FR2844790A1 - Procede de coproduction de paraxylene et de styrene - Google Patents
Procede de coproduction de paraxylene et de styrene Download PDFInfo
- Publication number
- FR2844790A1 FR2844790A1 FR0211700A FR0211700A FR2844790A1 FR 2844790 A1 FR2844790 A1 FR 2844790A1 FR 0211700 A FR0211700 A FR 0211700A FR 0211700 A FR0211700 A FR 0211700A FR 2844790 A1 FR2844790 A1 FR 2844790A1
- Authority
- FR
- France
- Prior art keywords
- ethylbenzene
- column
- styrene
- raffinate
- orthoxylene
- Prior art date
- Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
- Granted
Links
Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G65/00—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only
- C10G65/02—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only plural serial stages only
- C10G65/12—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only plural serial stages only including cracking steps and other hydrotreatment steps
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
- C07C7/12—Purification; Separation; Use of additives by adsorption, i.e. purification or separation of hydrocarbons with the aid of solids, e.g. with ion-exchangers
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C5/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing the same number of carbon atoms
- C07C5/32—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing the same number of carbon atoms by dehydrogenation with formation of free hydrogen
- C07C5/327—Formation of non-aromatic carbon-to-carbon double bonds only
- C07C5/333—Catalytic processes
- C07C5/3332—Catalytic processes with metal oxides or metal sulfides
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
- C07C7/12—Purification; Separation; Use of additives by adsorption, i.e. purification or separation of hydrocarbons with the aid of solids, e.g. with ion-exchangers
- C07C7/13—Purification; Separation; Use of additives by adsorption, i.e. purification or separation of hydrocarbons with the aid of solids, e.g. with ion-exchangers by molecular-sieve technique
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C2523/00—Catalysts comprising metals or metal oxides or hydroxides, not provided for in group C07C2521/00
- C07C2523/14—Catalysts comprising metals or metal oxides or hydroxides, not provided for in group C07C2521/00 of germanium, tin or lead
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C2523/00—Catalysts comprising metals or metal oxides or hydroxides, not provided for in group C07C2521/00
- C07C2523/70—Catalysts comprising metals or metal oxides or hydroxides, not provided for in group C07C2521/00 of the iron group metals or copper
- C07C2523/76—Catalysts comprising metals or metal oxides or hydroxides, not provided for in group C07C2521/00 of the iron group metals or copper combined with metals, oxides or hydroxides provided for in groups C07C2523/02 - C07C2523/36
- C07C2523/84—Catalysts comprising metals or metal oxides or hydroxides, not provided for in group C07C2521/00 of the iron group metals or copper combined with metals, oxides or hydroxides provided for in groups C07C2523/02 - C07C2523/36 with arsenic, antimony, bismuth, vanadium, niobium, tantalum, polonium, chromium, molybdenum, tungsten, manganese, technetium or rhenium
- C07C2523/85—Chromium, molybdenum or tungsten
- C07C2523/86—Chromium
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
- Engineering & Computer Science (AREA)
- Analytical Chemistry (AREA)
- Water Supply & Treatment (AREA)
- Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
- General Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
Abstract
On décrit un procédé de coproduction de paraxylène et de styrène à partir d'une charge (1) d'hydrocarbures contenant des xylènes et de l'éthylbenzène, le procédé comprenant la succession d'étapes suivantes :- une étape de séparation de la charge en lit mobile simulé dans une colonne d'adsorption (6) contenant des lits d'un adsorbant, de laquelle on soutire un extrait riche en para xylène (7a) à au moins 99,7% de pureté, et au moins un raffinat (7b) contenant l'éthylbenzène, l'orthoxylène, le métaxylène et le paraxylène en très faible quantité.- une étape de déshydrogénation (10) de l'éthylbenzène contenu dans le raffinat (7b), en styrène,- au moins une étape de séparation primaire du flux (11) issu de l'étape de déshydrogénation (10), permettant d'éliminer les sous-produits,- une étape de séparation du mélange purifié (18) issu du flux (11), contenant du styrène, de l'éthylbenzène non converti, du métaxylène et de l'orthoxylène, de laquelle on soutire un flux riche en styrène (21 a) à au moins 99,8% de pureté et un flux (21b) contenant l'éthylbenzène non converti, le métaxylène, et l'orthoxylène,- et une étape d'isomérisation du flux (21b), l'effluent étant recyclé à la colonne d'adsorption (6).
Description
Arrière Plan technologique: L'invention concerne un procédé de
coproduction de paraxylène et de styrène à un haut niveau de pureté à partir d'un flux contenant principalement des composés aromatiques à huit atomes de carbone. La production de paraxylène de haute pureté par séparation par adsorption est bien connue de l'art antérieur. Le marché du paraxylène s'est largement développé, ses débouchés étant principalement les productions d'acide téréphtalique, d'anhydride phtalique et de résines polyéthylène téréphtalate. L'arrière plan technologique 10 décrivant la production de paraxylène à très haute pureté est illustré dans le brevet
EP-A-531 191 de la Demanderesse.
Par ailleurs, le marché du styrène s'est également largement développé puisque le styrène est utilisé comme monomère pour la synthèse du polystyrène (PS), et comme copolymère dans les synthèses de 1' acrylonitrile-butadiène-styrène (ABS) et 15 du styrène-butadiène (SBR).
La production et la purification du styrène à un niveau de pureté, conforme aux spécifications du marché (> 99,8 %), fait l'objet de plusieurs brevets. La majorité d'entre eux font état de procédés en trois étapes: - Une étape d'alkylation de l'éthylène sur le benzène afin de produire 20 l'éthylbenzène, - Une étape de déshydrogénation de l'éthylbenzène en styrène - Une étape de purification du produit sortant de l'unité de déshydrogénation afin de produire un flux composé essentiellement de styrène pur, et un flux composé
essentiellement d'éthylbenzène qui est recyclé dans l'unité de déshydrogénation.
Le brevet US 6 031 143 présente une adaptation du schéma précédent dans lequel l'éthylène utilisé pour l'alkylation est coproduit avec le styrène dans l'unité de déshydrogénation à partir d'éthane, le dit éthylène étant ensuite séparé par distillation et recyclé à l'unité d'alkylation. L'étape de séparation est constituée d'un 30 système de distillation.
Le brevet WO 9718034 fait état d'un ensemble de catalyseurs capables de réaliser la
déshydrogénation d'alkyl aromatiques afin de produire des aromatiques insaturés.
En fait, l'étape de déshydrogénation et la variété des catalyseurs pouvant réaliser cette réaction sont bien connus. De nombreux efforts de recherche ont été faits pour rendre cette étape de déshydrogénation plus économique, le cot énergétique de la déshydrogénation, réaction endothermique, étant important. Ainsi, les brevets 5 US 4 628 136 (EP0226064) et US 4 774 378 (EP0238400) exposent des procédés
de production du styrène avec une adaptation importante de l'étape de déshydrogénation puisque cette dernière est conduite en présence de vapeur d'eau.
Dans le brevet US 4 628 136, le mélange de vapeur d'eau et d'éthylbenzène, qui entre avec de la vapeur d'eau pure dans le réacteur de déshydrogénation, est 10 successivement chauffé par récupération de la chaleur du condenseur de la colonne à distiller servant à séparer le styrène de l'éthylbenzène, puis par récupération de la
chaleur de l'effluent de la réaction de déshydrogénation.
Dans le brevet US 4 774 378, on expose un procédé comportant trois réacteurs de déshydrogénation, la vapeur d'eau servant d'abord à chauffer les effluents 15 réactionnels des deux derniers réacteurs avant d'être mélangée à l'éthylbenzène à
l'entrée du premier réacteur de déshydrogénation.
Parallèlement à ces procédés de base o l'on produit le styrène directement, il existe un certain nombre de brevets décrivant la récupération de styrène ou
d'éthylbenzène en tant que sous-produits formés au cours d'autres réactions.
Par exemple, le brevet US 5 877 385 présente plusieurs schémas de procédés d'extraction etiou de production et de purification du styrène contenu dans certains flux générés par le raffinage du pétrole, la pétrochimie (essences de pyrolyse) ou bien encore le traitement du gaz naturel. Ces flux contiennent directement le styrène
ou bien l'intermédiaire y conduisant c'est à dire l'éthylbenzène.
Les techniques de purification décrites sont diverses et s'étendent de la distillation simple, la distillation azéotropique ou extractive, l'extraction liquide-liquide, la formation de complexe chimique, la séparation membranaire à la combinaison de
plusieurs de ces techniques.
Une technique particulière de production de styrène est décrite dans le brevet US 5 30 877 385. Il s'agit d'un procédé de production de styrène à partir de la coupe C8 d'un reforming contenant l'éthylbenzène, l'ortho-, le méta- et le para-xylène et substantiellement exempt de styrène. Ce procédé comprend: - un splitter permettant de produire un flux de tête riche en éthylbenzène contenant une partie de méta- et de para-xylène et un flux de queue contenant l'orthoxylène et le complément en méta- et para-xylène; - le dit flux de tête est ensuite envoyé dans une unité de déshydrogénation permettant de convertir au moins une partie de l'éthylbenzène en styrène; - le flux sortant de l'unité de déshydrogénation est alors envoyé dans un ensemble
d'unités de purification du styrène comprenant une colonne de distillation extractive mise en oeuvre avec un solvant, de préférence choisi parmi l'eau ou le sulfolane, une étape de stripping permettant de récupérer le dit solvant, et une 10 colonne de purification du styrène.
