發(fā)明領(lǐng)域

對二甲苯產(chǎn)量在三十年來不斷增長。對二甲苯主要用于生產(chǎn)對苯二甲酸和聚對苯二甲酸乙二醇酯樹脂，以提供合成織物、瓶子和更籠統(tǒng)而言，塑料材料。

為了滿足不斷增長的對對二甲苯的需求，石油化學家在提高現(xiàn)有單元的生產(chǎn)能力或建造新單元之間做出選擇。

本發(fā)明描述了高純度對二甲苯生產(chǎn)方法，其可以同樣好地適用于新單元和現(xiàn)有單元的消除瓶頸（debottlenecking）。

現(xiàn)有技術(shù)的檢查

通過吸附分離生產(chǎn)高純度對二甲苯是現(xiàn)有技術(shù)中公知的。在工業(yè)上，在被稱作“c8芳烴回路（aromaticloop）”的一系列工藝內(nèi)進行該操作。該“c8芳烴回路”包括在被稱作“二甲苯塔”的蒸餾塔中除去重質(zhì)化合物（即c9+）的階段。該塔的頂部流（其含有c8芳族異構(gòu)體）隨后被送往對二甲苯分離工藝，其非常通常是在模擬移動床中的吸附分離方法。

然后將含有對二甲苯的抽提物蒸餾（抽提塔，然后是甲苯塔），以獲得高純度對二甲苯。在通過蒸餾除去溶劑的階段后在催化異構(gòu)化單元中處理富含間二甲苯、鄰二甲苯和乙苯的抽余物，所述催化異構(gòu)化單元返回c8芳烴的混合物，其中二甲苯（鄰-、間-、對-二甲苯）的比例實際上處于熱力學平衡且乙苯的量降低。再將該混合物與新鮮原料一起送往“二甲苯塔”。

用于c8芳烴異構(gòu)化的所有工業(yè)方法都能將二甲苯異構(gòu)化。另一方面，乙苯的轉(zhuǎn)化取決于所選方法和催化劑的類型。實際上，石油化工聯(lián)合裝置（complex）使用所謂的“異構(gòu)化”（即將乙苯異構(gòu)化成c8芳烴的混合物）或“脫烷基化”（將乙苯脫烷基化成苯）異構(gòu)化單元，以分別促進僅對二甲苯的生產(chǎn)，或苯和對二甲苯的生產(chǎn)。

所用催化劑的選擇取決于乙苯的所需轉(zhuǎn)化。當目標反應是乙苯的異構(gòu)化時，其需要既有酸官能又有氫化官能的雙官能催化劑。

實際上已經(jīng)證實，乙苯首先在金屬位點上氫化成乙基環(huán)己烷，然后在酸位點上通過該環(huán)的收縮然后膨脹轉(zhuǎn)化成二甲基環(huán)己烯，最后脫氫成二甲苯。

當目標反應是乙苯的脫烷基化時，其僅在酸位點上產(chǎn)生。但是，催化劑上的氫化相的存在能夠立即氫化形成的乙烯并獲得完全脫烷基化，由此避免任何隨后的再烷基化。在這兩種情況下，在催化劑中并入金屬相也都能夠確保其穩(wěn)定性。

工業(yè)異構(gòu)化方法因此使用雙官能多相催化劑（酸和金屬），其在固定床中使用并在氣相中在氫氣壓力下、在通常380-440℃的溫度范圍內(nèi)和10至20巴的壓力下運行。

“異構(gòu)化（isomerizing）”異構(gòu)化（isomerization）的選擇能夠如上所述使對二甲苯（其是在芳烴聯(lián)合裝置出口具有最高附加值的化合物）的產(chǎn)量最大化。但是該解決方案具有在異構(gòu)化階段產(chǎn)生比脫烷基化異構(gòu)化更大的芳環(huán)裂化損失的缺點，該環(huán)暫時至少部分氫化。

