CN110330403B - 设有甲苯择形歧化的吸附结晶耦合芳烃生产方法及系统 - Google Patents

Abstract

本发明涉及设有甲苯择形歧化的吸附结晶耦合芳烃生产方法及系统，所述方法包括吸附、抽出液分离、结晶纯化、C8A异构化、脱C7、甲苯择形歧化、抽余液分离和等步骤，以异构化单元的出料直接送入模拟移动床进行选择性吸附，所述模拟移动床在吸附剂相对运动方向上依次分为吸附区、精制区、解吸区和隔离区，从解吸区采出抽出液，从吸附区的中部采出抽余液，从吸附区的底部采出辅助抽余液，通过辅助抽余液的分馏分离，将部分C9+重芳烃排出；所述系统包括吸附提浓单元、结晶纯化单元、异构化单元和甲苯择形歧化单元。本发明明显减少了工艺物流的总循环量，降低了整个芳烃联合装置的建设投资和运行能耗，提高了PX产率。

Description

设有甲苯择形歧化的吸附结晶耦合芳烃生产方法及系统

技术领域

本发明涉及芳烃产生技术，具体地讲，涉及设有甲苯择形歧化的吸附结晶耦合芳烃生产方法以及采用这种方法的设有甲苯择形歧化的吸附结晶耦合芳烃生产系统，属化工技术领域。

背景技术

传统芳烃联合装置通常包括异构化、二甲苯分馏、芳烃分离3个单元。工艺物流在上述3个单元间形成了一个3单元大循环，由于循环量大，增大了整个芳烃联合装置的建设投资和运行能耗。

同时，现有芳烃联合装置的3个单元中，最核心部分为芳烃分离单元，由于C8芳烃中的四种异构体化学结构相似，物沸点等物理性质近似，其中间、对二甲苯沸点仅相差0.7℃，给芳烃的分离带来困难，用传统的精馏法无法达到分离目的，因此，自芳烃工业发展至今，仅有选择性吸附分离及结晶分离两种芳烃分离工艺实现了大规模工业化。

选择性吸附分离方法是采用特定分子筛吸附剂对C8芳烃中的对二甲苯进行选择性吸附，再用解吸剂将对二甲苯从吸附剂上脱附，从而达到从C8芳烃中分离出对二甲苯的目的，实践中此方法单程对二甲苯的回收率达到97％，是目前的主流PX分离技术，约占目前全球对二甲苯产能的70％。

深冷结晶方法是最早的对二甲苯分离方法，该工艺利用C8芳烃四种异构体的冰点温度不同，经过深冷结晶、过滤等工艺过程将对二甲苯分离出来，但由于二甲苯异构体易形成共溶体，实践中此方法的对二甲苯收率一般只有60～70％，与吸附分离工艺相比，对二甲苯回收率低(约65％)、物流循环量大，且仅适用于乙苯脱烷基异构化路线，因此在选择性吸附分离方法发展后，深冷结晶方法的工业化应用相对较少。

近年来，各大专利商都在不断的改进各自技术，提高各方面的指标。但其技术改进重点主要集中于单项技术研究，总体依然以继承传统技术为主，具有一定的局限性。

例如，传统吸附分离工艺有下列局限：

1)吸附剂局限

吸附分离工艺发展40余年来，各专利商对吸附剂性能的研究一直没有间断，致力于使其具备更高的吸附容量及选择性，进而提高产能或减少装填量，并降低解吸剂循环量。自2011年美国UOP与法国AXENS最新一代吸附剂推出至今，在容量方面的研究并未有进一步的进展，根据各自的研究成果，吸附剂的吸附容量也达到了理论值，且吸附容量与选择性相互牵制，性能再提升难度大。

2)吸附分离工艺局限

在吸附容量以及选择性无法进一步提升的前提下，为了保证并进一步提升PX产品的纯度，目前掌握吸附分离技术的3大专利商均延续了2塔各12床层串联的配置方式，24床层的传统配置方式在操作及运行维护方面仍然具备一定复杂性与难度。吸附分离工艺受吸附容量限制，扩能幅度十分有限，继续扩能只能寻求增大吸附塔尺寸，增加吸附剂装填量，这对于吸附格栅内件以及分配阀门的选型而言，又增加了难度。

以吸附分离技术为核心的传统工艺分离要求高(PX纯度≥99.7wt％)，能耗中燃料消耗巨大。目前对于所有芳烃联合装置，燃料气都需外供，燃料气与电能利用的平衡是目前制约芳烃联合装置的一个因素。

3)吸附分离节能局限

近年来各大专利商对于芳烃联合装置的节能研究几乎都集中于热集成以及低温热利用方面，从侧面说明了在吸附工艺自身寻求节能突破点非常困难。低温热发电产生的蒸汽或者发出的电的用途及经济型方面不能一概而论，副产的大量蒸汽在无法落实去向终端之前，反而会成为联合装置的负担；低温热通过蒸汽或者有机工质进而发电，一方面热利用效率较低，仅为9～13％(9至13％)左右；另一方面而且不同地区的电价差距较大，前期高额设备投资能否尽快回收需要慎重研究。因此低温热利用的方式有局限性。

4)对新工艺高浓度对二甲苯不适用

传统吸附分离工艺原料为对二甲苯分数～23wt％(约23wt％)的热力学平衡C8芳烃混合物，对于目前已经取得研究成果并且部分已经工业应用的甲苯择形歧化、甲苯/甲醇烷基化、甲醇制芳烃等产出高浓度PX的新工艺，采用传统吸附分离路线，其优势无法体现，传统吸附对于来料的组成具有相对的单一性，在面对来料的变化及调整灵活性方面也不具备优势。

传统结晶分离工艺有下列局限：

目前全球最先进的PX结晶工业化技术是英国BP公司，其结晶进料为平衡浓度，通过1段结晶+2次再浆化+3次离心分离，但目前仍存在着单程回收率低(平衡进料仅为65％)、循环流量大，单元装置规模高，冷量消耗占比高等问题。结晶分离能耗负荷与进料浓度密切相关，对于低对二甲苯浓度进料，低温区结晶过程消耗的负荷大，而且浓度越低，低温结晶区能耗占比越高。即便SULZER等公司开发了高效节能设备(如晶体洗涤塔)等单方面技术，但截至目前仍未见到在对二甲苯领域成功应用的案例。综合而言，单一结晶装置在进料浓度、产品方案限制性、降低动力电耗等方面，处于技术发展的停止期。采用1段结晶+再浆化的最先进结晶分离技术目前研究也接近理论值。另外，以平衡进料的结晶工艺目前结晶温度需要-70℃左右，需使用乙烯冷媒才能达到要求。分离能耗中电量占比大，区域性限制性较强。

但另一方面，新型MOF吸附材料为吸附分离技术的改进提供了有利条件，MOF材料成为近年来的研究热点，这是一种以芳香族接酸或碱等各类有机桥连配体为支撑，以无机金属离子、族或链为节点，通过自组装构造的高度有序、结构均一的三维网络状晶体材料金属-有机骨架材料，由于MOF材料由于孔隙率和比表面积高、密度低、结品度高、结构均一，因此其吸附容量相较于传统分子筛吸附剂高至少1个数量级。此外，MOF材料孔道尺寸和化学结构具有分子层次上很强的精确可控性，可根据拟分离的分子结构定制材料的孔道结构，因此相较于传统分子筛吸附剂，在高选择性方面优势明显，可以依据芳烃生产的分离要求，通过控制MOF的制备工艺，主要是工艺参数，控制MOF材料的孔径分布等构造，形成对PX吸附的高选择性和高吸附容量，以更好地适应于芳烃生产中的吸附分离，同时也为改变整个芳烃生产的工艺流程提供了有利条件。

因此，随着吸附分离工艺、吸附材料及结晶工艺、结晶关键装备的发展，现有传统芳烃生产工艺发展已经遇到了瓶颈，亟待技术革新，开发出原料多元化、工艺适应性强、增产效果显著、低成本的新型芳烃生产技术，对于破除技术壁垒、缓解我国芳烃产业严重对外依赖度、保证芳烃产业链健康持续发展具有重要的意义。

发明内容

为解决上述技术问题，本发明提供了一种设有甲苯择形歧化的吸附结晶耦合芳烃生产方法及一种采用这种方法的设有甲苯择形歧化的吸附结晶耦合芳烃生产系统，以减少工艺物流的总循环量，降低整个芳烃联合装置的建设投资和运行能耗。

本发明的技术方案是：设有甲苯择形歧化的吸附结晶耦合芳烃生产方法，，包括下列步骤：

1)吸附：省略现有芳烃联合装置中的二甲苯塔，以异构化单元的出料作为吸附提浓单元的吸附原料，不经C9+除杂直接送入模拟移动床进行选择性吸附，所述模拟移动床在吸附剂相对运动方向上依次分为吸附区、精制区、解吸区和隔离区，从解吸区采出抽出液，从吸附区的中部(顶部和底部之间的部分为中部，可以为中偏下的位置)采出抽余液，从吸附区的底部采出辅助抽余液；

2)抽出液分离：所述抽出液送入抽出液塔分馏，从所述抽出液塔的塔顶采出解吸剂物流，塔釜采出PX物流，用作结晶原料；

3)结晶纯化：将源自抽出液塔的PX物流送入结晶纯化单元进行PX的结晶纯化，经结晶纯化获得PX产品，结晶纯化产生的结晶母液不经过精制或经精制后作为循环母液，送入所述模拟移动床的吸附区作为进料；

4)C8A异构化：将源自抽余液塔的含C9+重芳烃的贫PX C8A异构体物流送入异构化反应装置作为异构化原料进行异构化反应，当设有用于分离辅助抽余液的除C9塔时，源自除C9塔的除C9+重芳烃的贫PX C8A异构体物流亦送入异构化反应装置作为异构化原料进行异构化反应；

