用於對二甲苯生產的組合方法

2023-06-28 06:17:11

專利名稱：：用於對二甲苯生產的組合方法
技術領域：
：本發明涉及一種用於對二甲苯生產的組合方法。
背景技術：
：對二甲苯是石化工業主要的基本有機原料之一，在化纖、合成樹脂、農藥、醫藥、塑料等眾多化工生產領域有著廣泛的用途。典型的對二甲苯生產方法是從石腦油催化重整生成的熱力學平衡的含乙苯的二甲苯即碳八芳烴中通過多級深冷結晶分離或分子篩模擬移動床吸附分離(簡稱吸附分離)技術，將對二甲苯從沸點與之相近的異構體混合物中分離出來。而對於鄰位和間位的二甲苯的處理，往往採取C8A(碳八芳烴)異構化(簡稱異構化)技術，使之異構化為對二甲苯。為了增產對二甲苯，利用甲苯歧化或甲苯與碳九及其以上芳烴歧化與烷基轉移(簡稱甲苯歧化與烷基轉移)反應生成苯和C8A，從而增產CsA，是有效的增產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的工藝有六十年代末工業化的Tatoray傳統甲苯歧化工藝、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對二甲苯的一個新途徑。由於甲苯在經改性的ZSM-5催化劑上可以進行選擇性歧化生成苯和高對二甲苯濃度的C8A，因此只需經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展。其典型工藝有八十年代後期已工業化的MSTDP甲苯選擇性歧化工藝和近年來推出的pX-Plus工藝。已工業化的甲苯選擇性歧化工藝-MSTDP，以經過處理的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，除註明外以下相同)的C8A和硝化級的苯。尚未見工業應用報導的PX-plus工藝，其主要工藝指標為甲苯轉化率30%條件下，二甲苯中pX的選擇性達到90%，苯與pX(對二甲苯)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(VA(碳九及其以上芳烴)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。除此以外，該工藝還副產大量的苯，造成對二甲苯收率偏低，這是選擇性歧化工藝致命的缺點。典型的Tatoray工藝的反應器進料是以甲苯和碳九芳烴(C9A)為反應原料。由Tatoray工藝生成的二甲苯是處於熱力學平衡組成的異構體混合物，最有工業應用價值的對二甲苯含量一般只有24%左右。相對於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而言，無疑Tatoray工藝處於明顯的劣勢，但是，Tatoray工藝相對於甲苯選擇性歧化工藝的一個很大的優勢就是Tatoray工藝可以把C9A轉化為苯和二甲苯。以Tatoray工藝為基礎的文獻有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物進行芳烴分餾，得到的甲苯和C9A進入Tatoray工藝單元進行歧化與烷基轉移反應，反應生成物經分離後甲苯和QA以及部分碳十(C1QA)循環，苯作為產品採出，碳八芳烴以及從異構化單元來的碳八芳烴一起進入pX分離裝置分離出高純度的對二甲苯產品，其它的碳八芳烴異構體到異構化單元進行二甲苯異構化反應重新得到處於熱力學平衡的混合二甲苯。重芳烴脫烷基生產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分別提出了用於重芳烴脫烷基反應的催化劑。其中，USP5847256公布了一種含錸的絲光沸石催化劑，該催化劑特別適用於轉化含乙基多的原料，能得到甲苯、二甲苯以及苯等產品。Cs芳烴各組分的沸點接近乙苯136.2t:，對二甲苯138.4"，間二甲苯139.1°C，鄰二甲苯144.4t:，其中沸點最高的鄰二甲苯可以通過精餾法分離出來，需上百個理論板和較大的回流比，沸點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最高，可採用結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，為達到工業生產可接受的收率，一般採用兩段結晶。USP3177255、USP3467724首先在-80-6(TC的低溫下將大部分的對二甲苯結晶出來使產率達到理論最大值，此時晶體純度在6585%之間，熔化後在進行第二次結晶；第二次結晶溫度一般在-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，可返回第一次結晶段循環利用。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，該法在二十世紀七十年代實現工業化後即成為生產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。
