CN1780802A - 获得对二甲苯的方法 - Google Patents

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Abstract

本文中公开了从二甲苯异构体混合物生产和获得对二甲苯的改善的方法，和该方法的多种实施方案。该方法通常包括使包括二甲苯异构体和乙基苯的混合物与对二甲苯选择性吸附剂接触，以获得贫对二甲苯的提余液和包括富对二甲苯的产物的解吸流出物。该方法还包括将贫对二甲苯的提余液异构化。接触步骤进行的方式为使得提余液在异构化之前不需要加压，从而有利地避免了昂贵的加压步骤。

Description

获得对二甲苯的方法
发明背景
技术领域
本发明总地涉及从包括二甲苯异构体的C8芳烃物料获得对二甲苯的方法。
背景技术
包含C8+芳烃的烃混合物为包括但不限于催化重整工艺的某些炼油厂工艺的副产物。这些烃混合物典型地包含最多为约30重量百分数(重量％)的C9+芳烃、最多为约10重量％的非芳烃、最多为约50重量％的乙基苯、余量(如最多为约10重量％)为二甲苯异构体混合物。C8芳烃中最通常存在的是乙基苯(“EB”)，和二甲苯异构体，二甲苯异构体包括间二甲苯(“mX”)、邻二甲苯(“oX”)、和对二甲苯(“pX”)。典型地，当存在于C8芳烃中时，乙基苯的浓度相对于C8芳烃的总重量最大为约20重量％。其余的C8芳烃通常为三种二甲苯异构体，其以约1∶2∶1(oX∶mX∶pX)的平衡重量比存在。因此，如本文中使用的，术语“二甲苯异构体的平衡混合物”是指包含重量比为约1∶2∶1(oX∶mX∶pX)的异构体的混合物。
乙基苯可用于生产苯乙烯。间二甲苯用于生产间苯二酸，间苯二酸本身用于生产特制聚酯纤维、涂料、和树脂。邻二甲苯用于生产邻苯二甲酸酐，邻苯二甲酸酐本身用于生产邻苯二甲酸酯系增塑剂。而间二甲苯和邻二甲苯为有用的原料，对于这些异构体和由其生产的材料的需要没有对对二甲苯和由对二甲苯生产的材料的需要那么大。对二甲苯为用于生产对苯二甲酸和酯的原料，其用于生产聚合物，如聚(对苯二甲酸亚丁酯)、聚(对苯二甲酸亚乙酯)、和聚(对苯二甲酸亚丙酯)。
因为它们的有用性，对将乙基苯与不同的二甲苯异构体彼此有效分离受到了特别的和持续的关注。取决于各自在C8芳烃混合物中存在的浓度、和取决于对其余或乙基苯需要更大的特定异构体或由特定异构体生产的材料的需要，单独的分离可能不足以获得充分大量的任何特定异构体。例如，因为通常对对二甲苯有比其它异构体或乙基苯更高的需要，通常更期望增加从特定C8芳烃混合物生产对二甲苯甚至使其最大化。因此，对二甲苯的分离经常伴随有间二甲苯和邻二甲苯异构体到期望的对二甲苯的异构化，和选择性的乙基苯到对二甲苯的转化。
对二甲苯生产过程的分离步骤通常分成两类，其一为结晶，其另一个为液相吸附色谱法。结晶最初由Amoco Corporation开发，随后由Institut Francais du Petrole(“IFP”)、Mobil Corporation(“Mobil”)、UOP Inc.(“UOP”)等改善和改进。如以下更详细地描述，结晶有其限制，并可能是非常昂贵的，因为不同的二甲苯异构体的结晶发生在极低的温度(如约-70℃到0℃)，典型地需要具有大的气体压缩机的多级冷却系统。液相吸附色谱法也称为模拟移动床吸附色谱法(“SiMBAC”)，由IFP和UOP商业上开发。SiMBAC也有其限制性并且操作昂贵，因为其需要大量的不同烃解吸材料的内部循环。另外，来自吸附步骤的洗脱物流必须在下游的蒸馏步骤中与期望的产物分离。因此上述常规的结晶和液相吸附色谱法工艺是不利的，因为其各自涉及显著的资金和能量成本。
从C8+烃混合物产生对二甲苯的一个方法包括将混合物通过分离塔以除去重质组分，如C9+烃。轻质的塔顶馏出物流主要包括含二甲苯异构体和乙基苯的C8烃混合物，可在分离单元中分解。因为乙基苯、间二甲苯、邻二甲苯和对二甲苯具有相同的分子量和类似的沸点(分别为约136℃、约139℃、约138℃、和约144℃)，通过分馏是不可行的。分馏的另一个替代方法包括低温结晶，其利用不同组分的冷冻或结晶温度的差别，对二甲苯在其它二甲苯异构体(邻二甲苯和间二甲苯分别在约-25.2℃和约-47.9℃结晶)之前结晶(在大约13.3℃)。在三种二甲苯异构体的物理系统中，有两个重要的二元低共熔物：对二甲苯/间二甲苯的二元低共熔物和对二甲苯/邻二甲苯的二元低共熔物。随着对二甲苯从混合物结晶，剩余的混合物接近这些二元低共熔物中的一种，取决于混合物的起始组成。因此，在商业级的工艺中，对二甲苯结晶使得接近但未达到二元低共熔物以避免其它二甲苯异构体的共结晶(其会降低得到的对二甲苯的纯度)。由于这些二元低共熔物，每通过一个结晶工艺过程可收回的对二甲苯的量典型地不大于存在于进料到结晶单元的物流中对二甲苯的量的约65％。
或者，可以在任何结晶之前从C8烃混合物分离某些组分，诸如例如通过使用八面沸石(沸石)的液相吸附(如UOP的PAREXTM工艺和IFP的ELUXYLTM工艺)从包含对二甲苯的C8混合物色谱分离对二甲苯。离开分离单元的贫对二甲苯物流典型地被加压并在催化剂的存在下反应，得到二甲苯异构体的平衡混合物，其然后循环到液体吸附塔。通过在结晶之前从C8烃混合物分离对二甲苯，在结晶单元中回收的对二甲苯可从不大于约65％增加到约85％，克服了二元低共熔物的一些问题。通常参见Swift(UOP)美国专利5,329,060。
从C8烃混合物生产对二甲苯的另一个方法包括使气相形式的混合物通过包含选择性吸附对二甲苯和乙基苯的吸附剂的吸附床，在适当的解吸之后得到分离的物流，其一主要包含间二甲苯和邻二甲苯，其另一个包含对二甲苯、乙基苯、和存在于吸附剂空隙中的解吸物质。吸附在140℃到370℃的温度、大气压力到300千帕斯卡(绝对)(kPa)(约每平方英寸65磅绝对压力(psia))的压力下，和在Mobil-5(MFI)型沸石分子筛的帮助下进行，分子筛包括ZSM-5(购自ExxonMobil Chemicals的Zeolite Socony Mobil沸石分子筛)、镁碱沸石、和silicalite-1沸石分子筛，包括不含粘合剂的silicalite-1沸石分子筛。对二甲苯和乙基苯的解吸可使用含水的气体解吸剂在与吸附相同范围的温度、和在大气压到1000kPa(约145psia)的压力下进行。或者，解吸可以在没有解吸剂的存在下而只通过1kPa到4kPa(约0.15psia到约0.58psia)压力下的减压方法进行。在这种方法中，相当量的物料保留在吸附剂的空隙中，其最终在解吸步骤除去，但是不利地污染包含对二甲苯和乙基苯的解吸后的物流。主要参见Long et al.(China PetrochemicalCompany和Fudan University)中国专利公开1,136,549A。其它人使用ZSM-8和ZSM-5(各自选择性地与硅烷反应)以分离芳烃如二甲苯异构体和乙基苯，如在美国专利3,699,182、3,729,523、和4,705,909,和英国专利1,420,796中公开的。
如果将上述结晶和SiMBAC步骤的原料重新配合(re-formulated)以包含比平衡浓度更高的对二甲苯，则可能使上述步骤更有吸引力。这种重新配合可通过例如国际(PCT)公开WO 00/69796和WO 93/17987中所述的选择性的甲苯歧化进行。也可以由本领域技术人员设计和操作结晶和SiMBAC步骤以浓缩对二甲苯物流，用于随后的纯化步骤。然而，即使这些步骤也具有许多(或全部)上述缺点。生产具有比平衡浓度更高的对二甲苯的原料的另一个方法未通过变压吸附(“PSA”)工艺。这种工艺已经广泛地实践用于气体的分离，如将空气分离为氮气和氧气、从空气除去水、和氢气纯化，并主要在Ralph T.Yang，“Gas Separationby adsorption Processes，”pp.237-274(Butterworth Publishers，boston，1987)(TP242.Y36)中描述。
几乎没有实现过PSA在烃纯化中的应用，特别是在环境条件下液体烃的纯化，然而一个值得注意的例外为由Union Carbide Corporation开发的ISOSIVTM工艺，其用于从支链烷烃或异链烷烃分离直链烷烃或正链烷烃。ISOSIVTM工艺在基本恒定的吸附压力(即在吸附步骤过程中吸附装置中的总压恒定)下操作并使用惰性气体(如氢气)清洗、吹扫或实现吸附的烃从吸附剂的解吸。参见美国专利3,700,589。随着时间的过去，ISOSIVTM工艺通过在吸附步骤中加入另外的吸附单元而得以改进，从而使物料能够循环以改善期望的异链烷烃的总的纯度和回收率。参见美国专利4,176,053。然而在吸附步骤过程中多吸附单元的使用有其限制，在于当使用太多单元时，实现的回报减少。参见美国专利4,476,345和4,595,490(公开了更少单元和错列的吸附/解吸循环的优点)。如果进料到吸附单元中的链烷烃混合物具有比平衡浓度更高的正烷烃，则可使ISOSIVTM工艺更有吸引力。因此，美国专利4,210,771公开了在吸附单元上游的异构化单元，以将异链烷烃转化为正链烷烃。在使用下游异构化反应器(相对于吸附单元的下游)的ISOSIVTM工艺中，吸附的材料被解吸并最终发生异构化，吸附剂床的提余液(raffinate)不发生异构化。大体上还有对ISOSIVTM工艺的其它改进。参见例如美国专利4,372,022和4,709,117。然而，值得注意的是，在ISOSIVTM工艺中没有提及用于分离不同于链烷烃的烃。
