TWI805790B - 使用模擬移動床步驟及透過三成份分餾塔之分餾步驟之製備對二甲苯之方法 - Google Patents

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Abstract

本發明係關於一種用於製備高純度對二甲苯之方法，其包含藉由在SMB中吸附進行分離之單一步驟，與藉由在產生至少兩種萃餘物之第一三成份蒸餾塔中蒸餾進行分離之後續步驟及視情況存在之兩個異構化步驟，使得有可能改良芳族迴路之總對二甲苯產率且將經濟影響降至最低。

Description

使用模擬移動床步驟及透過三成份分餾塔之分餾步驟之製備對二甲苯之方法
對二甲苯主要用於製備對苯二甲酸及聚對苯二甲酸伸乙酯樹脂，用於製備合成織物、瓶子及更一般化地塑膠。
本發明係關於一種使用特定步驟順序製備高純度對二甲苯以達成對二甲苯之高產量之方法。
使用藉由吸附進行分離之步驟製備高純度對二甲苯為先前技術中所熟知。工業上，該步驟在一連串「C8芳族迴路」或「二甲苯迴路」製程內進行。此「C8芳族迴路」包括在稱為「二甲苯分餾塔」之蒸餾塔中移除重質化合物(亦即，含有超過9個碳原子之化合物，表示為C9+)的步驟。
隨後將來自此分餾塔之含有C8芳族異構體之頂部物料流傳送至對二甲苯分離製程中，其一般為在模擬移動床中藉由吸附進行分離之步驟。
在模擬移動床中藉由吸附進行分離之步驟結束時獲得之萃取物(其含有對二甲苯)接著使用萃取塔且接著使用甲苯分餾塔蒸餾以獲得高純度對二甲苯。
在模擬移動床中藉由吸附進行分離之步驟結束時獲得之富含間二甲苯、鄰二甲苯及乙苯之萃餘物在藉由蒸餾移除解吸附劑之步驟之後用於異構化步驟中，使得有可能獲得混合物，其中二甲苯(或鄰、間及對二甲苯)之比例幾乎處於熱力學平衡且乙苯耗盡。將此混合物再次傳送至「二甲苯分餾塔」中，其中新鮮原料用於製備對二甲苯。
先前技術提出此流程之許多變體，其使用一或多個分離步驟(藉由吸附、結晶、蒸餾或藉由膜)及/或一或多個氣相異構化步驟(將乙苯藉由異構化轉化成二甲苯或藉由脫烷轉化成苯)或液相異構化步驟(不轉化乙苯)。
先前技術中所提出之變體中之一者在於在兩個獨立步驟中進行異構化。第一步驟使得異構化富含間二甲苯、鄰二甲苯及乙苯之萃餘物中所含有之乙苯成為可能。將來自此第一異構化部分之乙苯耗盡之流出物在分餾之後傳送至第二部分，該第二部分包含藉由吸附分離對二甲苯，接著為將二甲苯異構化成對二甲苯之第二步驟。
異構化催化劑及操作條件之最佳化使得限制不合需要之副反應成為可能。因此，已確定為了促進乙苯轉化成二甲苯，較佳在高溫下在氣相中進行異構化。同樣已知的是在低溫下在液相中進行異構化最小化假性裂解轉烷化及歧化反應，且亦限制乙苯之轉化。
使用兩個異構化步驟製備高純度對二甲苯之方法為更複雜的且使得對二甲苯之產量有限增加。此現象之原因為，為了達成足夠高程度之乙苯轉化，第一氣相異構化步驟之操作條件為嚴苛的且伴有導致C8芳族物損失之副反應，其對於對二甲苯之總產率具有實質影響。
專利FR 2862638描述一種使用兩個模擬移動床分離步驟及兩個異構化步驟自烴原料製備對二甲苯之方法。此方法之缺點為其需要兩個模擬移動床分離步驟，此需要大量增加製備成本。
專利FR 3023840及FR 3023841描述包含兩個模擬移動床分離步驟及異構化單元步驟之替代方法，其中兩個異構化步驟在來自第一模擬移動床分離單元之萃餘物的迴路上連續或並行進行。
專利FR 3023842描述一種包含模擬移動床吸附步驟及兩個異構化步驟之替代方法，一方面在氣相中且另一方面在液相中，其中兩個異構化單元饋入有來源於來自吸附單元之流出物之分餾的相同原料。
在本發明之領域中，熟習此項技術者不斷尋求限制用於運行所用二甲苯迴路之投資成本及操作成本，同時增加所獲得之高純度對二甲苯之量。
出人意料地，本申請人已發現，在製備高純度對二甲苯之方法中，藉由在SMB中吸附進行分離之步驟與藉由在產生至少兩種萃餘物之第一三成份蒸餾塔中之蒸餾進行分離之後續分離步驟及兩個異構化步驟的組合使得改良芳族迴路之總體對二甲苯產率且最小化經濟影響成為可能。
與先前技術方法相比，根據本發明之方法之優點為其實現對二甲苯之較高產量，就容量增加而言具有較小取捨。
本發明之另一優點為其具有極大靈活性，其可用於操作中，因此使得適應所實施之各異構化步驟之催化效能變化成為可能。定義 &縮寫
在本說明書中，以下術語或縮寫具有以下含義。
應指出，在本說明書中，表述「在……與……之間」應理解為包括所提及之界限值。
縮寫EB表示乙苯。
縮寫PX表示對二甲苯。
縮寫OX表示鄰二甲苯。
縮寫MX表示間二甲苯。
術語「二甲苯」(亦表示為XYL)係指選自鄰二甲苯、間二甲苯及對二甲苯之至少兩種二甲苯異構體之混合物。
縮寫SMB表示模擬移動床。
術語「C9+烴」係指含有至少9個碳原子之烴。
術語「C8+烴」係指含有至少8個碳原子之烴。
術語「C8芳族物」(亦表示為C8A)表示由8個碳原子組成之芳族烴，亦即，EB、PX、OX、MX且較佳為EB、OX、MX。
術語「萃餘物」係指PX耗盡之C8A混合物，且其可含有解吸附劑，亦即其具有之PX之質量含量為低於2.0%，較佳低於1.5%且較佳為1.0%。
出於本發明之目的，術語「不含」係指相對於考慮中之成份(例如EB)之總質量，給定化合物之質量含量小於0.5重量%、較佳小於0.1重量%且較佳小於0.01重量%。
術語給定化合物之「殘餘量」係指相對於考慮中之成份之總質量，質量含量小於5.0重量%，較佳在5.0與1.0重量%之間，較佳在4.0與1.0重量%之間，且較佳在3.0與1.0重量%之間的量。
在本發明中，等效地使用術語「流出物」、「萃餘物」、「物料流」及「成份」。
術語「雙成份及三成份蒸餾塔」係指分別用於獲得兩種及三種成份之蒸餾塔。
