TW201835015A - 移除芳香族複合設備中進料處理單元之設計 - Google Patents

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派翠克 C 懷特喬奇
羅德里戈 J 羅伯
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Abstract

本發明提供用於生產對二甲苯之方法及裝置。該等方法包含向重組物分流器提供包含芳香族烴之重組物流，以提供重組物底部流及重組物頂部流。一部分該重組物底部流穿至對二甲苯分離單元以分離對二甲苯，其中該部分之該重組物底部流在無用於移除烯烴之中間步驟的情況下穿至該對二甲苯分離單元。

Description

移除芳香族複合設備中進料處理單元之設計
技術領域大體上係關於用於在芳香族複合設備中生產二甲苯異構體之裝置及方法。更明確而言，本發明係關於移除生產對二甲苯之芳香族複合設備中之烯烴移除單元。
最新的芳香族複合設備經設計以使苯及C8 芳香族異構體(對二甲苯、間二甲苯、乙基苯及鄰二甲苯)之產量達到最大。對二甲苯、間二甲苯及鄰二甲苯係在化學合成中尋找廣泛且不同之應用之重要中間物。在氧化時對二甲苯產生用於製造合成紡織纖維及樹脂之對苯二甲酸。間二甲苯用於製造塑化劑、偶氮染料、木材防腐劑等。鄰二甲苯係用於鄰苯二甲酸酐生產之原料。來自催化重組及其他來源之二甲苯異構體之分佈通常不匹配化學中間物之所尋求異構體的分佈，且因此生產器轉化原料以在芳香族複合設備中產生更多的所尋求異構體。 二甲苯之生產係以商業方式實踐於大規模設施中且具有高度競爭性。存在的問題不僅在於經由異構化、轉烷化及歧化中之一或多者將原料有效轉化成產物二甲苯，且亦在於針對此類設施之其他競爭性態樣，包括資金成本及能源成本。 先前技術芳香族複合設備流程圖已由Meyers於Handbook of Petroleum Refining Processes, 第2版, 1997, McGraw-Hill中揭示。 已為作為進料而饋至二甲苯生產設施之單環芳香族物提出了各種來源。最普遍的係石腦油餾分之催化重組及熱解，繼之以石腦油餾分之加氫處理。此等方法通常產生寬範圍之化學化合物，不僅包括所尋求之單環芳香族物，且亦包括多環芳香族物及烯烴。在二甲苯生產設施中多環芳香族物及烯烴通常係非所要雜質。其可對產物品質及方法效率具有負影響，諸如藉由需要額外方法步驟、減少催化劑壽命、降低產物穩定性及產生非所要產物色彩。多環芳香族物通常藉由自所需單環芳香族物蒸餾而移除。接著此等經移除多環芳香族物以任何適合之方式棄置，其通常作為燃料，且因此具有更小的價值。亦已知多環芳香族物可轉化成適用的單環芳香族物，諸如甲苯、二甲苯及C9 + 單環芳香族物。 進料至二甲苯生產設施內之各個製程單元之進料流的品質亦經指定以確保適當之效能。舉例而言，進料至芳香族複合設備之一些製程單元(包括對二甲苯分離單元)之流的烯烴內含物受到限制。因此，烯烴被識別為至存在於對二甲苯分離單元中之吸附劑之進料中的污染物，且習知實踐係使用各種烯烴移除方法諸如加氫處理、氫化、用黏土及/或分子篩處理及烯烴還原方法(ORP)將烯烴內含物降至可接受水準(進料指定極限)。舉例而言，烯烴通常藉由黏土處理自二甲苯生產設施原料及/或設施內之各個位置處之中間流移除。在黏土處理器中，烯烴轉化成可引起黏土結垢之寡聚物。操作黏土處理器之成本，包括用新鮮黏土再裝載該等黏土處理器及棄置有機污染之已用黏土，對二甲苯之商業規模生產器而言可為相當大的財務負擔。此外，黏土處理器會使烯烴烷化成芳環。因此，來自黏土處理器之流出物可含有具有C2 + 取代基之芳環，諸如乙基苯、丙基苯及甲基乙基苯。因此，用於生產苯、甲苯及二甲苯之芳香族原料的價值降低。 因此，期望提供一種改良且有成本效益之用於生產二甲苯異構體之方法及裝置。此外，其他所需之本發明標的物之特徵及特性將自與附圖及標的物之此先前技術結合的標的物之後續實施方式及所附申請專利範圍而變得顯而易見。
本文中所涵蓋之各種實施例係關於用於在芳香族複合設備中生產二甲苯異構體之裝置及方法。本文中所教示之例示性實施例說明對在一或多個存在於生產對二甲苯之芳香族複合設備中的方法單元之間的烯烴移除單元之移除。 根據另一例示性實施例，提供用於生產對二甲苯之方法，其包含將包含C8 芳香族異構體之萃餘物產物流引至異構化單元以提供異構化流出物，其中異構化流出物係在乙基苯(EB)異構化催化劑存在下生產。一部分異構化流出物穿至對二甲苯分離單元以分離對二甲苯，其中該部分在吸附條件下與吸附劑接觸以提供包含對二甲苯及萃餘物產物流之二甲苯提取物流，其中該部分之異構化流出物在無用於移除烯烴之中間步驟的情況下穿至對二甲苯分離單元。 根據另一例示性實施例，提供用於生產對二甲苯之方法，其包含向重組物分流器提供包含芳香族烴之重組物流，以提供包含C7 + 芳香族烴之重組物底部流及包含C7 - 芳香族烴之重組物頂部流。一部分重組物底部流穿至對二甲苯分離單元以分離對二甲苯，其中該部分在吸附條件下與吸附劑接觸以提供包含對二甲苯及萃餘物產物流之二甲苯提取物流，其中該部分之重組物底部流在無用於移除烯烴之中間步驟的情況下穿至對二甲苯分離單元。 根據又一例示性實施例，提供用於生產對二甲苯之方法，其包含將包含C8 芳香族異構體之萃餘物產物流引至異構化單元以提供異構化流出物，其中異構化流出物係在乙基苯(EB)異構化催化劑存在下生產。包含芳香族烴之重組物流穿至重組物分流器，以提供包含C7 + 芳香族烴之重組物底部流及包含C7 - 芳香族烴之重組物頂部流。一部分異構化流出物及一部分重組物底部流穿至對二甲苯分離單元，其中同分異構體流出物部分及重組物底部部分與吸附劑接觸以提供包含對二甲苯及萃餘物產物流之二甲苯提取物流，其中該部分之異構化流出物及該部分之重組物底部流在無用於移除烯烴之中間步驟的情況下穿至對二甲苯分離單元。 在考慮以下實施方式、附圖及所附申請專利範圍時，本發明之此等及其他特徵、態樣及優勢將變得更好理解。
