对二甲苯生产的方法和装置的制作方法

专利名称：：对二甲苯生产的方法和装置的制作方法
技术领域：
：本公开内容涉及一种采用生产Cs+料流的高选择性甲苯歧化过程和将对二甲苯从Cs+料流分离的结晶过程的结合来生产对二曱苯的方法。^_iCs烷基苯、乙基苯(EB)、对二甲苯(PX)、邻二甲苯(OX)和间二甲苯(MX)经常一起存在于来自化工厂或精炼厂的一般工业C8芳香族产物流中。例如，可商购的PxMax、Mobil选择性曱苯岐化和Mobil甲苯歧化过程可生产这样的料流。在这三种二甲苯异构体中，PX具有最大的商业市场。PX主要用于生产提纯的对苯二甲酸(PTA)和对苯二甲酸酯如对苯二甲酸二甲酯(DMT)，其用于制备各种聚合物如聚(对苯二甲酸乙二醇酯)或PET、聚(对苯二甲酸丙二醇酯)或PPT、和聚(对苯二甲酸丁二醇酯)或PBT。不同等级的PET用于许多不同的大众消费品如薄膜、合成纤维和用于软饮料的塑料瓶。PPT和PBT可以用来制备具有不同性质的类似产品。分馏是在许多工业装置中分离化学品的的许多工艺的通用方法。然而，常常难以使用这样的常规分馏技术来有效地和经济地分离EB和不同的二甲苯异构体，这是因为四种Cs芳香族化合物的沸点落在非常窄的从约136。C到约144。C的8'C范围内(参见表1)。PX和EB的沸点相差大约2'C。PX和MX的沸点仅相差约1'C。因此，将要求大设备、巨大的能量消耗和/或相当大的循环来提供有效的和满意的二曱苯分离。表1Cs化合物沸点('c)凝固点(°c)EB136-95PX13813MX139-48OX144-25在结晶器中的分级结晶利用了Cs芳香族组分在不同温度下凝固点和溶解度之间的差异。由于其较高的凝固点，通常将PX在这种方法中作为固体分离，而其它组分在PX-贫乏滤液中回收。高PX纯度、在大多数装置中PX到PTA和/或DMT的令人满意的工业转化所需的关键特性能通过这种类型的分级结晶获得。美国专利No.4，120，911提供了该方法的描述。可以该方式运行的结晶器描述在美国专利No.3，662，013中。商业上可获得的工艺和结晶器包括结晶异净化(isofining)方法、连续逆流结晶法、直接接触C02结晶器和刮削式转鼓(scrapeddrum)结晶器。由于高公用工程使用量和PX和MX之间的低共熔混合物的形成，当采用分级结晶回收PX时，采用具有尽可能高的起始PX浓度的进料通常更为有利。术语"形状-选择性催化"描述了沸石中出乎意料的催化选择性。形状选择性催化背后的原理已经广泛地综述，例如通过N.Y.ChenW.E.Garwood和F.G.Dwyer，"ShapeSelectiveCatalysisinIndustrialApplications,"36，MarcelDekker，Inc.(1989)综述。在沸石孔隙内，烃转化反应如链烷烃异构化、烯烃骨架或双键异构化、低聚和芳香族歧化、烷基化或烷基转移反应由通道尺寸施加的限制条件决定。当一部分原料太大而不能进入沸石孔隙反应时，则存在反应物选择性；而当一些产物不能离开沸石通道时则存在产物选择性。产物分布还可以通过过渡态选择性而改变，其中某些反应不能发生，这是因为反应过渡态太大而不能在沸石孔隙或笼内形成。另一种选择性由对扩散的配置约束产生，其中分子的尺寸接近沸石孔隙体系的尺寸。分子尺寸或沸石孔隙的小变化能产生导致不同产物分布的大扩散变化。这类形状选择性催化在例如选择性甲苯岐化到对二甲苯中;得以证明。PX的生产一般通过催化剂在转化条件下由甲苯岐化来完成。实例包括曱苯岐化，如由Pines在"TheChemistryofCatalyticHydrocarbonConversions"，AcademicPress,N.Y.，1981,p.72中所描述的。这样的方法一般导致包括PX、OX和MX的混合物的生产。取决于用于PX的催化剂选择性(对位选择性)的程度和反应条件，获得了不同百分比的PX。产率(即，作为原料的部分产生的二甲苯的量)也受到催化剂和反应条件的影响。用于曱苯转化到二甲苯和苯产物的平衡反应通常在二曱苯中产生约24%的PX、约54%的MX和约22%的0X。通常，通过甲苯岐化的PX生产包括a)生产具有包括苯和曱苯的C广烃、包括PX、MX、OX和乙基苯的C8，以及C,+烃的产物料流的甲苯岐化步骤；b)包括如下的分离体系1.将C广烃从产物料流中分离以形成C广贫乏料流(depletedstream)的C广分离步骤；和将C什烃从C广贫乏料流中分离以形成C广和C,+贫乏料流的C,+分离步骤，其中C广和C,+贫乏料流与产物料流相比富含Cs烃；或2.将C9+烃从产物料流中分离以形成C,+贫乏料流的0分离步骤；和将C厂烃从。+贫乏料流中分离以形成C广和O贫乏料流的C广分离步骤，其中C广和C9+贫乏料流与产物料流相比富含Cs烃；或3.将C广和C9+烃从产物料流分离以形成C广和O贫乏料流的C广和C,+分离步骤，其中C广和C9+贫乏料流与产物料流相比富含G烃；和c)将PX从至少部分C广和Cs+贫乏料流中分离的PX分离步骤。便利地，PX分离步骤(c)通常包含生产具有要求的纯度例如至少99wt。/。的PX产物的结晶步骤。将至少部分C广和C,+贫乏料流用作PX分离步骤(c)的原料。取决于PX产物要求的纯度和取决于PX在200880014729.7说明书第4/25页c广和c,+贫乏料流中的浓度，可能需要多阶段结晶单元或多阶段吸附单元。可将结晶方法用于把PX(对二曱苯)从包含乙基苯、以及三种二甲苯异构体的Cs芳香族起始原料中分离。PX具有13.3'C的凝固点，MX具有-47.9'C的凝固点以及0X具有-25.2。C的凝固点。然而，可将常规的结晶方法用于费用高昂地制备纯度超过99.5wt.。/。的PX。从"芳香族化合物的混合物回收PX的结晶法要求冷却进料混合物。因为其熔点比其它Cs芳香族化合物高得多，在冷却料流后，PX易于在结晶器中分离。在常规PX结晶法中，进料包含约22到约23wt.。/。的PX。这是通常从石脑油催化重整、二甲苯异构化和非形状选择性甲苯岐化(TDP)工艺获得的类型的进料，其中二甲苯异构体的相对比例接近在反应温度下的平衡。对于从这些进料的高纯度PX099.5到>99.8wt。/。)的生产，将这些进料冷却，结晶以及在非常冷的温度下分离，通常-65到-70.5X:。为了从溶液中回收大部分PX，进料有时不得不冷却到低至约-85。到-95。F。