發明內容本發明所要解決的技術問題是以往技術中在生產對二甲苯時，存在由於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化單元循環量大、能耗高等問題，提供一種新的對二甲苯生產方法。該方法以苯、甲苯、CsA和(VA為原料來生產對二甲苯，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、異構化單元和芳烴分餾單元的規模，從而降低整個裝置的能耗。為了解決上述技術問題，本發明採用的技術方案如下一種用於對二甲苯生產的組合方法，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)步驟分離出的碳九及其以上芳烴進入碳九及其以上芳烴脫烷基工藝單元，在臨氫條件下進行脫烷基反應，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入甲苯選擇性歧化工藝單元，在臨氫條件下進行甲苯選擇性歧化反應，反應後生成含對二甲苯的碳八芳烴和苯物流，經分離後，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擇形歧化工藝單元；D.第一股碳八芳烴和第二股碳八芳烴混合後送入吸附分離單元，得到第一股對二甲苯產品；E.第三股碳八芳烴送入結晶分離單元，得到母液和第二股對二甲苯產品，母液送入二甲苯塔單元。在上述技術方案中，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為0.0055%;甲苯選擇性歧化工藝單元的操作條件如下反應壓力為14MPa，反應溫度為30048(TC，氫/烴摩爾比為0.510:1，液體重量空速為0.88小時—、碳九及其以上芳烴脫烷基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為O.0055%;碳九及其以上芳烴脫烷基工藝單元的操作條件如下反應壓力為15MPa，反應溫度為25048(TC，氫/烴摩爾比為0.58:1，重量空速為0.810小時—、對二甲苯分離單元採用吸附分離和結晶分離相結合分離對二甲苯，結晶分離採用降膜結晶分離或者懸浮結晶分離；降膜結晶分離的結晶溫度為-305°C;懸浮結晶分離的結晶溫度為-305"，洗滌液/晶體重量比為0.050.5:1。本發明中，在碳九及其以上芳烴脫烷基工藝單元，在臨氫條件下，催化劑具有將碳九及其以上芳烴脫烷基成為苯、甲苯和C8A的功能。碳九及其以上芳烴脫烷基工藝單元生成的甲苯進入甲苯選擇性歧化單元；反應生成的苯在本單元內循環，沒有多餘採出的苯，這樣可儘量減少副產苯的生成；反應生成的C8A則進入吸附分離和異構化單元生產純對二甲苯。碳九及其以上芳烴脫烷基工藝單元生成的甲苯與芳烴聯合裝置中的其它甲苯一起進入甲苯選擇性歧化單元，在含鉑ZSM-5催化劑的作用下，發生甲苯選擇性歧化反應，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8095%，該混合二甲苯送入到結晶分離單元得到純對二甲苯，剩餘混合二甲苯也進入吸附分離和異構化單元生產純對二甲苯。可以看出，這樣的工藝路線，既能讓生產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C9+A資源，降低了異構化單元和吸附分離單元的處理規模，有效地降低了能耗和設備投資規模，並降低了生產成本，取得了較好的技術效果。圖1為傳統對二甲苯生產裝置的工藝流程。圖2為本發明用於對二甲苯生產的組合工藝流程。