PX工艺整理

➢ 选择性甲苯歧化工艺

投工艺名称 工艺介绍 催化剂 特点 参数 产年份 埃克森美HZSM-5催化剂、MTPX催化剂（甲苯转化率为20％同时需要大量苯与对二甲苯的 孚PxMax--25％时，对二甲苯的选择性大约为98%） 工艺 UOP的 新鲜的甲苯与来自甲苯塔的循环甲苯和循环富PXPlus工氢物流混合，进料用反应器流出物预热，然后通过固定床加热器，升高至所要求的反应温度。热进料进入艺 一台固定床反应器，该反应器可以是下流式，也可以是径流式设计。出自进料/产物换热器的反应产物被冷却和冷凝，并送到气液分离器。来自分离器的气体含有循环氢，需排放一部分气体物料，以阻止惰性物质的积累，补充一部分新鲜氢气，以保持氢气的高纯度。分离器液体被送到汽提塔，通过汽提副产轻组分使产品稳定。被稳定的塔底产品送至苯和甲苯分馏塔。从苯塔塔顶回收高纯度苯。第二塔的塔顶产品含有甲苯，循环至装置的前端：甲苯塔塔底含有二甲苯(对二甲苯含量高达90%)，被送到二甲苯再处理塔。该塔塔顶产物直接进入单段结晶器，在一套的装置中回收对二甲苯产品。如果PX Plus是一套大型的芳烃联合企业的一部分，浓缩的对二甲苯可以由二甲苯再处理塔与新鲜的混合二甲苯及循环的异构物一起送到Parex吸附分离装置。 4．一套的PXPlus装置包括苯、甲苯塔和一套单段的结晶回收装置，工艺流程相对简单 1．同时需要大量苯与对二甲苯的 2．同时需要大量苯与对二甲苯的 3．可制得对二甲苯含量高于80% 1996 1998 埃克森美孚的MSTDP工艺 在选择性甲苯歧化(STDP)工艺中得到的富二甲苯产物可直接送到单段结晶或一套小型的Parex装置回收高纯度对二甲苯产品。 2、干燥的甲苯进料与循环气体一起用反应器流出物通过间接换热预热，然后用火焰加热器加热，再进入固定床反应器。反应器产物被冷却，再通过相分离器。大部分ZSM-5催化剂 1、 2、STDP工艺可从甲苯原料提供高浓度对二甲苯物料(大于80%)和大量的苯副产物；普通甲苯歧化技术C9芳烃可以和甲苯一起加工，得到二甲苯的平衡混合物(对二甲苯含量大约为20%~25%)，但苯副产物较少。普通甲苯歧化技术既应用了甲苯歧MSTDP技术的操作压力一般为2.2-3.5MPa，温度为400-471988 富氢气体循环，排放一小部分维持适当的氢分压。分离器的液体被稳定，除去小量的轻组分，并用白土处理除去小量烯烃。反应器条件因具体工艺不同而不同。普通甲苯歧化工艺的压力一般为4-4.5MPa，温度为320-500℃。 化反应，又利用了烷基转移反应。 MSTDP工艺工业化至今已十余年，其主要特点是：以择形沸石分子筛——改性的ZSM-5为催化剂；反应产物为苯和非热力学平衡组成的混合二甲苯．对二甲苯占二甲苯的82%-90%，这就减轻了二甲苯异构化装置和吸附分离装置的操作负荷，某些没有吸附分离装置的工厂，只要有深冷结晶分离设备加上MSTDP也可生产对二甲苯．从这个意义上看，无疑，MSTDP的出现是甲苯歧化工艺的一次飞跃． 然而，MSTDP法目前存在一些不足之处：一是转化率较低．仅为30%左右．这就造成循环量大的缺点；二是PX选择性还不够高．大家知道，用于生产对苯二甲酸时，PX的纯度应大干99.2%，而目前MSTDP反应产物中．对二甲苯占二甲苯的82%-90%，尚未达到上述要求，仍需二甲苯异构化装置和吸附分离装置的配合；三是MSTDP只能以甲苯为原料，不能利用C9A ．这是沸石分子筛择形催化反应原理所决定的．因此，这一缺点是MSTDP工艺永远无法避免的。从利用C9A作反应原料这个角度来说，MSTDP无法与Tatoray法相互竞争。 该技术由于使用的是ZSM-5分子筛,要求反应进料中C9A的质量分数不高于25% 0℃。 美国UOP 工艺使用的ZSM一5催化剂具有择形（1）对原料适应性强。 该法采用的催化剂主体是 公司的催化作用，其中的对位选择性使对二甲苯丝光沸石，甲苯和C9A均可以进入沸石孔内发生反Tatoray工艺 比邻、间二甲苯有比较高的平衡转化，仅伴有少量副反应如苯和三甲苯的歧化反应。 采用绝热固定床反应器，丝光沸石催化剂，临氢操作，反应原料为甲苯和C9芳烃. 应。 （2）能最大限度生产二甲苯。 （3）工艺成熟，操作稳定。本工艺具有高的单程转化率，可达40-48%，具有高的选择性，纯甲苯反应，选择性高达97%以上。催化剂运转周期长，目前催化剂再生周期大于1年，寿命在3年以上。 国外Tatoray工艺主要使用TA-4和TA-5催化剂。 2003 与原先的TA-4和TA-5催化剂相比,TA-20催化剂的长周期稳定性也得到了改善 传统歧化原料为甲苯和C9+A，高珊等对比了传统 与择形歧歧化与择形歧化组合工艺的能耗情况，认化组合工为组合工艺较传统工艺能耗下降约5％ 艺 Olgone的 芳烃工艺 泰国PX公司位于斯里拉卡的PX综合厂 成功地从重质重整油当中消除了烯属污染成分，取代了传统的粘土处理工艺。把经过处理的重质重整油中的混二甲苯直接转变成最终产品PX 2007 歧化及烷甲苯与C9芳烃在分子筛催化剂作用下选 基转移工择性转化成苯和二甲苯目前主要有临氢艺技术 和非临氢两大系列转化技术. S-TDT工与Tatoray工艺相比,S-TDT工艺允许原料中含C10重芳烃,使用具有国际领先水平的HAT甲苯 歧化催化剂,装置的能耗和物耗低,从而使该工艺具有优良的技术经济指标。 艺 S-TDT甲苯歧化工艺简要流程为:含有甲苯与含C10重芳烃的C9A原料与循环氢混合后,经反应器进出口换热器换热后,由加热炉加热到所需的反应温度,进入固定床绝热反应器,在催化剂的作用下,反应生成苯和混二甲苯 1997年 S-TDTTM以甲苯或甲苯与C9＋A为原料，经甲苯歧化反应和甲苯与C9A烷基转移反应生产苯和二甲苯。 甲苯歧化甲苯与C9A/C10A歧化与烷基转移技术是芳烃联合装置生产混二甲苯的有效途径 与烷基转移技术 普通甲苯歧化的平衡值对二甲苯只有25%