Ce brevet est centré sur la production de styrène à haute pureté, mais ne décrit
aucune co-production de para xylène.
D'autres brevets plus spécifiques à la purification du styrène à partir de charges 15 d'hydrocarbures aromatiques en C8 ont été présentés dans l'art antérieur.
Un procédé d'extraction liquide-liquide est notamment décrit dans le brevet US 4 031 153. Ce brevet décrit une séparation du styrène des isomères du xylène (ortho, méta et para) et de l'éthylbenzène, contenus en mélange dans les essences de pyrolyse en sortie de vapocraqueur par exemple, en deux étapes: une première 20 étape comprenant deux fractionneurs (qui sont en fait des colonnes à distiller),
disposés en série, le premier permettant d'éliminer l'éthylbenzène, le para- et le méta-xylène en tête, l'orthoxylène et le styrène étant soutiré en fond, et le second permettant d'éliminer en fond les composés lourds à 9 atomes de carbone et plus; et une deuxième étape comprenant un extracteur liquide-liquide. le solvant employé 25 est le succinonitrile qui est ensuite récupéré au cours d'une étape de stripping.
D'autres techniques de purification du styrène par distillation extractive sont décrites dans les brevets US 4 959 128 et US 4 966 656. Ces techniques reposent sur
l'utilisation de composés plus ou moins complexes en tant qu'agent d'extraction.
Pour le brevet US 4 959 128 qui décrit la séparation du styrène de l'éthylbenzène, 30 citons les produits organiques nitrés tels que l'adiponitrile, le méthyl-glutaronitrile ou
encore le nitrobenzène.
Le brevet US 4 966 656 expose une technique de séparation du styrène de l'éthylbenzène ou de l'orthoxylène par distillation extractive ou azéotropique en utilisant des esters tels que l'isovalerate d'éthyl, le caproate de propyl, le propionate
de butyl ou bien le formate d'hexyle.
Le brevet US 6 096 941 décrit différents schémas de purification du flux issu d'une unité de déshydrogénation d'éthylbenzène. Il décrit également des innovations technologiques concernant les différentes colonnes à distiller (fond de colonne, distributeur de liquide). Bien que l'invention permette de réduire notablement les diamètres des colonnes, on note cependant que, quel que soit le schéma proposé, il 10 est nécessaire d'utiliser deux colonnes à distiller et le plus souvent trois (en plus de la première colonne du complexe de purification qui sert à la séparation du couple benzène/toluène du mélange styrène/éthylbenzène/xylènes). Toutes ces colonnes sont de plus opérées sous vide afin d'éviter toute polymérisation indésirable du styrène. Deux brevets japonais JP 02138137 et JP 03020229 exposent respectivement une séparation du styrène de la coupe C8 aromatique par adsorption sur un adsorbant zéolithique type faujasite, et un procédé de production du styrène comprenant une étape de distillation permettant d'obtenir de l'éthylbenzène à 80 % massique, une étape de déshydrogénation de l'éthylbenzène et une étape de séparation du styrène 20 par adsorption sur une faujasite, dopée par un cation métallique monovalent. Dans ces deux brevets, il n'est pas question d'une co-production de paraxylène à haut niveau de pureté, aucune information n'étant donnée sur la qualité des produits obtenus. Au vu de l'art antérieur, il n'existe donc pas à notre connaissance de technique 25 permettant de coproduire le paraxylène avec une pureté d'au moins 99,7 %, et du
styrène avec une pureté d'au moins 99,8 %. La présence très fréquente d'éthylbenzène dans la charge entrante dans une boucle de production de paraxylène permet de disposer de l'intermédiaire précédent immédiatement le styrène, c'est à dire l'éthylbenzène, lorsque le styrène est précisément produit par 30 déshydrogénation de l'éthylbenzène.
La présente invention a pour objet de montrer comment en intégrant la production de styrène à une boucle de production de paraxylène, on réalise une synergie très importante permettant de simplifier le schéma de fabrication du styrène, notamment parce que l'étape d'alkylation du benzène n'est plus nécessaire. Le procédé selon 5 l'invention permet également d'optimiser la marche de l'unité d'isomérisation des xylènes et de rendre plus aisée la marche de l'unité de séparation de paraxylène en
diminuant sensiblement la quantité d'éthylbenzène entrant.
Présentation sommaire de l'invention:
L'objet de l'invention est un nouveau procédé de coproduction de paraxylène et de styrène à très haut niveau de pureté, à partir d'une charge d'hydrocarbures contenant des hydrocarbures C8 aromatiques, de l'éthylbenzène et des hydrocarbures en C9 et C10. Le paraxylène est obtenu à une pureté d'au moins 15 99,7 % et le styrène est obtenu à une pureté d'au moins 99,8 %.
Le procédé est caractérisé par l'utilisation d'au moins une colonne chromatographique ou colonne d'adsorption travaillant en lit mobile simulé et permettant l'extraction du paraxylène, l'extraction du styrène pouvant être assurée par au moins une seconde colonne chromatographique, mais également par toute 20 autre technique choisie parmi la distillation simple, la distillation azéotropique ou extractive, l'extraction liquideliquide, la formation de complexe chimique, la séparation membranaire, la séparation par adsorption ou une combinaison
quelconque de plusieurs de ces techniques.
Dans la suite du texte, on décrit avantageusement le procédé dans une variante 25 caractérisée par le fait que la séparation du styrène est réalisée à l'aide d'au moins une colonne chromatographique travaillant en lit mobile simulé. On parlera d'étape pour désigner une ou un groupe d'opérations similaires effectuées sur un flux en un certain point du procédé. On décrira le procédé dans ses différentes étapes prises dans l'ordre d'écoulement des flux ou produits, et on parlera de première colonne de 30 séparation par adsorption pour désigner la colonne d'adsorption en lit mobile simulé de laquelle est extrait le paraxylène, et de deuxième colonne de séparation par adsorption pour désigner la colonne d'adsorption en lit mobile simulé de laquelle est extrait le styrène. Plus simplement, dans la suite du texte on parlera de première
colonne de séparation et de seconde colonne de séparation.
Plus généralement, I'invention concerne un procédé de coproduction de paraxylène 5 et de styrène à haute pureté, à partir d'une charge contenant des xylènes, de l'éthylbenzène et des hydrocarbures en C9-C10, le procédé comprenant successivement les étapes suivantes: - Une étape de distillation de la charge (1) réalisée dans une colonne de distillation (2), permettant de séparer les xylènes, d'o l'on soutire en tête un flux (3) 10 comprenant la majeure partie du métaxylène, du paraxylène, de l'éthylbenzène et au moins une partie de l'orthoxylène, et d'o l'on soutire en fond un flux (4)
contenant les hydrocarbures en C9-C10, et la partie restante de l'orthoxylène.
- Une étape d'adsorption du flux de tête (3) dans au moins une première colonne d'adsorption (6) fonctionnant en lit mobile simulé et contenant une pluralité de lits 15 d'un adsorbant, de préférence interconnectés en boucle fermée, et ayant une sélectivité différente pour le paraxylène, I'éthylbenzène, le métaxylène et l'orthoxylène, ladite colonne comprenant au moins quatre zones de fonctionnement: une zone 1 de désorption du paraxylène comprise entre l'injection d'un désorbant (5) et le prélèvement d'un extrait (7a), une zone 2 de 20 désorption de l'éthylbenzène, de l'orthoxylène et du métaxylène comprise entre le prélèvement de l'extrait (7a) et l'injection de la charge d'adsorption (3) , une zone 3 d'adsorption du paraxylène, comprise entre l'injection de la charge (3) et le soutirage d'un raffinat (7b) et une zone 4 comprise entre le soutirage de raffinat
(7b) et l'injection de désorbant (5).
- Une étape de distillation de l'extrait (7a) réalisée dans au moins une colonne de distillation (8a), on soutire de la colonne (8a) du paraxylène (9a) pur de préférence à au moins 99,7% de pureté, et on soutire de la colonne du désorbant
que l'on recycle au moins en partie dans la première colonne d'adsorption.
- Une étape de distillation du raffinat (7b) dans au moins une colonne de distillation 30 (8b) et l'on soutire de la colonne, d'une part du désorbant que l'on recycle en partie au moins dans la première colonne d'adsorption, et d'autre part un raffinat
distillé (9b) contenant du métaxylène, de l'orthoxylène et de l'éthylbenzène.
- Une étape de déshydrogénation du raffinat distillé comprenant l'éthylbenzène en un effluent contenant du styrène, du métaxylene, de l'orthoxylène, de l'éthylbenzène non converti et des sous produits, réalisée dans au moins une zone de déshydrogénation (10), au cours de laquelle au moins 50 % de l'éthylbenzène introduit est converti en styrène. - Au moins une étape d'élimination des sous-produits dans au moins une colonne à distiller afin de produire un mélange (18) contenant une majorité de styrène,
d'éthylbenzène, de métaxylène et d'orthoxylène.
- Une étape de séparation du mélange (18) et on soutire en sortie de la dite étape 10 un premier flux (23a) contenant du styrène à au moins 99,8% de pureté et un
deuxième flux (23b) contenant en majorité du métaxylène et de l'orthoxylène.
- Une étape d'isomérisation (24) du deuxième flux (23b), de préférence en phase
liquide, dans au moins une zone d'isomérisation (24), et l'on récupère du paraxylène (25), de l'orthoxylène et du métaxylène que l'on recycle en amont de 15 la colonne de distillation (2) de la charge.