5)脱C7：将所述异构化反应装置的液相输出和外部输入的混合C8原料(可以采用现有芳烃联合装置的混合C8原料)送入脱C7塔分馏，从所述脱C7塔的塔顶采出C7-物流(塔顶抽取液)作为C6～C7输出，塔釜采出混合C8+物流为所述异构化单元的出料，用作吸附原料；

6)甲苯择形歧化：将分馏获得部分或全部解吸剂物流作为甲苯择形歧化原料，送入甲苯择形歧化单元进行甲苯择形歧化反应，剩余部分用于返回模拟移动床作为解吸剂，将甲苯择形歧化反应后的出料送入择形歧化液塔分馏分离，从择形歧化液塔的塔顶采出C6物流，塔釜采出C7+物流，送入所述模拟移动床的解吸区作为进料。

还可以包括下列步骤：

7)抽余液分离：所述抽余液送入抽余液塔分馏，从所述抽余液塔的塔顶采出解吸剂物流，塔釜采出含C9+重芳烃的贫PX C8A异构体物流，用作异构化原料。

还可以包括下列步骤：

8)辅助抽余液分离：以下列任意一种方式进行辅助抽余液的处理，或者以下列两种方式分别进行部分辅助抽余液的处理：

a)所述辅助抽余液送入除C9塔分馏，从所述除C9塔的塔顶采出解吸剂物流，塔釜采出C9+重芳烃物流作为C9+重芳烃输出，侧线采出除C9+重芳烃的贫PX C8A异构体物流，用于送入异构化单元作为异构化原料；

b)所述辅助抽余液送入歧化单元的歧化反应装置进行甲苯与C9+芳烃的歧化反应，歧化反应后物流进入歧化液塔分馏分离，塔顶采出解吸剂物流，塔釜采出C8+物流，可回用于本生产系统或作为下游装置的原料等，可以依据实际组分构成确定送入本生产系统的具体位置，例如，与异构化反应装置的液相输出和外部输入的混合C8原料一同送入脱C7塔分馏，未进行歧化反应的C9+重芳烃留在该C8+物流中。

可以设置解吸剂缓冲罐，各分离设备输出的解吸剂物流，例如，从抽出液塔顶、抽余液塔顶和辅助抽余液塔顶采出的解吸剂物流，均先送入解吸剂缓冲罐，所述解吸剂缓冲罐的出口连接解吸剂主管，经解吸剂主管将解吸剂物流送入模拟移动床用作解吸剂。具体方式可以为：所述解吸剂主管通过相应的解吸剂连接管连接所述模拟移动床的各进出口管道，所述解吸剂连接管上均设有控制阀门，通过各相应控制阀门的状态，将解吸剂主管与用于输入解吸剂的进出口管道连通，由此使解吸剂缓冲罐内的解吸剂得以送入模拟移动床作为解吸剂。

用作甲苯择形歧化原料的解吸剂物流可以从所述解吸剂主管引出。

在结晶纯化单元，设置结晶纯化装置，所述结晶纯化装置为单级结晶纯化装置或多级(例如两级或三级)结晶纯化装置，所述多级结晶纯化装置由多个单级结晶纯化装置串联而成，将结晶纯化装置输出的结晶母液接入相应的循环母液主管，或者，将结晶纯化装置输出的结晶母液全部接入相应的母液精制塔或者部分接入相应的母液精制塔，部分接入相应的循环母液主管，从所述母液精制塔的塔顶采出解吸剂物流，用于返回模拟移动床作为解吸剂，塔釜采出C9+重芳烃物流作为C9+重芳烃输出，侧线采出精制后结晶母液接入相应的循环母液主管，通过循环母液主管将用作循环母液的结晶母液或者精制后结晶母液送入模拟移动床作为进料。

可以通过循环母液主管将用作循环母液的结晶母液或者精制后结晶母液送入模拟移动床作为进料。具体方式可以为：所述循环母液主管通过相应的母液连接管连接所述模拟移动床的各进出口管道，所述母液连接管上均设有控制阀门，通过各相应控制阀门的状态，将循环母液主管与用于进料的进出口管道连通，由此使结晶母液或精制后结晶母液得以送入模拟移动床作为进料。

当设有多级结晶纯化装置且结晶纯化装置输出的结晶母液接入相应的循环母液主管时，各级结晶纯化装置输出的结晶母液优选分别接入各自的循环母液主管，不同循环母液优选通过模拟移动床上的不同进出口管道向模拟移动床送入循环母液。

当设有多级结晶纯化装置且结晶纯化装置输出的结晶母液接入相应的母液精制塔进行分馏时，各级结晶纯化装置输出的结晶母液优选分别接入各自的母液精制塔，各母液精制塔侧线采出的精制后结晶母液优选分别接入各自的循环母液主管，不同循环母液优选通过模拟移动床上的不同进出口管道向模拟移动床送入循环母液。

模拟移动床的吸附区优选采用多股进料，从吸附区的不同位置(不同高度或不同床层)进料，其中一股进料的进料位置为吸附区的顶部。

当设有除C9塔时，可以通过连接循环母液主管的循环母液分流管将部分结晶母液或者精制后结晶母液从循环母液主管引出，送入除C9塔进行处理。

可以通过连接解吸剂主管的解吸剂分流管将部分解吸剂物流从解吸剂主管引出，送入甲苯择形歧化单元的甲苯择形歧化反应器作为甲苯择形歧化原料进行甲苯择形歧化反应，将甲苯择形歧化反应器的出料送入择形歧化液塔分馏，从择形歧化液塔的塔顶采出C6物流(主要为苯)，塔釜采出C7+物流(主要含解吸剂)，送入所述模拟移动床的解吸区。

所述解吸区采用的吸附剂为PX选择性吸附剂，对PX、除PX之外的其他C8A异构体和C9+三类组分的吸附选择性由强至弱，PX能够优先于另外两类组分被吸附，除PX之外的其他C8A异构体能够优先于C9+被吸附。

PX选择性吸附剂优选为基于金属-有机骨架材料或共价-有机骨架材料的高容量吸附剂，由金属Zr、Hf、Co、Cr，Fe、Al、Ga、Zn、Cu、Mn、Ni中的任意一种或多种(以任意配比)与有机桥连配体桥连而成。

所述有机桥连配体为带有羧酸或氮的有机桥连配体，例如，对苯二甲酸或均苯三酸。这类吸附剂能够很好地满足上述选择性吸附要求，可以通过理论分析和/或实验对吸附剂进行选择、构造设计(例如，孔径或孔径分布等)以及对吸附性能进行验证。

可以依据各组分的吸附情况选择模拟移动床的具体构造、设定工艺参数及采出抽余液等物流输入输出的具体位置。吸附区通常应实现工艺上对PX的最大适宜吸附量，除PX之外的其他C8A异构体亦大部分被吸附，而C9+基本上不被吸附，在抽余液位置处，不考虑床层中一直循环的解吸剂(甲苯)浓度，PX在床层液体中的浓度＜1％，而邻二甲苯、间二甲苯、乙苯以及C9+的浓度则＞99％。

抽出液中，PX的含量可以控制80～98.5％(质量百分比)，通常可以为80～95％。

抽余液中，原有的邻二甲苯、间二甲苯和乙苯应基本上未被吸附或者只有少量被吸附。

而辅助抽余液中，原有的邻二甲苯、间二甲苯和乙苯已基本上或者大部分被吸附，而C9+基本上未被吸附(吸附量可以忽略不计)，在不考虑解吸剂的情况下，C9+在辅助抽余液中的含量可以控制在80％以上。

选择适宜的模拟移动床及吸附剂，控制工艺参数，并适当选择抽余液的采出位置以及其他各股物流的输入输出位置，以实现上述要求。

相对于现有芳烃联合装置而言，本发明允许抽出液中含有较高比例的除PX之外的其他C8A异构体(邻二甲苯、间二甲苯和乙苯)和C9+重芳烃，允许辅助抽余液中含有较高比例的C9+重芳烃，而辅助抽余液中主要组分为C9+，通过除C9塔将辅助抽余液中的除C9+分离出来，其目的是避免C9+在体系中不断积累，保持C9+总体上的进出平衡，因此除C9塔的处理流量可以远小于现有芳烃联合装置的二甲苯塔。

设有甲苯择形歧化的吸附结晶耦合芳烃生产系统，其采用本发明公开的任意一种设有甲苯择形歧化的吸附结晶耦合芳烃生产，包括吸附提浓单元、异构化单元、结晶纯化单元和甲苯择形歧化单元。

所述吸附提浓单元包括：

模拟移动床，用于PX的吸附提浓，在吸附剂相对运动方向上依次分为吸附区、精制区、解吸区和隔离区，设有用于输入解吸剂的解吸剂主管、用于输出抽出液的抽出液主管、用于输入循环母液的循环母液主管、用于输入吸附原料的进料主管、用于输出抽余液的抽余液主管和用于输出辅助抽余液的辅助抽余液主管，所述解吸剂主管、抽出液主管、循环母液主管、进料主管、抽余液主管和辅助抽余液主管分别通过各自的连接管连接各床层的进出口管道，所述连接管上均设有相应的控制阀门，所述吸附区采用PX选择性吸附剂；

抽出液塔，用于抽出液的分馏分离，塔顶设有用于输出解吸剂物流的解吸剂输出管，塔釜设有用于输出PX物流的PX输出管，所述抽出液主管连接所述抽出液塔的进料口；

抽余液塔，用于抽余液的分馏分离，塔顶设有用于输出解吸剂物流的解吸剂输出管，塔釜设有用于输出含C9+重芳烃的贫PX C8A异构体物流的异构体输出管，所述抽余液主管连接所述抽余液塔的进料口；

解吸剂缓冲罐，用于容纳和缓冲解吸剂物流，所述抽出液塔的解吸剂输出管、抽出液的解吸剂输出管和除C9塔的解吸剂输出管均连接所述解吸剂缓冲罐的进料口，所述解吸剂缓冲罐的出料口连接所述解吸剂主管。