【一】Xylene-Plus法

【二】Tatoray法

特点：

（1）对原料适应性强。 该法采用的催化剂主体是丝光沸石，甲苯和C9A均可以进入沸石孔内发生反应。 （2）能最大限度生产二甲苯。

（3）工艺成熟，操作稳定。本工艺具有高的单程转化率，可达40-48%，具有高的选择性，纯甲苯反应，选择性高达97%以上。催化剂运转周期长，目前催化剂再生周期大于1年，寿命在3年以上。 国外Tatoray工艺主要使用TA-4和TA-5催化剂。 2003

与原先的TA-4和TA-5催化剂相比,TA-20催化剂的长周期稳定性也得到了改善

【三】S-TDT甲苯歧化与烷基转移技术，以甲苯或甲苯与C9＋A为原料，经甲苯歧化反应

TM

和甲苯与C9A烷基转移反应生产苯和二甲苯。甲苯与C9A/C10A歧化与烷基转移技术是芳烃联合装置生产混二甲苯的有效途径

【四】Olgone芳烃处理工艺

【备注：歧化催化剂】

1、SAT系列催化剂

目前我国大部分芳烃联合装置的歧化催化剂均采用上海石化研究院研制和生产的SAT系列催化剂

2、歧化催化剂ZA-92、ZA-95、HAT-096、HAT-97 该催化剂具有抗C10芳烃和抗结焦能力强的特点 3、ZSM-5催化剂

甲苯制PX和MTDP工艺。该催化剂不用预结焦处理，而是用硅改性处理，从而省去了开工前的预结焦过程，并且反应产物二甲苯中PX的含量可高达90%，MTDP的反应温度比MSTDP低35~50度，操作费用比MSTDP低10%~15%

4、HAT系列甲苯歧化催化剂

HAT-095,HAT-096,HAT-097催化剂已从1996年起成功地应用于国内规模为1.3-12.3 Mt/a的甲苯歧化装置上,并且以HAT催化剂为核心技术的S- TDT甲苯歧化成套技术及催化剂已出口伊朗