将晶体熔融，以及将得到的溶液重结晶以及在较暖的温度下分离以达到最大PX纯度。由于通过低共熔混合物温度施加的限制条件，由常规结晶法的PX回收率通常局限到约60-65%。因此，这些工艺与较新的基于吸附的PX回收技术相比通常具有较为不利的经济情况，其中较新的基于吸附的PX回收技术能回收97-98。/。的进料PX,以及具有较低的资金和操作成本。美国专利No.5，448，005公开了用于PX回收的结晶法。将单一温度结晶生产阶段用于从具有超过平衡的PX浓度的进料(如来自甲苯歧化过程的)生产PX。清除阶段还用于提高PX回收速率。美国专利No.5，498，822^^开了用于PX回收的结晶法。将单一温度结晶阶段用于从具有超过平衡PX浓度的进料(如来自甲苯岐化的)生产PX。在本领域中用于提高沸石催化剂的对位选择性的各种方法是已知的，例如美国专利Nos.5，349，113、5，498，814、5,349,114、5，476，823、5，367，099、5，403，謂、5，365，004、5,610,112、5，455，213、5，516,736、5，495，059、5，633，417、5，659，098、6，576，582和6，777，583。当进料包含比较高浓度的PX时，可使用改进的结晶法(W095/26946)。从选择性甲苯岐化(STDP)工艺获得的Cs芳香族化合物混合物通常包含多于70wt。/。的PX。对于这类进料，PX的高回收率在相对高的温度(-17.8匸到IO'C)下使用单一生产阶段是可能的。滤液通过在较低温度(-28.9'C到-1.1'C)下运行的一个或多个清除阶段加工以回收额外的PX,将其循环到生产阶段用于最后的提纯。当Cs芳香族化合物混合物包含多于97°/。的PX时，在-28.9。C到l(TC下运行的单个生产阶段中而没有清除阶段下获得超过90%回收是可能的(W095/26947)。这样的混合物可从采用二氧化硅改性催化剂的STDP工艺获得。由于它们减少的需冷量和PX更大的潜在回收，这些改进的结晶法通常可与基于吸附的工艺竟争。被认为到结晶步骤(c)的进料要求非常低水平的C,+烃，其可能妨碍结晶单元的性能。因此，要求用C9+分离步骤来从步骤(a)的产物料流中除去C9+，通常需要C9+蒸馏塔来在用于PX分离步骤(c)的进料中达到要求的C9+水平。现在已经惊人地发现可通过生产Cs料流的高选择性甲苯歧化过程和结晶法的组合而排除或最小化C9+分离步骤。C9+分离步骤的排除或最小化能降低能量消耗、资本费用、操作费用和PX生产设备对环境的排放物，这将转为低的PX生产成本和对局部环境较少的排放物。公开内容概述在一些具体实施方案中，本公开内容涉及一种生产PX的方法，该方法包括将具有"烃和O烃的G+进料在结晶条件下提供至结晶单元以生产具有基于PX富集料流的重量的至少99.5wt。/。的PX浓度的PX富集料流，其中"+进料具有基于在Cs+进料中的二甲苯的总重量的至少70wt。/。的PX浓度，其中的Cs+进料具有基于G+进料的总重量在lwppm到10wt。/。范围的C,+烃浓度。在其它具体实施方案中，本公开内容涉及一种生产PX的方法，该方法包括(a)将具有曱苯的甲苯进料提供到反应区；(b)将曱苯在形成具有C广烃、Cs烃和C,+烃的流出物的曱苯岐化条件下与催化剂接触，其中Cs烃包含PX、MX、和0X，其中该流出物具有基于流出物中二甲苯总重至少70wt。/。的PX浓度；(c)将至少部分C广烃从流出物中分离以形成Cs+进料，其中该Cs+进料具有基于Cs+进料总重量从lwppm对10wtW的&+烃浓度；和(d)在结晶条件下，将至少部分O进料提供到结晶单元以生产具有基于PX富集料流的重量至少99.5w"/o的PX浓度的PX富集料流。在本公开内容的一些方面，提供给结晶单元的进料由STDP工艺制得，其主要由以下步骤组成(a)生产甲苯进料的甲苯提纯步骤，其中甲苯进料基于甲苯进料的重量包含至少90wt.。/o甲苯和从l到10wt。/。的非芳香烃；其中甲苯提纯步骤具有包括来自催化重整装置的芳香产物料流、来自催化裂化器的芳香产物料流和/或来自蒸汽裂解器的芳香产物料流的进料，其中来自催化重整装置的芳香产物料流、来自催化裂化器的芳香产物料流或来自蒸汽裂解器的芳香产物料流包含至少lwppm到约15wt。/。非芳香烃；(b)将曱苯进料与催化剂在产生具有轻气体、Bz、PX、MX、0X、C9+和未反应的甲苯的甲苯岐化产物的甲苯歧化条件下接触，其中甲苯歧化步骤具有基于甲苯进料中的甲苯从约15到3Swt。/n的甲苯转化率，以及其中甲苯岐化产物具有基于在甲苯岐化产物中的全部二曱苯的至少70wt。/。的PX浓度；以及(c)将至少部分轻气体、至少部分Bz和至少部分未反应的曱苯从甲苯岐化产物中分离以生产权利要求1、2、3、5、6和7中任一项的进料。在一些具体实施方案中，本公开内容涉及生产PX的方法，其主要由以下步骤组成(a)生产甲苯进料的甲苯提纯步骤，其中甲苯进料基于甲苯进料的重量包含至少90wt.%甲苯和从1到10wt。/。的非芳香烃；其中甲苯提纯步骤具有包括来自催化重整装置的芳香产物料流、来自催化裂化器的芳香产物料流和/或来自蒸汽裂解器的芳香产物料流的进料，其中来自催化重整装置的芳香产物料流、来自催化裂化器的芳香产物料流或来自蒸汽裂解器的芳香产物料流包含至少lwppm到约15wtX非芳香烃；(b)将甲苯进料与催化剂在产生具有轻气体、Bz、PX、MX、0X、C9+和未反应的甲苯的甲苯岐化产物的甲苯岐化条件下接触，其中甲苯歧化步骤具有基于甲苯进料中的甲苯从约15到35wt。/。的甲苯转化率，以及其中曱苯岐化产物具有基于在甲苯岐化产物中的全部二甲苯的至少70wt。/。的PX浓度；(c)将至少部分轻气体、至少部分Bz和至少部分未反应的甲苯从甲苯岐化产物分离以生产Cs+进料；和(d)将O进料在结晶条件下提供至结晶单元以生产具有基于PX富集料流的重量的至少99.7w0。的PX浓度的PX富集料流，其中Cs+进料具有基于在Cs+进料中的二曱苯的总重至少70wt。/。的PX浓度，其中的Cs+进料具有基于Cs+进料的总重在5000wppm到10wtl范围的C,+烃浓度。在另外的具体实施方案中，本公开内容涉及生产PX富集料流的装置，其包含(a)具有进口和出口的反应器；(b)具有进口和第一出口和第二出口的分离单元，分离单元的进口流体连接到反应器的出口；和(c)具有进口、第一出口和第二出口的结晶单元，结晶单元的进口流体连接到分离单元的第二出口。