專利名稱：：甲苯選擇性歧化和苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移方法
技術(shù)領(lǐng)域：
：本發(fā)明涉及一種甲苯選擇性歧化和苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移方法。
背景技術(shù)：
：對二甲苯是石化工業(yè)主要的基本有機(jī)原料之一，在化纖、合成樹脂、農(nóng)藥、醫(yī)藥、塑料等眾多化工生產(chǎn)領(lǐng)域有著廣泛的用途。典型的對二甲苯生產(chǎn)方法是從石腦油催化重整生成的熱力學(xué)平衡的含乙苯的二甲苯即碳八芳烴中通過多級深冷結(jié)晶分離或分子篩模擬移動床吸附分離(簡稱吸附分離)技術(shù)，將對二甲苯從沸點(diǎn)與之相近的異構(gòu)體混合物中分離出來。而對于鄰位和間位的二甲苯的處理，往往采取CsA異構(gòu)化(簡稱異構(gòu)化)技術(shù)，使之異構(gòu)化為對二甲苯。為了增產(chǎn)對二甲苯，利用甲苯歧化或甲苯與碳九及其以上芳烴歧化與烷基轉(zhuǎn)移(簡稱甲苯歧化與烷基轉(zhuǎn)移)反應(yīng)生成苯和C8A，從而增產(chǎn)CsA，是有效的增產(chǎn)對二甲苯的工藝路線。迄今為止，世界上比較典型的、也比較成熟的與甲苯歧化相關(guān)的工藝有六十年代末工業(yè)化的Tatoray傳統(tǒng)甲苯歧化工藝、八十年代末推出的MTDP及近年來推出的S-TDT工藝和TransPlus工藝。甲苯選擇性歧化是生產(chǎn)對二甲苯的一個(gè)新途徑。由于甲苯在經(jīng)改性的ZSM-5催化劑上可以進(jìn)行選擇性歧化生成苯和高對二甲苯濃度的C8A，因此只需經(jīng)簡單的一步冷凍分離就能分離出大部分的對二甲苯。近年來，隨著催化劑性能的不斷提高，該工藝取得了長足的進(jìn)展。其典型工藝有八十年代后期已工業(yè)化的MSTDP甲苯選擇性歧化工藝和近年來推出的pX-Plus工藝。已工業(yè)化的甲苯選擇性歧化工藝-MSTDP，以經(jīng)過處理的ZSM-5型中孔分子篩為催化劑處理甲苯原料，可得到高對二甲苯濃度(8590%，重量百分比，除注明外以下相同)的C8A和硝化級的苯。尚未見工業(yè)應(yīng)用報(bào)道的PX-plus工藝，其主要工藝指標(biāo)為甲苯轉(zhuǎn)化率30%條件下，二甲苯中pX的選擇性達(dá)到90%，苯與pX的摩爾比為1.37。然而，在這類甲苯選擇性歧化的工藝中，在具有高對位選擇性的同時(shí)伴隨著對原料選擇的苛刻性。此類工藝只能以甲苯為原料，而C9+A在此工藝中是沒有用途的，至少不能被直接利用，造成芳烴資源的浪費(fèi)。除此以外，該工藝還副產(chǎn)大量的苯，造成對二甲苯收率偏低，這是選擇性歧化工藝致命的缺點(diǎn)。典型的Tatoray工藝的反應(yīng)器進(jìn)料是以甲苯和碳九芳烴(C9A)為反應(yīng)原料。由Tatoray工藝生成的二甲苯是處于熱力學(xué)平衡組成的異構(gòu)體混合物，最有工業(yè)應(yīng)用價(jià)值的對二甲苯含量一般只有24%左右。相對于甲苯選擇性歧化能得到90%左右的對二甲苯濃度的混合二甲苯這一點(diǎn)而言，無疑Tatoray工藝處于明顯的劣勢，但是，Tatoray工藝相對于甲苯選擇性歧化工藝的一個(gè)很大的優(yōu)勢就是Tatoray工藝可以把C9A轉(zhuǎn)化為苯和二甲苯。以Tatoray工藝為基礎(chǔ)的文獻(xiàn)有USP4341914、中國專利98110859.8、USP2795629、USP3551510、中國專利97106719.8等。