L'invention sera mieux comprise au vu des figures parmi lesquelles - la figure 1 représente le schéma du procédé dans sa forme générale,
- la figure 2 représente une variante du schéma général dans laquelle on introduit 20 une nouvelle zone opératoire au niveau de la première colonne de séparation.
Plus précisément, I'invention concerne un procédé de coproduction de paraxylène et de styrène à partir d'une charge d'hydrocarbures contenant des xylènes, de l'éthylbenzène et des hydrocarbures en C9-C10, le procédé comprenant 25 successivement les étapes suivantes selon le schéma présenté sur la figure 1: - Une étape de distillation de la charge (1) réalisée dans une colonne de distillation (2), permettant de séparer les xylènes, d'o l'on soutire en tête un flux (3) comprenant la majeure partie du métaxylène, du paraxylène, de l'éthylbenzène et au moins une partie de l'orthoxylène, et d'o l'on soutire en fond un flux (4) 30 contenant les hydrocarbures en C9-C10, et la partie restante de 1' orthoxylène; - Une étape d'adsorption du mélange de tête (3) réalisée dans au moins une première colonne d'adsorption (6) fonctionnant en lit mobile simulé contenant une pluralité de lits d'un adsorbant, de préférence interconnectés en boucle fermée et ayant une sélectivité différente pour le paraxylène, l'éthylbenzène, le métaxylène et l'orthoxylène, ladite colonne comprenant au moins quatre zones délimitées d'une part par les injections du mélange (3) constituant la charge d'adsorption et 5 du désorbant (5), et d'autre part par les soutirages d'un extrait (7a) contenant du paraxylène, et d'au moins un raffinat (7b) contenant de l'éthylbenzène, de l'orthoxylène et du métaxylène. La zone 1 de désorption du paraxylène est comprise entre l'injection du désorbant (5) et le prélèvement de l'extrait (7a). La zone 2 de désorption de l'éthylbenzène, de l'orthoxylène et du métaxylène est 10 comprise entre le prélèvement de l'extrait (7a) et l'injection de la charge d'adsorption (3). La zone 3 d'adsorption du paraxylène, est comprise entre l'injection de la charge (3) et le soutirage du raffinat (7b). La zone 4 est comprise entre le soutirage de raffinat (7b) et l'injection de désorbant (5); - Une étape de séparation des flux (7a) et (7b) réalisée au moyen de deux 15 colonnes de distillations (8a) et (8b) alimentées respectivement par les soutirages (7a) et (7b) et permettant d'éliminer sensiblement tout le désorbant en fond de colonne par exemple. On soutire en tête de la colonne (8a) du paraxylène (9a) à au moins 99,7% de pureté, et on soutire en tête de la colonne (8b) un raffinat distillé (9b) contenant du métaxylène, de l'orthoxylène, de l'éthylbenzène et un 20 peu de paraxylène. Le désorbant (5) est récupéré en fond des colonnes 8a et 8b
et est renvoyé dans la colonne d'adsorption (6).
- Une étape de déshydrogénation de l'éthylbenzène en styrène au cours de
laquelle au moins 50%, avantageusement au moins 65%, de l'éthylbenzène introduit par le flux (9b) est converti en styrène, réalisée dans un réacteur de 25 déshydrogénation (10).
- Une étape de séparation qui permet de traiter le flux (11), issu de l'étape de déshydrogénation précédente. Le flux (11) comprend une majorité de styrène, de l'éthylbenzène, du métaxylène, de l'orthoxylène, du paraxylène en très petite quantité, et d'autres sous-produits en très petite quantité tels que toluène, 30 benzène, éthylène, éthane, méthane et hydrogène. Cette étape de séparation est caractérisée par l'utilisation d'au moins une colonne à distiller. Par exemple, on refroidit le flux (11) dans un échangeur (12) et on envoie le flux (11) refroidi dans un séparateur (13) d'o sont extraits en fond les produits condensables (15), essentiellement du styrène, de l'éthylbenzène, du métaxylène, du paraxylène et de l'orthoxylène (avec de très faibles quantités de sous-produits benzène et toluène) et en tête les produits légers (14) (éthylène, éthane, méthane et 5 hydrogène). On sépare dans une colonne à distiller (16) les produits condensables (15) afin de récupérer en tête un flux (17) de benzène et toluène et en fond un flux (18) contenant une majorité de styrène, d'éthylbenzène, de
métaxylène, d'orthoxylène et de très petite quantité de para xylène.
- Une étape d'adsorption du mélange (18) réalisée par exemple dans au moins une 10 deuxième colonne chromatographique (20) travaillant en lit mobile simulé, contenant une pluralité de lits d'un adsorbant, de préférence interconnectés en boucle fermée et ayant une sélectivité différente pour le styrène, l'éthylbenzène, le métaxylène, I'orthoxylène et le paraxylène, ladite colonne (20) comprenant au moins quatre zones délimitées d'une part par des injections du mélange (18) et du 15 désorbant (19), et d'autre part par des soutirages d'un extrait (21a) contenant du styrène de pureté supérieure à 99,8 %, et d'un raffinat (21b) contenant de l'éthylbenzène, du métaxylène, de l'orthoxylène, du paraxylène et du styrène. La zone 1 de désorption du styrène est comprise entre l'injection du désorbant (19) et le prélèvement de l'extrait (21a). La zone 2 de désorption de l'éthylbenzène, 20 du métaxylène, de l'orthoxylène et du paraxylène est comprise entre le prélèvement de l'extrait (21a) et l'injection de la charge d'adsorption (18). La zone 3 d'adsorption du styrène est comprise entre l'injection de la charge (18) et le soutirage du raffinat (21b). La zone 4 de désorption est comprise entre le
soutirage de raffinat (21b) et l'injection de désorbant (19).
- Une étape de distillation de l'extrait (21a) et du raffinat (21b) réalisée dans deux colonnes de distillations (22a) et (22b) alimentées respectivement par les soutirages (21a) et (21b) de la colonne (20) et permettant d'éliminer sensiblement tout le désorbant (19) en fond de colonne par exemple. On soutire en tête de la colonne (22a) du styrène (23a) à au moins 99,8% de pureté et on soutire en tête 30 de la colonne (21b) un raffinat distillé (23b) contenant de l'éthylbenzène, du métaxylène, de l'orthoxylène et du paraxylène. Le désorbant (19) est récupéré en fond des colonnes (21a) et (21b) et est renvoyé dans la colonne d'adsorption (20). - Une étape d'isomérisation (24) du flux (23b) issu de la colonne (22b), réalisée de préférence en phase liquide, est alimentée par le flux (23b) de manière à 5 retransformer les xylènes présents dans le flux (23b) en un flux enrichi en paraxylène (25). Ce flux isomérisé (25) est recyclé en amont (ou en aval) de la
colonne de distillation(2) de la charge.
Les avantages du procédé selon l'invention sont les suivants: - La présence d'éthylbenzène dans la coupe C8 aromatique permet de disposer de
l'intermédiaire précédent directement le styrène au sens o la possibilité de transformer cet éthylbenzène en styrène par déshydrogénation permet de simplifier grandement l'obtention du styrène. Dans la plupart des procédés, le styrène monomère est produit à partir d'éthylbenzène lui même obtenu par 15 alkylation de l'éthylène sur le benzène.
- Le flux (23b) étant essentiellement composé de métaxylène et d'orthoxylène, l'isomérisation peut avantageusement être réalisée en phase liquide dans des conditions nettement plus douces qu'une isomérisation en phase gaz qui serait nécessitée par la présence d'éthylbenzène. En effet, la quantité d'éthylbenzène 20 n'excède pas en général plus de 10% poids de la charge d'isomérisation et de préférence atteint au plus 5% de la charge. A titre d'exemple, on donne les conditions opératoires suivantes (brevet français 2 792 632): température inférieure à 3000C, de préférence comprise entre 200 et 2600C, pression inférieure à 40 bars (1 bar = 0,1 MPa), de préférence comprise entre 20 et 30 25 bars, vitesse spatiale inférieure à 10 h-' et de préférence comprise entre 2 et 4 h1
et catalyseur de type ZSM5.
- Le flux isomérisé (25) est sensiblement exempt d'éthylbenzène et représente en général entre 60 % et 80 % massique du débit total entrant dans la colonne à distiller (2). La teneur moyenne en éthylbenzène se trouve donc largement 30 abaissée, et la séparation par lit mobile simulé dans l'unité d'adsorption (6) s'en
trouve donc facilitée.
l1 - La charge (1) d'alimentation du procédé peut avoir une teneur en alcanes linéaires et ramifiées et en naphtènes inférieure à 1%poids, et avantageusement une teneur en naphtènes inférieure à 0,3 %. La charge (1) d'alimentation du procédé contient en général entre 5 et 15 % poids d'éthylbenzène. Elle peut 5 provenir soit d'une unité de transalkylation de C7 et de C9 en xylènes, soit d'une unité de dismutation catalytique de toluène en benzène et xylènes soit d'une unité
d'isomérisation d'un fluide contenant de l'éthylbenzène.
Selon un autre mode de réalisation préférée illustré par la figure 2, on pourra 10 optionnellement utiliser une cinquième zone dans l'unité de séparation (6) en
soutirant un second raffinat (7c) entre le raffinat (7b) et l'injection de désorbant (5).
