二甲苯制备方法和具有一体化进料处理的装置的制作方法

专利名称：：二甲苯制备方法和具有一体化进料处理的装置的制作方法
技术领域：
：本发明涉及芳族化合物烷基转移方法和装置。特别地，在本发明的方法如用于制备二甲苯的芳族化合物的烷基转移中，进料的烯烃含量可降低。本发明可用于消除或降低对诸如在二甲苯生产设备中加氢处理、氢化和用粘土和/或分子筛处理等对进料预处理的需要。
背景技术：
：二甲苯(对二甲苯、间二甲苯和邻二甲苯)是化学合成中具有广泛多样的用途的重要中间体。对二甲苯通过氧化生成用于制备合成织物纤维和树脂的对苯二甲酸。间二甲苯用于制备增塑剂、偶氮染料、木材防腐剂等。邻二甲苯是用于邻苯二甲酸酐生产的原料。获得自催化重整或其它来源的二甲苯异构体的分布通常与作为化学中间体的所需异构体并不一致，因此生产者将进料转化以产生更多的所需异构体。二甲苯的生产在大规模设备中商业化进行，且是高度竞争性的。现在关注的不但是将进料通过异构化、烷基转移和歧化(disproportionation)中一种或多种转化以制备二甲苯，而且是与此类设备有关的其它竞争性方面，包括投资成本和能量成本。芳族化合物装置流程图的现有技术已经公开在由McGraw-Hill出版的Meyers，TheHandbookofPetroleumRefiningProcesses,SecondEdition,1997的第二部分中。对作为二甲苯生产设备进料的单环芳族化合物已建议出多种来源。最普遍的是石脑油馏分的随后对石脑油馏分进行加氢处理的热解催化以及重整。这些方法通常产生多种化合物，不仅包括所需的单环芳族化合物，而且还包括多环芳族化合物和烯烃。多环芳族化合物和烯烃通常是二甲苯生产设备中所不希望的杂质。它们会对产品质量和方法的效率产生负面影响，如需要额外的方法步骤、降低催化剂寿命、降低产物稳定性和引起不希望的产物颜色。多环芳族化合物通常通过蒸馏从所需的单环芳族化合物中去除。随后以任何适合的方法处理这些被去除的多环芳族化合物，通常作为燃料，因此它们具有较低的价值。也已知多环芳族化合物可转化为有用的单环芳族化合物，如甲苯、二甲苯和c9+单环芳族化合物。二甲苯生产设备内各种加工单元对进料流的质量也有要求，以确保适当的性能。例如，对进入二甲苯生产设备的一些加工单元、包括烷基转移单元的进料流中烯烃含量有限制。因此，烯烃被视为烷基转移进料中的污染物，且常规实践是使用诸如加氢处理、氢化和通过粘土和/或分子筛处理等各种烯烃去除方法将烯烃含量降低至可接受的水平(进料规格界限)。例如，烯烃通常在设备内多个位置处通过粘土处理从二甲苯生产设备进料和/或中间产物流中去除。在粘土处理器中，烯烃被转化为可引起粘土污染的寡聚物。操作粘土处理器的成本，包括对其重装新粘土和处置有机物污染的废粘土，对二甲苯的工业规模生产者可以是显著的经济负担。此外，粘土处理器可导致烯烃烷基化为芳环。因此，来自粘土处理器的排出物可包含具有(2+取代基的芳环，如乙苯、丙苯和甲乙苯。因此，降低了用于苯、甲苯和二甲苯生产的芳族化合物进料的价值。
发明内容本发明能够在烷基转移方法中去除烯烃，在烷基转移方法中芳族化合物反应以制备二甲苯。在一个实施方式中，本发明为用于烷基转移和将烯烃从进料流中去除的方法，所述进料流具有至少为50的溴指数且包括具有至少6个碳原子的芳族化合物，所述方法包括在烷基转移条件下，使进料流接触包含酸性分子筛和至少一种金属组分的烷基转移催化剂，以提供具有更高的二甲苯浓度且溴指数比进料的溴指数至少低60%的烷基转移产物。在另一实施方式中，提供了这样的方法，其用于在二甲苯循环工艺(XyleneLoopprocess)中从含烯烃和多环芳族化合物的进料制备二甲苯异构体，同时能够减少投资和操作成本。二甲苯循环工艺包括通过分馏将二甲苯循环进料分离以提供包含二甲苯的流，对二甲苯流进行选择性二甲苯异构体分离，将来自选择性二甲苯异构体分离的排出物流异构化，以重新平衡二甲苯异构体浓度，和将异构化的排出物再循环至分馏。在本文中也将此用于分馏的装置称为二甲苯塔。