具有代表性的USP4341914提出的工藝流程為將重整產(chǎn)物進(jìn)行芳烴分餾，得到的甲苯和C9A進(jìn)入Tatoray工藝單元進(jìn)行歧化與炕基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，反應(yīng)生成物經(jīng)分離后甲苯和QA以及部分碳十(C1QA)循環(huán)，苯作為產(chǎn)品采出，碳八芳烴以及從異構(gòu)化單元來的碳八芳烴一起進(jìn)入pX分離裝置分離出高純度的對二甲苯產(chǎn)品，其它的碳八芳烴異構(gòu)體到異構(gòu)化單元進(jìn)行二甲苯異構(gòu)化反應(yīng)重新得到處于熱力學(xué)平衡的混合二甲苯。重芳烴脫烷基生產(chǎn)C6C8芳烴工藝近些年來隨著甲苯選擇性歧化工藝的興起而逐漸引起人們的重視。USP5763721和USP5847256分別提出了用于重芳烴脫烷基反應(yīng)的催化劑。其中，USP5847256公布了一種含錸的絲光沸石催化劑，該催化劑特別適用于轉(zhuǎn)化含乙基多的原料，能得到甲苯、二甲苯以及苯等產(chǎn)品。Cs芳烴各組分的沸點(diǎn)接近乙苯136.2t:，對二甲苯138.4"，間二甲苯139.1°C，鄰二甲苯144.4t:，其中沸點(diǎn)最高的鄰二甲苯可以通過精餾法分離出來，需上百個(gè)理論板和較大的回流比，沸點(diǎn)最低的乙苯也可以通過精餾法分離，但要困難得多。Cs芳烴各組分的熔點(diǎn)有較大的差距對二甲苯13.3。C，鄰二甲苯-25.2°C，間二甲苯-47.9°C，乙苯-94.95°C。其中對二甲苯的熔點(diǎn)最高，可采用結(jié)晶法將其中的對二甲苯分離出來，如原料中對二甲苯濃度不高，為達(dá)到工業(yè)生產(chǎn)可接受的收率，一般采用兩段結(jié)晶。USP3177255、USP3467724首先在-80-6(TC的低溫下將大部分的對二甲苯結(jié)晶出來使產(chǎn)率達(dá)到理論最大值，此時(shí)晶體純度在6585%之間，熔化后在進(jìn)行第二次結(jié)晶；第二次結(jié)晶溫度一般在-20(TC，可得到99%以上純度的對二甲苯，母液中對二甲苯含量較高，可返回第一次結(jié)晶段循環(huán)利用。利用吸附劑對C8芳烴各組分選擇性的差異，可通過吸附分離法將對二甲苯分離出來，該法在二十世紀(jì)七十年代實(shí)現(xiàn)工業(yè)化后即成為生產(chǎn)對二甲苯的主要方法。USP2985589描述了利用逆流模擬移動床分離對二甲苯的方法；USP3686342，USP3734974，CN98810104.1描述了吸附分離使用的吸附劑為鋇型或鋇鉀型的X或Y沸石；USP3558732、USP3686342分別使用甲苯和對二乙苯作為吸附分離的脫附劑。
發(fā)明內(nèi)容本發(fā)明所要解決的技術(shù)問題是以往技術(shù)中在生產(chǎn)對二甲苯時(shí)，存在由于混合二甲苯中對二甲苯濃度低，造成二甲苯分離單元和異構(gòu)化單元循環(huán)量大、能耗高等問題，提供一種新的對二甲苯生產(chǎn)方法。該方法以苯、甲苯、CsA和(VA為原料來生產(chǎn)對二甲苯，提高混合二甲苯中對二甲苯的濃度，較大幅度地降低對二甲苯分離單元、異構(gòu)化單元和芳烴分餾單元的規(guī)模，從而降低整個(gè)裝置的能耗。為了解決上述技術(shù)問題，本發(fā)明采用的技術(shù)方案如下一種甲苯選擇性歧化和苯與碳九烷基轉(zhuǎn)移方法，包括以下步驟a.分離來自重整單元含苯、甲苯、碳八芳烴、碳九及其以上芳烴和非芳烴的混合原料，分離出第一股苯、第一股甲苯、第一股碳八芳烴、碳九及其以上芳烴和非芳烴；b.a)步驟分離出的碳九芳烴和第三股苯進(jìn)入苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移工藝單元，在臨氫條件下進(jìn)行脫烷基反應(yīng)，生成第二股苯、第二股甲苯和第二股碳八芳烴；c.