详细说明本说明书中所用的，术语"结构类型"以描述在"AtlasofZeoliteFrameworkTypes,"2001中的意义使用。本文所用的，用于周期表族的号码排列如ChemicalandEngineeringNews,63(5)，27(1985)中所述。本文所用的术语"wppm"定义为重量计百万分之一。12本文中所用的全部分子筛重量、粘合剂重量和催化剂组合物重量是基于煅烧重量(即在510'C在空气中煅烧至少一小时)。本文所用的术语"Cn"烃(其中n是正整数，例如l、2、3、4、5、6、7、8、9、10、11、12)指的是每分子具有n个碳原子的烃。例如，"芳香族化合物指的是每分子具有n个碳原子的芳香烃；"链烷烃指的是每分子具有n个碳原子的链烷烃；Cn烯烃指的是每分子具有n个碳原子的烯经。本文所用的术语"Cn+"烃(其中n是正整数，例如l、2、3、4、5、6、7、8、9、10、11、12)指的是每分子具有至少n个碳原子的烃。本文所用的术语"a-"烃(其中n是正整数例如1、2、3、4、5、6、7、8、9、10、11、12)指的是每分子具有不超过n个碳原子的烃。本文所用的术语"Cn+，，进料(其中n是正整数，例如1、2、3、4、5、6、7、8、9、10、11、12)指的是包含主要部分的(基于进料的总重大于50wt。/。)每分子具有至少n个碳原子的烃的进料。本文所用的术语"Cn-"进料(其中n是正整数，例如l、2、3、4、5、6、7、8、9、10、11、12)指的是包含主要部分的(基于进料的总重大于50wt%)每分子不超过n个碳原子的烃。在一些具体实施方案中，本公开内容涉及一种生产PX的方法，包括将具有Cs烃和O烃的Cs+进料在结晶条件下提供至结晶单元以生产具有基于PX富集料流的重量的至少99.5wtM的PX浓度的PX富集料流，其中C8+进料具有基于在C8+进料中的二曱苯的总重量的至少70wt。/。的PX浓度，其中的Cs+进料具有基于0进料的总重量在lwppm到10wt。/。范围的C,+烃浓度。术语"非芳香族"烃指的是没有芳环的烃。非芳香烃的实例是链烷烃(一种或多种)、烯烃(一种或多种)、环状链烷烃(一种或多种)或环状烯烃(一种或多种)。在其它具体实施方案中，本公开内容涉及一种生产PX的方法，其包括(a)将具有曱苯的曱苯进料提供到反应区；(b)将曱苯在形成具有C广烃、"烃和C9+烃的流出物的甲苯岐化条件下与催化剂接触，其中Cs烃包含PX、MX、和0X、其中该流出物具有基于流出物中二曱苯总重至少70wt。/。的PX浓度；(c)将至少部分C广烃从流出物中分离以形成C8+进料，其中该Cs+进料具有基于O进料总重量从lwppm到10wt。/。的C,+烃浓度；和(d)在结晶条件下，将至少部分Cs+进料提供到结晶单元以生产具有基于PX富集料流的重量至少99.5wt。/。的PX浓度的PX富集料流。Cs+进料可用于本公开内容的G+进料具有Cs烃和O烃。在某一具体实施方案中，可用于本公开内容的Cs+进料从重整法、加氢裂解法、甲苯歧化过程、选择性曱苯歧化过程、甲苯曱基化工艺或其组合制得的烃料流通过分离/提纯而产生。可用于本公开内容的Cs+进料具有基于C8+进料中二曱苯的总重至少70wt。/。的PX浓度以及Cs+进料具有基于Cs+进料的总重从lwppm到10wt。/。范围的C,+烃浓度。以基于Cs+进料中二甲苯总重的wt。/。的以下PX浓度是用于所有公开内容方法有用的PX浓度下限70、75、80、85、89、93和95。以基于Cs+进料中二甲苯总重的wt。/。的以下PX浓度是用于所有公开内容方法有用的PX浓度上限99、98、97、96、95和90。以基于Cs+进料中二甲苯总重的wt。/。的PX浓度在一个具体实施方案中可存在于从70wt。/。到99wt。/。的量，或者在另一个具体实施方案中从75w"/。到98wt%,或者从80wt。/。到97wt%，或者85到95wt%，或者85wt。/。到99wt%，或者从85wt。/。到95wt%。基于Cs+进料总重的以下C9+烃浓度是所有公开内容方法中有用的Cs+烃浓度下限lwppm、2wppm、5wppm、10wppm、50wppm、100wppm、200wppm、500wppm、1000wppm、2000，ni、5000wppm、lwt%、2wl^和5wt%。基于O进料总重的以下C9+烃浓度是所有公开内容方法中有用的C9+经浓度上P艮100wppm、200wppm、500wppm、1000wppm、2000wppm、5000wppm、lwt%、2wt%、5wt。/。和10wt%。基于Cs+进料总重的C,+烃浓度在一个具体实施方案中可以从lwppm到10wt。/。范围的量存在，或者在另一个具体实施方案中从10wppm到5wt%、或者从20wppm到2wt°/0、或者lwppm至!jlwt%、或者2wppm至!]lwt%、以及或者从5wppm至!]lwt%。在一些具体实施方案中，C8+进料可更进一步地包含萘。当萘存在于Cs+进料时，以基于Cs+进料中不含PX的C8+(PXfreeC8+)的mol。/。计，萘浓度为从约0.0001到10mol%。以mol。/。的基于在O进料中的不含PX的Cs+烃的以下萘浓度是所有公开内容方法的有用的萘浓度下限0.0001、0.0002、0.0005、0.001、0.005、0.01、0.02、0.05、0.1、0.2、0.5、lmol%、2mol。/。和5mol%。基于Cs+进料中的不含PX的Cs+的以下萘浓度是所用公开内容方法有用的萘浓度上限0.01、0.02、0.05、0.1、0.2、0.5、lmol%、2mol%、5mol。/。和10mol%。基于在C8+进料中不含PX的G+烃的萘浓度在一个具体实施方案中可存在于从0.0001到10mol。/。范围的量，或者在另一个实施方案中从0.001到5mol%,或者从0.002到2mol%、或者从0.0001到lmol%，或者从0.0002到lmol%，以及或者从0.0005到lmol°/。。以mol。/。的基于在C8+进料中的不含PX的Cs+烃的萘浓度以如下方程计算笨农唐=_在C8+原料中萘的总摩尔数xl00_"^^&^在C,+原料中(38+烃类的摩尔数-C8+原料中的PX的摩尔数PX富集料流产物在一个具体实施方案中，通过结晶单元生产的PX富集料流具有基于PX富集料流重量的至少99.5wt。