来自吸附分离装置的提余液几乎完全被对二
图1-2-4 PAREX工艺与结晶法的比较
甲苯耗尽（小于1％），而来自典型结晶器的母液则含有9.5％对二甲苯。由于异构化装置不能超过对二甲苯的平衡浓度（23～24%），所以进异构化装置的进料中任何对二甲苯在该装置单程通过时对二甲苯总量都会降低。因而在加工吸附分离提余液时，相同的异构化装置每次通过可产的对二甲苯较加工结晶器母液时所产的对二甲苯大约要多60％。
4） 吸附剂寿命长
吸附分离工艺使用的沸石吸附剂价格昂贵。对于一套年产20万吨的吸附分离装置一次填充吸附剂约需1000万美元左右。为降低这种投资，在设计和工艺操作中务必小心，以消除潜在的吸附剂污染源。在正常操作的情况下，吸附分离的吸附剂估计寿命为10年。许多吸附分离装置的吸附剂都已运转10年以上，且吸附剂性能没有变化。
5） 公用工程消耗低
在吸附分离工艺中使用重的吸附剂可以减少从抽提液和提余液中分离出脱附剂所需的能耗。每套吸附分离装置都与对二甲苯塔热联合，将来自加压二甲苯的塔顶馏出物用来重沸吸附分离装置中的脱附剂分馏塔。此外，使用特殊的高通量再沸器管使传热到最大限度，并使二甲苯塔的设计压力降到最低限度。
2 进料
大部分用来生产对二甲苯的混合二甲苯都来自催化重整的粗汽油。大量的混合二甲苯是由甲苯歧化装置生产，或者回收乙烯装置裂解重质进料的热解汽油副产品。在大部分情况下，去吸附分离装置的这种二甲苯进料就不需要在溶剂抽提装置中进行处理脱除非芳烃杂质。这些杂质会使公用工程消耗增加，又占据供二甲苯用的吸附分离装置的空间，但这些杂质不影响对二甲苯产品的纯度或吸附分离装置的回收情况。
吸附分离装置用的进料必须经预分馏，以分离出C8芳烃馏份，并以白土处理以免影响吸混合二甲苯
298 201 1009 异构化 1034 二甲苯分馏塔 1281 1261 PAREX-97%回收率 深冷结晶-65%回收率 250 168 1030 ＞1%PX 1048 9.5%PX PX产品
C9芳烃 流量单位：千公吨/年
附，如果吸附分离装置与上游炼厂或乙烯装置是联合在一起的，那么，联合装置在设计时应将预馏分和白土处理一并考虑进去。如果另外购买混合二甲苯运送到现场，在进入吸附分离装置之前，必须先经汽提、白土处理和再蒸馏。
一般来讲，进吸附分离装置的进料应符合以下规格：
表1-2-2 吸附分离装置的进料规格要求
污染物 苯 甲基乙基苯 其他C9芳烃 总硫 总氮 活性氧 羰化物总量 总氯 水 溴指数 色泽(pt-co) 铅 砷 铜
3 工艺流程简介
典型的吸附分离装置的每个吸附室被分成许多吸附“床层”。每个吸附床由下面的专用栅板支撑，栅板还装有流量分配器，每个流量分配器通过“床层管线”连接到旋转阀或控制阀系统。各吸附床层间的流量分配器是用来注入或排出来自吸附层的液体，或者重新分配吸附室断面面积上的液体。
典型的吸附分离装置有24块吸附床层、24块栅板。由于从实际建造考虑，大部分吸附分离装置由2个吸附室与12块床层相串联组成。
在吸附分离工艺中，有4股物流，通过旋转阀或控制阀系统将这些物流分配到吸附室。这些物流包括：
进料输入——混合二甲苯进料 抽出液——对二甲苯与脱附剂
抽余液——乙苯、间二甲苯、邻二甲苯与脱附剂。 脱附剂送入——循环来自馏份工段的脱附剂。
在任何给定的时间，只有4根床层管线是有效的，将净物流输入或输出吸附室。按照组
影响
改变吸附剂的选择性，可逆 随同对二甲苯被抽提，污染产品 聚集在循环脱附剂上，增加公用工程消耗 粘固吸附中心，能力下降，可逆 粘固吸附中心，能力下降，可逆 粘固吸附中心，能力下降，可逆 破坏沸石结晶体结构，不可逆 影响沸石晶体结构，不可逆 水太多会对吸附剂引起水蒸汽热损坏 对二甲苯的规格要求 改变吸附剂的选择，不可逆 改变吸附剂的选择，不可逆 改变吸附剂的选择，不可逆
极 限 500PPm，最大 100PPm，最大 500PPm，最大 1PPm，最大 1PPm，最大 1PPm，最大 10，最大 5PPb，最大 1PPb，最大 5PPb，最大
烯烃聚合，聚积在吸附剂上，能力下降，不可逆 20，最大