第一股甲苯和第二股甲苯一起進(jìn)入甲苯選擇性歧化工藝單元，在臨氫條件下進(jìn)行甲苯選擇性歧化反應(yīng)，反應(yīng)后生成含對二甲苯的碳八芳烴和苯物流，經(jīng)分離后，得到第三股碳八芳烴、第三股甲苯和第三股苯，其中第三股甲苯返回到甲苯選擇性歧化工藝單元；d.第一股碳八芳烴、第二股碳八芳烴和第三股碳八芳烴混合后送入對二甲苯分離單元，得到對二甲苯產(chǎn)品，其中對二甲苯分離單元采用吸附分離或結(jié)晶分離對二甲苯。在上述技術(shù)方案中，甲苯選擇性歧化單元所用的催化劑為ZSM-5型分子篩催化劑，ZSM-5型分子篩含有選自鉑、鉬或鎂中的至少一種金屬或其氧化物，其用量以重量百分比計(jì)為0.0055%;甲苯選擇性歧化工藝單元的操作條件如下反應(yīng)壓力為14MPa，反應(yīng)溫度為300480°C，氫/烴摩爾比為0.510，液體重量空速為0.88小時(shí)—、苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移工藝單元所用的催化劑為選自P-沸石、絲光沸石或MCM-22中的至少一種分子篩，催化劑中含鉍的金屬或其氧化物，其用量以重量百分比計(jì)為0.0055%;苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移工藝單元的操作條件如下反應(yīng)壓力為16MPa，反應(yīng)溫度為30060(TC，氫/烴摩爾比為2IO，重量空速為0.53小時(shí)—1;對二甲苯分離單元中對二甲苯產(chǎn)品純度為重量濃度^99.8%。本發(fā)明中，在苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移工藝單元，由于使用含鉍的沸石為催化劑，在臨氫條件下，通過烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，有效地將反應(yīng)原料苯和C9芳烴轉(zhuǎn)化成了二甲苯，實(shí)現(xiàn)了原料加工的靈活性，且芳烴轉(zhuǎn)化率達(dá)64.8%，選擇性達(dá)90%。而甲苯選擇性歧化單元，在含鉑ZSM-5催化劑的作用下，發(fā)生甲苯選擇性歧化反應(yīng)，生成苯和含高濃度對二甲苯的混合二甲苯，對二甲苯濃度可達(dá)8095%。可以看出，這樣的工藝路線，既能讓生產(chǎn)得到的混合二甲苯中對二甲苯的濃度大幅提高，又充分利用了(VA資源，降低了異構(gòu)化單元和吸附分離單元的處理規(guī)模，有效地降低了能耗和設(shè)備投資規(guī)模，并降低了生產(chǎn)成本，取得了較好的技術(shù)效果。圖1為傳統(tǒng)對二甲苯生產(chǎn)裝置的工藝流程。圖2為本發(fā)明甲苯選擇性歧化和苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移的工藝流程。圖1或圖2中I為重整單元脫庚烷塔；11為芳烴抽提單元；III為抽提后的苯甲苯分離單元；IV為二甲苯塔單元；V為甲苯歧化與烷基轉(zhuǎn)移工藝單元；VI為選擇性歧化工藝單元；VII為苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移工藝單元；VIII為二甲苯異構(gòu)化工藝單元；IX為吸附分離單元。