甲苯歧化制二甲苯作业

甲苯歧化制二甲苯
摘要：对二甲苯是聚酯的原料，也是重要的化工原料，工业上可采用甲苯歧化法制备二甲苯。

本文通过阅读资料主要介绍了甲苯、二甲苯、二甲苯制备方法、制备二甲苯所使用的催化剂以及催化剂的改良。

Abstract:Paraxylene is polyester raw materials, is also the important chemical raw materials, can be used on industrial toluene disproportionation of of xylene. In this article, through reading mainly introduced the toluene, xylene, preparation method, preparation used by dimethylbenzene xylene modified catalysts and catalyst.
1 甲苯
1.1甲苯的性质
甲苯、无色澄清液体。

有苯样气味。

有强折光性。

能与乙醇、乙醚、丙酮、氯仿、二硫化碳和冰乙酸混溶，极微溶于水。

相对密度0.866。

凝固点-95℃。

沸点110.6℃。

折光率1.4967。

闪点（闭杯）4.4℃。

易燃。

蒸气能与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限1.2%～7.0%（体积）。

低毒，半数致死量（大鼠，经口）5000mg/kg。

高浓度气体有麻醉性。

有刺激性。

化学性质活泼，与苯相像。

可进行氧化、磺化、硝化和歧化反应，以及侧链氯化反应。

甲苯能被氧化成苯甲酸。

甲苯在催化剂（一般采用硅铝催化剂）作用下，使一个甲苯分子中的甲基转移到另一个甲苯分子上而生成一个苯分子和一个二甲苯分子，这种反应称作歧化反应。

2 二甲苯
2.1二甲苯的性质
二甲苯（dimethylbenzene）为无色透明液体；是苯环上两个氢被甲基取代的产物，存在邻、间、对三种异构体，在工业上，二甲苯即指上述异构体的混合物。

二甲苯具特臭、易燃，与乙醇、氯仿或乙醚能任意混合，在水中不溶。

沸点为137～140℃。

二甲苯毒性低等，美国政府工业卫生学家会议（ACGIH）将其归类为A4级，即缺乏对人体、动物致癌性证据的物质。

二甲苯的污染主要来自于合成纤维、塑料、燃料、橡胶，各种涂料的添加剂以及各种胶粘剂、防水材料中，还可来自燃料和烟叶的燃烧气体。

2.2二甲苯的制备
1、由炼焦副产品回收二甲苯。

二甲苯是生产苯的联产品，根据粗苯各组分的沸点不同，用精馏的方法提取沸程135~145℃的馏分，得二甲苯。

2、铂重整法用常压蒸馏得到的轻汽油（初馏点约138℃），截取大于65℃馏分，先经含钼催化剂，催化加氢脱出有害杂质，再经铂催化剂进行重整，用二乙二醇醚溶剂萃取，然后再逐塔精馏，得到苯、甲苯、二甲苯等产物。

3、甲苯歧化法。

此法是在催化剂作用下，使一个甲苯的甲基转移到另一个甲苯上，生成苯和二甲苯。

反应是用DF-166催化剂（缺铝氢型丝光沸石），以重整甲苯（硝化级）和重整循环氢（85%~90%）
为原料，反应温度400±2℃，压力为2MPa左右等条件下，反应制得苯和二甲苯。

4、将石油轻馏分混合苯经过加氢精制，催化重整，分离而得二甲苯。

或将焦化粗苯经洗涤、分馏而得。

本文主要介绍甲苯歧化法制二甲苯的主要催化剂。

3 对二甲苯
对二甲苯是聚酯的原料，也是重要的化工原料，目前市场上对它的需求量很大，供不应求，现有工业上甲苯歧化生产笨和二甲苯的工艺，不能选择性生成对二甲苯并且需要进行混合二甲苯分离和二甲苯异构化等复杂工艺过程。