異構(gòu)化類型的選擇因此是一方面與苯（附加值比對二甲苯低的產(chǎn)品）的聯(lián)合生產(chǎn)相關(guān)的芳環(huán)損失的最小化（脫烷基化異構(gòu)化）和另一方面對二甲苯產(chǎn)量最大化（其具有產(chǎn)生較大芳環(huán)損失的缺點）（“異構(gòu)化”異構(gòu)化）之間的折衷。

因此需要既能使生產(chǎn)的對二甲苯的量最大化又能降低芳環(huán)損失的方法布置。

在現(xiàn)有技術(shù)中為實現(xiàn)該目的提出幾種解決方案；這些通常如例如us2013/0267746中那樣與通過甲苯或苯的烷基轉(zhuǎn)移和/或甲基化轉(zhuǎn)化苯的階段組合實施異構(gòu)化（優(yōu)選脫烷基化）。

已經(jīng)令人驚訝地發(fā)現(xiàn)，如例如專利us2011/263918、us7,371,913、us4,962,258和us6,180,550中所述的“異構(gòu)化”異構(gòu)化和液相異構(gòu)化在芳烴聯(lián)合裝置內(nèi)的組合能在與根據(jù)現(xiàn)有技術(shù)的芳烴聯(lián)合裝置相比降低芳環(huán)損失的同時使生產(chǎn)的對二甲苯的量最大化。

文獻us2014/0155667描述了包括組合的二甲苯分離單元和兩個異構(gòu)化單元以減少二甲苯再循環(huán)的對二甲苯生產(chǎn)方法。

沒有提供該異構(gòu)化單元的操作條件。文獻fr2862638描述了也使用二甲苯分離單元和兩個異構(gòu)化單元的對二甲苯生產(chǎn)方法，該分離單元產(chǎn)生兩種抽余物。在該文獻中，沒有區(qū)分這兩個異構(gòu)化單元的操作條件。

附圖簡述

圖1顯示根據(jù)本發(fā)明的方法的布置。

圖2顯示根據(jù)現(xiàn)有技術(shù)的方法的布置。

在下文中，模擬移動床分離單元（縮寫為smb）被稱作分離單元(smb)，且兩個異構(gòu)化單元被稱作(isom-1)和(isom-2)。塔(s-1)、(raf)和(ext)是蒸餾塔。

發(fā)明概述

本發(fā)明可以被定義為基于含有乙苯和c9+化合物的二甲苯餾分的高純度對二甲苯生產(chǎn)方法——一種使用一個模擬移動床分離單元(smb)和兩個異構(gòu)化單元的方法，一個異構(gòu)化單元(isom-1)在液相中運行，另一個(isom-2)在氣相中運行。

根據(jù)本發(fā)明的方法由下列一系列的階段構(gòu)成：

-將與來自氣相異構(gòu)化單元(isom-2)的異構(gòu)產(chǎn)物(16)混合的新鮮原料(1)送入蒸餾塔(s-1)，從其在頂部移除流(3)，將其與來自液相異構(gòu)化單元(isom-1)的第二異構(gòu)產(chǎn)物(14)混合，并在底部移除基本由c9和c10芳族化合物和任選鄰二甲苯構(gòu)成的流(4)。

-在包括至少一個吸附器的分離單元(smb)中進行獲自流(3)和(14)的混合物的流(5)的模擬移動床分離，所述吸附器包括多個相互連接的床并在閉合回路中運行，所述分離單元包括至少四個如下定義的區(qū)域：

-包括在注入解吸劑(11)和取出抽提物(6)之間的區(qū)域1，

-包括在取出抽提物(6)和注入原料(5)之間的區(qū)域2，

-包括在注入原料(5)和取出抽余物(9)之間的區(qū)域3，

-包括在取出抽余物(9)和注入解吸劑(11)之間的區(qū)域4，

-將抽提物6送入蒸餾塔(ext)，從其經(jīng)線路(7)在頂部取出對二甲苯和甲苯的混合物并在底部取出解吸劑(8)，將其經(jīng)線路(11)送回分離單元(smb)，

