TWI660941B - 芳族化合物之製造方法 - Google Patents
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Abstract
在製造對二甲苯之方法中，將至少一種包含C6+芳烴之進料供應至隔牆式蒸餾塔，以將該進料分離成含C7-芳烴流、含C8芳烴流及含C9+芳烴流。然後將至少部分的該含C8芳烴流供應至對二甲苯回收單元以從該含C8芳烴流回收對二甲苯並產生對二甲苯耗乏流。將該對二甲苯耗乏流於二甲苯異構化區中在有效於將該對二甲苯耗乏流中之二甲苯異構化的條件下與二甲苯異構化觸媒接觸並產生異構化流，然後將該異構化流至少部分再循環至該對二甲苯回收單元。
Description
本申請案主張2014年8月15日所提出之美國臨時申請案第62/037,645號的優先權，該案係以全文引用的方式併入本文中。
本發明關於一種用於製造芳烴，特別是用於製造對二甲苯之方法。
因苯、甲苯及二甲苯(BTX)的全球需求穩定增加，彼等為重要的芳烴。二甲苯(特別是對二甲苯)之需求與聚酯纖維及膜的需求增加成比例提高，通常以每年5至7%的速率成長。苯為使用作為化學原材料之高價值產品。甲苯亦使用作為溶劑及化學製造方法中之中間物以及作為高辛烷汽油組分的有價值石化產品。然而，在許多現代芳族複合設備中，係藉由轉烷基化或甲基化或其組合將一些或全部的該苯及/或甲苯轉化成其他二甲苯。
苯、甲苯及二甲苯(BTX)之主要來源為催化重組油，其係藉由將石油腦與在載體上之氫化/脫氫觸媒接觸而產生。除了大量較重質芳烴之外，所得的重組油為石蠟與所需之C6至C8芳族化合物的複合混合物。在移除輕質(C5-)石蠟組分之後，通常使用複數個蒸餾步驟將重組油的其餘部分分離成含C7-、C8及C9+部分。然後可從該含C7-部分回收苯以留下甲苯濃集部分，該甲苯濃集部分通常係用以藉由一部分的該含C9+部分甲基化或轉烷基化而產生額外C8芳族化合物。將該含C8部分進料至通常藉由吸附或結晶來回收對二甲苯之二甲苯製造迴路，及對所得之對二甲苯耗乏流進行催化轉化以將該二甲苯異構化回平衡分布以及降低否則會累積在該二甲苯製造迴路中的乙苯之含量。
雖然催化技術在獲致所需之化學反應以最大化對二甲苯生產同時減少有價值芳族分子損失方面變得更有效率，但持續需要獲致硬體成本及能源消耗方面的節約以降低整體對二甲苯生產成本。
根據本發明，現已發現隔牆式蒸餾塔提供用於分離在某些對二甲苯生產複合設備中所遇到的烴流(特別是含C7-、C8、及C9+部分)之有效及具能源效益的手段。
在第一實施態樣中，將至少一種包含C6+芳烴 之進料供應至隔牆式蒸餾塔，以將該進料分離成含C7-芳烴流、含C8芳烴流及含C9+芳烴流。然後將至少部分的該含C8芳烴流供應至對二甲苯回收單元以從該含C8芳烴流回收對二甲苯並產生對二甲苯耗乏流，將該對二甲苯耗乏流於二甲苯異構化區中在有效於將該對二甲苯耗乏流中之二甲苯異構化的條件下與二甲苯異構化觸媒接觸並產生異構化流。然後將至少部分的該異構化流再循環至該對二甲苯回收單元。
在其他實施態樣中，該方法進一步包括從該含C7-烴流移除至少部分的脂族烴以產生C7-芳烴濃化流，將其供應至分離單元以將該C7-族濃化流分離成含苯流及含甲苯流。將至少部分的該含甲苯流和至少部分的該含C9+烴流在有效於產生含二甲苯之轉烷基化產物的條件下與轉烷基化觸媒接觸，將其供應至該對二甲苯回收單元。
較佳地，該方法進一步包括將至少部分之來自(a1、a2或a3)的該含C8芳烴流供應至位於該對二甲苯回收單元之上游的乙苯移除單元，且該乙苯移除單元係於有效於移除至少部分之在該含C8芳烴流中之乙苯的條件下操作。較佳地，該乙苯移除單元中之條件係有效於將該含C8芳烴流維持為實質上氣相，而該二甲苯異構化區中之條件係有效於將該對二甲苯耗乏流維持為實質上液相。
在第三實施態樣中，將包含C6+脂族烴與芳烴之混合物的進料提供至蒸餾塔，以將該進料分離成含C7- 烴流及含C8+烴流。從該含C7-烴流移除至少部分的脂族烴以產生C7-芳烴濃化流，將其供應至分離單元以從該流回收苯並產生含甲苯流。將至少部分的該含C8+烴流與乙苯脫烷基化觸媒在有效於將該含C8+烴流中之乙苯脫烷基化的條件下接觸並產生包含苯及C8+烴之脫烷基化流出物，在隔牆式蒸餾塔中將其分離成含C7-芳烴流、含C8芳烴流及含C9+芳烴流。然後將該含C8芳烴流送至對二甲苯回收單元以從該含C8芳烴流回收對二甲苯並產生對二甲苯耗乏流，將該對二甲苯耗乏流在有效於將該對二甲苯耗乏流中之二甲苯異構化的條件下與二甲苯異構化觸媒接觸並產生異構化流，將其再循環至該隔牆式蒸餾塔。將至少部分的該含甲苯流和至少部分的該含C9+烴流在有效於產生含二甲苯之轉烷基化產物的條件下與轉烷基化觸媒接觸，將其供應至該分離單元。
11,13,14,16,18,19,20,22,24,25,27,29,38,39,40,42,43,45,48,51,52,53,54,56,57,58,111,113,114,116,118,119,122,124,125,127,129,132,134,135,136,138,139,140,142,143,145,146,147,148,151,152,153,154,156,157,158,161,162,201,203,204,206,208,209,212,214,215,217,219,222,224,225,227,228,231,233,234,235,237,238,239,241,242,243,244,245,247,248,249‧‧‧管線
12,112,202‧‧‧戊烷餾除器區段
15,23,115,123,213,223‧‧‧隔牆式蒸餾塔
17,117,207‧‧‧萃取單元
21,37,121,137,211,229‧‧‧烯烴飽和區
26,126,216‧‧‧轉烷基化單元
28,128,218‧‧‧二甲苯蒸餾塔
41,141,232‧‧‧對二甲苯分離區段
44,144,236‧‧‧二甲苯異構化區段
49,149,226‧‧‧芳族化合物蒸餾塔
55,155,246‧‧‧穩定塔
70,170‧‧‧虛線
131,221‧‧‧乙苯移除反應區段
133‧‧‧脫庚烷塔
163‧‧‧對二甲苯耗乏的C8芳族化合物再循環流
164‧‧‧旁路
165‧‧‧流
166‧‧‧旁通流
205‧‧‧重組油分流器
301,401,501‧‧‧濃C6+芳烴進料，流