因此，本發明係關於一種自含有二甲苯、乙苯及C9+烴之原料製備對二甲苯之方法，其包含 - 在模擬移動床中分離該原料之單一步驟A，其藉由作為吸附劑之沸石及解吸附劑，在20℃與250℃之間的溫度下，在1.0 MPa與2.2 MPa之間的壓力下，且在0.4與2.5之間的模擬移動床分離單元中之解吸附劑與原料之體積比下進行； 該步驟A允許產生 ■ 第一成份A1，其含有對二甲苯與解吸附劑之混合物，及 ■ 至少一種第二成份A2或A21，其含有乙苯(EB)、鄰二甲苯(OX)及間二甲苯(MX)及解吸附劑， - 分餾步驟B，其藉由在至少一個第一蒸餾塔B_C3中蒸餾來源於步驟A之該第二成份，允許產生以下三種成份： ■ 第一成份B2，其含有EB、OX及MX ■ 第二成份B3，其含有OX及MX，及 ■ 第三成份B42，其含有解吸附劑。
較佳地，來源於步驟B之第一成份B2之EB含量大於來源於步驟B中所用之第一分餾塔B_C3之第二成份B3之EB含量。
較佳地，第一成份之EB含量比第二成份之EB含量大至少1.0%。
較佳地，用於步驟B中之該蒸餾塔包含30與80個之間的理論板。
在另一特定實施例中，該分離步驟A亦允許產生含有MX、OX與解吸附劑之混合物的EB耗盡之第三成份A22，該等成份A21及A22係傳送至該分餾步驟B中。
有利地，在此實施例中，來源於步驟A之該第三成份A22參與第二蒸餾塔B-C4，允許產生不含解吸附劑、含有MX及OX之成份B31，及由解吸附劑組成之成份B43。
在另一特定實施例中，該第二成份B3在第二蒸餾塔B-C4中參與該分餾步驟B，允許產生不含解吸附劑、含有MX及OX之成份B31，及由解吸附劑組成之成份B43。
有利地，在此實施例中，來源於步驟A之該第三成份A22係在來源於該第一蒸餾塔B-C3之該第二成份B3之注入側點下方引入至該第二蒸餾塔B-C4中。
有利地，該蒸餾步驟B使用包含內壁之分餾塔。
有利地，該方法亦包含來源於分餾步驟之含有EB、OX及MX之該第一成份B2之氣相異構化的步驟C。
有利地，該方法亦包含來源於分餾步驟B中所用之該第一蒸餾塔B_C3之含有OX及MX之該第二成份B3之液相異構化的步驟D。
有利地，該方法亦包含來源於分餾步驟中所用之該第二蒸餾塔B_C4之含有OX及MX之該成份B31之液相異構化的步驟D。
有利地，該氣相異構化步驟C係在高於300℃之溫度、低於4.0 MPa之壓力、低於10.0 h- 1 之空間速度、小於10.0之氫氣與烴之莫耳比下，且在包括至少一種具有由10或12個氧原子之環(10 MR或12 MR)界定之孔徑之孔道的沸石及至少一種含量在0.1重量%與0.3重量%之間的來自第VIII族之金屬的催化劑存在下進行。
有利地，用於步驟C中之該催化劑包含1重量%至70重量%之EUO結構類型之沸石，該沸石包含矽及至少一種較佳選自鋁及硼之元素T，其Si/T比在5與100之間。
有利地，該液相異構化步驟D係在低於300℃之溫度、低於4.0 MPa之壓力、低於5.0 h- 1 且較佳在2.0與4.0 h- 1 之間的空間速度下，且在包括至少一種具有由10或12個氧原子之環(10 MR或12 MR)界定之孔徑之孔道之沸石的催化劑存在下進行；較佳地，該沸石為ZSM-5型。
參考根據本發明之圖中所示之實施例之編號，根據本發明之方法之特徵及優點將在閱讀下文非限制性實施例之描述後變得顯而易見。
出於本發明之目的，可單獨或彼此組合使用所呈現之各種實施例，而不限制組合。
因此，本發明係關於一種自含有二甲苯、乙苯及C9+烴之原料製備對二甲苯之方法，其包含 - 在模擬移動床中分離該原料之單一步驟A，其藉由作為吸附劑之沸石及解吸附劑，在20℃與250℃之間的溫度下，在1.0 MPa與2.2 MPa之間的壓力下，且在0.4與2.5之間的模擬移動床分離單元中之解吸附劑與原料之體積比下進行； 該步驟A允許產生 ■ 第一成份A1，其含有對二甲苯與解吸附劑之混合物，及 ■ 至少一種第二成份A2或A21，其含有乙苯(EB)、鄰二甲苯(OX)及間二甲苯(MX)及解吸附劑， - 分餾步驟B，其藉由在至少一個第一蒸餾塔B_C3中蒸餾來源於步驟A之該第二成份，允許產生以下三種成份： ■ 第一成份B2，其含有EB、OX及MX， ■ 第二成份B3，其含有OX及MX，及 ■ 第三成份B42，其含有解吸附劑。
因此，根據本發明之方法使得在分餾步驟結束時獲得具有不同比例之C8A之兩種成份成為可能，且因此增加在液相中操作之用催化劑進行之二甲苯異構化的PX比例，且使得限制C8A之損失成為可能。
模擬移動床分離之步驟 A 根據本發明，該方法包含在模擬移動床(SMB)中分離含有二甲苯、乙苯及C9+烴之原料之單一步驟A。該SMB分離步驟藉由作為吸附劑之沸石及解吸附劑進行且允許產生至少兩種成份，成份A1，亦稱為「萃取物」，含有對二甲苯(PX)與解吸附劑之混合物；成份A2，亦稱為「萃餘物」含有乙苯(EB)、鄰二甲苯(OX)、間二甲苯(MX)及解吸附劑。
分離步驟在至少一個分離塔中以模擬移動床形式操作之單元中進行，該分離塔在封閉迴路中含有複數個互連床及循環解吸附劑，自該分離步驟得到兩種成份： ● 第一種為萃取物A1，其包含對二甲苯及解吸附劑，較佳由對二甲苯及解吸附劑組成，使得在分餾以移除解吸附劑之後，PX達到最低99.0重量%且較佳99.9重量%之商業純度。有利地，萃取物A1表示萃取物之總質量之至少30重量%。 ● 第二成份為含有乙苯(EB)、間二甲苯、鄰二甲苯及解吸附劑之萃餘物A2。較佳地，萃餘物之對二甲苯耗盡，亦即該萃餘物中PX之質量含量小於1.0%且較佳小於0.5%。
在另一實施例中，在單一SMB分離步驟中獲得至少三種成份， ● 第一種為萃取物A1，其包含對二甲苯及解吸附劑，較佳由對二甲苯及解吸附劑組成；在分餾此萃餘物之後，獲得商業規格之PX。有利地，萃取物A1表示萃取物之總質量之至少30重量%。 ● 兩種成份A21及A22之對二甲苯耗盡，其含有可變比例之EB、MX、OX及解吸附劑之混合物。
在此實施例中，成份A21及A22具有不同比例之EB、MX及OX，使得成份A21之CA8成份之EB含量大於成份A22之CA8成份之EB含量。較佳地，PX耗盡之成份A21含有EB、MX、OX與解吸附劑之混合物；較佳地，EB呈殘餘量。較佳地，EB及PX耗盡之成份A22含有MX、OX與解吸附劑之混合物。
較佳地，用於模擬移動床分離單元中之吸附劑為鋇交換沸石X或鉀交換沸石Y或鋇及鉀交換沸石Y。
在一個實施例中，將經由根據本發明之方法處理之原料中所含有之解吸附劑稱為重質的，亦即其沸點高於二甲苯之沸點。
