西安建设科技专修学院毕业论文
利用HF-BF3，从混二甲苯中络合萃取分离间二甲苯，称为MGCC法[3]。
MGCC法认为二甲苯是路易斯碱，能与路易斯酸(比如HF－BF)形成极性络合物，如二甲苯-HBF4（1:1）络合物，EB、PX、MX和OX的相对碱度是0.14、1、100/和2，MX的碱度最强，优先与HF/BF生成络合物，络合反应的速度最快，形成的络合物最稳定，在不加入BF3时，烃和酸的互溶度<1加入BF后，间二甲苯选择性地溶于HF3相，搅拌后迅速分层，加人稀释剂(一般为烷烃)后，间二甲苯分离的选择性加大。MGCC法分出的间二甲苯纯度>99，只有<1的间二甲苯留在抽余相中。在比较低的温度压力下加热，MK-HBF络合物分解成原始组份，副反应的损失少。在较高的温度下(>100℃)下加热，络合物异构生成3种二甲苯异构体的平衡混合物。
络合分离的间二甲苯可以单独作为产品，也可异构化制取对二甲苯。在异构化时，络合剂HF一BF3。可用作异构化催化剂。MGCC工艺分离的间二甲苯纯度为99%。工艺流程示意图见图2-1。
图2-1 MGCC络合分离法工艺流程
1萃取塔2分解塔3分离器4异构反应器5脱重塔6抽余液塔７分离器
8脱轻塔9乙苯精馏塔10邻二甲苯分离塔11对二甲苯结晶槽
C8芳烃进入萃取塔与HF－BF3及稀释剂接触。间二甲苯-HF-BF3络合物送往分解塔或者异构反应器。在分解塔中，从塔顶分出，塔底物流送往脱重塔脱除重组分得到间二甲苯产品。提余液送往提余液塔分离出HF、BF3并作进一步处理。
国外有两套采用MGCC工艺的间二甲苯分离装置:日本三菱瓦斯化学公司5.5万t/a装置和美国阿莫科化学公司11万t/a装置。我国没有络合法间二甲苯生产装置，仅在湖南湘潭市化工研究院进行了络合法的小试实验。
2.2 吸附分离法
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2.2.1 国外的吸附分离法
吸附分离法是70年代工业化并迅速处于领先地位的二甲苯分离方法。吸附分离法先用于分离对二甲苯，代表性的技术是UOP公司的工艺和日本Toray公司的Aromax工艺。以后，UOP公司又开发了吸附分离二甲苯的Sorbex工艺[4]。工艺流程示意图见图2-2。
1-吸附塔2-旋转阀3-提取相分离塔4-提余相分离塔
图2-2 Sorbex工艺构造图
Sorbex工艺为液相吸附工艺，吸附塔采用Sorbex模拟移动床，分子筛吸附剂，甲苯脱附剂。在模拟移动床中，分子筛固定不动，塔上开多个进出料口，依次改变进出料口位置，形成相对移动。在一特定时间，只有4个口作进出料进料、提取相、提余相和脱附剂，其它料口关闭。4个物料口相隔一定距离，每隔一定时间，个料口同时向前移动一个口。料口的切换靠旋转阀实现。进出料口越多越接近于连续。
美国Amoco公司使用UOP技术在海湾地区建10万t/a间二甲苯装置，预定一年1997到1998春投产。
其它吸附间二甲苯的专利技术有：日本CHIYODA公司采用Na－Y型沸石吸附剂，烷基芳烃作脱附剂；日本MITSUBISHI KASAI公司用色谱法从C8，C9芳烃中分离间二甲苯；SISAS公司用KY型沸石，气相吸附分离间二甲苯、这种专利都未工业化。
2.2.2 国内的吸附分离法
国内江苏省丹阳市东联化工有限公司8000t/a间二甲苯装置采用“异沟－吸附分离”
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工艺，以邻二甲苯为原料，采用气相分子筛RAX1吸附分离间二甲苯。[5]组合工艺流程见图2-3
图2-3异构－吸附分离构造图
由图2-3可见，组合工艺由异构化、吸附分离和精密分馏三个单元组成，各种化工单元设备70余台。原料邻二甲苯或含低乙苯的混合二甲苯与返回的邻、对二甲苯经与反应产物换热，一起进加热炉，加热到反应温度后进异构化反应器，反应物料经换热冷却后进脱轻芳烃塔，塔顶脱除轻组份，塔底流出物进脱邻二甲苯塔，塔顶蒸出间、对二甲苯，塔釜物料送入脱重芳烃塔，塔顶蒸出邻二甲苯返回作异构化原料，塔釜出重芳烃。脱邻二甲苯塔顶蒸出间、对二甲苯经蒸发器蒸发并加热进入吸附柱，吸余液为间二甲苯，经冷却后进入吸余液罐。吸附剂选择吸附对二甲苯，接近平衡时用经蒸发、加热的甲苯作脱附剂进行脱附，脱附液经冷却后进入脱附液罐。置换过程是用脱附下来的对二甲苯作置换剂，经蒸发、加热进入吸附柱，置换出吸附剂中残留的间二甲苯，置换区出料随吸附进料一起进入吸附区。脱附液经中间罐进入脱附液塔，塔顶蒸出脱附剂甲苯，塔釜高浓度对二甲苯一部分去吸附作置换剂，其余的返回原料罐作异构化原料。吸余液经吸余液罐进入吸余塔，塔顶蒸出甲苯作脱附剂，塔釜得到合格的高纯度间二甲苯产品。