302‧‧‧隔牆式塔
303‧‧‧垂直牆
304,403,503‧‧‧C7-餾份，流
305,406,504‧‧‧C8餾份，流
306,407,505‧‧‧C9+餾份，流
402‧‧‧第一蒸餾塔
404‧‧‧C8+餾份，流
405‧‧‧第二蒸餾塔
502‧‧‧3餾份蒸餾塔
圖1為根據本發明第一實施態樣之用於從催化重組油產生對二甲苯的方法之流程圖。
圖2為根據本發明第二實施態樣之用於從催化重組油產生對二甲苯的方法之流程圖。
圖3為圖示根據本發明第二實施態樣的修改之用於從催化重組油產生對二甲苯的方法。
圖4為根據本發明第三實施態樣之用於從催化重組油產生對二甲苯的方法之流程圖。
圖5描繪用於分離芳族化合物複合設備中之C7-/C8/C9+流的隔牆式塔分餾系統。
圖6描繪用於分離芳族化合物複合設備中之C7-/C8/C9+流的習用2塔式分餾系統。
圖7描繪用於分離芳族化合物複合設備中之C7-/C8/C9+流的習用3餾份分流器分餾系統。
從催化重組油製造對二甲苯需要大量高成本之分餾步驟。為了降低資本及操作成本，本發明使用一或多個隔牆式蒸餾塔來將各種不同C6+烴部分至少分離成含C7-芳烴流、含C8芳烴流及含C9+芳烴流。然後可從該含C7-芳烴流回收苯，而可藉由轉烷基化以至少部分的該含C9+芳烴流將甲苯用以製造額外的二甲苯。然後將該含C8芳烴流及藉由轉烷基化所產生之額外的二甲苯進料至包含對二甲苯回收單元及二甲苯異構化單元之對二甲苯製造迴路。至少一部分的該含於該重組油進料中之乙苯可藉由在該對二甲苯回收單元的上游或下游脫烷基化成苯或藉由異構化成二甲苯而予以移除。
如其名稱意味，用語「隔牆式蒸餾塔」係指包含隔牆之特別已知形式的蒸餾塔。該隔牆垂直對分一部分之該蒸餾塔但不延伸至該塔頂部或底部部分，因而使該塔能與習用塔相似地回流及再沸。該隔牆提供分隔該塔之 內部的流體不可滲透之擋板。該塔之入口係位於該隔牆一側上，而一或多個側出口係位於相對側上。該隔牆使該塔不具有該入口之側能在入口流率、條件或組成的波動之影響最小的情況下以更安定的方式作用。此提高之安定性使該塔能以容許從頂部流或底部物流而從具有不同組成的塔移除一或多種側餾份流的方式設計及操作。
從單一塔製造三或更多種產物流的能力能實現使用較少蒸餾塔之組分分離及可能降低資本及操作成本。該隔牆式蒸餾塔可用作單一蒸餾塔或可使用串聯或並聯配置的多重隔牆式蒸餾塔。該隔牆式蒸餾塔亦可與一或多個習用蒸餾塔併用。當進入該塔之最佳進料位置係在最佳側出口上方時，本發明之實施態樣特別適用。若進料位置係在習用蒸餾塔中之側出口位置上方，該塔內之液體進料的向下流對於該側餾份組成具有明顯影響。進料流率之變動、條件及進料流之組成改變該側餾份組成及使得安定的側餾份流之製造非常難以獲致。
在一些實施態樣中，如圖1、2、3及5所示，使用隔牆式蒸餾塔代替習用重組油分流器以分餾在從催化重組油流移除C5-脂族烴之後仍殘留的C6+烴流。
在一些實施態樣中，如圖4所示，進料至該隔牆式蒸餾塔之進料係部分由當藉由從來自習用重組油分流器之C8+芳族部分脫烷基化移除乙苯時所產生的C6+芳烴及部分由來自該二甲苯異構化單元之流出物構成。
因此，將看出該隔牆式蒸餾塔提供用於在現 代對二甲苯生產複合設備中所遭遇之各式進料及產物流的具有成本效益的分離系統。
茲參考附圖更具體描述本發明。
圖1圖示根據本發明第一實施態樣之用於製造對二甲苯的方法，其中將藉由管線11將含有芳族化合物之催化重組油進料流供應至戊烷餾除器區段12以移除C5-部分。戊烷及更輕質烴係經由管線13移除，而該C6+底部物部分係經由管線14進料至隔牆式蒸餾塔15以將該底部物部分分離成含C7-、C8、及C9+芳烴流。經由管線20收集在隔牆式蒸餾塔15中分離之燃料氣。
來自隔牆式蒸餾塔15之該含C7-流係經由管線16送至萃取蒸餾或液-液萃取單元17，於該處經由管線18將脂族烴移除以留下苯及甲苯濃化流，經由管線19將其進料至烯烴飽和區21。該烯烴飽和區21可為黏土處理器或有效於移除芳族流中之烯烴污染物的任何其他手段，包括隨意的添加氫之催化方法。來自該烯烴飽和區21之流出物係經由管線22進料至另外的隔牆式蒸餾塔23，經由管線24從隔牆式蒸餾塔23收集苯，經由管線25將甲苯進料至轉烷基化單元26及經由管線27將C8+部分進料至二甲苯蒸餾塔28。
從重組油隔牆式塔15回收之該含C8芳烴流係藉由管線29供應至烯烴飽和區37。該烯烴飽和區37可為黏土處理器或有效於移除芳族流中之烯烴污染物的任何其他手段，包括隨意的添加氫之催化方法。來自該烯烴 飽和區37之流出物係經由管線38進料至該二甲苯蒸餾塔28。較佳地，來自該烯烴飽和區37之流出物係分別從且在高於該管線27之C8+部分的供應點分別地供應至該塔28，原因係管線38中之流遠比管線27中之流輕。
該二甲苯蒸餾塔28從進入該蒸餾塔28之進料分離出頂部C9+耗乏流。然後經由管線39將該頂部流供應至對二甲苯分離區段41，於該處慣常地藉由吸附或結晶或二者之組合將對二甲苯分離且經由管線42回收。從該對二甲苯分離區段41移除在該頂部流中之殘留甲苯並經由管線43進料至轉烷基化區段26，而殘留之對二甲苯耗乏流係經由管線40進料至乙苯移除及二甲苯異構化區段44。當藉由吸附分離對二甲苯時，所使用之吸附劑較佳含有沸石。通常使用之吸附劑包括天然或合成的結晶鋁-矽酸鹽沸石，諸如例如沸石X或Y或其混合物。該等沸石較佳係藉由陽離子(諸如鹼陽離子或鹼土陽離子或稀土陽離子)交換。該吸附塔較佳為模擬移動床塔(SMB)且使用去吸附劑，諸如例如對二乙苯、對二氟苯、二乙苯或甲苯或其混合物。