/。的PX浓度。以w"的基于PX富集料流的重量的PX富集料流的以下PX浓度是所有公开内容方法的有用PX浓度下限95、96、97、98、99、99.5、99.6、99.7、99.8、99.85、99.86、99.87、99.88和99.9。以wt。/。的基于PX富集料流重量的PX富集料流的以下PX浓度是所有公开内容方法的有用PX浓度上限99.8、99.85、99.86、99.87、99.88、99.89、99.9、99.95和99.999999。以wt。/。的基于PX富集料流重量的PX富集料流的以下PX浓度在一个具体实施方案中可存在于从95到100的范围的量，或者在另一个具体实施方案中从98到9.99、或者在另一个具体实施方案中从99到99.99、或者99.5到99.99、或者99.6到99.99、以及或者从99.7到99.99。结晶条件在一些具体实施方案中，结晶单元通常在比PX与MX、PX与萘(当萘存在于Cs+进料时)或PX与其它Cs+烃的最高低共熔点高至少rc的温度下操作。在其它具体实施方案中，结晶单元在比px与Mx、PX与萘(当萘存在于Cs+进料时)或PX与其它Cs+烃的最高低共熔点高至少2'C、3'C、4'C、5"C、6'C、7t:、8°C、9。C、10。C、15。C或20'C的温度下操作。在其它具体实施方案中，结晶单元在比PX与MX、PX与萘(当萘存在于O进料时)或PX与其它Cs+烃的最高低共熔点高至多100°C、50。C、40'C、30'C或20r的温度下操作。在一些具体实施方案中，结晶单元在从rC到100°C,或者2'C到50。C，或者5。C到50。C，或者5C到30'C，或者5。C到20"C范围的温度下操作。在优选实施方案中，结晶单元在至少-30。C、或者-25。C、或者-2trc、或者-i8。c、或者-i5'c、或者-ior;、或者-5。C、或者0。C、或者5。C、或者IO'C的温度下操作。在一些具体实施方案中，当C8+进料具有基于Cs+进料中的全部二甲苯大于70wt。/。的PX浓度时，结晶单元采用单个生产阶段在比较高的温度，-17.8'C到IO'C下操作，其中将滤液通过一个或多个在较低的温度-28.9'C到-1.1。C下操作的清除剂阶段以回收另外的PX而加工，如W095/26946中公开的将其循环到生产阶段用于最终提纯。或者，当O进料具有基于Cs+进料中的全部二曱苯大于9ht。/。的PX浓度时，结晶单元可使用在-28.9'c到iox:下操作的单个生产阶段运行而没有清除剂阶段，如W095/26947公开的。W095/26946和W095/26947的全部内容引入作为参考。上面涉及的温度涉及极冷(coldest)结晶器阶段。在实践中，众所周知需要在温度范围的两个或三个阶段来获得可接受的高纯度PX产物。然而极冷阶段的温度是重要的，这是因为它决定了可获得的最大PX回收。将PX贫乏滤液循环到每个阶段以控制送到液-固相分离装置(通常离心机)的结晶器流出物的固体含量。将最后的结晶产物用液体，优选高纯度PX产物来洗涤以从湿滤饼中替换剩余滤液。在一些具体实施方案中，结晶单元以至少65wt。/。的PX回收率操作。以wt。/。的基于在Cs+进料中的PX的以下PX回收率是对于所有7>开内容的方法有用的PX回收率下限70、75、80、85、90、91、92、93、94、95、96、97、98和99。以wt。/。的基于在Cs+进料中的PX重量的以下PX回收率是对于所有公开内容的方法有用的PX回收率上限75、80、85、90、91、92、93、94、95、96、97、98、99和99.99。以wt。乂的基于Cs+进料中的PX重量的以下PX回收率在一个具体实施方案中可存在于从95到100的量，或者在另一个具体实施方案中从70到99.9,或者从80到99，或者85到99.99，或者90到99.99，或者以及从95到99.99。选择性甲苯岐化STDP提供以至少10wt。/。，优选至少约15-25wt。/n的曱苯转化，以及基于产物中全部二曱苯大于85wt°/。、优选至少90wt。/。的PX选择性而获得对二甲苯的方法。曱苯进料可通过任何分离方法生产，如包含曱苯的进料的蒸馏。包含甲苯的进料的实例是催化重整装置的芳香族产物料流、催化裂化器的芳香族产物料流、蒸汽裂解器的芳香族产物料流或其任一组合。在一些方面，催化重整装置的芳香族产物料流、催化裂化器的芳香族产物料流或蒸汽裂解器的芳香族产物料流可任选地进行抽提来从所述的芳香族产物料流(一种或多种)中除去非芳香烃。在其它方面，催化重整装置的芳香族产物料流、催化裂化器的芳香族产物料流或蒸汽裂解器的芳香族产物料流可不进行抽提工艺而不从所述的芳香族产物料流(一种或多种)中除去非芳香烃。甲苯进料中的非芳香烃含量随进料组成和用于生产曱苯进料的分离技术/效率而变化。曱苯进料优选包括基于甲苯进料的总重约50wty。到100wt%曱苯，更优选至少约80wt。/。甲苯。其它化合物如苯、二甲苯、三曱基苯和非芳香化合物也可存在于甲苯进料而不负面影响本公开内容。非芳香化合物的量可在基于甲苯进料总重约lwppm到15wty。的范围。以下以wty。的基于甲苯进料总重的非芳香化合物是所有公开内容工艺中有用的非芳香化合物下限0.01、0.1、0.2、0.5、1、2、3、4、5、6、7、8、9、10、11、12、13和14。以下以wt。/。的基于甲苯进料总重的非芳香化合物是所有公开内容工艺中有用的非芳香化合物上限l、2、3、4、5、6、7、8、9、10、11、12、13、14和15。以下以wt。/。的基于甲苯进料总重的非芳香化合物在一个具体实施方案中可以从0.1到15的量存在，或者在另一个具体实施方案中或者1到10，或者从3到15，或者3到10，或者4到15，以及或者从4到10。若要求，可把甲苯进料以使进入反应器的水分最小化的方式干燥。本领域中许多已知的方法适用于干燥本公开内容方法的曱苯进料。这些方法包括通过任何合适的干燥剂例如硅胶、活性铝土、分子筛或其它合适物质的渗透、汽提、蒸馏和/或通过利用液体进料干燥器。按照本公开内容的方法有用的催化分子篩优选在改性前为氢形式，但可以为铵或钠形式。优选地，催化分子筛包含中等孔径分子筛如上面述及的ZSM-5、ZSM-11、ZSM-22、ZSM-23或ZSM-35。催化分子筛还优选具有约1-12的限制指数。