1為重整脫戊烷油，2為從脫庚烷塔塔頂餾出的C7—(包括苯、甲苯以及碳六碳七非芳)，3為脫庚烷塔塔釜抽出的碳八及以上芳烴物流，4為萃取出非芳后的苯和甲苯物流，5為非芳，6為抽提后的苯塔塔頂拔出的高純度產(chǎn)品苯，7為抽提后的甲苯塔塔頂拔出的甲苯，8為抽提后的甲苯塔釜抽出的C8+A，9為歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元產(chǎn)品物流，10為(VA分餾單元中的重芳烴塔塔頂抽出的C9A和部分C1QA，11為從二甲苯塔塔頂抽出的混合二甲苯，12為重芳烴塔塔釜抽出的C1QA，13為苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移工藝單元的產(chǎn)品物流，14為吸附分離單元分離出來的少量甲苯，15為吸附分離單元分離出來的純對二甲苯，16為吸附分離出PX后的混合二甲苯，17為異構(gòu)化單元脫庚烷塔塔釜排出的Cs+A物流，18為異構(gòu)化單元脫庚烷塔塔頂拔出的含有苯和甲苯的物流，19為歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元采出的苯物流，20為選擇性歧化的苯塔塔頂拔出的硝化苯。傳統(tǒng)對二甲苯生產(chǎn)裝置的工藝流程如圖1所示。來自重整脫戊烷塔塔釜液1進(jìn)入脫庚烷塔I，塔頂分出碳七及其以下芳烴非芳烴物流2進(jìn)入芳烴抽提單元II進(jìn)行芳烴與非芳烴的分離，分離出的非芳5排出，苯甲苯物流4去單元III，產(chǎn)品苯6從抽提后的苯塔塔頂送出，混合二甲苯8從抽提后的甲苯塔塔釜抽出進(jìn)入二甲苯塔單元IV。另外，脫庚烷塔塔釜物流3也進(jìn)入二甲苯塔單元VI，混合碳八物流11從塔頂餾出去對二甲苯分離單元IX，碳九5芳烴10和從甲苯塔塔頂分離出的甲苯物流7作為甲苯歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元II的原料，C1Q+A物流12作為副產(chǎn)品送出；歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元產(chǎn)品物流9則直接進(jìn)入單元III進(jìn)行分離；吸附分離單元IX分離出目的產(chǎn)品對二甲苯15，以及少量的甲苯14返回甲苯歧化單元VI，其它混合二甲苯16進(jìn)入二甲苯異構(gòu)化單元VIII進(jìn)行異構(gòu)化反應(yīng)，異構(gòu)化單元脫庚烷塔塔釜排出的(VA物流17送往二甲苯塔單元IV，脫庚烷塔塔頂拔出的含有苯和甲苯的物流18送往催化重整單元。本發(fā)明芳烴生產(chǎn)中增產(chǎn)對二甲苯的工藝流程如圖2所示。與傳統(tǒng)工藝的改進(jìn)之處在于本發(fā)明工藝把傳統(tǒng)工藝中的甲苯歧化工藝單元改為碳九芳烴脫烷基工藝單元，另外，增加了一套甲苯選擇性歧化單元VI。圖2與圖1相同的地方不再敘述，下面僅就不同之處作詳細(xì)說明。本發(fā)明工藝中把原來作為甲苯歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元原料的碳九芳烴10和選擇性歧化單元生成的苯20作為苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移工藝單元的原料，苯物流7(包括原料中帶入的甲苯以及反應(yīng)生成的甲苯)都作為選擇性歧化單元的原料，產(chǎn)品物流9和物13流到抽提后的苯甲苯塔單元中的甲苯塔進(jìn)行分離，分離出苯和甲苯后的物流8送入二甲苯塔單元IV，二甲苯塔頂采出C/A物流ll，物流11送入吸附分離單元IX分離出純對二甲苯21。下面通過具體實(shí)施例對本發(fā)明作進(jìn)一步的說明，但是，本發(fā)明的范圍并不只限于實(shí)施例所覆蓋的范圍。具體實(shí)施方式實(shí)施例1按圖2所示流程，以典型的重整脫戊烷油中C6AC1Q+烴各物質(zhì)的組成為基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，考察本發(fā)明生產(chǎn)對二甲苯和苯的能力以及各單元的處理規(guī)模情況。