-將抽余物9送入蒸餾塔(raf)，從其在底部取出解吸劑(10)，將其經(jīng)線路(11)送回分離單元(smb)，并在頂部取出間二甲苯、鄰二甲苯和乙苯的混合物，將其經(jīng)線路(12)送往異構(gòu)化單元(isom-1和isom-2)，

-將流(12)的第一部分，標作流(13)，送入液相異構(gòu)化單元(isom-1)，以獲得第一異構(gòu)產(chǎn)物(14)，其部分供往模擬移動床分離單元(smb)，

-將流(12)的第二部分，標作流(15)，送入氣相異構(gòu)化單元(isom-2)，以獲得異構(gòu)產(chǎn)物(16)，將其與新鮮原料(1)混合送入蒸餾塔(s-1)，

氣相異構(gòu)化單元(isom-2)在下列條件下運行：

-大于300℃，優(yōu)選350℃至480℃的溫度，

-小于4.0mpa，優(yōu)選0.5至2.0mpa的壓力，

-小于10h^-1，優(yōu)選0.5h^-1至6h^-1的時空速度，

-小于10，優(yōu)選3至6的氫/烴摩爾比，

且所述異構(gòu)化單元isom-2中所用的催化劑包含至少一種具有由含10至12個氧原子的環(huán)限定其開口的通道（10mr或12mr）的沸石和0.1至0.3重量%（包括端點）的含量的至少一種第viii族金屬。

根據(jù)本發(fā)明的高純度對二甲苯生產(chǎn)方法的一個優(yōu)選變體，異構(gòu)化單元(isom-1)在液相中在下列條件下運行：

-小于300℃，優(yōu)選200℃至260℃的溫度，

-小于4mpa，優(yōu)選2至3mpa的壓力，

-小于10h^-1（10升/升/小時），優(yōu)選2至4h^-1的時空速度（hsv），

-包含至少一種具有由含10或12個氧原子的環(huán)限定其開口的通道（10mr或12mr）的沸石的催化劑，優(yōu)選包含至少一種具有由含10個氧原子的環(huán)限定其開口的通道（10mr）的沸石的催化劑，甚至更優(yōu)選包含zsm-5型沸石的催化劑。

根據(jù)本發(fā)明的高純度對二甲苯生產(chǎn)方法的另一變體，異構(gòu)化單元(isom-2)中所用的催化劑含有1至70重量%的euo結(jié)構(gòu)類型的沸石（例如eu-1），其包含硅和至少一種優(yōu)選選自鋁和硼的元素t，其si/t比在5至100之間。

根據(jù)本發(fā)明的高純度對二甲苯生產(chǎn)方法的另一優(yōu)選變體，構(gòu)成異構(gòu)化單元(isom-2)的催化劑的一部分的沸石至少部分為氫形式，且鈉含量使得na/t原子比小于0.1。

根據(jù)本發(fā)明的高純度對二甲苯生產(chǎn)方法的另一優(yōu)選變體，異構(gòu)化單元(isom-2)的催化劑可含有0.01至2重量%的錫或銦，和每個第viii族金屬原子0.5至2個硫原子。

根據(jù)本發(fā)明的高純度對二甲苯生產(chǎn)方法的另一優(yōu)選變體，分離單元(smb)的總床數(shù)為6至24個床，優(yōu)選8至15個床，其分布在一個或多個吸附器中，調(diào)節(jié)床數(shù)以使各床具有0.70米至1.40米的高度。

