TWI401311B - 將進料改變至反應區之方法及裝置 - Google Patents

將進料改變至反應區之方法及裝置 Download PDF

Info

Publication number
TWI401311B
TWI401311B TW97131359A TW97131359A TWI401311B TW I401311 B TWI401311 B TW I401311B TW 97131359 A TW97131359 A TW 97131359A TW 97131359 A TW97131359 A TW 97131359A TW I401311 B TWI401311 B TW I401311B
Authority
TW
Taiwan
Prior art keywords
aromatic
stream
zone
rich
fractionation zone
Prior art date
Application number
TW97131359A
Other languages
English (en)
Other versions
TW200920836A (en
Inventor
Lubo Zhou
Original Assignee
Uop Llc
Priority date (The priority date 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 date listed.)
Filing date
Publication date
Priority claimed from US11/840,461 external-priority patent/US7727490B2/en
Priority claimed from US11/840,420 external-priority patent/US7686946B2/en
Application filed by Uop Llc filed Critical Uop Llc
Publication of TW200920836A publication Critical patent/TW200920836A/zh
Application granted granted Critical
Publication of TWI401311B publication Critical patent/TWI401311B/zh

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C6/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a different number of carbon atoms by redistribution reactions
    • C07C6/08—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a different number of carbon atoms by redistribution reactions by conversion at a saturated carbon-to-carbon bond
    • C07C6/12—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a different number of carbon atoms by redistribution reactions by conversion at a saturated carbon-to-carbon bond of exclusively hydrocarbons containing a six-membered aromatic ring
    • C07C6/126—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a different number of carbon atoms by redistribution reactions by conversion at a saturated carbon-to-carbon bond of exclusively hydrocarbons containing a six-membered aromatic ring of more than one hydrocarbon
    • 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
    • C10G45/00—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds
    • C10G45/58—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to change the structural skeleton of some of the hydrocarbon content without cracking the other hydrocarbons present, e.g. lowering pour point; Selective hydrocracking of normal paraffins
    • C10G45/60—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to change the structural skeleton of some of the hydrocarbon content without cracking the other hydrocarbons present, e.g. lowering pour point; Selective hydrocracking of normal paraffins characterised by the catalyst used
    • C10G45/64—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to change the structural skeleton of some of the hydrocarbon content without cracking the other hydrocarbons present, e.g. lowering pour point; Selective hydrocracking of normal paraffins characterised by the catalyst used containing crystalline alumino-silicates, e.g. molecular sieves
    • 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
    • C10G47/00—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions
    • C10G47/02—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions characterised by the catalyst used
    • C10G47/10—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions characterised by the catalyst used with catalysts deposited on a carrier
    • C10G47/12—Inorganic carriers

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Crystallography & Structural Chemistry (AREA)
  • Inorganic Chemistry (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Description