采用改性的沸石分子筛催化剂进行甲苯歧化反应，可直接制取高浓度的对二甲苯，是目前工业生产的四倍，且不需异构化和分离工艺，简化了生产流程，节省了能源和资源。

反应温度：510-540℃
甲苯质量空速：4.5-51 h
运转时间：200h
反应压力：0.4MPa
甲苯转化率为14-19％，对二甲苯浓度：93％~96％
应用范围：此技术采用改性的沸石分子筛为催化剂，用于甲苯选择歧化反应，性能稳定，甲苯转化率达14-19％，产品中对二甲苯浓度达93％~96％，对二甲苯浓度超过热力学平衡值四倍，若应用于聚
酯工业生产，可不需异构化和分离工艺，从而缩短了生产流程，节省了能源和资源，并且降低了成本，该项目填补了国内空白。

3.1对二甲苯制备方法
1. 石油二甲苯、煤焦油二甲苯中，都含有相当量的对二甲苯。

由于对、间二甲苯的沸点差只有0.75℃，故不能采用精馏分离法，目前国内外研究发展的方法是低温结晶分离法；吸附分离法和络合分离法。

低温结晶分离法利用二甲苯异构体的熔点差异进行分离，主要方法为深冷分步结晶，工艺技术成熟，在二甲苯分离中占优势。

但此法设备庞大，对二甲苯受共熔点的限制，回收率低，只有60-70%。

吸附分离法是70年代发展的新方法，此法比深冷结晶法投资少，生产总成本低，对二甲苯收率高，纯度也高，有可能取代深冷结晶法。

2. 原料甲苯在烷基转移反应器中，进行烷基转移反应，生成二甲苯和苯。

混合二甲苯在异构化反应器中，使部分间二甲苯异构化生成对二甲苯，反应物在稳定塔中除去轻馏分后与烷基转移工段来的二甲苯混合进入脱C9馏分塔，在塔顶获得对二甲苯含量较高的混合二甲苯，塔釜为C9以上组分。