在乙苯移除及二甲苯異構化區段44中，乙苯移除較佳係在氣相中獲致且藉由脫烷基化成苯或藉由異構化成二甲苯來進行。當較佳機制為脫烷基化成苯時，可使用用於乙苯之脫烷基化的任何習用催化方法。然而，在一較佳實施態樣中，脫烷基化係在包含中間孔徑沸石(即，具有1至12之如美國專利4,016,218所界定的約束指數) 之觸媒及氫化組分存在下，隨意地結合非酸性黏合劑(諸如矽石)進行。適合之中間物孔徑沸石的實例包括ZSM-5(美國專利3,702,886號及Re.29,948)；ZSM-11(美國專利3,709,979號)；ZSM-12(美國專利3,832,449號)；ZSM-21(美國專利4,046,859號)；ZSM-22(美國專利4,556,477號)；ZSM-23(美國專利4,076,842號)；ZSM-35(美國專利4,016,245號)；ZSM-38(美國專利4,406,859號)；ZSM-48(美國專利4,397,827號)；ZSM-57(美國專利4,046,685號)；及ZSM-58(美國專利4,417,780號)。適用之氫化組分的實例包括第8至10族金屬(即，Pt、Pd、Ir、Rh、Os、Ru、Ni、Co、及Fe)、第14族金屬(即，Sn及Pb)、第15族金屬(即，Sb及Bi)、及第7族金屬(即，Mn、Tc、及Re)的氧化物、氫氧化物、硫化物、或游離金屬(即，零價)形式。貴金屬(即，Pt、Pd、Ir、及Rh)或Re為較佳之氫化組分。可使用此種貴金屬或非貴金屬的催化形式之組合，諸如Pt與Sn之組合。如本文所使用，元素周期表之族的編號系統係揭示於Chemical and Engineering News,63(5),27(1985)。
在一較佳實施態樣中，藉由將該觸媒與選擇性化劑(諸如液態載體中之至少一種有機矽)接觸而在導入脫烷基化反應器之前或在該反應器中原位將該脫烷基化觸媒選擇性化，然後在350至550℃煅燒該經選擇性化觸媒。該選擇性化過程改變該觸媒之擴散特徵以使該觸媒在 120℃及在4.5+0.8mm之汞的鄰二甲苯分壓下需要至少50分鐘吸附30%其鄰二甲苯的平衡容量。選擇性化乙苯脫烷基化觸媒的一實例係描述於美國專利5,516,956號，該案係以全文引用方式併入本文中。
使用上述觸媒之適於乙苯的氣相脫烷基化之條件包括約400℉至約1000℉(204至538℃)之溫度、約0至約1,000psig(100至7000kPa)之壓力、介於約0.1與約200hr-1之間的每小時之重量空間速度，及約0.5至約10之氫對烴莫耳比。較佳地，該等轉化條件包括約660℉至約900℉(350℃至480℃)之溫度、約50至約400psig(446至2860kPa)之壓力、介於約3與約50hr-1之間的WHSV及約0.7至約5之氫對烴莫耳比。WHSV係基於觸媒組成物之重量，即，活性觸媒以及黏合劑(若使用的話)之總重。該轉化條件係經選擇，因此該含C8芳烴進料實質在該乙苯移除區段44中呈氣相。
在該乙苯移除及二甲苯異構化區段44中，二甲苯異構化亦較佳係於氣相中獲致。熟習本領域之人士已知的任何氣相催化異構化方法可用以在區段44中進行二甲苯異構化，但一較佳催化系統使用具有與乙苯移除觸媒不同鄰二甲苯擴散性質的中間孔徑沸石。因而，在一實施態樣中，該二甲苯異構化觸媒在120℃及在4.5±0.8mm之汞的鄰二甲苯分壓下需要少於50分鐘以吸附30%該鄰二甲苯的平衡容量。
乙苯移除及二甲苯異構化區段44中所使用的 二甲苯異構化條件係經選擇以將對二甲苯耗乏流中之二甲苯異構化，從而產生對二甲苯濃度比該對二甲苯耗乏流更高之經異構化流。適用之條件包括約660℉至約900℉(350℃至480℃)之溫度、約50至約400psig(446至2860kPa)之壓力、介於約3與約50hr-1之間的WHSV及約0.7至約5之氫對烴莫耳比。WHSV係基於觸媒組成物之重量，即，活性觸媒以及黏合劑(若使用的話)之總重。
用於操作該乙苯移除及二甲苯異構化區段44之一較佳方法係描述於美國專利5,516,956號。
來自該乙苯移除及二甲苯異構化區段44之流出物係經由管線45供應至隔牆式蒸餾塔15以將該流出物分離成含C7-、C8及C9+芳烴流。
從該重組油隔牆式蒸餾塔15回收之該含C9+芳烴流係經由管線48供應至重質芳族化合物蒸餾塔49，其亦經由管線51接收來自該二甲苯蒸餾塔28的底部物流。該重質芳族化合物蒸餾塔49將藉由管線48及51供應之C9+芳烴分離成含C9/C10/輕質C11部分，其係在管線52中移除；以及含C11+部分，其係經由管線53供應至汽油池、燃料油池、或供應至頂部塔。隨意地在通過烯烴飽和區(諸如黏土處理或用以移除烯烴污染物的任何其他手段，包括隨意的添加氫之催化方法)之後，然後將該含C9/C10/輕質C11部分52與經由管線25及43供應之甲苯濃化流聯合進料至轉烷基化單元26。在圖1中，該烯烴 飽和區顯示在單一單元26係與轉烷基化區組合，但此示意圖之目的不受限制。熟習本領域之人士明白烯烴飽和可在位於該轉烷基化單元的上游且與之分開的單元中進行。此外，烯烴飽和只在需要時進行，因而若例如流52需要移除烯烴同時流25中之烯烴含量為不需要移除烯烴，則只有流52會通過該烯烴飽和區。
可使用熟習本領域之人士已知的任何轉烷基化法，但較佳方法使用美國專利7,663,010號中所描述的多級催化系統，該案係以全文引用方式併入本文中。此種系統包含(i)包含約束指數在3至12範圍內且含有0.01至5重量%之至少一種周期表的第6至10族之第一金屬元素來源的第一分子篩之第一觸媒，及(ii)包含約束指數低於3且包含0至5重量%之至少一種周期表的第6至10族之第二金屬元素來源的第二分子篩之第二觸媒，其中該第一觸媒對該第二觸媒之重量比係在5：95至75：25的範圍，且其中該第一觸媒係位於該第二觸媒的上游。
用於該第一觸媒中之約束指數為3至12的適用分子篩之實例包括ZSM-5、ZSM-11、ZSM-22、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-48、ZSM-57、及ZSM-58，其中以ZSM-5為佳。用於第二觸媒中之約束指數低於3的適用分子篩之實例包括沸石β、沸石Y、超穩定沸石Y(Ultrastable Y)(USY)、脫鋁沸石Y(Dealuminized Y)(Deal Y)、絲光沸石、ZSM-3、ZSM-4、ZSM-12、ZSM-18、NU-87、及ZSM-20，其中以ZSM-12為佳。可 用於第一及第二觸媒各者之金屬的特殊實例包括鐵、釕、鋨、鎳、鈷、錸、鉬、錫、及貴金屬，諸如鉑、銠、銥或鈀。
轉烷基化方法可於任何適當反應器中進行，該反應器包括徑向流、固定床、連續降流或流體床反應器。該第一及第二觸媒床中之條件可相同或不同，但通常包括100至1000℃之溫度，較佳在300至500℃之範圍；790至7000kPa-a(千帕絕對壓力)範圍之壓力，較佳在2170至3000之範圍，氫對烴莫耳比為0.01至20，較佳為1至10；及WHSV為0.01至100hr-1，較佳在1至20hr-1之範圍。
來自轉烷基化單元26之流出物係經由管線54進料至穩定塔55，於該處收集輕質氣體並經由管線56移除。來自穩定塔55之側流係經由管線57再循環至戊烷餾除器12，而穩定塔底部物係經由管線58及隨意地通過烯烴飽和區21進料至苯/甲苯/C8+隔牆式塔23。
