使用两个模拟移动床分离单元和两个异构化单元由二甲苯馏分生产高纯度对二甲苯的方法与流程

对二甲苯产量在三十年来稳定增长。对二甲苯用于生产对苯二甲酸和聚对苯二甲酸乙二醇酯树脂，以提供合成织物、瓶子和更笼统而言，塑料材料。

为了满足不断增长的对对二甲苯的需求，石油化学家在提高现有单元的生产能力（在下文中称作消除瓶颈（debottlenecking））或建造新单元之间做出选择。

本发明能够响应这两种假想情况，更特别是现有单元的消除瓶颈，因为涉及的修改相对较小。

在下文中将提到模拟移动床分离单元（缩写为SMB）或分离单元（SMB）。分离单元（SMB）可包括一个或多个吸附器。

现有技术的检查

通过吸附分离生产高纯度对二甲苯是现有技术中公知的。在工业上，在被称作“C8芳烃回路（aromatic loop）”的一系列工艺内进行该操作。该“C8芳烃回路”包括在被称作“二甲苯塔”的蒸馏塔中除去重质化合物（即具有多于9个碳原子，标作C9+）的阶段。

该塔的顶部流（其含有C8芳族异构体）随后被送往对二甲苯分离工艺，其通常是在模拟移动床中的吸附分离方法。

含有对二甲苯的抽提物然后借助抽提塔，然后是甲苯塔蒸馏，以获得高纯度对二甲苯。

在通过蒸馏除去溶剂的阶段后在催化异构化单元中处理富含间二甲苯、邻二甲苯和乙苯的抽余物，所述催化异构化单元返回C8芳烃的混合物，其中二甲苯（邻-、间-、对-二甲苯）的比例实际上处于热力学平衡且乙苯的量降低。再将该混合物与新鲜原料一起送往“二甲苯塔”。

现有技术提出采用一种或多种分离单元（通过吸附、结晶、蒸馏或使用膜）和/或一种或多种气相异构化单元（将乙苯通过异构化转化成二甲苯或通过脱烷基化转化成苯）或液相（不转化乙苯）的该基本布置的许多变体。

特别地，专利FR2862638描述了在吸附塔中由烃原料生产对二甲苯的方法，所述吸附塔采用模拟移动床操作、具有至少五个区域并输出抽提物、抽余物-2和中间抽余物。将抽余物-2送往优选在液相中和在低温下运行的异构化单元。富含乙苯的中间抽余物在气相中异构化。

或者，专利US8273934描述了一种生产对二甲苯的方法，其包括：

(a) 分离含C8烃的原料以产生富含C8烃的流，

(b) 分离所述富含C8烃的流的第一部分以产生富含对二甲苯的第一流和对二甲苯含量低的第一抽余物，

(c) 将至少一部分所述抽余物异构化以获得异构产物，

(d) 分离所述富含C8烃的流的第二部分以产生富含对二甲苯的第二流和对二甲苯含量低的第二抽余物，

(e) 在液相中，将至少一部分第二抽余物至少部分异构化以产生异构产物，

(f) 回收这两个富含对二甲苯的流的至少一个的至少一部分以借助吸附分离产生高纯度对二甲苯，

(g) 将至少一部分第一异构产物和至少一部分第二异构产物送往分离单元(a)。

应该指出，当对二甲苯分离单元是通过吸附分离的方法时，原料中的C9+含量必须非常低（按重量计通常小于几百ppm）以避免这些化合物积聚在溶剂再循环回路中。因此在工业上和在上述专利中，系统地通过吸附或通过蒸馏处理至少一部分供往一个或多个分离单元的原料，其具有非常严格的C9芳烃含量规格。现在，该分离非常能量密集。因此需要优化C8芳烃回路内的工艺序列以限制运行成本，特别是与C9芳烃的分离相关的成本。在改造现有单元以提高生产的对二甲苯的量的过程中也出现这样的问题。该操作被称作消除瓶颈——在下文中将使用该术语。

因此一个问题是将与对C8芳烃回路作出的修改相关的投资成本以及改造后的工艺序列的工作运行成本最小化。

本发明使用两个SMB吸附分离单元和两个异构化单元以及将新鲜原料注入这两个吸附分离的一个中。不同于现有技术提出的解决方案，其可以限制或甚至消除在分离单元之一上游的原料处理。

使用两个SMB吸附分离单元还能够处理比专利FR2862638中提出的序列更多的原料，其能够最大限度使用高性能的新一代吸附剂并满足在单个现场每年大于1百万吨对二甲苯产量的当前要求。

共同使用在这两个吸附分离单元下游的塔也确保不需要多个蒸馏塔并因此使投资最小化。这也能在改造现有分离单元（在两个12床分离单元中具有24个床）的情况下最佳使用现有蒸馏塔。最后，混合来自这两个吸附分离单元的两个中间抽余物（富含乙苯）能够优化气相异构化中的EB转化率。

在下文中，分离单元是指模拟移动床分离单元；吸附器是指吸附剂床的组装件——能够包括一个或多个吸附器的单元。

异构化单元和蒸馏塔是指该方法的其它设备项。

附图简述

图1显示根据本发明的方法的布置，其具有标作SMB-1和SMB-2的两个移动床分离单元和标作ISOM-1和ISOM-2的两个异构化单元。

图2显示使用被称作“内分隔壁塔”的具有壁的塔的根据本发明的方法的一个变体。

图3显示用于实施例1的根据现有技术的方法的布置。

发明概述

本发明可以被定义为由含有乙苯和C9+化合物的二甲苯馏分生产高纯度对二甲苯的方法——一种使用串联运行的两个模拟移动床分离单元（SMB-1和SMB-2）和两个异构化单元（ISOM-1和ISOM-2）的方法。