Ladite unité de séparation (6) est alors caractérisée par les zones de désorption préalablement explicitées, mais avantageusement par une zone 3A d'adsorption du paraxylène comprise entre l'injection de la charge et le soutirage du premier raffinat, 15 une zone 3B d'adsorption de l'éthylbenzène comprise entre le soutirage du premier raffinat et le soutirage du second raffinat, et une zone 4 comprise entre le soutirage
du second raffinat et l'injection de désorbant.
La colonne contient alors en général au moins 24 lits, dont au moins 3 lits dans la
zone 3B.
Le premier raffinat (7b) se trouve alors enrichi en éthylbenzène.
Il est distillé dans la colonne de distillation (8b) afin d'en éliminer sensiblement tout le désorbant en fond de colonne par exemple. Le flux (9b) soutiré en tête est ensuite envoyé vers l'unité de déshydrogénation (10). Ledit second raffinat (7c) est distillé dans une colonne (8c) afin d'éliminer sensiblement tout le désorbant, le flux 25 soutiré en tête (9c) de la colonne (8c) étant sensiblement exempt d'éthylbenzène.
Ledit flux (9c) est ensuite dirigé vers l'unité d'isomérisation (24).
Ce mode de réalisation permet de réduire substantiellement la quantité de métaxylène et d'orthoxylène qui jouent le rôle d'inertes (sauf pour l'unité de séparation (20)), vis à vis des unités placées en aval, et augmentent inutilement la 30 taille des unités servant à la fabrication et à la purification du styrène. De plus, pour l'unité de séparation (20) du styrène des autres C8-aromatiques (xylènes et éthylbenzène), la diminution de la quantité de méta- et d'orthoxylène est bien évidemment un avantage puisqu'elle facilite la séparation et requiert moins de tamis pour obtenir un niveau de pureté donnée, ou, à quantité de tamis identique, permet
d'augmenter la productivité.
Selon un autre mode de réalisation, on peut prévoir une entrée additionnelle d'éthylbenzène provenant par exemple d'une unité d'alkylation de l'éthylène sur le
benzène, dans le flux (9b) entrant dans l'unité de déshydrogénation (10).
Selon une autre caractéristique du procédé, l'adsorbant utilisé dans la première 10 étape de séparation réalisée dans la colonne (6), peut comprendre une zéolithe X échangée au baryum ou une zéolithe Y échangée au potassium, ou encore une
zéolithe Y échangée au baryum et au potassium.
Le désorbant préféré pour la première étape de séparation réalisée dans la colonne (6) est le paradiéthylbenzène. Cependant d'autres désorbants tels que le toluène, le 15 paradifluorobenzène ou des diéthylbenzènes en mélange peuvent également convenir.
Selon une autre caractéristique de l'invention, le rapport volumique de désorbant sur charge dans la première étape d'adsorption, réalisée dans la colonne (6), peut être 20 compris entre 0,5 et 2,5, et de préférence sera compris entre 1,4 et 1,7.
Selon une autre caractéristique de l'invention, on peut opérer la première étape d'adsorption à une température généralement comprise entre 200C et 2500C, de préférence comprise entre 900C et 2100C, et de manière encore préférée comprise 25 entre 1600C et 2000C, et sous une pression comprise entre la pression de bulle des xylènes à la température opératoire choisie et 20 bar.
L'étape de déshydrogénation réalisée dans l'unité (10) pourra être réalisée avec les catalyseurs classiques utilisés pour la déshydrogénation de l'éthylbenzène. On 30 pourra utiliser n'importe quel réacteur de déshydrogénation sachant qu'on préférera une mise en oeuvre permettant la réduction de la consommation d'énergie en intégrant notamment l'énergie récupérée au niveau des effluents sortants (11) et/ou des distillations subséquentes tel que cela est mentionné dans les brevets US 4 628
136 et US 4 774 378 incorporés comme références.
La déshydrogénation de l'éthylbenzène est généralement opérée aux conditions suivantes: - température: entre 580 C et 6400C - pression: entre 0,4 bar et 1 bar - vitesse spatiale (débit volumique de réactif par volume de catalyseur): 100 à 1 000 h-1 - le catalyseur utilisé à titre d'exemple a la composition suivante, exprimée en % massique: - Cr2O3: 8 à 28% - SnO: 0,3 à 3,1% - d'un oxyde alcalin (par exemple de potassium): 0, 6 à 2,8% 15 - silice: 0,1 à 2,8% le reste étant constitué d'alumine
Selon un mode préféré de l'invention, on opérera la colonne à distiller (16) sous pression réduite, typiquement entre 0,25 bar et 0,35 bar, et de préférence entre 0,28 20 bar et 0,32 bar, afin de limiter les risques de polymérisation du styrène.
Selon une autre caractéristique du procédé, dans le cas de l'utilisation d'une méthode de séparation par adsorption pour la seconde colonne d'adsorption, l'adsorbant utilisé réalisé dans la colonne (20), peut comprendre une zéolithe X ou Y 25 échangée au sodium, au baryum, au potassium ou au lithium ainsi qu'au potassium et à l'argent. Cette colonne peut contenir au moins 16 lits dont au moins 5 lits dans la zone 2
Le désorbant préféré pour la seconde étape d'adsorption réalisée dans la colonne (20) est le toluène, les diéthylbenzènes ou le naphtalène ainsi que ces dérivés 30 alkyls.
Selon une autre caractéristique de l'invention, dans le cas de l'utilisation d'une méthode de séparation par adsorption pour la deuxième étape de séparation, le rapport volumique de désorbant sur charge dans la seconde étape de séparation
pourra être compris entre 0,5 et 3,0, et sera de préférence compris entre 1,4 et 2,0.
Selon une autre caractéristique de l'invention, on peut opérer la seconde étape d'adsorption à une température généralement comprise entre 200C et 2000C, de 5 préférence entre 500C et 1500C, et de manière encore préférée entre 600C et 10000, et sous une pression comprise entre la pression de bulle du mélange à la température opératoire choisie et 20 bars. Au cours de cette seconde étape de
séparation, on pourra éventuellement ajouter un inhibiteur de polymérisation.
Selon un mode préféré de l'invention, le raffinat (23b) issu de la seconde étape d'adsorption pourra avantageusement subir une hydrogénation douce avant son introduction dans l'unité de distillation (2) dans le but de saturer le groupe vinylique du styrène éventuellement présent, et ce afin d'éviter une pollution néfaste de la charge entrante dans l'unité de séparation (6). On pourra dans le cas o on ne 15 souhaite pas mettre en couvre ladite hydrogénation, opérer la colonne (2) de
manière à ce que le styrène sorte en fond.
Une autre variante peut consister à augmenter la taille de la colonne d'adsorption, pour une charge donnée, en particulier à introduire un lit de plus dans la zone 3 pour 20 adsorber plus de styrène et obtenir un meilleur rendement en styrène. De ce fait, le
raffinat de cette colonne ne contient sensiblement plus de styrène.
L'étape d'isomérisation (24), bien que pouvant être réalisée en phase gaz, sera avantageusement réalisée en phase liquide du fait de la faible quantité 25 d'éthylbenzène, qui sera en règle générale au plus égale à 10% poids et de
préférence au plus égale à 5% poids de la charge d'isomérisation.
L'isomérisation en phase liquide pourra être réalisée dans les conditions suivantes (brevet français 2 792 632): température inférieure à 3000C, de préférence comprise entre 200 et 2600C, pression inférieure à 40 bars, de préférence comprise 30 entre 20 et 30 bars, vitesse spatiale inférieure à 10 h-1 et de préférence comprise
entre 2 et 4 h-1. Le catalyseur sera zéolithique, par exemple de type ZSM5.
A titre de comparaison, on rappelle qu'une isomérisation en phase gaz d'un effluent contenant de l'éthylbenzène est réalisée dans des conditions plus sévères (brevet français 2 792 632), à savoir: température supérieure à 3000C et de préférence comprise entre 3600C à 4800C, pression inférieure à 25 bars et de préférence 5 comprise entre 5 à 8 bars, vitesse spatiale inférieure à 10 h-1 et de préférence comprise entre 0,5 et 6 h-1, rapport molaire hydrogène sur hydrocarbure inférieur à
et de préférence compris entre 3 et 6.
Selon une autre caractéristique du procédé, on peut procéder à la purification par 10 cristallisation de l'extrait issu de la première colonne de séparation (6) préalablement débarrassé du désorbant par la distillation (8a). Cette cristallisation sera préférentiellement conduite entre +100C et -30oC comme décrit dans les brevets
EP-A-531 191 et EP-A-800 499, en une ou plusieurs étapes.
La liqueur mère issue de la cristallisation peut alors être recyclée au niveau de 15 l'alimentation de la colonne d'adsorption en lit mobile simulé (6) de la première zone
de séparation. Le solvant de lavage du gâteau de cristaux de paraxylène peut être recyclé à l'alimentation de la colonne d'adsorption en lit mobile simulé (6). Le solvant de lavage des cristaux est par exemple choisi parmi les solvants suivants: npentane, eau, paraxylène purifié ou toluène.
Selon une autre caractéristique du procédé, la colonne chromatographique (6) peut produire du paraxylène, non pas à au moins 99,7% de pureté avec une faible
productivité, mais à au moins 50% de pureté avec une productivité élevée.
On peut envoyer l'extrait ainsi produit débarrassé du désorbant dans au moins une 25 zone de cristallisation pour délivrer des cristaux de paraxylène et une liqueur mère.