显而易见，ISOSIVTM工艺流出物流需要资金和能量密集型下游设备和工艺。此外，ISOSIVTM工艺及其相关教导对生产对二甲苯的应用也会产生本领域中反复提及的其自身的问题。例如，贫对二甲苯的流出物在进料到下游异构化单元时需要昂贵的加压(或再加压)。如上所述，二甲苯异构体的分离通常伴随有间二甲苯和邻二甲苯到期望的对二甲苯的异构化。这种异构化在高压反应器中进行。即使了解ISOSIVTM工艺并试图将该工艺用于生产对二甲苯，但是没有如何在吸附装置和异构化反应器之间不用昂贵的加压(或再加压)步骤而将贫对二甲苯的提余液引入到异构化反应器的指导。
例如，Deckman et al.(Exxon Chemical Company)的美国专利申请公开2002/0065444A1公开了使用规定的PSA或变温吸附(“TSA”)单元和至少一个异构化反应器从混合的二甲苯生产对二甲苯的方法。Deckman的公开教导了在紧接着PSA单元的上游的异构化反应器和在反应器和PSA单元之间没有加压步骤。参见Deckman公开的图1和2。这种教导暗示本领域技术人员，反应器的操作和反应器流出物离开反应器是在超过PSA单元入口压力的压力下进行的。提余液在高温但是低压(由于为完成解吸而需要减压)下离开PSA单元，需要在将其循环到异构化反应器之前用压缩机(或鼓风机)加压物流。虽然在Deckman公开中没有清楚地描述，提余液离开PSA的温度太高而使得在压缩机中压缩是不可行的。因此，提余液必须在其可以压缩之前被冷却到适当的温度。在冷却提余液过程中，其中的某些组分(如二甲苯异构体)会凝结。必须从不可凝结的气体分离所有可凝结的物质。然后加热凝结的物质并泵送到异构化反应器中，而现在冷却的、不可凝结的气体在压缩机中压缩，然后送到异构化反应器中。因此，Deckman公开中的公开有些不完全，在于其缺乏对必要的热交换器(凝结器)、气/液分离器、和使PSA提余液被以适当的压力送到异构化反应器中的液泵的具体公开。尽管如此，公开的方法在每一条件变化的吸附工艺流出物物流需要鼓风机或压缩机。本领域技术人员可以容易地理解，这种鼓风机和压缩机的购置和操作通常为非常昂贵的，应该尽可能避免。
有人可能考虑在足够高的压力下操作Deckman公开中公开的条件变化的吸附单元，使得为完成解吸所需的降低的压力仍然是充分高的，而在进料到下游的工艺单元如异构化反应器中之前不再需要另外加压。然而，在实践中，在如此高的解吸压力下操作吸附装置不利地和显著地降低吸附剂的生产率。
因此，虽然有多种方法从C8芳烃混合物获得对二甲苯，这些方法非常复杂并包括必要的和昂贵的上游和下游的工艺步骤。
发明内容
本文中公开了从二甲苯异构体混合物生产和获得对二甲苯的改善的方法。在一个实施方案中，该方法包括在基本不减少的总压下使包括二甲苯异构体和乙基苯的气体混合物与对二甲苯选择性吸附剂接触，以获得贫对二甲苯的提余液和包括富对二甲苯的产物的解吸流出物。该方法还包括将至少一部分贫对二甲苯的提余液异构化。
在选择性的实施方案中，该方法包括使包括二甲苯异构体和乙基苯的混合物在第一压力下与对二甲苯选择性吸附剂接触，以获得贫对二甲苯的提余液和包括富对二甲苯的产物的解吸流出物。在这一实施方案中，该方法还包括在第二压力下将至少一部分贫对二甲苯的提余液异构化，其中第一压力等于或大于第二压力。
在另一个选择性的实施方案中，该方法包括使包括二甲苯异构体、乙基苯、和非吸附性非反应性气体的混合物与对二甲苯选择性吸附剂接触，以获得贫对二甲苯的提余液和包括富对二甲苯的产物的解吸流出物。在这一实施方案中，该方法还包括将至少一部分贫对二甲苯的提余液异构化。气体存在的量足以确保提余液压力等于或大于异构化步骤的压力，同时保持二甲苯异构体和乙基苯的分压等于或低于二甲苯异构体和乙基苯各自的凝结压。
在另外的选择性的实施方案中，该方法包括使包括二甲苯异构体和乙基苯的气体混合物与对二甲苯选择性吸附剂接触，以获得贫对二甲苯的提余液和包括富对二甲苯的产物的解吸流出物。在这一实施方案中，该方法还包括将至少一部分贫对二甲苯的提余液异构化。二甲苯异构体和乙基苯的分压的总和小于混合物的总压。
在另一个选择性的实施方案中，该方法包括使二甲苯异构体混合物和非吸附性气体接触对二甲苯选择性吸附剂，以获得包括基本不含对二甲苯的烃的贫对二甲苯的提余液、和包括富对二甲苯的产物的解吸流出物。该方法还包括将至少一部分贫对二甲苯的提余液异构化。气体在接触步骤过程中对混合物为非反应性的，并且其存在量足以提供贫对二甲苯的提余液中气体对烃的摩尔比为约0.1∶1到约10∶1。
结合附图、实施例、和权利要求，参考以下发明详述，本发明另外的特点对于本领域技术人员来说变得显而易见。
附图说明
为了更彻底理解本发明，应参考以下发明详述和附图，其中：
图1为说明适合于进行所公开方法的两床分压变压吸附(PPSA)系统的单循环工艺流程图；
图2为说明适合于进行所公开方法的三床PPSA系统的单循环工艺流程图；
图3为说明适合于进行所公开方法的四床PPSA系统的单循环工艺流程图；
图4为说明适合于进行所公开方法的另一个三床PPSA系统的单循环工艺流程图；
图5为说明本文中所述的、结合图1到4中所示PPSA系统的工艺的
实施例的工艺流程图；
图6为实施例3的对二甲苯和乙基苯收率对回收率的曲线图；和
图7为表示实施例4的模拟PPSA系统的不同物流组成的图。
虽然公开的方法可以有不同形式的实施方案，但本发明的具体实施方案在附图中说明(并将随后描述)，应该理解，本公开只是示例性的，其不是限制本发明于本文中描述和说明的具体实施方案。
发明详述
本发明总地涉及从包括二甲苯异构体的C8芳烃物料吸附对二甲苯、解吸并收集吸附的富对二甲苯的产物、并使物料的未吸附(贫对二甲苯)的部分异构化以生产可以与物料结合使用的二甲苯异构体混合物的总压不减少/分压变压方法。
在一个实施方案中，该方法包括在总压基本不减少的条件下使包括二甲苯异构体和乙基苯的气体混合物与对二甲苯选择性吸附剂接触，以获得贫对二甲苯的提余液和包括富对二甲苯的产物的解吸流出物。该方法还包括使至少一部分贫对二甲苯的提余液异构化，优选在压力等于或小于基本不减少的总压的条件下，更优选在小于基本不减少的总压的压力条件下异构化。优选二甲苯异构体和乙基苯的分压的总和小于基本不减少的总压，更优选所述分压的总和为基本恒定的总压的约15％到约99.5％。更优选地，分压的总和为基本恒定的总压的约35％到约75％，最优选总和为基本恒定的总压的约45％到约60％。该方法还可包括从解吸流出物分离基本纯的对二甲苯，优选在压力等于或小于基本不减少的总压的条件下，更优选在小于基本不减少的总压的压力条件下分离。
在这一实施方案中，该方法还可以包括在接触步骤过程中将对混合物为非反应性的非吸附性气体与混合物结合使用。优选该气体存在的量足以提供在贫对二甲苯的提余液中气体对烃的摩尔比为约0.1∶1到约10∶1。或者，或另外地，气体存在的量足以确保基本不减少的总压等于或大于异构化步骤的压力，同时保持二甲苯异构体和乙基苯的分压等于或低于二甲苯异构体和乙基苯各自的凝结压。优选地，气体存在的量足以确保基本不减少的总压大于异构化步骤的压力。另外，优选气体存在的量足以避免二甲苯异构体凝结。
在替代性的实施方案中，该方法包括在第一压力下使包括二甲苯异构体和乙基苯的混合物(优选气体混合物)与对二甲苯选择性吸附剂接触，以获得贫对二甲苯的提余液和包括富对二甲苯的产物的解吸流出物。该方法还包括在第二压力下将至少一部分贫对二甲苯的提余液异构化，其中第一压力等于或大于第二压力，并优选其中第一压力大于第二压力。优选二甲苯异构体和乙基苯的分压的总和小于第一压力，更优选为第一压力的约15％到约99.5％。优选地，第一压力为基本不减少的压力。该方法还可以在优选等于或小于第一压力的压力下，更优选在小于第一压力的压力从解吸流出物分离基本纯的对二甲苯。
在这一实施方案中，该方法还可以包括在接触步骤过程中将对混合物为非反应性的非吸附性气体与混合物结合使用。以下气体存在的量足以提供贫对二甲苯的提余液中气体对烃的摩尔比为约0.1∶1到约10∶1。或者，或另外地，气体存在的量足以保持二甲苯异构体和乙基苯的分压等于或低于二甲苯异构体和乙基苯各自的凝结压。优选地，气体存在的量足以避免二甲苯异构体凝结。
在另一个选择性的实施方案中，该方法包括使包括二甲苯异构体、乙基苯、和非吸附性非反应性的气体的混合物(优选气体混合物)与对二甲苯选择性吸附剂接触，以获得贫对二甲苯的提余液和包括富对二甲苯的产物的解吸流出物，和将至少一部分贫对二甲苯的提余液异构化。气体存在的量足以确保提余液压力等于或大于异构化步骤的压力，同时保持二甲苯异构体和乙基苯的分压等于或低于二甲苯异构体和乙基苯各自的凝结压。或者，或另外地，优选气体存在的量足以确保提余液压力大于异构化步骤的压力，更优选地，气体存在的量足以避免二甲苯异构体凝结。
在该方法的这一实施方案中，优选接触步骤在总压基本不减少的条件下进行。该方法还可以包括在压力等于或小于基本不减少的总压的条件下从解吸流出物分离基本纯的对二甲苯，更优选在小于基本不减少的总压的压力条件下分离。
在另外的选择性的实施方案中，该方法包括将包括二甲苯异构体和乙基苯的气体混合物与对二甲苯选择性吸附剂接触，以获得贫对二甲苯的提余液和包括富对二甲苯的产物的解吸流出物，并将至少一部分贫对二甲苯的提余液异构化。在这一实施方案中，二甲苯异构体和乙基苯的分压的总和小于混合物的总压，更优选其为总压的约15％到约99.5％。优选总压基本不减少。优选贫对二甲苯的提余液在等于或者小于总压的压力下异构化，更优选在小于总压的压力下异构化。该方法还可以包括在等于或小于总压的压力下、更优选在小于总压的压力下从解吸流出物分离基本纯的对二甲苯。