限制指数测定方法的细节完全描述在美国专利No.4，016，218中，其在此引入作为参考。本文所用的晶体大小优选大于0.1微米。分子筛材料的晶体大小的精确测量常常极为困难。经常采用显微术方法如SEM和TEM，但这些方法要求测量大量的晶体，且对于每个测量的结晶，要求直到三维的数值。对于下面实施例描述的ZSM-5材料，通过测量2，2-二甲基丁烷在9(TC下以及8kPa-a烃压力下的吸附速度来估计有效平均结晶大小。晶体大小通过应用J.Crank，"TheMathematicsofDiffusion"Oxford,ClarendonPress,1957，pp52-56提供的扩散方程，对于吸着物由其扩散特性能通过平面薄片模型(Planesheetmodel)估计的固体的吸收速率来计算。另外，在这些条件下2，2-二甲基丁烷的扩散常数D釆用1.5xi(T14cmVsec。用于STDP的催化剂可以是通过焦炭、硅、金属(一种或多种)或其任意組合选择活化(selectivated)的催化剂。本公开内容的方法中所用的操作条件将影响对位选择性和曱苯转化率。这样的条件包括温度、压力、空间速度、反应物的摩尔比率和氢比烃的摩尔数比(H2/HC)。还已经观察到增加的空间速度(WHSV)可以提高改性催化剂在烷基苯歧化反应中的对位选择性。当与现在工业实际相比，改性催化剂的该特性容许实质上改进的处理量。另外，已经注意到歧化步骤可采用H2作为稀释剂来进行，从而显著地增加催化剂的循环时间。例如，已经注意到温度增加能提高改性催化剂的反应性。衫1条件下与甲苯进料接触。有效实现高对位选择性和可接受的甲苯岐化转化率的条件包括从大约20(TC到大约60(TC,优选从350iC到大约540。C的反应器进口温度；从大约101.3kPa-a到大约34.4詣Pa-a，优选大约689kPa-a到大约6.89MPa-a的压力；从大约0.1到大约20hr1，优选从大约2到大约10hf的WHSV;和从大约0.1到大约20,优选从大约2到大约6的H2/HC摩尔比。该工艺可以采用间歇或流体床操作进行，具有附带容易获得的操作的优点。可以分离流出物或蒸馏以去掉要求的产物即对二曱苯以及其它副产物。替代地，Cs馏分可进行进一步的分离，如在二曱苯的情况下，经历结晶法来产生对二曱苯。可将催化剂进一步改性以减少不合需要的副产物特别是乙苯的量。现有技术是这样使得来自标准曱苯岐化的反应器流出物一般包含大约0.5%乙苯副产物。反应产物蒸馏时，在Cs馏分中乙苯的含量水平经常增加到大约3%和4°/。之间。此乙苯含量水平对聚合物等级对二甲苯是不能接受的，这是因为在对二甲苯产物中的乙苯如果不除去会使最终由对二曱苯产品制得的纤维的质量恶化。因此，对二甲苯产物的乙苯含量必须保持低水平。乙苯在对二甲苯产品中容许的量的规定已经由该行业确定为小于0.3%。乙苯能通过结晶或通过超精馏工艺基本地除去。为了避免下游乙苯除去的必要，乙苯副产物的含量水平有利地通过将氩化/脱氢化功能结合到催化剂内而有利地降低，如通过加入金属化合物或金属化合物(一种或多种)，例如铂或铂/锡。尽管柏是优选的金属，也可使用周期表第6到12族的其它金属如钯、镍、铜、钴、钼、铑、钌、银、金、汞、锇、铁、锌、镉和其混合物。金属可通过阳离子交换添加，以从大约o.00lwty。到大约2wty。的量，一般大约0.5wt%。例如，铂改性催化剂能通过先将催化剂加入硝酸铵的溶液以把催化剂转化为铵形式而制备。随后使催化剂与四胺铂(II)硝酸盐或四胺铂(II)氯化物的水溶液接触。然后可将催化剂过滤，用水清洗并在大约250。C到大约50(TC的温度下煅烧。将被本领域熟练技术人员理解的是类似需要考虑的事项适用于涉及除了曱苯的烷基苯的工艺。PX生产装置在另外的具体实施方案中，本公开内容涉及生产PX富集料流的装置，其包括(a)具有进口和出口的反应器；(b)具有进口和第一出口和第二出口的分离单元，分离单元的进口流体连接到反应器的出口；和(c)具有进口、第一出口和第二出口的结晶单元，结晶单元的进口流体连接到分离单元的第二出口。—般的甲苯歧化工艺包括曱苯岐化反应器。将甲苯进料进料到甲苯岐化反应器，任选与&共同进料。该产物通常包含H2、C7-烃(包括苯)、Cs烃(包括PX、MX和OX)以及C,+烃。将产物料流方便地提供至一系列分馏装置以分离可循环到甲苯岐化反应器的H2、轻气体、作为一种最终产物的苯和能反向循环到甲苯岐化反应器的甲苯。分离H2、轻气体、苯和曱苯后剩下的产物即Cs+产物料流主要包含二曱苯和C,+烃。方便地，在结晶单元中进一步分离PX之前将Cs+与二甲苯分离。在本公开内容的一些具体实施方案中，将C8+产物料流进料到结晶器而没有C,+分离步骤。通过省去C9+分离步骤，例如省去将从二甲苯与C,+分离的蒸馏塔，极大的能源节约得以实现。为了达到在下游PX结晶器中相同水平的PX回收率，由于C,+在Cs+进料中的存在结晶器可能不得不在较低温度下操作，对于相同的PX率，这可能需要更多的能量来运行结晶器。对于具有大于70wt。/。的PX浓度(基于Cs+进料中的二曱苯的总重)、小于10wt。/。的O浓度(基于O进料总重)和小于10mol。/。的萘浓度(基于在G+进料中的不含PX的C8+)的Cs+进料，省去C9+分离塔的能源节约惊人地超过了具有相等的PX回收率结晶单元需要的额外能量。省去Cs+分离步骤的另一个优点由于少运行了一个分离单元而使操作费用变低，这是环境、能量和成本有益的。以下实施例反映了本公开内容的具体实施方案，但绝非旨在限制公开内容的范围。实施例对二曱苯(PX)结晶法的总体特征在于产物回收率随进料PX浓度和极冷阶段(coldeststage)的温度而变。以下计算回收率的方程从结晶器周围的全面物料平衡得出<formula>formulaseeoriginaldocumentpage21</formula>其中R-PX的回收分率；XB-极冷阶段下滤液的平衡PX含量；和X产新鲜进料的PX含量。结晶器设计的另一原则是温度应当保持在高于低共熔温度至少3-6。C(5-10。F)以免污染产物。因此，低共熔温度设定了极冷阶段温度，这决定了Xe以及由此PX的回收率。下列实施例模拟了基于由TDP和STDP工艺的预计组成的来自改进结晶法的低共熔温度和可能的PX回收率的计算。