典型的重整裝置送出芳烴的組成分布及本實(shí)施例所采用的各組分的流率見表1。苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移工藝單元采用固定床反應(yīng)器，反應(yīng)器內(nèi)充填含鉍為0.05%的P-沸石催化劑，反應(yīng)條件為反應(yīng)溫度385t:，壓力為3.0MPa，重量空速為2.0小時(shí)—、氫/烴摩爾比為3.0。芳烴原料與氫氣混合后自上而下通過催化劑床層，進(jìn)行C9+A的脫烷基反應(yīng)，生成苯、甲苯和C8A。甲苯選擇性歧化工藝單元采用固定床反應(yīng)器，反應(yīng)器內(nèi)充填含0.05%鉑ZSM-5分子篩催化劑，反應(yīng)條件為反應(yīng)溫度385t:，壓力為3.OMPa，重量空速為2.0小時(shí)—、氫/烴摩爾比為3.0。甲苯與氫氣混合后自上而下通過催化劑床層，進(jìn)行甲苯選擇性歧化反應(yīng)，生成苯和高對二甲苯濃度的C8A。吸附分離單元采用24級模擬移動床，移動床內(nèi)充填吸附劑，吸附分離操作溫度為130°C。表1重整脫戊烷油芳烴組成及流率組成BenTolC8AC9ACioE組成，重量％14.4126.7933.5324.021.25100.006<table>tableseeoriginaldocumentpage7</column></row><table>其中NA為非芳烴，Ben為苯，Tol為甲苯，C8A為碳A芳烴，C9A為碳九芳烴，C1Q+A為碳十及其以上芳烴，以下相同。按照附圖2所述的本發(fā)明工藝流程和表1中的芳烴流率(新鮮進(jìn)料)以及實(shí)施例中的參數(shù)操作，甲苯選擇性歧化單元、苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移單元和異構(gòu)化單元的物料進(jìn)料和出料數(shù)據(jù)列于表2。對二甲苯生產(chǎn)裝置各個(gè)單元的處理規(guī)模見表3，產(chǎn)品對二甲苯和苯的產(chǎn)量見表4，其中對二甲苯產(chǎn)品相對于對比例增加19%。表2實(shí)施例1工藝物料表<table>tableseeoriginaldocumentpage7</column></row><table>表4實(shí)施例1產(chǎn)品產(chǎn)量及純度表<table>tableseeoriginaldocumentpage8</column></row><table>結(jié)果表明，運(yùn)用本發(fā)明技術(shù)，以表1所列的芳烴原料，本發(fā)明的工藝可以生產(chǎn)對二甲苯和苯的總產(chǎn)量為71651千克/小時(shí)。二甲苯異構(gòu)化單元、吸附分離單元以及二甲苯分餾單元的處理規(guī)模分別下降了23%、23%和22%，這明顯降低了裝置的設(shè)計(jì)規(guī)模。裝置能耗為21529Xl(f焦耳/噸(對二甲苯+苯)，相對于對比例的26579Xl(f焦耳/噸(對二甲苯+苯)，能耗降低了19%。因此，本發(fā)明專利克服了以往技術(shù)中存在的生產(chǎn)對二甲苯時(shí)混合二甲苯濃度低、循環(huán)量大、能耗高等問題，提供一種全新的更經(jīng)濟(jì)的用于增產(chǎn)對二甲苯的方法。實(shí)施例2按圖2所示流程，以典型的重整脫戊烷油中C6AC1Q+烴各物質(zhì)的組成為基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，考察本發(fā)明生產(chǎn)對二甲苯和苯的能力以及各單元的處理規(guī)模情況。典型的重整裝置送出芳烴的組成分布及本實(shí)施例所采用的各組分的流率見表1。苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移工藝單元采用固定床反應(yīng)器，反應(yīng)器內(nèi)充填含鉍0.30%的氫型MCM-22沸石催化劑，反應(yīng)條件為反應(yīng)溫度460°C，壓力為41.0MPa，重量空速為3.0小時(shí)—、氫/烴摩爾比為8.0。芳烴原料與氫氣混合后自上而下通過催化劑床層，進(jìn)行C9+A的脫烷基反應(yīng)，生成苯、甲苯和C8A。甲苯選擇性歧化工藝單元采用固定床反應(yīng)器，反應(yīng)器內(nèi)充填含含鉑0.2%和0.5%鎂ZSM-5分子篩催化劑，反應(yīng)條件為反應(yīng)溫度45(TC，壓力為6.0MPa，重量空速為6.0小時(shí)—、氫/烴摩爾比為8.0。甲苯與氫氣混合后自上而下通過催化劑床層，進(jìn)行甲苯選擇性歧化反應(yīng)，生成苯和高對二甲苯濃度的C8A。吸附分離單元采用6級模擬移動床，移動床內(nèi)充填吸附劑，吸附分離操作溫度為130°C。結(jié)晶分離單元采用懸浮結(jié)晶分離，結(jié)晶溫度為5°C。按照附圖2所述的本發(fā)明工藝流程和實(shí)例中給出的參數(shù)進(jìn)行操作，對二甲苯生產(chǎn)裝置各個(gè)單元的處理規(guī)模見表5，產(chǎn)品對二甲苯和苯的產(chǎn)量見表6。表5實(shí)施例2各單元處理規(guī)模表<table>tableseeoriginaldocumentpage8</column></row><table>表6實(shí)施例2產(chǎn)品產(chǎn)量及純度表<table>tableseeoriginaldocumentpage9</column></row><table>結(jié)果表明，運(yùn)用本發(fā)明技術(shù)，以表1所列的芳烴原料，本發(fā)明的工藝可以生產(chǎn)對二甲苯和苯的總產(chǎn)量為78340千克/小時(shí)。二甲苯異構(gòu)化單元、吸附分離單元以及二甲苯分餾單元的處理規(guī)模分別下降了23%、25%和27%，明顯降低了裝置的設(shè)計(jì)規(guī)模。裝置能耗為20465Xl(f焦耳/噸(對二甲苯+苯)，相對于對比例的26579Xl(f焦耳/噸(對二甲苯+苯)，能耗降低了23%。[OOM]實(shí)施例3按圖2所示流程，以典型的重整脫戊烷油中C6AC1Q+烴各物質(zhì)的組成為基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，考察本發(fā)明生產(chǎn)對二甲苯和苯的能力以及各單元的處理規(guī)模情況。典型的重整裝置送出芳烴的組成分布及本實(shí)施例所采用的各組分的流率見表1。苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移工藝單元采用固定床反應(yīng)器，反應(yīng)器內(nèi)充填含鉍O.10%的氫型絲光沸石催化劑，反應(yīng)條件為反應(yīng)溫度32(TC，壓力為1.OMPa，重量空速為0.8小時(shí)—、氫/烴摩爾比為2.0。芳烴原料與氫氣混合后自上而下通過催化劑床層，進(jìn)行C9+A的脫烷基反應(yīng)，生成苯、甲苯和C8A。甲苯選擇性歧化工藝單元采用固定床反應(yīng)器，反應(yīng)器內(nèi)充填含0.3%鉬和0.8%鎂ZSM-5分子篩催化劑，反應(yīng)條件為反應(yīng)溫度320°C，壓力為1.0MPa，重量空速為0.8小時(shí)—、氫/烴摩爾比為1.0。甲苯與氫氣混合后自上而下通過催化劑床層，進(jìn)行甲苯選擇性歧化反應(yīng)，生成苯和高對二甲苯濃度的C8A。吸附分離單元采用10級模擬移動床，移動床內(nèi)充填吸附劑，吸附分離操作溫度為130°C。