在这一实施方案中，该方法还包括在接触步骤过程中将对混合物为非反应性的非吸附性气体与混合物结合使用。优选气体存在的量足以确保总压等于或大于异构化步骤的压力，同时保持二甲苯异构体和乙基苯的分压等于或低于二甲苯异构体和乙基苯各自的凝结压。优选地，气体存在的量足以确保总压大于异构化步骤的压力。或者，或另外地，优选气体存在的量足以避免二甲苯异构体凝结。
在另一个选择性的实施方案中，该方法包括使二甲苯异构体混合物(优选气体混合物)和非吸附性气体接触对二甲苯选择性吸附剂，以获得包括基本不含对二甲苯的烃的贫对二甲苯的提余液和包括富对二甲苯的产物的解吸流出物，并将至少一部分贫对二甲苯的提余液异构化。在这一实施方案中，气体在接触步骤过程中对混合物为非反应性的，并且气体存在的量足以提供贫对二甲苯的提余液中气体对烃的摩尔比为约0.1∶1到约10∶1。优选气体存在的量足以确保提余液压力等于或大于异构化步骤的压力，同时保持二甲苯异构体和乙基苯的分压等于或低于二甲苯异构体和乙基苯各自的凝结压。或者，或另外地，气体存在的量足以确保提余液压力大于异构化压力，并且更优选气体存在的量足以避免二甲苯异构体凝结。
在该方法的这一实施方案中，优选接触步骤在基本不减少的压力下进行。另外，该方法可以包括在优选等于或小于基本不减少的压力、更优选在小于基本不减少的压力的压力下从解吸流出物分离基本纯的对二甲苯。
上述非吸附性气体可具有足够小到进入分子筛(吸附剂)的晶内腔的分子大小，但其不必须具有这种大小。优选非吸附性气体不被吸附剂强烈吸附以任何显著程度置换吸附剂上面吸附的烃。适当的非吸附性气体包括但不限于氩气、二氧化碳、氦气、氢气、氮气、和轻质烷烃(light paraffins)，如甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、及其混合物。然而，优选地，非吸附性气体为选自氢气、氮气、和轻质烷烃的一种或多种物质。更优选地，非吸附性气体为氢气。尽管如上所述，非吸附性气体可包括痕量的污染物，如苯、甲苯、C9链烷烃和环烷、和C8+芳烃。气体可与混合物(到吸附剂的物料)结合使用以增加对二甲苯的纯度和收率。优选地，气体存在的量足以提供贫对二甲苯的提余液中气体对烃的摩尔比为约0.1∶1到约10∶1。了解了非吸附性气体可包括烃(如轻质烷烃)，术语“气体对烃的摩尔比”中的“烃”是指其不同于可能为非吸附性气体的一部分的那些。或者，或另外地，气体存在的量足以确保进行接触步骤的压力等于或大于进行异构化步骤的压力。在本文中气体称为“吹扫”气体。
如上所述，可与进料到吸附剂床的C8芳烃的新鲜物料混合物结合使用的非吸附性气体存在的量应该足以确保床和下游操作(如异构化、凝结等)的内容物和离开床和下游操作(如异构化、凝结等)的物流之间的压力梯度。另外，在某些优选实施方案中，气体存在的量足以保持二甲苯异构体和乙基苯的分压等于或低于二甲苯异构体和乙基苯各自的凝结压。或者，或另外地，气体存在的量足以避免二甲苯异构体凝结。这种气体在接触步骤过程中的存在使得可在比目前可能使用的简单的变压吸附更高的压力下发生对二甲苯的选择性吸附。具体地，气体的存在使得可在吸附剂床内存在更高的总压，同时有利地保持二甲苯异构体的分压恒定(不比简单变压吸附中所经历的明显更大)。没有这种气体，床不能在这种高的总压下操作，而不会不利地引起二甲苯异构体凝结。因此，气体的存在有利地使得床内的总压更高，而没有有害地发生二甲苯在床内凝结。没有这种气体，床在高的总压下操作需要伴随着增加温度以保持二甲苯异构体为气体。然而，这种更高的温度会损害吸附剂的对二甲苯选择性，即，会有更大量的其它异构体被吸附，从而损害对二甲苯纯度。因此，由气体存在可得到的更高的总压不会不利地影响吸附剂的选择性，因为二甲苯异构体的分压没有明显改变。
本文中使用的术语“提余液”是指已经通过例如吸附除去其它期望组分之后剩余的流体(气体或液体)部分。贫对二甲苯的提余液通常包括接触吸附剂的混合物(物料)的一种或多种构成组分，但是其中对二甲苯浓度比物料中对二甲苯的浓度低。当用于“贫对二甲苯的提余液”中时，术语“贫对二甲苯的”只是指提余液中对二甲苯的浓度比存在于接触吸附剂的混合物中的对二甲苯的浓度低，优选显著更低。该术语不是指提余液不包含对二甲苯。因此，贫对二甲苯的提余液可能包含更低浓度的对二甲苯，更高浓度的不同于对二甲苯的二甲苯异构体、乙基苯和可能存在于物料中的其它非C8芳烃。
通常，贫对二甲苯的提余液包括基本不含对二甲苯的烃(如间二甲苯、邻二甲苯、甲苯、芳烃、和C9+链烷烃和环烷)。因为可与混合物(进料到吸附剂)结合使用对混合物为非反应性的非吸附性气体，贫对二甲苯的提余液也可包括非吸附性气体。因此，贫对二甲苯的提余液可以包括一种或多种选自氩气、二氧化碳、氦气、氢气、氮气、和轻质烷烃如甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、及其混合物的物质。优选贫对二甲苯的提余液包括基本不含对二甲苯的烃，更优选其包括间二甲苯、邻二甲苯、和氢气。优选地，贫对二甲苯的提余液包含邻二甲苯和间二甲苯，和基于提余液中存在的总C8芳烃为小于总计25摩尔百分比的对二甲苯和乙基苯，更优选基于提余液中存在的总C8芳烃为小于10摩尔百分比的对二甲苯和乙基苯，最优选基于提余液中存在的总C8芳烃为小于5摩尔百分比的对二甲苯和乙基苯。
任何没有异构化的提余液部分可前进到其它下游单元操作以纯化存在于提余液中的间二甲苯和/或邻二甲苯。如上所述，该方法包括将至少一部分的贫对二甲苯的提余液异构化。优选地，进行异构化以获得包括平衡的二甲苯异构体的烃混合物。为了增加对二甲苯的纯度和收率，可将异构化得到的部分(或全部)二甲苯异构体与接触吸附剂的混合物合并(即循环)。以下更详细地描述异构化步骤。
公开的方法(及其多种实施方案)中包括本领域技术人员理解的进行该方法所必须的适当的工艺设备和控制。这种工艺设备包括但不限于适当的管道、泵、阀、单元操作设备(如具有适当的入口和出口的反应容器、热交换器、分离单元等)、相关的工艺控制设备、和质量管理设备，如果有的话。任何其它工艺设备，特别是其中特别优选的，在本文中详细说明。
该方法最有用的吸附剂通常包括非酸性的分子筛和粘合剂。分子筛应该能够在其腔、通道、和孔内选择性地吸附对二甲苯而不吸附间二甲苯和邻二甲苯和非C8芳烃(即完全排斥间二甲苯和邻二甲苯或这二者的吸附率比对二甲苯的吸附率更慢)。本文中适合使用的分子筛不仅选择性地吸附对二甲苯，而且吸附乙基苯，因为乙基苯的分子大小和结构/形状类似于对二甲苯。最优选只选择性地吸附对二甲苯的适合的分子筛。吸附剂应该为与C8芳烃为非反应性的，并且不应具有与C8芳烃有关的催化活性(如异构化或转化活性)。无催化活性的吸附剂典型地在该方法的接触步骤过程中遭遇的温度下表现出低于10％的对二甲苯到间二甲苯或邻二甲苯的转化率，优选小于5％的转化率，更优选小于1％的转化率。因此，吸附剂应该为非酸性的，并且优选为高度非酸性的。
通常，分子筛为有序的、多孔性结晶物质。更具体地，分子筛典型地由包含晶体结构的二氧化硅、氧化铝、和氧化磷(PO4)四面体组成，并具有通过通道互连的腔和/或孔。腔、孔、和通道通常为均一尺寸的，并可根据某些分子特征选择性分离烃，最通常地根据分子大小或形状分离。通常，术语“分子筛”包括典型地以二氧化硅四面体为基础、结合其它四面体型氧化物材料如铝、硼、镓、铁、钛等的多种天然和合成的结晶多孔性材料。在这种结构中，硅与元素如铝的网络结构通过共用氧原子交联。在分子筛结构中由元素如铝代替硅赋予该结构(或总的骨架)以负电荷，其应该由正离子平衡，如碱金属、碱土金属、或铵，以确保分子筛为非酸性的。
优选粘合剂选自氧化铝、磷酸铝、粘土、二氧化硅、二氧化硅-氧化铝、二氧化硅-氧化铝-氧化镁、二氧化硅-氧化铝-氧化钍、二氧化硅-氧化铝-氧化锆、二氧化硅-氧化铍、二氧化硅-氧化镁、二氧化硅-氧化镁-氧化锆、二氧化硅-氧化钍、二氧化硅-氧化钛、二氧化硅-氧化锆、氧化钛、氧化锆、及其混合物。
当接触50℃蒸汽(或气体)相形式的二甲苯的等克分子混合物时，对二甲苯选择性吸附剂应该能够相对于间二甲苯和邻二甲苯更优先地吸附对二甲苯，使得该方法的解吸流出物中总的对二甲苯相对于存在于解吸流出物中的C8芳烃总量为至少约75摩尔％，优选为至少约80摩尔％，更优选为至少约85摩尔％，更优选为至少约90摩尔％，更优选为至少约95摩尔％，最优选相对于存在于解吸流出物中的C8芳烃的总量为至少约97摩尔％。适合的吸附剂在接触平衡的二甲苯异构体混合物、或相对于间二甲苯和邻二甲苯的对二甲苯的等克分子比更大时的优先选择性类似或更好。吸附剂能力典型地定义为吸附物克数(即被吸附的物质)除以吸附剂的克数，并可表示为重量百分数乘以100。因此，根据所公开方法的不同实施方案，优选每克吸附剂吸附至少约0.01克对二甲苯。更优选每克吸附剂吸附至少约0.015克对二甲苯，更优选每克吸附剂吸附至少约0.02克对二甲苯，最优选每克吸附剂吸附至少约0.03克对二甲苯。
在每个前述实施方案中，优选解吸流出物包含存在于(物料)混合物中的至少约50摩尔％的对二甲苯，更优选存在于混合物中的至少约75％的对二甲苯，更优选存在于混合物中的至少约90％的对二甲苯，和最优选存在于混合物中的至少约95％的对二甲苯。本文中术语“富对二甲苯的产物”意思是包括对二甲苯的产物，其中间二甲苯和邻二甲苯的总量相对于产物中存在的总C8芳烃小于25摩尔％。优选地，富对二甲苯的产物具有相对于产物中存在的总C8芳烃小于10摩尔％的间二甲苯和邻二甲苯，更优选地，产物具有相对于产物中存在的总C8芳烃小于5摩尔％的间二甲苯和邻二甲苯。