將進料改變至反應區之方法及裝置
本發明之領域大體而言係關於一種將進料改變至反應區之方法及裝置。
多種芳族複合物經設計成使苯及對二甲苯之產率最大化。苯為一種基於其衍生化(包括乙苯、異丙苯及環己烷)而用於多種不同產品中之通用石油化學基本組份。對二甲苯亦為一種重要的基本組份，其可用於製造經由對苯二甲酸或對苯二甲酸二甲酯中間物形成之聚酯纖維、樹脂及薄膜。
視所欲產品、可獲得之原料及可獲得之投資資本而定，芳族複合物可以多種不同之方式組態。舉例而言，可製造其他產品，諸如甲苯及芳族汽油摻合物。
然而，市場環境可波動且產生對於此等產品中之一或多者之更大需求。因此，希望視市場環境而對製造更多給定產品(諸如，苯、對二甲苯、甲苯及/或芳族汽油摻合物)提供更大靈活性。
一例示性實施例可包括一種藉由改變富含芳族C9之物流之目的地來將進料改變至轉烷化區以增加苯、甲苯、對二甲苯及芳族汽油摻合物中之至少一者之產量的方法。該方法可包括自接收第二分餾區之排出物之第一分餾區提供富含芳族C9之物流。第二分餾區可產生富含苯與甲苯中之至 少一者之物流。該富含芳族C9之物流可至少部分包含於供應至轉烷化區之進料與芳族汽油摻合物中之至少一者內。
另一例示性實施例可包括一種將進料改變至反應區以增加苯、甲苯、對二甲苯及芳族汽油摻合物中之至少一者之產量的方法。大體而言，該方法包括自接收第二分餾區之進料之第一分餾區提供富含芳族C9之物流。第二分餾區可產生富含苯與甲苯中之至少一者之物流。一般而言，該富含芳族C9之物流包含在芳族汽油摻合物內。視情況，該方法進一步包含使進料通過對二甲苯分離區且限制以下各者中之一者：(a)通過對二甲苯分離區之進料以增加芳族汽油摻合物之產量，及(b)甲苯及芳族汽油摻合物產生速率以增加對二甲苯產生速率。
另一實施例可包括一種增加苯、甲苯、對二甲苯及芳族汽油摻合物中之至少一者之產量的方法。大體而言，該方法包括自接收第二分餾區之排出物之第一分餾區提供富含芳族C9之物流。第二分餾區可產生富含苯與甲苯中之至少一者之物流。一般而言，該富含芳族C9之物流至少部分包含在供應至反應區之進料與芳族汽油摻合物中之至少一者內。
本發明之一例示性實施例可包括芳族化合物製造裝置。該芳族化合物製造裝置可包括第一分餾區、第二分餾區及第三分餾區。一般而言，第一分餾區可提供富含芳族C8－ 之物流及富含芳族C9之物流，第二分餾區可將苯與視情況甲苯中之至少一者自轉烷化區排出物中分離且對第一分餾 區提供進料，且第三分餾區可接收來自第一分餾區之富含芳族C8－ 之物流。來自第三分餾區之排出物可直接包含在供應至對二甲苯分離區之對二甲苯分離區進料中。
另一例示性實施例可包括芳族化合物製造裝置。該芳族化合物製造裝置可包括用於提供富含芳族C8－ 之物流及富含芳族C9之物流的第一分餾區。第一分餾區可與反應區及芳族汽油摻合物直接連通以將至少一部分富含芳族C9之物流提供至反應區或芳族汽油摻合物。
另一實施例可包括芳族化合物製造裝置。該芳族化合物製造裝置可包括石腦油氫化處理區、重組區、萃取區、對二甲苯分離區、轉烷化區、第一分餾區及第二分餾區。重組區可接收石腦油氫化處理區之排出物。一般而言，萃取區接收來自重組區之第一餾份，且對二甲苯分離區接收經過第一分餾區及第二分餾區之來自萃取區以及轉烷化區之第二餾份。第一分餾區可提供富含芳族C8－ 之物流及富含芳族C9之物流。一般而言，第一分餾區與轉烷化區及芳族汽油摻合物直接連通以將至少一部分富含芳族C9之物流提供至轉烷化區或芳族汽油摻合物。第二分餾區可包括苯塔及甲苯塔。一般將甲苯塔之底部物流提供至第一分餾區。
因此，該方法可提供製造靈活性。一個優點可包括視市場環境來增加對二甲苯、苯、甲苯或芳族汽油摻合物之產量。
 定義
如本文所用之術語"區"可指包括一或多個單項設備(equipment item)及/或一或多個分區之區域。單項設備可包括一或多個反應器或反應容器、加熱器、分離器、交換器、管路、泵、壓縮機及控制器。此外，諸如反應器或反應容器之單項設備可進一步包括一或多個區或分區。
如本文所用之術語"物流"可為包括各種烴分子(諸如，直鏈、支鏈或環狀烷烴、烯烴、二烯烴及炔)及視情況其他物質(諸如氣體(例如，氫)或雜質(諸如，重金屬))之物流。物流亦可包括芳族烴及非芳族烴。此外，烴分子可縮寫為C1、C2、C3…Cn，其中"n"表示烴分子中碳原子之數目，且進一步以上標"＋"或"－"符號表徵。在此類情況下，例如表徵為含有C3－ 之物流可包括具有三個碳原子或更低碳原子數之烴，諸如一或多種具有三個碳原子、兩個碳原子及/或一個碳原子之化合物。同樣，下文中可使用符號"A9"表示芳族C9烴。此外，在下文描述中術語"物流"與"管線"可交換使用。
如本文所用之術語"芳族"可意謂含有一或多個具有不飽和環碳基之環的基團，其中一或多個碳基可經一或多個非碳基置換。一例示性芳族化合物為具有含有三個雙鍵之C6環之苯。此外，將物流或區表徵為"芳族"可表示一或多種不同之芳族化合物。
如本文所用之術語"未經加工之物流"可意謂未受分離區(諸如，含有分餾塔、吸附器、結晶器、萃取器或將一或多種組份自該物流中分離之其他裝置之區)或使物流中之 一或多種化合物在其中反應之反應區影響的物流。"未經加工"之物流可藉由加熱器、熔爐、熱交換器、冷卻器或蒸發器加熱或冷卻或者與另一物流組合。
如本文所用之術語"直接"可意謂在包含於另一物流或區中或與另一物流或區連通之前未受分離區或反應區影響之物流。分離區可藉由諸如分餾、結晶、吸附及/或萃取之方法自物流中分離出一或多種組份。反應區可使物流中之一或多種烴在反應器中反應以將一或多種烴轉化成不同烴。該等反應可包括轉烷化或異構化。然而，物流可藉由(例如)加熱器、熔爐、熱交換器、冷卻器或蒸發器加熱或冷卻或者與另一物流組合，且仍認為其直接包含於另一物流或區中或與另一物流或區連通。
如本文所用之術語"汽油摻合物"意謂可與其他烴摻合以產生一或多種汽油產物之產物。
如本文所用之術語"KMTA"意謂每年一千公噸。
如本文所用之術語"富含"可意謂物流中一種化合物或一類化合物之量一般為至少50 wt%且較佳70 wt%。
如本文所用之術語"實質上"可意謂物流中一種化合物或一類化合物之量一般為至少90 wt%、較佳95 wt%且最佳99 wt%。