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為抽提後的苯甲苯分離單元；IV為二甲苯塔單元；V為甲苯歧化與烷基轉移工藝單元；VI為選擇性歧化工藝單元；VII為重芳烴脫烷基工藝單元；VIII為二甲苯異構化工藝單元；IX為吸附分離單元；X為選擇性歧化的芳烴分餾單元；XI為結晶分離單元。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為萃取出非芳後的苯和甲苯物流，5為非芳，6為抽提後的苯塔塔頂拔出的高純度產品苯，7為抽提後的甲苯塔塔頂拔出的甲苯，8為抽提後的甲苯塔釜抽出的C8+A(碳八及其以上芳烴)，9為歧化與烷基轉移單元產品物流，10為C8+A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為重芳烴脫烷基單元苯塔塔釜抽出的釜液，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後的混合二甲苯，17為異構化單元脫庚烷塔塔釜排出的C8+A物流，18為異構化單元脫庚烷塔塔頂拔出的含有苯和甲苯的物流，19為歧化與烷基轉移單元採出的苯物流，20為選擇性歧化的苯塔塔頂拔出的硝化苯，21為選擇性歧化的甲苯塔塔頂拔出的甲苯，22為選擇性歧化的甲苯塔塔釜抽出的釜液，23為結晶分離出PX後的母液，24為結晶分離單元分離出來的純對二甲苯。傳統對二甲苯生產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進入芳烴抽提單元II進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，產品苯6從抽提後的苯塔塔頂送出，混合二甲苯8從抽提後的甲苯塔塔釜抽出進入二甲苯塔單元IV。另外，脫庚烷塔塔釜物流3也進入二甲苯塔單元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移單元II的原料，C1Q+A(碳十及其以上芳烴)物流12作為副產品送出；歧化與烷基轉移單元產品物流9則直接進入單元III進行分離；吸附分離單元IX分離出目的產品對二甲苯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進入二甲苯異構化單元VIII進行異構化反應，異構化單元脫庚烷塔塔釜排出的C8+A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。本發明中用於對二甲苯生產的組合工藝流程如圖2所示。與傳統工藝的改進之處在於本發明工藝把傳統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說明。本發明工藝中把原來作為甲苯歧化與烷基轉移單元原料的碳九及其以上芳經10作為重芳烴脫烷基單元的原料，反應生成的苯在單元內循環，C7+A(碳七及其以上芳烴)物流13到抽提後的苯甲苯塔單元中的甲苯塔進行分離，甲苯物流7(包括原料中帶入的甲苯以及反應生成的甲苯)都作為選擇性歧化單元的原料，選擇性歧化單元產品物流9進入選擇性歧化的芳烴分餾單元X，從單元X中的苯塔塔頂採出硝化苯20，單元X中的甲苯塔塔頂採出甲苯21返回到選擇性歧化單元VI，塔釜抽出的釜液22送入結晶分離單元XI，分離出純對二甲苯24，結晶分離出PX後的母液23送到吸附分離單元IX。下面通過具體實施例對本發明作進一步的說明，但是，本發明的範圍並不只限於實施例所覆蓋的範圍。具體實施方式實施例1將含有苯、甲苯、碳八芳烴、碳九及其以上芳烴和非芳烴的混合原料進行分離，得到碳九及其以上芳烴，以此為原料，在臨氫條件下，在固定床反應器中進行碳九及其以上芳烴脫烷基反應性能考察。反應器內徑925毫米，長度1000毫米，不鏽鋼材質。催化劑床層上下均充填93毫米玻璃珠起氣流分布和支撐作用，反應器內充填20克含鉍為0.05%的P-沸石催化劑。芳烴原料與氫氣混合後自上而下通過催化劑床層，進行(VA的脫烷基反應，生成苯、甲苯和C8A，反應溫度為425°C，壓力為3.OMPa，重量空速為2.0小時—、氫/烴摩爾比為5.0:1。原料中C9+A來源於石油化工芳烴聯合裝置，H2為電解氫，經脫水乾燥處理，反應結果列於表l中。表1碳九芳烴脫烷基反應原料及產物組成分析tableseeoriginaldocumentpage7其中NA為非芳烴，C1Q+A為碳十及其以上芳烴，Ben為苯，Tol為甲苯。從實施例1可以看出原料C9+A經反應後生產了苯、甲苯和C8A。