在另一實施例中，將經由根據本發明之方法處理之原料中所含有之解吸附劑稱為輕質的，亦即其沸點低於二甲苯之沸點。
較佳地，用於模擬移動床分離單元中之解吸附劑單獨或作為混合物選自對二乙苯、甲苯、對二氟苯或二乙苯。
較佳地，模擬移動床分離單元中之解吸附劑與原料之體積比在0.4與2.5之間，且較佳在0.5與1.5之間。
較佳地，模擬移動床分離步驟A在20℃與250℃之間、較佳90℃與210℃之間且甚至更佳160℃與200℃之間的溫度下，且在1.0 MPa與2.2 MPa之間且較佳1.2 MPa與2.0 MPa之間的壓力下進行。
較佳地，吸附劑含有在若干區域上方擴散之複數個互連床，該等區域藉由原料與解吸附劑之注入，且亦藉由萃取物及(一或多種)萃餘物之抽取來定界。視萃餘物之數目而定，吸附器將較佳含有15至18個床。
根據一特定實施例，分離單元(SMB)中之床之總數目在10與30個床之間，較佳在15與18個床之間，該等床擴散於一或多個吸附器上，調節床之數目以使得各床之高度在0.70 m與1.40 m之間。
根據一特定實施例(ALT 0、ALT 1)，分離單元(SMB)之各區域中之吸附劑固體之量之分佈如下： • 區域1中之吸附劑固體之量為17%±5%， • 區域2中之吸附劑固體之量為42%±5%， • 區域3中之吸附劑固體之量為25%±5%， • 區域4中之吸附劑固體之量為17%±5%。
根據一特定實施例(ALT 2)，分離單元(SMB)之各區域中之吸附劑固體之量之分佈如下： • 區域1中之吸附劑固體之量為18%±8%， • 區域2中之吸附劑固體之量為41%±8%， • 區域3A中之吸附劑固體之量為18%±8%， • 區域3B中之吸附劑固體之量為14%±8%， • 區域4中之吸附劑固體之量為9%±8%。
分餾步驟 B 根據本發明之方法包含分餾步驟B，其藉由在至少一個第一三成份分餾塔中蒸餾獲自分離步驟A的含有乙苯、鄰二甲苯、間二甲苯及解吸附劑之成份A2。該步驟B允許產生 ■ 第一成份B2，其含有EB、OX及MX，較佳由EB、OX及MX組成，及 ■ 第二成份B3，其含有OX、MX及EB，較佳由OX及MX及殘餘量之EB組成，及 ■ 成份B42，其含有解吸附劑，較佳由解吸附劑組成。
有利地，第一成份B2及第二成份B3含有呈可變比例之EB、MX及OX之混合物，使得第一成份之C8A中之EB含量大於第二成份之C8A中之EB含量。較佳地，第一成份與第二成份之間的EB含量差大於1.0%，較佳大於2.0%，較佳大於2.5%，較佳大於3.0%且較佳大於3.5%。
有利地，步驟B中所用之三成份分餾塔具有數目在30與80之間，較佳35與75之間，較佳40與80之間，極佳45與65之間的理論板。
在一個實施例中，當第二成份B3含有解吸附劑時，該成份在第二蒸餾塔B-C4中參與分餾步驟B，允許產生不含解吸附劑、含有MX及OX之成份B31，及由解吸附劑組成之成份B43。
有利地，當萃餘物之分餾在含有60個理論板之單一三成份分餾塔中進行時(實施方案ALT0)： - 進料之位置位於自冷凝器編號之板30至40上，且較佳位於板37上。 - 抽取之位置位於進料上方至少10至25個板處，且較佳位於進料上方18個板處。
有利地，當萃餘物之分餾在第一三成份分餾塔中，隨後在第二雙成份分餾塔中進行時，其各自較佳含有47個理論板(實施方案ALT1、ALT2)： - 進料之位置位於自冷凝器編號之板16至24上，且較佳位於板18至22之間。 - 自三成份分餾塔抽取之位置位於進料位置下方5與10個板之間，且較佳位於進料下方7與8個板之間。 - 萃餘物分餾塔之抽取及進料位置可取決於萃餘物分餾塔中之每一者中安裝之板之總數目而位似地調整。
較佳地，獲自步驟A之含有PX與解吸附劑之混合物且較佳由其組成的成份A1係藉由在蒸餾塔(B-C1)中蒸餾而參與分餾步驟，允許產生由PX組成之成份B1及由解吸附劑組成之成份B41。該蒸餾係根據熟習此項技術者之知識進行。
在本發明之一特定實施例(圖2b、ALT0)中，獲自步驟A之成份A2藉由在第一三成份蒸餾塔B-C3中蒸餾參與分餾步驟，允許產生頂部處之含有EB、MX及OX之成份B2；作為側抽取物之不含解吸附劑且含有OX及MX，較佳由MX及OX及殘餘量之EB組成之成份B3；及底部處之包含解吸附劑，較佳由解吸附劑組成之成份B42。
在一較佳實施例(圖2c、ALT 1)中，使用該三成份分餾塔B-C3以獲得 - 頂部處之含有EB、OX及MX、較佳由其組成之第一成份B2， - 作為側抽取物之含有OX、MX、解吸附劑及殘餘量之EB，較佳由OX、MX及解吸附劑組成之第二成份B3，及 - 底部處之含有解吸附劑，較佳由解吸附劑組成之成份B42。
該成份B3參與第二雙成份蒸餾塔B-C4，允許產生不含解吸附劑、含有MX及OX之成份B31，及由解吸附劑組成之成份B43。
有利地，實施例ALT1 (圖2c)使得有可能降低富含EB之成份B2中之二甲苯含量。
在另一較佳實施例ALT2中，步驟A允許產生兩種成份A21及A22 (圖3b，ALT 2)。該成份A21藉由在第一三成份蒸餾塔B-C3中蒸餾參與分餾步驟B，允許產生 - 頂部處之含有EB、OX及MX，較佳由其組成之第一成份B2， - 作為側抽取物之含有OX、MX、解吸附劑及視情況選用之殘餘量之EB，較佳由OX、MX及解吸附劑組成之第二成份B3，及 - 底部處之含有解吸附劑，較佳由解吸附劑組成之第三成份B42。
在實施例ALT2中，獲自步驟B中所用之第一分餾塔之該第二成份B3及獲自步驟A之成份A22參與第二蒸餾塔B-C4，允許產生含有MX、OX及視情況選用之殘餘量之EB，較佳由OX及MX組成之成份B31，及包含解吸附劑，較佳由解吸附劑組成之成份B43。
較佳地，將成份A22引入至成份B3之注入點下方的萃餘物B-C4之第二分餾塔，較佳雙成份分餾塔中。
有利地，在該實施例ALT2 (圖3b)中，三成份分餾塔B-C3僅接收獲自藉由SMB分離之步驟A之萃餘物A2之富含EB的成份A21，其使得有可能相對於實施例ALT1進一步降低富含EB的成份B2中之二甲苯含量。
有利地，在各蒸餾塔之底部回收不含C8A之解吸附劑成份B41、B42及B43，將該等解吸附劑成份合併為成份B4且傳送至模擬移動床吸附步驟A中。