參看圖1，描繪一例示性芳族化合物製造裝置100，其可包括一或多個反應區及分離區，諸如石腦油氫化處理區120、重組區140、萃取區180、轉烷化區220、對二甲苯分離區410、烷基芳族化合物異構化區500、第一分餾區 240、第二分餾區280、第三分餾區320、第四分餾區340、第五分餾區360及第六分餾區380。此等區中至少一些揭示於US 6,740,788 Bl(Maher等人)及US 7,169,368 Bl(Sullivan等人)中。
石腦油氫化處理區120之進料可由管線110提供且為石腦油、裂解汽油(pygas)、一或多種二甲苯及甲苯。該進料較佳為石腦油。石腦油氫化處理區120可包括具有石腦油氫化處理催化劑之石腦油氫化處理器。該催化劑一般係由第一組份氧化鈷或氧化鎳以及第二組份氧化鉬或氧化鎢及第三組份無機氧化物載體(其通常為高純度氧化鋁)組成。一般而言，氧化鈷或氧化鎳組份在1－5 wt%之範圍內，且氧化鉬組份在6－25 wt%之範圍內。催化劑之其餘部分可為氧化鋁，因此所有組份總計達100 wt%。一例示性催化劑揭示於US 7,005,058 Bl(Towler)中。典型氫化處理條件包括0.5－15 hr－1 之每小時之液體空間速度(LHSV)、690－6900 kPa(100－1000 psi)之壓力及20－500標準立方米/立方米(100－3000 SCFB)之氫流量。
石腦油氫化處理區120之排出物可經由管線130傳送至重組區140。在重組區140中，可將石蠟及環烷轉化為一或多種芳族化合物。通常，重組區140以極高強度(相當於產生100－106研究法辛烷值(Research Octane Number，RON)之汽油重組物)運行以使一或多種芳族化合物之產量最大化。此高強度操作亦可移除重組物之C8＋ 餾份中之非芳族烴，且因此可去除芳族C8及C9之萃取。
在重組區140中，使烴物流與重組催化劑在重組條件下接觸。通常，重組催化劑係由第一組份鉑族金屬、第二組份改質劑金屬及第三組份無機氧化物載體(其可為高純度氧化鋁)組成。一般而言，鉑族金屬為0.01－2.0 wt%，且改質劑金屬組份為0.01－5 wt%。催化劑組合物之其餘部分可為氧化鋁，以使所有組份總計達100 wt%。鉑族金屬可為鉑、鈀、銠、釕、鋨或銥。鉑族金屬組份較佳為鉑。金屬改質劑可包括錸、錫、鍺、鉛、鈷、鎳、銦、鎵、鋅、鈾、鏑、鉈或其混合物。用於本發明之一種重組催化劑揭示於US 5,665,223(Bogdan)中。重組條件通常包括0.5－15.0 hr－1 之每小時之液體空間速度、每莫耳進入重組區140之烴進料0.5－10莫耳氫之氫：烴比率及69－4830 kPa(10－700 psi)之壓力。
重組區140之重組產物可進入管線144，達至第四分餾區340。分餾區340可包括一或多個分餾塔，諸如塔350。一般地，塔350將輸入物流分成經由管線344自塔350頂部排出之C7－ 餾份，及經由管線348自塔350底部排出至第三分餾區320之C8＋ (下文中描述)。
管線344中之烴物流可進入萃取區180。烴物流可為通過第四分餾區340後之來自石腦油氫化處理區120及/或重組區140之第一餾份。萃取區180可產生管線184中之副產物殘液流，及管線186中富含至少一種芳族化合物(諸如，苯及/或甲苯)之物流，該物流可傳送至第二分餾區280(下文中描述)。可將該殘液流摻合至汽油中，用作乙烯廠之原 料，或藉由再循環至芳族化合物製造裝置100中而轉化為額外苯。萃取區180可利用萃取方法，諸如萃取蒸餾、液液萃取或液液萃取/萃取蒸餾組合方法。例示性萃取方法揭示於Thomas J.Stoodt等人，"UOP Sulfolane Process",Handbook of Petroleum Refining Processes,McGraw－Hill(Robert A.Meyers，第3版，2004)，第2.13－2.23頁中。較佳利用萃取蒸餾，其可包括至少一個稱為主蒸餾塔之塔且可包含稱為回收塔之第二塔。
萃取蒸餾可分離具有幾乎相等之揮發性且具有幾乎相同之沸點之組份。通常，將溶劑引入主萃取蒸餾塔中所萃取之烴物流之入口點上方。溶劑可影響在不同溫度下沸騰之烴物流各組份之揮發性以便於將其分離。例示性溶劑包括四氫噻吩1,1－二氧化物(亦即，環丁碸)、n－甲醯基嗎啉(亦即，NFM)、n－甲基吡咯啶酮(亦即，NFP)、二乙二醇、三乙二醇、四乙二醇、甲氧基三乙二醇或其混合物。單獨或與彼等上文所列溶劑組合之其他二醇醚亦可為合適之溶劑。
可將管線186中至少一部分富含至少一種芳族化合物之物流與轉烷化區220(下文中描述)之排出物組合且進入第二分餾區280中。第二分餾區280可包括至少一個塔。第二分餾區280較佳包括複數個塔，即苯塔290及甲苯塔300。苯塔290可產生在塔290頂部可經由管線294排出之富含苯之物流，及可經由管線298進入甲苯塔300之具有實質上C7＋ 之一或多種芳族烴之底部物流。甲苯塔300可分離富含甲 苯或實質上甲苯之物流，該物流可經由管線304自頂部排出。至少一部分富含甲苯之物流可通過閥310且經由管線308以產物形式回收，及/或至少一部分藉由通過閥312再循環至管線314中。視情況，可將管線314中此富含甲苯之物流與如下所述之管線394中之物流及管線276中之物流組合。富含C8＋ 芳族烴之物流可以排出物形式經由管線244自塔300底部排出且可為供應至第一分餾區240之進料。
在此例示性實施例中，第一分餾區240可包括至少一個塔250。塔250可產生自其頂部、側面及底部排出之三種餾份。富含C10＋ 芳族烴之物流可經由管線262排至第六分餾區380或經由管線404(下文中描述)排至產物，諸如燃料油中。富含芳族C9烴之物流可以側面物流形式經由管線258排出塔250。此物流中至少一些可分別經由管線278及276傳至芳族汽油摻合物、轉烷化區220或兩者。詳言之，可分別藉由打開、關閉或節流閥274及272將所有或部分富含芳族C9烴之物流傳送至此等目的地。若將物流傳送至芳族汽油摻合物，則可將閥272關閉，因此富含芳族C9烴之物流可通過閥274及管線278達至管線400，在管線400中該物流可傳送至待與其他組份組合以產生汽油產物之芳族汽油摻合物中。
若將物流傳送至轉烷化區220，則可將閥274關閉，因此富含芳族C9烴之物流可經由管線276通過閥272。管線276中之物流可與管線318中之物流組合且進入轉烷化區220。