从HAT-095催化剂到HAT-097催化剂,催化剂的处理能力大幅度增加,而氢烃比却越来越低,现有装置在压缩机不更换的条件下,仅更换催化剂就能实现扩能的目的。同时由于反应进料中允许的C10A的含量越来越高,歧化装置可以加工的重芳烃量越来越多,有效地提高了苯和混二甲苯的产量,提高了装置的经济效益。

AT催化剂的芳烃处理能力与国外同类工业催化剂相比有了较大幅度的增加,工业运转结果表明,其综合性能达到了国际先进水平。已完成研发的HAT-099催化剂将C10A作为第3种反应原料,允许C9A原料中C10A的质量分数达到25%-30%。HAT-099催化剂的研发成功,将有效地提高重芳烃的利用率,从而较大幅度地增产混二甲苯,达到增产对二甲苯的目的

➢ 二甲苯和乙苯异构化工艺

1、C8芳烃异构化新工艺 MHAI（Mobil High Activity Isomation）

【备注：异构化催化剂】

（1）EB脱烷基化催化剂，即反应中间二甲苯、邻二甲苯进行异构化反应，EB脱烷基生成苯而被转化 （2)即EB异构化催化剂，二甲苯和EB都参与异构化反应生成PX

（3）乙苯脱烷基型异构化催化剂：如果新建Px装置芳烃原料充足或现有PX装置扩能改造可采用。在同样的PX产量下，与乙苯异构型催化剂相比，乙苯脱烷基催化剂不受化学平衡的，乙苯单程转化率可高达65％以上。二甲苯分馏、吸附分离和异构化单元规模可降低20％左右，其能量消耗的降低也是非常显著的\"

（4）SKI系列催化剂

目前我国大部分芳烃联合装置的二甲苯异构化催化剂均采用石科院研制的SKI系列催化剂

➢ 甲苯装置联合生产情况比较

表1-2-5 PX联合装置工艺技术比较表

工艺名称

歧化反应

采用国内固定床临氢反应工艺及国内ZA-95催化剂，操作条件及性能见下表1-2-6

采用IFP带C8环烷内循环的octafiningⅡ的固定床临氢异构化工艺，采用

SKI-400国产催化剂，操作条件及性能见表1-2-7

模拟移动吸附，选用特定的分子筛吸附剂SPX-3000选择吸附对二甲苯，脱附剂为对二乙苯， 吸附剂选择性好，对二甲苯产品纯度期待值可高达99.9%，其对二甲苯回收率为96%，物流通过144套由气缸驱动的球阀，切换操作由PLC控制，罗曼光谱仪在线监测.

144套阀操作维护方便，维修周期较短，为此吸附床分区需要增加1～2个区，以适应阀门维修的需要，即需5～6个区，塔高较高.工业装置于1996年设计与建设3套，其中1套45万吨/年， 1套50万吨/年，1套18万吨/年， 最后一套为65万吨/年. 生产40万吨/年PX和4.5万吨/年OX所需要原料为60.8248万吨/年，其每吨

(PX+OX)产品的原料消耗指标为1.367吨，若设计规模加大为45万吨/年，则原料消耗将增至66.4万吨/年；联合装置工艺的工业生产经验少.

固定床临氢反应工艺，采用国产ZA-95催化剂，适当降低空速后可满足UOP的TA-4催化剂对产率的要求，操作条件及性能见下表1-2-6 固定床临氢异构化工艺，采用国产SKI-400调整操作条件可满UOP的I-9催化剂的条件，操作条件及性能见表1-2-7.

IFP UOP

异构化反应

吸附分离

模拟移动床选用K-Ba-Y型分子筛吸附剂ADS-27选择吸附对二甲苯脱附剂为对二乙苯。吸附剂选择好，对二甲苯的产品纯度期待值可高达99.9%，对二甲苯回收率期待值可高达97%，单位进料量吸附剂和脱附剂用量相对稍少。物流通过24通由液压控制的旋转阀由UOP专用控制系统检测和控制

24通旋转阀根据经验，维修周期5年以上，吸附床分为4个区.对40万吨/年PX需用1台5#旋转阀而45万吨/年则需要改用2台4#旋转阀.工业装置已建和在建68套，其中40万吨/年以上5套包括2套80万吨/年单系列最大规模为40万吨/年.