優先權之陳述 本申請案主張2016年12月20日申請之美國申請案第62/436901號之優先權，其內容以全文引用的方式併入本文中。 定義 如本文所使用，術語「流」可包括各種烴分子及其他物質。 如本文所使用，術語「流」、「進料」、「產物」、「部分(part/portion)」可包括各種烴分子，諸如直鏈及分支鏈烷烴、環烷、烯烴、二烯烴及炔烴；及視情況選用之其他物質，諸如氣體，例如氫氣，或雜質諸如重金屬，以及硫及氮化合物。以上各者亦可包括芳香族及非芳香族烴。 如本文所使用，術語「頂部流」可意謂在諸如塔之容器之頂部處或附近抽取的流。 如本文所使用，術語「底部流」可意謂在諸如塔之容器之底部處或附近抽取的流。 烴分子可縮寫為C1 、C2 、C3 、Cn，其中「n」表示在一或多個烴分子中的碳原子數或該縮寫可用作用於例如非芳香族物或化合物之形容詞。類似地，芳香族化合物可縮寫為A6 、A7 、A8 、An，其中「n」表示在一或多個芳香族分子中的碳原子數。此外，上標「+」或「-」可結合一或多種烴之縮寫符號使用，例如C3 + 或C3 - ，其包括縮寫之一或多種烴。舉例而言，縮寫「C3 + 」意謂一或多個具有三個或更多個碳原子之烴分子。 如本文所使用，術語「區域」或「單元」可指包括一或多個設備項及/或一或多個子區域之區域。設備項可包括但不限於一或多個反應器或反應容器、分離容器、蒸餾塔、加熱器、交換器、管道、泵、壓縮器及控制器。另外，諸如反應器、乾燥器或容器之設備項可進一步包括一或多個區域或子區域。 術語「塔」意謂用於分離具不同揮發性之一或多種組分之一或多個蒸餾塔。除非另有指示，否則各塔在塔頂上包括冷凝器以將一部分頂部流冷凝並回流回塔頂及塔底處的再沸器，以將一部分底部流汽化並傳送回塔底。可預加熱進料至塔之進料。頂或頂部壓力係塔之蒸氣出口處之頂部蒸氣的壓力。底部溫度係液體底部出口溫度。除非另外顯示，否則頂部管線及底部管線係指來自至塔之任何回流物或再沸物之塔下游之淨管線。汽提塔在塔底省略再沸器且替代地自流化惰性介質諸如蒸汽提供加熱要求及分離動力。 如本文所使用，術語「富含」可意謂通常至少50莫耳%且較佳70莫耳%之量的化合物或呈流態種類的化合物。 如所描繪，圖式中之過程流程管線可互換地稱作例如管線、管道、進料、氣體、產物、排出物、部分(part/portion)或流。 術語「連通」意謂在所列舉之組分之間以操作方式准許材料流動。 術語「下游連通」意謂以下游連通方式流至主題之至少一部分材料可以操作方式自與其連通之目標流動。 術語「上游連通」意謂以上游連通方式自主題流動之至少一部分材料可以操作方式流至與其連通之目標。 術語「直接連通」意謂來自上游組分之流進入下游組分而不經受因物理分餾或化學轉化所致之組成變化。 術語「佔優勢地」意謂大部分，適合地至少50 mol%且較佳至少60mol%。 術語「穿過」意謂材料自管道或容器穿至目標。 術語「大部分」意謂適合地至少40 wt%且較佳至少50 wt%。 以下實施方式在本質上僅為例示性的，且並不意欲限制各種實施例或應用及其用途。此外，並不意欲受在前述先前技術或以下實施方式中所呈現之任何理論的束縛。此外，除非何處提及，否則包括在下文所描述之芳香族複合設備中之各個單元中的溫度、壓力、LHSV及催化劑之選擇的反應條件為一般熟習此項技術者已知之習知反應條件。各種實施例係針對用於在芳香族複合設備中生產C8 芳香族異構體產物之裝置及方法。用於在芳香族複合設備中生產對二甲苯產物之方法及裝置的一例示性實施例係參考如圖1中所顯示之方法及裝置100概述，該方法及裝置100說明根據一實施例之芳香族複合設備。方法及裝置100包括重組物分流塔104、芳香族重餾塔114、對二甲苯分離單元124、提取物塔130、二甲苯塔138、萃餘物塔144、異構化單元152、同分異構體汽提塔156、環烷分流塔164、提取蒸餾塔172、芳香族提取單元180、苯-甲苯(BT)塔190、轉烷化單元200、轉烷化汽提器204、穩定器212及重芳香族塔218。 根據如圖1中所顯示之一例示性實施例，包含芳香族烴之管線102中之重組物流可穿至重組物分流塔104。包含C7 - 芳香族烴之管線106中之重組物頂部流及包含C7 + 芳香族烴之管線108中之重組物底部流可自重組物分流塔104抽取。根據如所顯示之一本發明實施例，來自重組物分流塔106之頂部流可在接收器中冷凝且分離，其中一部分經冷凝液體回流回重組物分流塔104，以自管線106中之淨部分獲得重組物頂部流。此外，如所說明，重組物分流塔104可在塔底處包括再沸器，以將一部分重組物底部流汽化並傳送回塔底。一部分重組物底部流可穿至對二甲苯分離單元124以分離對二甲苯，此稍後詳細地描述。該部分之重組物底部流可在無用於移除烯烴之中間步驟的情況下穿至對二甲苯分離單元124。因此，不存在中間處理單元。根據如圖1中所顯示之一例示性實施例，管線108中之重組物底部流可穿至芳香族重餾塔114用於分離。通常，管線108中之重組物底部流穿過烯烴處理單元以處理殘餘烯烴污染物，之後穿至芳香族重餾塔114。烯烴處理單元之實例包括但不限於黏土處理器及烯烴還原製程(ORP)單元。根據如圖1中所顯示之一例示性實施例，管線108中之重組物底部流可在無用於移除烯烴之中間步驟的情況下直接穿至芳香族重餾塔114。因此，芳香族重餾塔114可與重組物分流塔104處於直接之下游連通。芳香族重餾塔114可進一步接收包含C8 + 芳香族烴之管線170中之環烷分流器底物流，及包含二甲苯之管線198中之苯甲苯(在下文中「BT」)塔底流。此外，芳香族重餾塔114可自稍後論述之二甲苯塔138接收管線142中之底物流中之C8 + 芳香族烴。包含C8 芳香族異構體之管線116中之淨頂部重餾塔流以及富含C9 及較重烷基芳香族烴之管線120中之淨底部重餾塔流可自芳香族重餾塔114抽取。 根據如所顯示之一例示性實施例，在自塔冷凝、閃蒸且回流一部分頂部流後，淨頂部重餾塔流可自芳香族重餾塔114之頂部回收。