所述结晶纯化单元包括：

结晶纯化装置，用于对PX物流中的PX进行结晶纯化，形成PX产品，设有PX输出装置和结晶母液输出管，所述抽出液塔的PX输出管连接所述结晶纯化单元的进料口，当所述结晶纯化单元不设母液精制塔时，所述结晶母液输出管连接相应的所述循环母液主管；当所述结晶纯化单元设有母液精制塔时，所述结晶母液输出管连接相应的所述母液精制塔的进料口或分多路分别连接相应的所述母液精制塔的进料口和相应的所述循环母液主管；

所述结晶纯化单元设有或者不设有母液精制塔，所述母液精制塔用于结晶母液的分馏分离，塔顶设有用于输出解吸剂物流的解吸剂输出管，塔釜设有用于输出C9+重芳烃物流的重芳烃输出管，侧线设有用于输出精制后结晶母液的精制后结晶母液输出管，所述精制后结晶母液输出管连接相应的所述循环母液主管。

所述异构化单元包括：

异构化反应装置，用于贫PX C8A异构体物流(含C9+重芳烃的贫PX C8A异构体物流和除C9+重芳烃的贫PX C8A异构体物流统称为贫PX C8A异构体物流)的异构化，所述抽余液塔的异构体输出管和所述除C9塔的异构体输出管均连接所述异构化反应装置的进料口；

脱C7塔，用于混合C8原料的分馏分离，所述异构化反应装置的出料管(液相物流输出管道)和外部混合C8原料输入管均连接所述脱C7塔的进料口，所述脱C7塔的塔釜设有用于混合C8+物流的异构化出料管，塔顶设有用于输出C7-物流的C6～C7输出管(塔顶抽提料管)，所述异构化出料管连接所述模拟移动床的进料主管。

所述甲苯择形歧化单元包括：

甲苯择形歧化反应器，用于甲苯择形歧化反应，所述甲苯择形歧化反应器的进料口通过解吸剂分流管连接所述解吸剂主管；

择形歧化液塔，用于甲苯择形歧化反应后的物流进行分馏分离，所述择形歧化液塔的塔顶设有用于输出C6物流的气相输出管，塔釜设有用于输出C7+物流的液相输出管，所述择形歧化液塔的液相输出管接入所述模拟移动床的解吸区。

这种系统可以还设有下列任意一种或两者两种设备：

1)除C9塔，用于辅助抽余液的分馏分离，塔顶设有用于输出解吸剂物流的解吸剂输出管，塔釜设有用于输出C9+重芳烃物流的重芳烃输出管，侧线设有用于输出除C9+重芳烃的贫PX C8A异构体物流的异构体输出管，所述辅助抽余液主管连接所述除C9塔的进料口；

2)歧化单元，包括歧化反应装置和歧化液塔，所述歧化反应装置用于进行甲苯与C9+芳烃的歧化反应，其出料管连接所述歧化液塔的进料口，所述歧化液塔用于歧化后物流的分馏分离，塔顶采出解吸剂物流，用于返回模拟移动床作为解吸剂，塔釜采出C8+物流，可回用于本系统或作为下游装置的原料等，未进行歧化反应的C9+重芳烃留在该C8+物流中，所述辅助抽余液主管连接所述歧化反应装置的进料口，

当同时设有除C9塔和歧化单元时，所述辅助抽余液主管通过相应的连接支管分别连接所述除C9塔的进料口和所述歧化反应装置的进料口。

所述结晶纯化装置可以为单级结晶纯化装置或多级(例如两级或三级)结晶纯化装置。

所述多级结晶纯化装置由多个单级结晶纯化装置串联而成。

当所述结晶纯化单元设有母液精制塔时，所述母液精制塔的数量可以为一个或多个，所述多个母液精制塔串联为一个母液精制装置或者不串联为一个母液精制装置。

当所述结晶纯化装置为多级结晶纯化装置和所述母液精制塔的数量为多个且不串联为一个母液精制装置时，所述循环母液主管的数量也可以为多个，分别对应于不同的母液精制塔，不同的所述母液精制塔对应于不同的所述单级结晶纯化装置，所述单级结晶纯化装置的结晶母液输出管连接对应的所述母液精制塔的进料口，所述母液精制塔的精制后结晶母液输出管连接对应的循环母液主管，由此可以通过不同循环母液主管将源自不同母液精制塔的精制后结晶母液送入所述模拟移动床的不同位置。

当所述结晶纯化装置为多级结晶纯化装置且不设母液精制塔时，所述循环母液主管的数量为一个或多个。当所述循环母液主管的数量为一个时，各单级结晶纯化装置的结晶母液输出管均连接该循环母液主管；当所述循环母液主管的数量为多个时，多个所述循环母液主管分别对应于不同的单级结晶纯化装置，所述单级结晶纯化装置的结晶母液输入管分别连接对应的循环母液主管，由此可以通过不同循环母液主管将源自不同单级结晶纯化装置的结晶母液送入所述模拟移动床的不同位置。

多个所述母液精制塔可以采用其他相互串联或相互并联的方式，或采用其他串并联组合的方式，或者采用其他互不直接串并联的分布方式，具体可以依据实际情况设定。

可以通过循环母液分流管连接循环母液主管和除C9塔的进料口，以便将部分结晶母液或者精制后结晶母液从循环母液主管引出，送入除C9塔进行处理。

本发明具有下列有益效果：

1)本发明对目前常规对二甲苯生产工艺进行了大幅度改进，取消了芳烃联合装置中的二甲苯分馏单元，将传统的吸附分离、异构化、二甲苯分馏之间的3单元循环改进为吸附提浓与异构化之间的2单元循环，相对于现有三单元间的大循环而言，这种两单元的循环方式可称为微循环，混合二甲苯物流仅在吸附提浓与异构化单元之间进行连接，大幅度简化了工艺流程，去掉了整个二甲苯分馏单元，省去了体积庞大、造价昂贵、施工困难的二甲苯分馏塔及其配套的昂贵静/动设备，因此大幅度减少了设备投资与施工安装难度，明显降低了芳烃联合装置的建设投资费用，节省了场地；此外，这种微循环工艺也有效地降低了系统物流在整个装置中的蒸馏次数，缩短了运行周期，既降低了整个装置的能耗，又减少了全装置烃类藏量，因此大幅度降低了操作运行成本，提升了安全性与便利性。以100万吨/年PX装置为例，现有芳烃联合装置包括：(1)二甲苯分馏塔，处理负荷为450万吨/年，尺寸为φ8900×55600(T/T)，设置不少于100层进口高效塔盘，需要配套进口高温输送泵/增压泵8台/套，大型圆筒型加热炉1座，容器储罐2台/套，空冷器1台/套，换热器1台/套，管线阀门若干，安全和环保设施若干；(2)成品塔，处理负荷为100万吨/年，尺寸为φ4000×33400(T/T)，设置不少于60层塔盘，需要配套输送泵/增压泵4台/套，高通量管再沸器1套，容器储罐1台/套，空冷器1台/套，列管式换热器1台/套，管线阀门若干，配套安全和环保设施若干，而采用本发明后，上述二甲苯分馏塔及成品塔的投资可全部节省。

2)本发明放开了传统吸附分离装置对原料中C9+重芳烃组分的限制，将C9+重芳烃组分分别富集于抽出液、辅助抽余液中，由此：(1)绝大部分除对位C9+重芳烃以外的其余C9+重芳烃(1-甲基-2-乙基苯、1-甲基-3-乙基苯、1,2-二乙基苯、1,3-二乙基苯等)富集于抽余液中，并根据C9+重芳烃与MX、OX、EB等在吸附剂上的选择性竞争顺序，通过辅助抽余液进行一定程度的富集，进而通过除C9塔进行分离；(2)绝大部分对位C9+重芳烃(例如1-甲基-4-乙基苯等)富集于抽出液中，进而与富PX物流一起进入结晶纯化单元，并富集于结晶母液中，最终经过除C9塔或母液精制塔进行分离。一方面由于C9+重芳烃与PX的熔点相差巨大，不会对PX收率及纯度产生影响；另一方面，母液精制塔处理量很小，其规模小于抽出液塔规模的～10％，因此能耗很低；此举可以得到高纯度的高附加值对位C9+重芳烃产品，丰富了产品种类。

抽出液、抽余液、辅助抽余液中的C9+重芳烃均可以通过出C9塔进行分离，从而保证了整个系统中C9+重芳烃有稳定的出口，保证C9+重芳烃不会在系统中累积。与传统C9+重芳烃需要在二甲苯塔进行分离，需相当高的回流比从而能耗巨大相比较，除C9塔处理量很小，其规模小于二甲苯塔规模的～5％，能耗仅相当于其约3～10％，因此使投资、能耗大幅度降低。

此外，对于C9+重芳烃的去向，由于辅助抽余液为富C9+重芳烃物流与贫PX物流及解吸剂的混合物流，可直接作为歧化单元的原料，反应产品经过精馏分离，未反应的循环甲苯部分抽出返回吸附提浓单元，作为解吸剂补充，C9+重芳烃组分含在C8+芳烃产品中，作为下游装置的原料。因此，不仅实现了整个系统中C9+重芳烃有稳定的出口，保证C9+重芳烃不会在系统中累积，而且直接作为歧化反应的原料，实现了C9+重芳烃的高效利用。