从稳定塔塔顶得到的混合二甲苯进入吸附分离工段，采用非分子筛型固体吸附剂吸附对二甲苯，解吸得纯度高达99.9%的对二甲苯产品，同时副产间二甲苯。

此外，还有氟化氢-三氟化硼抽提法。

3.2对二甲苯分离技术
从芳烃中分离PX主要技术进展包括以下方面。

a)Eluxyl工艺：由法国IFP公司开发，其原理与UOP的Parex法相似。

它建立在模拟逆流吸附概念之上，其关键部分是高选择性吸附物(专利)和配方(Spx300)。

工艺特点是：通过高选择性分子筛获得
超高纯度(99．9％)对二甲苯，具有独立的开／关阀系统，由微处理器操作，简单可靠。

b)Sulzer工艺：由瑞士Sulzer公司开发的一种熔体结晶提纯对二甲苯工艺，可以将对二甲苯从混合二甲苯中分离出来。

无需使用固体吸附剂、溶剂、催化剂及其他化学品，回收对二甲苯的质量分数高达99．5％。

投资低，操作费用省，可与UOP开发的吸附分离方法竞争。

3.2对二甲苯的用途
对二甲苯(PX)是一种重要的有机化工原料，主要用于生产精对苯二甲酸(PTA)和对苯二甲酸二甲酯(DMT)。

、
3.3对二甲苯供需状况
90年代以后，我国聚酯行业迅速发展，带动了国内对二甲苯生产能力和产量不断增加。

由于生产能力的增长速度落后于消费的增长速度，造成国内对二甲苯供应缺口很大，每年都要从国外进口大量的对二甲苯以弥补国内生产能力的不足。

但是，世界范围内的对二甲苯供需状况是供大于求o。

3.3.1国内状况
目前，国内对二甲苯生产商一般是采用上下游加工一体化的生产模
式，即生产的对二甲苯大都供给自己下游生产线作原料，将其作为商品的流通量不大。

90年代中期以后，由于我国许多聚酯装置相继建成投产，致使国内PTA生产装置满负荷、甚至超负荷运转，带动了对二甲苯需求量的急剧上升。

国内对二甲苯市场出现了供不应求的局面，较长时期内，我国对二甲苯产不足需，每年都有不同数量的进口。

3.3.2国外状况
1998年以来，由于对二甲苯生产过剩、市场萧条等原因，致使对二甲苯售价持续下滑，生产商获利十分微薄。

DeWitt公司调查表明，2000年生产商几乎没有盈利，有些甚至出现亏损。

主要原因是PTA价格疲软，导致对二甲苯开工率降至80％～85％。

在中东，较低的原料成本增强了对二甲苯生产商的产品竞争力，工厂开工率接近100％，大多数产品出口到亚洲。

分析家说，该地区规划的新增生产能力可能将导致其产品向欧洲出口。

在欧洲，虽然生产商也面临着原材料高成本所导致的利润下降，但强劲的PTA和聚对苯二甲酸乙二酯(PET)市场已使对二甲苯市场走出了低谷。

大多数生产装置2000年的开工率都为80％，生产商计划在2001年都维持这一水平。

在北美和南美，对二甲苯需求增长良好，特别是在南美，PET树脂市场的渗透促使对二甲苯需求的增长。

从1997年起，南美的年增长率均为10％～12％，北美的需求稳定增长。

但随着亚洲生产能力增强，该地区的对二甲苯和PTA出口量有下降的趋势，因此影响了对二甲苯的需求量。

1997—2002年，北美的需求年增长率为3％。

预计到2002年为止，生产能力的增长将仍会继续超过需求的增长，从而影响对二
甲苯的价格和利润。

2002年前，美国的开工率不会超过70％，除非美国和亚洲宣布新的停产，这样就能增加出口机会。

在全球范围内，对二甲苯是供大于求，新增生产能力还会加剧这一问题。

不过，近几年下游聚酯产品生产能力的不断扩大，会拉动对二甲苯的需求，在一定程度上可以缓解对二甲苯供需矛盾。

随着我国加入WTO，未来几年内，国内对二甲苯市场也将很快开放，国外的对二甲苯就会涌入国内，对国内的对二甲苯生产企业形成强烈的冲击。

面对如此激烈的市场竞争，我国企业要在扩大产量的同时，尽快改变生产规模小、竞争力弱的现状，新建的对二甲苯装置应向大规模化发展。

还要不断加大对二甲苯生产装置和工艺的科研开发力度，改变主要依赖国外技术的状况。

4 甲苯歧化
4.1甲苯歧化催化工艺技术
甲苯歧化工艺有如下类型：
(1)按反应器类型分类：①固定床反应器，一般又可分为轴向固定床绝热反应器和径向固定床绝热反应器两种。