轉烷化區220可產生額外二甲苯及苯。雖然不願受任何 理論束縛，但可發生至少兩個反應，即歧化反應及轉烷化反應。歧化反應可包括使兩個甲苯分子反應以形成苯及二甲苯分子，且轉烷化反應可使甲苯與芳族C9烴反應以形成兩個二甲苯分子。關於轉烷化反應，舉例而言，1莫耳三甲苯與1莫耳甲苯之反應物可產生2莫耳二甲苯(諸如，對二甲苯)之產物。經乙基、丙基及高碳烷基取代之芳族C9－C10可經由脫烷基反應轉化為較輕單環芳族化合物。舉例而言，甲基乙基苯可經由脫烷基反應失去乙基以形成甲苯。丙基苯、丁基苯及二乙基苯可經由脫烷基反應轉化為苯。如上所討論，經甲基取代之芳族化合物(例如，甲苯)可經由歧化或轉烷化反應進一步轉化成苯及二甲苯。若轉烷化區之進料具有較多經乙基、丙基及高碳烷基取代之芳族化合物，則可在轉烷化區中產生較多苯。一般而言，與經甲基取代之芳族化合物(諸如，三甲苯及四甲苯)相比，經乙基、丙基及高碳烷基取代之芳族化合物具有較高轉化率。
在轉烷化區220中，使來自管線224之物流與轉烷化催化劑在轉烷化條件下接觸。催化劑較佳為經金屬穩定之轉烷化催化劑。此類催化劑可包括固體酸組份、金屬組份及無機氧化物組份。固體酸組份通常為pentasil型沸石(pentasil zeolite)(其可包括MFI、MEL、MTW、MTT及FER(IUPAC沸石命名委員會(IUPAC Commission on Zeolite Nomenclature)之結構)、β沸石或絲光沸石。其合意地為絲光沸石。其他合適之固體酸組份可包括針沸石、NES型沸石、EU－1、 MAPO－36、MAPSO－31、SAPO－5、SAPO－11及SAPO－41。針沸石一般包括Ω沸石(Zeolite Omega)。關於Ω沸石及NU－87、EU－1、MAPO－36、MAPSO－31、SAPO－5、SAPO－11及SAPO－41沸石之進一步討論係提供於US 7,169,368 Bl(Sullivan等人)中。
金屬組份通常為貴金屬或鹼金屬。貴金屬可為鉑族金屬鉑、鈀、銠、釕、鋨或銥。鹼金屬一般為錸、錫、鍺、鉛、鈷、鎳、銦、鎵、鋅、鈾、鏑、鉈或混合物。該鹼金屬可與另一鹼金屬或貴金屬組合。金屬組份較佳包括錸。轉烷化催化劑中合適之金屬量一般在0.01－10 wt%之範圍內，較佳在0.1－3 wt%之範圍內且最佳在0.1－1 wt%之範圍內。催化劑中合適之沸石量在1－99 wt%之範圍內，較佳在10－90 wt%之範圍內且最佳在25－75 wt%之範圍內。催化劑之其餘部分可由視情況用以便利製造、提供強度及降低成本之難熔黏合劑或基質組成。黏合劑應組成均勻且相對難熔。合適之黏合劑可包括無機氧化物，諸如氧化鋁、氧化鎂、氧化鋯、氧化鉻、氧化鈦、氧化硼、氧化釷、磷酸鹽、氧化鋅及二氧化矽中之至少一者。較佳地，氧化鋁為黏合劑。一例示性轉烷化催化劑揭示於US 5,847,256(Ichioka等人)中。
通常，轉烷化區220係在200℃－540℃(390℉－1000℉)之溫度及690－4140 kPa(100－600 psi)之壓力下操作。轉烷化反應可以廣泛範圍之空間速度實現，其中較高空間速度將實現較高對二甲苯比率但以轉化率為代價。一般而言，每小 時之液體空間速度在0.1－20 hr－1 之範圍內。原料較佳在氣相中及氫存在下轉烷化。若在液相中轉烷化，則氫之存在為可選的。若存在氫，則游離氫以每莫耳烷基芳族化合物0.1莫耳至多至10莫耳之量與原料及再循環烴締合。
來自轉烷化區220之排出物可經由管線228排出且與管線186中來自萃取區180之排出物組合。如上所討論，管線284中之此組合物流可進入第二分餾區280。
參看第一分餾區240，塔250頂部之排出物可經由管線254排出。此排出物可與管線364之來自第五分餾區360之排出物組合。此等組合物流可進入管線366。管線366中之組合物流可再與管線348中來自第四分餾區340中之塔350之底部物流組合。此等物流可組合且進入第三分餾區320。
第三分餾區320可具有塔330，其產生管線334中之頂部物流及管線338中之底部物流(下文中描述)。頂部物流可富含芳族C8－ 烴且可經由管線334進入對二甲苯分離區410中。此物流可為通過第一分餾區240及第二分餾區280後之來自萃取區180及轉烷化區220之第二餾份。一般而言，此管線334中之物流直接包含在對二甲苯分離區410之進料中或直接傳送至對二甲苯分離區410。
對二甲苯分離區410可基於結晶法或吸附分離法。對二甲苯分離區410較佳係基於吸附分離法。此類吸附分離可提供管線414中實質上含有對二甲苯(諸如，99 wt%以上對二甲苯)之物流。可藉由例如節流控制閥限制對二甲苯分 離區410之進料以將分子引導至其他區(諸如，轉烷化區220)從而產生其他產物(諸如，苯及甲苯)。
來自對二甲苯分離區410之殘液可不含對二甲苯，其含量通常小於1 wt%。可經由管線418將殘液傳送至烷基芳族化合物異構化區500，在該烷基芳族化合物異構化區500中藉由重新建立二甲苯異構體之平衡或接近平衡之分布來產生額外對二甲苯。視所用異構化催化劑之類型而定，對二甲苯分離單元殘液中之任何乙基苯均可藉由脫烷基反應轉化為額外二甲苯或轉化為苯。
在烷基芳族化合物異構化區500中，可使管線418中之殘液流與異構化催化劑在異構化條件下接觸。通常，異構化催化劑係由分子篩組份、金屬組份及無機氧化物組份組成。分子篩組份可允許視對苯之總需求來控制乙基苯異構化與乙基苯脫烷基反應之間的催化劑性能。因此，分子篩可為沸石鋁矽酸鹽或非沸石型分子篩。沸石鋁矽酸鹽(或沸石)組份通常為pentasil型沸石(其包括MFI、MEL、MTW、MTT及FER(IUPAC沸石命名委員會)之結構)、β沸石或絲光沸石。通常，非沸石型分子篩為AEL構架類型中之一或多者，尤其SAPO－11；或ATO構架類型中之一或多者，尤其MAPSO－31。金屬組份可為貴金屬組份，且除貴金屬外亦可包括可選鹼金屬改質劑組份，或可包括可選鹼金屬改質劑組份替代貴金屬。貴金屬可為鉑族金屬鉑、鈀、銠、釕、鋨或銥。鹼金屬可為錸、錫、鍺、鉛、鈷、鎳、銦、鎵、鋅、鈾、鏑、鉈或其混合物。該鹼金屬可與 另一鹼金屬或貴金屬組合。異構化催化劑中合適之總金屬量在0.01－10 wt%、較佳0.01－3 wt%之範圍內。催化劑中合適之沸石量可在1－99 wt%、較佳10－90 wt%且更佳25－75 wt%之範圍內。催化劑之其餘部分係由無機氧化物黏合劑、通常氧化鋁組成。用於本發明之一例示性異構化催化劑揭示於US 4,899,012(Sachtler等人)中。