吸附剂可被包含在一种或多种容器或器皿(在本文中也指吸附柱或床)中，其中有可能通过使用受控的(或编程的)流入和流出容器或器皿而实现从二甲苯异构体和乙基苯的混合物分离基本纯的对二甲苯和乙基苯物流。在床中进行的组分分离为改进的分压变压吸附(“PPSA”)分离，其中循环时间定义为当物料混合物进入床中时开始和当床准备好下一次进料时结束的时间间隔。因此，“循环时间”可描述为将物料引入到床中的时间间隔，如每30秒、每一分钟、每五分钟、每十分钟、每十五分钟等。“循环”为完整的PPSA(即所有阶段的总和)。如以下更具体描述的，阶段通常为PPSA的不连续步骤，如吸附阶段(Ax)和多个解吸阶段(Dx)，其中x为等于或大于1的整数。
接触步骤应该在有效确保不同的物料、流出物、和提余液物流处于气/汽态而不是液态的条件(如温度和压力)下进行。因此，例如，应该保持压力使得气体/蒸汽物流不会凝结。通常，这可以通过在不同的工艺温度下保持压力为上游最高沸点关键组分的临界压力的小于约80％或物流的露点压力的小于约60％而得到满足，两个压力都是下限值。如上所述，接触步骤过程中非吸附性气体的存在可有助于确保至少二甲苯异构体在接触步骤过程中没有凝结。
优选接触步骤在至少约175℃的等温操作温度下进行，更优选至少为约200℃。优选接触步骤过程中的等温操作温度应为约175℃到约400℃，更优选为约200℃到约300℃。接触步骤还应在等压操作压力下进行，优选至少约345kPa(约50psia)，更优选至少约448kPa(约65psia)。接触步骤过程中的等压操作压力应为约345kPa到约6895kPa(约50psia到约1000psia)，优选为约345kPa到约3000kPa(约50psia到约435psia)，更优选为约448kPa到约3000kPa(约65psia到约435psia)，最优选为约448kPa到约2068kPa(约65psia到约300psia)。
如术语“等温的”所示，接触步骤的每个吸附和解吸阶段过程中的操作温度应该保持基本恒定的。短语“基本恒定的总温”中使用的术语“基本恒定的”意思是，在相关的阶段过程中，床的温度没有明显的变化。考虑到本文中的教导，本领域技术人员应该认识到，由于流动的改变和/或由于吸附和解吸的热量可能有一些轻微的温度变化。因此，物流在阶段(吸附或解吸)开始时的温度可以为相同阶段结束时的温度的约85％到约115％的温度。另外，优选吸附剂物料、吸附剂提余液、吸附剂流出物和吹扫气(如果有的话)物流的温度保持与其中存在物流的接触步骤整个阶段中床的操作温度相同。
如术语“等压”所示，接触步骤中每个吸附和解吸附阶段过程中的操作压力应该保持基本恒定。短语“基本恒定的总压”中的术语“基本恒定的”意思指，在相关的阶段过程中，床没有明显的减压。考虑到本文中的教导，本领域技术人员应该知道由于流动的变化或接触步骤过程中吸附或解吸组分的分压的变化，压力可能有一些轻微的变化。因此，物流在阶段(吸附或解吸)开始的压力可以为相同阶段结束时的压力的约85％到约115％的压力。另外，优选吸附剂物料、吸附剂提余液、吸附剂流出物和吹扫气(如果有的话)物流的压力保持与其中存在物流的接触步骤整个阶段中床的操作压力相同。然而，各个物流内不同组分的分压随着接触步骤内组分的暂时配置的改变而改变，从而构成该方法的“分压”变压吸附性质。
在该方法的某些实施方案中，接触步骤在“基本不减少的总压”下进行，其是指后继的解吸阶段应该在超过或基本等于前面吸附阶段的压力下进行。因此，虽然接触步骤的每个阶段可以在单独的等压压力下进行，但后继的解吸阶段的等压压力不应该小于前面的解吸和吸附阶段的等压压力。这种操作参数可有利地使得所选择的解吸流出物馏分(cuts)循环(如以下具体描述的)到在吸附阶段中操作的床，并与新鲜的C8芳烃物料合并，而无需昂贵的泵和压缩机将流出物再次增压到新鲜的C8芳烃物料的压力或吸附阶段压力。解吸流出物中更高的压力(相对于吸附阶段压力更高)有利地避免了对将流出物传输到其它下游工艺设备的泵和压缩机的需要。另外，解吸流出物中更高的压力(相对于吸附阶段压力更高)帮助从其中除去轻质烃(因为这种烃可能在C8芳烃从非吸附性气体分离时的更高压力下更容易发生凝结)，并使将非吸附性气体循环回到吸附单元所需的加压最小化。另外，该方法这种设计的益处在于得自接触步骤的提余液不需要在下游异构化之间加压。其中因为公开的方法尤其避免了昂贵的压缩设备，其可与ISOSIVTM工艺和Deckman等人(Exxon Chemical Company)的美国专利申请公开2002/0065444A1和Long等人(China Petrochemical Companyand FudanUniversity)的中国专利公开1,136,549a中公开的工艺区别开来。
如上所述，本方法包括将贫对二甲苯的提余液异构化。优选地，和如本文中前面提及的，进行异构化以获得包括平衡的二甲苯异构体的烃混合物。异构化可以在任何适当的反应器中进行，诸如例如，在美国专利4,899,011和4,236,996中描述的那些，其公开被并入本文作为参考。反应器应该包含适合于进行所需异构化的催化剂。取决于所需异构化的类型，可使用不同的催化剂。例如，某些催化剂更适合于在异构化条件下将贫对二甲苯的提余液平衡为通过热动力学驱动的浓度的二甲苯异构体(或包括乙基苯的四种主要的C8芳烃)。这种催化剂包括但不限于在欧洲专利138,617、美国专利4,098,836、4,899,011、5,011,296、和Re 31,782中公开的那些，其公开被并入本文作为参考。市售的催化剂包括但不限于IFPP/Engelhard Octafining和Octafining II催化剂。
其它催化剂更适合于转化提余液中存在于的任何乙基苯并生产苯和乙烷(作为副产物除去)。乙基苯的转化可以通过用于乙基苯脱烷基化、氢化脱乙基化、或氢化异构化的任何催化剂体系发生。这种催化剂包括但不限于在美国专利4,899,011(氢化脱乙基化)、4,908,342(脱烷基化)、5,028,573(氢化异构化)、5,367,099(氢脱乙基化)、5,908,967(氢化异构化)、6,150,292(氢化异构化)、和Re 31,782(脱烷基化)中公开的，其公开被并入本文作为参考。市售的催化剂包括但不限于Mobil HighTemperature Isomerization(MHTI)催化剂和Mobil High activityIsomerization(MHAI)催化剂，都购自ExxonMobil Chemicals，和UOP的ISOMARTM I-9、I-100、I-210、和I-300催化剂。贫对二甲苯的提余液可进入到被分成多个区域(或反应器)的异构化单元中，每个区域包含不同的催化剂，以根据其中布置的催化剂进行不同的异构化反应。或者，异构化可只包含具有单一催化剂的一个区域(或反应器)。
异构化可以在包括宽的温度范围的多种有效条件下进行。通常知道，平衡的二甲苯混合物中对二甲苯的浓度在约200℃到约550℃的温度范围内不是强烈地温度依赖性的。因此，具体的异构化区域(或反应器)的具体温度范围的选择应该不会对存在于混合物中的对二甲苯的浓度有显著的影响。在该方法中异构化单元的具体区域(或反应器)中具体的异构化反应温度的选择取决于多种因素，如到达单元的物料中是否有乙基苯存在、异构化过程中是否期望或需要转化乙基苯、是否有串联操作的两个或多个异构化区域(或反应器)、物料的温度、以及这些因素的组合。
通常异构化步骤的温度范围为约200℃到约550℃，优选约250℃到约500℃，更优选为约340℃到约430℃。在低于约300℃的温度没有发生任何显著程度的乙基苯转化。因此，如果期望乙基苯转化，则异构化应该在比约300℃更高的温度(在上述温度范围内)条件下进行。相反地，如果不期望乙基苯的转化，则异构化应该在比约300℃更低的温度(在上述温度范围内)条件下进行。如果使用具有多个区域(或反应器)的异构化单元，则优选保持第一区域(或反应器)比约300℃更高的温度(在上述温度范围内)，而第二区域(或反应器)比约300℃更低的温度(在上述温度范围内)。
当然，如果不需要转化乙基苯，则更低温度为本方法提供了降低能量消耗和降低二甲苯到副产物的损失的优点。虽然乙基苯可用于作为形成苯乙烯的前体的目的，但是当乙基苯以较少量存在时，其回收可能是不经济的。因此，在高温下进行转化任何存在的乙基苯的异构化步骤可能比回收乙基苯更经济。异构化的副产物可包括例如C9+烃。
优选异构化步骤在等于或小于从上游接触步骤得到提余液时的压力的压力条件下进行，优选在常规异构化反应器常用的压力下进行。典型的二甲苯异构化条件主要参见美国专利5,516,956。具体地，异构化单元中的总压，包括所有的烃和任何可能存在于其中的其它气体，为约大气压力到约6895kPa(约1000psia)的范围，优选约345kPa到约2757kPa(约50psia到约400psia)，更优选约413kPa到约1516kPa(约60psia到约220psia)。
现在参考附图，其中在不同的图中，同样的参考数字指代相同的或类似的元素，图1表示适合于进行所公开方法的两床分压变压吸附(PPSA)系统的一个循环，并且具体地为其中的接触步骤。如图所示，系统10包括两个相同的分离床，“相同的”在于每个床都包括吸附剂(未表示)和相同的入口和出口，尽管本文中为了更清楚地说明单个循环而只表示和清楚地描述了某些入口和出口。所示床为串联布置，其中第一床12以吸附阶段(“A1”)操作，第二床14以两个解吸阶段(“D1”和“D2”)之一操作。当第一床12吸附(A1)时，第二床14以两个解吸阶段之一(D1或D2)解吸，因此，当第二床14吸附时，第一床12处于两个解吸阶段之一。另外参考以下表I：
              表I
  床   第一(12)   第二(14)