模拟移动床分离单元（SMB-1和SMB-2）的串联运行是指来自分离单元（SMB-1）的流出物间接用作分离单元（SMB-2）的原料，“间接”意味着分离单元或异构化单元可交替布置在来自分离单元（SMB-1）的流出物的路径上。

更具体地，根据本发明的方法由下列一系列的阶段构成：

- 将原料(2)送往蒸馏塔(S-1)，从其在顶部取出混合物(3)，其包含大部分的间二甲苯、对二甲苯、乙苯和至少一部分邻二甲苯，并从其在底部取出C9-C10烃和剩余部分的邻二甲苯的流(4)，

- 将来自顶部的混合物(3)在包括至少一个吸附器的分离单元(SMB-1)中分离，所述吸附器包括多个相互连接的床并在闭合回路中运行，所述吸附器包括至少五个通过注入流(3)和解吸剂(16)和取出含对二甲苯的第一抽提物(5)、含乙苯的第一中间抽余物(7)和含邻二甲苯和间二甲苯的第一抽余物-2 (8)分界的区域，

- 将来自异构化单元(ISOM-1)的异构产物(11)在分离单元(SMB-2)中分离，所述分离单元(SMB-2)由至少一个包括多个相互连接的床并优选在闭合回路中运行的吸附器构成，且所述分离单元包括至少五个通过注入流(11)和解吸剂(17)和取出含对二甲苯的第二抽提物(12)、含乙苯的第二中间抽余物(14)和含邻二甲苯和间二甲苯的第二抽余物-2 (15)分界的区域，

- 将来自塔(SMB-1)的第一抽提物(5)在塔(EXT-1)中蒸馏，以回收富含对二甲苯的第一馏分(6)，

- 混合这两个抽余物-2，流(8)和(15)以形成流(9)，将其在塔(RAF-2)中蒸馏以基本除去所有解吸剂并取出第一馏出馏分(10)，

- 向第一异构化单元(ISOM-1)供应流(10)，以获得第一异构产物(11)，

- 混合这两个中间抽余物，流(7)和(14)以形成流(18)，将其在塔(RAFINTER)中蒸馏以基本除去所有解吸剂并取出第二馏出馏分(19)，

- 向第二异构化单元(ISOM-2)供应流(19)，以获得第二异构产物(20)，将其再循环至分离塔(S-1)的入口。

本发明可具有若干变体，下面描述其中一些。

所有这些变体彼此相容。

根据本发明的高纯度对二甲苯生产方法的一个变体，

- 将来自分离单元(SMB-1)的第一抽提物(5)在塔(EXT-1)中蒸馏，以回收富含对二甲苯的第一馏分(6)，

- 将第二抽提物(12)在塔(EXT-2)中蒸馏，以回收富含对二甲苯的第二馏分(13)。

在根据本发明的高纯度对二甲苯生产方法的另一变体中，将这两个抽提物(5)和(12)在单个共用抽提塔中蒸馏以回收单个富含对二甲苯的馏分。

根据本发明的高纯度对二甲苯生产方法的一个优选变体，异构化单元(ISOM1)在液相中在下列条件下运行：

- 小于300℃，优选200至260℃的温度，

- 小于4MPa，优选2至3 MPa的压力，

- 小于10 h^-1，优选2 h^-1至4 h^-1的空间速度，

- 包含至少一种具有由含10或12个氧原子的环限定其开口的通道（10 MR或12 MR）的沸石的催化剂，优选包含至少一种具有由含10个氧原子的环限定其开口的通道（10 MR）的沸石的催化剂，甚至更优选包含ZSM-5型沸石的催化剂。

根据本发明的高纯度对二甲苯生产方法的另一变体，异构化单元(ISOM-2)在气相中在下列条件下运行：

- 大于300℃，优选360℃至480℃的温度，

- 小于2.5 MPa，优选0.5至0.8 MPa的压力，

- 小于10 h^-1，优选0.5 h^-1至6 h^-1的时空速度，

- 小于10，优选3至6的氢/烃摩尔比。

根据本发明的高纯度对二甲苯生产方法的另一变体，用于异构化单元ISOM-2的催化剂含有例如MFI、MOR、MAZ、MTW、FAU和/或EUO结构类型的酸性沸石，优选含有EUO结构类型的沸石，和周期表的至少一种第VIII族的金属。

根据本发明的高纯度对二甲苯生产方法的另一变体，用于异构化单元ISOM-2的催化剂包含至少一种具有由含10至12个氧原子的环限定其开口的通道（10 MR或12 MR）的沸石和0.1至0.3重量%（包括端点）的含量的至少一种第VIII族金属。

根据本发明的高纯度对二甲苯生产方法的另一变体，分离单元(SMB1)使用PDEB作为解吸剂。

在根据本发明的方法的一个变体中，分离单元(SMB-2)使用甲苯作为解吸剂。

在根据本发明的方法的一个变体中，分离单元(SMB1)和(SMB2)含有6至24个床，优选8至15个床，其分布在一个或多个吸附器中，调节床数以使各床优选具有0.70米至1.40米的高度。