根據(jù)本發(fā)明的高純度對二甲苯生產(chǎn)方法的另一優(yōu)選變體，固體吸附劑的量在分離單元(smb)的各區(qū)域中的分布如下：

?區(qū)域1中的固體吸附劑的量為17%±5%，

?區(qū)域2中的固體吸附劑的量為42%±5%，

?區(qū)域3中的固體吸附劑的量為25%±5%，

?區(qū)域4中的固體吸附劑的量為17%±5%。

根據(jù)本發(fā)明的高純度對二甲苯生產(chǎn)方法的另一優(yōu)選變體，將解吸劑和原料以至多1.7/1，優(yōu)選1.5/1至0.4/1（包括端點）的體積比注入分離單元(smb)。

根據(jù)本發(fā)明的高純度對二甲苯生產(chǎn)方法的另一優(yōu)選變體，從分離單元(smb)中抽提出不是僅一個抽余物(9)，而是兩個不同的抽余物(r1)和(r2)，即從單元(smb)的兩個不同的點收集，將(r1)送往異構(gòu)化單元(isom-1)并將(r2)送入異構(gòu)化單元(isom-2)。

發(fā)明詳述

將原料(1)與異構(gòu)產(chǎn)物(16)混合以形成流(2)。將流(2)送入蒸餾塔(s-1)，從其在頂部取出混合物(3)，其主要部分包含間二甲苯、對二甲苯、乙苯和至少一部分鄰二甲苯，并從其在底部取出c9-c10烴和剩余部分的鄰二甲苯的流(4)。

將來自蒸餾塔(s-1)頂部的流(3)與異構(gòu)產(chǎn)物(14)混合以形成流(5)。

在包括至少一個吸附器的模擬移動床分離單元(smb)中進行混合物(5)的第一分離，所述吸附器包括多個相互連接的床并在閉合回路中運行，所述分離單元包括至少四個通過注入流(5)和解吸劑(11)和取出含對二甲苯的抽提物(6)和含鄰二甲苯和間二甲苯的抽余物(9)分界的區(qū)域。

優(yōu)選地，將抽提物(6)在蒸餾塔(ext)中蒸餾，以回收富含對二甲苯的第一餾分(7)。

優(yōu)選地，將抽余物(9)在蒸餾塔(raf)中蒸餾，以基本除去所有解吸劑并取出餾出餾分(12)。

將該餾出餾分(12)分成兩個流(13)和(15)。流(13)供往第一異構(gòu)化單元(isom-1)以獲得第一異構(gòu)產(chǎn)物(14)，其優(yōu)選供往分離單元(smb)，但能夠部分再循環(huán)至蒸餾塔(s-1)的入口。

流(15)供往第二異構(gòu)化單元(isom-2)，以獲得第二異構(gòu)產(chǎn)物(16)，將其再循環(huán)至分離塔(s-1)的入口。

分離單元(smb)中所用的解吸劑通常選自在混合物中的對二乙苯、甲苯、對二氟苯或二乙苯。分離單元(smb)中的解吸劑與原料的體積比在0.5至2.5之間，優(yōu)選在0.8至2之間。

模擬移動床分離單元(smb)在20℃至250℃，優(yōu)選90℃至210℃，甚至更優(yōu)選140℃至180℃的溫度下和在二甲苯在操作溫度下的泡點壓力（bubblepressure）至2mpa的壓力下運行。

將新鮮原料經(jīng)線路(1)引入蒸餾塔(s-1)。該新鮮原料主要含有根據(jù)餾分來源的可變比例的c8芳族化合物、二甲苯和乙苯。其可能含有取決于原料來源的可變量的雜質(zhì)，所述雜質(zhì)基本是c9和c10芳族化合物和鏈烷和環(huán)烷化合物。