當該步驟A之解吸附劑為比二甲苯更重質之化合物，亦即化合物之沸點高於二甲苯之沸點時，在三成份分餾塔之頂部產生富含EB的萃餘物，在側抽取中或者在第二蒸餾塔之頂部獲得富含二甲苯的萃餘物。
當該分離步驟之解吸附劑為比二甲苯更輕質之化合物，亦即化合物之沸點低於二甲苯之沸點時，在三成份分餾塔之底部產生富含二甲苯之物料流，在側抽取中或者在第二蒸餾塔之底部獲得富含EB的萃餘物，在兩個分餾塔之頂部抽取不含C8A之解吸附劑且將其再循環至吸附步驟中。
有利地，分餾步驟B中所用之蒸餾塔B-C1、B-C3及B-C4在大氣壓下操作，再沸溫度在210℃與250℃之間、較佳在220℃與240℃之間且較佳為230℃，且表示為回流/原料質量比之回流比在1.0與3.0之間且較佳在1.4與2.0之間。
有利地，在分餾塔B-C3之頂部回收之萃餘物B3以抽取冷凝器下之四個板之液體餾出物的形式獲得，該冷凝器係在總回流下且包含用於抽取液體水之傾析聚水坑。
更精確而言，當步驟B使用蒸餾塔(B-C3)時，藉由蒸餾獲得之萃餘物之分餾步驟(ALT0及ALT1)之效能之特徵在於： - 富含EB的萃餘物B2中之EB之回收率(DR)：DR(EB)=EB( 萃餘物 B2) /(EB( 萃餘物 B2) +EB( 萃餘物 B3) ) - 富含EB的萃餘物B2中之二甲苯之回收率(DR)：DR(XYL)=XYL( 萃餘物 B2) /(XYL( 萃餘物 B2) +XYL( 萃餘物 B3) )
當步驟B使用第二蒸餾塔(B-C4)時，藉由蒸餾獲得之萃餘物之分餾步驟(ALT2)之效能之特徵在於： - 富含EB的萃餘物B2中之EB之回收率(DR)：DR(EB)=EB( 萃餘物 B2) /(EB( 萃餘物 B2) +EB( 萃餘物 B31) ) - 富含EB的萃餘物B2中之二甲苯之回收率(DR)：DR(XYL)=XYL( 萃餘物 B2) /(XYL( 萃餘物 B2) +XYL( 萃餘物 B31) )
有利地，在根據本發明之方法中，乙苯之回收率(表示為DR(EB))在50%與90%之間，且較佳在80%與90%之間。
有利地，在根據本發明之方法ALT 0或ALT 1中，當成份A1及A2參與分餾步驟時，相對於乙苯之回收率(DR(EB))，二甲苯之回收率DR(XYL)具有至少低2%、較佳至少5%、較佳至少10%且較佳至少15%之差異。
有利地，當成份A1、A21及A22參與分餾步驟時，二甲苯之回收率DR(XYL)展示至少精確地低20%、較佳至少23%之差異。
根據另一實施例，蒸餾步驟可在包括第一三成份蒸餾塔B-C3之任何其他蒸餾配置下進行。較佳地，根據本發明之變體ALT0、ALT1或ALT2之該三成份蒸餾塔B-C3包含內壁，用於提高分離兩種不含解吸附劑之萃餘物B2、B3的效能。
氣相異構化步驟 C 有利地，該方法包含獲自分餾步驟B之含有乙苯、鄰二甲苯及間二甲苯之萃餘物B2的氣相異構化之步驟C。
有利地，氣相異構化步驟允許OX與MX以及EB在高溫下在氣相中操作之單元中異構化且將乙苯轉化為二甲苯，以處理獲自步驟B之富含EB的萃餘物B2。
較佳地，參與異構化步驟C之萃餘物B2與步驟B結束時獲得之總萃餘物(B2+B3或B2+B31)之質量比在20%與90%之間，較佳在25%與60%之間，且更佳在30%與45%之間。有利地，該等比使得有可能使對二甲苯之產量最大化。當該比較高時，有可能在關於二甲苯迴路之容量無任何取捨的情況下提高PX之產量；當該比為中等時，PX之產量更大量地增加，但伴隨著二甲苯迴路之容量略微增加。
根據本發明之方法之一個優點為需要二甲苯迴路中之EB之穩定濃度增加，其允許藉由傳遞至第一氣相異構化單元而使EB轉化率增加。
因此，藉由在SMB中吸附進行分離之步驟與藉由在三成份分餾塔中蒸餾進行分餾之步驟B及兩個異構化步驟之組合使得有可能改良芳族迴路之總對二甲苯產率且將經濟影響降至最低。
根據本發明，氣相異構化步驟使得有可能將EB轉化成二甲苯，其中每次乙苯運行之轉化率一般在10%與50%之間，較佳在20%與40%之間，且C8芳族物(C8A)之損失小於5.0重量%，較佳小於3.0重量%且較佳小於1.8重量%。
氣相異構化步驟C係在高於300℃、較佳350℃與480℃之間的溫度，低於4.0 MPa、較佳0.5與2.0 MPa之間之壓力，低於10.0 h- 1 、較佳0.5 h- 1 與6.0 h- 1 之間的空間速度，小於10.0、較佳3.0與6.0之間的氫氣與烴之莫耳比下，且在包括至少一種具有由10或12個氧原子之環(10 MR或12 MR)界定之孔徑之孔道的沸石及至少一種含量在0.1重量%與0.3重量%之間的來自第VIII族之金屬的催化劑存在下進行。
任何能夠異構化含有8個碳原子之烴之催化劑(其可或可不基於沸石)適用於氣相異構化單元。較佳地，所用催化劑包含酸性沸石，例如MFI、MOR、MAZ、FAU及/或EUO結構類型。甚至更佳地，所用催化劑包含EUO結構類型之沸石及至少一種來自元素週期表(Periodic Table of Elements)第VIII族之金屬。
根據該方法之一較佳變體，用於步驟C中之催化劑包含1重量%至70重量%之EUO結構類型之沸石，較佳為EU-1，其包含矽及至少一種較佳選自鋁及硼之元素T，其Si/T比在5與100之間。
較佳地，沸石至少部分地呈氫形式，且鈉含量使得Na/T原子比小於0.1。
較佳地，催化劑包含0.01重量%與2重量%之間的錫或銦，及比例為每個來自第VIII族之金屬原子0.5至2個原子的硫。
將PX、OX及MX異構體之濃度接近熱力學平衡處之濃度的步驟C中獲得之流出物C1再循環至模擬移動床吸附步驟A中。
在一特定實施例中，當流出物C1含有經由不合需要之反應形成的重質及輕質化合物時，該流出物隨後參與視情況存在之分餾步驟以移除該等化合物。
液相異構化步驟 D 有利地，該方法包含獲自分餾步驟B之含有鄰二甲苯及間二甲苯之成份B3或成份B31的液相異構化步驟D。
因此，根據本發明之方法使得有可能增加藉由在液相中操作之催化劑進行之二甲苯異構化的比例且產生最低C8A損失。