  阶段阶段阶段阶段   A1A1D1D2   D1D2A1A1
继续参考图1，经由入口管线16将包括二甲苯异构体和乙基苯的物料混合物(在本文中也称为“C8芳烃”或“烃”物料)进料到第一床12的塔底部分18，并在其中在上述条件(如温度、压力等)下与对二甲苯选择性吸附剂接触。在这种接触时，存在于混合物中的对二甲苯和乙基苯被吸附剂吸附，而混合物的其它组分不被吸附并最终(通过引进的物料)从第一床12的塔顶部分20作为贫对二甲苯的提余液经由出口管线22排出。如果需要可加热提余液，并将其直接传递到下游的异构化单元，以获得可与C8芳烃物料合并的平衡的二甲苯异构体混合物。
如图所示，当第一床12吸附(A1)时，第二床14经历连续解吸阶段D1和D2形式的解吸。具体地，在解吸阶段D1过程中，经由入口管线24将吹扫气进料到第二床14的塔顶部分26，有效地通过第二床14的塔底部分28吹扫除去包含吹扫气的流出物、未被吸附的烃和存在于吸附剂和第二床14的空隙中的其它气体。得自D1解吸阶段的流出物经由出口管线30离开第二床14，流出物主要包含吹扫气和组成类似于物料混合物(或对二甲苯和乙基苯略富集)的烃。出口管线30中的流出物部分可与进料到床(如经由第一床12的入口管线16)中的新鲜混合物合并，以形成用于吸附阶段(A1)的汇合物料混合物。
如同在D1解吸阶段中那样，在随后的D2解吸阶段过程中，将吹扫气经由入口管线24连续地进料到第二床14的塔顶部分26，有效地通过第二床14的塔底部分28吹扫除去存在于吸附剂和第二床14的空隙中的任何烃和其它气体并附着于吸附剂。得自D2解吸阶段的解吸流出物经由出口管线32离开第二床14。然而，与D1解吸阶段所得流出物中的烃不同，D2解吸阶段所得流出物中存在的烃富含对二甲苯和乙基苯，其纯度比物料中的纯度显著更高。D2解吸流出物主要包含产物，其可被传递到适当的下游工艺以将产物进一步处理加工或纯化成为其构成部分，即对二甲苯和乙基苯。解吸阶段的总持续时间等于吸附阶段的持续时间。因此，可以根据对床提供的物料、和产物所需收率和纯度调节不同解吸阶段的持续时间。
图2中所示为适合于进行所公开方法的三床PPSA系统40，具体地为其中的接触步骤。如图所示，系统40包括三个相同的分离床42、44、和46，“相同的”在于每个床包括吸附剂(未表示)和相同的入口和出口，尽管本文中为了更清楚地说明单个循环而只表示和清楚地描述了某些入口和出口。另外参考以下表II：
                表II
  床   第一(42)   第二(44)   第三(46)
  阶段阶段阶段   A1D1D2   D1D2A1   D2A1D1
如表II和图2中所示，当第一床42吸附(A1)时，第二和第三床44和46分别以解吸阶段D1和D2操作。类似地，当第三床46吸附(A1)时，第一和第二床42和44分别以解吸阶段D1和D2操作。当第二床44为吸附(A1)时，第一和第三床42和46分别以解吸阶段D1和D2操作。
以第一床42作为正在进行的三部分循环开始的参考点，在第一部分中，在时间段(A1)内将C8芳烃物料经由入口管线50引入到第一床42的下部48，期间第二床44经历D1解吸阶段，第三床46经历D2解吸阶段。在第一床42内，C8芳烃物料在上述条件下与对二甲苯选择性吸附剂(未表示)接触，存在于物料中的对二甲苯和乙基苯被吸附剂吸附，而物料中的其它组分不被吸附并从而最终作为贫对二甲苯的提余液(被引进的进料)从第一床42的塔顶部分52经由出口管线54排出。如果需要，可加热提余液并将其直接传送到下游的异构化单元，以获得可与C8芳烃进料合并的平衡的二甲苯异构体混合物。
在第一床42吸附(A1)时，第二床44以D1解吸阶段解吸。吹扫气经由入口管线56进料到第二床44的塔顶部分58，有效地通过第二床44的塔底部分60吹扫除去包含吹扫气、未吸附的烃、和存在于吸附剂和第二床42的空隙中的其它气体的流出物。得自D1解吸阶段的流出物经由出口管线62离开D1解吸阶段，流出物包含吹扫气和组成类似于物料的烃。
当第一床吸附(A1)和第二床44解吸(D1)时，第三床46以D2解吸阶段解吸。如同D1解吸阶段中那样，在连续的D2解吸阶段过程中，吹扫气连续地经由入口管线64进料到第三床46的塔顶部分66，有效地通过第三床46的塔底部分68吹扫除去存在于吸附剂和第三床46的空隙中的任何烃和其它气体并附着于吸附剂。得自D2解吸阶段的解吸流出物经由出口管线70离开第三床46。然而，与D1解吸阶段所得流出物中的烃不同，D2解吸阶段所得流出物中存在的烃富含对二甲苯和乙基苯，其纯度比物料中的纯度显著更高。
在同一循环中紧随第一部分的第二部分中，在相同长的时间段(A1)将C8芳烃物料引入到第三床46的塔底部分68用于在其中吸附，这期间，如上述方式，第一床42经历D1解吸阶段，第二床44经历D2解吸阶段。在循环中紧随第二份的第三和最后的部分中，在相同长的时间段(A1)将C8芳烃物料引入到第二床44的塔底部分60用于在其中吸附，这期间，如上述方式，第三床46经历D1解吸阶段，第一床42经历D2解吸阶段，从而相对于第一床42完成循环。当然，在连续工艺中，要重复上述循环。
在D2解吸阶段过程中吹扫气的流速可能与D1解吸阶段的相同或不同。取决于吹扫气的流速，得自D2解吸阶段的流出物可包含显著量的吹扫气。因此，为了从对二甲苯和乙基苯分离吹扫气，可使用热交换器(凝结器)72和回收桶74的凝结系统，使对二甲苯和乙基苯凝结为液体，并从吹扫气分离液体。适当的凝结系统和这种系统的优化为本领域技术人员已知的。得自凝结系统的流出物为液体对二甲苯和乙基苯产物物流76和具有显著降低的烃含量的非凝结性分离气体78。D2解吸流出物可被传送到适当的下游工艺，以将产物进一步加工或纯化成为其构成部分，即对二甲苯和乙基苯。虽然这种分离气体的烃含量很低，但其中保持的对二甲苯和乙基苯的纯度很高。因此，可以将一部分分离气体80循环到用于吸附阶段(A1)的物料50。分离气体的循环可从物料另外回收对二甲苯和乙基苯，并且其还提供调节吸附阶段(A1)过程中烃的分压的方式。或者，或另外地，可以将一部分分离气体82循环并与进料到床中的新鲜的吹扫气合并。循环到每种新鲜物料和新鲜吹扫气中的分离气体的量可为0到100％。
图3中所示为适合于进行所公开方法的四床PPSA系统90，具体地为其中的接触步骤。四床PPSA系统90包括上述和图2中所示的三床PPSA系统40的许多特点。然而，显著不同于三床PPSA系统40的是，四床PPSA系统90中的第四床92和第三解吸阶段(D3)的存在和操作。在只具有两个解吸阶段的工艺中，第二解吸阶段的流出物典型地包含所需产物并且在该阶段过程中有流出物包含最大量产物的点。D3解吸阶段的优点在于其提供了刚好在实现最大量产物的点之后结束D2解吸阶段的机会，以在随后的D3阶段收集残余的、纯度较差的产物。
如图3中所示，系统90包括四个相同的分离床42、44、46、和92，“相同的”在于其每个床包括吸附剂(未表示)和相同的入口和出口，尽管本文中为了更清楚地说明单个循环而只表示和清楚地描述了某些入口和出口。另外参考以下表III：
                             表III
  床   第一(42)   第二(44)   第三(46)   第四(92)
  阶段   A1   D1   D2   D3
  阶段   D1   D2   D3   A1
  阶段   D2   D3   A1   D1
  阶段   D3   A1   D1   D2
如表III和图3中所示，当第一床42吸附(A1)时，第二、第三和第四床44、46和92分别以解吸阶段D1到D3操作。类似地，当第四床92吸附(A1)时，第一、第二和第三床42、44和46分别以解吸阶段D1到D3操作。当第三床46吸附(A1)时，第四、第一和第二床92、42和44分别以解吸阶段D1和D2操作。最后，当第二床44吸附(A1)时，第三、第四和第一床46、92和42分别以解吸阶段D1到D3操作。
以第一床42作为正在进行的四部分循环开始的参考点，前三个床以基本与以上讨论和图2中所示的三部分循环中相同的方式操作。当第一床42吸附(A1)时，第二和第三床44和46分别以解吸阶段D1和D2解吸，第四床92以第三解吸阶段D3解吸。如同D1和D2解吸阶段中那样，在连续的D3解吸阶段，吹扫气经由入口管线94连续地进料到第四床92的塔顶部分96，有效地通过第四床92的塔底部分98吹扫除去任何烃和存在于吸附剂和第四床92的空隙中的其它气体的流出物。得自D3解吸阶段的解吸流出物经由出口管线100离开第四床92。在D3解吸阶段得到的流出物中存在的烃，虽然以低的分压存在，但比物料更富含对二甲苯，但是没有D2解吸阶段得到的流出物那样富含对二甲苯。D3解吸流出物类似于离开回收桶74的气体，在于该流出物包含小部分的具有比对二甲苯的平衡含量更大的二甲苯。由于这种纯度，D3解吸流出物可被有利地循环并与物料合并，以进一步改善D2解吸流出物中对二甲苯的纯度和收率。使用四床PPSA系统和D3解吸阶段的另外的和非显而易见的优点在于可以调节吹扫气流速以适应吸附阶段(A1)中物料所需的氢气与烃的比，并最终适应正送往下游异构化单元的提余液所需的氢气与烃的比。
图4中所示为适合于进行所公开方法的另一个三床PPSA系统110，具体地为其中的接触步骤。如图所示，系统110包括三个相同的分离床112、114、和116，“相同的”在于其每个床包括吸附剂(未表示)和相同的入口和出口，尽管本文中为了更清楚地说明单个循环而只表示和清楚地描述了某些入口和出口。另外参考以下表IV：
                    表IV
  床   第一(112)   第二(114)   第三(116)