該原料中的環(huán)烷和鏈烷化合物的含量有利地小于1重量%。該含量優(yōu)選小于0.3重量%，該含量甚至更優(yōu)選小于0.1重量%。

該原料可來自重整單元或來自甲苯歧化單元或來自甲苯和c9芳烴的烷基轉(zhuǎn)移單元。

將通過線路(16)輸送的異構(gòu)產(chǎn)物添加到該新鮮原料中。

來自塔(s-1)的底部流出物(4)基本由c9和c10芳族化合物和任選鄰二甲苯構(gòu)成。

任選地，可以將在蒸餾塔(s-1)的底部取出的鄰二甲苯和c9-c10芳烴的混合物(4)送入另一蒸餾塔，從其在頂部抽提出高純度鄰二甲苯流（至少98.5%）和在底部抽提出含c9-c10烴的流。

將來自蒸餾塔(s-1)的頂部流出物(3)與異構(gòu)產(chǎn)物(14)混合以形成流(5)，其構(gòu)成分離單元(smb)的原料。一方面向分離單元(smb)供應通過線路(5)輸送的原料，另一方面供應通過線路(11)輸送的解吸劑。

來自分離單元(smb)的流出物是抽提物(6)和抽余物(9)，所述分離單元包括至少四個通過注入原料和解吸劑和取出抽余物和抽提物分界的區(qū)域。

-包括在注入解吸劑(11)和取出抽提物(6)之間的區(qū)域1，

-包括在取出抽提物(6)和注入原料(5)之間的區(qū)域2，

-包括在注入原料(5)和取出抽余物(9)之間的區(qū)域3，

-包括在取出抽余物(9)和注入解吸劑(11)之間的區(qū)域4。

根據(jù)本發(fā)明的分離單元(smb)的總床數(shù)優(yōu)選為6至24個床，甚至更優(yōu)選8至15個床，其分布在一個或多個吸附器中。

調(diào)節(jié)床數(shù)以使各床優(yōu)選具有0.70米至1.40米的高度。

固體吸附劑的量在各區(qū)域中的分布如下：

?區(qū)域1中的固體吸附劑的量為17%±5%，

?區(qū)域2中的固體吸附劑的量為42%±5%，

?區(qū)域3中的固體吸附劑的量為25%±5%，

?區(qū)域4中的固體吸附劑的量為17%±5%。

根據(jù)本發(fā)明的一個優(yōu)選特征，可以將解吸劑和原料以至多1.7/1，優(yōu)選1.5/1至0.4/1（包括端點）的解吸劑/原料體積比注入分離單元(smb)。

抽提物(6)基本由甲苯、對二甲苯和解吸劑構(gòu)成。

抽余物(9)基本由甲苯、間二甲苯、鄰二甲苯、乙苯和未在抽提物中回收的那部分對二甲苯，和解吸劑構(gòu)成。

將抽提物(6)送入蒸餾塔(ext)。

在蒸餾塔(ext)底部取出解吸劑(8)，將其經(jīng)線路(11)送回分離單元(smb)。在蒸餾塔(ext)頂部經(jīng)線路(7)取出對二甲苯和甲苯的混合物。

將抽余物(9)送入蒸餾塔(raf)。

在蒸餾塔(raf)底部取出解吸劑(10)，將其經(jīng)線路(11)送回分離單元(smb)。在蒸餾塔(raf)頂部經(jīng)線路(12)取出間二甲苯、鄰二甲苯和乙苯的混合物，將其送往異構(gòu)化單元(isom-1)和(isom-2)。

將流(12)分成兩個流(13)和(15)，比例分別在10-90和90-10之間，優(yōu)選在25-75和75-25之間變化，這些比例為重量百分比。

第一異構(gòu)化區(qū)域(isom-1)優(yōu)選在液相中運行并通常在下列條件下運行：

-小于300℃，優(yōu)選200℃至260℃的溫度，

-小于4mpa，優(yōu)選2至3mpa的壓力，

-小于10h^-1（10升/升/小時），優(yōu)選2至4h^-1的時空速度(hsv)，

-包含至少一種具有由含10或12個氧原子的環(huán)限定其開口的通道（10mr或12mr）的沸石的催化劑，優(yōu)選包含至少一種具有由含10個氧原子的環(huán)限定其開口的通道（10mr）的沸石的催化劑，甚至更優(yōu)選包含zsm-5型沸石的催化劑。