此外，如所說明，芳香族重餾塔114可在塔底處包括加熱器以將一部分底物流汽化並傳送回塔底。富含C9 及C10 烷基芳香族物之管線118中之重餾塔側取流亦可自芳香族重餾塔114抽取。根據如圖1中所顯示之一例示性實施例，管線118中之重餾塔側取流可穿至轉烷化單元200。 根據如圖1中所顯示之一例示性實施例，管線116中之淨頂部重餾塔流可與包含C8 芳香族異構體之管線168中之環烷分流器側取流組合，以在管線122中提供混合流。管線122中之混合流包括對二甲苯、間二甲苯、鄰二甲苯及乙基苯，且隨後可穿至對二甲苯分離單元124，以經由分離製程獲得所需之C8 芳香族異構體產物。混合流管線122可進一步包括來自異構化單元152之一部分異構化流出物，此稍後詳細地論述。根據如圖1中所顯示之一例示性實施例，在芳香族重餾塔114與對二甲苯分離單元124之間不存在中間烯烴處理步驟。根據另一例示性實施例，在異構化單元152與對二甲苯分離單元124之間不存在中間烯烴處理步驟。在對二甲苯分離單元124中，混合流在吸附條件下與吸附劑接觸。在一實施例中，吸附條件可包括小於175℃ (350°F)之吸附溫度。根據一例示性實施例，吸附劑可為包含平均結晶大小小於1.8微米之沸石X之無膠結吸附劑。在另一態樣中，平均微晶大小係500奈米至1.5微米。在一態樣中，吸附劑之離子可交換位點的至少95%與鋇或鋇及鉀之組合交換。根據一例示性實施例，無膠結吸附劑可包括由沸石X前驅體之轉化產生之沸石X的轉化部分。沸石X前驅體之實例包括但不限於高嶺黏土。可用於本發明之無膠結催化劑包括習知無膠結沸石催化劑，諸如揭示於以下中之彼等催化劑：美國專利第8283274號、美國專利第7812208號、美國專利第7820869號及美國專利公開案第20090326308號，其教示內容以引用之方式併入本文中。申請人已發現，當經歷烯烴時，此類無膠結吸附劑在容量及選擇性方面不受影響。對二甲苯分離單元之入口及出口之溴指數無變化，指示烯烴穿過吸附劑。因此，在各種實施例中，可移除存在於異構化單元152與對二甲苯分離單元124之間的典型的烯烴處理單元。在一態樣中，亦可移除放置在重組物分流器底部之下游之典型的烯烴處理單元。 根據如所論述之本發明實施例，分離製程較佳經由模擬移動吸附床(SMB)採用解吸附劑而操作，以在管線126中提供包含對二甲苯與用於本發明實施例之解吸附劑之混合物的對二甲苯提取物流。解吸附劑之實例包括且不限於甲苯及對二乙基苯。根據本發明實施例，將甲苯用作解吸附劑。管線126中之對二甲苯提取物流可穿至將對二甲苯與解吸附劑分離之提取物塔130。管線134中之對二甲苯流可自提取物塔130抽取而包含所需對二甲苯。此外，抽取管線136中之第一返回解吸附劑流，其隨後可再循環至對二甲苯分離單元124。在如圖1中所顯示之一態樣中，管線132中之解吸附劑拖曳流亦可自提取物塔130抽取。根據一例示性實施例，管線132中之解吸附劑拖曳流可主要包含C7 - 烴且可穿至BT塔190。根據另一例示性實施例，管線132中之解吸附劑拖曳流可穿至提取蒸餾塔172以回收額外C8 環烷。管線134中之對二甲苯流可穿至對二甲苯塔138，以分離管線140中之對二甲苯產物與作為管線142中之底物流獲得之較重烴，其隨後可再循環至芳香族重餾塔114。 包含C8 芳香族萃餘物與解吸附劑的非平衡混合物之管線128中之萃餘物流亦可自對二甲苯分離單元124抽取。管線128中之萃餘物流可穿至萃餘物塔144。根據如圖1中所顯示之一例示性實施例，亦可將來自BT塔190之管線196中之第二富甲苯流引至萃餘物塔144，其可充當按照本發明實施例在對二甲苯分離製程中用作解吸附劑之甲苯的補充。萃餘物塔144分離管線150中之萃餘物產物流(用於在異構化單元152中異構化)與管線146中之第二返回解吸附劑流。根據如圖1中所顯示之一例示性實施例，可合併管線136中之第一解吸附劑重餾物及管線146中之第二解吸附劑重餾物，以在管線148中提供合併之解吸附劑重餾物流，其隨後可穿至對二甲苯分離單元124。 將包含二甲苯異構體與乙基苯之非平衡混合物之管線150中之萃餘物產物流引至異構化單元152以在管線154中提供異構化流出物。根據如圖1中所顯示之一例示性實施例，來自提取蒸餾塔172之管線174中之再循環進料流(稍後論述)可再循環至異構化單元152。如所顯示，管線174中之再循環流可與管線150中之萃餘物產物流組合，以在管線176中提供組合流，其隨後可穿至異構化單元152。萃餘物產物流在反應器152中異構化，該反應器含有異構化催化劑以提供接近C8 芳香族異構體之平衡濃度之產物。根據用於生產對二甲苯之如所論述之本發明實施例，額外對二甲苯可藉由重新建立二甲苯異構體之平衡或近平衡分佈來生產。可用於本發明之異構化催化劑包括習知異構化催化劑，諸如揭示於美國專利第6740788號中之彼等催化劑，該專利之教示內容以引用之方式併入本文中。根據如所論述之一例示性實施例，異構化催化劑係乙基苯(下文「EB」)異構化催化劑。異構化流出物在管線154中自異構化單元152抽取。在使用乙基苯EB異構化催化劑之如所論述之本發明態樣中，乙基苯轉化成額外二甲苯經由C8 環烷中間物發生。同樣，在異構化製程中甲苯可作為副產物生產。因此，154中之異構化流出物可包括C8 環烷及甲苯。 一部分異構化流出物可穿至對二甲苯分離單元124以獲得對二甲苯。如上文所論述，該部分之異構化流出物可在無用於移除烯烴之中間步驟的情況下穿至對二甲苯分離單元124。因此，不存在中間處理單元。根據如圖1中所顯示之一例示性實施例，管線154中之異構化流出物可穿至同分異構體汽提塔156。通常，管線154中之異構化流出物穿過烯烴處理單元，以處理殘餘烯烴污染物，之後穿至同分異構體汽提塔156。烯烴處理單元之實例包括但不限於黏土處理器及烯烴還原製程(ORP)單元。根據如圖1中所顯示之一例示性實施例，管線154中之異構化流出物可在無用於移除烯烴之中間步驟的情況下直接穿至同分異構體汽提塔156。因此，同分異構體汽提塔156可與異構化單元152處於直接之下游連通。 