相較於當前技術之芳族化合物複合設備係使用習用蒸餾單元代替隔牆式塔區段15，圖1所示之實施態樣的一項優點係能移除大部分進料二甲苯迴路之重組油C8餾份的大部分C9+含量。在較小程度，相同優點亦適用於亦將移除之異構體(isomerate)C8餾份，其亦具有減少的C9+部分(若存在的話)。由於來自精煉區段及來自異構化區段之C8芳族化合物部分係C9+耗乏，可將彼等送側二甲苯塔28之位於接收源自轉烷基化單元的C8芳族化合 物部分的進料盤上方之進料盤。此於圖1中係以位於管線27中之流上方的管線38中之流圖示。此外，若該管線38中之流中的C9+物種含量係在分離區段41的規格內，則一部分或全部該流可繞過該二甲苯塔28且直接進料至分離區段41，如虛線70所示。視在隔牆式塔區段15中獲致之分餾裂解度及C9+化合物之分離區段41的容限而定，可考慮上述任一選項或二者之組合。相較於無隔牆式塔之當前技術芳族化合物複合設備，該等選項將減少二甲苯塔28的整體能源消耗。
在圖1所示之方法的修改(未圖示)中，將乙苯移除及二甲苯異構化區段44分成兩個獨立的反應器，二者均位於對二甲苯分離區段41。兩個反應器可並行或串接，在後者情況下，乙苯移除反應器通常位於二甲苯異構化反應器的上游。在此修改中，乙苯移除反應器可在與二甲苯異構化反應顯著不同條件下操作。例如，乙苯移除反應器可以實質上為氣相操作，而二甲苯異構化反應器可以實質上為液相操作，以減少異構化程序期間的二甲苯流失。
圖2圖示根據本發明第二實施態樣之用於製造對二甲苯的方法，其中再次使用隔牆式蒸餾塔代替習用重組油分流器以分餾在從催化重組油流移除C5-脂族烴之後留下的C6+烴流。因此，在第二實施態樣中，含芳族化合物之催化重組油進料流係藉由管線111供應至戊烷餾除器區段112以移除C5-部分。戊烷及更輕質烴係經由管線 113移除，而該C6+底部物部係經由管線114進料至隔牆式蒸餾塔115以將該底部物部分分離成含C7-、C8及C9+芳烴流。
該C7-流係經由管線116送至萃取蒸餾或液-液萃取單元117，於該處經由管線118將脂族烴移除以留下苯及甲苯濃化流，經由管線119將其進料至烯烴飽和區121。該烯烴飽和區121可為黏土處理器或有效於移除芳族流中之烯烴污染物的任何其他手段，包括隨意的添加氫之催化方法。來自該烯烴飽和區121之流出物係經由管線122進料至另外的隔牆式蒸餾塔123，經由管線124從隔牆式蒸餾塔23收集苯，經由管線125將甲苯進料至轉烷基化單元126及經由管線127將該C8+部分進料至二甲苯蒸餾塔128，較佳係朝向該二甲苯蒸餾塔128之底部。
不同於圖1所示之實施態樣，圖2中所示之第二實施態樣中，從該重組油隔牆式塔115回收之含C8芳烴流係藉由管線129供應至乙苯移除反應區段131，該乙苯移除反應區段131係位於二甲苯蒸餾塔128之上游且與二甲苯異構化區段分開。隨意地，管線129中之含C8芳烴流可經由烯烴飽和區(諸如黏土處理或用以移除烯烴污染物的任何其他手段，包括隨意的添加氫之催化方法)供應至乙苯移除反應區段131。
如圖1之實施態樣，乙苯移除可以氣相或液相進行，但較佳係以氣相獲致，且係藉由脫烷基化成苯或藉由異構化成二甲苯來進行。較佳機制為脫烷基化成苯 時，用於脫烷基化之適用且較佳觸媒及條件係參考圖1的實施態樣所述。
來自乙苯移除區段131之流出物係經由管線132供應至脫庚烷塔133，經由管線134從該脫庚烷塔133移除燃料氣，經由管線135將C6/C7流再導至戊烷餾除器區段112，且經由管線136將二甲苯濃化流出物進料至烯烴飽和區137(通常為黏土處理器或用以移除烯烴污染物的任何其他手段，包括隨意的添加氫之催化方法)。來自烯烴飽和區137之流出物係經由管線138進料至二甲苯蒸餾塔128，較佳係與管線127中之較重質C8+部分分開且在其上方。
二甲苯蒸餾塔128塔頂餾出物係經由管線139進料至對二甲苯分離區段141，對二甲苯係於該處慣常地藉由吸附或結晶或二者之組合分離並經由管線142回收。從該對二甲苯分離區段141移除在殘留甲苯並經由管線143進料至轉烷基化區段126，而殘留之對二甲苯耗乏流係經由管線140進料至二甲苯異構化區段144。對二甲苯分離區段141與上述對二甲苯分離區段41實質上相似。
二甲苯異構化區段144可以氣相或液相操作，但較佳係以液相操作。熟習本領域之人士任何液相催化異構化方法均可用於二甲苯異構化區段144，但較佳催化系統係描述於美國專利申請公開案2011/0263918號及2011/0319688號，該等專利案各者之全文內容係引用方式併入本文中。
該二甲苯異構化區段144中之條件係經選擇以將該對二甲苯耗乏流中之二甲苯異構化，同時使該對二甲苯耗乏流維持性質上為液相，從而產生對二甲苯濃度比該對二甲苯耗乏流更高之經異構化流。適用之條件包括溫度為約230℃至約300℃，壓力為約1300至約2100kPa及每小時之重量空間速度(WHSV)為約0.5至約10hr-1。
來自二甲苯異構化區段144之流出物係經由管線145供應至介於經由管線161再循環至二甲苯塔128、經由管線146再循環至脫庚烷塔133之間的分流器，或經由管線147再按路線送至乙苯移除反應區段131。介於管線161、管線146與管線147之間的管線145中之二甲苯異構化區段流出物的再按路線發送可視乙苯含量及該流出物的整體組成而最佳化。
從該重組油隔牆式蒸餾塔115回收之該含C9+芳烴流係經由管線148供應至重質芳族化合物蒸餾塔149，其亦經由管線151接收來自該二甲苯蒸餾塔128的底部物流。該重質芳族化合物蒸餾塔149將藉由管線148及151供應之C9+芳烴分離成含C9/C10/輕質C11部分，其係在管線152中移除；以及含C11+部分，其係經由管線153供應至汽油池、燃料油池、或供應至頂部塔。隨意地在通過烯烴飽和區(諸如黏土處理或用以移除烯烴污染物的任何其他手段，包括隨意的添加氫之催化方法)之後，然後將該含C9/C10/輕質C11部分152與經由管線125及143供應之甲苯濃化流聯合進料至轉烷基化單元126。在 圖2中，該烯烴飽和區顯示在單一單元126係與轉烷基化區組合，但此示意圖之目的不受限制。熟習本領域之人士明白烯烴飽和可在位於該轉烷基化單元的上游且與之分開的單元中進行。此外，烯烴飽和只在需要時進行，因而若例如流152需要移除烯烴同時流125中之烯烴含量為不需要移除烯烴，則只有流152會通過該烯烴飽和區。適用之轉烷基化方法係於前文參考圖1的實施態樣說明。