結(jié)晶分離單元采用懸浮結(jié)晶分離，結(jié)晶溫度為_15°C。按照附圖2所述的本發(fā)明工藝流程和實(shí)例中給出的參數(shù)進(jìn)行操作，對二甲苯生產(chǎn)裝置各個(gè)單元的處理規(guī)模見表7，產(chǎn)品對二甲苯和苯的產(chǎn)量見表8。表7實(shí)施例3各單元處理規(guī)模表單元名稱重芳烴脫烷基單元異構(gòu)化單元吸附分離單元結(jié)晶分離單元二甲苯分餾單元規(guī)模，千克/小時(shí)5481016153220375465101245876表8實(shí)施例3產(chǎn)品產(chǎn)量及純度表9<table>tableseeoriginaldocumentpage10</column></row><table>結(jié)果表明，運(yùn)用本發(fā)明技術(shù)，以表1所列的芳烴原料，本發(fā)明的工藝可以生產(chǎn)對二甲苯和苯的總產(chǎn)量為71684千克/小時(shí)。二甲苯異構(gòu)化單元、吸附分離單元以及二甲苯分餾單元的處理規(guī)模分別下降了26%、26%和24%，明顯降低了裝置的設(shè)計(jì)規(guī)模。裝置能耗為21530Xl(f焦耳/噸(對二甲苯+苯)，相對于對比例的26579Xl(f焦耳/噸(對二甲苯+苯)，能耗降低了19%。比較例1按圖1所示流程，仍以表1中典型的重整脫戊烷油C6AC1Q+A物流的流率為基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，考察如附圖1所示的傳統(tǒng)的含甲苯歧化和烷基轉(zhuǎn)移工藝單元的芳烴聯(lián)合裝置生產(chǎn)對二甲苯和苯的能力。其歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元、異構(gòu)化單元的物料進(jìn)料和采出情況見表9，各單元的處理規(guī)模見表IO，產(chǎn)品對二甲苯和苯的產(chǎn)量見表11。表9比較例1工藝物料表<table>tableseeoriginaldocumentpage10</column></row><table>表10比較例1各單元處理規(guī)模表<table>tableseeoriginaldocumentpage10</column></row><table>表11比較例1產(chǎn)品產(chǎn)量及純度表<table>tableseeoriginaldocumentpage11</column></row><table>結(jié)果表明，傳統(tǒng)芳烴生產(chǎn)工藝反應(yīng)如表1所列的芳烴原料，工生產(chǎn)了對二甲苯和苯的總量為77067千克/小時(shí)，裝置能耗為26579X106千焦/噸(對二甲苯+苯)。權(quán)利要求一種甲苯選擇性歧化和苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移方法，包括以下步驟a.分離來自重整單元含苯、甲苯、碳八芳烴、碳九及其以上芳烴和非芳烴的混合原料，分離出第一股苯、第一股甲苯、第一股碳八芳烴、碳九及其以上芳烴和非芳烴；b.a)步驟分離出的碳九芳烴和第三股苯進(jìn)入苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移工藝單元，在臨氫條件下進(jìn)行脫烷基反應(yīng)，生成第二股苯、第二股甲苯和第二股碳八芳烴；c.第一股甲苯和第二股甲苯一起進(jìn)入甲苯選擇性歧化工藝單元，在臨氫條件下進(jìn)行甲苯選擇性歧化反應(yīng)，反應(yīng)后生成含對二甲苯的碳八芳烴和苯物流，經(jīng)分離后，得到第三股碳八芳烴、第三股甲苯和第三股苯，其中第三股甲苯返回到甲苯選擇性歧化工藝單元；d.