典型異構化條件包括在0℃－600℃(32℉－1100℉)之範圍內之溫度及大氣壓力至3450 kPa(500 psi)之壓力。相對於催化劑體積之原料之每小時之液體烴空間速度可為0.1－30 hr－1 。一般而言，使烴接觸催化劑與0.5：1－15：1或更高之氫：烴莫耳比率且較佳0.5－10之莫耳比率之氣態氫的混合物。若將液相條件用於異構化，則通常不將氫添加至烷基芳族化合物異構化區500中。
管線504中烷基芳族化合物異構化區500之排出物之至少一部分可進入第五分餾區360。第五分餾區360可包括塔370，其產生富含C7－ 烴之頂部物流，該物流經由管線362自芳族化合物製造裝置100排放。富含芳族C8＋ 烴之底部物流可由塔370產生且經由管線364排出，且如上文所討論，該底部物流可與管線254中之物流組合以產生管線366中之組合物流。
關於第三分餾區320，管線338中富含C9＋ 烴之底部物流可傳送至第六分餾區380。第六分餾區380可包括塔390，其產生富含芳族C9－ 烴之頂部物流及管線404中且併入諸如燃料油之產物中之富含芳族C10＋ 烴之底部物流。管線392 中之頂部物流可傳送至芳族汽油摻合物，再循環至轉烷化區220，或在兩個目的地之間以任何比例分開。若將至少一部分提供至芳族汽油摻合物，則該物流可通過閥398且在經由管線400排出芳族化合物製造裝置100之前與管線278中之物流組合。若使至少一部分再循環，則管線392中之物流可通過閥396及管線394達至管線314。管線318中之組合物流可與管線276中之物流組合。如上文所討論，此組合物流可經由管線224再循環至轉烷化區220。
在一替代性實施例中，藉由阻斷流向管線364之流動，至少一部分、較佳所有來自第一分餾區240之排出物可通過閥264及管線256達至對二甲苯分離區410之進料。此外，管線262中底部物流之至少一部分、較佳全部可藉由關閉第六分餾區380之入口且使管線262中之物流通過管線406、閥408且進入產物(諸如，燃料油)管線404中而繞過第六分餾區380。在此實施例中，若第一分餾區240使管線244中之組份與管線254中之大部分C8－ 烴、管線258中之大部分C9烴及管線262中之大部分C10＋ 烴良好分開，則此等替代性目的地係較佳的。
參看圖2，描繪另一例示性芳族化合物製造單元。除塔250僅具有頂部物流254及底部物流262(若芳族汽油摻合物具有不精確之終點要求，則此可為尤其有效的)且省略管線406及閥408外，芳族化合物製造單元600實質上與上述芳族化合物製造單元100相同。富含芳族C9＋ 烴之底部物流262可藉由通過閥272而經由管線276再循環至轉烷化區 220，及/或可藉由通過閥274而經由管線278及400傳至芳族汽油摻合物中。底部物流262可以任何比例在此等兩個目的地之間分開。管線266亦與管線262連通以將芳族化合物製造裝置600之排放物提供至(例如)燃料油產物。可將閥270打開、關閉或節流以自芳族化合物製造裝置600排放重質烴。
在裝置100及600之操作過程中，可製備不同量之苯、甲苯、芳族汽油摻合物及/或對二甲苯。可打開、關閉或節流任何閥、尤其閥396及398及/或272及274以分別調控再循環至轉烷化區220及芳族汽油摻合物之量，且因此增加或減少產物產率。例如參看圖1，可藉由管線392自第六分餾區380及藉由裝置100之管線258自第一分餾區240提供芳族C9烴。將來自管線258物流傳送至芳族汽油摻合物亦可藉由將至少一部分管線392中之物流傳送通過管線394且限制對二甲苯產生來產生更多苯。或者，可藉由將來自管線258之物流經由管線276傳送至轉烷化區220，關閉閥274，增加通過閥398之流量且限制對二甲苯產生來增加芳族汽油摻合物產量。更甚者，可藉由打開閥272及310且藉由降低通過閥398之流量限制對二甲苯及芳族汽油摻合物之產量來增加甲苯產量。此外，可藉由打開閥274且藉由限制通過閥398之流量限制芳族汽油摻合物之產量來增加對二甲苯產量。參看圖2，可藉由將至少一部分來自管線262(而非圖1中之管線258)之物流傳送至轉烷化區220或芳族汽油摻合物來獲得相似產物靈活性。
若第一分餾區240使管線244中之組份良好分開，則如上 所討論，含有來自第一分餾區240之大部分C8－ 烴的管線254中之至少一部分、較佳所有排出物可通過閥264及管線256流至對二甲苯分離區410之進料中。
閥264、270、272、274、310、312、396、398及408可為控制閥且經節流以允許至少一部分與其各別管線相關聯之烴通過。
因此，如以下實例中進一步說明，以上裝置100及600可靈活地產生各種產物。
例示性實施例
以下實例意欲進一步說明本發明之方法。對於本發明之實施例之此等說明並不意謂將本發明之申請專利範圍限於此等實例之特定詳節。此等實例係基於工程計算及使用相似方法之實際操作經驗。
在此等預示性實例中，對各實例而言，如圖1中所描繪之芳族化合物製造裝置100一般使用相同之條件，諸如利用相同進料速率及LHSV、氫：烴莫耳比率、反應器壓力、催化劑、催化劑分布及催化劑循環速率之相同原料組成，但如下表1中所述之流動速率除外。
實例
比較實例1及實例2－4將少量甲苯/苯進料混合物添加至芳族化合物製造單元。
比較實例1
在此比較實例中，第一分餾區240省略且將管線244中來自第二分餾區280之底部物流傳送至管線328以與第三分餾 區320之進料組合。亦藉由關閉閥310且打開閥312將甲苯再循環至轉烷化區220。
實例2－4
如圖1中所描繪，在以下3個實例中，可關閉閥310且可打開閥312以將所有分餾甲苯再循環至轉烷化區220中。
實例2
在此實例中，關閉閥272，打開閥312及274，且藉由節流閥396限制再循環通過管線394之量來固定對二甲苯產量，可增加苯產率。
實例3
在另一實例中，關閉閥274，打開閥272，且藉由節流閥396限制再循環通過管線394之量來固定對二甲苯產量，可增加芳族汽油摻合物。
實例4
在另一實例中，關閉閥274，打開閥272且藉由限制通過閥396之產物之量(且相應地增加再循環通過管線394之量)固定芳族汽油摻合物產量，可增加管線414中對二甲苯之量。
比較實例5