將含有苯、甲苯、碳八芳烴、碳九及其以上芳烴和非芳烴的混合原料進行分離，得到甲苯，以甲苯為原料，在臨氫條件下，在固定床反應器上進行甲苯選擇性歧化反應。反應器內徑cp25毫米，長度1000毫米，不鏽鋼材質。催化劑床層上下均充填cp3毫米玻璃珠起氣流分布和支撐作用，反應器內充填20克含0.05%鉑ZSM-5分子篩催化劑。甲苯與氫氣混合後自上而下通過催化劑床層，進行甲苯選擇性歧化反應，生成苯和高對二甲苯濃度的C8A。原料甲苯來源於石油化工芳烴聯合裝置，H2為電解氫，經脫水乾燥處理，反應溫度為42(TC，反應壓力為1.5MPa，空速為4.0小時—、氫/烴摩爾比為3.0:1。反應結果如表2所示。表2甲苯選擇性歧化反應結果tableseeoriginaldocumentpage7注C8A*是指除PX外的其它碳八芳烴，以下同。將甲苯選擇性歧化反應產物經過選擇性歧化的芳烴分餾單元進行分離，得到碳八以上組分，以此為原料，在降膜結晶器中進行結晶分離。降膜結晶器內徑cp25毫米，外徑(p30毫米，長度500毫米，不鏽鋼材質。結晶器中原料走管程。原料和冷劑在結晶器中逆流換熱，進行結晶分離，得到母液、發汗液和純對二甲苯。結晶分離過程中，分為三個步驟進行原料流量為5毫升/分鐘，進料溫度為25°C，冷劑流量為50毫升/分鐘，冷劑溫度為-20°C，對二甲苯在結晶器管壁結晶，剩餘為母液，原料進料2個小時後，停止進料；冷劑溫度提高到2(TC，起加熱作用，目的融化部分晶體，融化液稱為發汗液；15分鐘後改為產品收集，冷劑溫度提高到3(TC，融化全部晶體，得到純對二甲苯。降膜結晶分離的結果見表3:表3降膜結晶分離的結果tableseeoriginaldocumentpage7tableseeoriginaldocumentpage8實施例2反應過程如實施例1。將甲苯選擇性歧化反應產物經過選擇性歧化的芳烴分餾單元進行分離，得到混合二甲苯，以此為原料，進行懸浮結晶分離。懸浮結晶器的體積為500升，帶有夾套和攪拌器，不鏽鋼材質，洗滌塔的體積為40升，不鏽鋼材質。原料在結晶中進行懸浮結晶，結晶後的漿料進入洗滌塔中進行固液分離和產品純化。懸浮結晶分離過程包括懸浮結晶和洗滌純化過程，懸浮結晶的原料流量為200升/分鐘，原料溫度為20°C，結晶溫度為_5°C，洗滌純化的洗滌液流量為15升/分鐘，洗滌溫度為2(TC。懸浮結晶分離的結果見表4。表4懸浮結晶分離的結果tableseeoriginaldocumentpage8實施例3以典型的重整脫戊烷油中C6AC1Q+烴各物質的組成為基礎數據，考察本發明按照附圖2所示的工藝流程生產對二甲苯和苯的能力以及各單元的處理規模情況。典型的重整裝置送出芳烴的組成分布及本實施例所採用的各組分的流率見表5。表5重整脫戊烷油芳烴組成及流率tableseeoriginaldocumentpage8其中C1Q+為碳十及其以上芳烴。按照附圖2所述的本發明工藝流程和表5中的芳烴流率(新鮮進料)以及實施例1碳九及其以上芳烴脫烷基反應結果、甲苯選擇性歧化反應結果和降膜結晶分離結果，甲苯選擇性歧化單元、重芳烴脫烷基單元和異構化單元的物料進料和出料數據列於表6。對二甲苯生產裝置各個單元的處理規模見表7，產品對二甲苯和苯的產量見表8。結果表明，運用本發明技術，以表5所列的芳烴原料，本發明的工藝可以生產對二甲苯和苯的總產量為78324千克/小時。二甲苯異構化單元、吸附分離單元以及二甲苯分餾單元的處理規模分別下降了26%、27%和26%，這明顯降低了裝置的設計規模。裝置能耗為20216Xl(f焦耳/噸(對二甲苯+苯)，相對於比較例1的26579Xl(f焦耳/噸(對二甲苯+苯)，能耗降低了24%。因此，本發明專利克服了以往技術中存在的生產對二甲苯時混合二甲苯濃度低、循環量大、能耗高等問題，提供一種全新的更經濟的用於生產對二甲苯的方法。表6實施例3工藝物料表tableseeoriginaldocumentpage95]表7實施例3各單元處理規模表6]tableseeoriginaldocumentpage9表8實施例3產品產量及純度表tableseeoriginaldocumentpage9[OO59]實施例4採用實施例2的反應工藝流程、反應工藝條件、催化劑和懸浮結晶分離的工藝條件，以表5所示的原料組成為基準，甲苯選擇性歧化單元的反應產物經芳烴分餾單元分離後的混合二甲苯物流進入懸浮結晶分離單元回收二甲苯。對二甲苯生產裝置各單元的處理規模見表9，產品對二甲苯和苯的產量見表10。