②移动床反应器。

(2)按产物特点分类：①甲苯歧化。

产物中二甲苯的3种异构体Px、Mx、Ox的分布接近热力学平衡组成。

由于这种工艺所用的催化剂除具有甲苯歧化催化活性外，还往往其有较强的处理岛芳烃(岛A)的能力，所以常被称为烷基转移工艺。

②甲苯选择歧化。

产物中PX／Σx为80％以上，此时Px含量高于热力学平衡值。

目前，这种工艺以甲苯(T)为原料。

4.1.1传统的甲苯歧化催化工艺
工业化的甲苯歧化工艺方法主要有加压I临氢歧化法、常压气相歧化法和低温液相法。

主要的传统工艺有：xylene—Plus、Tatoray、L1DP和MTDP 4种。

xylene—Plus工艺⋯为常压气相不临氢反应，采用移动床反应器，使所采用的稀土Y型沸石催化剂能够连续移动循环再生。

xylene—Plus法自发明以来发展缓慢，有逐步被淘汰之势。

Tatoray工艺为加压气相临氢反应，采用气固相绝热式固定床反应器，丝光沸石催化剂，运用于歧化和烷基转移。

投资比Xylene—Plus 法高20％，但操作方便，运转费用低，催化荆积碳缓慢，再生周期长，转化率和选择性比较高，原料适应性强。

30多年以来，该工艺发展迅速，催化剂不断更新换代，目前已成为应用最广泛的一种甲苯歧化工艺。

LTDP法工艺为低温加氢液相不临氢反应，采用固定床反应器，ZSM 一4催化剂。

催化剂在液相中不易结焦，不需经常再生，具有活性高的特点。

但该工艺允许原料中掺人
C A的量很少，又不具备选择歧化
9
的能力，所以至今未见进一步应用的报道。

MTDP工艺为气相加压临氢反应，采用气固相绝热固定床反应器，ZSM一5沸石催化剂。

由于ZSM-5沸石的孔径比Y和丝光沸石小，因而处理
C A能力差。

最初的M皿P工艺只能以纯T为原料，改进后的催化剂能
9
加工少量
C A．比例仍较低。

ZSM-5沸石孔径小，孔结构独特，催化剂
9
结焦较慢，MTDP法可在较低氢烃比下操作，催化剂操作周期有时可达到2 a。

4.1.2甲苯歧化新工艺
4.1.2.1 T2BX 工艺
Cosden 公司发明的T2Bx 甲苯歧化工艺，可以说是对Tatory 法的一种改进。

该法采用气固相绝热固定床反应器，结构简单，操作方便，为加压I 临氢反应，以高硅铝比(>30)的丝光沸石为催化剂。

原料为T 或T+9C A ，允许T 含水量高达2．5×410-，而一般工艺T 含水量要求低于l ×510-，氢气消耗也比其它工艺低50％．产生的重组分少5％—10％。

2.3.2.2 M1DP 一3工艺
Mob “公司于1989年实现工业化的生产X 和高纯度苯(B)的新一代MTDP-3甲苯歧化工艺[6]，其工艺流程与Tatoray 工艺基本一致，采用改性后的ZSM 一5催化剂，具有空速高，氢烃比低，操作周期长等特点，且该工艺可处理20％的9C A ，克服了MTDP 工艺9C A 扭处理量低的缺点。

用于装置改造，可无需更换反应器和压缩机，即可增大处理量。

在纯T 原料条件下，T 转化率为48％，反应产物的质量分数轻烃为1．3％，B 为19．8％，PX 为6．3％，MX 为12．8％，OX 为5．40％，9C A 为1．8％，
T 为52．0％。

MTDP-3工艺所采用的改性zsM 一5催化剂仍然没有打破x 的热力学平衡限制。

4.1.2.3 MSTDP 工艺
MSlDP 工艺是一种甲苯选择歧化技术，由Mobil 公司开发的新工艺，1988年工业化。

其工艺流程及设备与MTDP 法相似，关键是采用一种改性ZSM 一5沸石择型催化剂。

以T 原料的转化率为30％，反应选择性地生成PX ，PX ／Σx 达到82％～85％，超过热力学平衡值，使X 异构
化的操作负荷大为减小，PX分离的操作费用可减少40％～50％。

UOP和埃克森美浮公司又开发出STDP技术，选择性甲苯歧化新工艺，比以前的选择歧化工艺对二甲苯选择性提高了10％，达到90％。

4.1.2.4 PX—Plus工艺
UOP公司公布了一种新甲苯选择性歧化工艺PX—Plus。

该工艺以T 为原料生产PX和B(苯)。

中试研究表明，所选用的高对位选择性催化剂具有良好的稳定性。

该工艺的T转化率为30％，轻烃副产物质量分数低于2％．PX／Σx接近90％。

4.1.3我国的甲苯歧化工艺
20世纪70年代我国引进国外甲苯歧化装置。

围绕这些装置，上海石油化工研究院近年来开发出一种甲苯歧化与
C A烷基转移工艺是有
9
竞争力的工艺，该工艺采用了反应温度低和稳定性好的高硅铝比丝光沸石催化剂HAT—095，最近又完成了HAT一096型丝光沸石催化剂工业试验。