Les cristaux de paraxylène sont séparés de la liqueur mère, éventuellement remis en suspension, lavés et récupérés, et la liqueur mère est recyclée au moins en
partie dans la colonne d'adsorption (6).
La cristallisation et les diverses étapes de séparation de la liqueur mère et de 30 purification du paraxylène sont par exemple décrits dans les brevets US 6 147 272
et US 6 111 161 de la Demanderesse.
Les cristaux formés peuvent être lavés par des solvants de lavage appropriés, le produit de très haute pureté est récupéré et la liqueur de lavage en résultant, qui
comporte les impuretés, peut être recyclée dans la zone de remise en suspension.
On maximise de ce fait la productivité de l'unité d'adsorption en relâchant les 5 contraintes de pureté sur le paraxylène issu de l'unité d'adsorption, et en assurant la pureté finale du produit par au moins une étape de cristallisation, cette pureté étant
d'au moins 99,7 % et de préférence au moins 99,9 %.
On minimise par ailleurs les cots opératoires de l'unité d'adsorption parce qu'on peut opérer avec un nombre de lits et un taux de solvant réduits. On peut en effet 10 travailler de préférence avec au plus 24 lits, et de manière préférée avec moins de
lits. Il est également possible de minimiser la quantité de désorbant en l'injectant dans la zone 1, et en injectant la charge dans la zone 3 de la colonne chromatographique dans un rapport volumétrique désorbant sur charge d'au plus 1,7, par exemple dans un rapport compris entre 0,7 et 1, 5 et de manière 15 avantageuse compris entre 1,0 et 1,3.
Selon une autre caractéristique du procédé on peut opérer la colonne à distiller (2) de telle façon qu'une partie au moins de l'orthoxylène soit soutirée en fond de colonne. On peut alors envoyer ce flux contenant des aromatiques à au moins 9 20 atomes de carbone et de l'orthoxylène vers une colonne à distiller de telle sorte que l'on soutire en tête un flux d'orthoxylène d'une pureté d'au moins 98,5%, et en pied un flux contenant des aromatiques à au moins 9 atomes de carbone et
éventuellement de l'orthoxylène.
Exemple 1:
L'invention est illustrée par l'exemple suivant donné à titre non limitatif et qui est
conforme au schéma de la figure 1.
Une charge ayant la composition du flux (1) à laquelle vient s'ajouter le flux (25) 30 provenant de l'isomérisation est envoyée dans une unité de séparation constituée d'une colonne à distiller (2) ayant 90 plateaux afin d'en éliminer sensiblement tous les aromatiques ayant plus de 8 atomes de carbone. Le flux (3) est ensuite envoyé dans la colonne d'adsorption (6) travaillant en contre courant simulé et qui possède 24 lits répartis comme suit: lits en zone 1, 9 lits en zone 2, 7 lits en zone 3 et 3 lits en zone 4. La colonne d'adsorption (6) travaille aux conditions opératoires suivantes: la température est 5 maintenue à 1750C et la pression à l'aspiration de la pompe de recyclage est maintenue à 10 bars. L'adsorbant utilisé est une zéolithe BaX hydratée. Le désorbant utilisé est du paradiéthylbenzène utilisé dans la proportion volumique
désorbant sur charge de 1,3.
On soutire de la colonne (6) un extrait (7a) et un raffinat (7b). L'extrait (7a) est 10 envoyé dans une colonne de distillation d'o est soutiré en tête le flux (9a) qui est constitué de paraxylène à 99,8 % poids de pureté. Le raffinat (7b) est envoyé dans une colonne de distillation d'o est soutiré en tête un flux (9b) contenant 7,06 %
poids d'éthylbenzène.
Ce flux d'éthylbenzène est envoyé dans une unité de déshydrogénation qui produit 15 un flux (18) contenant 4,64 % de styrène après condensation et distillation.
Les conditions opératoires de l'unité de déshydrogénation de l'éthylbenzène en
styrène sont les suivantes.
- température: 600 C - pression: 0,8 bar - vitesse spatiale (débit volumique de réactif par volume de catalyseur): 300 h-1 - le catalyseur utilisé a la composition suivante: - de Cr203: 13% - SnO: 1,5% - oxyde alcalin (par exemple de potassium): 1 % - silice: 1% le reste étant constitué d'alumine Les conditions opératoires de l'hydrogénation douce du raffinat (23b) sont les suivantes: - température: 20 à 200 C - pression: 1 à 10 bar - débit massique de charge par unité de masse de catalyseur: 0,1 à 10 kg / kg / h - type de catalyseur: comprenant au moins un support (alumine par exemple) et au moins un métal du groupe VIII de la table périodique des éléments. Le flux (18) est envoyé dans une colonne d'adsorption (20) travaillant en contre courant simulé et possédant 20 lits répartis comme suit: 4 lits en zone 1, 7 lits en zone 2, 5 lits en zone 3 et 4 lits en zone 4. La colonne d'adsorption travaille aux conditions opératoires suivantes: la température est maintenue à 1 000C et la 10 pression à l'aspiration de la pompe de recyclage est maintenue à 7 bar. L'adsorbant utilisé est une zéolithe NaY. Le désorbant utilisé est du 1,2-diméthylnaphtalène
utilisé dans la proportion volumique désorbant sur charge de 1,6.
On extrait de la colonne (20) un extrait (21 a) et un raffinat ( 21b). L'extrait (21a) est envoyé dans une unité de distillation (22a) d'o l'on soutire en tête un flux (23a) 15 contenant 99,8 % poids de styrène. Le raffinat (21b) est envoyé dans une unité de
distillation (22b) d'o l'on soutire en tête un flux (23b) envoyé dans une unité d'isomérisation qui est opérée en phase liquide à une vitesse spatiale égale à 10h-1.
La température est maintenue à 2000C et la pression à 25 bar. Le catalyseur est de type ZSM5. Le bilan matière simplifié est donné dans le tableau ci dessous dans 20 lequel les flux sont repérés par un numéro qui a la même signification que celui de la figure 1. La composition de chaque flux est donnée à partir des éléments suivants en pourcentage poids (tableau 1): Fraction de paraxylène: PX fraction de métaxylène: MX fraction d'ortoxylène: OX fraction d'éthylbenzène: EB fraction de non aromatiques: non Aro fraction d'aromatiques en Cg+: Cg+ fraction de styrène: styrène
Tableau 1
N flux Débit PX MX OX EB non Aro C9+ Styrène (g/h)
1 600,00 20,00 43,50 20,00 15,00 0,50 1,00 0,00
1644,48 23,283 50,445 23,283 1,99 0,00 1,00 0,00 3 2222,03 22,63 49,08 22, 63 5,52 0,13 0,00 0,00 9a 484,77 99,80 0,08 0,05 0,07 0,00 0,00 0,00 9b 1734,26 1,10 62,86 28,98 7,06 0,00 0,00 0,00 11 1734,26 1,10 62,86 28,98 1,33 0,00 0,00 4,58 18 1714,38 1,11 63,59 29,32 1,34 0,00 0,00 4,64 23a 76,31 0,005 0,10 0,06 0,035 0,00 0,00 99,80 23b 1644,48 1,16 66,29 30,56 1,99 0,00 0,00 0,00 ** composition après hydrogénation les conditions suivantes - température: 150 C - pression: 6 bar - débit massique de charge par - catalyseur: A1203
Ni: 0,3% poids.
douce du styrène restant dans le raffinat dans unité de masse de catalyseur: 1 h1
Exemple 2:
L'invention est illustrée aussi par l'exemple 2 donné à titre non limitatif et qui est conforme au schéma de la figure 2. Les numéros de flux apparaissant dans le tableau ci dessous ont la même signification que ceux apparaissant dans la figure 2. 15 Une charge ayant la composition du flux (1) à laquelle vient s'ajouter le flux (25) provenant de l'isomérisation est envoyée dans une unité de séparation constituée d'une colonne à distiller (2) ayant 90 plateaux afin d'en éliminer sensiblement tous les aromatiques ayant plus de 8 atomes de carbone. Le flux (3) est ensuite envoyé dans la colonne d'adsorption (6) travaillant en contre courant simulé et qui possède 20 24 lits répartis comme suit: 5 lits en zone 1, 9 lits en zone 2, 5 lits en zone 3A, 3 lits en zone 3B et 2 lits en zone 4. La colonne d'adsorption (6) travaille aux conditions opératoires suivantes: la température est maintenue à 1750C et la pression à l'aspiration de la pompe de recyclage est maintenue à 10 bar. L'adsorbant utilisé est une zéolithe BaX hydratée. Le désorbant utilisé est du paradiéthylbenzène utilisé
dans la proportion volumique désorbant sur charge de 1,5.
On soutire de la colonne (6) un extrait (7a), un raffinat (7b) et un second raffinat (7c). L'extrait (7a) est envoyé dans une colonne de distillation d'o est soutiré en tête le flux (9a) qui est constitué de paraxylène à 99,8 % poids de pureté. Le second raffinat (7c) est envoyé dans une colonne de distillation d'o est soutiré en tête un flux (9c) qui est renvoyé à l'isomérisation (24). Le raffinat (7b) est envoyé dans une 10 colonne de distillation d'o est soutiré en tête le flux (9b) qui contient notamment
7,42% d'éthylbenzène. Ce flux d'éthylbenzène est envoyé dans une unité de déshydrogénation qui produit (après des séparations des légers) un flux (18) contenant 4,88 % de styrène, le reste étant constitué de C8 aromatiques dont les concentrations sont données dans le tableau cidessous. La déshydrogénation est 15 opérée aux conditions de l'exemple 1.