表9實施例4各單元處理規模表tableseeoriginaldocumentpage10表10實施例4產品產量及純度表tableseeoriginaldocumentpage10結果表明，運用本發明技術，以表5所列的芳烴原料，本發明的工藝可以生產對二甲苯和苯的總產量為78340千克/小時。二甲苯異構化單元、吸附分離單元以及二甲苯分餾單元的處理規模分別下降了26%、26%和23%，明顯降低了裝置的設計規模。裝置能耗為20731Xl(f焦耳/噸(對二甲苯+苯)，相對於比較例1的26579Xl(f焦耳/噸(對二甲苯+苯)，能耗降低了22%。比較例1仍以表5中典型的重整脫戊烷油CeAq。+A物流的流率為基礎數據，考察如附圖l所示的傳統的含甲苯歧化和烷基轉移工藝單元的芳烴聯合裝置生產對二甲苯和苯的能力。其歧化與烷基轉移單元、異構化單元的物料進料和採出情況見表11，各單元的處理規模見表12，產品對二甲苯和苯的產量見表13。表11比較例1工藝物料表tableseeoriginaldocumentpage11結果表明，傳統芳烴生產工藝反應如表5所列的芳烴原料，共生產了對二甲苯和苯的總量為77067千克/小時，裝置能耗為26579X106千焦/噸(對二甲苯+苯)。權利要求一種用於對二甲苯生產的組合方法，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)步驟分離出的碳九及其以上芳烴進入碳九及其以上芳烴脫烷基工藝單元，在臨氫條件下進行脫烷基反應，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入甲苯選擇性歧化工藝單元，在臨氫條件下進行甲苯選擇性歧化反應，反應後生成含對二甲苯的碳八芳烴和苯物流，經分離後，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擇形歧化工藝單元；D.第一股碳八芳烴和第二股碳八芳烴混合後送入吸附分離單元，得到第一股對二甲苯產品；E.第三股碳八芳烴送入結晶分離單元，得到母液和第二股對二甲苯產品，母液送入二甲苯塔單元。2.根據權利要求1所述用於對二甲苯生產的組合方法，其特徵在於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為0.0055%。3.根據權利要求1所述用於對二甲苯生產的組合方法，其特徵在於甲苯選擇性歧化工藝單元的操作條件如下反應壓力為14MPa，反應溫度為30048(TC，氫/烴摩爾比為0.510:l，液體重量空速為O.88小時—、4.根據權利要求1所述用於對二甲苯生產的組合方法，其特徵在於碳九及其以上芳烴脫烷基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為0.0055%。5.根據權利要求1所述用於對二甲苯生產的組合方法，其特徵在於碳九及其以上芳烴脫烷基工藝單元的操作條件如下反應壓力為15MPa，反應溫度為25048(TC，氫/烴摩爾比為O.58:l，重量空速為0.810小時—、6.根據權利要求1所述用於對二甲苯生產的組合方法，其特徵在於對二甲苯分離單元採用吸附分離和結晶分離相結合分離對二甲苯，結晶分離採用降膜結晶分離或者懸浮結晶分離。7.根據權利要求1所述用於對二甲苯生產的組合方法，其特徵在於降膜結晶分離的結晶溫度為-305°C;懸浮結晶分離的結晶溫度為-305°C，洗滌液/晶體重量比為0.05o.5:i。全文摘要本發明涉及用於對二甲苯生產的組合方法，主要解決以往技術中存在的生產對二甲苯時混合二甲苯中對二甲苯濃度低、芳烴處理循環量大、反應原料要求苛刻和能耗高的問題。本發明通過採用將甲苯選擇性歧化生產含高濃度對二甲苯的混合二甲苯和碳九及其以上芳烴脫烷基反應生產苯、甲苯和處於熱力學平衡的混合二甲苯組合的反應技術方案，以及高濃度對二甲苯採用結晶分離和低濃度對二甲苯採用吸附分離和結晶分離相結合的分離技術方案，較好地解決了該問題，可用於對二甲苯工業生產。文檔編號B01J29/40GK101735003SQ200810043980公開日2010年6月16日申請日期2008年11月21日優先權日2008年11月21日發明者盧詠琰,孔德金,楊衛勝,肖劍,郭豔姿,鍾祿平申請人: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