  阶段   A1   D1   D3
  阶段   A1   D2   D3
  阶段   D1   D3   A1
  阶段   D2   D3   A1
  阶段   D3   A1   D1
  阶段   D3   A1   D2
如表IV和图4中所示，当第一床112吸附(A1)时，第三床116以D3解吸阶段操作，第二床114以解吸阶段D1和D2之一操作。类似地，当第三床116吸附(A1)时，第二床114以D3解吸阶段操作，第一床112以解吸阶段D1和D2之一操作。最后，当第二床114吸附(A1)时，第一床112以D3解吸阶段操作，第三床116以解吸阶段D1和D2之一操作。
以第一床112作为正在进行的三部分循环开始的参考点，在第一部分中，在时间段(A1)内将C8芳烃物料经由入口管线120引入到第一床112下部118，期间第二床114连续地经历解吸阶段D1和D2，第三床116经历D3解吸阶段。在第一床112内，C8芳烃物料在上述条件下与对二甲苯选择性吸附剂接触，存在于物料中的对二甲苯和乙基苯被吸附剂吸附，而物料中的其它组分不被吸附并从而最终作为贫对二甲苯的提余液(被引进的物料)从第一床112的塔顶部分122经由出口管线124排出。如果需要，可加热提余液并将其直接传送到下游的异构化单元，以获得可与C8芳烃物料合并的平衡的二甲苯异构体混合物。
如图所示，当第一床112吸附(A1)时，第二床114以连续的解吸阶段D1和D2经历解吸。具体地，在解吸阶段D1过程中，将吹扫气经由入口管线126进料到第二床114的塔顶部分128，有效地通过第二床114的塔底部分130吹扫除去包含吹扫气的流出物、未被吸附的烃和存在于吸附剂和第二床114的空隙中的其它气体。得自D1解吸阶段的流出物经由出口管线132离开第二床114，流出物主要包含吹扫气和组成类似于物料混合物(或对二甲苯和乙基苯略富集)的烃。出口管线132中的D1解吸流出物经由管线134与进料到床中的新鲜混合物和得自解吸阶段D3的任何流出物(在下文中描述)合并，以形成用于吸附阶段(A1)的汇合物料混合物。
如同D1解吸阶段中那样，在连续的D2解吸阶段过程中，吹扫气连续地经由入口管线126进料到第二床114的塔顶部分128，有效地通过第二床114的塔底部分130吹扫除去存在于吸附剂和第二床114的空隙中的任何烃和其它气体并附着于吸附剂。得自D2解吸阶段的解吸流出物经由出口管线132离开第二床114。然而，与D1解吸阶段所得流出物中的烃不同，D2解吸阶段得到的流出物中存在的烃富含对二甲苯和乙基苯，其纯度比物料中的纯度显著更高。
在D2解吸阶段过程中吹扫气的流速可能与D1解吸阶段中的相同或不同。取决于吹扫气的流速，得自D2解吸阶段的流出物可包含显著量的吹扫气。因此，为了从对二甲苯和乙基苯分离吹扫气，可经由管线136将流出物传送到热交换器(凝结器)72并随后到回收桶74的下游凝结系统，该系统用于将对二甲苯和乙基苯凝结为液体，并从吹扫气分离所述液体。如前所述，适当的凝结系统和这种系统的优化为本领域技术人员已知的。得自凝结系统的流出物为液体的对二甲苯和乙基苯产物物流76和具有显著降低的烃含量的非凝结性分离气体78。D2解吸流出物可被传送到适当的下游工艺，以将产物进一步加工或纯化成为其构成部分，即对二甲苯和乙基苯。虽然这种分离气体的烃含量很低，但其中保持的对二甲苯和乙基苯的纯度很高。因此，可以将一部分分离气体80循环到用于吸附阶段(A1)的物料120。分离气体的循环使得可从物料另外回收对二甲苯和乙基苯，并且其还提供调节吸附阶段(A1)过程中烃的分压的方式。或者，或另外地，可以将一部分分离气体82循环并与进料到床中的新鲜吹扫气合并。循环到每种新鲜物料和新鲜吹扫气中的分离气体的量可为0到100％。
当第一床112吸附(A1)时，第二床114以连续的解吸阶段D1和D2经历解吸，第三床以解吸阶段D3的解吸。如同在D1和D2解吸阶段中那样，在连续的D3解吸阶段过程中，吹扫气经由入口管线138进料到第三床116的塔顶部分140，有效地通过第三床116的塔底部分142吹扫除去任何烃和存在于吸附剂和第三床116的空隙中的其它气体。得自D3解吸阶段的解吸流出物经由出口管线144离开第三床116。在D3解吸阶段得到的流出物中存在有烃，虽然以低的分压存在，但其比物料更富含对二甲苯，但没有D2解吸阶段得到的流出物那样富含对二甲苯。D3解吸流出物类似于离开回收桶74的气体，在于该流出物包含小部分的具有比对二甲苯的平衡含量更大的二甲苯。由于这种纯度，D3解吸流出物可被有利地循环并与物料组合，以进一步改善D2解吸流出物中对二甲苯的纯度和收率。使用四床PPSA系统和D3解吸阶段的另外的和非显而易见的的优点在于可以调节吹扫气(如氢气)流速以适应吸附阶段(A1)中物料所需的氢气与烃的比，并最终适应送往下游异构化单元的提余液所需的氢气与烃的比。
在同一循环中紧随第一部分的第二部分中，在相同长的时间段(A1)将C8芳烃物料引入到第三床116的塔底部分142用于在其中吸附，这期间，如上述方式，第一床112连续地经历D1和D2解吸阶段，第二床114经历D3解吸阶段。在循环中紧随第二部分的第三和最后的部分中，在相同长的时间段(A1)将C8芳烃物料引入到第二床114的塔底部分130用于在其中吸附，这期间，如上述方式，第三床116连续地经历D1和D2解吸阶段，第一床112经历D3解吸阶段，从而相对于第一床42完成循环。当然，在连续工艺中，要重复上述循环。
上述讨论中对吸附剂床的“塔顶”和“塔底”部分的引用不是限制性的。如本文中使用的，认为术语“塔顶”和“塔底”为同一床的相对端。可为其结合有适当的管道、阀、和其它过程控制设备、某些入口和出口，取决于床是否处于吸附或解吸阶段，入口和出口可以传输不同的物质。例如，回头参考图1，解吸流出物出口30和32可合并为一个带有阀的出口，其中阀能够控制流出物被送往下游过程中的哪里(如在D1解吸流出物的情况中循环或排出、或在D2解吸流出物的情况中用于对二甲苯产物精制)。类似地，贫对二甲苯的提余液出口22(在第一床12中)可在解吸阶段过程中起到吹扫气入口的作用，吹扫气的入口24(在第二床14中)可以在吸附阶段过程中起到贫对二甲苯的提余液的出口的作用。
图5中所示为说明结合上述的PPSA系统的工艺150的实施例的工艺流程图。该工艺包括上述PPSA系统(图1到4中所示的系统)之一或其适当改进的系统，其在图5中命名为152。经由管线154离开PPSA系统152的是贫对二甲苯的提余液，其被传送到加热器/加热炉156以使提余液的温度增加到(如有必要)适合于下游异构化的温度。经由管线158离开加热器/加热炉156的是受热的提余液，其然后传送到异构化单元160，以获得平衡的二甲苯异构体混合物。经由管线162离开异构化单元160的是包含上述的二甲苯异构体混合物以及其它副产物的经过异构化的产物混合物。管线162中的经过异构化的产物混合物传送到分离单元164，在其中副产物被分离并经由管线166离开工艺150，C8芳烃被分离并经由管线168离开分离单元164，存在于异构化了的产物混合物中的惰性(吹扫)气体被分离并经由管线170传送到下游的压缩机172。新鲜的吹扫气可以经由管线174进入工艺。另外，可以收集来自PPSA系统152的吹扫气并经由管线176循环到其它吹扫气物流170和174，其然后传送到下游的压缩机172中。一旦被压缩，吹扫气离开压缩机172并经由管线178传送到PPSA系统152中。当然，在管线180中的离开PPSA系统的是包含对二甲苯和乙基苯的期望的产物物流。这种期望的产物物流可以传送到其它适当的下游工艺(未表示)，以将产物进一步加工或纯化成为其构成部分，即对二甲苯和乙基苯。另外，可以将一部分贫对二甲苯的提余液传送到其它适当的下游工艺(未表示)，以将提余液进一步加工或纯化成为其主要组分部分，即间二甲苯、邻二甲苯、和吹扫气。
如上所述，公开方法(及其多种实施方案)中包括本领域技术人员理解的进行该方法所必须的适当的工艺设备和控制。这种工艺设备包括但不限于适当的管道、泵、阀、单元操作设备(如具有适当的入口和出口的反应容器、热交换器、分离单元等)、相关的工艺控制设备、和质量管理设备，如果有的话。例如，如果需要在分离单元164中分解异构化了的产物混合物，可使用多个分离步骤和复合设备。然而，重要的是，公开的方法比其它方法有利，在于在PPSA系统152和下游异构化单元160之间不需要加压设备，因此在图5中并没有表示。
在图5中未表示到达PPSA系统152的二甲苯异构体的新鲜物料和任何下游循环物流(如来自下游的对二甲苯/乙基苯净化单元的物料)。这种新鲜物料和循环可以在实现不同目标的多个位置整合到图5所示的工艺中。例如，可将这些物流直接引入到PPSA系统152中。或者，或另外地，还可将部分的这些物流引入到分离单元164中，以助于使副产物加工进一步最小化。或者，或另外地，可以将部分这些物流引入到加热炉/加热器156(如果使用)或异构化单元160中，以对要被送往并在中间异构化单元160中被减少和在分离单元164中被分离的乙基苯、和任何非C8芳烃进行稀释。任何的这些选择可被认为是本发明的一部分。
给出了上述公开，这些和其它设备改进应该在本领域技术人员的范围内。
实施例
以下实施例用于说明本方法，但不限制本发明的范围。
实施例1涉及以随后实施例中所述方式进行所公开方法时使用的对二甲苯选择性吸附剂的制备。实施例2涉及在两床PPSA系统中的四个单独运行的不同条件下进行分压变压吸附(“PPSA”)吹扫实验。实施例3涉及在两床PPSA系统中十一个单独运行的不同条件下进行另一个PPSA吹扫实验。实施例4涉及工艺模拟和附带的讨论。
实施例1