生产40万吨/年PX和4.5万吨/年OX所需原料为60.5490万吨/年， 其吨(PX+OX)产品的原料消耗为1.36吨，若设计规模加大为45万吨/年，则原料增至66.4180万吨/年. 联合装置的组合工艺的工业经验较多，技术较成熟，是比较优化的组合，已建和在建的联合装置工艺有45套.

联合装置

表1-2-6 歧化－烷基转移装置技术比较

① 歧化催化剂 ② 操作条件：

反应温度℃ 分离器压力，kg/cm 氢油分子比 重时空速，h

-1

2

IFP的PX联合装置

国产ZA-95

按ZA-95设计和操作 初期370/末期470 6

UOP的PX联合装置

国产ZA-95

UOP TA-4

采用国产ZA-95操作 按TA-4设计 初期370/末期470 6

初期384/末期482 6

表1-2-7 化装置

催化剂堆比，kg/m 催化剂周期寿命，月 进料要求 ③ 反应性能：

C8A产率，wt% C6A产率，wt% C6A-C8A总产率，wt% 单程转化率，mol%

① 异构化催化剂

② 操作条件 反应器入口温度℃

3

680 ＞12

含2～3%R C10A 69.12 22.0 91.12 46.17

IFP的PX联合装置 国产SKI-400

680 ＞12

含2～3%R C10A 69.12 22.0 91.12 46.17

＞12

UOP的PX联合装置 二甲苯异构技术比较

国产SKI-400 UOP I-9

按UOP I-9设计 初期374 /末期386

采用国产SKI-400操作 采用国产SKI-400操作 初期370～380 /末期390～400

初期370～380 /末期390～400

反应器出口氢分压 （表）kg/cm 体积空速，h 重量空速，h 氢油分子比 催化剂堆比，kg/cm

产物C8N /反应器出口C8N%

3

-1-12

初期5.2～5.5 /末期7.5～8.5 3.3 4～6 700～720

C8N+P=3.45 /C9N+P=7.93

初期5.2～5.5 /末期7.5～8.5 3.8 4～6 700～720

C8N+P=7.0

初期5.2 /末期6.54 2.5 3.6 4

7.1wt%/6mol%

反应器出口EB/C8Awt% 催化剂铂含量wt% ③ 反应性能 C8A收率 wt% 单程C8A环损 wt% EB转化率 wt% PX/∑C8A出口 wt%

表1-2-8 吸附分离技术比较（1997年技术比较情况）

一、吸附分离工艺

IFP

UOP

工艺方法 吸附床型式 吸附剂型号 脱附剂型号

物流出入吸附塔方式

ELUXYL 模拟移动床 SPX3000 对二乙苯

IFP Parex 模拟移动床 ADS-27

UOP D-1000（对二乙苯） 24通旋转阀，2台4#阀

144套气缸球阀操作（其中24套用于反洗）

由VAX、PLC、SCS、罗曼光谱仪控制 2×12 5～6个

每床由14块59厘米矩形板的分布板组成，每一小块板有四个物流进出。

小股抽出液在抽出液口前注入

阀的控制型式 UOP的逻辑控制系统监测控制。

吸附床数 吸附床分区 分布板结构

2×12 4个

每块板由6个扇形板组成，物流进出均由一根中心管分配及收集。

脱附剂分别在抽出液前和进料后注入

＞5年，密封板更换只需24小时。

1971年工业化，1997年单系列40万吨／年。

冲洗液及位置

阀维修周期 ＞14月

工业化时间

1995年工业示范装置投产，1997年4季度投产第一套单系列50万吨／年装置。 1996年签订四套装置，一套45万吨／年，一套50万吨／年和

工业化经验 至1997年有68套，其中大于40万吨／年的5套建设和设计，

18万吨／年，一套65万吨／年。 大型设备已有过工业经验。

二、操作条件 吸附塔温度℃ 吸附塔压力，Mpa 吸附剂/原料量（t/h） 一次脱附剂量/原料量（t/h）

脱附剂循环量/原料（体积） 阀循环一次的时间（分钟） 28～32 三、吸附性能（期待值） PX纯度（%） PX回收率（%）

99.9（设计值） 96（设计值）

32(设计点)

99.9（设计值） 97（设计值）

175

177 0.8

脱附剂损耗量（吨／年） 吸附剂寿命（年） 四、吸附分离保证值 PX纯度（%） PX回收率（%） 脱附剂损耗量 脱附剂寿命，年 五、吸附剂物性 含水量（wt%） 装填密度（t/m3） 选择性体积（v%） 无效体积（v%） 压碎强度（Mpa） 六、吸附剂选择性参数 PX/EB PX/MX PX/OX 性能指数 七、吸附塔