已在各种规模的装置上投人工业化应用，并进行了软件包的开发。

4.2 甲苯歧化催化工艺的探索
甲苯歧化反应是可逆等分子吸热反应。

从工艺原理分析，温度升高会加速歧化反应速度，也有利于平衡向二甲苯方向移动。

但是温度升高副反应会加剧。

所以该反应必须选择催化剂提高选择性。

多年来人们对该工艺研究的方向，始终围绕着两个方向研究，一是提高反应的选择性，在相同原料下，使产物生成更多的对二甲苯的研究。

二是充分利用c。

原料即在甲苯中混多少能获得转化率高、选择性大，产物中
二甲苯浓度最大的研究，已获得可喜的进展。

4.2.1提高工艺反应的选择性的研究
反应的选择性分为主反应的选择性和对二甲苯的选择性。

如果以
纯甲苯为原料主反应是两分子甲苯生成一分子苯和一分子二甲苯，首
先提高生成二甲苯的选择性，同时要考虑生成对二甲苯的选择性
Mobil 公司1988年推出工业化的MslDP 技术。

即甲苯选择歧化工
艺，和MTDP 技术工艺相比，仅仅是对zsM 一5沸石进行改性，可能与专利中描述的催化剂金属改性、磷改性、硅氧烷浸渍技术以及预结焦技术等相同。

MSTDP 甲苯选择歧化工艺，能够使产物PX ／X 高达82％一85％，此时T 原料的转化率为30％。

和甲苯烷基转移的MTDP 工艺不同的是，选种选择歧化催化虽然不能加工9C A ，但由于生成的产物中Px 含量高，
使后续的X 异构化以及PX 分离操作费用大幅降低，还是很有吸引力的。

如果继续改进甲苯选择歧化催化剂，使T 转化率提高到40％以上的同时，PX 选择性能保持在90％以上，那么甲苯选择歧化工艺就能够全面同目前占主导地位的烷基转移工艺竞争。

20世纪90年代以来，有人研究了铀离子改性的Y 沸石上甲苯歧化
的活性和选择性”，铀离子( 22UO )促进了沸石表面B 酸的形成，因而有
利于甲苯歧化主反应的发生；还有人用氯硅烷对Y 沸石进行改性，大幅度提高了甲苯歧化选择性。

达到了98％，但活性只有30％。

还可以采用Si 43)(OCH ．CVD(化学气相沉积法)方法对HM 沸石进行改
性。

将沸石的孔口尺寸调变到合适的程度，可提高HM 沸石催化剂的对
位选择性，达到多产PX的目的，而且改性后的HM沸石催化剂反应活性仍高于HZSM一5沸石，因为酸强度和酸密度均比HZSM一5沸石高，而且内孔道尺寸比HZSM-5太，有利于双分子歧化反应进行。

相对于CVD法，化学液相沉积法(CLD)易于操作，也是一种较理想的精细调变沸石催化剂孔径的技术，它能在不改变沸石内表面性质前提下。

有效地缩小沸石孔口尺寸，适宦于择形催化剂的改性。

反应中的对位选择性属择形催化中的产物选择性类型，对位选择性的提高主要是由沸石孔径尺寸缩小而引起的。

沸石孔口缩小后，产物中尺寸较小的PX分子将优先通过沸石孔向外扩散，而尺寸较大的0X和MX分子的扩散则受到一定的阻抑，它们在逸出孔道前有机会进一步异构化转变成PX分子。

当沸石外表面中毒时，可防止向外扩散的PX产物分子在外表面酸性位上发生2次异构化反应，有利于保持已有的对位选择性；单纯采用外表面中毒的方法，并不能直接获得高对位选择性，因为沸石孔内异构化反应的选择性起决定作用。