可使用熟習本領域之人士已知的任何轉烷基化法，但較佳方法使用美國專利7,663,010號中所描述的多級催化系統，該案係以全文引用方式併入本文中。此種系統包含(i)包含約束指數在3至12範圍內且含有0.01至5重量%之至少一種周期表的第6至10族之第一金屬元素來源的第一分子篩之第一觸媒，及(ii)包含約束指數低於3且包含0至5重量%之至少一種周期表的第6至10族之第二金屬元素來源的第二分子篩之第二觸媒，其中該第一觸媒對該第二觸媒之重量比係在5：95至75：25的範圍，且其中該第一觸媒係位於該第二觸媒的上游。
用於該第一觸媒中之約束指數為3至12的適用分子篩之實例包括ZSM-5、ZSM-11、ZSM-22、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-48、ZSM-57、及ZSM-58，其中以ZSM-5為佳。用於第二觸媒中之約束指數低於3的適用分子篩之實例包括沸石β、沸石Y、超穩定沸石Y(Ultrastable Y)(USY)、脫鋁沸石Y(Dealuminized Y)(Deal Y)、絲光沸石、ZSM-3、ZSM-4、ZSM-12、 ZSM-18、NU-87、及ZSM-20，其中以ZSM-12為佳。可用於第一及第二觸媒各者之金屬的特殊實例包括鐵、釕、鋨、鎳、鈷、錸、鉬、錫、及貴金屬，諸如鉑、銠、銥或鈀。
轉烷基化方法可於任何適當反應器中進行，該反應器包括徑向流、固定床、連續降流或流體床反應器。該第一及第二觸媒床中之條件可相同或不同，但通常包括100至1000℃之溫度，較佳在300至500℃之範圍；790至7000kPa-a(千帕絕對壓力)範圍之壓力，較佳在2170至3000之範圍，氫對烴莫耳比為0.01至20，較佳為1至10；及WHSV為0.01至100hr-1，較佳在1至20hr-1之範圍。
來自轉烷基化單元126之流出物係經由管線154進料至穩定塔155，於該處收集輕質氣體並經由管線156移除。來自穩定塔155之側流係經由管線157再循環至戊烷餾除器112，而穩定塔底部物係經由管線158及隨意地通過烯烴飽和區121進料至苯/甲苯/C8+隔牆式塔123。
如圖1之實施態樣，若該管線138中之流中的C9+物種含量係在分離區段141的規格內，則一部分或全部該流可繞過該二甲苯塔128且直接進料至分離區段141，如虛線170所示。
圖3圖示圖2中所示之方法的各種可能修改及使用同樣的參考符號來表示同樣的組件。在一此種修改 中，至區段131的經異構化之C8芳族化合物再循環流147(見圖2)係由對二甲苯耗乏的C8芳族化合物再循環流163替代(見圖3)，其係在異構化單元144之上游取得，而再循環流147係在異構化單元144之下游取得。當乙苯移除區段131中所使用之觸媒係如前文討論選擇性化，二甲苯流失傾向於隨著進料中之對二甲苯濃度而增加，原因係乙苯及對二甲苯的分子大小相似。因此，雖然限制鄰二甲苯及間二甲苯擴散至觸媒孔中，但對二甲苯(正如乙苯)容易在催化活性位點上反應，從而增加二甲苯流失。然而，因來自分離區段141之流出物為對二甲苯耗乏的，經由管線163將其添加至乙苯移除區段131之進料將稀釋該進料中的對二甲苯含量，因而將會降低通過該乙苯移除區段131的二甲苯流失。
如圖3所示，第二實施態樣之其他修改係經由管線162將一部分來自該異構化區段144的流出物直接再循環至該對二甲苯分離區段141。當該液相異構化區段144係以產生少量至不產生苯之條件操作時，或當苯產生不影響該對二甲苯分離區段141性能時，可有利地如圖2所示，經由管線161將一部分來自該異構化區段144的流出物直接再循環至二甲苯塔128。此外，當該液相異構化區段144係以產生少量至不產生苯以及少量至不產生C9+芳族化合物的條件操作時，或當該等產生不影響該對二甲苯分離區段141的性能時，可有利地如圖3所示，經由管線162將一部分來自該異構化區段144的流出物直接再循 環至該對二甲苯分離區段141。自液相異構化之苯產生及C9+芳族化合物產生通常與該單元的提供溫度以及與該單元進料之乙苯含量相關。因而，視乙苯移除區段131中之觸媒的效率以及液相異構化單元144中之觸媒狀態(液相異構化觸媒在該循環早期通常於較低溫度操作，及在該循環晚期於較高溫度操作)而定，以及視該對二甲苯分離區段141中所使用之吸附劑及去吸附劑的類型而定，可將通過管線146、161及162之液相異構化流出物的分布最佳化。此等再循環162及161亦可以本文所設想的其他方法方案實施。
在圖3所示之其他修改中，該氣相乙苯移除反應區段131，隨意地經由烯烴飽和區(諸如黏土處理或用以移除烯烴污染物的任何其他手段，包括隨意的添加氫之催化方法)進料，係由液相苯移除及二甲苯異構化區段替代。因此，除了藉由乙苯脫烷基化成苯或藉由苯異構化成二甲苯之乙苯移除以外，二甲苯異構化亦在區段131中發生。適用之組合乙苯移除/二甲苯異構化的一實例係揭示於美國專利5,516,956號，茲參考前文。藉由在區段131中進行一些二甲苯異構化，經由管線132供應至脫庚烷塔133然後經由136、138、及139進一步供應至分離區段141之區段131的流出物之對二甲苯濃度高於圖2所示之方案。此意指對二甲苯與二甲苯之比高於圖2所示之方案，因而需要較小分離單元141。應注意的是，增加二甲苯異構化功能至乙苯移除區段的概念亦可應用於本文所 設想的其他方法方案。
如圖3所示之圖2方法的其他修改係添加從流138至該液相異構化區段144之隨意的旁路164。當流138含有少許或不含對二甲苯時，有利的是在經由管線161將二甲苯循環至二甲苯塔128及分離區段141之前將該流138中之二甲苯異構化，以減少該等區段中之流量以及相關之操作成本。因少許或無二甲苯異構化觸媒載於區段131中因而區段131的主要功能係移除乙苯，當區段131中之異構化效率低時，以及此外若流129係經流163重度稀釋時，此替代方案更特別適用。
圖3所示之圖2中所示的方法之其他修改係將來自二甲苯塔128之流165隨意地添加至來自分離區段141的流出物管線140。當在二甲苯塔128之鄰二甲苯濃集位置收集流165時，此再循環至液相異構化區段144使得具有低對二甲苯含量的流能異構化至接近平衡二甲苯而不循環通過該分離區段141，因而減少通過該分離區段的流量及相關操作成本。此修改亦可適用於本文所設想的其他方法方案。