二甲苯異構化步驟D在液相中進行，其中每次運行之EB轉化率小於或等於5.0%、較佳小於或等於3.0%且較佳小於或等於0.2%，且允許二甲苯混合物異構化，以使得PX具有大於或等於90.0%且較佳大於或等於94.0%之接近熱力學平衡。
液相異構化步驟D係在低於300℃、較佳在200℃與260℃之間的溫度，低於4.0 MPa、較佳在1.0與3.0 MPa之間的壓力，低於5.0 h- 1 且較佳在2.0與4.0 h- 1 之間的空間速度下，且在包括至少一種具有由10或12個氧原子之環(10 MR或12 MR)界定之孔徑之孔道之沸石的催化劑，較佳在包括至少一種具有由10個氧原子之環(10 MR)界定之孔徑之孔道之沸石的催化劑，且甚至更佳在包括ZSM-5型沸石之催化劑存在下進行。
專利US 8697929更詳細地描述可用於根據本發明之方法中之操作條件及氣相及液相異構化催化劑。
有利地，將PX、OX及MX異構體之濃度接近熱力學平衡處之濃度的步驟D中獲得之流出物D1再循環至模擬移動床吸附步驟A中。
在一特定實施例中，當流出物D1含有經由不合需要之反應形成的重質及輕質化合物時，該流出物隨後參與視情況選用之分餾步驟以移除該等化合物。
實例 以下實例說明本發明而不限制其範疇。
實例 1 ： 此實例藉由比較根據先前技術圖2a)、根據本發明之方法圖2b)及2c)(分別在表示為ALT0及ALT1之本發明實施例中)之蒸餾步驟B的效能來展示本發明之優勢。
此實例考慮獲自二甲苯分餾塔且包含來源於重組物、轉烷化單元及一或多個異構化單元之C8芳族物(C8A)之545 t/h的C8成份(2)，其組成呈重量%：
Figure 108122565-A0304-0001
C8成份對應於包含少於8個碳原子之化合物。
● 模擬移動床 ( SMB ) 分離之步驟 A 將C8A成份傳送至模擬移動床吸附單元A中，該單元包含四個區域，該等區域藉由原料之注入及解吸附劑(B4)及萃餘物(A2)及萃取物(A1)之抽取來定界。分離步驟在由15個床構成之模擬床吸附單元中進行，該等床含有鋇交換沸石X，其如下分佈： 。 3個床在區域1中，在注入解吸附劑B4與抽取萃取物A1之間 。 6個床在區域2中，在抽取萃取物A1與注入原料之間 。 4個床在區域3中，在注入原料與抽取萃餘物A2之間 。 2個床在區域4中，在抽取萃餘物A2與注入解吸附劑B4之間
溫度為175℃。所使用之解吸附劑為對二乙苯，且相對於原料之解吸附劑含量為1.2 (vol/vol)。
因此，藉由吸附進行分離之步驟A使得有可能產生饋入蒸餾步驟B之兩種成份A1及A2： - 含有至少97.0%之原料之PX及一部分解吸附劑的成份A1；將該成份傳送至萃取塔B-C1中之蒸餾步驟中，以便回收頂部處之純PX (物料流B1)及底部處之吸附劑(物料流B41)。 - 含有407 t/h之解吸附劑之829 t/h之PX耗盡之萃餘物A2。
● 根據先前技術之藉由蒸餾進行分餾之步驟 B 的實施方案 ( 圖 2a ) 在此實施例中，萃餘物(A2)在理論板24處饋送至含有47個理論板、冷凝器及再沸器之蒸餾塔(B-C2)中，其在0.2 MPa下以1.3之回流比操作。該分餾塔使得有可能產生兩種物料流： - 422 t/h之不含解吸附劑之頂部萃餘物(B6)，及 - 407 t/h之底部處之解吸附劑(B42)，其不含C8A且在吸附所需之溫度下進行熱交換步驟之後傳送至步驟A中。
將萃餘物(B6)分餾成兩種物料流。將90.0%表示為(B2)之不含解吸附劑之萃餘物(B6)傳送至第一異構化步驟(C)中，且將10%表示為(B3)之殘餘萃餘物(B6)饋入至第二異構化步驟(D)中。
萃餘物(A2)藉由蒸餾塔之該分餾需要86.6 Gcal/h之再沸能。
● 根據本發明之藉由蒸餾進行分餾之步驟 B 的實施方案 在根據本發明之第一實施例(圖2b、ALT0)中，萃餘物(A2)經歷分離步驟B。在理論板37處將該萃餘物饋入含有60個理論板、冷凝器及再沸器之三成份蒸餾塔(B-C3)中，其在0.2 MPa下以1.9之回流比操作。該分餾塔使得有可能產生三種物料流： - 367 t/h之頂部萃餘物(B2)，其含有90.0%之乙苯及87.0%之由萃餘物A2中所含之OX及MX組成之混合物 - 54 t/h之不含解吸附劑之萃餘物(B3)，其在理論板19上作為側抽取物獲得，及 - 底部處之407 t/h之不含C8A之解吸附劑(B42)，其在吸附所需之溫度下進行熱交換步驟之後傳送至步驟A中。
萃餘物A2藉由三成份蒸餾塔之該分餾需要86 Gcal/h之再沸能。
在根據本發明之第二較佳實施例(圖2c、ALT1)中，萃餘物(A2)經歷分離步驟B。該萃餘物在理論板22處饋入含有47個理論板、冷凝器及再沸器之三成份蒸餾塔(B-C3)中，其在0.2 MPa下以1.47之回流比操作。此分餾塔使得有可能產生三種物料流： - 348 t/h之頂部萃餘物(B2)，其含有總萃餘物(B2+B31)中包含之90.0%乙苯及總萃餘物(B2+B31)中包含之82.0%二甲苯， - 202 t/h之萃餘物(B3)，其在理論板30上作為側抽取物獲得，及 - 底部處之278 t/h之不含C8A之解吸附劑(B42)，其在吸附所需之溫度下進行熱交換步驟之後傳送至步驟A中。
將含有解吸附劑之萃餘物(B3)傳送至含有47個理論板、冷凝器及再沸器之第二蒸餾塔(B-C4)之板22中，其在0.2 MPa下且以2.1%之回流比操作，其使得有可能回收頂部處之73 t/h之萃餘物B31，該萃餘物B31由MX、OX組成，PX耗盡且EB含量為3.0重量%，及最後129 t/h之含有不含C8A之解吸附劑之底部產物(B43)，該解吸附劑在吸附所需之溫度下進行熱交換步驟之後傳送至步驟A中。將萃餘物B31傳送至在液相中操作之異構化步驟D中。萃餘物經由實施方案ALT1之分餾需要86.1 Gcal/h之再沸能。
在根據本發明之此等各種實施例中，在萃餘物A2之分餾步驟結束時，將富含EB的萃餘物B2傳送至異構化步驟C中，且將萃餘物B31傳送至異構化步驟D中。
根據先前技術圖2a)或根據本發明圖2b)及圖2c)之萃餘物分離步驟之效能概述如下：
Figure 108122565-A0304-0002