在根据本发明的方法的另一变体中，固体吸附剂的量在分离单元(SMB-1)和(SMB-2)中的分布如下：

• 区域1中的固体吸附剂的量为16%±5%，

• 区域2中的固体吸附剂的量为40%±5%，

• 区域3A中的固体吸附剂的量为16%±5%，

• 区域3B中的固体吸附剂的量为16%±5%，

• 区域4中的固体吸附剂的量为12%±5%。

在根据本发明的高纯度对二甲苯生产方法的另一变体中，解吸剂与原料的体积比为至少1.7/1，优选1.5/1至0.4/1，包括端点。

在根据本发明的高纯度对二甲苯生产方法的另一变体中，中间抽余物与抽余物-2的流量比为0.3/1至5/1，优选0.4/1至1/1，包括端点。

在根据本发明的高纯度对二甲苯生产方法的另一变体中，对于分离单元(SMB-2)，解吸剂与原料的体积比为至少1.7/1，优选1.5/1至0.4/1，包括端点。

在根据权利要求1的由含有乙苯和C9+化合物的二甲苯馏分生产高纯度对二甲苯的方法的另一变体中，其中对于分离单元(SMB-2)，中间抽余物与抽余物-2的流量比为0.3/1至5/1，优选0.4/1至1/1，包括端点。

在根据本发明的高纯度对二甲苯生产方法的另一变体中，包括串联的两个吸附器的现有分离单元的消除瓶颈可如下进行：

- 第一吸附器的最后床经由包括至少一个再循环泵的线路连接至第一吸附器的第一床，该第一吸附器充当分离单元(SMB-1)

- 第二吸附器的最后床经由包括至少一个再循环泵的线路连接至第二吸附器的第一床，该第二吸附器充当分离单元(SMB-2)。

一般而言，这两个吸附器的配置可在各吸附器中具有固定床数，或在吸附器之一中具有固定床数并在另一吸附器中具有可变床数，或在这两个吸附器中床数都可变。

这两个吸附器优选在各色谱区（chromatographic zone）中具有固定床数。

最后，在根据本发明的高纯度对二甲苯生产方法的另一变体中，这两个模拟移动床吸附器的配置在这两个吸附器各自的各色谱区中具有固定床数。

发明详述

将原料(2)送往蒸馏塔(S-1)，从其在顶部取出混合物(3)，其主要部分包含间二甲苯、对二甲苯、乙苯和至少一部分邻二甲苯，并从其在底部取出C9-C10烃和剩余部分的邻二甲苯的流(4)。

在由多个相互连接的床构成并在闭合回路中运行的分离单元(SMB-1)中进行顶部混合物(3)的第一分离，所述分离单元包括至少五个通过注入构成该塔的第一原料的流(3)和解吸剂(16)和取出含对二甲苯的第一抽提物(5)、含乙苯的第一中间抽余物(7)和含邻二甲苯和间二甲苯的第一抽余物-2 (8)分界的区域，

分离单元(SMB-1)的五个区域如下：

- 包括在注入解吸剂(16)和取出抽提物(5)之间的区域1，

- 包括在取出抽提物(5)和注入原料(3)之间的区域2，

- 包括在注入原料(3)和取出中间抽余物(7)之间的区域3A，

- 包括在注入中间抽余物(7)和取出抽余物-2 (8)之间的区域3B，

- 包括在取出抽余物-2 (8)和注入解吸剂(16)之间的区域4。

进行来自异构化单元(ISOM-1)的异构产物(11)的第二模拟移动床分离(SMB-2)，从其已通过蒸馏（在专用塔中或在塔S-1中）除去任选所有或一部分重质C9和C10化合物。优选将异构产物(11)送往模拟移动床分离单元(SMB-2)而没有除去C9+化合物的中间阶段。分离单元(SMB-2)由相互连接并在闭合回路中运行的多个床构成，所述分离单元包括至少五个通过注入构成该塔的第二原料的流(11)和解吸剂(17)和取出含对二甲苯的第二抽提物(12)、含乙苯的第一中间抽余物(14)和含邻二甲苯和间二甲苯的第二抽余物-2 (15)分界的区域。

分离单元(SMB-2)的五个区域如下：

- 包括在注入解吸剂(17)和取出抽提物(12)之间的区域1，

- 包括在取出抽提物(12)和注入第二原料(11)之间的区域2，

- 包括在注入第二原料(11)和取出中间抽余物(14)之间的区域3A，

- 包括在取出第二中间抽余物(14)和取出第二抽余物-2 (15)之间的区域3B，

- 包括在取出抽余物-2 (15)和注入解吸剂(17)之间的区域4。

优选地，将第一抽提物(5)在蒸馏塔(EXT-1)中蒸馏，以回收富含对二甲苯的第一馏分(6)，

优选地，将第二抽提物(12)在蒸馏塔(EXT-2)中蒸馏，以回收富含对二甲苯的第二馏分(13)。这两个抽提物(5)和(12)也可以在单个共用抽提塔中蒸馏以回收单个富含对二甲苯的馏分。

优选混合这两个抽余物-2，流(8)和(15)以形成流(9)，将其在蒸馏塔(RAF-2)中蒸馏以基本除去所有解吸剂并取出乙苯含量低的第一馏出馏分(9)。

也可以将这两个抽余物-2，流(8)和(15)在两个不同的塔中蒸馏，然后混合这两个乙苯含量低的馏出馏分。将所得一个或多个馏出馏分供往第一异构化单元(ISOM-1)以获得第一异构产物(11)，将其优先供往分离单元(SMB-2)，但能够部分再循环至蒸馏塔(S-1)的入口。