在此比較實例中，與比較實例1中相同，第一分餾區240省略且將管線244中來自第二分餾區280之底部物流傳送至管線328以與第三分餾區320之進料組合。然而，藉由打開閥310可將至少一部分甲苯以產物形式回收。
實例6－8
在以下3個實例中，可將閥310打開，以致可將管線304 中之至少一些甲苯以產物形式回收。
實例6
在此實例中，關閉閥274，打開閥272，且固定甲苯及芳族汽油摻合物產生速率可增加對二甲苯產率。
實例7
在另一實例中，關閉閥272，打開閥274，且固定對二甲苯及芳族汽油摻合物可增加苯產生速率，且降低甲苯產生速率。
實例8
在另一實例中，關閉閥274，打開閥272，且固定芳族汽油摻合物及對二甲苯產生速率可增加甲苯產生速率。
實例1－8之結果以KMTA描述於下表1中且以千磅/小時描述於下表2中。
實例2及3表明增加苯或芳族汽油摻合物產量之靈活性。差異可為50 KMTA(13千磅/小時)之苯(490比440 KMTA(123比111千磅/小時))及77 KMTA(19千磅/小時)芳族汽油摻合物(432比509 KMTA(109比128千磅/小時))。實例4表明增加對二甲苯產量之靈活性。實例4製備出1221 KMTA(307.7千磅/小時)對二甲苯，比由實例1製備之1200 KMTA(302.4千磅/小時)對二甲苯多21 KMTA(5.3千磅/小時)；而實例4製備出441 KMTA(111千磅/小時)苯，比由實例1製備之456 KMTA(115千磅/小時)苯少15 KMTA(3.8千磅/小時)。實例5－8中描述相同或不同產物之相似靈活性，其中甲苯亦為芳族化合物製造單元之產物。因此，此等實例進一步表明本文所揭示之裝置的靈活性。
在一實施例中，芳族化合物製造裝置可包括用於提供富 含芳族C8－ 之物流及富含芳族C9之物流的第一分餾區。第一分餾區可與反應區及芳族汽油摻合物直接連通以將至少一部分富含芳族C9之物流提供至反應區或芳族汽油摻合物。視情況，第一分餾區包含提供頂部物流中富含芳族C8－ 之物流及底部物流中富含芳族C9之物流的塔，或可將富含芳族C9之物流提供於側面物流中，且底部物流可富含芳族C10＋ 。
在一實施例中，芳族化合物製造裝置可進一步包含用於將苯與甲苯中之至少一者自反應區分離且對第一分餾區提供進料之第二分餾區；其中反應區包含轉烷化區。視情況，第二分餾區包含苯塔及甲苯塔，其中使來自甲苯塔之富含甲苯之頂部物流在進入反應區之前與富含芳族C9之物流組合。芳族化合物製造裝置可進一步包含：對二甲苯分離區，其接收至少一部分來自第一分餾區之芳族C8－ 物流；烷基芳族化合物異構化區，其接收至少一部分來自對二甲苯分離區之對二甲苯分離區排出物；及萃取區，其將至少一部分萃取區排出物提供至第二分餾區。
在未作進一步詳細描述之情況下，咸信熟習此項技術者使用先前描述可最大程度地利用本發明。因此，先前較佳之特定實施例應理解為僅為例示性的，且並非以任何方式限制該揭示案之其餘部分。
在上文中，除非另外指示，否則在未加校正之情況下所有溫度以攝氏度表示，且所有份及百分比均以重量計。
自以上描述，熟習此項技術者可容易地確定本發明之基 本特徵，且在不偏離本發明之精神及範疇之情況下，可對本發明進行多種改變及修改以使其適合多種用途及條件。
100‧‧‧芳族化合物製造裝置
110‧‧‧管線
120‧‧‧石腦油氫化處理區
130‧‧‧管線
140‧‧‧重組區
144‧‧‧管線
180‧‧‧萃取區
184‧‧‧管線
186‧‧‧管線
220‧‧‧轉烷化區
224‧‧‧管線
228‧‧‧管線
240‧‧‧第一分餾區
244‧‧‧管線
250‧‧‧塔
254‧‧‧管線
256‧‧‧管線
258‧‧‧管線
262‧‧‧管線
264‧‧‧閥
266‧‧‧管線
270‧‧‧閥
272‧‧‧閥
274‧‧‧閥
276‧‧‧管線
278‧‧‧管線
280‧‧‧第二分餾區
284‧‧‧管線
290‧‧‧苯塔
294‧‧‧管線
298‧‧‧管線
300‧‧‧甲苯塔
304‧‧‧管線
308‧‧‧管線
310‧‧‧閥
312‧‧‧閥
314‧‧‧管線
318‧‧‧管線
320‧‧‧第三分餾區
328‧‧‧管線
330‧‧‧塔
334‧‧‧管線
338‧‧‧管線
340‧‧‧第四分餾區
344‧‧‧管線
348‧‧‧管線
350‧‧‧分餾塔
360‧‧‧第五分餾區
362‧‧‧管線
364‧‧‧管線
366‧‧‧管線
370‧‧‧塔
380‧‧‧第六分餾區
390‧‧‧塔
392‧‧‧管線
394‧‧‧管線
396‧‧‧閥
398‧‧‧閥
400‧‧‧管線
404‧‧‧管線
406‧‧‧管線
408‧‧‧閥
410‧‧‧對二甲苯分離區
414‧‧‧管線
418‧‧‧管線
500‧‧‧烷基芳族化合物異構化區
504‧‧‧管線
600‧‧‧芳族化合物製造裝置
圖1為一例示性芳族化合物製造裝置之示意圖。
圖2為另一例示性芳族化合物製造裝置之示意圖。
100‧‧‧芳族化合物製造裝置
110‧‧‧管線
120‧‧‧石腦油氫化處理區
130‧‧‧管線
140‧‧‧重組區
144‧‧‧管線
180‧‧‧萃取區
184‧‧‧管線
186‧‧‧管線
220‧‧‧轉烷化區
224‧‧‧管線
228‧‧‧管線
240‧‧‧第一分餾區
244‧‧‧管線
250‧‧‧塔
254‧‧‧管線
256‧‧‧管線
258‧‧‧管線
262‧‧‧管線
264‧‧‧閥
272‧‧‧閥
274‧‧‧閥
276‧‧‧管線
278‧‧‧管線
280‧‧‧第二分餾區
284‧‧‧管線
290‧‧‧苯塔
294‧‧‧管線
298‧‧‧管線
300‧‧‧甲苯塔
304‧‧‧管線
308‧‧‧管線
310‧‧‧閥
312‧‧‧閥
314‧‧‧管線
318‧‧‧管線
320‧‧‧第三分餾區
328‧‧‧管線
330‧‧‧塔
334‧‧‧管線
338‧‧‧管線
340‧‧‧第四分餾區
344‧‧‧管線
348‧‧‧管線
350‧‧‧分餾塔
360‧‧‧第五分餾區
362‧‧‧管線
364‧‧‧管線
366‧‧‧管線
370‧‧‧塔
380‧‧‧第六分餾區
390‧‧‧塔
392‧‧‧管線
394‧‧‧管線
396‧‧‧閥
398‧‧‧閥
400‧‧‧管線
404‧‧‧管線
406‧‧‧管線
408‧‧‧閥
410‧‧‧對二甲苯分離區
414‧‧‧管線
418‧‧‧管線
500‧‧‧烷基芳族化合物異構化區
504‧‧‧管線