在第一壓力下，同分異構體頂部管線160中之包含C6 - 烴之同分異構體汽提器頂部流(isomerate stripper overhead stream)及同分異構體底部管線162中之包含C8 環烷及甲苯之同分異構體汽提器底物流自同分異構體汽提塔156抽取。包含較輕餾分(end)之管線158中之汽態流亦可自同分異構體汽提塔156抽取且穿至排出氣體壓縮機及穩定器冷凝器。同分異構體底部管線162中之同分異構體汽提器底物流可穿至環烷分流塔164而用於進一步分離。因此，環烷分流塔164可與同分異構體底部管線162連通。在一態樣中，環烷分流塔164與同分異構體底部管線162處於直接之下游連通。在環烷分流塔164中在第二壓力下，包含C8 環烷及甲苯之管線166中之環烷分流器頂部流與包含C8 + 芳香族烴之管線170中之環烷分流器底物流分離。根據一例示性壓力，第二壓力大於第一壓力。因此，在一態樣中，環烷分流塔164在比同分異構體汽提塔156更高的壓力下操作。此外，亦抽取包含C8 芳香族異構體之管線168中之環烷分流器側取流，其隨後可穿至二甲苯分離單元124以供進一步處理，如上文所論述。根據各種實施例，管線166中之環烷分流器頂部流包含存在於異構化流出物中之大部分C8 環烷，且管線168中之環烷分流器側取流包含存在於異構化流出物中之大部分C8 芳香族異構體。 隨後，管線166中之環烷分流器頂部流可穿至提取蒸餾塔172。因此，提取蒸餾塔172可與環烷分流器頂部管線166連通。在一態樣中，提取蒸餾塔172可與環烷分流器頂部管線166處於直接之下游連通。提取蒸餾係用於分離具有幾乎相等之揮發性且具有幾乎相同之沸點的組分之混合物的技術。在提取蒸餾中，溶劑在待分離之含烴流體混合物之入口點上方引入主提取蒸餾塔中。不同於在較低溫度下沸騰之含烴流體組分，溶劑影響在較高溫度下沸騰之含烴流體組分的揮發性，足以促進各種含烴流體組分藉由蒸餾而分離，且此類溶劑與底部餾分一起離開。提取蒸餾塔172中之提取蒸餾製程在溶劑存在下發生，且自在提取物管線178中抽取之包含C7 芳香族烴及溶劑的提取物流來分離再循環管線174中之再循環進料流中之C8 環烷。適合之溶劑包括四氫噻吩1,1-二氧化物(或環丁碸)、NFM (N-甲醯基嗎啉)、NMP (N-甲基吡咯啶酮)、二乙二醇、三乙二醇、四乙二醇、甲氧基三乙二醇及其混合物。其他二醇醚亦可為單獨或與上文所列之彼等溶劑組合之適合溶劑。管線174中之再循環進料流可穿至異構化單元152且與管線150中之萃餘物產物流一起經處理，如上文所論述。可將管線178中之提取物流傳送至溶劑回收塔以將溶劑與C7 芳香族烴分離。根據如圖1中所顯示之一例示性實施例，提取物流穿至芳香族提取單元180。 返回參看重組物分流塔104，包含C7 - 芳香族烴之管線106中之重組物頂部流可穿至芳香族提取單元180。芳香族提取單元180可包含自烴流分離芳香族物之不同方法。一種工業標準係Sulfolane™製程，其係利用環丁碸以促進芳香族物之高純度提取之提取蒸餾製程。Sulfolane™製程為熟習此項技術者所熟知。包含苯及甲苯之管線184中之芳香族提取物流及包含非芳香族烴之管線182中之萃餘物流可自芳香族提取單元180抽取。管線184中之芳香族提取物流可穿至BT塔190以經由分離提供苯及甲苯。根據如圖1中所顯示之一例示性實施例，管線184中之芳香族提取物流可穿過黏土處理器186以處理殘餘烯烴污染物且在管線188中提供經處理之芳香族提取物流，之後穿至BT塔190。來自轉烷化汽提塔204之管線208中之轉烷化底部流亦可穿至BT塔190。管線192中之富苯流、管線194中之第一富甲苯流及管線196中之第二富甲苯流係自BT塔190抽取。此外，管線198中之BT塔底物流經過抽取且傳送至芳香族重餾塔114以供進一步處理，如上文所論述。亦如上文所論述，管線196中之第二富甲苯流可穿至萃餘物塔144。管線194中之第一富甲苯流可穿至轉烷化單元200以用於生產額外二甲苯及苯。 根據如圖1中所顯示之一例示性實施例，除第一富甲苯流以外，富含C9 及C10 烷基芳香族物之管線118中之芳香族重餾塔側取流，可連同來自重芳香族塔218之富含C9 及C10 烷基芳香族物之管線220中的重芳香族塔頂部流一起穿至轉烷化單元200。根據如圖1中所顯示之一例示性實施例，管線118中之芳香族重餾塔側取流及管線220中之重芳香族塔頂部流組合，以在管線224中提供混合之烷基芳香族進料流，其隨後可提供至轉烷化單元200。亦可將補充氫氣流(圖中未示)提供至轉烷化單元200。在轉烷化單元200中，進入之進料流可在轉烷化條件下與轉烷化催化劑接觸。在轉烷化單元200中，藉由用甲苯轉烷化C9 及C10 烷基芳香族物，製程繼續。包含苯及二甲苯之管線202中之轉烷化流可自轉烷化單元200抽取。 可用於本發明之轉烷化催化劑包括習知轉烷化催化劑，諸如揭示於美國專利第6740788號中之彼等催化劑，該專利之教示內容以引用之方式併入本文中。轉烷化單元200中所採用之條件通常包括200℃至540℃之溫度。轉烷化單元200係在廣泛地在1 kg/cm2 至60 kg/cm2 範圍內之中等高壓下操作。轉烷化反應可在寬空間速度範圍內實現，其中更高的空間速度以轉化為代價影響更高的對二甲苯之比率。液體每小時空間速度通常在0.1至20 hr− 1 範圍內。 管線202中之轉烷化流可傳送至轉烷化汽提器204以在管線208中回收轉烷化汽提器底物流。輕餾分可在管線206中之轉烷化汽提器頂部流中移除，且包含C6 及較輕烴之管線210中之淨頂部流亦可自轉烷化汽提器204抽取。隨後，管線208中之轉烷化汽提器底物流可再循環至BT塔190，以回收苯產物及未轉化甲苯供進一步處理，如先前所描述。管線210中之淨頂部流可穿至穩定器212，以在管線214中提供穩定器頂部汽態流且在管線216中提供穩定器底物流。管線216中之穩定器底物流可穿至芳香族提取單元180。