- 优选混合这两个中间抽余物，流(7)和(14)以形成流(18)并在塔(RAFINTER)中蒸馏以基本除去所有解吸剂并取出富含乙苯的第二馏出馏分(19)。

也可以将这两个中间抽余物，流(7)和(14)在两个不同的塔中蒸馏，然后混合这两个乙苯含量低的馏出馏分。将所得一个或多个馏出馏分进料至第二异构化单元(ISOM-2)以获得第二异构产物(20)，将其再循环至分离塔(S-1)的入口。

优选在液相中运行的第一异构化单元(ISOM-1)通常在下列条件下运行：

- 小于300℃，优选200℃至260℃的温度，

- 小于4MPa，优选2至3 MPa的压力

- 小于10 h^-1（10升/升/小时），优选2至4 h^-1的时空速度(HSV)

- 包含至少一种具有由含10或12个氧原子的环限定其开口的通道（10 MR或12 MR）的沸石的催化剂，优选包含至少一种具有由含10个氧原子的环限定其开口的通道（10 MR）的沸石的催化剂，甚至更优选包含ZSM-5型沸石的催化剂。

在气相中运行的第二异构化单元(ISOM-2)通常在下列条件下运行：

- 大于300℃，优选350℃至480℃的温度

- 小于4MPa，优选0.5至2 MPa的压力

- 小于10 h^-1（10升/升/小时），优选0.5至6 h^-1的时空速度(HSV)，

- 包含至少一种具有由含10或12个氧原子的环限定其开口的通道（10 MR或12 MR）的沸石的催化剂，优选包含EUO、MTW或MOR结构类型的沸石和至少一种第VIII族金属的催化剂，

- 小于10，优选3至6的H₂/烃摩尔比。

气相异构化单元(ISOM-2)的催化剂可包含EUO、MTW或MOR结构类型的沸石和相对于该催化剂的0.01%至2%的重量比例的周期表的至少一种第VIII族的金属。气相异构化单元(ISOM-2)的催化剂在某些情况下可含有EU-1沸石和铂。

模拟移动床分离单元(SMB-1和SMB-2)中所用的解吸剂通常选自在混合物中的对二乙苯、甲苯、对二氟苯或二乙苯。

模拟移动床分离单元(SMB-1和SMB-2)中的解吸剂与原料的体积比在0.5至2.5之间，优选在0.8至2之间。

模拟移动床分离单元(SMB-1和SMB-2)在20℃至250℃，优选90℃至210℃，甚至更优选140℃至180℃的温度下和在二甲苯在操作温度下的泡点压力（bubble pressure）至2 MPa的压力下运行。

来自抽余物-2（流(8)和(14)）的第二馏出馏分的乙烯含量小于原料的乙烯含量并优选达到至多10重量%。

下面参照图1详述根据本发明的方法的运行，特别是不同流的组成。

将新鲜原料经线路(1)引入蒸馏塔(S-1)。该新鲜原料主要含有根据馏分来源的可变比例的C8芳族化合物、二甲苯和乙苯。其可能含有取决于原料来源的可变量的杂质，所述杂质基本是C9和C10芳族化合物和链烷和环烷化合物。

环烷和链烷化合物的含量有利地小于1重量%。该含量优选小于0.3重量%，该含量甚至更优选小于0.1重量%。

该原料可来自重整单元或来自甲苯歧化单元或来自甲苯和C9芳烃的烷基转移单元。

将通过线路(20)输送的异构产物添加到该新鲜原料中。

来自塔(S-1)的底部流出物(4)基本由C9和C10芳族化合物和任选邻二甲苯构成。

任选地，可以将在蒸馏塔(S-1)的底部取出的邻二甲苯和C9-C10芳烃的混合物(4)送往另一蒸馏塔，从其在顶部抽提出高纯度邻二甲苯流（至少98.5%）和在底部抽提出含C9-C10烃的流。

来自塔(S-1)的顶部流出物(3)构成模拟移动床分离单元(SMB-1)的原料。一方面向模拟移动床分离单元(SMB-1)供应通过线路(3)输送的原料，另一方面供应通过线路(16)输送的解吸剂。

可以使用任何类型的解吸剂。优选的解吸剂是对二乙苯，但其它解吸剂，如在混合物中的甲苯、对二乙苯或二乙苯也合适。

来自(SMB-1)单元的流出物是抽提物(5)、中间抽余物(7)和标作(8)的抽余物-2，所述分离单元包括至少五个通过注入原料和解吸剂和取出抽余物-2和抽提物分界的区域。