Claims (22)

  1. 一種藉由改變富含芳族C9之第一物流及富含芳族C9之第二物流之至少一者之目的地而將進料改變至轉烷化區以增加苯、甲苯、對二甲苯及芳族汽油摻合物中之至少一者之產量的方法，其包含：a)自接收第二分餾區之排出物之第一分餾區提供該富含芳族C9之第一物流，其中該第二分餾區產生富含苯與甲苯中之至少一者之物流，其中該富含芳族C9之第一物流至少部分包含於該轉烷化區之進料與該芳族汽油摻合物中之至少一者中；b)提供芳族C8+ 烴流至第三分餾區，以產生富含芳族C8- 烴之物流及富含芳族C9+ 烴之物流；及c)使該富含芳族C9+ 烴之物流自該第三分餾區通過至最後之分餾區以產生富含芳族C9之第二物流，其中該富含芳族C9之第二物流係至少部分包含於該轉烷化區之進料與該芳族汽油摻合物中之至少一者中。
  2. 如請求項1之方法，其中該第一分餾區進一步包含提供富含芳族C8- 之頂部物流及作為富含芳族C9之第一物流之底部物流的塔。
  3. 如請求項2之方法，其進一步包含使排放物流與該底部物流連通。
  4. 如請求項3之方法，其中該排放物流係包含在燃料油內。
  5. 如請求項1之方法，其中該第一分餾區進一步包含提供 富含芳族C8- 之頂部物流、富含芳族C10+ 之底部物流及作為該富含芳族C9之第一物流之側面物流的塔。
  6. 如請求項5之方法，其中該側面物流包含至少約70 wt%之該芳族C9。
  7. 如請求項1之方法，其中該第一分餾區包含接收該第二分餾區之排出物的塔；且限制該芳族汽油摻合物之產量以將該進料改變至該轉烷化區。
  8. 如請求項1之方法，其進一步包含：使進料通過對二甲苯分離區且限制它以增加該芳族汽油摻合物之產量。
  9. 如請求項1之方法，其進一步包含：限制該甲苯及該芳族汽油摻合物之產生速率以增加對二甲苯之產生速率。
  10. 如請求項1之方法，其進一步包含：限制該對二甲苯及該芳族汽油摻合物之產生速率以增加甲苯之產生速率。
  11. 如請求項10之方法，其中該富含芳族C9之第一物流係送至該轉烷化區。
  12. 如請求項1之方法，其中該第二分餾區包含一苯塔及一甲苯塔。
  13. 如請求項1之方法，其進一步包含：限制該對二甲苯及該芳族汽油摻合物之產生速率以增加苯之產生速率。
  14. 如請求項13之方法，其中該富含芳族C9之第一物流係送至該芳族汽油摻合物。
  15. 一種將進料改變至反應區以增加苯、甲苯、對二甲苯及芳族汽油摻合物中之至少一者之產量的方法，其包含：a)自第一分餾區提供富含芳族C9之第一物流；b)使排出物流自該第二分餾區通過至該第一分餾區，該第二分餾區產生富含苯及甲苯中至少一者之物流；c)提供芳族C8+ 烴之物流至第三分餾區以產生富含芳族C8- 烴之物流及富含芳族C9+ 烴之物流；d)使該富含芳族C9+ 烴之物流自該第三分餾區通過至最後之分餾區以產生富含芳族C9之第二物流；e)使該富含芳族C9之第一物流之至少一部份通過至該反應區及該芳族汽油摻合物之至少一者；f)使該富含芳族C9之第二物流之至少一部份通過至該反應區及該芳族汽油摻合物之至少一者；及g)調控通過至該反應區之該富含芳族C9之第一物流及該富含芳族C9之第二物流之至少一者之量。
  16. 如請求項15之方法，其中該第一分餾區進一步包含提供富含芳族C8- 之頂部物流、富含芳族C10+ 之底部物流及作為該富含芳族C9之第一物流之側面物流的塔。
  17. 如請求項16之方法，其中該側面物流包含至少約70 wt%之該芳族C9。
  18. 甲苯、對二甲苯及芳族汽油摻合物中之至少一者之產量的方法，其包含： a)自第一分餾區提供富含芳族C9之第一物流；b)使富含C8+ 芳族烴之排出物流自第二分餾區通過至該第一分餾區，該第二分餾區產生富含苯及甲苯中至少一者之物流；c)提供芳族C8+ 烴之物流至第三分餾區以產生富含芳族C8- 烴之物流及富含芳族C9+ 烴之物流；d)使該富含芳族C8- 烴之物流自該第三分餾區通過至對二甲苯分離區；e)使該富含芳族C9+ 烴之物流自該第三分餾區通過至最後之分餾區以產生富含芳族C9之第二物流；f)使該富含芳族C9之第一物流之至少一部份通過至該反應區及該芳族汽油摻合物之至少一者；g)使該富含芳族C9之第二物流之至少一部份通過至該反應區及該芳族汽油摻合物之至少一者；及h)調控通過至該反應區之該富含芳族C9之第一物流及該富含芳族C9之第二物流之至少一者之量。
  19. 一種芳族化合物製造裝置，其包含：第一分餾區，其用於提供富含芳族C8- 之物流及富含芳族C9之物流，其中該第一分餾區與反應區及芳族汽油摻合物直接連通以將該富含芳族C9之物流之至少一部分提供至該反應區或該芳族汽油摻合物。
  20. 如請求項19之芳族化合物製造裝置，其中該第一分餾區包含提供頂部物流中該富含芳族C8- 之物流及底部物流中該富含芳族C9之物流的塔。
  21. 如請求項19之芳族化合物製造裝置，其中該第一分餾區包含提供頂部物流中該富含芳族C8- 之物流、側面物流中之該富含芳族C9之物流及富含芳族C10+ 之底部物流的塔。
  22. 如請求項19、20及21中任一項之芳族化合物製造裝置，其進一步包含第二分餾區，該第二分餾區用於將苯與甲苯中之至少一者自該反應區分離且對該第一分餾區提供進料；其中該反應區包含轉烷化區。
TW97131359A 2007-08-17 2008-08-15 將進料改變至反應區之方法及裝置 TWI401311B (zh)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US11/840,461 US7727490B2 (en) 2007-08-17 2007-08-17 Aromatic production apparatus
US11/840,420 US7686946B2 (en) 2007-08-17 2007-08-17 Method of altering a feed to a reaction zone