此實例說明當吸附步驟產生萃餘物時本發明之優勢。對於萃餘物B2中90.0%之相同EB回收率，其使得有可能根據本發明之實施方案將相關二甲苯回收率降低3個點或8個點。相對於回收度相同之先前技術，此富集使得有可能增加饋入具有中等C8A損失之液相異構化單元之萃餘物的比例，及減小饋入具有較高C8A損失之氣相異構化單元的比例。其後，芳族錯合物之PX產率增加，如實例3中所說明。
此富集需要使用至少一個第一三成份蒸餾塔，對分餾步驟B之再沸所需之能量或對吸附步驟A之組態或操作無任何影響。
相對於先前技術，有可能增加芳族錯合物之PX產率，如實例3中所說明。
實例 2 ： 在命名為ALT2之實施例中，此實例藉由比較根據先前技術(圖3a))與根據本發明之方法(圖3b))之蒸餾步驟B之效能展示本發明之優點。
● 模擬移動床 ( SMB ) 分離之步驟 A 此實例考慮545 t/h之獲自二甲苯分餾塔且包含源自重組物、轉烷化單元及一或多個異構化單元之C8芳族物的C8成份(2)。該成份之組成以重量百分比給出：
Figure 108122565-A0304-0003
C8成份對應於包含少於8個碳原子之化合物。
將此C8A成份傳送至模擬移動床吸附單元A中，其包含五個區域，該五個區域藉由原料及解吸附劑(B4)之注入及萃餘物(A21、A22)及萃取物(A1)之抽取來定界。該模擬床吸附單元由如下分佈之含有鋇交換沸石X之18個床構成： o 3個床在區域1中，在注入解吸附劑(B4)與抽取萃取物(A1)之間 o 6個床在區域2中，在抽取萃取物(A1)與注入原料之間 o 4個床在區域3A中，在注入原料與抽取萃餘物(A21)之間 o 3個床在區域3B中，在抽取萃餘物(A21)與抽取萃餘物(A22)之間 o 2個床在區域4中，在抽取萃餘物(A22)與注入解吸附劑(B4)之間。
溫度為175℃，所使用之解吸附劑為對二乙苯，且相對於原料之解吸附劑含量為1.2 (體積/體積)。
因此，SMB分離步驟A之實施方案使得有可能獲得饋入蒸餾步驟B之指示為(A1)、(A21)及(A22)之三種物料流。三種物料流具有以下特徵： - 萃取物(A1)，其含有至少97.0%之原料之對二甲苯PX及一部分解吸附劑，將該萃取物傳送至萃取塔以便在頂部回收純PX及在底部回收解吸附劑 - 508 t/h之PX耗盡之第一萃餘物(A21)，其富含乙苯，含有總萃餘物B2+B31中包含之98.0%乙苯EB及總萃餘物B2+B31中包含之78.0%二甲苯 - 320 t/h之PX耗盡之第二萃餘物(A22)，該第二萃餘物主要含有MX與OX之混合物，其成份A8中之EB含量為0.5%，及另一部分解吸附劑。
● 根據先前技術之藉由蒸餾進行分餾之步驟 B 的實施方案 ( 圖 3a ) 在此實施例中，在理論板27處將含有解吸附劑之第一萃餘物(A21)饋入至含有47個理論板、冷凝器及再沸器之蒸餾塔(B-C2)中，其在0.2 MPa下以1.1之回流比操作。在頂部回收無解吸附劑之第一萃餘物(B2)，且將其傳送至在氣相中操作之第一異構化步驟中。含有解吸附劑之第二萃餘物(A22)參與分離步驟B。在理論板21處將該萃餘物饋入含有47個理論板、冷凝器及再沸器之分餾塔(B-C4)中，其在0.2 MPa下以2.7之回流比操作。在餾出物中回收無解吸附劑之第二萃餘物(B3)，且將其傳送至在液相中操作之異構化步驟D中。在吸附所需之溫度下進行熱交換步驟之後，將獲自兩個萃餘物分餾塔(B-C2及B-C4)底部之不含C8A之解吸附劑B42及B43的兩種物料流混合且傳送至模擬移動床分離步驟中。
分餾由模擬移動床產生之兩種萃餘物(A21)及(A22)之步驟B需要81.2 Gcal/h之再沸能。
● 根據本發明之藉由蒸餾進行分餾之步驟 B 的實施方案 ( 圖 3b 、 ALT2 ) 在根據本發明之一個實施例(ALT2)中，在理論板20處將含有解吸附劑之第一萃餘物(A21)饋入含有47個理論板、冷凝器及再沸器之三成份蒸餾塔(B-C3)中，其在0.2 MPa下以1.38之回流比操作。該分餾塔使得有可能產生三種物料流： - 284 t/h之第一頂部萃餘物(B2)，其含有總萃餘物B2+B31之乙苯含量的90.1%， - 73.6 t/h之在液相中自理論板27抽取之第二成份(B3)，其含有殘餘乙苯及具有解吸附劑之總萃餘物B2+B31之12%之二甲苯，及 - 150.6 t/h之底部產物B42，其含有不含C8A化合物之解吸附劑。
在板18處將含有解吸附劑之萃餘物(B3)引入至含有47個理論板、冷凝器及再沸器之第二蒸餾塔(B-C4)中，其在0.2 MPa下以2.1之回流比操作。
獲自模擬移動床分離步驟A之第二萃餘物(A22)參與蒸餾步驟B。該萃餘物(A22)在此蒸餾塔(B-C4)之板24處引入。在頂部回收137 t/h之萃餘物(B31)。該萃餘物(B31)不含解吸附劑且由MX、OX組成，為PX耗盡的且具有1.6重量%之EB含量。將萃餘物(B3)傳送至在液相中操作之異構化步驟D中。在吸附所需之溫度下進行熱交換之後，將獲自兩個萃餘物分餾塔(B-C3及B-C4)之解吸附劑B42及B43之兩種物料流混合且傳送至模擬移動床。
兩種萃餘物(A21)及(A22)之分餾需要84.5 Gcal/h之再沸能。
根據先前技術(圖3a)或根據本發明(圖3b)之萃餘物分離步驟B之效能概述如下：
Figure 108122565-A0304-0004
此實例說明當吸附步驟A產生兩種萃餘物時本發明之優勢。藉由結合蒸餾步驟及吸附步驟，其使得有可能達成比先前技術中所描述之分離更好的EB/XYL分離，然而對再沸騰所需之設備量或能量不具有影響。
根據本發明之分離步驟B需要使用耦接至第二蒸餾塔之第一三成份蒸餾塔。
相對於先前技術，有可能增加芳族錯合物之PX產率，如實例4中所說明。
實例 3 ： 此實例藉由詳述圖1中所表示之二甲苯迴路之效能來展示本發明之優勢，該迴路包含 - 僅產生一種萃餘物A2之吸附步驟A， - 萃餘物之分餾步驟B，及 - 兩個異構化步驟C及D。
為充分理解本發明之優勢，根據先前技術或根據本發明以如實例1中所描述之形式ALT0及ALT1進行分離步驟B。
表示為為DR(EB)之EB回收率設定為90.0%，且表示為DR(XYL)之二甲苯回收率在90.0%、87.0%及82.0%之間。