3)吸附提浓单元降低分离要求，PX浓度由99.7％放宽至85～98％，发挥提浓作用，此举放开了关键制约变量，使分离纯度要求明显降低，大幅降低了操作苛刻度，在确保单程回收率的基础上，释放了潜在的吸附容量，减少吸附剂用量和吸附剂床层数，原有的精制区功能弱化，其装填的吸附剂可大部分并入吸附区，进而提升吸附容量，最终大幅提升吸附提浓单元加工能力。相较于现有2塔24床层的昂贵设备及吸附剂投资，本发明可采用1塔小于16床层数的配制，大幅降低了吸附剂、设备、内件、动设备、阀门等方面的投资及操作难度。相对于AXENS采用的144个以及中石化采用的192个程控阀，本发明吸附工段采用的程控阀数量不超过100个，阀门数量降幅超过30％，昂贵的吸附塔循环泵数量也减少1台/套。以100万吨/年PX装置为例：目前性能最优的进口吸附剂价格约30～35万元/吨，吸附剂装填量约900吨；采用本发明，仅吸附剂装填量便可节约＞35％，节约投资近亿元；再考虑格栅层数减少、程控阀减少、循环泵减少、成品塔系统取消、二甲苯塔系统取消等投资，综合比较，投资总节省超过2亿元。

此外，分离纯度要求降低，所需解吸剂循环量显著降低，解吸剂在整个系统中的泵送负荷及蒸馏负荷显著降低，也减少了系统烃类总藏量，因此大幅降低了能耗；分离纯度要求降低也降低了管线冲洗要求，本发明不设置管线冲洗，显著降低了吸附分离系统的操作复杂性，简化了操作，进一步降低了能耗。因此本发明显著提升装置加工能力的同时，降低了能耗，简化操作，降低投资，并为能量综合利用打开了空间。

4)由于设置了甲苯择形歧化单元，甲苯择形歧化单元液相反应产物分离C6物流后，剩余C7+物流含有高浓度的甲苯，且物流中PX在C8中的浓度超过90％，因此物流无需再进一步分离，而是整体作为补充解吸剂进入吸附提浓单元，作为补充解吸剂，于循环解吸剂进料下方1～2床层注入，与解吸剂共同将解吸区分为第一解吸区和第二解吸区。由于系统解吸剂总循环物流量一定，因此可根据补充解吸剂的量而有效减少循环解吸剂用量，从而实现了反应单元与分离单元的深度耦合。此外，与传统甲苯择形歧化流程需将C7与C8+分离并将C7循环回反应器不同，本发明仅将C6物流于C7+物流分离即可，无需进一步分离C7与C8+物流，大幅度减少了蒸馏的烃类量，即省去了分馏塔中将C7与C8+分离的这部分能耗。

甲苯择形歧化单程转化～30％，需约70％甲苯循环，即产品分馏塔需将苯、甲苯及90％PX纯度的C8通过蒸馏分离，能耗分别为Q1、Q2、Q3；而本发明甲苯择形歧化能耗仅需将苯分离即可，其余物流全部通过塔釜进入吸附提浓单元，能耗约为Q1，反应单元需循环甲苯由吸附提浓单元提供。由于吸附提浓单元的剂油比一定，在进料确定的前提下，分离甲苯解吸剂所需的能耗为定值。因此，本发明甲苯择形歧化+吸附提浓深度耦合方案较之传统二者简单相加，Q2、Q3两部分能耗均可省略。

5)由于分离纯度要求降低，吸附提浓工段采用创新的模拟移动床工艺，将传统的吸附区、精制区、解吸区、缓冲区4区操作改为新型多吸附区、精制区、多解吸区、隔离区的多区操作工艺，此举有效地利用了精制区吸附剂吸附容量，大幅度地扩大了产能。由于精制区床层数较多、且具有可观的吸附剂装填量，因此本发明将其大部分床层并入吸附区，吸附区由多股不同对二甲苯浓度的进料、抽余液、抽出液分为了多个浓度的第一吸附区、第二吸附区、……、第N吸附区等，并根据进料浓度梯度合理划分各吸附区床层数及相对关系，高浓进料位于吸附区最下方，中浓进料位于高浓进料上游，低浓进料位于中浓进料上游，充分利用吸附剂的吸附容量及解吸速率，实现进料中对二甲苯浓度与床层吸附容量以及间的有效匹配及浓度梯度合理划分，各吸附区在浓度梯度下实现协同调控。因此本发明形成了基于浓度梯度管理的多吸附区协控操作的创新模拟移动床吸附塔操作方式。

本发明吸附塔进出物流通过控制阀组方式实现，因此不同浓度进料可根据其浓度变化灵活变化其进料床层，而不影响所有吸附区的操作稳定性，增强了整个吸附塔的抗波动性。

6)吸附提浓工段采用基于金属-有机骨架材料MOFs或共价-有机骨架材料COFs的高容量吸附剂，相较于传统分子筛吸附剂，一方面理论吸附容量大幅度提升1～2个数量级，或者吸附提浓单元处理能力大幅提升，或者处理相同量的进料所需的吸附剂装填量大幅度减少，进而大幅降低了装置投资；另一方面，由于MOF材料孔道尺寸和化学结构具有分子层次上很强的精确可控性，可以根据拟分离的分子结构定制其孔道结构，通过定向调控吸附剂结构，调节活性位与配位作用力，调整电场中分子结合力，进而改变分子在吸附剂有效孔道中的吸附-扩散速率，从而形成新的吸附容量与传质的平衡，相较于传统分子筛吸附剂，该吸附剂对PX组分具有高选择性，吸附提浓单元的解吸剂循环量大幅度降低，节约了单元能耗与解吸剂初装量，进而降低了装置投资与运行成本。

7)传统结晶工艺采用平衡浓度(～23wt％)C8进料，低温区消耗的负荷大，而且浓度越低，能耗占比越高。本发明结晶纯化单元接受的原料浓度大幅提升，因此结晶单程回收率可达90％以上，但总体循环规模可与传统吸附分离技术持平，因此能耗大幅降低。由于进料浓度的提升，大幅降低了冷媒品位需求，主结晶温度可由-29℃提升至3～5℃，共晶点温度可由-67～-71℃提升至-20℃，单程回收率由65％提升至90％以上，传统路线的冷媒乙烯可降低为更温和的丙烯、氨甚至更为价低易得的水冷。因此，本发明不仅大幅降低了结晶纯化单元的操作苛刻度，降低了能耗，也降低了整个系统的投资。

8)结晶母液由于仍含有一定浓度的对二甲苯，因此可返回吸附提浓单元，作为不同进料进一步回收其中的对二甲苯，另一方面作为高浓度的原料对管线进行了冲洗，保证抽出液达到设定浓度要求，因此较之传统吸附分离工艺，本发明可不设置专用冲洗管线。对二甲苯含量高(≥40wt％)的母液返回原吸附进料的下游，对二甲苯含量低(≤30wt％)的母液返回原吸附进料的上游，充分利用分离纯度要求降低所释放的吸附容量回收对二甲苯。

9)吸附提浓单元抽出液塔降低分离要求，塔顶部分甲苯进入塔釜物流，进而进入结晶纯化单元，此举显著降低了抽出液塔的能耗，C9重芳烃通过抽出液塔釜与提浓后的C8+芳烃物流进入结晶纯化单元；由于甲苯、C9重芳烃与对二甲苯熔点差异巨大，因此并不会对结晶产品纯度及回收率产生显著影响。结晶纯化单元设置母液精制塔，结晶母液、进入结晶纯化单元的甲苯及C9+重芳烃通过母液精制塔精馏分离，相当于对解吸剂甲苯进行再生，进一步保证了循环解吸剂的纯度。由于母液量较少，因此母液精制塔总体负荷很低，对整个系统所增加的能耗非常有限。

10)相较于传统吸附分离路线单一采用塔顶提压供热以及低温热利用发电等能量利用方式，本发明组合生产芳烃技术的方式更直接合理。由于降低了吸附分离产品PX纯度要求，装置内抽余液塔、抽出液塔均可降低分离要求，因此塔顶回流比降低，塔低负荷降低的同时，塔顶低温热点显著减少；在此基础上，除装置内深度热联合直接给低温物流预热之外，直接将塔顶低温热用于结晶纯化单元的制冷以及晶体融化的加热。相较于低温热发电，该工艺低温热利用方式的转变使效率显著提升。组合技术使燃料、电消耗更为均衡，为能量综合利用开辟了新的研究与发展空间。

针对目前所有芳烃联合装置，燃料气都需外供这一实际情况，本发明可以在循环规模不变，并保证回收率的基础上，大幅降低分馏塔底再沸器负荷，进而降低燃料气消耗，减少外供，最终实现燃料气与电能利用的平衡。

11)吸附提浓单元耦合结晶分离单元的配置方式，对于原料适应性及调整的灵活性方面显著提升，由于结晶对于原料中PX浓度具备灵活的适应性，因此组合工艺技术突破了原有的～23％对二甲苯平衡浓度进料限制，甲苯择形歧化、甲苯/甲醇烷基化、甲醇制芳烃等产出高浓度对二甲苯的新工艺，均可以经过简单分离后直接进入结晶纯化单元，克服了原有吸附路线对于原料适应性差的问题，并充分发挥了结晶路线的特性，可接受多浓度进料，因此组合路线在原料适应性方面具备明显优势。此外组合技术路线的诞生能显著促进各种生产PX技术的发展，对于PX原料生产多元化方面具有显著的推动作用，有利于高度集成新技术优势。

附图说明

图1是涉及一种具体实施方式下的生产系统的构造示意图；

图2是涉及另一种具体实施方式下的生产系统的构造示意图；

图3是涉及模拟移动床与甲苯择形歧化单元的构造示意图；

图4是涉及结晶纯化单元的构造示意图；

图5是涉及结晶纯化单元的另一种构造示意图；

图6是涉及结晶纯化单元的第三种构造示意图。

具体实施方式

参见图1～6，本发明的设有甲苯择形歧化的吸附结晶耦合芳烃生产系统用于实施本发明公开的任意一种设有甲苯择形歧化的吸附结晶耦合芳烃生产方法，通过采用本发明公开的任意一种设有甲苯择形歧化的吸附结晶耦合芳烃生产方法进行芳烃生产。