Le flux (18) est envoyé dans une colonne d'adsorption (20) travaillant en contre courant simulé et possédant 20 lits répartis comme suit: 4 lits en zone 1, 7 lits en zone 2, 5 lits en zone 3 et 4 lits en zone 4. La colonne d'adsorption travaille aux conditions opératoires suivantes: la température est maintenue à 1200C et la 20 pression à l'aspiration de la pompe de recyclage est maintenue à 10 bar.
L'adsorbant utilisé est une zéolithe NaY. Le désorbant utilisé est du toluène utilisé
dans la proportion volumique désorbant sur charge de 1,6.
On extrait de la colonne (20) un extrait (21a) et un raffinat ( 21b). L'extrait (21a) est envoyé dans une unité de distillation (22a) d'o l'on soutire en tête un flux (23a) 25 contenant 99,8 % poids de styrène. Le raffinat (21b) est envoyé dans une unité de distillation (22b) d'o l'on soutire en tête un flux (23b) envoyé dans une unité d'isomérisation qui est opérée en phase liquide dans les conditions suivantes: la température est maintenue à 2000C et la pression à 25 bar. Le catalyseur est de
type ZSM5, avec VVH = 10 h-1.
Tableau 2
N flux Débit Fraction Fraction Fraction Fraction Fraction Fraction (g/h) PX MX OX EB C9+ Styrène
1 600,00 20,00 44,00 20,00 15,00 1,00 0,00
1643,18 24,39 52,42 21,85 1,35 0,00 0,00 3 2237,17 23,28 50,30 21,41 5,01 0,00 0,00 9a 506,10 99,80 0,13 0,056 0,014 0,00 0,00 9b 1492,30 0,96 64, 27 27,35 7,42 0,00 0,00 9c 238,77 0,54 69,36 29,52 0,58 0,00 0,00 18 1474, 31 0,97 65,05 27,69 1,41 0,00 4,88 23a 69,90 0,005 0,10 0,06 0,035 0,00 99,80 23b 1404,41 1,02 68,28 29,06 1,63 0,00 0,00
*cette composition est déterminée après hydrogénation du styrène restant dans le raffinat dans les conditions de l'exemple 1.
Claims (16)
1- Procédé de coproduction de paraxylène et de styrène à haute pureté, à partir d'une charge contenant des xylènes, de l'éthylbenzène et des hydrocarbures en C9-Cl 0, le procédé comprenant successivement les étapes suivantes: - Une étape de distillation de la charge (1) réalisée dans une colonne de distillation
(2), permettant de séparer les xylènes, d'o l'on soutire en tête un flux (3) comprenant la majeure partie du métaxylène, du paraxylène, de l'éthylbenzène et au moins une partie de l'orthoxylène, et d'o l'on soutire en fond un flux (4) 10 contenant les hydrocarbures en C9-C 10, et la partie restante de l'orthoxylène.
- Une étape d'adsorption du flux de tête (3) dans au moins une première colonne d'adsorption (6) fonctionnant en lit mobile simulé et contenant une pluralité de lits d'un adsorbant, de préférence interconnectés en boucle fermée, et ayant une sélectivité différente pour le paraxylène, I'éthylbenzène, le métaxylène et 15 I'orthoxylène, ladite colonne comprenant au moins quatre zones de fonctionnement; une zone 1 de désorption du paraxylène comprise entre l'injection d'un désorbant (5) et le prélèvement d'un extrait (7a), une zone 2 de désorption de l'éthylbenzène, de l'orthoxylène et du métaxylène comprise entre le prélèvement de l'extrait (7a) et l'injection de la charge d'adsorption (3) , une zone 20 3 d'adsorption du paraxylène, comprise entre l'injection de la charge (3) et le soutirage d'un raffinat (7b) et une zone 4 comprise entre le soutirage de raffinat
(7b) et l'injection de désorbant (5).
- Une étape de distillation de l'extrait (7a) réalisée dans au moins une colonne de distillation (8a), on soutire de la colonne (8a) du paraxylène (9a) pur, de 25 préférence à au moins 99,7% de pureté, et on soutire de la colonne du désorbant
que l'on recycle au moins en partie dans la première colonne d'adsorption.
- Une étape de distillation du raffinat (7b) dans au moins une colonne de distillation
(8b) et l'on soutire de la colonne, d'une part du désorbant que l'on recycle en partie au moins dans la première colonne d'adsorption, et d'autre part un raffinat 30 distillé (9b) contenant du métaxylène, de l'orthoxylène et de l'éthylbenzène.
- Une étape de déshydrogénation du raffinat distillé comprenant l'éthylbenzène en un effluent contenant du styrène, du métaxylene, de l'orthoxylène, de l'éthylbenzène non converti et des sous produits, réalisée dans au moins une zone de déshydrogénation (10), au cours de laquelle au moins 50 % de
l'éthylbenzène introduit est converti en styrène.
- Au moins une étape d'élimination des sous-produits dans au moins une colonne à 5 distiller afin de produire un mélange (18) contenant une majorité de styrène,
d'éthylbenzène, de métaxylène et d'orthoxylène.
- Une étape de séparation du mélange (18) et on soutire en sortie de la dite étape un premier flux (23a) contenant du styrène à au moins 99,8% de pureté et un
deuxième flux (23b) contenant en majorité du métaxylène et de l'orthoxylène.
- Une étape d'isomérisation (24) du deuxième flux (23b), de préférence en phase liquide, dans au moins une zone d'isomérisation (24), et l'on récupère du paraxylène (25), de l'orthoxylène et du métaxylène que l'on recycle en amont de
la colonne de distillation (2) de la charge.
2- Procédé selon la revendication 1 dans lequel l'étape de séparation du mélange (18) est réalisée dans au moins une seconde colonne d'adsorption (20) travaillant en lit mobile simulé, contenant une pluralité de lits d'un adsorbant, de préférence interconnectés en boucle fermée et ayant une sélectivité différente pour le styrène, I'éthylbenzène, le métaxylène et l'orthoxylène, ladite colonne (20) 20 comprenant au moins quatre zones chromatographiques: une zone 1 de désorption du styrène comprise entre l'injection d'un désorbant (19) et le prélèvement d'un extrait (21a); une zone 2 de désorption de l'éthylbenzène, du métaxylène et de l'orthoxylène comprise entre le prélèvement de l'extrait (21a) et l'injection d'une charge d'adsorption comprenant ledit mélange (18); une zone 3 25 d'adsorption du styrène comprise entre l'injection de la charge (18) et le soutirage d'un raffinat (21b), et une zone 4 comprise entre le soutirage de raffinat (21b) et
l'injection de désorbant (19).
3- Procédé selon l'une des revendications 1 à 2 dans lequel on distille l'extrait pour 30 en éliminer le désorbant, on distille le raffinat pour en éliminer le désorbant et le
désorbant récupéré est recyclé au moins en partie dans la seconde colonne d'adsorption.
4- Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 3, dans lequel la première
colonne d'adsorption (6) est opérée en cinq zones de fonctionnement, on soutire un premier raffinat (7b) enrichi en éthylbenzène et on soutire un second raffinat 5 (7c) entre le premier raffinat (7b) et l'injection de désorbant (5), ladite unité de séparation étant alors caractérisée par les zones de fonctionnement 1, 2, préalablement explicitées dans la revendication 1, une zone 3A d'adsorption du paraxylène comprise entre l'injection de la charge et le soutirage du premier raffinat, une zone 3B d'adsorption de l'éthylbenzène comprise entre le soutirage 10 du premier raffinat et le soutirage du second raffinat, une zone 4 comprise entre
le soutirage du second raffinat et l'injection de désorbant.
- Procédé selon la revendications 4 dans lequel le premier raffinat (7b) est distillé
dans une colonne à distiller (8b) afin d'en éliminer sensiblement tout le désorbant, 15 le premier raffinat distillé (9b) étant ensuite envoyé dans la zone de déshydrogénation (10), et le second raffinat (7c) étant ensuite distillé dans une colonne à distiller (8c) afin d'éliminer sensiblement tout le désorbant, le second raffinat distillé (9c) que l'on récupère sensiblement exempt d'éthylbenzène étant
ensuite dirigé vers la zone d'isomérisation (24).
6- Procédé selon l'une des revendications 1 à 5, dans lequel l'adsorbant utilisé dans
la première colonne d'adsorption est une zéolithe X échangée au baryum, ou une zéolithe Y échangée au potassium, ou une zéolithe Y échangée au baryum et au potassium.
7-Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 6 dans lequel l'adsorbant
utilisé dans la seconde colonne d'adsorption est une zéolithe X ou Y échangée au sodium ou au baryum ou au potassium ou au lithium ainsi qu'au potassium et à l'argent.
8- Procédé selon l'une des revendications 1 à 7, dans lequel le désorbant de la
première colonne d'adsorption est choisi dans le groupe formé par le paradiéthylbenzène, le toluène, le paradifluorobenzène et les diéthylbenzènes en mélange.
9- Procédé selon l'une quelconque des revendications 2 à 8 dans lequel le 5 désorbant de la deuxième colonne d'adsorption, est choisi dans le groupe formé
par le toluène, le naphtalène et ses dérivés alkylés.
- Procédé selon l'une des revendications 2 à 9, dans lequel le rapport
volumique de désorbant sur charge pour la première colonne d'adsorption est 10 compris entre 0,5 et 2,5, de préférence entre 1,4 et 1,7, et le rapport volumique de désorbant sur charge pour la seconde colonne d'adsorption par adsorption est
compris entre 0,5 et 3,0, de préférence entre 1,4 et 2,0.