返回參看芳香族重餾塔114，富含C9 及較重烷基芳香族烴之管線120中之淨底部重餾塔流穿至重芳香族塔218，以將包含C11 + 烷基芳香族烴之重芳香族物與作為管線220中之重芳香族塔頂部流回收之C9 及C10 烷基芳香族物分離。C11 + 烷基芳香族烴可作為管線222中之底物流自重芳香族塔218抽取。富含C9 及C10 烷基芳香族物之管線220中之重芳香族塔頂部流可穿至轉烷化單元200以用於生產額外二甲苯及苯，如先前所描述。現在轉而參看圖2，芳香族複合設備之另一實施例係參考方法及裝置200概述，該方法及裝置提供用於在芳香族複合設備中生產對二甲苯產物之替代方案。方法及裝置200包括重組物分流塔304、芳香族汽提塔316、芳香族重餾塔324、對二甲苯分離單元330、提取物塔336、二甲苯塔344、萃餘物塔350、異構化單元362、芳香族提取單元370、黏土處理器376、苯-甲苯(BT)塔380、轉烷化單元390、轉烷化汽提器394、穩定器402及重芳香族塔408。 根據如圖2中所顯示之一例示性實施例，可將包含芳香族烴之管線302中之重組物流引至重組物分流塔304，以經由分餾提供複數種流。根據如圖2中所顯示之一例示性實施例，重組物頂部管線306中之包含C7 - 芳香族烴之重組物頂部流及重組物底部管線308中之包含C7 + 芳香族烴之重組物底部流係自重組物分流塔304抽取。根據如所顯示之一本發明實施例，來自重組物分流塔304之頂部流可在接收器中冷凝且分離，其中一部分經冷凝液體回流回重組物分流塔304，以自管線306中之淨部分獲得重組物頂部流。此外，如所說明，重組物分流塔304可在塔底處包括再沸器，以將一部分重組物底部流汽化並傳送回塔底。 一部分重組物底部流可穿至對二甲苯分離單元330以分離對二甲苯，此稍後詳細地描述。該部分之重組物底部流可在無用於移除烯烴之中間步驟的情況下穿至對二甲苯分離單元330。因此，不存在中間處理單元。根據如圖2中所顯示之一例示性實施例，管線308中之重組物底部可穿至芳香族汽提塔316用於分離。通常，管線308中之重組物底部流穿過烯烴處理單元以處理殘餘烯烴污染物，之後穿至芳香族汽提塔316。烯烴處理單元之實例包括但不限於黏土處理器及烯烴還原製程(ORP)單元。根據如圖2中所顯示之一例示性實施例，管線308中之重組物底部流可在無用於移除烯烴之中間步驟的情況下直接穿至芳香族汽提塔316。因此，芳香族汽提塔316可與重組物分流器304處於直接之下游連通。根據如圖2中所顯示之一例示性實施例，管線364中之異構化流出物可穿至芳香族汽提塔316。此外，根據如圖1中所顯示之一例示性實施例，管線388中之BT塔底物流可穿至芳香族汽提塔316。進入之進料流在芳香族汽提塔316中經歷分離，且包含C7 及較輕烴之管線318中之芳香族汽提器頂部流、管線320中之包含C8 芳香族烴之芳香族汽提器側取流及管線322中之包含C8 + 芳香族烴之芳香族汽提器底物流係自芳香族汽提塔316抽取。根據一例示性實施例，芳香族汽提塔316可為分壁式塔。 管線322中之芳香族汽提器底物流可穿至芳香族重餾塔324。管線348中之二甲苯塔底物流亦可穿至芳香族重餾塔324。管線326中之芳香族重餾塔頂部流、管線327中之芳香族重餾塔側取流及管線328中之芳香族重餾塔底物流係自芳香族重餾塔324抽取。管線326中之芳香族重餾塔頂部流富含C8 芳香族烴且可與管線320中之芳香族汽提器側取流組合以在管線329中提供混合流。 包括對二甲苯、間二甲苯及鄰二甲苯之管線329中之混合流可穿至對二甲苯分離單元330，以經由分離製程獲得對二甲苯。因此，混合流管線329可包括一部分重組物底部流。根據如圖2中所顯示之一例示性實施例，在重組物分流塔304與對二甲苯分離單元330之間不存在烯烴處理單元。在對二甲苯分離單元330中，混合流在吸附條件下與吸附劑接觸。在一實施例中，吸附條件可包括小於175℃ (350°F)之吸附溫度。根據一例示性實施例，吸附劑可為包含平均結晶大小小於1.8微米之沸石X之無膠結吸附劑。在另一態樣中，平均微晶大小係500奈米至1.5微米。在一態樣中，吸附劑之離子可交換位點的至少95%與鋇或鋇及鉀之組合交換。根據一例示性實施例，無膠結吸附劑可包括由沸石X前驅體之轉化產生之沸石X的轉化部分。沸石X前驅體之實例包括但不限於高嶺黏土。可用於本發明之無膠結催化劑包括習知無膠結沸石催化劑，諸如揭示於以下中之彼等催化劑：美國專利第8283274號、美國專利第7812208號、美國專利第7820869號及美國專利公開案第20090326308號，其教示內容以引用之方式併入本文中。申請人已發現，當經歷烯烴時，此類無膠結吸附劑在容量及選擇性方面不受影響。對二甲苯分離單元之入口及出口之溴指數無變化，指示烯烴穿過吸附劑。因此，在各種實施例中，可移除存在於重組物分流塔304與對二甲苯分離單元330之間的典型的烯烴處理單元。在一態樣中，亦可移除放置在重組物分流器底部之下游之典型的烯烴處理單元。 根據如所論述之本發明實施例，對二甲苯分離單元330較佳經由模擬移動吸附床(SMB)採用解吸附劑而操作，以在管線332中提供二甲苯提取物流，其係包含對二甲苯與用於本發明實施例之解吸附劑之混合物的對二甲苯提取物流。根據各種實施例，解吸附劑可為沸點比C8 芳香族異構體更低之任何芳香族烴。根據本發明實施例，將甲苯用作解吸附劑。 管線332中之對二甲苯提取物流可穿至將對二甲苯與解吸附劑分離之提取物塔336。管線340中之對二甲苯流可自提取物塔336抽取而包含所需對二甲苯。此外，抽取管線342中之第一返回解吸附劑流，其隨後可再循環至對二甲苯分離單元330。在如圖1中所顯示之一態樣中，管線338中之解吸附劑拖曳流亦可自提取物塔336抽取。根據一例示性實施例，管線338中之解吸附劑拖曳流可主要包含C7 - 烴且可穿至BT塔380。管線340中之對二甲苯流可穿至二甲苯塔344。根據如所論述之本發明實施例，二甲苯塔係對二甲苯塔。對二甲苯塔344可分離管線146中之對二甲苯產物與作為管線348中之底物流獲得之較重烴，其隨後可再循環至芳香族重餾塔324且進一步經處理，如先前所描述。