塔盘死角体积（v%） 泵循环死角体积（v%） 床层高度 搞机械阻力 液体流速 八、供货范围

11.4%/137吨 8 99.8 96 5 17 29

IFP 10.6%/103吨 10 99.8 96 110.7 5 4.0** 0.85** 16.7**

UOP 33**（金山为26） 1.3**

2.2**（金山为2.53） 3.2**（金山为3.73） 3.2**（金山为3.45） 8.1** 4** 2** 不可调 0.35bar** ～1.3cm/s**

旋转阀及外围设备

吸附塔控制系统带有就地设备及软件

1.7(制造厂1.45) 2.4 3.2 3.2 8.4 2 2 可调整 0.7bar ≥1.5cm/s

吸附塔内件 控制系统软件包

吸附剂由CECA厂供货 吸附塔内件

IFP 密闭采样系统

UOP 吸附剂ADS-27

➢ 甲苯甲基化工艺

一直是许多公司投入大量精力研究的课题，这些公司包括阿莫科(现为BP)、杜邦、联碳(现为陶氏)、埃克森美孚、联合油和UOP。近来GTC技术公司开始出售由印度石化公司(1PCL)开发的甲苯甲基化工艺(GT-TolAkl) ❖ 工艺名称：印度石化公司(1PCL)开发的甲苯甲基化工艺(GT-TolAkl) ❖ 工艺：反应是在氢和水存在的条件下，在固定床反应器中进行的。

根据甲苯甲基化工艺的概念设计，补充的甲苯和甲醇被蒸发，并与循环甲苯、氢结合，用反应器流出物预热，用加热炉进一步加热到400~C。将这种进料送入甲基化反应器，生成二甲苯和各种副产物(如苯、乙苯、一氧化碳、二氧化碳和氢)。由于放热，反应温度升至450℃。反应器流出物通过与反应器进料的换热冷却，然后再通过一台部分冷凝器，在这里一些有机产品，如苯、乙苯、甲苯和二甲苯被冷凝。剩余的气相产物(一氧化碳、二氧化碳和氢)在一台分离罐中与有机液体分离，部分气体循环，提供反应所需要的氢，其余的气体被排放，用作副产物燃料。

液体产物被送到苯塔，苯在塔顶作为副产物回收。苯塔塔底产品再送至甲苯回收塔。由于反应器中甲苯单程转化率低，反应器流出物的液体中含有较多甲苯，因而较大的甲苯回收塔和较多的蒸汽消耗是必要的。两段甲苯蒸馏模式中，其中第一段的操作压力高于第二段，与一段操作模式相比，两段模式蒸汽耗量可明显减少。通过定制蒸馏的段数有可能进一步减少蒸汽消耗。

高压甲苯蒸馏塔塔顶产品可用作低压塔再沸器的能源。通过在低压塔再沸器的冷凝， 甲苯与低压塔塔顶产品结合，循环回甲基化反应器。低压塔塔底产品含有混合二甲苯和乙苯，被送到结晶装置。含混合二甲苯的物流中，80%-90%是对二甲苯，此外包含小量的乙苯。

在结晶工艺中，混合二甲苯被冷却，然后进入第一段结晶，包括一段或两段串联的结晶器，主要取决于进料组成。一段结晶的浆液流入连续离心部分，80%-90%的对二甲苯结晶与滤液分开。第一段滤液与新鲜原料交换后，离开本装置，用作二甲苯异构化装置的原料。

第一段结晶被熔融，再送到一套两段结晶器，来自结晶器的汇合的晶体浆液进入第二段连续离心操作，将结晶与液体分开。液体滤液中含有高浓度的对二甲苯，被循环回第一段。晶体用离心操作中的甲苯洗涤，从离心机中排出，并被熔融。对二甲苯物料再进入最后的结晶段，制得高纯度的对二甲苯。

❖ 催化剂：印度石化公司——专有高硅分子筛催化剂（对二甲苯选择性可达85%以上）

❖ 特点：

1、对二甲苯的回收一般在结晶系统中进行

2、与STDP装置比较，甲苯甲基化路线的优点是：①每吨对二甲苯所需的甲苯数量可由约2.8吨降到1.0吨；②甲醇容易得到，比较便宜(如2001年l季度为79美分／加仑，是5年中的最高价)；③苯的产生可以忽略(每磅对二甲苯产生0.006加仑苯)。