王辉等通过水蒸气处理制备了一系列改性ZSM-5甲苯歧化催化剂，在催化活性和选择性方面得到了比较好的结果。

5 硅改性对催化剂的影响
一次硅改性的Z．Si(1)催化剂，其产物中苯与二甲苯的物质的量之比小于z．0催化剂作用时的产物中的苯与二甲苯的比，而二次硅改性的Z．Si(2)催化剂的苯与二甲苯物质的量之比大于Z-O催化剂。

如果只发生甲苯歧化反应，理论上应生成等物质的量的苯和二甲苯，但由于苯更易从分子筛中扩散出来，而且体系中还可能发生脱烷基与裂
解等副反应，通常会使苯与二甲苯的物质的量之比大于l。

苯与二甲苯物质的量之比的大小同时受催化剂酸性与产物分子扩散性能的影响，其变化是酸性变化和孔径变化协同作用的结果。

当分子筛外表面酸中心被覆盖以后，强酸中心数目减少，甲苯和二甲苯发生脱烷基副反应的几率减少：随着硅改性程度的提高，对分子筛孔口的修饰程度也相应加人，孔径进一步变小，使二甲苯产物的扩散受到限制，导致二甲苯在孔内发生脱烷基与裂解副反应的几率增加。

因此，一次硅改性后苯与二甲苯的物质的量之比略有下降，二次硅改性后二甲苯在孔内发生脱烷基反应的几率进一步增加，苯与二甲苯物质的量之比提高。

催化剂具有高Px选择性的必要条件之一是PX与0X和MX的扩散速率相差足够大。

芳烃分子在a,b和c三个互相垂直方向上的动力学直径当中，比为芳烃分子的最大动力学直径，在理想的扩散情况下，比与分了筛孔道延伸方向平行。

对于甲苯和二甲苯，
d为甲基的动力学直
c
径，均为0．28 nm。

在整个扩散过程中，动力学直径比起着重要的作用。

甲苯、PX、MX和OX的动力学直径以分别为0．53，O．53，0．61和0．66 nm，甲苯动力学直径和PX相当，明显小于MX和Ox动力学直径，因此选取甲苯和MX表征其在Z．O，Z．Si(1)和Z．Si(2)三个样品上的扩散性能，硅改性对甲苯和MX扩散的影响不同。

改性前后，甲苯很快达到吸附平衡，在未改性的Z．O催化剂上，甲苯的饱和吸附量比MX 约高15％，相差不大，MX扩散速率较低，达到饱和吸附的时间较长：经一次硅改性后，甲苯的扩散阻力增加，饱和吸附量下降了约20％，
而M×的扩散速率大幅度下降，吸附量随时间线性增加，饱和吸附量减少了约84％，表明其扩散受到较大抑制；硅改性两次后，甲苯的饱和吸附量下降幅度减小，MX的扩散性能与一次改性无较大差异。

两次硅改性以后催化剂活性的下降主要归因于孔口酸性位的减少和甲苯扩散阻力的增加。

以聚硅氧烷为改性剂对HZSM-5分子筛制备的甲苯择形歧化催化剂进行改性，随着改性次数的增加，催化剂的活性降低、PX选择性升高，产物中苯和对二甲苯物质的量之比先下降后上升，二氧化硅沉积量增加，催化剂的微孔体积基本不变，介孔体积下降。

一次改性沉积的二氧化硅主要覆盖催化剂外表面和介孔孔道，二次改性主要起修饰微孔孔口作用。

硅改性后，分子筛结构未发生明显变化，但非骨架铝含量增加，一次硅改性以后，甲苯饱和吸附量下降约20％，MX饱和吸附量降低约84％。

6 分析与讨论
甲苯歧化工艺是利用甲苯或综合利用甲苯和岛芳烃生产苯和=甲苯的最有效途径。

目前，有明显区别并存在相互竞争的工艺是T且toray、xylene—Plu8和MSTDP 3种方法。

xylene—Plus法最早实现工业化，但因采用移动床反应器，设备复杂，操作繁琐，设备和催化剂磨耗大，特别是转化率比其他方法低约10％一18％，选性低5％～1O％，30多年来盂重大技术改进已基本失去竞争力，正面I瞄被淘汰的局面。