將來自異構(gòu)化單元(isom-1)的流出物經(jīng)線路(14)送回蒸餾塔(s-1)，或在除了c8芳烴的化合物的含量極低，通常大約1重量%的情況下直接送回分離單元(smb)的入口。c9含量通常小于1000重量ppm。

第二異構(gòu)化單元(isom-2)在氣相中運行并通常在下列條件下運行：

-大于300℃，優(yōu)選350℃至480℃的溫度，

-小于4mpa，優(yōu)選0.5至2mpa的壓力，

-小于10h^-1（10升/升/小時），優(yōu)選0.5至6h^-1的時空速度(hsv)，

-包含至少一種具有由含10或12個氧原子的環(huán)限定其開口的通道（10mr或12mr）的沸石的催化劑，優(yōu)選包含euo或mor結(jié)構(gòu)類型的沸石和至少一種第viii族金屬的催化劑，

-小于10，優(yōu)選3至6的h2/烴摩爾比。

所有能將具有8個碳原子的烴異構(gòu)化的催化劑（沸石或非沸石）適用于本發(fā)明的異構(gòu)化單元(isom-2)。優(yōu)選使用含有例如mfi、mor、maz、fau和/或euo結(jié)構(gòu)類型的酸性沸石的催化劑。甚至更優(yōu)選使用含有euo結(jié)構(gòu)類型的沸石和至少一種來自周期表第viii族的金屬的催化劑。

異構(gòu)化單元(isom-2)的催化劑優(yōu)選包含1重量%至70重量%的euo結(jié)構(gòu)類型的沸石（例如eu-1），其包含硅和至少一種優(yōu)選選自鋁和硼的元素t，其si/t比在5至100之間。所述沸石至少部分為氫形式，且鈉含量使得na/t原子比小于0.1。該異構(gòu)化單元的催化劑任選可含有0.01至2重量%的錫或銦，和每個第viii族金屬原子0.5至2個硫原子。

將來自異構(gòu)化單元(isom-2)的流出物送入分離系統(tǒng)，其能夠回收一部分氫氣，將其再循環(huán)至異構(gòu)化單元(isom-2)。

通過添加新鮮氫氣補充沒有再循環(huán)的氫氣部分。在該分離系統(tǒng)的最后，回收由最重質(zhì)餾分構(gòu)成的異構(gòu)產(chǎn)物，將其經(jīng)線路(16)送回蒸餾塔(s-1)。

根據(jù)現(xiàn)有技術(shù)和根據(jù)本發(fā)明的實施例:

實施例1（根據(jù)現(xiàn)有技術(shù)）:

該實施例舉例說明現(xiàn)有技術(shù)并描述如圖2中所示的芳烴聯(lián)合裝置并包括：

-二甲苯塔(s-10)，其能夠抽提c9和c10芳烴（104）并將基本由c8芳烴構(gòu)成的流(103)送往分離單元(smb-10)，

-具有4個區(qū)域的第一模擬移動床分離單元(smb-10)，從其取出抽提物(105)和單個抽余物(108)，

-異構(gòu)化單元(isom-10)，向其供應在借助蒸餾塔(raf-10)除去解吸劑(109)后的抽余物(108)的部分(111)，

-對二甲苯抽提塔(ext-10)，從其在底部取出解吸劑，將其經(jīng)由流(110)再循環(huán)至吸附單元(smb-10)，并在頂部取出富含對二甲苯的餾分(106)，