❖ 参数：温度400-450℃，压力100-500kPa，重时空速1-2时-1，对二甲苯选择性80%-90%(质量)

【备注】甲醇产量情况

甲醇

从省份分布来看，据统计，我国甲醇主产地为山东、内蒙古、河南、陕西、山西、河北等省。2010年度，甲醇主产省按产量排名前六位分别为：山东333.82万吨，内蒙古175.9万吨，河南171.5万吨，陕西149万吨，山p西107.06万吨，河北84.55万吨。六省产量累计，占全国产量的.87%。

从地区产量分布来看，2010年山东产量为333.82万吨，占全国总产量的22%；华中地区产量为220.54万吨，占14%；西南地区产量为126.02万吨，占8%；西北地区产量为441.07万吨，占28%；华北地区产量为1.03万吨，占12%；东北地区产量为63.01万吨，占4%；华东地区产量为110.27万吨，占7%；华南地区产量为78.76万吨，占5%

➢ 对二甲苯的吸附分离工艺

一台专为对二无论BEFS还是苏尔寿工艺，除非将纯的对二甲苯排高达 BEFSPROKEM的熔甲苯回收设计使用高对二甲苯含量的进料，都必到产品罐 99.9% 融静态结晶的结晶器 须至少进行两次结晶。两种技术都工艺 由于从母液中分离结晶(或者用对苏尔寿化学热泵结晶器 技术公司的热泵结晶系统 二甲苯产品洗涤或者通过结晶的表1、装置投资低、能纯度可达 面凝结)损失了附加效率。Badge／耗和维修费用也低 99.95% Niro工艺由于产品只结晶一次，且2、两台结晶器是要由于结晶和液体分离，基本不循环求的最低限，如果装对二甲苯，因而似乎是能效最高的置规模大，也可以使工艺。 用更多的结晶器。 具有低投资、低公用99.93%( 工程消耗 质量)的对二甲苯 Badge／刮面立式结晶Niro结晶工器、使用了艺 Niro的螺杆式洗涤塔 模拟移动床 吸附分离技术 法国Axens公司与美国UOP公司先 后开发的以模拟移动床为原理的吸附分离技术，Axens公司使用法国CECA公司的SPX3000分子筛做吸附剂，UOP公司使用吸附剂ADS一27。吸附剂对PX的吸附能力比对其他3种异构体的吸附性能都强，在模拟移动床中。液态进料与固体吸附剂的逆向流动不通过固体的物理移动实现，而是通过周期性地改变液体沿固定吸附剂床层注入与引出的位置来模拟逆向流动。浓度分布也沿吸附室向下移动，当浓度分布移动时，净物流的注入与引出也随之移动。 UOP公司的Parex工艺 对对二甲苯有强亲合力，而对与其他C8芳烃异构体有弱吸附性的分子筛吸附剂的开发使从C8芳烃中回收对二甲苯的吸附工艺成为可能。Parex工艺是UOP公司20世纪60年代开发的，可从液相混合C8馏分中连续吸附对二甲苯。该公司已出售了多套Parex装置的技术许可证，目前世界范围内有58套装置在运转。该工艺通常与异构化工艺结合，高收率地生产对二甲苯。原料是具有平衡组成的C8芳烃。 来自异构化部分脱庚烷塔塔底的C8芳烃和混合二甲苯物流进二甲苯分离塔，二甲苯和更轻的组分从塔顶采出，C9+芳烃从重组分塔塔底采出，用作汽油原料。塔顶物料被送到Parex装置。该装置是使用分子筛的固定床。通过分子筛优选吸附对二甲苯，实现对二甲苯的分离。这是一种与液相色谱相似的工艺。为从分子筛中回收对二甲苯，需要一种对分子筛亲合力比对二甲苯更强的液体解吸对二甲苯。分离在120-170℃，适中的压力下进行。解吸剂和对二甲苯的沸点差值足够大，可以用分馏法使它们分离。单程对二甲苯的回收率为90%-97%(而结晶法只有60%-70%)。 吸附剂通常是ADS-27，是钡离子和钾离子交换的沸石，吸附剂可以允许主要的原料成分进入其孔结构。Parex工艺的吸附室使用了模拟移动床的连续固定床吸附技术。这是通过移动吸附床的原料和解吸剂入口和产品出口实现的。多条进料管线被联结在一座独特的有专利权的分配阀和吸附床内的分配器上。4条附加的管线联在阀上，将4种工艺流体(即混合二甲苯原料、解吸剂、抽余液和抽提液)送到吸附剂塔和分馏塔(抽余液和抽出液)。所有4种物流都被适当控制，使其流速保持恒定。这4种物流都通过旋转阀，旋转阀按预定的时间将物流转向与床层下一部分相联的另一个管线进口或出口。这4种物流的切换是以同样的方向连续进行，在规定的时间间隔内，从一套管线转到下面邻近的另一套管线，切换速度要与这些物流的流速保持协调。入口点和出口点以同步的时间间隔从一个位置移向邻近的另一个位置，就好像分子筛可以慢慢地、连续地通过吸附床、通过固定的入口点和出口点移动，同时接受或提交液体二样。