該二甲苯迴路饋入有流動速率為100 t/h之C8+成份(物料流1，圖1)，該C8+成份源自含有68 t/h之C8A成份之重組物，其質量組成在下文給出：
Figure 108122565-A0304-0005
在來自兩個異構化步驟C及D之流出物(C1，D1)之再循環的情況下，在理論板15處將該成份C8A (物料流1，圖1)引入含有72個板之二甲苯分餾塔中，以1.8之回流比操作，使得有可能在頂部回收餾出物中99.8%之C8A且自模擬移動床分離單元PX之原料(物料流2，圖1)移除C9+。
該成份C8A參與模擬移動床分離步驟A，產生富含PX及解吸附劑之萃取物A1以及PX耗盡且含有解吸附劑之萃餘物A2。將萃取物A1及萃餘物A2傳送至如實例1中所描述之分餾步驟B中，包括若干蒸餾塔。其使得有可能將解吸附劑再循環至吸附步驟A中，且產生純度為99.8%之PX及兩種萃餘物，一種富含EB (B2)且另一種EB (B3或B31)耗盡，如實例1中所描述且如圖2a、2b、2c中所說明。
在第一異構化步驟C中將與再循環氫氣混合之萃餘物(B2)饋入至乙苯轉換單元中，在以下條件下工作：壓力：0.9 MPa，溫度：376℃，H2 /HC比=4.1，催化劑：含有鉑及EU-1沸石，空間速度：5 h- 1 。
在此等條件下，EB轉化率為28.9% (先前技術)、29.3% (根據本發明，ALT0形式)、29.9% (根據本發明，ALT1形式)，C8A損失為1.8重量%且PX之接近平衡為92.0%且OX之接近平衡為87.0%。
在反應器出口處，分離系列使得有可能產生傳送至反應器入口之主要含有氫氣(C2)、甲苯及鏈烷烴及環烷烴成份的氣體。將流出物(C1)之最重質部分再循環至二甲苯分餾塔之入口處(圖1)。
在第二異構化步驟D中將萃餘物(B3)饋入二甲苯異構化單元中，在以下條件下工作：溫度240℃，壓力1.8 MPa，空間速度2.5 h- 1 ，其中催化劑含有ZSM-5型沸石。
在此等條件下，EB轉化率為3.4%且PX之接近平衡為94.5%。
將來自反應區段(D1)之流出物再循環至二甲苯分餾塔中(圖1)。
由此描述之二甲苯迴路之材料平衡概述於下表中：
Figure 108122565-A0304-0006
此實例說明本發明之優勢，其使得有可能提高含有兩種異構化之二甲苯迴路的產率，其中模擬移動床在分餾步驟B中使用第一三成份蒸餾塔產生兩種流出物。
分餾步驟B之能量消耗不受影響。根據平均PX價格1500$/t (美元/公噸)估計的PX產量增益對於形式ALT0為1.3 MM$/y (百萬美元/年)，且對於小時ALT1為3.3 MM$/y，且證明與分餾步驟B之修改相關聯的邊際投資。
實例 4 ： 此實例藉由詳述圖1中所示之二甲苯迴路之效能顯示本發明之優勢，該迴路包含產生兩種萃餘物A21及A22之吸附步驟A、萃餘物分餾步驟B及兩個異構化步驟C及D。為說明本發明之優勢，分離步驟B係根據先前技術或根據實例2中所描述之形式ALT2進行。因此，經由根據先前技術之方法獲得之EB回收率DR(EB)及二甲苯回收率DR (XYL)分別為98.0%及78.0%，而根據根據本發明之方法之形式ALT2，回收率分別為90.0%及66%。
二甲苯迴路饋入有100 t/h之C8+成份(物料流1，圖1)，該C8+成份源自含有68 t/h之C8A成份之重組物，其質量組成在下文給出：
Figure 108122565-A0304-0007
在來自兩個異構化步驟之流出物之再回收之情況下，在理論板15處將該成份C8A (物料流1，圖1)引入含有72個板之二甲苯分餾塔中，以1.8之回流比操作，使得有可能在頂部回收餾出物中99.8%之C8芳族物且自模擬移動床分離單元PX之原料(物料流2，圖1)移除C9+。將該成份C8A饋入模擬移動床中，產生富含PX及解吸附劑之萃取物A1以及PX耗盡且含有解吸附劑之兩種萃餘物A21及A22。
將萃取物及萃餘物傳送至實例1描述中之分離步驟B中，包括若干分餾塔。將由此分離出之解吸附劑(B4)再循環至吸附步驟A中。該步驟B使得有可能產生純度為99.8%之對二甲苯，及富含EB (B2)或EB (B3或B31)耗盡之兩種萃餘物，如實例2中所描述且如圖3a及3b中所說明。
在第一異構化步驟C中將與再循環氫氣混合之萃餘物B2饋入至乙苯轉換單元中，在以下條件下工作：壓力：0.9 MPa，溫度：376℃，H2/HC比=4:1，催化劑：含有鉑及EU-1沸石，空間速度：5 h- 1 。
在此等條件下，EB轉化率為30.6% (先前技術)、32.1% (發明，ALT2形式)，C8A損失為1.8重量%且PX之接近平衡為92%且OX之接近平衡為87%。
在反應器出口處，分離系列使得有可能產生傳送至反應器入口之主要含有氫氣C2、甲苯及鏈烷烴及環烷烴成份的氣體。將同分異構體(C1)之最重質部分再循環至二甲苯分餾塔之入口處。
在第二異構化步驟D中將萃餘物B3饋入二甲苯異構化單元中，在以下條件下工作：溫度240℃，壓力1.8 MPa，空間速度2.5 h- 1 ，其中催化劑含有ZSM-5型沸石。
在此等條件下，EB轉化率為3.4且PX之接近平衡為94.5%。
將來自反應區段(D1)之流出物再循環至二甲苯分餾塔中。
用於二甲苯迴路之材料平衡概述於下表中：
Figure 108122565-A0304-0008
此等結果清楚地說明，根據本發明之方法使得有可能藉由在如實例1中所描述之分離步驟B中使用第一三成份蒸餾塔實施產生三種流出物之模擬移動床而提高二甲苯迴路之對二甲苯產率。有利地，根據本發明之方法之此特定實施方案對設備量或能量消耗不具有影響。
基於平均PX成本1500$/t的估計增益為3.4 MM$/y。
實例 5 ： 在命名為ALT3之特定形式中，該方法藉由與實例4之形式ALT2相同之設備且以相同之二甲苯迴路組態進行(圖3b)。此實例說明當需要自相同原料獲得極高產率之PX，且異構化催化劑及篩具有邊際增加時本發明之優勢。
吸附步驟A之操作參數與實例4之操作參數相同，但修改萃餘物分餾步驟B之操作參數以降低來自第一蒸餾塔B-C3之富含EB的萃餘物B2之流動速率以有益於饋入第二蒸餾塔B-C4之側抽取物B3以及其餾出物(B31)之所得流動速率。