该系统主要包括吸附提浓单元、异构化单元、结晶纯化单元和甲苯择形歧化单元。

所述吸附提浓单元的模拟移动床10用于PX的吸附提浓，在吸附剂相对运动方向上依次分为吸附区、精制区12、解吸区和隔离区15，通过循环管道16将物流从底部出口送入顶部进口，实现物流循环，所述循环管道上设置有循环泵17。

所述模拟移动床设有用于输入解吸剂的解吸剂主管21、用于输出抽出液的抽出液主管22、用于输入循环母液的循环母液主管26、用于输入吸附原料的进料主管25、用于输出抽余液的抽余液主管24和用于输出辅助抽余液的辅助抽余液主管23，所述解吸剂主管、抽出液主管、循环母液主管、进料主管、抽余液主管和辅助抽余液主管分别通过各自的连接管连接各床层的进出口管道20，所述连接管上均设有相应的控制阀门；

可以在吸附区的多个不同位置送入原料和循环母液，依据进料物流的数量及位置，可以将吸附区分为多个细分的吸附区。例如，在吸附原料通过单一的进料主管25送入吸附区的情况下，可以依据结晶纯化单元等具体设计，通过单一的循环母液主管26(参见图1)或两个循环母液主管26、29(参见图3)从不同位置送入吸附区，相应地，所述吸附区可以细分为第一吸附区13和第二吸附区14两个细分的吸附区(参见图1)或者细分为第一吸附区13、第二吸附区14和第三吸附区19三个细分的吸附区(参见图3)。

可以在解吸区的多个不同位置送入多股解吸剂。依据输入解吸剂物流的数量及位置，可以将解吸区分为多个细分的解吸区。例如，可以采用单一的解吸剂主管21将源自解吸剂缓冲罐32、36的一股解吸剂物流送入解吸区，所述解吸区可视为只有一个细分的解吸区11(参见图1)。

所述吸附提浓单元的抽出液塔30用于抽出液的分馏分离，塔顶设有用于输出解吸剂物流的解吸剂输出管，塔釜设有用于输出PX物流的PX输出管31，所述抽出液主管连接所述抽出液塔的进料口；

所述吸附提浓单元的抽余液塔40用于抽余液的分馏分离，塔顶设有用于输出解吸剂物流的解吸剂输出管42，塔釜设有用于输出含C9+重芳烃的贫PX C8A异构体物流的异构体输出管41，所述抽余液主管连接所述抽余液塔的进料口；

所述吸附提浓单元的除C9塔46用于辅助抽余液的分馏分离，塔顶设有用于输出解吸剂物流的解吸剂输出管48，塔釜设有用于输出C9+重芳烃物流的重芳烃输出管47，侧线设有用于输出除C9+重芳烃的贫PX C8A异构体物流的异构体输出管49，所述辅助抽余液主管连接所述除C9塔的进料口；

所述吸附提浓单元的解吸剂缓冲罐36用于容纳和缓冲解吸剂物流，所述抽出液塔的解吸剂输出管、抽出液的解吸剂输出管和除C9塔的解吸剂输出管均连接所述解吸剂缓冲罐的进料口，所述解吸剂缓冲罐的出料口连接所述解吸剂主管。

所述吸附提浓单元可以设有歧化单元80(参见图2)，所述歧化单元可以依据现有技术。例如，通常可包括歧化反应装置和歧化液塔，所述歧化反应装置用于进行甲苯与C9+芳烃的歧化反应，其出料管连接所述歧化液塔的进料口，所述歧化液塔用于歧化后物流的分馏分离，所述歧化液塔的塔顶设有用于输出解吸剂物流的解吸剂输出管82，采出的解吸剂物流可用于返回模拟移动床作为解吸剂，所述歧化液塔的塔釜设有用于输出C8+物流的C8+输出管81，采出的C8+物流可回用于本系统或作为下游装置的原料等，未进行歧化反应的C9+重芳烃留在该C8+物流中，所述辅助抽余液主管连接所述歧化反应装置的进料口，所述歧化液塔的解吸剂输出管连接所述解吸剂缓冲罐32的进料口。

所述异构化单元的异构化反应装置60用于贫PX C8A异构体物流(含C9+重芳烃的贫PX C8A异构体物流和除C9+重芳烃的贫PX C8A异构体物流统称为贫PX C8A异构体物流)的异构化，所述抽余液塔的异构体输出管41和所述除C9塔的异构体输出管49均连接所述异构化反应装置的进料口65，所述异构化反应装置的气相输出管62输出的气相物流可以作用燃料气；

所述异构化单元的脱C7塔66用于混合C8原料的分馏分离，所述异构化反应装置的出料管(液相物流输出管道)61和外部混合C8原料输入管69均连接所述脱C7塔的进料口，所述脱C7塔的塔釜设有用于混合C8+物流的异构化出料管67，塔顶设有用于输出C7-物流的C6～C7输出管(塔顶抽提料管)68，所述异构化出料管连接所述模拟移动床的进料主管。

可以通过循环母液分流管27连接循环母液主管和除C9塔的进料口，以便将部分结晶母液或者精制后结晶母液从循环母液主管引出，送入除C9塔进行处理。当所述循环母液主管的数量为多个时，可以只有一个循环母液主管与除C9塔的进料口通过循环母液分流管连接，可以根据其中循环母液的特性选择适宜的循环母液主管。

所述吸附提浓单元可以只设置除C9塔，可以只设置歧化单元，还可以或者同时设置C9塔和歧化单元，所述辅助抽余液主管通过相应的连接支管分别连接所述除C9塔的进料口和所述歧化反应装置的进料口，通过相应管道上的阀门控制C9塔和歧化单元的处理流量。

参见图1及图4-6，所述结晶纯化单元可以采用多种构造，通常，应设有结晶纯化装置70、73，所述结晶纯化单元的结晶纯化装置70、73用于对PX物流中的PX进行结晶纯化，形成PX产品。

所述结晶纯化装置70、73设有PX输出装置71和结晶母液输出管72、74，通过操作压力和温度等的控制，使PX结晶后经过压滤等方式将PX结晶颗粒分离出来，形成PX产品，分离出的液体为结晶母液，可以经过精制或者不经过精制送入模拟移动床的吸附区作为吸附原料，其中解吸剂亦可得到利用。

所述结晶纯化装置的数量可以为一个(参见图1和图4)或多个(参见图5和图6)，当所述结晶纯化装置的数量为多个时，通常可以串联，形成多级结晶纯化，在此情形下，可以依顺序称为一级结晶纯化、二级结晶纯化等等，其中一级结晶纯化装置的进料口可视为结晶纯化单元的进料口。

所述抽出液塔的PX输出管31连接所述结晶纯化单元的进料口75，将PX物流送入结晶纯化装置作为结晶原料。

所述结晶纯化单元可以设有或者不设有母液精制塔。

所述母液精制塔76、56(参见图4、图6)用于结晶母液的分馏分离，塔顶设有用于输出解吸剂物流的解吸剂输出管78、58，塔釜设有用于输出C9+重芳烃物流的重芳烃输出管77、57，侧线设有用于输出精制后结晶母液的精制后结晶母液输出管79、59，所述精制后结晶母液输出管连接相应的所述循环母液主管26、29。

当所述结晶纯化单元不设母液精制塔时，所述结晶纯化装置的结晶母液输出管连接相应的所述循环母液主管，所述循环母液主管与所述结晶母液输出管可以是一一对应，当为多个时，各所述结晶母液输出管管分别连接各自对应的循环母液主管，也可以多个结晶母液输出管对应或连接于同一个循环母液主管。

当所述结晶纯化单元设有母液精制塔76时(参见图4)，所述结晶母液输出管72连接相应的所述母液精制塔的进料口，或者所述结晶母液输出管72分多路分别连接相应的所述母液精制塔的进料口和相应的所述循环母液主管，由此可以经过所述母液精制塔的分离后，将精制后结晶母液送入循环母液主管。所述循环母液主管与所述母液精制塔亦可以是一一对应，当为多个时，各所述结晶母液输出管管分别连接各自对应的所述母液精制塔，也可以多个结晶母液输出管对应或连接于同一个所述母液精制塔。而所述循环母液主管与所述结晶精制塔也可以是一一对应，当为多个时，各所母液精制塔的精制后结晶母液输出可以分别接入各自对应的循环母液主管，也可以多个精制后结晶母液输出对应或连接于同一个循环母液主管。

所述甲苯择形歧化单元包括甲苯择形歧化反应器50和择形歧化液塔52。所述甲苯择形歧化反应器的进料口通过解吸剂分流管28连接所述解吸剂主管21，将部分解吸剂物流从解吸剂母液主管中引出，送入甲苯择形歧化反应器作为甲苯择形歧化原料进行甲苯择形歧化反应。根据循环母液主管的设置方式(例如，设有多个循环母液主管)，所述解吸剂分流管还可以采用其他设置方式，由于通常不同循环母液主管中循环母液的组分占比会有所差异，可以根据实际需要选择从最适宜的循环母液主管引入进入甲苯择形歧化单元的循环母液。

所述甲苯择形歧化反应器的出料管51可以连接择形歧化液塔的进料口，通过择形歧化液塔对甲苯择形歧化后的物流进行分馏分离。

所述择形歧化液塔的塔顶设有用于输出C6物流的气相输出管54，输出的物流的主要组分为苯，塔釜设有用于输出C7+物流的液相输出管，输出的物流的主要组分为解吸剂，可回用于模拟移动床作为解吸剂。甲苯择形歧化后，物流中PX在C8A中的占比较高，有助于提高PX产率。

所述择形歧化液塔的液相输出管接入所述模拟移动床的解吸区以利用其中的解吸剂及其他组分，且通常送入位置与解吸剂物流不同，由此将解析区进一步细分为第一解析区11和第二解析区18。