根据本发明的分离单元(SMB-1)的总床数优选为6至24个床，甚至更优选8至15个床，其分布在一个或多个吸附器中。

调节床数以使各床优选具有0.70米至1.40米的高度。

固体吸附剂的量在各区域中的分布如下：

• 区域1中的固体吸附剂的量为16%±5%，

• 区域2中的固体吸附剂的量为40%±5%，

• 区域3A中的固体吸附剂的量为16%±5%，

• 区域3B中的固体吸附剂的量为16%±5%，

• 区域4中的固体吸附剂的量为12%±5%。

根据本发明的一个优选特征，可以将解吸剂和原料以至多1.7/1，优选1.5/1至0.4/1（包括端点）的解吸剂/原料体积比注入分离单元(SMB-1)。

根据本发明的一个优选特征，中间抽余物与抽余物-2的流量比为0.3/1至5/1，包括端点，优选0.4/1至1/1，包括端点。

抽提物(5)基本由甲苯、对二甲苯和解吸剂构成。

中间抽提物(7)基本由甲苯、间二甲苯和邻二甲苯、乙苯、未在抽提物中回收的那部分对二甲苯，和解吸剂构成。

抽余物-2 (8)基本由间二甲苯和邻二甲苯和解吸剂构成。其基本不含对二甲苯并脱除乙苯。将抽提物(5)送往蒸馏塔(EXT-1)。

从蒸馏塔(EXT-1)中经线路(16)取出解吸剂，将其送回分离单元(SMB-1)，并经线路(6)取出对二甲苯和甲苯的混合物。

将抽余物-2 (8)送往蒸馏塔(RAF-2)。

从蒸馏塔(RAF-2)中取出解吸剂，将其送回线路(16)，并经线路(9)取出间二甲苯和邻二甲苯的混合物，将其送往异构化单元(ISOM-1)。

优选在液相中的异构化单元(ISOM-1)优选在下列条件下运行：

- 小于300℃，优选200至260℃的温度，

- 小于4MPa，优选2至3 MPa的压力，

- 小于10 h^-1，优选2 h^-1至4 h^-1的时空速度。

所有能将具有8个碳原子的烃异构化的催化剂适用于本发明的异构化单元(ISOM-2)。优选使用含ZSM-5型沸石的催化剂。

将来自异构化单元(ISOM-1)的流出物经线路(11)送回蒸馏塔(S-1)，或在除了C8芳烃的化合物的含量极低，通常大约1重量%的情况下直接送往分离单元(SMB-2)的入口。C9含量通常小于1000重量ppm。

可以使用任何类型的解吸剂。优选的解吸剂是对二乙苯，但其它解吸剂，如在混合物中的甲苯、对二乙苯或二乙苯也合适。

来自分离单元(SMB-2)的流出物是抽提物(12)、中间抽余物(14)和抽余物-2 (15)，所述分离单元包括至少五个通过注入原料和解吸剂和取出中间抽余物、抽余物-2和抽提物分界的区域。根据本发明的分离单元(SMB-2)的总床数优选为6至24个床，甚至更优选8至15个床，其分布在一个或多个吸附器中。

调节床数以使各床优选具有0.70米至1.40米的高度。

固体吸附剂的量在各区域中的分布如下：

• 区域1中的固体吸附剂的量为16%±5%，

• 区域2中的固体吸附剂的量为40%±5%，

• 区域3A中的固体吸附剂的量为16%±5%，

• 区域3B中的固体吸附剂的量为16%±5%，

• 区域4中的固体吸附剂的量为12%±5%。

根据本发明的另一优选特征，可以将解吸剂和原料以至多1.7/1，优选1.5/1至0.4/1（包括端点）的解吸剂/原料体积比注入分离单元(SMB-2)。

根据本发明的一个优选特征，中间抽余物与抽余物-2的流量比为0.3/1至5/1，包括端点，优选0.4/1至1/1，包括端点。

这两个模拟移动床单元(SMB-1和SMB-2)的配置（每区域的平均床数）可以是：

- 在各色谱区中具有固定床数（如专利FR 2 976 501中定义的被称作“模拟移动床”的模式），

- 一个吸附器具有可变床数（如专利FR 2 976 501中定义的“VARICOL”模式），另一吸附器具有固定床数，

- 两个吸附器都具有可变床数。

抽提物(12)基本由甲苯、对二甲苯和解吸剂构成。

中间抽提物(14)基本由甲苯、间二甲苯和邻二甲苯、乙苯、未在抽提物中回收的那部分对二甲苯，和解吸剂构成。

抽余物-2 (15)基本由间二甲苯和邻二甲苯和解吸剂构成。其基本不含对二甲苯并脱除乙苯。将抽提物(12)送往蒸馏塔(EXT-2)。

从蒸馏塔(EXT-2)中经线路(17)取出解吸剂，将其送回塔(SMB-2)的区域1，并经线路(13)取出对二甲苯和甲苯的混合物。

将中间抽余物经线路(14)与中间抽余物(7)一起送入蒸馏塔(RAFINTER)。从蒸馏塔(RAFINTER)中取出解吸剂，将其经线路(17)送回分离单元(SMB-2)，并经线路(19)取出二甲苯和乙苯的混合物。将线路(19)的流出物送往在气相中在高温下运行的异构化单元(ISOM-2)。

异构化单元(ISOM-2)优选在下列条件下运行：

- 大于300℃，优选360℃至480℃的温度，

- 小于2.5 MPa，优选0.5至0.8 MPa的压力，

- 小于10 h^-1，优选0.5 h^-1至6 h^-1的时空速度，

- 小于10，优选3至6的氢/烃摩尔比。

所有能将具有8个碳原子的烃异构化的催化剂（沸石或非沸石）适用于本发明的异构化单元(ISOM-2)。优选使用含有例如MFI、MOR、MAZ、FAU和/或EUO结构类型的酸性沸石的催化剂。甚至更优选使用含有EUO结构类型的沸石和至少一种来自周期表第VIII族的金属的催化剂。

异构化单元(ISOM-2)的催化剂优选包含1至70重量%的EUO结构类型的沸石（例如EU-1），其包含硅和至少一种优选选自铝和硼的元素T，其Si/T比在5至100之间。所述沸石至少部分为氢形式，且钠含量使得Na/T原子比小于0.1。该异构化单元的催化剂任选可含有0.01至2重量%的锡或铟，和每个第VIII族金属原子0.5至2个硫原子。

将异构化单元(ISOM-2)的流出物送入分离系统，其能够回收一部分氢气，将其再循环至异构化单元(ISOM-2)。通过添加新鲜氢气补充没有再循环的氢气部分。在该分离系统的最后，回收由最重质馏分构成的异构产物，将其经线路(20)送回蒸馏塔(S-1)。