来自TDP和STDP工艺的一般的Cs+馏分组成列在表2中以及这些是实施例1-3中模拟的根据表2:用于TDP和STDP工艺的一般Cs+组成<table>tableseeoriginaldocumentpage22</column></row><table>1.来自"TechnicalDataBook-PetroleumRefining"，API，第5版，1992年5月。2.列出具有多种异构体的化合物类别的最高凝固点3.1，2，4，5-四甲基苯。4.列出的是联苯的凝固点。5.基于不含PX的萘摩尔百分数是基于萘的总摩尔数除以进料中没有PX的C8+的总摩尔数计算，即萘在不含PX的Cs+馏分中的Mol%-萘在Cs+中的mo"/。/(1-PX在O中的摩尔分数)。为了简化，我们假定C,+除去步骤除去了在Cs+馏分中的全部C,+。来自TDP和STDP工艺的在除去C,+之后的一般C8+馏分组合物重新归一化到100%并列在表3中以及这些是实施例1-3中模拟的依据。表3:用于TDP和STDP工艺在C,+除去后的一般C8+组成<table>tableseeoriginaldocumentpage23</column></row><table>对于G馏分，所考虑的低共熔点是间二甲苯(MX)与PX结晶的温度。对于Cs+馏分，混合物包含低浓度的凝固点高于PX的其它组分。这些混合物通常显示出近-理想溶液行为，其中每个组分的凝固点下降取决于其纯组分的性质和摩尔分数。因此，即使一种组分具有比px高的凝固点，取决于其在混合物中的摩尔分数，它未必在px之前结晶。在实施例中，每种混合物的极限低共熔点采用van，tHoff方程的改进形式确定ln(X)=-J(r-7)[l+5(f-7)][方程2]其中Xi-平衡时组分i的液相摩尔分数T'-纯组分的凝固点，°KT-混合物温度，°K,A//*凝固点下降常数，。K一1r*2A//*凝固点下降常数，。r△h'-在r的摩尔熔化热，千卡/摩尔△Cp-液体和固体的摩尔热容差值，千卡/摩尔-。KR-气体常数，1.9872千卡/摩尔-。K方程2适用于理想溶液，例如在这些实施例中考虑的Cs+烂馏分。它通过包括熔解焓随温度的变化的修正而不同于简单van'tHoff方程。因此当存在显著的凝固点降低时更准确。研究的組分的凝固点下降常数A和B的值在表4中给出表4:PX、MX、0X、EB和萘的凝固点下降常数A和B组分A，。K—1B，。r1对二曱苯0.025090.0028邻二曱苯0.026600.0030间二甲苯0.027420.0027乙基笨0.034790.0029萘0.018300.0027然后至少高于低共熔点5'C的PX的浓度通过方程l用于确定可能的回收率。实施例1采用C,+除去塔(方便地也称为Cs塔)，模拟表明，MX低共熔点限制在-64.3'C的温度。考虑到超过低共熔点5'C的限度，极冷阶段操作温度是-59.3匸。在此温度下，24.8wt°/。PX进料的估计的回收率是61.7%。24具有C9+除去塔时，模拟已经表明MX低共熔点限制在-63.4r的温度。考虑到超过低共熔点5'C限度，冷阶段的操作温度是-58.4'C。在此温度下，对于83.5wt。/。PX进料估计的回收率是97.4。/。。尽管冷阶段可能在-58.4。C能运行，在这种情况下设计致冷阶段在较高的温度以省去对乙烯致冷剂的需要是有利的。对于这种情况在-18t:冷阶段温度的回收率模拟为85.4%。没有O除去塔时，模拟已经表明萘/PX低共熔点限制在-63.2。C的温度。考虑到超过低共熔点5"C限度，致冷阶段操作温度是-58.2。C。在此温度下，对于83.5wt%PX进料的估计的回收率是96.7%。为了获得与有C9+除去塔的情况相同的回收率(85.4%),模拟的冷阶段温度是-23X:。与采用C,+除去塔的操作相比，在这种情况下致冷需要增加。然而，增加的致冷成本小于通过省去C,+除去塔达到的设备节约所抵消的。实施例3具有C,+除去塔时，MX低共熔点限制在-67.4'C的温度。考虑到超过低共熔点5'C限度，冷阶段操作温度是-62.4'C。在此温度下，对于89.57wt%PX进料估计的回收率是98.7%。尽管冷阶段可能在-62.4'C能运行，在这种情况下设计冷阶段在较高的温度以省去对乙烯致冷剂的需要是有利的。对于这种情况在-18'C致冷阶段温度的回收率模拟为91.4%。没有C,+除去塔时，模拟已经表明萘/PX低共熔点限制在-32.rc的温度。考虑到超过低共熔点5。C限度，致冷阶段操作温度是-27.1'C。在此温度下，对于89.57wt%PX进料的估计的回收率是92.0%。为了获得与有C,+除去塔的情形相同的回收率(91.4%)，；漠拟表明冷阶段温度从7"C降低到-25。C。与采用C9+除去塔的操作相比，在这种情况下致冷需要增加。然而，增加的致冷成本小于通过省去C9+除去塔达到的设备节约所抵消的。表5:实施例1-3的低共熔点、操作温度和PX回收率的总结实施例1实施例2实施例3去除c9+没有去除c,+去除c一没有去除O去除C,十没有去除C,+低共熔点(x:)-64.3-67.2-63.4-63.2-67.4-32.1操作温度('c)-59.3-61.3-58,4-58.2-62.4-27.1PX回收率61.7%61.7%97.4%96.7%98.7%92.0%无乙烯致冷剂方式操作温度('c)N/AN/A-18-23-18-25对于无乙埽致冷剂模式操作温度('c)的PX回收率N/AN/A85.4%85.4%91,4%91.4%在本文中引用的所有的专利和专利申请、试验方法(如ASTM方法)及其它文件全部引入作为参考，直到这样的公开与本发明不一致的程度以及其中这样的结合是允许的所有权限。当本文列出数值下限和数值上限时，也构思了从任一下限到任一上限的范围。本文所采用的术语的含义将采用在本领域的普通含义；当参考,特另'J是HandbookofPetroleumRefiningProcesses,第三版，RobertA.Meyers,Editor,McGraw-Hill(2004)。此夕卜，本文引用的所有专利和专利申请、试验方法(如ASTM方法)及其它文件全部引入作为参考直至这样的公开内容与本公开内容不一致以及其中这样的结合是容许的所有权限的程度。而且，当本文列出数值下限和数值上限时，也构思了从任一下限到任一上限的范围。进一步注意的是本文所用的商标由tm符号或⑧符号表示，表示这些名称可能通过某些商标权26保护，例如它们可以是不同权限的注册商标。虽然已经详细地描述了本公开内容的示例性具体实施方案，当理解的是，各种其它改变对本领域熟练技术人员来说是显而易见的且可在不偏离本公开内容精神和范围的情况下由他们做出。因此，并不希望所附的权利要求的范围在这一点上局限于实施例和本公开内容阐明的描述，而是权利要求被视为包括存在于本公开内容的所有可获得专利的新颖性的特征，包括本公开内容所属