根據如所顯示之本發明實施例，來自對二甲苯塔344之頂部流可經冷凝且分離，其中一部分經冷凝液體回流回對二甲苯塔346，以自管線346中之淨部分獲得對二甲苯產物。此外，如所說明，對二甲苯塔344可在塔底處包括再沸器以將一部分底物流汽化並傳送回塔底。在一態樣中，對二甲苯塔344中之壓力係60 psig。在此類態樣中，對二甲苯塔344之冷凝器可用以使用高通量管使重組物分流塔104再沸。在另一態樣中，此類高通量管可用於對二甲苯塔344，使得可使用高壓蒸汽作為熱源。 包含C8 芳香族萃餘物與解吸附劑的非平衡混合物之管線334中之萃餘物流亦可自對二甲苯分離單元330抽取。管線334中之萃餘物流可穿至萃餘物塔350。根據如圖2中所顯示之一例示性實施例，亦可將來自BT塔380之管線386中之第二富甲苯流引至萃餘物塔350，其可充當按照本發明實施例在對二甲苯分離製程中用作解吸附劑之甲苯的補充。為在異構化單元362中異構化，萃餘物塔350將管線356中之萃餘物產物流與管線352中之第二返回解吸附劑流分離。根據如圖2中所顯示之一例示性實施例，可合併管線342中之第一解吸附劑返回流及管線352中之第二解吸附劑返回流，以在管線354中提供合併之解吸附劑返回流，其隨後可穿至對二甲苯分離單元330。 根據如圖2中所顯示之一例示性實施例，萃餘物產物流在異構化條件下與異構化單元362中之異構化催化劑接觸，以在管線364中獲得異構化流出物。異構化單元362包含特異性靶向至如下之異構化：將原料中之二甲苯異構化成近平衡混合物，而最小程度地轉化成較輕及較重產物。異構化單元362可包含在其之間具有適合之構件之單一反應器或兩個或更多個單獨反應器，以確保在各反應器之入口處維持所需異構化溫度。反應物可以向上、向下或徑向流動方式與催化劑床接觸。根據如所論述之一例示性實施例，異構化催化劑係乙基苯(下文「EB」)脫烷化催化劑。 異構化催化劑宜包含選自Si:Al2 比率大於10、較佳大於20且孔徑為5至8埃(Å)之彼等者之沸石鋁矽酸鹽。適合之沸石之特定實例係MFI、MEL、EUO、FER、MFS、MTT、MTW、TON、MOR及FAU類型之沸石。尤其有利的MFI型沸石係鎵-MFI，其中鎵作為晶體結構之組分。 如圖2中所顯示，自異構化單元362抽取之管線364中之異構化流出物可穿至芳香族汽提塔316且進一步經處理，如先前所描述。返回參看重組物分流塔304，包含C7 - 芳香族烴之重組物頂部管線306中之重組物分流器頂部流可穿至芳香族提取及分餾步驟，以提供苯產物流及富甲苯流。重組物頂部管線306中之重組物頂部流可穿至芳香族提取單元370。芳香族提取單元370可包含自烴流分離芳香族物之不同方法。一種工業標準係Sulfolane™製程，其係利用環丁碸以促進芳香族物之高純度提取之提取蒸餾製程。Sulfolane™製程為熟習此項技術者所熟知。包含苯及甲苯之管線374中之芳香族提取物流及包含非芳香族烴之管線372中之萃餘物流可自芳香族提取單元370抽取。管線374中之芳香族提取物流可穿至BT塔380以經由分離提供苯及甲苯。根據如圖2中所顯示之一例示性實施例，管線374中之芳香族提取物流可穿過黏土處理器376以處理殘餘烯烴污染物且在管線378中提供經處理之芳香族提取物流，之後穿至BT塔380。來自轉烷化汽提塔394之管線398中之轉烷化汽提器底物流亦可穿至BT塔380。管線382中之富苯流、管線384中之第一富甲苯流及管線386中之第二富甲苯流係自BT塔380抽取。此外，管線388中之BT塔底物流經過抽取且傳送至芳香族汽提塔316以供進一步處理，如先前所描述。管線386中之第二富甲苯流可穿至萃餘物塔350。管線384中之第一富甲苯流可穿至轉烷化單元390以用於生產額外二甲苯及苯。 根據如圖2中所顯示之一例示性實施例，除第一富甲苯流以外，富含C9 及C10 烷基芳香族物之管線327中之芳香族重餾塔側取流，可連同來自重芳香族塔408之富含C9 及C10 烷基芳香族物之管線410中的重芳香族塔頂部流一起穿至轉烷化單元390。亦可將補充氫氣流(圖中未示)提供至轉烷化單元390。在轉烷化單元390中，進入之進料流可在轉烷化條件下與轉烷化催化劑接觸。在轉烷化單元390中，藉由用甲苯轉烷化C9 及C10 烷基芳香族物，製程繼續。包含苯及二甲苯之管線392中之轉烷化流可自轉烷化單元390抽取。 可用於本發明之轉烷化催化劑包括習知轉烷化催化劑，諸如揭示於美國專利第6740788號中之彼等催化劑，該專利之教示內容以引用之方式併入本文中。用於轉烷化單元390之條件通常包括200℃至540℃之溫度。轉烷化單元390係在廣泛地在1 kg/cm2 至60 kg/cm2 範圍內之中等高壓下操作。轉烷化反應可在寬空間速度範圍內實現，其中更高的空間速度以轉化為代價影響更高的對二甲苯之比率。液體每小時空間速度通常在0.1 hr− 1 至20 hr− 1 範圍內。 管線392中之轉烷化流可傳送至轉烷化汽提器394以在管線398中回收轉烷化汽提器底物流。包含C6 及較輕烴之管線396中之淨頂部流亦可自轉烷化汽提器394抽取。隨後，管線398中之轉烷化汽提器底物流可再循環至BT塔380，以回收苯產物及未轉化甲苯供進一步處理，如先前所描述。管線396中之淨頂部流連同管線318中之芳香族汽提器頂部流一起可穿至穩定器402，以在管線404中提供穩定器頂部汽態流且在管線406中提供穩定器底物流。在各種實施例中，管線406中之穩定器底物流可穿至芳香族提取單元370。在其他實施例中，穩定器底物流406可穿至轉烷化汽提器194。 返回參看芳香族重餾塔324，富含C9 及較重烷基芳香族烴之管線328中之芳香族重餾塔底物流穿至重芳香族塔408，以將包含C11 + 烷基芳香族烴之重芳香族物與作為管線410中之重芳香族塔頂部流回收之C9 及C10 烷基芳香族物分離。C11 + 烷基芳香族烴可作為管線412中之底物流自重芳香族塔408抽取。