根据本发明的方法特别适用于改造现有单元以提高生产的对二甲苯的量——被称作消除瓶颈的操作。

在现有芳烃回路的消除瓶颈的情况下，本发明显著提高新鲜原料的流量和生产的对二甲苯的流量，同时继续使用该回路的主要设备，即：

1) 二甲苯蒸馏塔(S-1)

2) 模拟移动床二甲苯分离单元，通常作为24个床运行

3) 异构化单元(ISOM-2)，向其供应从分离塔中取出的抽余物，其使用例如基于EUO结构类型的沸石的催化剂转化乙苯，其包含反应器、再循环压缩机、稳定化塔和能够回收C8和C9环烷以将它们再循环至原料的塔，

4) 抽余物塔(RAFINTER)

5) 抽提物塔(EXT-1)。

为了实施根据本发明的该消除瓶颈，将包括串联的两个12床吸附器的24床模拟移动床转化成具有各自并联连接的两个12床吸附器的方法。为此：

- 第一吸附器的第十二床经由包括至少一个再循环泵的线路连接至所述第一吸附器的第一床，

- 第二吸附器的第十二床经由包括至少一个再循环泵的线路连接至所述第二吸附器的第一床。

调整控制和调节24床吸附阶段的原料和解吸剂的注入流量和抽提物和抽余物的取出流量的系统以能够在根据本发明的改造方法的两个吸附器中各自独立地管理注入和取出流量。

对于注入装置，该操作可通过以下进行：将泵 + 测量装置系统加倍（doubling）以调节注入各吸附器的流量，或为了使成本最小化，通过使用整体管理注入的两个流的预存在的泵和测量装置并通过增加用于测量和调节供往这两个吸附器之一的流量的系统。

当通过多个开关控制阀确保现有24床方法的所有板上的流体的供应或取出时，不另外修改供应和取出网络。

当通过使用多路旋转阀确保现有24床方法的所有板上的流体的供应或取出时，优选通过使用两个多路旋转阀15确保这些功能（任选在调整后在这两路之一上再使用预存在的阀）。

在现有24床单元由串联的两个12床构成的情况下，主要流从第一吸附器的底部循环至第二吸附器的顶部，并从第二吸附器的底部循环至第一吸附器的顶部。

然后通过对阀和管道进行修改，将来自这两个吸附器底部的流改向以循环至它们来自的吸附器的顶部。将第一吸附器的底部流再循环至所述吸附器的顶部并将第二吸附器的底部流再循环至所述吸附器的顶部。

这两个吸附器的配置（每区域的平均床数）可以根据上文公开的3个变体之一，即：

- 在这两个吸附器的各色谱区中具有固定床数，

- 一个吸附器具有可变床数，另一吸附器具有固定床数，

- 两个吸附器都具有可变床数。

为了将抽余物-2与解吸剂分离，还必须安装新的蒸馏塔(RAF-2)。蒸馏塔(RAF-2)的顶部产物在如上所述优选在液相中的异构化单元(ISOM-1)中异构化。

增加第二液相异构化单元(ISOM-1)，其流出物供往模拟移动床(SMB-2)，优选不经过分离塔(S-1)以避免增加用于分离二甲苯的第二个塔。

此外，必须增加抽提塔(EXT-2)，向其供应来自分离单元(SMB-2)的抽提物(12)。

图2代表根据本发明的方法的布置的一个变体，其与图1的区别在于分离单元(SMB-1)使用PDEB作为解吸剂且分离单元(SMB-2)使用甲苯。在蒸馏塔(RAFINTER)的入口之前混合中间抽余物流（流(7)和(14)）。为了在蒸馏塔(RAFINTER)顶部输出甲苯、在底部输出PDEB和在侧面输出已除去这些解吸剂的中间抽余物，需要被称作“分隔壁塔”的纵向分隔塔。分隔壁塔能够经单个塔分离3种高纯度化合物。

任选地，这同样适用于蒸馏塔(RAF-2)，向其供应抽余物-2流（流(8)和(14)）。如果该蒸馏塔不是分隔壁类型的，在塔底仅输出对二乙苯以再循环，将甲苯与C8芳烃馏分一起送往异构化单元。

在两个分离单元(SMB-1和SMB-2)中使用两种不同解吸剂的事实具有避免芳族杂质如苯和重质C9和C10芳族化合物积聚的优点。

在两个分离单元(SMB-1和SMB-2)中使用两种不同解吸剂还能够进行蒸馏塔(EXT-1和EXT-2)的热集成。实际上，蒸馏塔(EXT-1)的顶部产物可能使蒸馏塔(EXT-2)的全部或一部分再沸。

实施例

实施例1:根据现有技术

该实施例举例说明现有技术并描述由并联的两个C8芳烃回路构成的芳烃联合装置（complex），其是典型的工业联合装置，其中生产的对二甲苯的量大于单个C8芳烃回路可接受的生产能力，其如图3中所示并包括：

- 两个二甲苯塔(S-10和S-20)，其能够抽提C9和C10芳烃（流104和113）并将基本由C8芳烃构成的流(103)和流(112)送往吸附单元(SMB-10和SMB-20)，