技术领域：
的技术人员认为是等价物的所有特征。在一些具体实施方案中，本公开内容涉及第1段一种生产PX的方法，包括在结晶条件下将具有Cs烃和C,+烃的C8+进料提供到结晶单元，以生产具有基于PX富集料流的重量至少99.5wtX的PX浓度的所述PX富集料流，其中所述Cs+进料具有基于在所述C8+进料中二甲苯总重至少70wt。/。的PX浓度，其中所述C8+进料具有基于所述Cs+进料总重在lwppm到10wt。/o范围的C,+烃浓度。第2段.一种生产PX的方法，包括(a)将具有曱苯的曱苯进料提供到反应区；(b)将所述甲苯与催化剂在曱苯歧化条件下接触以形成具有C7-经、Cs烃和C,+烃的流出物，其中所述Cs烃包含PX、MX和OX，其中所述流出物具有基于在所述流出物中二甲苯的总重至少70wt。/。的PX浓度；(c)将至少部分C广烃从所述流出物中分离以形成Cs+进料，其中所述Cs+进料具有基于Cs+进料总重从lwppm到10wt。/。的C,+烃浓度；和(d)在结晶条件下将至少部分所述Cs+进料提供到结晶单元，以生产具有基于PX富集料流至少99.5wt。/。的PX浓度的所述PX富集料流。第3段.一种生产PX的方法，基本上由以下步骤组成(e)生产曱苯进料的曱苯提纯步骤，其中的甲苯进料基于所述甲苯进料的重量包含至少90wt.。/。甲苯和从l到10wt。/。的非芳香烃；其中所述的甲苯提纯步骤具有包含来自催化重整装置的芳香产物料流、来自催化裂化器的芳香产物料流和/或来自蒸汽裂解器的芳香产物料流的进料(一种或多种)，其中所述的来自催化重整装置的芳香产物料流、所述的来自催化裂化器的芳香产物料流或所述的来自蒸汽裂解器的芳香产物料流包含至少lwppm到大约15wt^的非芳香烃；(f)在生产具有轻气体、Bz、PX、MX、0X、C9+和未反应的甲苯的甲苯歧化产物的甲苯歧化条件下将所述曱苯进料与催化剂接触，所述曱苯歧化步骤具有基于所述曱苯进料中曱苯大约15到35wt。/o的曱苯转化率，以及其中所述甲苯歧化产物具有基于所述甲苯歧化产物中全部二甲苯至少70wt。/。的PX浓度；(g)将至少部分所述轻气体、至少部分所述Bz和至少部分所述未反应的曱苯从甲苯歧化产物中分离以生产Cs+进料；和(h)在结晶条件下，将C8+进料提供到结晶单元以生产具有基于PX富集料流的重量至少99.7wt。/。的PX浓度的所述PX富集料流，其中所述Cs+进料具有基于在所述C8+进料中二曱苯总重至少70wt。/。的PX浓度，其中所述Cs+进料具有基于所述Cs+进料总重在5000wppm到10wt%范围的O烃浓度。第4段.第2或3段的方法，其中步骤(b)包括氢进料，其中所述甲苯岐化条件是甲苯不相称化条件，所述甲苯不相称化条件包括从100到700。C的温度、从100kPa-a到10000kPa-a的压力；基于在所述甲苯进料中的所述甲苯重量从0.001到1000hr^的WHSV;从0.1到20的氢对曱苯摩尔比。第5段.第2-4段中任一的方法，其中将Cs+进料提供至结晶单元而没有从所述C8+进料中分离Cs+烃。第6段.前述任一段的方法，其中基于在所述C8+进料中二甲苯总重至少85wt。/。的所述PX浓度。第7段.前述任一段的方法，其中所述PX富集料流的所述PX浓度为基于所述PX富集料流重量至少99.7wt%。第8段.前述任一段的方法，其中所述C,+烃浓度为基于所述C8+进料总重在5000wppm到2wt。/。范围内。28第9段.前述任一段的方法，其中所述Cs+进料进一步包括萘以及所述O进料具有基于不包括PX的C8+烃的总摩尔数小于10moB的萘摩尔浓度。第10段.前述任一段的方法，其中所述结晶单元在至少-30X:的温度下运行。第11段.前述任一段的方法，其中所述结晶单元具有至少85%的PX回收率。第12段.生产PX的方法，包括在结晶条件下将Cs+进料提供到结晶单元以生产具有基于PX富集料流至少99.5w"/。的PX浓度的所述PX富集料流，所述Cs+进料具有Cs烃和C,+烃，其中所述Cs+进料通过基本上由如下步骤组成的STDP工艺制得(i)生产甲苯进料的甲苯提纯步骤，其中的甲苯进料基于所述曱苯进料的重量包含至少90wt.。力曱苯和从1到10wt。/。的非芳香烃；其中所述的甲苯提纯步骤具有包含来自催化重整装置的芳香产物料流、来自催化裂化器的芳香产物料流和/或来自蒸汽裂解器的芳香产物料流的进料(一种或多种)，其中所述的来自催化重整装置的芳香产物料流、所述的来自催化裂化器的芳香产物料流或所述的来自蒸汽裂解器的芳香产物料流包含至少lwppm到大约15wt。/。的非芳香烃；(j)在生产具有轻气体、Bz、PX、MX、0X、C9+和未反应的曱苯的曱苯岐化产物的甲苯歧化条件下将所述甲苯进料与催化剂接触，所述曱苯歧化步骤具有基于所述甲苯进料中甲苯大约15到3kty。的甲苯转化率，以及其中所述甲苯歧化产物具有基于所述曱苯歧化产物中全部二甲苯至少70wt。/。的PX浓度；和(k)将至少部分所述轻气体、至少部分所述Bz和至少部分所述未反应的曱苯从所述甲苯歧化产物中分离以生产前述任一段的所述C8+进料。第13段.一种生产PX富集料流的装置，其包括(l)具有进口和出口的反应器；(m)具有进口和第一出口和第二出口的分离单元，分离单元的进口29流体连接到反应器的出口；和(n)具有进口、第一出口和第二出口的结晶单元，结晶单元的进口流体连接到分离单元的第二出口。第14段.第13段的装置，其中所述反应器适于甲苯岐化反应，反应器的所述进口适于将包含曱苯的曱苯进料提供到所述反应器以形成具有C广烃、Cs烃和O烃的流出物；反应器的所述出口适于取出所述流出物；其中所述分离单元适于将至少部分C广烃从所述流出物中分离以形成Cs+进料，所述Cs+进料具有基于Cs+进料总重从lwppm到2wt%的Cg+烃浓度，所述分离单元的所述第二出口适于取出所述Cs+进料；以及其中所述结晶单元适于生产具有基于PX富集料流重量至少99.5wt。/。的PX浓度的所述PX富集料流。权利要求1.