11- Procédé selon l'une des revendications 1 à 10, dans lequel la première étape 15 d'adsorption est conduite à une température généralement comprise entre 200C
et 2500C, de préférence entre 90 C et 21 00C et de manière encore préférée entre 1600C et 2000C et sous une pression comprise entre la pression de bulle des
xylènes à la température opératoire et 20 bars.
12- Procédé selon l'une des revendications 2 à 11, dans lequel la seconde
colonne d'adsorption est conduite à une température comprise entre 200C et 2000C, de préférence entre 500C et 1500C, et de manière encore préférée entre 600C et 1000C, et sous une pression comprise entre la pression de bulle du
mélange à la température opératoire et 20 bars.
13- Procédé selon l'une des revendications 4 à 12 dans lequel la première
colonne d'adsorption contient au moins 24 lits, dont au moins 3 lits dans la zone 3B.
14- Procédé selon l'une des revendications 1 à 13 dans lequel la seconde
colonne d'adsorption contient au moins 16 lits, dont au moins 5 lits dans la zone 2.
- Procédé selon l'une des revendications 1 à 14, dans lequel la fraction (9a) est
enrichie en paraxylène à au moins 50% de pureté et est envoyée dans au moins une zone de cristallisation pour délivrer des cristaux de paraxylène et une liqueur 5 mère, les cristaux sont séparés de la liqueur mère, éventuellement remis en suspension, lavés et récupérés, et la liqueur mère est recyclée dans la première
colonne de séparation.
16- Procédé selon l'une des revendications 1 à 15, dans lequel on opère la colonne 10 à distiller (2) de telle façon qu'une partie au moins d'une fraction contenant de
l'orthoxylène soit soutirée en fond de colonne, on envoie ladite fraction contenant en outre des aromatiques à au moins 9 atomes de carbone vers une colonne à distiller de telle sorte que l'on soutire en tête un flux d'orthoxylène d'une pureté d'au moins 98,5%, et en pied un flux contenant des aromatiques à au moins 9 15 atomes de carbone et éventuellement de l'orthoxylène.
17- Procédé selon la revendication 1, dans lequel l'étape de séparation du mélange
(18) est choisie dans le groupe des techniques formé par la distillation, la distillation azéotropique, la distillation extractive, l'extraction liquide-liquide, la 20 formation de complexe chimique, la séparation membranaire et leur combinaison.
18- Procédé selon l'une des revendications 1 à 17, dans lequel le flux (23b) contient
en outre du styrène, on l'hydrogène dans une zone d'hydrogénation et on envoie
un effluent d'hydrogénation récupéré dans la zone d'isomérisation (24).
19- Procédé selon l'une des revendications 1 à 18, dans lequel le deuxième flux
(23b) contient au plus 10% poids d'éthylbenzène et de préférence au plus 5%
poids d'éthylbenzène.
Priority Applications (5)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| FR0211700A FR2844790B1 (fr) | 2002-09-20 | 2002-09-20 | Procede de coproduction de paraxylene et de styrene |
| CNB031255353A CN100506765C (zh) | 2002-09-20 | 2003-09-20 | 对二甲苯与苯乙烯的联产方法 |
| KR1020030065357A KR100977817B1 (ko) | 2002-09-20 | 2003-09-20 | 파라크실렌 및 스티렌의 동시 제조 방법 |
| JP2003329467A JP4521656B2 (ja) | 2002-09-20 | 2003-09-22 | パラキシレンおよびスチレンの同時生成法 |
| US10/666,523 US7592499B2 (en) | 2002-09-20 | 2003-09-22 | Process for co-producing para-xylene and styrene |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| FR0211700A FR2844790B1 (fr) | 2002-09-20 | 2002-09-20 | Procede de coproduction de paraxylene et de styrene |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| FR2844790A1 true FR2844790A1 (fr) | 2004-03-26 |
| FR2844790B1 FR2844790B1 (fr) | 2004-10-22 |
Family
ID=31970877
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| FR0211700A Expired - Fee Related FR2844790B1 (fr) | 2002-09-20 | 2002-09-20 | Procede de coproduction de paraxylene et de styrene |
Country Status (5)
| Country | Link |
|---|---|
| US (1) | US7592499B2 (fr) |
| JP (1) | JP4521656B2 (fr) |
| KR (1) | KR100977817B1 (fr) |
| CN (1) | CN100506765C (fr) |
| FR (1) | FR2844790B1 (fr) |
Cited By (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| EP1853535A2 (fr) * | 2005-02-25 | 2007-11-14 | Fina Technology, Inc. | Traitement de poisons de catalyseur d'alkylation avec deshydrogenation |
| FR2922547A1 (fr) * | 2007-10-18 | 2009-04-24 | Inst Francais Du Petrole | Procede de separation d'aromatiques en c8 avec recyclage limite |
| RU2491322C2 (ru) * | 2008-06-26 | 2013-08-27 | Юоп Ллк | Способ выделения п-ксилола из смеси c8 и c9-ароматических углеводородов и устройство для его осуществления |
| WO2020002142A1 (fr) * | 2018-06-29 | 2020-01-02 | Axens | Procede de production de paraxylene utilisant une etape en lit mobile simule, et une etape de fractionnement de deux fractions dans une colonnes de 2 coupes |
Families Citing this family (21)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| FR2862638B1 (fr) * | 2003-11-26 | 2005-12-30 | Inst Francais Du Petrole | Procede de production de paraxylene comprenant une etape d'adsorption et deux etapes d'isomerisation |
| CN100413830C (zh) * | 2005-08-15 | 2008-08-27 | 中国石油化工股份有限公司 | 用于乙苯脱氢制备苯乙烯的方法 |
| US7960600B2 (en) * | 2009-05-28 | 2011-06-14 | Uop Llc | Process for improved meta-xylene yield from C8 aromatics |
| FR2956037B1 (fr) * | 2010-02-11 | 2012-02-17 | Inst Francais Du Petrole | Procede et dispositif de separation en lit mobile simule comportant des lignes de derivation d'un lit sur deux avec debits de balayage controles lors des injections et des soutirages |
| US8697929B2 (en) | 2010-04-21 | 2014-04-15 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Xylene isomerization process and catalyst therefor |
| KR101530139B1 (ko) * | 2010-10-29 | 2015-06-18 | 엑손모빌 케미칼 패턴츠 인코포레이티드 | 정제된 자일렌 이성질체의 제조 방법 |
| FR2976501B1 (fr) * | 2011-06-16 | 2013-05-31 | IFP Energies Nouvelles | Procede et dispositif de separation chromatographique a contre-courant simule utilisant deux adsorbeurs en parallele pour la production optimisee de paraxylene. |
| FR2979252B1 (fr) * | 2011-08-26 | 2013-08-16 | IFP Energies Nouvelles | Procede et dispositif de production de paraxylene en contre-courant simule a grande flexibilite |
| IN2014DN09291A (fr) * | 2012-05-31 | 2015-07-10 | Exxonmobil Chem Patents Inc | |
| US9193645B2 (en) | 2012-08-31 | 2015-11-24 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Xylene isomerization process and catalyst therefor |
| US9469578B2 (en) | 2012-11-30 | 2016-10-18 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Energy efficient processes for xylenes production |
| US9309169B2 (en) | 2012-11-30 | 2016-04-12 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Process for the production of purified xylene isomers |
| US20140158521A1 (en) * | 2012-12-12 | 2014-06-12 | Uop Llc | Methods and apparatuses for separating desorbent from multiple streams |
| US9353024B2 (en) | 2013-02-06 | 2016-05-31 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Selective hydrogenation of styrene to ethylbenzene |
| WO2017172414A1 (fr) | 2016-03-31 | 2017-10-05 | Uop Llc | Procédés et appareils de recyclage de naphtène dans la production de produits aromatiques |
| EP3806971B1 (fr) * | 2018-07-20 | 2023-12-06 | SCG Chemicals Co., Ltd. | Procédé de séparation d'éthylbenzène à partir d'autres composés aromatiques en c8 |
| US20220289645A1 (en) | 2019-08-23 | 2022-09-15 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Processes for Isomerizing C8 Aromatic Hydrocarbons Using Serial Reactors |
| WO2021041021A1 (fr) | 2019-08-23 | 2021-03-04 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Procédés d'isomérisation d'hydrocarbures aromatiques en c8 |
| JP2022549944A (ja) * | 2019-09-29 | 2022-11-29 | 中国石油化工股▲ふん▼有限公司 | エチルベンゼンを含むＣ８芳香族化合物からｐ－キシレンおよびエチルベンゼンを製造する方法 |
| US10927057B1 (en) * | 2020-01-06 | 2021-02-23 | Uop Llc | Two bed liquid phase isomerization process |
| WO2021173238A1 (fr) * | 2020-02-27 | 2021-09-02 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Procédés de séparation de xylène utilisant un séparateur à membrane |
Citations (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| FR2693187A1 (fr) * | 1992-07-06 | 1994-01-07 | Inst Francais Du Petrole | Procédé de séparation du paraxylène dans des hydrocarbures aromatiques en C8 avec une adsorption à co-courant simulé et une cristallisation. |