該方法的物料平衡描述在下表1中。僅描述c8芳烴和c9+化合物。忽略其它化合物和異構(gòu)化單元中的c9+形成。流量的單位是千噸/年（kt/yr）。

原料(101)供往芳烴回路（重質(zhì)重整產(chǎn)物和甲苯塔底產(chǎn)物的混合物）并具有120.4kt/yr的流量。將336kt/yr從異構(gòu)化單元(isom-10)再循環(huán)而來的異構(gòu)產(chǎn)物(112)添加到原料(101)中，將乙苯異構(gòu)化。將所得流(102)在二甲苯塔(s-10)中蒸餾。

在塔(s-10)的底部取出13.8kt/yr的c9和c10芳烴的混合物(104)并在頂部取出442.9kt/yr的c8芳烴餾分(103)，其中對二甲苯含量為22.6%，乙苯含量為10.4%，鄰二甲苯和間二甲苯含量為67%。

將該餾分送入具有四個區(qū)域和四個主要流：原料(103)、解吸劑(110)、抽提物(105)和抽余物(108)的模擬移動床分離單元(smb-10)。該分離單元由12個含有與鋇交換的x沸石的床構(gòu)成。溫度為175℃。

配置為：

-區(qū)域1中2個床，

-區(qū)域2中5個床，

-區(qū)域3中3個床，

-區(qū)域4中2個床。

所用溶劑是對二乙苯。

將吸附單元(smb-10)出口處的抽提物(105)送入蒸餾塔(ext-10)，從其在底部取出再循環(huán)至分離單元(smb-10)的解吸劑，并在頂部取出100kt/yr的基本由甲苯和對二甲苯構(gòu)成的混合物(106)。

將該抽余物送入蒸餾塔(raf-10)，從其在底部取出再循環(huán)至吸附單元(smb-10)的解吸劑，并在頂部取出342.9kt/yr的混合物(111)。

將該流送入異構(gòu)化單元(isom-10)。

異構(gòu)化單元(isom-10)在氣相中在下列條件下運行：

溫度:385℃

催化劑:含有鉑和eu-1沸石

時空速度:3.5h^-1

h2/烴比:4.4:1

壓力:0.9mpa。

引入異構(gòu)化單元(isom-10)的混合物的乙苯含量為13.4%。

在該異構(gòu)化中觀察到2%裂化損失，即6.9kt/yr的流量。將乙苯部分異構(gòu)化，其中9%留在出口流(112)中。

該異構(gòu)產(chǎn)物(112)具有196kt/yr的流量。將其再循環(huán)至塔(s-10)的入口，在此其與具有120.9kt/yr流量的新鮮原料(101)混合。

實施例2:根據(jù)本發(fā)明

該實施例舉例說明本發(fā)明并描述圖1中所示的芳烴回路并包括：

-二甲苯塔(s-1)，其能夠抽提c9和c10芳烴(4)并在頂部回收基本由c8芳烴構(gòu)成的流(3)，

-具有4個區(qū)域的第一模擬移動床吸附單元(smb)，從其取出抽提物(6)和抽余物(9)，

-第一對二甲苯抽提塔(ext)，從其在底部取出解吸劑(8)，將其經(jīng)由流(11)再循環(huán)至吸附單元(smb)，并在頂部取出富含對二甲苯的餾分(7)，

-第一異構(gòu)化單元(isom-1)，向其供應在借助蒸餾塔(raf)除去解吸劑(10)后的抽余物(9)的第一部分，

-第二異構(gòu)化單元(isom-2)，向其供應在借助蒸餾塔(raf)除去解吸劑(10)后的抽余物(9)的第二部分。

該方法的物料平衡描述在下表2中。僅描述c8芳烴和c9+化合物。忽略其它化合物和異構(gòu)化單元中的c9+形成。流量的單位是千噸/年（kt/yr）。

供入芳烴回路的新鮮原料(1)具有117kt/yr的流量。

將176.1kt/yr從異構(gòu)化單元(isom-2)再循環(huán)而來的異構(gòu)產(chǎn)物(16)添加到該原料中，將乙苯異構(gòu)化。將所得流(2)在二甲苯塔(s-1)中蒸餾。