本发明以吸附提浓和结晶纯化组合技术为核心，简化传统3单元大循环流程，去掉现有芳烃联合装置中的二甲苯分离单元，通过C9+重芳烃的局部有效富集，有效降低了能耗，在2单元微循环的短流程下，实现了浓度梯度及多区协控的有效管理，这种吸附分离工艺及所用的吸附材料更适合于低浓度PX原料提纯，结晶纯化更适用于高浓度PX原料提纯，是一种原料多元化、工艺适应性强、增产效果显著、低成本的创新生产PX工艺。

下面是一个具体实施例的实验数据：

生产全流程由吸附提浓、结晶纯化、异构化、甲苯择形歧化4个单元组成，异构化单元反应产物经换热、气液分离、脱液化气后，液相进入脱C7塔；塔顶C6-C7组分作为抽提原料输出，塔釜包含C9+重芳烃的混合C8+物流不经过二甲苯塔，直接输出进入吸附提浓单元，C9+重芳烃浓度为3wt％。

吸附提浓单元所采用的吸附剂由金属Co与对苯二甲酸有机桥连配体系列配体桥连而成，吸附剂装填量与吸附进料比(筛油比)为0.85h。吸附提浓单元抽出液、抽余液、辅助抽余液物流数均为1；解吸剂物流数为2、进料物流数为3。

吸附塔单塔总床层数为16(参见图2)，精制区床层数为2，第一吸附区13床层数为2，第二吸附区14床层数为3，第三吸附区19床层数为3，第一解吸区11床层数为2，第二解吸区18床层数为2，隔离区总床层数为2。吸附提浓单元不设置成品塔，抽出液塔降低操作苛刻度，塔釜采出进入结晶纯化单元的C8+混合物流含有部分甲苯，浓度为3.0wt％，进入结晶单元的抽出液塔釜物流中对二甲苯含量为96wt％。在抽余液下方2床层处设置辅助抽余液，经除C9塔分馏，塔顶解吸剂循环回用，侧线采出贫PX物流，与抽余液塔釜贫PX物流作为异构化原料一起返回异构化单元，塔釜C9+重芳烃作为产品输出，辅助抽余液流量与抽余液的流量比为1:8，其中C9+重芳烃流量与吸附进料混合C8+物流中C9+重芳烃流量比为1:3.5。

所述结晶纯化单元的第一级结晶纯化温度为4℃，第一循环母液返回吸附提浓单元，第一循环母液质量流量为结晶纯化单元的第一结晶母液的5％，对二甲苯纯度为89.36wt％，于来自异构化单元来的混合C8+物流进料下方第3床层注入。第二级结晶纯化温度为-22℃，第二循环母液的质量流量为结晶纯化单元进料的5.3％，对二甲苯纯度为25wt％，全部返回吸附提浓单元，分别进入吸附塔及除C9塔；返回吸附塔不同吸附区的第二循环母液流量与第二循环母液总流量比为0.55，于来自异构化单元来的混合C8+物流进料上方2床层注入；与辅助抽余液共同进入除C9塔的第二循环母液流量与第二循环母液总流量比为0.45。

甲苯择形歧化单元液相反应产物分离C6物流后，C7+物流作为补充解吸剂进入吸附提浓单元，于循环解吸剂进料下方2床层注入。吸附提浓单元循环解吸剂、补充解吸剂总注入量与混合C8+物流总进料的质量流量比为1.12。

所述吸附提浓单元抽余液塔与抽出液塔、异构化单元脱C7塔顶的多余低温热为结晶纯化单元制冷系统提供蒸发热源；为结晶纯化单元需加热物流提供加热热源。

本实施例吸附塔工艺物流及分区如下表所示：

本实施例达到的各项工艺指标如下表所示：

本发明以模拟移动床作为吸附提浓的主要设备，以PX与C9+重芳烃(1-甲基-2-乙基苯、1-甲基-3-乙基苯、1,2-二乙基苯、1,3-二乙基苯，简写为C9+)在不经过C9+的提纯除杂的情况下混合在一起进料，进入模拟移动床的吸附区，经过模拟移动床选择性吸附分离，得到2～3股出料，其中一股为抽出液，含90～98.5％PX的物流，另外有2股抽余液(抽余液和辅助抽余液)，为总流量以及C9+浓度不同的两种物流。

模拟移动床各功能区的主要工作过程为：

1)吸附区

物流自上而下流动，随着床层物流周期性的切换，吸附剂与物流相对运动，由于对二甲苯PX与其余3种C8同分异构体(邻二甲苯OX、间二甲苯MX、乙苯EB)以及C9+在吸附剂(负载活性组分的MOFs材料多孔介质)上的吸附选择性有差异，PX相对其他组分为强吸附组分，吸附剂优先吸附PX，因此吸附区自上而下PX浓度逐渐降低，而邻二甲苯、间二甲苯、乙苯以及C9+的浓度越来越高，在抽余液位置处，不考虑床层中一直循环的解吸剂(甲苯)浓度，PX在床层液体中的浓度＜1％，而邻二甲苯、间二甲苯、乙苯以及C9+的浓度则＞99％。因此，在抽余液位置处，抽出一部分抽余液，但并非全部抽余液，由床层循环解吸剂及绝大部分为尚未被吸附的邻二甲苯、间二甲苯、乙苯以及C9+组成；该部分抽余液进入抽余液塔进行分馏分离，塔顶解吸剂循环回吸附塔，塔底邻二甲苯、间二甲苯、乙苯以及C9+作为异构化进料返回异构化单元。

由于邻二甲苯、间二甲苯、乙苯以及C9+之间在吸附剂上的吸附选择性也存在差异，邻二甲苯、间二甲苯、乙苯(C8)相较于C9+是强吸附组分，吸附剂优先吸附邻二甲苯、间二甲苯、乙苯，因此，在抽余液位置处，抽出一部分抽余液后，剩余的床层液体继续在向下运行1～2个床层，在此过程中，邻二甲苯、间二甲苯、乙苯相对于C9+优先被吸附，C9+则留存于床层液体中，至吸附区底部，不考虑床层中一直循环的解吸剂浓度，C9+浓度高于80％，此时采出辅助抽余液，物流由循环解吸剂、绝大部分为尚未被吸附的C9+以及小部分邻二甲苯、间二甲苯、乙苯以及C9+组成，该部分物流进入设置的除C9塔分馏分离，塔顶解吸剂循环回吸附塔，塔侧采出邻二甲苯、间二甲苯、乙苯作为异构化进料返回异构化单元，塔底C9+组为产品产出。

假设该工艺总进料中C9+含量为10份，经过异构化反应后，C9+不反应，仍然为10份，经过脱C7塔分馏分离轻组分后进入吸附塔。由于物流在吸附提浓单元与异构化单元间循环，在现有技术背景下，异构化产品C8A物流中PX纯度约22％，因此，吸附分离的进料量约为PX总产量的100/22倍，即存在于2单元间的C9+总量为(10份X100/22)。异构化产品C8A物流作为吸附进料进入吸附区，经过数个吸附床层的吸附作用，通过控制采出位置及采出量，在抽余液位置处随抽余液采出的C9+物流量为(10份X100/22)的80～90％，经抽余液塔分馏后，作为异构化进料返回异构化单元；物流继续向下运动，剩余10～20％的C9+，即不小于10份C9+随辅助抽余液采出，经除C9塔分馏分离，作为产品产出。因此，整个系统保证了有10份的C9+采出，使得整个系统C9+有出口，即便放开了进吸附塔物流C9+的限制，但通过不同抽余液采出的方式实现了C9+物流的局部富集与采出，进而确保了C9+在系统中不会累积。

此外，由于绝大部分C9+在抽余液物流中，经抽余液塔分馏分离后在吸附提浓单元与异构化单元间微循环，辅助抽余液的量很小，因此除C9塔处理量很小，其规模小于二甲苯塔规模的～5％，能耗仅相当于其约3～10％。相当于用新增约5％的很小的代价，得到了传统二甲苯塔底95％投资及能耗的节约效果，即小代价换来大收益。

2)精制区

在吸附区携带有大量PX的吸附剂随着物流的向下切换相对向上运动至精制区，在床层循环解吸剂的作用下，将吸附剂上吸附的少量邻二甲苯、间二甲苯、乙苯解吸出来，使得留存于吸附剂上的PX纯度越来越高，至精制区上半部分，吸附剂上邻二甲苯、间二甲苯、乙苯纯度＜2.5～20％，而PX纯度＞80～98.5wt％(传统吸附分离工艺中精制区上半部分的PX纯度应该高于99.7％，但是本发明不需要如此高的苛刻度，吸附单元仅起到提浓作用即可)。

3)解吸区

PX在精制区得到提纯精制后随着物流的向下切换，PX附着在吸附剂上相对向上运动至解吸区，解吸区顶部通入大量解吸剂(优选甲苯)，将留存于吸附剂上的高纯度PX解吸下来，经过3～5个床层的解吸，不考虑解吸剂的量，床层物流中的PX纯度＞80～98.5wt％，作为抽出液采出后，进入抽出液塔，经过分馏分离，塔顶解吸剂循环回吸附塔，塔底采出PX纯度＞80～98.5wt％产品，作为结晶纯化单元进料。