富含C9 及C10 烷基芳香族物之管線410中之重芳香族塔頂部流可穿至轉烷化單元390以用於生產額外二甲苯及苯，如先前所描述。 具體實施例 雖然以下內容係結合具體實施例描述，但應理解本說明書意欲說明且不限制前述描述及所附申請專利範圍之範疇。 本發明之第一實施例係一種用於生產對二甲苯之方法，其中該方法包含a)將包含C8 芳香族異構體之萃餘物產物流引至異構化單元以提供異構化流出物，其中異構化流出物係在乙基苯(EB)異構化催化劑存在下生產；及b)使一部分異構化流出物穿至對二甲苯分離單元以分離對二甲苯，其中該部分在吸附條件下與吸附劑接觸以提供包含對二甲苯及萃餘物產物流之二甲苯提取物流，其中該部分之異構化流出物在無用於移除烯烴之中間步驟的情況下穿至對二甲苯分離單元。本發明之一實施例係此段中之先前實施例上至此段中之第一實施例中之一者、任一者或所有者，其進一步包含a)使異構化流出物穿至同分異構體汽提塔以提供包含C6 - 烴及同分異構體汽提器底物流之同分異構體汽提器頂部流；b)使同分異構體汽提器底物流穿至環烷分流塔，以提供包含C8 環烷及C7 芳香族烴之環烷分流器頂部流及包含該部分之異構化流出物之環烷分流器側取流及包含C8 + 芳香族烴之環烷分流器底物流。本發明之一實施例係此段中之先前實施例上至此段中之第一實施例中之一者、任一者或所有者，其進一步包含使環烷分流器底物流穿至芳香族重餾塔以提供淨頂部重餾塔流，其中淨頂部重餾塔流與環烷分流器側取流混合以提供穿至對二甲苯分離單元之部分的異構化流出物。本發明之一實施例係此段中之先前實施例上至此段中之第一實施例中之一者、任一者或所有者，其進一步包含向重組物分流器提供包含芳香族烴之重組物流，以提供包含C7 + 芳香族烴之重組物底部流及包含C7 - 芳香族烴之重組物頂部流。本發明之一實施例係此段中之先前實施例上至此段中之第一實施例中之一者、任一者或所有者，其進一步包含在無用於移除烯烴之中間步驟的情況下，使一部分重組物底部流穿至對二甲苯分離單元。本發明之一實施例係此段中之先前實施例上至此段中之第一實施例中之一者、任一者或所有者，其中中間步驟包含黏土處理器。本發明之一實施例係此段中之先前實施例上至此段中之第一實施例中之一者、任一者或所有者，其中中間步驟包含烯烴還原製程(ORP)單元。本發明之一實施例係此段中之先前實施例上至此段中之第一實施例中之一者、任一者或所有者，其中吸附劑係包含平均結晶大小小於1.8微米之沸石X之無膠結吸附劑。本發明之一實施例係此段中之先前實施例上至此段中之第一實施例中之一者、任一者或所有者，其中吸附劑之離子可交換位點的至少95%與鋇或鋇及鉀之組合交換。本發明之一實施例係此段中之先前實施例上至此段中之第一實施例中之一者、任一者或所有者，其中對二甲苯分離單元係模擬移動床吸附單元。本發明之一實施例係此段中之先前實施例上至此段中之第一實施例中之一者、任一者或所有者，其中對二甲苯分離單元使用沸點比C8 芳香族異構體更低之解吸附劑。 本發明之第二實施例係一種用於生產對二甲苯之方法，其中該方法包含a)向重組物分流器提供包含芳香族烴之重組物流，以提供包含C7 + 芳香族烴之重組物底部流及包含C7 - 芳香族烴之重組物頂部流；及b)使一部分重組物底部流穿至對二甲苯分離單元以分離對二甲苯，其中該部分在吸附條件下與吸附劑接觸以提供包含對二甲苯及萃餘物產物流之二甲苯提取物流，其中該部分之重組物底部流在無用於移除烯烴之中間步驟的情況下穿至對二甲苯分離單元。本發明之一實施例係此段中之先前實施例上至此段中之第二實施例中之一者、任一者或所有者，其進一步包含在無用於移除烯烴之中間步驟的情況下，使重組物底部流穿至芳香族重餾塔。本發明之一實施例係此段中之先前實施例上至此段中之第二實施例中之一者、任一者或所有者，其進一步包含在無用於移除烯烴之中間步驟的情況下，使重組物底部流穿至芳香族汽提塔。本發明之一實施例係此段中之先前實施例上至此段中之第二實施例中之一者、任一者或所有者，其中中間步驟包含黏土處理器。本發明之一實施例係此段中之先前實施例上至此段中之第二實施例中之一者、任一者或所有者，其中中間步驟包含烯烴還原製程(ORP)單元。本發明之一實施例係此段中之先前實施例上至此段中之第二實施例中之一者、任一者或所有者，其中吸附劑係包含平均結晶大小小於1.8微米之沸石X之無膠結吸附劑。本發明之一實施例係此段中之先前實施例上至此段中之第二實施例中之一者、任一者或所有者，其中吸附劑之離子可交換位點的至少95%與鋇或鋇及鉀之組合交換。 本發明之第三實施例係一種用於生產對二甲苯之方法，其中該方法包含a)將包含C8 芳香族異構體之萃餘物產物流引至異構化單元以提供異構化流出物，其中異構化流出物係在乙基苯(EB)異構化催化劑存在下生產；b)向重組物分流器提供包含芳香族烴之重組物流，以提供包含C7 + 芳香族烴之重組物底部流及包含C7 - 芳香族烴之重組物頂部流；及c)使一部分異構化流出物及一部分重組物底部流穿至對二甲苯分離單元，其中同分異構體流出物部分及重組物底部部分與吸附劑接觸以提供包含對二甲苯及萃餘物產物流之二甲苯提取物流，其中該部分之異構化流出物及該部分之重組物底部流在無用於移除烯烴之中間步驟的情況下穿至對二甲苯分離單元。本發明之一實施例係此段中之先前實施例上至此段中之第三實施例中之一者、任一者或所有者，其中中間步驟包含黏土處理器。本發明之一實施例係此段中之先前實施例上至此段中之第三實施例中之一者、任一者或所有者，其中中間步驟包含烯烴還原製程(ORP)單元。本發明之一實施例係此段中之先前實施例上至此段中之第三實施例中之一者、任一者或所有者，其中吸附劑係包含平均結晶大小小於1.8微米之沸石X之無膠結吸附劑。本發明之一實施例係此段中之先前實施例上至此段中之第三實施例中之一者、任一者或所有者，其中吸附劑之離子可交換位點的至少95%與鋇或鋇及鉀之組合交換。 無需進一步詳細描述，咸信熟習此項技術者可使用前述描述最大程度地利用本發明，且可易於確定本發明之基本特性，在不背離本發明之精神及範疇之情況下可對本發明作出各種變化及修改以使其適合於各種用途及條件。因此，前述較佳具體實施例應僅視為說明性的，而不以任何方式限制本發明之其餘部分，且意欲涵蓋所附申請專利範圍之範疇內所包括的各種修改及等效配置。 除非另外指示，否則在前文中，所有溫度圴以攝氏度闡述，且所有份數及百分比均以重量計。
