至二甲苯培5。二甲苯培5培底 经管线7采出C9W上重姪；二甲苯培5培顶采出C8芳姪混合物，经管线6送往吸附分离单 元8。吸附分离单元8将对二甲苯产品分出，经管线9送出装置。吸附分离单元8分离出对 二甲苯后的抽余液，经管线10送至异构化单元11，将部分对二甲苯同分异构体的C8芳姪转 化为对二甲苯。异构化单元11的液体产物经管线12再送至脱庚焼培2,完成循环。
[0032] 附图2为本发明提供的生产对二甲苯方法的一种实施方式的流程示意图。与常 规吸附分离生产对二甲苯工艺不同的是，本发明采用一个精傭培代替了常规流程的双培流 程，为吸附分离单元提纯进料。含C8芳姪混合物的原料先经管线1送至精傭培2,从培顶脱 除C7W下轻姪经管线3排出；培底C9W上重姪经管线7排出；从精傭培培的侧线经管线6 采出C8芳姪混合物作为吸附进料送往吸附分离单元8。吸附分离单元8将对二甲苯分出， 经管线9采出。若想进一步提高对二甲苯纯度，可将对二甲苯物流经管线9送至结晶分离 单元13,进行对二甲苯结晶分离，产出的高纯度对二甲苯产品经管线14送出装置。吸附分 离单元8分离出对二甲苯后的抽余液，经管线10送至异构化单元11，将部分对二甲苯同分 异构体的C8芳姪转化为对二甲苯。异构化单元11的产物经管线12再送至精傭培2,完成 循环。
[0033] 附图3为本发明提供的生产对二甲苯方法的一种优选实施方式的流程示意。与附 图2不同之处在于，分离C7W下轻姪、CS芳姪混合物和C9W上重姪的精傭培为分壁精傭 培。分壁精傭培2的培顶采出C7W下轻姪，培底采出C9W上重姪，C8芳姪混合物则从分 壁精傭培侧线采出。
[0034] W下通过实施例具体说明本发明提供的生产对二甲苯的方法的效果。
[00对 对比例1
[0036] 对比例1说明常规吸附分离工艺生产对二甲苯的方法和能耗。
[0037] 采用附图1所示的流程吸附分离生产对二甲苯，采用60万吨/年对二甲苯装置。 含C8芳姪混合物的原料先经管线1送至脱庚焼培2,从培顶脱除C7W下轻姪经管线3排 出；培底物料经管线4送至二甲苯培5。二甲苯培5培底经管线7采出C9W上重姪组分； 培顶采出C8芳姪混合物，经管线6送往吸附分离单元8。吸附分离单元8分离出的对二甲 苯产品经管线9送出装置。吸附分离单元8分离出对二甲苯后的抽余液，经管线10送至异 构化单元11，将部分对二甲苯同分异构体的C8芳姪转化为对二甲苯。异构化单元11的液 体产物经管线12再送至脱庚焼培2,完成循环。所用设备见表1，装置操作参数和能耗见表 2。
[0038] 实施例1
[0039] 实施例1说明本发明提供的生产对二甲苯的方法操作参数和能耗。
[0040] 采用附图2所示的装置和流程吸附分离生产对二甲苯，采用60万吨/年对二甲苯 装置。附图2为本发明提供的生产对二甲苯的单精傭培工艺流程示意图，与附图1所示工 艺流程不同的是，采用一个精傭培代替了常规流程的双培流程，为吸附分离单元提纯进料。 所用设备见表1、装置操作参数和能耗见表2。
[00川 实施例2
[0042] 实施例2说明本发明提供的生产对二甲苯的方法操作参数和能耗。
[0043] 采用附图3所示的流程吸附分离生产对二甲苯，采用60万吨/年对二甲苯装置。 附图3为本发明提供的生产对二甲苯的分壁式精傭培工艺流程示意图，与附图2所示工艺 流程不同的是，附图3采用的精傭培2为分壁式精傭培。分壁精傭培2培顶采出C7W下轻 姪，培底采出C9W上重姪组分，C8芳姪混合物则从分壁精傭培侧线采出。所用设备见表1、 装置操作参数和能耗见表2。
[0044] 由于吸附分离单元、异构化单元和结晶分离单元对比例和实施例中数据相同，因 此表1和表2中进行了忽略。
[0045]表1
[0046]
[0047]表 2
[0049]从表1和表2可见，与对比例1相比，本发明提供的生产对二甲苯的方法可W节省 设备投资，只需要采用1套精傭培、冷凝冷却和再沸器设备，采用本发明提供的方法中单个 精傭培的能耗增加5%左右。采用本发明提供的方法中单个分壁精傭培的方法，不仅设备台 数减少，而且能耗低18%。因此，采用本发明方法生产对二甲苯亦或间二甲苯等其他C8芳 姪产品，一方面减少设备投资和占地面积，另一方面也可W降低能耗，可W降低企业经营成 本，提高经济效益和社会效益。