- 具有4个区域的第一模拟移动床吸附单元(SMB-10)，从其取出抽提物(105)和单个抽余物(107)，

- 第一异构化单元(ISOM-10)，向其供应在借助蒸馏塔(RAF-10)除去解吸剂(109)后的抽余物(107)的部分(108)，

- 第一对二甲苯抽提塔(EXT-10)，从其在底部取出解吸剂，其经由流(109)再循环至吸附单元(SMB-1)，并在顶部取出富含对二甲苯的馏分(106)，

- 具有4个区域的第二模拟移动床吸附单元(SMB-20)，从其取出抽提物(114)和单个抽余物(116)，

- 第二异构化单元(ISOM-20)，向其供应在借助蒸馏塔(RAF-20)除去解吸剂(118)后的抽余物(116)的部分(117)，

- 第二对二甲苯抽提塔(EXT-20)，从其在底部取出解吸剂，其经由流(118)再循环至吸附单元(SMB-2)，并在顶部取出富含对二甲苯的馏分(115)。

该方法的物料平衡描述在下表1中。

仅描述C8芳烃和C9+化合物，忽略其它化合物和异构化单元中的C9+形成。流量的单位是千吨/年（kt/yr）。

供入芳烃回路的原料(101)（重质重整产物和甲苯塔底产物的混合物）具有120.6 kt/yr的流量。将该原料分成60.3 kt/yr的两个相等的流。将168 kt/yr从异构化单元(ISOM-10)再循环而来的异构产物(110)添加到第一部分的原料(101)中以将乙苯异构化。将所得流(102)在二甲苯塔(S-10)中蒸馏。

在塔(S-10)的底部取出6.9 kt/yr的C9和C10芳烃的混合物(104)并在顶部取出221.4 kt/yr的C8芳烃馏分(103)，其中对二甲苯含量为22.6%，乙苯含量为10.3%，邻二甲苯和间二甲苯含量为67.1%。

将该馏分送入具有四个区域和四个主要流：原料(103)、解吸剂(109)、抽提物(105)和抽余物(107)的模拟移动床吸附单元(SMB-10)。该单元由12个含有与钡交换的X沸石的床构成。温度为175℃。配置为：区域1中2个床、区域2中5个床、区域3中3个床和区域4中2个床。所用溶剂是对二乙苯。

将吸附单元(SMB-10)出口处的抽提物(105)送入蒸馏塔(EXT-10)，从其在底部取出再循环至吸附单元(SMB-10)的解吸剂，并在顶部取出50 kt/yr的基本由甲苯和对二甲苯构成的混合物(106)。

将该抽余物送入蒸馏塔(RAF-10)，从其在底部取出再循环至吸附单元(SMB-10)的解吸剂，并在顶部取出171.4 kt/yr的混合物(108)。

将该流送入异构化单元(ISOM-10)。

异构化单元(ISOM-10)在气相中在下列条件下运行：

温度: 385℃

催化剂:含有铂和EU-1沸石

时空速度: 3.5 h^-1

H2/烃比: 4.4:1

压力: 0.9 MPa。

引入异构化单元(ISOM-10)的混合物的乙苯含量为13.4%。在该异构化中观察到2%裂化损失，即3.4 kt/yr的流量。乙苯被部分异构化，其中9%留在出口流(110)中。

该异构产物(110)具有168 kt/yr的流量；将其再循环至S-10塔的入口，在此其与具有60.3 kt/yr流量的一部分新鲜原料(101)混合。

将168 kt/yr从异构化单元(ISOM-20)再循环而来的异构产物(119)添加到第一部分的原料(101)中以将乙苯异构化。所得流(111)在二甲苯塔(S-20)中蒸馏。

在塔(S-20)的底部取出6.9 kt/yr的C9和C10芳烃的混合物(流113)并在顶部取出221.4 kt/yr的C8芳烃馏分(流112)，其中对二甲苯含量为22.6%，且乙苯含量为10.4%。

将该馏分送入具有四个区域和四个主要流：原料(流112)、解吸剂(流118)、抽提物(流114)和抽余物(流116)的模拟移动床吸附单元(SMB-20)。该单元由12个含有与钡交换的X沸石的床构成。温度为175℃。配置为：区域1中2个床、区域2中5个床、区域3中3个床和区域4中2个床。所用溶剂是对二乙苯。

将吸附单元(SMB-20)出口处的抽提物(114)送入蒸馏塔(EXT-20)，从其在底部取出再循环至吸附单元(SMB-20)的解吸剂，并在顶部取出50 kt/yr的基本由甲苯和对二甲苯构成的混合物(115)。

将该抽余物送入蒸馏塔(RAF-20)，从其在底部取出再循环至吸附单元(SMB-20)的解吸剂，并在顶部取出171.4 kt/yr的混合物(117)。

将该流送入异构化单元(ISOM-20)。将所得异构产物(119)再循环至塔S-20的入口，在此其与一部分新鲜原料(101)混合。

异构化单元(ISOM-20)在气相中在下列条件下运行：

温度: 385℃

催化剂:含有铂和EU-1沸石

时空速度: 3.5 h^-1

H2/烃比: 4.4:1

压力: 0.9 MPa。

引入异构化单元(ISOM-20)的混合物的乙苯含量为13.4%。

在该异构化中观察到2%裂化损失，即3.4 kt/yr的流量。乙苯被部分异构化，其中9%留在出口流(119)中。

该异构产物(119)具有168 kt/yr的流量；将其再循环至塔S-20的入口，在此其与具有60.3 kt/yr流量的一部分新鲜原料(101)混合。

实施例2:根据本发明

该实施例举例说明根据本发明的方法并描述图1中所示的芳烃回路，并包括：

- 二甲苯塔(S-1)，其能够抽提C9和C10芳烃(4)并将基本由C8芳烃构成的流(3)送往吸附单元(SMB-1)，

- 具有5个区域的第一模拟移动床吸附单元(SMB-1)，从其取出抽提物(5)、中间抽余物(7)和抽余物-2 (8)，

- 第一对二甲苯抽提塔(EXT-1)，从其在底部取出解吸剂，其经由流(16)和(17)再循环至吸附单元(SMB-1和SMB-2)，并在顶部取出富含对二甲苯的馏分(流6)，