如上所述，本实施例涉及制备对二甲苯选择性吸附剂，该吸附剂随后用于以随后实施例中所述方式实施所公开的方法。
通过配制基于吸附剂总重量为80重量％的硅质岩和20重量％的粘合剂(85重量％钙质粘土和15％二氧化硅，基于粘合剂的总重量)制备对二甲苯选择性吸附剂。硅质岩为MFI型结构，并可通过多种标准方法制备。典型的方法为将18.4克氢氧化钠(NaOH)和12.8克四丙基溴化铵在227.6克水中合并，在溶解之后，加入122.6克的Nalco 2327氧化硅溶胶(40重量％二氧化硅)并搅拌两小时。慢慢加入浓硫酸(H2SO4)以实现pH为13。在TEFLONTM衬里的反应釜中在自生压力下在300°F(149℃)下加热得到的溶液一到七天。
实施例2
如上所述，本实施例涉及根据表V上部的条件在两床PPSA系统中进行分压变压吸附(“PPSA”)吹扫实验。在如下所述的多次运行中，将实施例1中制备的吸附剂用于分离床。运行产生的结果如表V中下部所示。组分X的收率和回收率和循环收率根据以下方程式定义：
Figure A20048001166400351
Figure A20048001166400352
Figure A20048001166400353
                                    表V
  运行   A   B   C   D
  温度(℃)   251   251   249   276
  压力(kPa)   414   807   690   1890
  吹扫流速(SCFH+N2)   15.4   30.0   15.4   50.0
  物料HC流速(g/min)   20.1   19.6   23.7   21.2
  物料N2/HC流速(mol/mol)   0.0   1.1   0.0   1.8
  HC物料中的(pX+EB)重量％   27.4   27.4   27.4   32.4
  HC物料中的mX重量％+oX重量％   72.6   72.6   72.6   67.6
  A1阶段时间(秒)   64   64   64   64
  D1阶段时间(秒)   18   12   12   17
  D2阶段时间(秒)   46   52   52   47
  D2pX+EB回收率(％)   85.0   84.0   85.0   88.2
  D2pX+EB纯度(重量％)   82.3   80.7   73.1   83.6
  A1mX+oX纯度(重量％)   96.3   94.1   94.8   94.9
  D1循环收率(％)   25.0   20.0   25.0   31.0
  D1循环pX+EB纯度(重量％)   37.7   31.5   28.4   40.2
SCFH为标准立方英尺/小时的缩写
将两个分离单元(床)串联布置并包含实施例1中所述的吸附剂。根据表V中报导的条件(即温度、压力、氮气吹扫流速、C8物料(“HC”)质量流速、每摩尔HC的惰性气体(氮气)的摩尔流量、和HC物料的组成)进行四次单独的运行，其中四次运行确定为运行A到D。报告条件的轻微变化可从对表V的评估中显而易见，并且其对工艺的影响在下文中阐述。
本实施例中使用的两床PPSA系统如图1中所示，并且在表1及其后附说明中进一步描述。更具体地，对于运行“A”，在64秒(A1)的时间段内将C8物料引入到第一床中，期间第二床经历两个不同的解吸阶段，其第一(D1)持续时间段为18秒，其第二(D2)持续时间段为46秒。之后立即地，在另一个64秒(A1)的时间段将C8物料引入到第二床中，期间第一床经历两个不同的解吸阶段，其第一(D1)的持续时间段为18秒，第二(D2)持续时间段为46秒。
在惰性吹扫气(氮气)的帮助下进行解吸。收集通过第一解吸阶段D1得到的全部解吸流出物作为运行A到C每个中的循环产物，但实际上没有循环；然而，其在运行D中循环。通常，在连续工艺中，得自第一解吸阶段D1的部分流出物与物料合并以进一步增加整个工艺的纯度和回收率。提余液主要包含间二甲苯和邻二甲苯。D1解吸流出物主要包含过量的物料、未被吸附的烃、和氮气。D2解吸流出物主要包含对二甲苯、乙基苯、和氮气。在实践中，可以对一部分的D2解吸流出物精制以除去氮气，然后循环(虽然其不在本实施例的运行A到D的任何一个中)。
在多个不同的条件下进行多次运行，以确定可实现的回收率和纯度水平，记住需要下游单元操作以将例如主要包含间二甲苯和邻二甲苯的提余液异构化。如本文中前面指出的，市售的二甲苯异构化反应器典型在约大气压力到约6895kPa(约1000psia)的压力下，更典型地在约345kPa到约2757kPa(约50psia到约400psia)的压力下，和在约200℃到约550℃的压力下操作。
虽然运行A的结果显得有前途，但贫对二甲苯的提余液与异构化反应器的一体化需要多个热交换器和泵，以及显著增加的炉容量以在将其进料到异构化反应器之前充分升高提余液的温度和压力。考虑到提余液和需要的二甲苯异构化条件的状况，这种设备在资本支出和连续操作的观点上都是非常昂贵的。
在运行B中，在吸附阶段过程中，通过将惰性气体，具体地为氮气，与C8芳烃混合物共同进料到床中实现了更高的贫对二甲苯的提余液压力。与运行A比较，烃分压被维持在接近恒定的水平，但是床中为更高的总压。运行B的结果基本与运行A得到的结果相同，只是观察纯度和回收率有小的变化。有利地，运行B中的贫对二甲苯的提余液物流以约807kPa(约117psia)的压力离开吸附床，因此，可直接整合到二甲苯异构化反应器的所期望的操作压力范围内。
在运行C中，通过只增加烃压力增加总压(即进料到吸附床的C8芳烃混合物不包括惰性气体)。运行C的结果表明，观察到对二甲苯和乙基苯(pX+EB)的纯度从82.3重量％(运行A中)降低到73.1％。这一降低说明向进料到吸附装置的C8芳烃混合物中加入惰性气体理想地提供了显著的和非显而易见的益处。
在运行D中，进行了模仿操作具有循环的PPSA吹扫工艺的性能的尝试。因为循环和伴随的其中更高的对二甲苯和乙基苯浓度，进料到吸附单元的C8芳烃的组成具有比前述运行A、B、和C(27.4重量％)更高的对二甲苯和乙基苯浓度(32.4重量％)。此外，增加共同进料的氮气的量以使循环也包含将与烃一起循环的气体。对汇合工艺(即具有循环的工艺)的物料平衡的计算机模拟用于预测这些变化。运行D的结果表明，在即使更高的温度和压力下，这类工艺中也可得到高的纯度和回收率。这种压力对于与只需要用于提余液温度调节的下游异构化反应器整合是理想的。因此，不需要在吸附单元和异构化单元之间的昂贵的压缩机。
实施例3
如上所述，本实施例涉及在使用实施例1所制备的吸附剂的两床PPSA系统中进行PPSA实验。更具体地，在本实施例中，进行了十一次运行(标记为运行E到N，如下)，其中在每次运行中改变解吸阶段D1和D2的持续时间以确定使对二甲苯和乙基苯纯度达最大化的每个阶段的最佳持续时间。在每次运行中，吸附阶段A1的持续时间维持在128秒。D1解吸阶段时间在50秒到123秒之间变化，D2解吸阶段时间在5秒到78秒之间变化，因此，在任何给定的运行中，两个解吸阶段的总计时间保持恒定在128秒。对于吸附和解吸阶段的更详细说明，应该参考图1、表I、及其附带说明，并参考实施例2。
根据表VI中报导的条件(即，温度、压力、氮气吹扫流速、C8物料(“HC”)质量流速、每摩尔HC的惰性气体(氮气)的摩尔流量、和HC物料的组成)进行十一个单独的运行，如下。
              表VI
  条件   运行E-N
  温度(℃)   223
  压力(kPa)   414
  吹扫流速(SCFH N2)   9.25
  物料HC流速(g/min)   7.0
  物料N2/HC流速(mol/mol)   0.0
  HC物料中的pX重量％+EB重量％   35.6
  HC物料中的mX重量％+oX重量％   64.4
运行E到N各自在上述的给定条件下，在当解吸阶段D1和D2的持续时间改变时，得到以下的回收率和收率数据。数据如以下表VII中所述。
                                        表VII
运行 D1阶段时间(秒) D2阶段时间(秒) 总物料(g) pX+EB产物(g) D2pX+EB收率(％) D2pX+EBPo(重量％) D2pX+EB回收率(％)
  E   50   78   454.4   62.5   38.6   69.7   96.3
  F   50   78   454.4   62.5   38.6   69.3   96.3
  G   88   40   442.0   42.6   27.1   69.9   94.8
  H   100   28   448.4   35.5   22.2   63.0   93.7
  1   118   10   448.0   27.1   17.0   62.5   91.9
  J   118   10   448.0   28.5   17.9   62.6   92.3
  K   118   10   441.6   26.9   17.1   62.2   91.9
  L   123   5   441.6   5.0   3.2   47.7   68.0
  M   123   5   473.6   4.4   2.6   46.0   63.3
  N   123   5   428.8   3.8   2.5   47.0   62.4