在此實施例中，分餾步驟B之新效能品質為使得DR(EB)=60%且DR(XYL)=38%。該萃餘物B2隨後參與異構化步驟C。此實施方案使得有可能藉由具有最小C8A損失之催化劑增加二甲苯異構化之比例，且最終增加PX之產率。
由於異構化步驟D中每次運行之EB轉化率較低，EB再循環程度增加，此具有增加其穩定濃度之作用。其後，藉由熱力學平衡調節之第一氣相異構化中每次運行之EB轉化率亦增加且達到36.5%。
有利地，根據本發明之兩個異構化步驟之組合使得有可能實現高PX產量，其中就容量增加而言具有低取捨。
由此描述之二甲苯迴路之材料平衡概述於下表中：
Figure 108122565-A0304-0009
 單元之容量 ( kta )
Figure 108122565-A0304-0010
 篩及催化劑 ( t )
Figure 108122565-A0304-0011
 生產
Figure 108122565-A0304-0012
1‧‧‧物料流 2‧‧‧物料流 A‧‧‧步驟 A1‧‧‧第一成份 A2 (A21)‧‧‧第二成份 A22‧‧‧第三成份 B‧‧‧步驟 B-C2‧‧‧蒸餾塔 B-C3‧‧‧第一蒸餾塔 B-C4‧‧‧第二蒸餾塔 B1‧‧‧物料流 B2‧‧‧第一成份 B3 (B31)‧‧‧第二成份 B6‧‧‧萃餘物 B4‧‧‧解吸附劑 B42‧‧‧解吸附劑 B43‧‧‧成份 C‧‧‧步驟 C1‧‧‧同分異構體/流出物 D‧‧‧步驟 D1‧‧‧反應區段/流出物
圖1為涉及藉由吸附進行分離之步驟、分餾步驟、氣相異構化步驟C及液相異構化步驟D之二甲苯迴路的通用流程。 圖2a表示獲自步驟A之萃餘物根據先前技術之蒸餾步驟B。 圖2b為獲自步驟A之萃餘物根據本發明之蒸餾步驟B之第一變體。 圖2c為獲自步驟A之萃餘物根據本發明之蒸餾步驟B之第二變體。 圖3a表示獲自步驟A之兩種萃餘物根據先前技術之蒸餾步驟B。 圖3b為獲自步驟A之兩種萃餘物根據本發明之蒸餾步驟B之變體。
1‧‧‧物料流
2‧‧‧物料流
A‧‧‧步驟
A1‧‧‧第一成份
A2(A21)‧‧‧第二成份
A22‧‧‧第三成份
B‧‧‧步驟
B1‧‧‧物料流
B2‧‧‧第一成份
B3(B31)‧‧‧第二成份
B4‧‧‧解吸附劑
C‧‧‧步驟
C1‧‧‧同分異構體/流出物
D‧‧‧步驟
D1‧‧‧反應區段/流出物

Claims (12)

  1. 一種自含有二甲苯、乙苯及C9+烴之原料製備對二甲苯之方法，其包含在模擬移動床中分離該原料之單一步驟A，其藉由作為吸附劑之沸石及解吸附劑，在20℃與250℃之間的溫度下，在1.0MPa與2.2MPa之間的壓力下，且在0.4與2.5之間的模擬移動床分離單元中之該解吸附劑與該原料之體積比下進行；該步驟A允許產生第一成份(A1)，其含有對二甲苯與解吸附劑之混合物，及至少一種第二成份(A2或A21)，其含有乙苯(EB)、鄰二甲苯(OX)及間二甲苯(MX)及解吸附劑，分餾步驟B，其藉由在至少一個第一蒸餾塔(B_C3)中蒸餾來源於步驟A之該第二成份，允許產生以下三種成份：第一成份(B2)，其含有EB、OX及MX，第二成份(B3)，其含有OX及MX，及第三成份(B42)，其含有解吸附劑，其中該分離步驟A亦允許產生含有MX、OX與解吸附劑之混合物的EB耗盡之第三成份A22，該等成份A21及A22係傳送至該分餾步驟B中，其中該第二成份(B3)在第二蒸餾塔(B-C4)中參與該分餾步驟B，允許產生不含解吸附劑、含有MX及OX之成份(B31)，及由解吸附劑組成之成份B43， 其中來源於步驟A之該第三成份(A22)參與第二蒸餾塔(B-C4)，允許產生不含解吸附劑、含有MX及OX之成份(B31)，及由解吸附劑組成之成份B43，及其中來源於步驟A之該第三成份(A22)係在來源於該第一蒸餾塔(B-C3)之該第二成份(B3)之注入側點下方引入至該第二蒸餾塔(B-C4)中。
  2. 如請求項1之方法，其中來源於步驟B之該第一成份(B2)之EB含量大於來源於步驟B中所用之第一分餾塔(B_C3)之該第二成份(B3)的EB含量。
  3. 如請求項2之方法，其中該第一成份之EB含量比該第二成份之EB含量大至少1.0%。
  4. 如請求項1至3中任一項之方法，其中用於步驟B中之該蒸餾塔包含30與80個之間的理論板。
  5. 如請求項1至3中任一項之方法，其中該蒸餾步驟B使用包含內壁之塔。
  6. 如請求項1至3中任一項之方法，其包含來源於分餾步驟之含有EB、OX及MX之該第一成份(B2)之氣相異構化的步驟C。
  7. 如請求項1至3中任一項之方法，其包含來源於該分餾步驟B中所用之該第一蒸餾塔(B_C3)之含有OX及MX之該第二成份(B3)之液相異構化的步驟D。
  8. 如請求項1之方法，其包含來源於該分餾步驟中所用之該第二蒸餾塔(B_C4)之含有OX及MX之該成份(B31)之液相異構化的步驟D。
  9. 如請求項6之方法，其中該氣相異構化步驟C係在高於300℃之溫度、低於4.0MPa之壓力、低於10.0h-1之空間速度、小於10.0之氫氣與烴之莫耳比下，且在包括至少一種具有由10或12個氧原子之環(10MR或12MR)界定之孔徑之孔道的沸石及至少一種含量在0.1重量%與0.3重量%之間的來自第VIII族之金屬的催化劑存在下進行。
  10. 如請求項9之方法，其中用於步驟C中之該催化劑包含1重量%至70重量%之EUO結構類型之沸石，該沸石包含矽及至少一種選自鋁及硼之元素T，其Si/T比在5與100之間。
  11. 如請求項7之方法，其中該液相異構化步驟D係在低於300℃之溫度、低於4.0MPa之壓力、低於5.0h-1的空間速度下，且在包括至少一種具有由10或12個氧原子之環(10MR或12MR)界定之孔徑之孔道之沸石的催化劑存在下進行。
  12. 如請求項8之方法，其中該液相異構化步驟D係在低於300℃之溫 度、低於4.0MPa之壓力、低於5.0h-1的空間速度下，且在包括至少一種具有由10或12個氧原子之環(10MR或12MR)界定之孔徑之孔道之沸石的催化劑存在下進行。
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