- 具有5个区域的第二模拟移动床吸附单元(SMB-2)，从其取出抽提物(12)、中间抽余物(14)和抽余物-2 (15)，

- 第二对二甲苯抽提塔(EXT-2)，从其在底部取出解吸剂，其经由流(16)和(17)再循环至吸附单元(SMB-1和SMB-2)，并在顶部取出富含对二甲苯的馏分(流13)，

- 第一异构化单元(ISOM-1)，向其供应在借助蒸馏塔(RAF-2)除去解吸剂后的由流(8)和(15)的混合物构成的抽余物-2 (9)的部分(10)，

- 第二异构化单元(ISOM-2)，向其供应在借助蒸馏塔(RAFINTER)除去解吸剂后的由流(7)和(14)的混合物构成的中间抽余物(18)的部分(19)。

该方法的物料平衡描述在下表2中。仅描述C8芳烃和C9+化合物；忽略其它化合物和异构化单元中的C9+形成。流量的单位是千吨/年（kt/yr）。

供入芳烃回路的新鲜原料(1)具有115.8 kt/yr的流量。

将125.4 kt/yr从异构化单元(ISOM-2)再循环而来的异构产物(20)添加到该原料中以将乙苯异构化。将所得流(2)在二甲苯塔(S-1)中蒸馏。

在塔(S-1)的底部取出13.2 kt/yr的C9和C10芳烃的混合物(4)并在顶部取出228 kt/yr的C8芳烃馏分(3)，其中对二甲苯含量为大约22.4%，乙苯含量为大约11.6%，邻二甲苯和间二甲苯含量为大约65.9%。

将该馏分送入具有五个区域和五个主要流：原料(3)、解吸剂(16)、抽提物(5)、中间抽余物(7)和抽余物-2 (8)的模拟移动床吸附单元(SMB-1)。该单元由12个含有与钡交换的X沸石的床构成。温度为175℃。配置为：区域1中2个床、区域2中5个床、区域3A中2个床，区域3B中2个床和区域4中1个床。所用溶剂是对二乙苯。

将吸附单元(SMB-1)出口处的抽提物(5)送入蒸馏塔(EXT-1)，从其在底部取出再循环至吸附单元(SMB-1)的解吸剂，并在顶部取出51.1 kt/yr的基本由甲苯和对二甲苯构成的混合物(6)。

来自异构化单元(ISOM-1)的异构产物(11)供往具有五个区域和五个主要流：原料(11)、解吸剂(17)、抽提物(12)、中间抽余物(14)和抽余物-2 (15)的第二模拟移动床吸附单元(SMB-2)。该单元由12个含有与钡交换的X沸石的床构成。

温度为175℃。

配置为：区域1中2个床、区域2中5个床、区域3A中2个床，区域3B中2个床和区域4中1个床。所用溶剂是对二乙苯。

将吸附单元(SMB-2)出口处的抽提物(12)送入蒸馏塔(EXT-2)，从其在底部取出再循环至吸附单元(SMB-2)的解吸剂，并在顶部取出48.9 kt/yr的基本由甲苯和对二甲苯构成的混合物(13)。

将标作(8)和(15)的抽余物-2混合并送入蒸馏塔(RAF-2)，从其在底部取出再循环至吸附单元(SMB-1和SMB-2)的解吸剂，并在顶部取出213.3 kt/yr的混合物(10)。

将该流送入异构化单元(ISOM-1)。

异构化单元(ISOM-1)在液相中在下列条件下运行：

温度: 240℃

催化剂:含有ZSM-5沸石

时空速度: 3 h^-1

压力: 1.9 MPa。

引入异构化单元(ISOM-1)的混合物的乙苯含量为大约8.3%。乙苯没有转化；其量因此在出口流(11)中相同。该异构产物(11)具有213.3 kt/yr的流量；将其再循环至吸附单元(SMB-2)的入口而不经过塔(S-1)。

将中间抽余物(7)和(14)混合并送入蒸馏塔(RAFINTER)，从其在底部取出再循环至吸附单元(SMB-1和SMB-2)的解吸剂，并在顶部取出128 kt/yr的混合物(19)。

将该流送入异构化单元(ISOM-2)。

异构化单元(ISOM-2)在气相中在下列条件下运行：

温度: 385℃

催化剂:含有铂和EU-1沸石

时空速度: 3.5 h^-1

压力: 0.9 MPa。

引入异构化单元(ISOM-2)的混合物的乙苯含量为20.7%。在该异构化中观察到2%裂化损失，即2.6 kt/yr的流量。乙苯被部分异构化；其中9%留在出口流(20)中。

该异构产物(20)具有125.4 kt/yr的流量；将其再循环至塔S-1的入口，在此其与具有115.8 kt/yr流量的新鲜原料(1)混合。

本发明与现有技术相比具有几个优点。首先，该液相异构化消耗的能量比气相异构化少。实际上，其在较低温度下运行。其也在没有氢气再循环的情况下运行，因此没有再循环压缩机。最后，其产生量低得多的副产物，特别是C9芳烃，这能够绕开C9芳烃除去塔(S-1)，极大降低该分离所需的能量。