Publications (2)

Publication Number Publication Date
TW200920836A TW200920836A (en) 2009-05-16
TWI401311B true TWI401311B (zh) 2013-07-11

Family

ID=40378903

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
TW97131359A TWI401311B (zh) 2007-08-17 2008-08-15 將進料改變至反應區之方法及裝置

Country Status (5)

Country Link
JP (1) JP5631209B2 (zh)
KR (1) KR101568432B1 (zh)
CN (1) CN101784642B (zh)
TW (1) TWI401311B (zh)
WO (1) WO2009025993A2 (zh)

Families Citing this family (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20120289677A1 (en) * 2011-05-11 2012-11-15 Uop, Llc Process for alkylating benzene
EP2809749B1 (en) * 2012-02-01 2017-11-01 Saudi Arabian Oil Company Catalytic reforming process and system for producing reduced benzene gasoline
PL3027583T3 (pl) * 2013-07-31 2019-11-29 Uop Llc Sposoby i układy do rozdzielania strumieni do dostarczania strumienia surowca do transalkilowania w kompleksie związków aromatycznych
BR112017023252B1 (pt) 2015-04-27 2020-12-15 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Processo para produzir produtos de hidrocarboneto líquido a partir de uma matériaprima sólida
US10626067B1 (en) * 2019-05-10 2020-04-21 Uop Llc Processes for separating para-xylene from toluene

Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20070112237A1 (en) * 2005-11-14 2007-05-17 Sk Corporation Process of preparing aromatic hydrocarbons and liquefied petroleum gas from hydrocarbon mixture

Family Cites Families (12)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3495913A (en) 1965-06-07 1970-02-17 Fairchild Camera Instr Co Focal plane determining system
US3945913A (en) * 1974-08-26 1976-03-23 Mobil Oil Corporation Manufacture of lower aromatic compounds
US3996305A (en) 1975-03-27 1976-12-07 Universal Oil Products Company Fractionation of aromatic streams
US4053388A (en) * 1976-12-06 1977-10-11 Moore-Mccormack Energy, Inc. Process for preparing aromatics from naphtha
JPS63196528A (ja) * 1985-09-13 1988-08-15 ユ−オ−ピ−　インコ−ポレイテツド 異性化／トランスアルキル化兼用帯域を用いたキシレンの製造法
JPH08199174A (ja) * 1995-01-20 1996-08-06 Chiyoda Corp 低ベンゼン含量ガソリンの製造法
JP3617416B2 (ja) * 1999-06-16 2005-02-02 東レ株式会社 芳香族炭化水素の転化方法
KR100330766B1 (ko) * 1999-12-06 2002-03-29 유현식 자일렌 컬럼을 이용한 파라-자일렌의 분리 공정
KR100557558B1 (ko) * 2000-11-30 2006-03-03 에스케이 주식회사 탄화수소 혼합물로부터 방향족 탄화수소 및 액화석유가스를 제조하는 방법
US6504076B1 (en) * 2001-05-18 2003-01-07 Fina Technology, Inc. Method of conversion of heavy aromatics
US6740788B1 (en) * 2002-12-19 2004-05-25 Uop Llc Integrated process for aromatics production
KR100543949B1 (ko) * 2003-07-01 2006-01-23 윤정의 피부저항측정방법

Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20070112237A1 (en) * 2005-11-14 2007-05-17 Sk Corporation Process of preparing aromatic hydrocarbons and liquefied petroleum gas from hydrocarbon mixture

Also Published As

Publication number Publication date
CN101784642A (zh) 2010-07-21
WO2009025993A3 (en) 2009-04-30
CN101784642B (zh) 2013-05-22
JP2010536954A (ja) 2010-12-02
JP5631209B2 (ja) 2014-11-26
WO2009025993A2 (en) 2009-02-26
KR20100057854A (ko) 2010-06-01
TW200920836A (en) 2009-05-16
KR101568432B1 (ko) 2015-11-11

Similar Documents

Publication Publication Date Title
US7727490B2 (en) Aromatic production apparatus
TWI638800B (zh) 芳族化合物之製造方法
TWI666194B (zh) 用於芳香族複合設備中之芳香族甲基化之方法及裝置
US10351489B2 (en) Processes for recovering paraxylene
US20120271084A1 (en) Recycle of transalkylation effluent fractions enriched in trimethylbenzene
US8889937B2 (en) Process for producing one or more alkylated aromatics
US20120271071A1 (en) Transalkylation of methylated aromatic hydrocarbon-enriched fractions in c8 aromatic hydrocarbon production
TW201516033A (zh) 使用選擇性吸附以分離二甲苯異構物之系統及方法
US10865169B2 (en) Liquid phase isomerization process integration
TWI582064B (zh) 製造二甲苯類之方法
US7179434B1 (en) Integrated apparatus for aromatics production
JP6416910B2 (ja) 側流分留塔（ｓｉｄｅ ｄｒａｗ ｆｒａｃｔｉｏｎ ｔｏｗｅｒ）及び部分凝縮（ｐａｒｔｉａｌ ｃｏｎｄｅｎｓａｔｉｏｎ）を用いることによるエネルギー効率の良いナフテンの再循環
CN101600496A (zh) 用于芳烃生产的联合装置
TWI401311B (zh) 將進料改變至反應區之方法及裝置
US10300404B2 (en) Process for the recovering of paraxylene
US7686946B2 (en) Method of altering a feed to a reaction zone
US9738576B2 (en) Processes and systems for separating streams to provide a transalkylation feed stream in an aromatics complex
EP3027583B1 (en) Processes and systems for separating streams to provide a transalkylation feed stream in an aromatics complex
TWI448446B (zh) 烷化苯之方法