一种生产PX的方法，包括在结晶条件下将具有C8烃和C9+烃的C8+进料提供到结晶单元，以生产具有基于PX富集料流的重量至少99.5wt％的PX浓度的所述PX富集料流，其中所述C8+进料具有基于在所述C8+进料中二甲苯总重至少70wt％的PX浓度，其中所述C8+进料具有基于所述C8+进料总重在1wppm到10wt％范围的C9+烃浓度。2.—种生产PX的方法，包括(a)将具有甲苯的甲苯进料提供到反应区；(b)将所述甲苯与催化剂在甲苯歧化条件下接触以形成具有C广烃、Cs烃和C,+烃的流出物，其中所述Cs烃包含PX、MX和0X，其中所述流出物具有基于在所述流出物中二甲苯的总重至少70w"的PX浓度；(c)将至少部分C厂烃从所述流出物中分离以形成C8+进料，其中所述Cs+进料具有基于Cs+进料总重从lwppm到10wt。/。的C,+烃浓度；和(d)在结晶条件下将至少部分所述Cs+进料提供到结晶单元，以生产具有基于PX富集料流至少99.5wt。/。的PX浓度的所述PX富集料流。3.—种生产PX的方法，基本上由以下步骤组成(a)生产甲苯进料的甲苯提纯步骤，其中的甲苯进料基于所述甲苯进料的重量包含至少90wt.。/。甲苯和从l到10w"/。的非芳香烃；其中所述的曱苯提纯步骤具有包含来自催化重整装置的芳香产物料流、来自催化裂化器的芳香产物料流和/或来自蒸汽裂解器的芳香产物料流的进料(一种或多种)，其中所述的来自催化重整装置的芳香产物料流、所述的来自催化裂化器的芳香产物料流或所述的来自蒸汽裂解器的芳香产物料流包含至少lwppm到大约15wt。/。的非芳香烃；(b)在生产具有轻气体、Bz、PX、MX、0X、C9+和未反应的甲苯的甲苯岐化产物的甲苯岐化条件下将所述甲苯进料与催化剂接触，所述化率，以及其中所述甲苯歧化产物具有基于所述甲苯歧化产物中全部二曱苯至少70wt。/。的PX浓度；(c)将至少部分所述轻气体、至少部分所述Bz和至少部分所述未反应的甲苯从曱苯歧化产物中分离以生产Cs+进料；和(d)在结晶条件下，将Cs+进料提供到结晶单元以生产具有基于PX富集料流的重量至少99.7wty。的PX浓度的所述PX富集料流，其中所述Cs+进料具有基于在所述C计进料中二曱苯总重至少70wt。/。的PX浓度，其中所述Cs+进料具有基于所述"+进料总重在5000wppm到10wt%范围的C,+烃浓度。4.权利要求2或3的方法，其中步骤(b)包括氢进料，其中所述曱苯岐化条件是甲苯不相称化条件，所述甲苯不相称化条件包括从100到700"C的温度、从lOOkPa-a到10000kPa-a的压力；基于在所述曱苯进料中的所述甲苯重量从0.001到1000hr^的WHSV;从0.1到20的氢对曱苯摩尔比。5.权利要求2-4中任一的方法，其中将Cs+进料提供至结晶单元而没有从所述Cs+进料中分离C,+烃。6.前述任一权利要求的方法，其中基于在所述Cs+进料中二曱苯总重至少85w"/。的所述PX浓度。7.前述任一权利要求的方法，其中所述PX富集料流的所述PX浓度为基于所述PX富集料流重量至少99.7wt%。8.前述任一权利要求的方法，其中所述Cg+烃浓度为基于所述C8+进料总重在5000即pm到2wt。/o范围内。9.前述任一权利要求的方法，其中所述Cs+进料进一步包括萘以及所述0进料具有基于不包括PX的Cs+烃的总摩尔数小于10raol。/fl的萘摩尔浓度。10.前述任一权利要求的方法，其中所述结晶单元在至少-30'C的温度下运4亍。11.前述任一权利要求的方法，其中所述结晶单元具有至少85%的PX回收率。12.生产PX的方法，包括在结晶条件下将Cs+进料提供到结晶单元以生产具有基于PX富集料流至少99.5wt。/。的PX浓度的所述PX富集料流，所述Cs+进料具有Cs烃和C,+经，其中所述Cs+进料通过基本上由如下步骤组成的STDP工艺制得(a)生产甲苯进料的甲苯提纯步骤，其中的甲苯进料基于所述甲苯进料的重量包含至少90wt.。/。甲苯和从l到10wt。/。的非芳香烃；其中所述的甲苯提纯步骤具有包含来自催化重整装置的芳香产物料流、来自催化裂化器的芳香产物料流和/或来自蒸汽裂解器的芳香产物料流的进料(一种或多种)，其中所述的来自催化重整装置的芳香产物料流、所述的来自催化裂化器的芳香产物料流或所述的来自蒸汽裂解器的芳香产物料流包含至少lwppm到大约15wt。/。的非芳香烃；(b)在生产具有轻气体、Bz、PX、MX、0X、O和未反应的曱苯的甲苯岐化产物的甲苯岐化条件下将所述曱苯进料与催化剂接触，所述甲苯歧化步骤具有基于所述甲苯进料中曱苯大约15到35w"的甲苯转化率，以及其中所述甲苯歧化产物具有基于所述甲苯歧化产物中全部二曱苯至少70w"的PX浓度；和(c)将至少部分所述轻气体、至少部分所述Bz和至少部分所述未反应的甲苯从所述甲苯歧化产物中分离以生产前述任一权利要求的所述Cs+进料。13.—种生产PX富集料流的装置，其包括(a)具有进口和出口的反应器；(b)具有进口和第一出口和第二出口的分离单元，分离单元的进口流体连接到反应器的出口；和(c)具有进口、第一出口和第二出口的结晶单元，结晶单元的进口流体连接到分离单元的第二出口。14.权利要求13的装置，其中所述反应器适于曱苯岐化反应，反应器的所述进口适于将包含曱苯的甲苯进料提供到所述反应器以形成具有C广烃、Cs经和Cs+经的流出物；反应器的所述出口适于取出所述流出物；其中所述分离单元适于将至少部分C厂烃从所述流出物中分离以形成Cs+进料，所述C8+进料具有基于O进料总重从lwppm到2wt%的C,+烃浓度，所述分离单元的所述第二出口适于取出所述Cs+进料；以及其中所述结晶单元适于生产具有基于PX富集料流重量至少99.5wt。/。的PX浓度的所述PX富集料流。全文摘要一种生产PX的方法，包括将具有C₈烃和C₉+烃的C₈+进料在结晶条件下提供至结晶单元以生产具有基于PX富集料流的重量的至少99.5wt％的PX浓度的PX富集料流，其中C₈+进料具有基于在C₈+进料中的二甲苯的总重量的至少70wt％的PX浓度，其中的C₈+进料具有基于C₈+进料的总重在1wppm到10wt％范围的C₉+烃浓度。文档编号C10G45/64GK101675145SQ200880014729公开日2010年3月17日申请日期2008年3月5日优先权日2007年4月4日发明者K·J·诺伯,T·F·金申请人:埃克森美孚化学专利公司