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与此同时中国石化总公司石油化工科学研究院开发的异构-吸附分离法，[6]利用模拟移动床生产间二甲苯达到生产高纯度的间二甲苯，现简述如下：
1～8吸附柱 9～12冷凝器 13-吸余液精馏塔 14-提纯液精馏塔 15，16-回流缸
17-间二甲苯槽 18-对二甲苯槽
图2-4 模拟移动床生产构造图
用独立的吸附柱串联，按照物料进出口位置分为3个区，即脱附区、提纯区、吸附区。
(1) 吸附区。混合二甲苯F(主要含对二甲苯A和间二甲苯B)由柱7进入，A被吸附剂优先大量吸附，B被少量吸附，经柱8后几乎不含A，得到吸余物R(主要含B及脱附剂D)，R经冷凝至液相后进入吸余液精馏塔13被分离，由塔釜得到产品B，由塔顶得到的D可循环使用。
(2) 提纯区。提纯油P自柱5进入，其主要成分A被吸附剂不断吸附，同时置换出吸附剂中被少量吸附的B，经柱6流入吸附区。
(3) 脱附区。在一定压力温度下，脱附剂D由柱1进入，经过连续4次脱附后，吸附剂中吸附的A被D脱附出来，得到脱附物E(A+D)，再经冷凝后进入提纯液精馏塔14分离，由塔釜可得重组分A(可作为提纯油使用)，其塔顶产物D与吸余液精馏塔塔顶产物一起作为脱附剂循环利用。
采用微机控制阀门的自动切换来改变物料的进出口顺序，实现连续操作。全部吸附柱彼此串联，内装固体吸附剂，室与室之间用自动控制阀连接，每室有6个阀门，利用这些阀门自动依次切换，不断改变进料液、脱附剂、提纯油、吸余液的进出口顺序，使固体吸附剂与物料能连续逆向流动。这样，虽然每个室从吸附到脱附，以及精馏是间歇的，而对整个吸收塔而言，料液和解吸剂却不断地进入，提纯油、吸余液也不断地流出，达到连续操作的目的。
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2.2.3 磺化法
磺化法是较早的间二甲苯分离法，国外已淘汰这种方法，但国内仍有磺化法生产装置。磺化法是将混二甲苯经硫酸磺化。得到间二甲苯磺酸水解间二甲苯磺酸以后，蒸馏切取馏份，得到成品间二甲苯。
磺化法的主要缺点是生产过程产生大量废酸，造成环保问题。我国采用磺化法生产间二甲苯的生产装置有江苏吴江市三友化工厂1000t/a装置，江苏江阴市利港精细化工厂2000t/a装置。
2.2.4 反应蒸馏法
反应蒸馏法利用二甲苯异构体在反应选择性上的差别，加人一种添加剂，与间二甲苯生成难挥发产物，经蒸馏将间二甲苯与其它二甲苯异构体分离。
例如，以有机金属化合物异丙苯钠为添加剂，四甲基1，2－环己胺为鳌合剂进行反应蔫馏。其中异丙苯钠分别与间二甲苯和对二甲苯达到反应平衡。鳌合剂与对二甲苯的反应常数K1等于125，与间二甲苯的反应平衡常数K2等于1160，从反应平衡常数可以看出，体系达到平衡时，添加剂几乎全部与间二甲苯反应。
2.2.5 共沸精馏法
共沸精馏法通过加人共沸剂，改变了二甲苯之间的相对挥发度，达到精馏分离二甲苯的目的。
表2-5二甲苯相对挥发度与理论塔板数、实际塔板数
相对会发度 理论塔半数 实 际 塔 半 数 （全回流，95%纯度） （塔板效率75%） 70 44 36 31 27 24 1.12 1.20 1.25 1.30 1.35 1.40 52 33 27 23 20 18 表 2-5 列出二甲苯相对挥发度与分离塔塔板数的关系。间二甲苯与对二甲苯的相对挥发度为1.02，邻二甲苯与间二甲苯的相对挥发度为1.12，从表中可以看出，前两者之间用精馏法难以分离，后两者之间也较难分离。戊酸甲醋可使间二甲苯与对二甲苯的相对挥发度提高到1.3以上，丁酸丙醋、甲酸己酷可使间二甲苯与邻二甲苯的相对挥
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