液体通过于旋转阀的管线从吸附塔的底部循环到顶部。吸附床的移动是通过移动分配器的旋转部件而实现的物理上的模拟。抽出液进入一座蒸馏塔回收对二甲苯，解吸剂从塔底产出料。来自抽提塔的对二甲苯在精制塔中用循环甲苯洗涤纯化。从该塔可得到对二甲苯产品。抽余液被送到抽余液蒸馏塔，乙苯、间二甲苯和邻二甲苯从塔顶回收，解吸剂从塔底采出。抽余液塔塔顶产品虽然可用作调合汽油原料，但更通常的是作为一套吸附／异构化一体化装置的异构化反应器的原料。

对于大部分吸附和抽提操作，用一座再处理塔保持解吸剂的质量是必要的，在这种工艺中，解吸剂(一般是对二乙基苯)被送到再处理塔，在该塔中分出一部分重组分杂质，以避免这些杂质的积累。

与IFP的EluxyI工艺相似，UOP也提供了一些组合设计。Hysorb XP工艺用于纯化混合二甲苯，制得用作结晶装置原料的浓缩二甲苯物料。UOP装置对二甲苯纯度一般为99.9%(质量)。1987年后设计的所有Parex新装置都能生产纯度99.9%的对二甲苯。从1971年开始共出售了73套Parex装置的专利许可证，其中1994年后有23套。

IFP的Eluxyl吸附工艺

IFP开发了Eluxyl对二甲苯分离提纯的吸附工艺技术，并提供了专利许可证。Eluxyl与UOP的Parex技术相比，概念相似，但设备设计不同。IFP有自己的高性能吸附剂(SPX 3000)，在第一套工业化装置中(韩国的S-Oil公司)得到了纯度高达99.9%的产品。该技术使用了接近120个单独的开关阀，而不是像UOP那样用一个专有的大型多个进口和多个出口的旋转阀。IFP称，大量小阀门的成本要低于UOP的单一旋转阀，检修期间阀门可以维修。在线维修也在第一套工业化装置进行了成功的试验。

IFP运用拉曼光谱测量塔内的浓度曲线。这种创新的分析方法利用光导纤维传输光谱，允许即时准确地对塔内浓度曲线作出反映，结合计算机应用控制阀门顺序，达到优化和控制操作的目的。IFP还优化了内部构件的设计，减少了死体积，提高了效率。

除了阀的差别外，IFPEluxyl工艺估计与UOP的Parex工艺相近。一种组合方式的工艺将吸附特点与结晶技术结合，可用来改造现有的结晶装置。Eluxyl装置安排在结晶装置的上游，生产95%纯度的对二甲苯，这股物流进入单段结晶器。这种组合型装置用甲苯作溶剂，段数较少，吸附剂存量较少，使用两个蒸馏塔（即由提液塔和抽余液塔)，而不是用4个塔。组合型装置投资降低，主要来自Eluxyl装置的对二甲苯物流纯度较低(即95%，而不是99%)，进料C9芳烃的含量规格也不十分严格。抽提液塔塔底物料进入结晶器，来自结晶器的滤液循环回吸附塔。抽余液送到异构化装置。由于结晶装置进料的对二甲苯含量高，因而操作明显改善。从结晶装置得到的对二甲苯纯度可达到99.9%以上。 1995年1月至1996年5月，一套Eluxyl示范装置在雪佛龙公司的帕斯卡古拉炼油厂操作，对二甲苯产量为8000-10000吨／年。第一套工业装置1997年12月在韩国蔚山S-Oil炼厂投产，能力为50万吨/年。第二套工业装置1998年5月在雪佛龙公司的帕斯卡古拉炼厂投产，能力为45万吨/年。更晚一些，IFP向中国石化的镇海炼厂出售了Eluxyl技术许可，能力为4527吨/年。IFP的第一套、也是世界最大的装置，据称能力现已超过额定设