第一股碳八芳烴、第二股碳八芳烴和第三股碳八芳烴混合后送入對二甲苯分離單元，得到對二甲苯產(chǎn)品，其中對二甲苯分離單元采用吸附分離或結(jié)晶分離對二甲苯。2.根據(jù)權(quán)利要求1所述甲苯選擇性歧化和苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移方法，其特征在于甲苯選擇性歧化單元所用的催化劑為ZSM-5型分子篩催化劑，ZSM-5型分子篩含有選自鉑、鉬或鎂中的至少一種金屬或其氧化物，其用量以重量百分比計(jì)為0.0055%。3.根據(jù)權(quán)利要求1所述甲苯選擇性歧化和苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移方法，其特征在于甲苯選擇性歧化工藝單元的操作條件如下反應(yīng)壓力為14MPa，反應(yīng)溫度為300480°C，氫/烴摩爾比為0.510，液體重量空速為0.88小時(shí)—、4.根據(jù)權(quán)利要求1所述甲苯選擇性歧化和苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移方法，其特征在于苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移工藝單元所用的催化劑為選自13_沸石、絲光沸石或101-22中的至少一種分子篩，催化劑中含鉍的金屬或其氧化物，其用量以重量百分比計(jì)為0.0055%。5.根據(jù)權(quán)利要求1所述甲苯選擇性歧化和苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移方法，其特征在于苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移工藝單元的操作條件如下反應(yīng)壓力為16MPa，反應(yīng)溫度為30060(TC，氫/烴摩爾比為2IO，重量空速為0.53小時(shí)—、6.根據(jù)權(quán)利要求1所述甲苯選擇性歧化和苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移方法，其特征在于對二甲苯分離單元中對二甲苯產(chǎn)品純度為重量濃度^99.8%。全文摘要本發(fā)明涉及甲苯選擇性歧化和苯與碳九烷基轉(zhuǎn)移方法，主要解決以往技術(shù)中存在的生產(chǎn)對二甲苯時(shí)混合二甲苯中對二甲苯濃度低、芳烴處理循環(huán)量大、反應(yīng)原料要求苛刻和能耗高的問題。本發(fā)明通過采用將分離來自重整單元的混合原料，重整單元分離出的碳九芳烴和第三股苯進(jìn)入苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移工藝單元，進(jìn)行脫烷基反應(yīng)，生成第二股苯、第二股甲苯和第二股碳八芳烴；所有甲苯進(jìn)入甲苯選擇性歧化工藝單元，進(jìn)行甲苯選擇性歧化反應(yīng)，反應(yīng)后生成含對二甲苯的碳八芳烴和苯物流，得到第三股碳八芳烴、第三股甲苯和第三股苯，其中第三股甲苯返回到甲苯選擇性歧化工藝單元；重整單元分離出的碳八芳烴、第二股碳八芳烴和第三股碳八芳烴混合后送入對二甲苯分離單元，得到對二甲苯產(chǎn)品的技術(shù)方案，較好地解決了該問題，可用于對二甲苯工業(yè)生產(chǎn)中。文檔編號C07C15/00GK101734989SQ20081004397公開日2010年6月16日申請日期2008年11月21日優(yōu)先權(quán)日2008年11月21日發(fā)明者盧詠琰,孔德金,肖劍,鐘祿平申請人:中國石油化工股份有限公司;中國石油化工股份有限公司上海石油化工研究院