【主权项】
1. 一种生产对二甲苯的方法，其特征在于，含C8芳烃混合物的原料进入精馏塔中，从 精馏塔侧线分离出C8芳烃混合物，塔顶为C7以下轻烃，塔底为C9以上重烃，C8芳烃混合 物至吸附分离单元，与吸附剂接触分离得到对二甲苯、或间二甲苯或乙苯物流，剩余C8芳 烃至异构化单元，在异构化催化剂的作用下，生成异构化C8芳烃作为进料循环回所述的精 馏塔中。2. 根据权利要求1所述的生产对二甲苯的方法，其特征在于，所述的精馏塔为分壁式 精馏塔中。3. 根据权利要求2所述的生产对二甲苯的方法，其特征在于，所述的分壁式精馏塔中 部设有纵向隔板，隔板一侧为进料精馏段，另一侧为侧线采出段，塔的隔板上方空间为公共 精馏段，塔的隔板下方为公共提馏段。4. 根据权利要求1或2所述的生产对二甲苯的方法，其特征在于，所述的含C8芳烃原 料为含有乙苯、对二甲苯、邻二甲苯和间二甲苯的混合烃。5. 根据权利要求1或2所述的生产二甲苯的方法，其特征在于，所述的精馏塔或分壁式 精馏塔的操作条件为：塔顶压力为〇. 1~2. 5MPa，塔顶温度为50~300°C。6. 根据权利要求5所述的生产二甲苯的方法，其特征在于，所述的精馏塔或分壁式精 馏塔的操作条件为：塔顶压力为〇. 3~1. 8MPa，温度为100~290°C。7. 根据权利要求1或2所述的生产二甲苯的方法，其特征在于，所述的吸附剂的活性组 分为钡、含或不含钾交换的X型或Y型分子筛。8. 根据权利要求7所述的生产对二甲苯的方法，其特征在于，所述的吸附分离单元的 操作条件为：温度为20~300°C，压力为0· 1~2.OMPa。9. 根据权利要求8所述的生产对二甲苯的方法，其特征在于，所述的吸附分离单元的 操作条件为：温度为1〇〇~200°C，压力为0· 5~1. 5MPa。10. 根据权利要求1或2所述的生产二甲苯的方法，其特征在于，所述的异构化催化剂 为分子筛和无机氧化物载体上负载有？丨、311、1%、8丨、？13、？(1、1^、1〇、1、￥和稀土金属中一种 或几种活性组分。11. 根据权利要求10所述的生产对二甲苯的方法，其特征在于，所述的分子筛选自五 元环分子筛、丝光沸石、EU0型分子筛和MFI分子筛中的一种或几种的组合。12. 根据权利要求10所述的生产对二甲苯的方法，其特征在于，所述的无机氧化物为 氧化铝和/或氧化硅。13. 根据权利要求1和2所述的生产对二甲苯的方法，其特征在于，所述的异构化单元 的操作条件为：反应温度为300~450°C，压力为0. 1~2.OMPa，质量空速为2~20小时-1， 反应氢/经摩尔比为2~8。14. 根据权利要求13所述的生产对二甲苯的方法，其特征在于，所述的异构化单元的 操作条件为：反应温度为340~400°C，压力为0.4~1.6MPa，质量空速为3~6小时\反 应氢/经摩尔比为3~6。15. 根据权利要求1或2所述的生产对二甲苯的方法，其特征在于，所述的吸附分离单 元得到的对二甲苯物流进入结晶分离单元进一步提纯，得到对二甲苯产品。16. 根据权利要求15所述的生产对二甲苯的方法，其特征在于，所述的结晶分离单元 的操作温度为-100~20°C。
【专利摘要】一种生产对二甲苯的方法，含C8芳烃混合物的原料进入精馏塔中，从精馏塔侧线分离出C8芳烃混合物，塔顶为C7以下轻烃，塔底为C9以上重烃，C8芳烃混合物至吸附分离单元，与吸附剂接触分离得到对二甲苯、或间二甲苯或乙苯物流，剩余C8芳烃至异构化单元，在异构化催化剂的作用下，生成异构化C8芳烃作为进料循环回所述的精馏塔中。采用本发明提供的方法生产对二甲苯产品，能够减少设备投资和占地面积，还能降低能耗，降低企业经营成本，提高经济效益和社会效益。
【IPC分类】C07C7/04, C07C7/13, C07C15/073, C07C5/27, C07C15/08, C07C7/00
【公开号】CN105272805
【申请号】CN201410344295
【发明人】李强, 王瑾, 邢波
【申请人】中国石油化工股份有限公司, 中国石油化工股份有限公司石油化工科学研究院
【公开日】2016年1月27日
【申请日】2014年7月18日