在蒸餾塔(s-1)的底部取出13.4kt/yr的c9和c10芳烴的混合物(4)并在頂部取出283.3kt/yr的c8芳烴餾分(3)。

將179.7kt/yr從異構(gòu)化單元(isom-1)再循環(huán)而來的異構(gòu)產(chǎn)物(14)添加到該c8芳烴餾分(3)中。

獲得混合物(5)，其中對二甲苯含量為21.8%，乙苯含量為13.6%，鄰二甲苯和間二甲苯含量為64.6%。

將該餾分送入具有四個區(qū)域和四個主要流：原料(5)、解吸劑(11)、抽提物(6)和抽余物(9)的模擬移動床吸附單元(smb)。該單元由12個含有與鋇交換的x沸石的床構(gòu)成。

溫度為175℃。配置為：區(qū)域1中2個床、區(qū)域2中5個床、區(qū)域3中3個床和區(qū)域4中2個床。所用溶劑是對二乙苯。

將吸附單元(smb)出口處的抽提物(6)送入蒸餾塔(ext)，從其在底部取出再循環(huán)至吸附單元(smb)的解吸劑(8)，并在頂部取出100kt/yr的基本由甲苯和對二甲苯構(gòu)成的混合物(7)。

將抽余物(9)送入蒸餾塔(raf)，從其在底部取出再循環(huán)至吸附單元(smb)的解吸劑(10)，并在頂部取出359.3kt/yr的混合物(12)。

將該流分成兩個相等流(13)和(15)，各自為179.7kt/yr。

將流(13)送入異構(gòu)化單元(isom-1)。

異構(gòu)化單元(isom-1)在液相中在下列條件下運行：

溫度:240℃

催化劑:含有zsm-5沸石

時空速度:3h^-1

壓力:1.9mpa。

引入異構(gòu)化單元(isom-1)的混合物的乙苯含量為17.3%。乙苯?jīng)]有轉(zhuǎn)化；其量因此在出口流(14)中相同。該異構(gòu)產(chǎn)物(14)具有179.7kt/yr的流量。將其再循環(huán)至吸附單元(smb)的入口而不經(jīng)過塔(s-1)。

將流(15)送入異構(gòu)化單元(isom-2)。

異構(gòu)化單元(isom-2)在氣相中在下列條件下運行：

溫度:385℃

催化劑:含有鉑和eu-1沸石

時空速度:3.5h^-1

壓力:0.9mpa。

引入異構(gòu)化單元(isom-2)的混合物的乙苯含量為17.3%。在該異構(gòu)化中觀察到2%裂化損失，即3.6kt/yr的流量。

乙苯被部分異構(gòu)化。其中9%留在出口流(16)中。

該異構(gòu)產(chǎn)物(16)具有176.1kt/yr的流量。將其再循環(huán)至塔(s-1)的入口，在此其與具有117kt/yr流量的新鮮原料(1)混合。

本發(fā)明與現(xiàn)有技術(shù)相比具有幾個優(yōu)點：

首先，該液相異構(gòu)化單元消耗的能量比氣相異構(gòu)化少。實際上，其在更低的溫度下運行。其也在沒有氫氣再循環(huán)的情況下運行，因此沒有再循環(huán)壓縮機。最后，其產(chǎn)生量低得多的副產(chǎn)物，特別是c9芳烴，這能夠繞開c9芳烴除去塔(s-1)，極大降低該分離所需的能量。將液相異構(gòu)化與氣相異構(gòu)化結(jié)合的事實能夠降低氣相異構(gòu)化內(nèi)的裂化損失。實際上，為了輸出100kt/yr的對二甲苯，在本發(fā)明中必須引入117kt/yr新鮮原料，與此相比，在現(xiàn)有技術(shù)中必須引入120.6kt/an。