100‧‧‧方法及裝置
102‧‧‧管線
104‧‧‧重組物分流塔
106‧‧‧管線
108‧‧‧管線
114‧‧‧芳香族重餾塔
116‧‧‧管線
118‧‧‧管線
120‧‧‧管線
122‧‧‧管線
124‧‧‧對二甲苯分離單元/二甲苯分離單元
126‧‧‧管線
128‧‧‧管線
130‧‧‧提取物塔
132‧‧‧管線
134‧‧‧管線
136‧‧‧管線
138‧‧‧二甲苯塔/對二甲苯塔
140‧‧‧管線
142‧‧‧管線
144‧‧‧萃餘物塔
146‧‧‧管線
148‧‧‧管線
150‧‧‧管線
152‧‧‧異構化單元/反應器
154‧‧‧管線
156‧‧‧同分異構體汽提塔
158‧‧‧管線
160‧‧‧同分異構體頂部管線
162‧‧‧同分異構體底部管線
164‧‧‧環烷分流塔
166‧‧‧管線/環烷分流器頂部管線
168‧‧‧管線
170‧‧‧管線
172‧‧‧提取蒸餾塔
174‧‧‧管線/再循環管線
176‧‧‧管線
178‧‧‧管線/提取物管線
180‧‧‧芳香族提取單元
182‧‧‧管線
184‧‧‧管線
186‧‧‧黏土處理器
188‧‧‧管線
190‧‧‧苯-甲苯(BT)塔
192‧‧‧管線
194‧‧‧管線/轉烷化汽提器
196‧‧‧管線
198‧‧‧管線
200‧‧‧轉烷化單元(圖1)/方法及裝置(圖2)
202‧‧‧管線
204‧‧‧轉烷化汽提器
206‧‧‧管線
208‧‧‧管線
210‧‧‧管線
212‧‧‧穩定器
214‧‧‧管線
216‧‧‧管線
218‧‧‧重芳香族塔
220‧‧‧管線
222‧‧‧管線
302‧‧‧管線
304‧‧‧重組物分流塔/重組物分流器
306‧‧‧管線/重組物頂部管線
308‧‧‧管線/重組物底部管線
316‧‧‧芳香族汽提塔
318‧‧‧管線
320‧‧‧管線
322‧‧‧管線
324‧‧‧芳香族重餾塔
326‧‧‧管線
327‧‧‧管線
328‧‧‧管線
329‧‧‧管線
330‧‧‧對二甲苯分離單元
332‧‧‧管線
334‧‧‧管線
336‧‧‧提取物塔
338‧‧‧管線
340‧‧‧管線
342‧‧‧管線
344‧‧‧二甲苯塔/對二甲苯塔
346‧‧‧管線/對二甲苯塔
348‧‧‧管線
350‧‧‧萃餘物塔
352‧‧‧管線
354‧‧‧管線
356‧‧‧管線
362‧‧‧異構化單元
364‧‧‧管線
370‧‧‧芳香族提取單元
372‧‧‧管線
374‧‧‧管線
376‧‧‧黏土處理器
378‧‧‧管線
380‧‧‧苯-甲苯(BT)塔
382‧‧‧管線
384‧‧‧管線
386‧‧‧管線
388‧‧‧管線
390‧‧‧轉烷化單元
392‧‧‧管線
394‧‧‧轉烷化汽提器/轉烷化汽提塔
396‧‧‧管線
398‧‧‧管線
402‧‧‧穩定器
404‧‧‧管線
406‧‧‧穩定器底物流/管線
408‧‧‧重芳香族塔
410‧‧‧管線
412‧‧‧管線
各種實施例將結合以下圖式在下文描述，其中相同編號指代相同元件。 圖1說明根據本發明之一實施例之芳香族複合設備。 圖2說明根據本發明之另一實施例之芳香族複合設備。 貫穿該等圖式之若干視圖，對應的參考字符指示對應的組件。熟習此項技術者將瞭解，諸圖中的元件係為簡單且清晰起見而說明且不必按比例繪製。舉例而言，相對於其他元件，可將諸圖中的一些元件之尺寸擴大以幫助提高對本發明之各種實施例的理解。同樣，通常並不描繪在商業上可行的實施例中有用或必需的共同但良好理解的元件，以幫助減少對本發明之此等各種實施例之視圖的阻擋。

Claims (10)

  1. 一種用於生產對二甲苯之方法，其中該方法包含： a)將包含C8 芳香族異構體之萃餘物產物流引至異構化單元以提供異構化流出物，其中該異構化流出物係在乙基苯(EB)異構化催化劑存在下生產；及 b)使一部分該異構化流出物穿至對二甲苯分離單元以分離對二甲苯，其中該部分在吸附條件下與吸附劑接觸以提供包含對二甲苯及該萃餘物產物流之二甲苯提取物流， 其中該部分之該異構化流出物在無用於移除烯烴之中間步驟的情況下穿至該對二甲苯分離單元。
  2. 如請求項1之方法，其進一步包含： a)使該異構化流出物穿至同分異構體汽提塔以提供包含C6 - 烴之同分異構體汽提器頂部流及同分異構體汽提器底物流； b)使該同分異構體汽提器底物流穿至環烷分流塔，以提供包含C8 環烷及C7 芳香族烴之環烷分流器頂部流及包含該部分之該異構化流出物之環烷分流器側取流及包含C8 + 芳香族烴之環烷分流器底物流。
  3. 如請求項2之方法，其進一步包含使該環烷分流器底物流穿至芳香族重餾塔以提供淨頂部重餾塔流，其中該淨頂部重餾塔流與該環烷分流器側取流混合以提供穿至該對二甲苯分離單元的該部分之該異構化流出物。
  4. 如請求項1之方法，其進一步包含向重組物分流器提供包含芳香族烴之重組物流，以提供包含C7 + 芳香族烴之重組物底部流及包含C7 - 芳香族烴之重組物頂部流。
  5. 如請求項4之方法，其進一步包含在無用於移除烯烴之中間步驟的情況下，使一部分該重組物底部流穿至該對二甲苯分離單元。
  6. 如請求項1之方法，其中該中間步驟包含黏土處理器。
  7. 如請求項1之方法，其中該中間步驟包含烯烴還原製程(ORP)單元。
  8. 如請求項1之方法，其中該吸附劑係包含平均結晶大小小於1.8微米之沸石X之無膠結吸附劑。
  9. 如請求項8之方法，其中該吸附劑之離子可交換位點的至少95%與鋇或鋇及鉀之組合交換。
  10. 如請求項1之方法，其中該對二甲苯分離單元係模擬移動床吸附單元。
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