直接从D2的累积产物物流分析测定观察的对二甲苯和乙基苯的纯度(Po)。对二甲苯和乙基苯的瞬间纯度(Pi)定义为在给定时刻离开床的烃物流中对二甲苯和乙基苯的纯度。瞬间纯度(Pi)的直接测量是复杂的分析问题，但是通过改变D1和D2解吸阶段的持续时间同时保持恒定的解吸时间为128秒，有可能观察循环和产物物流中收集的总物质中不同级分的纯度。上述表VII和图6总结得到的数据。
根据得到的数据，运行L到N表明，分别为123秒和5秒的D1和D2解吸阶段时间，产生最低的产物收率。在那些运行中，收集的产物相当于解吸阶段D1和D2结合过程中从床吹扫出来的最后部分的烃。这些运行中产物物流的纯度为约47重量％。产物对二甲苯和乙基苯的收率和观察纯度(Po)随D2解吸阶段时间增加而增加。例如，10秒的D2解吸阶段时间得到约62重量％的观察纯度(Po)。为了如此增加观察纯度(Po)，早期物质(如在123秒之前收集的物质)的瞬间纯度(Pi)必须具有比在第一个123到128秒之间收集的物质更高的瞬间纯度(Pi)。这种观察对于较短的D1解吸阶段(和较长的D2解吸阶段)一直是正确的。
不限于任何具体的理论，相信这种现象的发生是因为在中孔沸石上的二甲苯分离为动力学的并基于分子大小。中孔沸石如MFI，典型地具有约5.4埃()到约5.8的孔开口，对二甲苯和乙基苯分子的动力学直径分别为约5.9到约6.0，因此，比间二甲苯和邻二甲苯分子(其动力学直径为约6.8)更迅速地吸附。虽然间二甲苯和邻二甲苯分子确实在某种程度上吸附，但它们以比对二甲苯和乙基苯吸附慢得多的速率进行。常规的形状选择性吸附工艺如ISOSIVTM工艺(其涉及链烷烃的分离)教导了其它组分没有任何显著程度的吸附。这对于在小孔沸石A上分离异链烷烃的情况是事实。或者，基于平衡的分离会表明在解吸阶段过程中产物纯度持续增加，而不是上述数据说明的降低(Ralph T.Yang，“Gas Separation by Adsorption Processes”，pp.237-274(Butterworth Publishers，Boston，1987(TP242.Y36))。
数据表明，基于动力学分离的吹扫系PSA工艺中收集最后部分的产物通常降低所观察的产物纯度，因为该部分产物实际上具有更低的纯度。这一结果基于现有技术或常规的条件变化吸附实验过程中收集的观察纯度(Po)数据不明显。优选地，实践的方法能够在最大瞬间纯度(Pi)的点收集产物，其测定可由本领域技术人员通过常规的优化技术进行。
实施例4
PPSA工艺可以通过计算机模拟进行模仿。本实施例中使用的模型由实施例2中所述条件下的吸附材料的单床组成。作为模拟的一部分，吸附床沿着其长度细分为被假定为混合充分的十等分区域。每个区域包含被独立模仿的固体吸附剂和空隙。模型吸附剂可以吸附乙基苯和所有的二甲苯异构体，但是吸附和解吸的速率取决于芳香烃分子的结构。对二甲苯和乙基苯都被迅速地吸附，因此被认为是单一组分。间二甲苯和邻二甲苯的吸附慢得多，因此被认为是单独的单一组分。对于这些单独组分的每个，通过使用吸附等温线和线性驱动力近似法使空隙和吸附剂之间的质量传送率拟合于试验数据。随着模拟的进展，流入床顶部和底部的物流被互换以模拟PPSA循环的各个阶段。
图7表示在总压恒定、循环分压吹扫操作下操作一个吸附剂床的累积物料、流出物瞬间纯度(Pi)和流出物组成。在大约128秒，床进入解吸阶段(如D1、D2等)。在这个时候不允许进料，如恒定的累积物料曲线所示。在大约150秒，流出物的对二甲苯和乙基苯纯度达到峰值。其后，对二甲苯和乙基苯纯度下降。随着解吸阶段的进展，物流的烃含量迅速地降低。在大约254秒，再次启动烃物料进行吸附阶段(A1)。此时，随着对二甲苯和乙基苯被吸附，流出物流变得更富含间二甲苯和邻二甲苯。在大约382秒，随着循环操作的持续，床再进入解吸。
在吸附阶段(A1)过程中，离开床顶部的组合物包含比物料基本更少量的对二甲苯和乙基苯，在本实施例中，对二甲苯和乙基苯级分为0.278。然而，当将氢气吹扫气进料到床顶部时，离开床底部的对二甲苯和乙基苯组合物增加并在吸附阶段(A1)开始之前朝最大纯度前进(如图7中所示)。
优选地，产物具有最高可能的纯度，并通常最优选为大于约65重量％的对二甲苯和乙基苯。规定在约140到220秒之间的吹扫流出物(图7)作为本模拟的产物可得到具有最高可能纯度的大部分物质。这相当于实施例2和3的D2解吸阶段，和上述两床、三床、和四床PPSA系统中的D2解吸阶段。在约140秒之前得到的流出物具有显著更低的纯度，其可被直接循环到物料，以增加总的对二甲苯回收率。这相当于实施例2和中所述的D1解吸阶段，和上述两床、三床、和四床PPSA系统中的D1解吸阶段。在约220秒之后得到的流出物仍然具有比物料更高的纯度，但二甲苯的分压低(烃级分低)。这部分馏出物也可循环到物料，以增加总的对二甲苯回收率并改善与异构化反应器的整合。这相当于三床和四床PPSA系统的如上所述的D3解吸阶段。
主要包含间二甲苯和邻二甲苯的提余液以约0.3的烃级分离开PPSA系统，其相当于氢气∶烃(H2∶HC)比为约2.3。适用于物料到异构化反应器的比为约0.1到约10。因此，这里得到的2.3比落入可接受的范围内。可以通过在约220秒的时间段和下一个吸附阶段开始(如D3解吸阶段过程中)之间调节吹扫气流速而控制间二甲苯和邻二甲苯产物的H2∶HC比例。因此，可以加热间二甲苯和邻二甲苯PPSA提余液并直接进料到异构化反应器中，而无需后续加工步骤(如加压)和不加入或除去任何物质。在这种情况下，不需要另外的加压设备，并且因为对二甲苯和乙基苯回收率高(约87重量％)，可能在异构化反应器中实现增加的收率。
给出前述说明书只是为了清楚地理解，而不应理解为局限性的，本发明范围内的改进对于本领域技术人员是显而易见的。

Claims (22)

1.包括以下步骤的方法：
(a)在总压基本不减少的条件下使包括二甲苯异构体和乙基苯的气体混合物与对二甲苯选择性吸附剂接触，以获得贫对二甲苯的提余液和包括富对二甲苯的产物的解吸流出物；和
(b)将至少一部分贫对二甲苯的提余液异构化。
2.权利要求1的方法，其中步骤(b)另外包括在压力等于或小于基本不减少的总压的条件下将贫对二甲苯的提余液异构化。
3.权利要求1的方法，其中二甲苯异构体和乙基苯的分压的总和小于基本不减少的总压。
4.权利要求1的方法，另外包括在接触步骤(a)过程中将对混合物为非反应性的非吸附性气体与混合物结合使用。
5.权利要求4的方法，其中气体存在的量足以确保基本不减少的总压等于或大于异构化步骤的压力，同时保持二甲苯异构体和乙基苯的分压等于或低于二甲苯异构体和乙基苯各自的凝结压。
6.包括以下步骤的方法：
(a)在第一压力下使包括二甲苯异构体和乙基苯的混合物与对二甲苯选择性吸附剂接触，以获得贫对二甲苯的提余液和包括富对二甲苯的产物的解吸流出物；和
(b)在第二压力下将至少一部分贫对二甲苯的提余液异构化，
其中第一压力等于或大于第二压力。
7.权利要求5的方法，其中第一压力大于第二压力。
8.权利要求5的方法，其中二甲苯异构体和乙基苯的分压的总和小于第一压力。
9.权利要求5的方法，另外包括在接触步骤(a)过程中将对混合物为非反应性的非吸附性气体与混合物结合使用。
10.权利要求9的方法，其中气体存在的量足以保持二甲苯异构体和乙基苯的分压等于或低于二甲苯异构体和乙基苯各自的凝结压。
11.权利要求5的方法，其中第一压力为基本不减少的压力。
12.包括以下步骤的方法：
(a)使包括二甲苯异构体、乙基苯和非吸附性非反应性气体的混合物与对二甲苯选择性吸附剂接触，以获得贫对二甲苯的提余液和包括富对二甲苯的产物的解吸流出物；和
(b)将至少一部分贫对二甲苯的提余液异构化，
其中气体存在的量足以确保提余液压力等于或大于异构化步骤的压力，同时保持二甲苯异构体和乙基苯的分压等于或低于二甲苯异构体和乙基苯各自的凝结压。
13.权利要求12的方法，其中气体存在的量足以确保提余液压力大于异构化步骤的压力。
14.包括以下步骤的方法：
(a)使包括二甲苯异构体和乙基苯的气体混合物与对二甲苯选择性吸附剂接触，以获得贫对二甲苯的提余液和包括富对二甲苯的产物的解吸流出物；和
(b)将至少一部分贫对二甲苯的提余液异构化，
其中二甲苯异构体和乙基苯的分压的总和小于混合物的总压。
15.权利要求14的方法，其中总压基本不减少。
16.权利要求14的方法，其中步骤(b)另外包括在压力等于或小于总压的条件下将贫对二甲苯的提余液异构化。
17.权利要求14的方法，另外包括在接触步骤(a)过程中将对混合物为非反应性的非吸附性气体与混合物结合使用。
18.权利要求17的方法，其中气体存在的量足以确保总压等于或大于异构化步骤的压力，同时保持二甲苯异构体和乙基苯的分压等于或低于二甲苯异构体和乙基苯各自的凝结压。
19.包括以下步骤的方法：
(a)使二甲苯异构体混合物和非吸附性气体接触对二甲苯选择性吸附剂，以获得包括基本不含对二甲苯的烃的贫对二甲苯的提余液和包括富对二甲苯的产物的解吸流出物；和
(b)将至少一部分贫对二甲苯的提余液异构化，
其中气体在接触步骤(a)过程中对混合物为非反应性的，并且气体存在的量足以提供贫对二甲苯的提余液中气体对烃的摩尔比为约0.1∶1到约10∶1。
20.权利要求5、12、和19中任一项的方法，其中接触步骤(a)中的混合物为气体混合物。
21.权利要求12和19中任一项的方法，其中接触步骤(a)在基本不减少的压力下进行。
22.权利要求19的方法，其中气体存在的量足以确保提余液压力等于或大于异构化步骤的压力，同时保持二甲苯异构体和乙基苯的分压等于或低于二甲苯异构体和乙基苯各自的凝结压。
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