4)隔离区

隔离区的作用在于防止吸附区底部抽余液向下流动进入解吸区，即防止邻二甲苯、间二甲苯和乙苯即C9+进入解吸区，进而污染抽出液，影响PX的浓度。

本发明的工作流程及优选工艺参数为：

1)芳烃生产系统由吸附提浓单元、异构化单元、结晶纯化单元组成。

2)自异构化单元来的混合C8+物流不经过二甲苯塔，直接进入吸附提浓单元，吸附提浓单元的抽余液塔釜贫对二甲苯物流进入异构化单元。

3)吸附提浓单元吸附塔分为吸附区、精制区、解吸区、隔离区；其中吸附区被多股进料分为第一吸附区、第二吸附区……第N吸附区，2≤N≤4，N为整数。

4)在抽余液下方设置辅助抽余液，位于抽余液抽出床层下方1～2床层。

5)结晶纯化单元循环母液部分返回吸附塔不同吸附区，作为吸附提浓单元进料，部分与辅助抽余液共同经除C9塔分离，回收甲苯作为再生解吸剂补充吸附单元循环解吸剂。

6)除抽出液、抽余液、解吸剂、进料之外，吸附提浓单元不设置冲洗管线。

7)结晶纯化单元设置母液精制塔，塔顶回收结晶母液中甲苯，作为再生解吸剂补充吸附单元循环解吸剂，侧线采出循环母液返回吸附提浓单元，塔底得到对位C9+重芳烃。

8)采用基于金属-有机骨架材料或共价-有机骨架材料的高容量吸附剂，由金属Zr、Hf、Co、Cr，Fe、Al、Ga、Zn、Cu、Mn、Ni中的一种或多种与对苯二甲酸、均苯三酸等带有羧酸或氮等的有机桥连配体系列配体桥连而成。

9)吸附提浓单元、异构化单元的多余低温热用于结晶纯化单元的制冷及加热。

10)所述异构化单元反应产物经换热、气液分离、脱液化气后，液相进入脱C7塔；塔顶C6-C7组分作为抽提原料输出，塔釜包含C9+重芳烃的混合C8物流输出进入吸附提浓单元，C9+重芳烃浓度为0.02-6.0wt％。

11)所述吸附塔单塔总床层数为M，其中8≤M≤18，M为整数；解吸区1、解吸区2总床层数为P，其中2≤P≤8，P为整数；隔离区总床层数为Q，其中1≤Q≤4，Q为整数；精制区总床层数为Z，其中1≤Z≤4，Z为整数。所述吸附提浓单元抽出液物流数为1；抽余液物流数为2；解吸剂物流数为2，管线冲洗物流数为0；进料物流数为H，其中1≤H≤3，H为整数。

12)所述吸附提浓单元辅助抽余液为富C9+重芳烃物流与贫PX物流及解吸剂的混合物流，辅助抽余液流量与抽余液的流量比为0.02～0.1,，其中C9+重芳烃流量与吸附进料混合C8+物流中C9+重芳烃流量比为0.2～0.95。

13)所述辅助抽余液经除C9塔分离，塔顶回收甲苯作为再生解吸剂补充吸附单元循环解吸剂；侧线采出贫PX物流，与抽余液塔釜贫PX物流作为异构化原料一起返回异构化单元；塔底C9+重芳烃作为产品输出。

14)所述辅助抽余液离开吸附提浓单元，作为歧化装置原料，反应产品经过精馏分离，未反应的循环甲苯部分抽出返回吸附提浓单元，作为解吸剂补充，C8+芳烃作为下游装置的原料。

15)所述吸附提浓单元所采用的金属-有机骨架材料装填量与吸附进料流量比(筛油比)为0.2-1.0h。

16)所述吸附提浓单元抽出液塔降低操作苛刻度，部分甲苯进入塔釜物流，塔釜物流不经过成品塔，直接进入结晶纯化单元，其中对二甲苯含量为80-98.5wt％，甲苯浓度为0.05-6.0wt％。

17)所述结晶纯化单元母液精制塔顶回收甲苯作为再生解吸剂补充吸附单元循环解吸剂；塔底对位C9+重芳烃作为产品输出；侧线采出循环母液返回吸附塔不同吸附区。

18)所述结晶纯化单元级数为B，其中1≤B≤3，B为整数，各级结晶母液根据浓度不同，分别采出一定比例的流量作为循环母液返回吸附提浓单元不同吸附区，作为补充吸附进料。

19)所述吸附提浓单元循环解吸剂、补充解吸剂混合物流与混合C8+物流总进料的质量流量比为：0.6-1.5。

20)所述结晶纯化单元第一级结晶纯化温度为-15～-35℃，第一循环母液质量流量为结晶纯化单元进料的10-25％，对二甲苯纯度为25～50wt％，全部返回吸附提浓单元，分别进入吸附塔及除C9塔；返回吸附塔不同吸附区的循环母液流量与循环母液总流量比为0.2～0.8，于来自异构化单元来的混合C8+物流进料下方2床层注入；与辅助抽余液共同进入除C9塔的结晶母液循环母液流量与循环母液总流量比为0.2～0.8。

21)所述结晶纯化单元第一级结晶纯化温度为-10～10℃，返回吸附提浓单元的第一循环母液质量流量为结晶纯化单元第一结晶母液的5-25％，对二甲苯纯度为35～50wt％，全部返回吸附提浓单元，回吸附塔不同吸附区的循环母液流量与循环母液总流量比为0.2～0.8，于来自异构化单元来的混合C8+物流进料下方2床层注入，与辅助抽余液共同进入除C9塔的结晶母液循环母液流量与循环母液总流量比为0.2～0.8；第二级结晶纯化温度为-10～-30℃，结晶母液2全部返回吸附提浓单元，质量流量为结晶纯化单元进料的2-15％，对二甲苯纯度为20～40wt％，，于来自异构化单元来的混合C8+物流进料上方2床层注入。

22)所述结晶纯化单元第一级结晶纯化温度为-10～10℃，返回吸附提浓单元的第一循环母液质量流量为结晶纯化单元第一结晶母液的5-25％，对二甲苯纯度为35～50wt％，全部返回吸附提浓单元，回吸附塔不同吸附区的循环母液流量与循环母液总流量比为0.2～0.8，于来自异构化单元来的混合C8+物流进料下方2床层注入，与辅助抽余液共同进入除C9塔的结晶母液循环母液流量与循环母液总流量比为0.2～0.8；第二级结晶纯化温度为-10～-30℃，结晶母液2全部返回吸附提浓单元，质量流量为结晶纯化单元进料的2-15％，对二甲苯纯度为20～40wt％，，全部返回吸附提浓单元，回吸附塔不同吸附区的循环母液流量与循环母液总流量比为0.2～0.8，于来自异构化单元来的混合C8+物流进料上方2床层注入；与辅助抽余液共同进入除C9塔的结晶母液循环母液流量与循环母液总流量比为0.2～0.8。

23)所述吸附提浓单元抽余液塔与抽出液塔、异构化单元脱C7塔顶的多余低温热为结晶纯化单元制冷系统提供蒸发热源；为结晶纯化单元需加热物流提供加热热源。

相对于现有技术下的芳烃联合装置，本发明具有下列主要创新：

1)吸附进料放开了C9+重芳烃的限制，因此取消了二甲苯塔，将传统3单元循环简化为2单元的微循环短流程，节约了昂贵的二甲苯塔投资，省去了二甲苯塔能耗。

2)设置了2条抽余液(抽余液和辅助抽余液)，其中辅助抽余液主要作用是实现系统中C9+重芳烃的富集，不需要将全部的C9+重芳烃全部抽出，只需要实现了整个系统中C9+重芳烃有稳定的出口，保证C9+重芳烃不会在系统中累积。虽然增加了一个除C9塔，但是与传统C9+重芳烃需要在二甲苯塔进行分离，需相当高的回流比从而能耗巨大相比较，除C9塔处理量很小，其规模小于二甲苯塔规模的～5％，能耗仅相当于二甲苯塔的约3～10％。

3)C9+重芳烃除了在辅助抽出液富集之外，对位的C9+重芳烃(1-甲基-4-乙基苯、对二乙基苯等)会富集于抽出液中，但不影响结晶纯化单元PX回收率与纯度，进而既可以通过设置一个很小的母液精制塔分离，副产高纯度的高附加值对位C9+重芳烃产品；也可以返回除C9塔进行分离。

4)吸附单元降低分离要求，释放了吸附容量，因此可大幅度降低昂贵的吸附剂装填量及程控阀组数量。

5)吸附单元不设置专用冲洗管线，后续单元的结晶循环母液一方面作为吸附进料实现了多吸附区的灵活协控操作，另一方面，兼有管线冲洗功能，从而节约了专用冲洗管线及其配套的设备投资等。

6)采用MOF材料作为吸附剂。

本发明在建设投资和节能方面具有明显的优势，以100万吨PX规模为例，与传统三单元循环需设置二甲苯塔进行分离方案相比，本技术方案两段微循环投资减少约2亿元人民币，由于新增结晶纯化单元，投资增加约1.5亿。综合比较，投资节省约0.5亿元，能耗降低10％。

本发明公开的各优选和可选的技术手段，除特别说明外及一个优选或可选技术手段为另一技术手段的进一步限定外，均可以任意组合，形成若干不同的技术方案。

Claims (9)

1.设有甲苯择形歧化的吸附结晶耦合芳烃生产方法，包括下列步骤：

1)吸附：以异构化单元的出料作为吸附提浓单元的吸附原料，不经C9+除杂直接送入模拟移动床进行选择性吸附，所述模拟移动床在吸附剂相对运动方向上依次分为吸附区、精制区、解吸区和隔离区，从解吸区采出抽出液，从吸附区的中部采出抽余液，从吸附区的底部采出辅助抽余液；

2)抽出液分离：所述抽出液送入抽出液塔分馏，从所述抽出液塔的塔顶采出解吸剂物流，塔釜采出PX物流，用作结晶原料；

3)结晶纯化：将源自抽出液塔的PX物流送入结晶纯化单元进行PX的结晶纯化，经结晶纯化获得PX产品，结晶纯化产生的结晶母液不经过精制或经精制后作为循环母液，送入所述模拟移动床的吸附区作为进料；

4)C8A异构化：将源自抽余液塔的含C9+重芳烃的贫PX C8A异构体物流送入异构化反应装置作为异构化原料进行异构化反应，当设有用于分离辅助抽余液的除C9塔时，源自除C9塔的除C9+重芳烃的贫PX C8A异构体物流亦送入异构化反应装置作为异构化原料进行异构化反应，除PX之外的其他C8A异构体为邻二甲苯、间二甲苯和乙苯；