如圖3所示之圖2方法的其他修改係添加從流148至該烯烴飽和及轉烷基化區段126之隨意的旁通流166。當該流148之C11+含量低(其會於重組油餾份流111之終點低時發生)時，至少一部分該流148會經由管線166繞過重質芳族化合物塔149並導至烯烴飽和及轉烷基化區段126，從而減少通過該重質芳族化合物塔149的 流量及相關操作成本。此修改亦適用於圖1、圖2及圖4中所呈現的方案。如前文提及，在圖3中，該烯烴飽和區顯示在單一單元126係與轉烷基化區組合，但此示意圖之目的不受限制。熟習本領域之人士明白烯烴飽和可在位於該轉烷基化單元的上游且與之分開的單元中進行。此外，烯烴飽和只在需要時進行，因而若例如流152及166需要移除烯烴同時流125中之烯烴含量為不需要移除烯烴，則只有流152及166會通過該烯烴飽和區。
圖3中所描繪之方案的其他隨意之修改為將來自兩個異構化區段(換言之，氣相異構化區段131及液相異構化區段144)之異構化再循環流分離。然後可根據C9芳族化合物含量在二甲苯塔128的不同進料點供應該等再循環流(見圖3中管線138將氣相異構化流出物進料至二甲苯塔128及管線161將液相異構化流出物進料至二甲苯塔128)，因而減少該塔的大小及能源消耗。
圖4圖示根據本發明第三實施態樣之用於製造對二甲苯的方法，其中使用習用重組油分流器以分餾在從催化重組油流移除C5-脂族烴之後留下的C6+烴流。因此，在第三實施態樣中，含芳族化合物之重組油進料流係藉由管線201供應至戊烷餾除器區段202以移除C5-部分。戊烷及更輕質烴係經由管線203移除，而該C6+底部物部係經由管線204進料至習用重組油分流器205以將該底部物部分分離成含C7-及C8+芳烴流。
來自該重組油分流器205之C7-流係經由管線 206送至萃取蒸餾或液-液萃取單元207，於該處經由管線208將脂族烴移除以留下苯及甲苯濃化流，經由管線209將其進料至烯烴飽和區211。該烯烴飽和區211可為黏土處理器或有效於移除芳族流中之烯烴污染物的任何其他手段，包括隨意的添加氫之催化方法。來自該烯烴飽和區211之流出物係經由管線212進料至隔牆式蒸餾塔213，經由管線214從隔牆式蒸餾塔23收集苯，經由管線215將甲苯進料至轉烷基化單元216及經由管線217將該C8+部分進料至二甲苯蒸餾塔218。
藉由管線219將從該重組油分流器205回收之含C8+芳烴流供應至乙苯移除區段221，隨意地經由烯烴飽和區，諸如黏土處理或用以移除烯烴污染物的任何其他手段，包括隨意的添加氫之催化方法。區段221中之乙苯移除較佳係藉由脫乙基化成苯及輕質(C2)氣體來進行，如前述，較佳以氣相進行。或者，乙苯移除亦可藉由異構化成二甲苯來進行。
經由管線222將來自乙苯移除區段221之流出物供應至其他的隔牆式蒸餾塔223，經由管線224從該處移除燃料氣，經由管線225將C6/C7流再導至戊烷餾除器區段202，經由管線227將C9+流進料至重質芳族化合物塔226，及經由管線228將二甲苯濃化之C8流進料至烯烴飽和區229，通常為用以移除烯烴污染物的任何方法，包括隨意的添加氫之催化方法。來自該烯烴飽和區229之流出物係經由管線231進料至對二甲苯分離區段232，該 對二甲苯分離區段232亦接收經由管線233之來自二甲苯蒸餾塔218的塔頂餾出物。對二甲苯慣常係藉由在對二甲苯分離區段232中吸附或結晶或二者之組合來分離並經由管線234回收。從該對二甲苯分離區段232移除在殘留甲苯並經由管線235進料至轉烷基化區段216，而殘留之對二甲苯耗乏流係經由管線237進料至二甲苯異構化區段236。
熟習本領域之人士已知的任何二甲苯異構化方法可用於二甲苯異構化區段236，但較佳方法係以液相進行且使用如美國專利申請公開案2011/0263918號及2011/0319688號中所述之催化系統，該等專利案各者之全文內容係引用方式併入本文中。
來自該二甲苯異構化區段236之流出物係經由管線238供應至介於經由管線239再循環至該隔牆式蒸餾塔223或經由管線241再按路線發送該乙苯移除區段221之間的分流器。當乙苯移除區段221以非常高轉化率(約50%或更高)操作時，經由管線241再按路線發送至乙苯移除區段之支流將會非常小以及大部分異構化區段流出物將經由管線239再導至該隔牆式蒸餾塔223。
來自該隔牆式蒸餾塔223之該C9+流係經由管線227供應至該重質芳族化合物蒸餾塔226，其亦經由管線242接收來自該二甲苯蒸餾塔218的底部物流。該重質芳族化合物蒸餾塔226藉由管線227及242將所供應之C9+芳烴分離成含以管線243移除的C9/C10部分以及經由 管線244供應至汽油池之含C11部分。隨意地在通過烯烴飽和區(諸如黏土處理或用以移除烯烴污染物的任何其他手段，包括隨意的添加氫之催化方法)之後，然後將該含C9/C10部分243與經由管線215供應之甲苯濃化流一起進料至轉烷基化單元216。在圖4中，該烯烴飽和區顯示在單一單元216係與轉烷基化區組合，但此示意圖之目的不受限制。熟習本領域之人士明白烯烴飽和可在位於該轉烷基化單元的上游且與之分開的單元中進行。此外，烯烴飽和只在需要時進行，因而若例如流243需要移除烯烴同時流215中之烯烴含量為不需要移除烯烴，則只有流243會通過該烯烴飽和區。
熟習本領域之人士已知的任何轉烷基化方法可用於轉烷基化單元216，但較佳方法使用如圖1實施態樣所討論之美國專利7,663,010中所述的多級催化系統。
來自轉烷基化單元216之流出物係經由管線245進料至穩定塔246，於該處收集輕質氣體並經由管線247移除。來自穩定塔246之側流係經由管線249再循環至戊烷餾除器202，而穩定塔底部物係經由管線248及隨意地通過烯烴飽和區211進料至該隔牆式蒸餾塔213。
在圖2至4之第二及第三實施態樣中將可看出，乙苯移除係在區段131、221中對於從重組油流出物之分餾所回收的EB濃集C8芳族化合物混合物進行，然而二甲苯異構化係在專用區段144、236中對於對二甲苯耗乏流進行。該配置將乙苯移除與二甲苯異構化脫鉤，從而 使大對二甲苯耗乏流之異構化能以液相進行(不添加氣相異構化單元)，然而EB移除係對於呈氣相之較小EB濃集流進行。如圖1所示，當二者催化反應係在同一單元44中進行時，此減少與使來自對二甲苯分離區段141、232之液體流出物再沸騰(此係該對二甲苯耗乏流於氣相異構化單元中異構化所需)相關的成本。此外，使乙苯移除與二甲苯異構化脫鉤降低觸媒成本，此係因液相異構化觸媒通常不含金屬，而氣相異構化觸媒包括稀有金屬或高成本非稀有金屬，諸如錸。再者，因各方法之條件可獨立設定以最大化其產率及遍及設備可用年限的效率，整體二甲苯迴路效率可提高。