计能力。现EluxyI最大单线设计能力可达到75万吨/年，已出售8套EluxyI装置的专利许可证，目前已经有多套装置在运行中。

结晶法分离技术

结晶法分离对二甲苯的工艺是现仍在使用的一种较古老的工艺，利用结晶与离心结合方式从二甲苯异构体中分离对二甲苯。

直到分子筛吸附法开发之前，结晶法是生产对二甲苯的唯一方法，将分步结晶与异构化合与单一的结晶装置相比可使对二甲苯收率明显提高。结晶／异构化结合的对二甲苯收率可达到原料的80%，而只用结晶法对二甲苯收率只相当于重整产物的12%。一些工艺，如GTC公司的GT-CrystPX由于提高了设备的可靠性，扩大了设备的规模(相应减少了系列数和转动设备的数量)，竞争力已有明显提高。

混合二甲苯与异构化部分的循环产品结合进入重组分塔。如果邻二甲苯需要回收，间，二甲苯和对二甲苯从该塔塔顶采出，塔底产品必定含有邻二甲苯和C9+芳烃。塔底产品进入邻二甲苯再处理塔，回收的邻二甲苯可以作为产品，也可以雇环回异构化反应器。邻二甲苯再处理塔的塔底产品，C9+芳烃，通常用作高辛烷值汽油的掺混成分。如果邻二甲苯不需要回收，邻二甲苯和轻组分可以从塔顶采出，含有C9+芳烃的塔底产品作为副产品送往界区外。

两种情况下，来自重组分塔的塔顶产品都被送到分步结晶部分。第一段结晶的操作温度为-62--67℃，第一段结晶器通常是表面带刮刀的管式换热器或釜式结晶器。在结晶器内螺旋负载的刀片从壁上刮掉对二甲苯结晶。第一段形成的结晶较小，有必要严格控制其粒径， 以确保在离心段和过滤段的回收。结晶的增长要求针对具体原料仔细控制时间和温度的关系。第一段以相对小的激冷速度增加停留时间可促进结晶增长。

高效固液分离设施的开发取得了较大的进展。大部分现代装置在第一段使用连续固体碗式离心机。两个碗以不同的速度水平旋转，造成内碗外表面上的螺旋运动。这种螺旋运动使固体从沉降的浆液池中通过一个排放部分移出，而且排出的是几乎干燥的滤饼。离心机可以装有背洗，但是否有利于二甲苯的分离还有待研究。其他的模式或者应用了表面有刮刀的换热器或者在中心杆上装有刮刀，中心杆提供搅拌，并保持良好的换热表面。停留时间大约3小时，由乙烯提供冷却。第一段结晶倾向增长为长而薄的单斜针状晶体，很难排出。相当部分的母液被滞留在对二甲苯晶体之间的界面上。通过调整离心转速、碗的差别和浆液池深度，出自第一段的对二甲苯纯度可达85%。来自第一段分离了对二甲苯的滤液被送到异构化反应器，生产更多的富对二甲苯原料，用作结晶装置的进料。

第一段的结晶产品被熔融或部分重新熔融，并在第二段结晶器中重结晶，操作温度为0℃，用丙烷提供冷却。第二段生产的结晶形状为圆柱体，大小为200X 360μm，加之第二段温度比较高，母液的粘度比较低(第二段为1cP，而第一段为5cP)，因而结晶排放时问题小得多。第二段结晶器的排出部分利用了推进器板机理，有利于物料排出。 由于来自第二段的滤液仍富含对二甲苯， 因而循环用作第一段结晶器的原料。来自第二段结晶器的结晶一般用循环甲苯物流洗篷熔融、并在甲苯／对二甲苯分离塔中与甲苯分离。甲苯在分离塔塔顶回收，循环至位于第二段结晶器的洗涤工序。

从分离塔塔底得到对二甲苯。用这种形式操作得到对二甲苯的纯度大于或等于99.5%。 改进的结晶装置用Niro洗涤塔替代第二段离心，可使产品纯度达到99.9%。

雪佛龙菲利普斯公司、BP公司(以前的阿莫科和阿科)、克虏伯伍德公司和日本的丸善公司都开发了结晶法工艺，并实现了产业化。雪佛龙技术是世界上用得最多的技术，但直到20世纪90年代初到90年代中出现MSTDP建设波以前，美国一多半的对二甲苯能力使用的是阿莫科公司技术。GTC技术公司也提供由莱昂戴尔化工公司开发的结晶技术(GT-CrystPX)许可证。