| WO1997018034A1 (fr) * | 1995-11-15 | 1997-05-22 | China Petro-Chemical Corporation | Catalyseur pour la production d'alkyles aromatiques, et procede de production et utilisation desdits alkyles |
| US5877385A (en) * | 1996-05-21 | 1999-03-02 | Hfm International, Inc. | Process including extractive distillation and/or dehydrogenation to produce styrene from petroleum feedstock including ethyl-benzene/xylene mixtures |
| FR2795069A1 (fr) * | 1999-06-17 | 2000-12-22 | Inst Francais Du Petrole | Procede de coproduction et de separation d'ethylbenzene et de paraxylene |
Family Cites Families (8)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US3306942A (en) * | 1963-08-15 | 1967-02-28 | Monsanto Co | Dehydrogenation catalyst and process |
| US3813452A (en) * | 1972-10-20 | 1974-05-28 | Universal Oil Prod Co | Process for separating para-xylene |
| US4596655A (en) | 1983-08-17 | 1986-06-24 | The Dow Chemical Company | Process for separating an ethylenically unsaturated hydrocarbon from a hydrocarbon mixture |
| JP2626807B2 (ja) * | 1988-11-18 | 1997-07-02 | 千代田化工建設株式会社 | スチレンの分離方法 |
| JP2753587B2 (ja) * | 1989-06-16 | 1998-05-20 | 千代田化工建設株式会社 | エチルベンゼンを含む芳香族炭化水素混合物からのスチレンの製造方法 |
| US4966656A (en) | 1990-06-04 | 1990-10-30 | Lloyd Berg | Separation of styrene from ethyl benzene or o-xylene by azeotropic or extractive distillation with esters |
| TW200454B (fr) * | 1991-09-05 | 1993-02-21 | Inst Of France Petroleum | |
| FR2829758B1 (fr) * | 2001-09-20 | 2003-12-05 | Inst Francais Du Petrole | Procede de coproduction de paraxylene de metaxylene et/ou d'orthoxylene |
-
2002
- 2002-09-20 FR FR0211700A patent/FR2844790B1/fr not_active Expired - Fee Related
-
2003
- 2003-09-20 CN CNB031255353A patent/CN100506765C/zh not_active Expired - Fee Related
- 2003-09-20 KR KR1020030065357A patent/KR100977817B1/ko active IP Right Grant
- 2003-09-22 JP JP2003329467A patent/JP4521656B2/ja not_active Expired - Fee Related
- 2003-09-22 US US10/666,523 patent/US7592499B2/en not_active Expired - Fee Related
Patent Citations (5)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| FR2693187A1 (fr) * | 1992-07-06 | 1994-01-07 | Inst Francais Du Petrole | Procédé de séparation du paraxylène dans des hydrocarbures aromatiques en C8 avec une adsorption à co-courant simulé et une cristallisation. |
| WO1997018034A1 (fr) * | 1995-11-15 | 1997-05-22 | China Petro-Chemical Corporation | Catalyseur pour la production d'alkyles aromatiques, et procede de production et utilisation desdits alkyles |
| EP0956899A1 (fr) * | 1995-11-15 | 1999-11-17 | China Petro-Chemical Corporation | Catalyseur pour la production d'alkyles aromatiques, et procede de production et utilisation desdits alkyles |
| US5877385A (en) * | 1996-05-21 | 1999-03-02 | Hfm International, Inc. | Process including extractive distillation and/or dehydrogenation to produce styrene from petroleum feedstock including ethyl-benzene/xylene mixtures |
| FR2795069A1 (fr) * | 1999-06-17 | 2000-12-22 | Inst Francais Du Petrole | Procede de coproduction et de separation d'ethylbenzene et de paraxylene |
Cited By (8)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| EP1853535A2 (fr) * | 2005-02-25 | 2007-11-14 | Fina Technology, Inc. | Traitement de poisons de catalyseur d'alkylation avec deshydrogenation |
| EP1853535A4 (fr) * | 2005-02-25 | 2010-08-25 | Fina Technology | Traitement de poisons de catalyseur d'alkylation avec deshydrogenation |
| FR2922547A1 (fr) * | 2007-10-18 | 2009-04-24 | Inst Francais Du Petrole | Procede de separation d'aromatiques en c8 avec recyclage limite |
| US9227891B2 (en) | 2007-10-18 | 2016-01-05 | Ifp Bnergies Nouvelles | Process for separation of C8 aromatic compounds with limited recycling |
| RU2491322C2 (ru) * | 2008-06-26 | 2013-08-27 | Юоп Ллк | Способ выделения п-ксилола из смеси c8 и c9-ароматических углеводородов и устройство для его осуществления |
| WO2020002142A1 (fr) * | 2018-06-29 | 2020-01-02 | Axens | Procede de production de paraxylene utilisant une etape en lit mobile simule, et une etape de fractionnement de deux fractions dans une colonnes de 2 coupes |
| FR3083231A1 (fr) * | 2018-06-29 | 2020-01-03 | Axens | Procede de production de paraxylene utilisant une etape en lit mobile simule, et une etape de fractionnement de deux fractions |
| US11242302B2 (en) | 2018-06-29 | 2022-02-08 | Axens | Method for producing paraxylene using a simulated moving-bed step, and a step of fractionating two fractions in a two-section column |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| US20050038308A1 (en) | 2005-02-17 |
| FR2844790B1 (fr) | 2004-10-22 |
| US7592499B2 (en) | 2009-09-22 |
| JP4521656B2 (ja) | 2010-08-11 |
| KR100977817B1 (ko) | 2010-08-25 |
| CN1495149A (zh) | 2004-05-12 |
| CN100506765C (zh) | 2009-07-01 |
| JP2004115515A (ja) | 2004-04-15 |
| KR20040025871A (ko) | 2004-03-26 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| FR2844790A1 (fr) | Procede de coproduction de paraxylene et de styrene | |
| EP1689695B1 (fr) | Procede de production de paraxylene comprenant une etape d'adsorption et deux etapes d' isomerisation | |
| KR101048568B1 (ko) | 파라-크실렌의 생산방법 | |
| US5877385A (en) | Process including extractive distillation and/or dehydrogenation to produce styrene from petroleum feedstock including ethyl-benzene/xylene mixtures | |
| FR2739375A1 (fr) | Production de paraxylene a partir d'un effluent de dismutation paraselective du toluene par un procede de cristallisation associe a une adsorption en lit mobile simule | |
| US20170297976A1 (en) | Paraxylene Separation Process | |
| WO2016008653A1 (fr) | Procédé de production de paraxylène comprenant deux unités de séparation en lit mobile simulé et deux unités d'isomérisation dont l'une en phase gaz | |
| WO2016008654A1 (fr) | Procédé de production de paraxylène à haute pureté à partir d'une coupe xylène, procédé utilisant une unité de séparation en lit mobile simulé et deux unités d'isomérisation, l'une en phase gaz l'autre en phase liquide | |
| FR2795069A1 (fr) | Procede de coproduction et de separation d'ethylbenzene et de paraxylene | |
| WO2003035589A1 (fr) | Procede de dismutation selective de toluene et procede de dismutation et de transalkylation de toluene, et hydrocarbures aromatiques de c9 et c9+ | |
| KR20110066142A (ko) | 용융 결정화 분리 및 정제 공정 | |
| US10351491B2 (en) | Process for recovering paraxylene from at least two feedstreams containing xylene isomers | |
| FR2822820A1 (fr) | Procede de coproduction de paraxylene et de metaxylene comprenant deux etapes de separation | |
| JP7369542B2 (ja) | 芳香族化合物の逆転式分離のための方法およびデバイス | |
| WO2017102743A1 (fr) | Procede de production de butadiene a partir de butanediols | |
| KR102295374B1 (ko) | 선택량의 c9 방향족 화합물을 갖는 c8 방향족 화합물 스트림을 형성하는 장치 및 방법 | |
| KR102666617B1 (ko) | 모사 이동상에서의 단계 및 삼-분획 칼럼을 통한 분류의 단계를 사용하는 파라-자일렌의 생산 공정 | |
| FR2795405A1 (fr) | Production d'un isomere du xylene en trois etapes: separation, isomerisation avec un catalyseur a base de zeolithe euo et transalkylation avec recyclage des aromatiques en c10 | |
| CN112585106B (zh) | 用于制备高纯度对二甲苯和高纯度甲苯的方法 | |
| FR2681066A1 (fr) | Procede et dispositif de separation des paraxylenes dans une charge d'hydrocarbures aromatiques en c8. | |
| JP7117180B2 (ja) | トルエン塔なしでリフォメートからベンゼンを製造するための新規な方法のフロー図 | |
| FR3104572A1 (fr) | Conversion de composés aromatiques par alkylation de toluène par du CO et de benzène par l’éthanol pour production de paratolualdéhyde | |
| FR2777275A1 (fr) | Procede d'isomerisation des composes aromatiques a huit atomes de carbone utilisant un catalyseur contenant une zeolithe de type structural euo | |
| FR2833592A1 (fr) | Procede de coproduction de paraxylene et d'orthoxylene comprenant deux etapes de separation | |
| FR2693186A1 (fr) | Procédé de séparation du paraxylène dans des hydrocarbures aromatiques en C8 avec une adsorption à contre-courant simulé et une cristallisation. |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| CD | Change of name or company name | ||
| PLFP | Fee payment |
Year of fee payment: 15 |
|
| PLFP | Fee payment |
Year of fee payment: 16 |
|
| PLFP | Fee payment |
Year of fee payment: 17 |
|
| ST | Notification of lapse |
Effective date: 20200914 |