根據第四實施態樣(於下述圖7舉例說明)圖1至3中所圖示之方案可藉由以使得能分離三種餾份(換言之，C7-餾份作為頂部餾份、C8餾份作為側餾份及C9+餾份作為底部餾份)之習用蒸餾塔替代第一隔牆式塔15、115來進行修改。當將該C8餾份進料至EB移除區段131(圖2或3)或211(圖4)時，此解決方法導致將比隔牆式塔之情況更多該C8餾份中之C9送至該乙苯移除單元。一些該等C9組分將被脫烷基化成甲苯，因而該轉烷基化進料中之甲苯/C9+比將提高而該芳族複合設備中之苯/PX比亦會提高，當目標是生產更多苯時此會是有利的，條件是EB移除單元中之催化系統可處理較重質進料而不會明顯影響該EB移除單元的EB移除效率。在此情況中，C9+餾份可含有一些殘留C8芳族化合物及應可導至重 質芳族化合物蒸餾塔或二甲苯蒸餾塔。
一些構造選項未於本文中描述但在本發明範圍內，換言之：(a)在以下圖式中所描繪的方案中，圖1中之隔牆式塔23、圖2及3中之隔牆式塔123及圖4中之隔牆式塔213可由苯及甲苯塔之習用配置替代；(b)在以下圖式中所描繪的方案中，圖1中之隔牆式塔15及圖2及3中之隔牆式塔115可由諸如圖6中所描繪之輕質重組油分流器及重質重組油分流器塔的習用配置替代；(c)在下圖2及3中所描繪的方案中，EB移除單元131(圖2)或EB移除及二甲苯異構化單元131(圖3)可隨意地位於流114上之戊烷餾除器112與隔牆式塔115之間代替位在流129上的隔牆式塔115之下游；及(d)相似地，在下圖4中所描繪的方案中，EB移除單元221可隨意地位於流204上之戊烷餾除器202與重組油分流器205之間代替位於流219上的重組油分流器205之下游。
茲參考以下非限制實例更具體描述本發明。
此實施例說明在圖1至3中所描繪的構造方案中實施隔牆式塔(圖5)相較於習用輕質及重質重組油分流器(圖6)的益處。
此實施例係基於從具有以下碳數分布之石油腦進料的重組所獲得之85重量%濃C6+芳烴流：
參考圖5，220t/h之該濃C6+芳烴進料(流301)係進料至在1.4kPa之壓力、冷凝器溫度為83℃及再沸器溫度為209℃下操作的隔牆式塔。該隔牆式塔(DWC)302含有58個理論板，包括冷凝器(板N°1)及再沸器(板N°58)。DWC技術涉及將垂直隔板放置於該進料或預分餾器與三種產品塔的產品側之間。低及高沸點部分之分離係在進料側發生，而中沸點部分之分離係在產品側發生。該DWC之預分餾器側將該中沸點部分(middle key)分布於頂部及底部之間，使得匹配主塔的頂部及底部之組成具有高彈性。
在圖5所示之實例中，隔牆式塔302中之垂直牆303從盤N°11向下延伸至盤N°37及使該等盤各者係隔成2區：位於該牆各側之進料區及抽取區。該濃C6+芳烴進料流301係導入該隔牆式塔302中於牆區段之進料區側上的板N°13。該隔牆式塔302使能生產C7-餾份(流304)作為在板N°1上之液態餾出物，C8餾份(流305)作為來自該牆303之抽取區側的板N°23之側餾份，及C9+餾份(流306)作為底部產物。冷凝係使用空氣冷卻器移除30MW來進行，再沸係藉由提供33.3MW之熱且最小為214℃，及較佳係在比隔牆式塔302之底部溫度高15℃之加熱介質來確保。
該隔牆式塔302之分餾性能係彙總如下：甲苯回收率(界定為C7-餾份(流304)中之甲苯除以進料(流301)中之甲苯)為99.9重量%。
C8芳族化合物回收率(界定為C8餾份(流305)中之EB+PX+MX+OX除以進料(流301)中之EB+PX+MX+OX)為99重量%。
該C8餾份(流305)中之C9芳族化合物含量為5重量%。
為了獲致上述之分離性能，習用分餾會需要使用如圖6所示之串接實施的2蒸餾塔。因而，參考圖6，將220t/h之該濃C6+芳烴進料(流401)進料至第一蒸餾塔402之板N°15上。該第一蒸餾塔402含有29個理論板且係在1.4kPa之壓力、冷凝器溫度為83℃及再沸器溫度為175℃下操作。冷凝係使用空氣冷卻器移除26.7MW來進行，再沸係藉由提供29.6MW之熱且最小為180℃，及較佳係在比第一塔302之底部溫度高15℃之加熱介質來確保。該第一蒸餾塔402使能回收C7-餾份(流403)作為板N°1上之液態餾出物，及C8+餾份(流404)作為底部產物。
該第一蒸餾塔402之分餾性能係彙總如下：甲苯回收率(界定為C7-餾份(流403)中之甲苯除以進料(流401)中之甲苯)為99.9重量%。
C8芳族化合物回收率(界定為C8+餾份(流404)中之EB+PX+MX+OX除以進料(流401)中之EB+PX+MX+OX) 為99.5重量%。
該第一蒸餾塔402之底部產物(流404)係進料含有29個理論板及在在1.4kPa之壓力、冷凝器溫度為144℃及再沸器溫度為197℃下操作的第二蒸餾塔405。冷凝係使用空氣冷卻器移除13.7MW來進行，再沸係藉由提供19.5MW之熱且最小為202℃，及較佳係在比第二塔302之底部溫度高15℃之加熱介質來確保。該第二蒸餾塔405使能回收C8餾份(流406)作為板N°1上之液態餾出物，及C9+餾份(流407)作為底部產物。
該第二蒸餾塔405之分餾性能係彙總如下：C8芳族化合物回收率(界定為C8餾份(流406)中之EB+PX+MX+OX除以進料(流404)中之EB+PX+MX+OX)為99.5重量%。
該C8餾份(流406)中之C9芳族化合物含量為5重量%。
因此，由串接之兩分餾塔組成的系統(圖6)之分餾性能係與該隔牆式塔(圖5)之分餾性能相似。然而，相較於圖6顯示之習用配置，圖5顯示之隔牆式塔更具能源效率，原因係發揮相同分餾性能所需的熱需求從49.1MW下降至33.3MW。該隔牆式塔相較於習用配置的額外優點係獲得所希望之分餾性能所需的分餾系統硬體(塔、再沸器等之數目)減半。
現在參考圖7，此實施例圖示3餾份蒸餾塔代替圖1至3中所描繪的構造方案中作為重組油分流器15、115之隔牆式塔。