5)脱C7：将所述异构化反应装置的液相输出和外部输入的混合C8原料送入脱C7塔分馏，从所述脱C7塔的塔顶采出C7-物流作为C6～C7输出，塔釜采出混合C8+物流为所述异构化单元的出料，用作吸附原料；

6)甲苯择形歧化：将分馏获得部分或全部解吸剂物流作为甲苯择形歧化原料，送入甲苯择形歧化单元进行甲苯择形歧化反应，剩余部分用于返回模拟移动床作为解吸剂，将甲苯择形歧化反应后的出料送入择形歧化液塔分馏分离，从择形歧化液塔的塔顶采出C6物流，塔釜采出C7+物流，送入所述模拟移动床的解吸区作为进料；

7)抽余液分离：所述抽余液送入抽余液塔分馏，从所述抽余液塔的塔顶采出解吸剂物流，塔釜采出含C9+重芳烃的贫PX C8A异构体物流，用作异构化原料。

2.如权利要求1所述的方法，其特征在于还包括下列步骤：

8)辅助抽余液分离：以下列任意一种方式进行辅助抽余液的处理，或者以下列两种方式分别进行部分辅助抽余液的处理：

a)所述辅助抽余液送入除C9塔分馏，从所述除C9塔的塔顶采出解吸剂物流，塔釜采出C9+重芳烃物流作为C9+重芳烃输出，侧线采出除C9+重芳烃的贫PX C8A异构体物流，用于送入异构化单元作为异构化原料；

b)所述辅助抽余液送入歧化单元的歧化反应装置进行甲苯与C9+芳烃的歧化反应，歧化反应后物流进入歧化液塔分馏分离，塔顶采出解吸剂物流，塔釜采出C8+物流。

3.如权利要求2所述的方法，其特征在于设置解吸剂缓冲罐，各分离设备输出的解吸剂物流均先送入解吸剂缓冲罐，所述解吸剂缓冲罐的出口连接解吸剂主管，经解吸剂主管将解吸剂物流送入模拟移动床用作解吸剂，用作甲苯择形歧化原料的解吸剂物流从所述解吸剂主管引出。

4.如权利要求1所述的方法，其特征在于在结晶纯化单元，设置结晶纯化装置，所述结晶纯化装置为单级结晶纯化装置或多级结晶纯化装置，所述多级结晶纯化装置由多个单级结晶纯化装置串联而成，将结晶纯化装置输出的结晶母液接入相应的循环母液主管，或者，将结晶纯化装置输出的结晶母液全部接入相应的母液精制塔或者部分接入相应的母液精制塔，部分接入相应的循环母液主管，从所述母液精制塔的塔顶采出解吸剂物流，用于返回模拟移动床作为解吸剂，塔釜采出C9+重芳烃物流作为C9+重芳烃输出，侧线采出精制后结晶母液接入相应的循环母液主管，通过循环母液主管将用作循环母液的结晶母液或者精制后结晶母液送入模拟移动床作为进料。

5.如权利要求1-4任一所述的方法，其特征在于当设有除C9塔时，通过连接循环母液主管的循环母液分流管将部分结晶母液或者精制后结晶母液从循环母液主管引出，送入除C9塔进行处理。

6.如权利要求1-4任一所述的方法，其特征在于所述解吸区采用的吸附剂为基于金属-有机骨架材料或共价-有机骨架材料的高容量吸附剂，由金属Zr、Hf、Co、Cr，Fe、Al、Ga、Zn、Cu、Mn、Ni中的任意一种或多种与有机桥连配体桥连而成。

7.设有甲苯择形歧化的吸附结晶耦合芳烃生产系统，其特征在于包括吸附提浓单元、异构化单元、结晶纯化单元和甲苯择形歧化单元，

所述吸附提浓单元包括：

模拟移动床，用于PX的吸附提浓，在吸附剂相对运动方向上依次分为吸附区、精制区、解吸区和隔离区，设有用于输入解吸剂的解吸剂主管、用于输出抽出液的抽出液主管、用于输入循环母液的循环母液主管、用于输入吸附原料的进料主管、用于输出抽余液的抽余液主管和用于输出辅助抽余液的辅助抽余液主管，所述解吸剂主管、抽出液主管、循环母液主管、进料主管、抽余液主管和辅助抽余液主管分别通过各自的连接管连接各床层的进出口管道，所述连接管上均设有相应的控制阀门，所述吸附区采用PX选择性吸附剂；

抽出液塔，用于抽出液的分馏分离，塔顶设有用于输出解吸剂物流的解吸剂输出管，塔釜设有用于输出PX物流的PX输出管，所述抽出液主管连接所述抽出液塔的进料口；

抽余液塔，用于抽余液的分馏分离，塔顶设有用于输出解吸剂物流的解吸剂输出管，塔釜设有用于输出含C9+重芳烃的贫PX C8A异构体物流的异构体输出管，所述抽余液主管连接所述抽余液塔的进料口，除PX之外的其他C8A异构体为邻二甲苯、间二甲苯和乙苯；

解吸剂缓冲罐，用于容纳和缓冲解吸剂物流，所述抽出液塔的解吸剂输出管、抽出液的解吸剂输出管和除C9塔的解吸剂输出管均连接所述解吸剂缓冲罐的进料口，所述解吸剂缓冲罐的出料口连接所述解吸剂主管；

所述结晶纯化单元包括：

结晶纯化装置，用于对PX物流中的PX进行结晶纯化，形成PX产品，设有PX输出装置和结晶母液输出管，所述抽出液塔的PX输出管连接所述结晶纯化单元的进料口，当所述结晶纯化单元不设母液精制塔时，所述结晶母液输出管连接相应的所述循环母液主管；当所述结晶纯化单元设有母液精制塔时，所述结晶母液输出管连接相应的所述母液精制塔的进料口或分多路分别连接相应的所述母液精制塔的进料口和相应的所述循环母液主管；

所述结晶纯化单元设有或者不设有母液精制塔，所述母液精制塔用于结晶母液的分馏分离，塔顶设有用于输出解吸剂物流的解吸剂输出管，塔釜设有用于输出C9+重芳烃物流的重芳烃输出管，侧线设有用于输出精制后结晶母液的精制后结晶母液输出管，所述精制后结晶母液输出管连接相应的所述循环母液主管；

所述异构化单元包括：

异构化反应装置，用于贫PX C8A异构体物流的异构化，所述抽余液塔的异构体输出管和所述除C9塔的异构体输出管均连接所述异构化反应装置的进料口；

脱C7塔，用于混合C8原料的分馏分离，所述异构化反应装置的出料管和外部混合C8原料输入管均连接所述脱C7塔的进料口，所述脱C7塔的塔釜设有用于混合C8+物流的异构化出料管，塔顶设有用于输出C7-物流的C6～C7输出管，所述异构化出料管连接所述模拟移动床的进料主管；

所述甲苯择形歧化单元包括：

甲苯择形歧化反应器，用于甲苯择形歧化反应，所述甲苯择形歧化反应器的进料口通过解吸剂分流管连接所述解吸剂主管；

择形歧化液塔，用于甲苯择形歧化反应后的物流进行分馏分离，所述择形歧化液塔的塔顶设有用于输出C6物流的气相输出管，塔釜设有用于输出C7+物流的液相输出管，所述择形歧化液塔的液相输出管接入所述模拟移动床的解吸区。

8.如权利要求7所述的系统，其特征在于还设有下列任意一种或两者两种设备：

1)除C9塔，用于辅助抽余液的分馏分离，塔顶设有用于输出解吸剂物流的解吸剂输出管，塔釜设有用于输出C9+重芳烃物流的重芳烃输出管，侧线设有用于输出除C9+重芳烃的贫PX C8A异构体物流的异构体输出管，所述辅助抽余液主管连接所述除C9塔的进料口；

2)歧化单元，包括歧化反应装置和歧化液塔，所述歧化反应装置用于进行甲苯与C9+芳烃的歧化反应，其出料管连接所述歧化液塔的进料口，所述歧化液塔用于歧化后物流的分馏分离，塔顶采出解吸剂物流，用于返回模拟移动床作为解吸剂，塔釜采出C8+物流，所述辅助抽余液主管连接所述歧化反应装置的进料口，

当同时设有除C9塔和歧化单元时，所述辅助抽余液主管通过相应的连接支管分别连接所述除C9塔的进料口和所述歧化反应装置的进料口。

9.如权利要求7所述的系统，其特征在于所述结晶纯化装置为单级结晶纯化装置或多级结晶纯化装置，所述多级结晶纯化装置由多个单级结晶纯化装置串联而成，当所述结晶纯化单元设有母液精制塔时，所述母液精制塔的数量为一个或多个，所述多个母液精制塔串联为一个母液精制装置或者不串联为一个母液精制装置，当所述结晶纯化装置为多级结晶纯化装置和所述母液精制塔的数量为多个且不串联为一个母液精制装置时，所述循环母液主管的数量也为多个，分别对应于不同的母液精制塔，不同的所述母液精制塔对应于不同的所述单级结晶纯化装置，所述单级结晶纯化装置的结晶母液输出管连接对应的所述母液精制塔的进料口，所述母液精制塔的精制后结晶母液输出管连接对应的循环母液主管；当所述结晶纯化装置为多级结晶纯化装置且不设母液精制塔时，所述循环母液主管的数量为一个或多个，当所述循环母液主管的数量为一个时，各单级结晶纯化装置的结晶母液输出管均连接该循环母液主管，当所述循环母液主管的数量为多个时，多个所述循环母液主管分别对应于不同的单级结晶纯化装置，所述单级结晶纯化装置的结晶母液输入管分别连接对应的循环母液主管。

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