Tatoray法由于设备简单、操作方便。

催化剂不断更新换代，催
化剂允许高空速，具有高转化率，高选择性以及运转周期长，寿命长等特点。

更重要的是可以添加c9芳烃原料生产更多的二甲苯，许多国家都希望综合利用甲苯和岛芳烃，因而Thorw法已经并将继续受到重视。

目前，Tatomy法催化剂仍在不断改进之中，除丝光沸石外，还考虑了象0沸石等催化新材料。

改进的目标主要有：进一步提高转化率，使之更接近平衡转化率(约58％)；提高转化率的同时，保持高的选择性，目前用甲苯和c9芳烃为原料时，提高转化率则选择性就要降低，如果能保持高选择性则将更具有竞争力；提高催化剂对原料中水分、茚毒物等抵抗能力；使催化剂具有c．o芳烃的加工能力，拓宽烷基转移反应原料的来源。

MsrⅢP法是目前唯一工业化的甲苯选择歧化工艺，由于选择性生成对二甲苯，减轻下游二甲苯异构化的负荷和分离过程的操作费用，因而引起人们的重视，在不需要考虑消耗q芳烃的场台很有竞争力，然而目前大多数公司均希望综合利用c9芳烃和甲苯，而MSTDP法不能添加c日芳烃原料。

限制了它的应用。

提高M姗P 法竞争力的关键主要有以下两点：(1)提高转化率，从目前的30％提高到45％以上，即达到目前TaIorav法的水平。

(2)进一步提高对二甲苯的选择性，在转化率提高的同时，进一步将对二甲苯选择性从目前的82％提高到90％以上。

由上述分析可知，如果新型甲苯选择性歧化催化剂能够研发成功，达到高活性和高选择性的要求，MsTDP法就能和TatoⅧ口法竞争，但由于该工艺不可能使用c9芳烃，故它不能在任何场合都取代Tmomy法，未来将是两种工艺竞争并存的局面。

通过硅改性可以达到修饰分子筛的酸性和孔口大小的目的，从而
使甲苯歧化反应的产物中对二甲苯的产率明显提高；不同的改性剂改性的催化剂的甲苯歧化性能不同，随着改性剂的相对分子质量的增大，催化剂依次改性，甲苯的转化率逐渐增大，而对甲苯的选择性出现先增大后减少的趋势；随着改性次数的增加，对二甲苯选择性明显提高。

经过多次改性后改性分子更全面有效地覆盖催化剂表面的酸性，使扩散出孔道的对二甲苯不能够异构化为邻二甲苯或间二甲苯，从而提高对二甲苯的选择性；混合改性剂的效果明显好于单种改性剂的改性效果。

参考文献
【1】玉净，牛晓旭．芳烃生产技术综述．化工科技，2000，8(4)：70—75
【2】观亮．提高对二甲苯产量的有益途径．炼油设计，2000，30(12)：6—11
【3】谭国林．我国精对苯二甲酸市场分析．合成纤维工业，2000，23(5)：27～30
【4】朱志荣，谢存库，陈从龄，等．ql苯择形合成对二二l}J苯催化剂的研究与应用【J】石油学报． 2006，22(增刊)：45-43．
1：深波SD．ol甲苯扦形歧化催化荆的上业麻用【J】天津化工．2006，20(6}：34·37．
【5】周立雪，甲苯歧化催化剂的研究化学纵横2003，17，2
张秀斌，柳云骐，刘晨光甲苯选择性歧化制取对二甲苯催化剂的制备与性能工业催化2006年第14卷增刊。