在圖7之實施態樣中，將220t/h之該濃C6+芳烴進料(流501)進料至含有58個理論板且在1.4kPa之壓力、冷凝器溫度為83℃及再沸器溫度為202℃下操作的3餾份蒸餾塔502。該3餾份蒸餾塔502產生C7-餾份(流503)作為板N°1上之液態餾出物，C8餾份(流504)作為來自板N°40之側餾份，及C9+餾份(流505)作為底部產物。冷凝係使用空氣冷卻器移除31MW來進行，再沸係藉由提供33.7MW之熱且最小為207℃，及較佳係在比該蒸餾塔之底部溫度高15℃之加熱介質來確保。
該3餾份蒸餾塔502之分餾性能比使用實施例1中之隔牆式塔所獲致的分餾性能差，且係彙總如下：甲苯回收率(界定為C7餾份(流503)中之甲苯除以進料(流501)中之甲苯)為99.9重量%。
C8芳族化合物回收率(界定為C8餾份(流504)中之EB+PX+MX+OX除以進料(流501)中之EB+PX+MX+OX)為87重量%。
該C8餾份(流504)中之C9芳族化合物含量為15重量%。
然而，以以3餾份蒸餾塔所獲致之乙苯回收率(界定為EBC8餾份中之EB除以進料中之EB)(98重 量%)與使用實施例1中之隔牆式塔的乙苯回收率(98.5重量%)相似。
實施例1及實施例2之蒸餾方案的性能係彙總於下表1，其中Qr表示熱需求。
本文所引用之所有專利、試驗製程及其他文件係以此揭示不衝突且容許該合併中之所有裁判權的程度而以引用的方式完全併入本文中。
雖然已經以特殊情況說明本文揭示之範例形式，但應暸解在不違背本揭示精神與範疇情況下，對熟習本領域之人士而言各種其他修改很顯而易見且容易製造。因此，不希望本文附述之申請專利範圍的範疇受到本文所述之實施例和說明限制，而是該等申請專利範圍應視為包括在本文中可取得專利之新型的所有特徵，包括被熟習本 領域之人士視為與本揭示相關之等效物的所有特徵。
當本文列出數值下限及數值上限時，企圖包括從任一下限至任一上限的範圍，且明確地在本發明範圍內。用語「包含」與「用語」包括」為同義詞。同樣的，當組成、元素或組分群之前具有轉折連接詞(transitional phrase)「包含」時，應暸解吾人亦考慮在該組成、組分或數種組分詳述之前具有轉折連接詞「基本上由...組成」、「由...組成」、「選自由...組成之群組」或「為」的相同組成或組分群，且反之亦然。
Claims (10)
- 一種用於製造對二甲苯之系統，該系統包含：第一隔牆式蒸餾塔(15)，其包括入口(14)、第一出口(16)、第二出口(29)及第三出口(48)，其中該第一隔牆式蒸餾塔(15)係經配置以在該入口(14)接收包含C6+芳烴的進料並自該進料分離出：從該第一出口(16)產出之含C7-芳烴流；從該第二出口(29)產出之含C8芳烴流；及從該第三出口(48)產出之含C9+芳烴流；第二隔牆式蒸餾塔(23)，其包括入口(22)、第一出口(24)、第二出口(25)及第三出口(27)，其中該第二隔牆式蒸餾塔(23)的該入口(22)係連接至該第一隔牆式蒸餾塔(15)的第一出口(16)，且其中該第二隔牆式蒸餾塔(23)係經配置以從該含C7-芳烴流(流16)分離出C8+芳烴部分(流27)，該C8+芳烴部分(流27)係自該第二隔牆式蒸餾塔(23)的該第三出口(27)產出；二甲苯蒸餾塔(28)，其包括連接至該第一隔牆式蒸餾塔(15)之第二出口(29)的第一入口、連接至該第二隔牆式蒸餾塔(23)之第三出口(27)的第二入口、第一出口(39)及第二出口(51)，其中該二甲苯蒸餾塔(28)的第一入口係垂直配置於該二甲苯蒸餾塔(28)的第二入口上方，且其中該二甲苯蒸餾塔(28)係經配置以從該C8+芳烴部分(流27)及該含C8芳烴流(流29)各者分離出C9+烴耗乏流(流39)，該C9+烴耗乏流(流39)係自該二甲苯蒸餾塔(28)的該第一出口(39)產出；對二甲苯回收單元(41)，其係經配置以從該C9+烴耗乏流(流39)分離出含對二甲苯流(42)及對二甲苯耗乏流(40)；及二甲苯異構化單元(44)，其包括二甲苯異構化觸媒，其中該二甲苯異構化單元(44)係經配置以將該對二甲苯耗乏流(40)中的二甲苯異構化並產出異構化流(45)，其中上述各元件符號係對應於圖1所示。
- 如申請專利範圍第1項之系統，其中該第二隔牆式蒸餾塔(23)亦經配置以自該含C7-芳烴流(流16)分離出：含苯流，其係從該第二隔牆式蒸餾塔(23)的第一出口(24)產出；及含甲苯流，其係從該第二隔牆式蒸餾塔(23)的第二出口(25)產出。
- 如申請專利範圍第2項之系統，其進一步包含轉烷基化單元(26)，該轉烷基化單元(26)係經配置以接收該含甲苯流(流25)並產出含有二甲苯的轉烷基化產物流(流54)。
- 如申請專利範圍第3項之系統，其中該轉烷基化單元(26)亦經配置以接收至少一部分的該含C9+芳烴流(流48)。
- 如申請專利範圍第4項之系統，其中該二甲苯蒸餾塔(28)係經進一步配置以從該C8+芳烴部分(流27)及該含C8芳烴流(流29)各者分離出底部物流(流51)，該底部物流(流51)係自該二甲苯蒸餾塔(28)的該第二出口(51)產出，其中該轉烷基化單元(26)亦經配置以接收至少一部分的該底部物流(流51)。
- 如申請專利範圍第5項之系統，其中該第二隔牆式蒸餾塔(23)係經配置以在該第二隔牆式蒸餾塔(23)的入口(22)接收至少一部分的該轉烷基化產物流(流54)。
- 如申請專利範圍第1項之系統，其進一步包含在該第一隔牆式蒸餾塔(15)的第一出口(16)與該第二隔牆式蒸餾塔(23)的入口(22)之間連接的至少一個萃取蒸餾單元或液-液萃取單元(17)，其中該至少一個萃取蒸餾單元或液-液萃取單元(17)係經配置以自該含C7-芳烴流(流16)移除脂族烴。
- 如申請專利範圍第1項之系統，其進一步包含在該第一隔牆式蒸餾塔(15)的第一出口(16)與該第二隔牆式蒸餾塔(23)的入口(22)之間連接的黏土處理器(21)。
- 如申請專利範圍第1項之系統，其進一步包含在該第一隔牆式蒸餾塔(15)的第二出口(29)與該二甲苯蒸餾塔(28)的第一入口之間連接的黏土處理器(37)。
- 如申請專利範圍第1項之系統，其進一步包含戊烷餾除塔(12)，該戊烷餾除塔(12)係經配置以接收催化重組油進料流(11)並自該催化重組油進料流(11)分離出該進料(14)及含C5-烴流(13)。
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