在本发明的实施方式中，将至少一部分含C8芳族化合物和烯烃的进料与含C9+芳族化合物的流，如来自二甲苯塔的较高沸点馏分合并，且使合并的流经历这样的烷基转移条件，所述条件不仅增加二甲苯浓度，而且去除烯烃并将多环芳族化合物转化为单环芳族化合物。因此，由于能使用含烯烃的芳族化合物进料，本发明的方法减少或消除了对诸如加氢处理、氢化以及用粘土和/或分子筛处理等预处理的需要，因此减少了投资和操作成本。图1为用于实施本发明方法的装置的示意图。图2为具有用于烷基转移和异构化的两个独立反应容器的反应器体系的示意图。图3为具有内部用于烷基转移和异构化的两个区的单一反应容器的反应器体系的示意图。图4为用于实施本发明方法的装置的示意图。具体实施例方式用于制备二甲苯异构体的方法和装置公开在如RobertA.Meyers,HandbookofPetroleumRefiningProcesses,SecondEdition,McGraw-Hill,1997,Part2。在常规方法中，将包括C8芳族化合物和烯烃的二甲苯生产设备进料分馏以去除苯和甲苯，随后在二甲苯塔中分馏以提供C8芳族化合物流，从所述c8芳族化合物流中回收所需的一种或多种二甲苯异构体。虽然邻二甲苯和间二甲苯确有商业用途，但最需要的异构体是对二甲苯。在分离所需的二甲苯异构体后，将剩余流异构化并再循环至二甲苯塔，所述二甲苯塔也提供含C9+芳族化合物的较高沸点馏分。含c8的进料可以用其它方法分馏，如首先分离c9+芳族化合物，随后在二甲苯塔中去除c7-芳族化合物。至二甲苯生产设备的含仏的芳族化合物进料通常源自于石油加工，如源自于石脑油馏分的催化重整，或源自于石脑油馏分热解和在后的加氢处理。这些方法通常产生多种化合物，包括脂族(饱和与不饱和的)和芳族(单环与多环)化合物。进料通常用其初沸点和其终沸点表征。终沸点是根据ASTM方法D2887的模拟蒸馏的GC方法测定的99.5质5量％的样品沸腾时的温度。通常，二甲苯生产设备进料的终沸点为至少210°C，且在另一实施方式中，进料的终沸点为至少220°C。在一个实施方式中，终沸点范围从240°C至280°C，且在另一实施方式中，终沸点范围从340°C至360°C。因此，进料可包含高度取代的芳族化合物和多环芳族化合物。通常，进料包含脂族化合物和较低沸点的化合物，包括诸如苯和甲苯的芳族化合物。通常，进料的初沸点小于80°C，且在一些实施方式中，进料的初沸点小于70°C。因此，取决于诸如蒸馏等为去除C4和更低级的烃的预处理，进料可包含C5和可能更轻的脂族化合物。进料可通过如预分馏来处理，以包含组分的更选择的组。此外，可将多种进料同时提供给二甲苯生产设备。二甲苯生产设备进料可具有表1所述的组分。表1<table>tableseeoriginaldocumentpage6</column></row><table>在进料中的C9+芳族化合物中，1至50质量％，通常3至30质量％为多环芳族化合物。进料和其它流的烯烃含量通常以报告为溴指数。通常，进料具有至少100的溴指数，在一些实施方式中，溴指数为至少300，且在其它实施方式中，溴指数为至少600。溴指数(BromineIndex)是烯烃含量的指标。溴指数根据可从ASTMInternational,100BarrHarborDrive,WestConshohocken,PA,USA^tHWU0P7j法304-90中所述的步骤测定。根据此步骤，将样品溶解在含促进滴定反应的催化剂的滴定溶剂中。在室温下使用0.01M溴化物-溴酸盐溶液对溶液进行电位滴定。滴定使用结合记录电位滴定仪的玻璃参比电极和钼指示电极。溴指数从在测试条件下每100g样品消耗的溴的毫克数计算。应指出，对溴指数至少有三种其它标准测试方法，包括ASTMD1492，“通过库仑滴定的芳烃的溴指数”;ASTMD5776，“通过电位滴定的芳烃的溴指数”；和ASTMD2710，“通过电位滴定的石油烃的溴指数”。关于这些ASTM方法的信息也可获得自ASTMInternational.U0P方法304-90不同于这些或其它测量溴指数方法中的每个方法；因此，应理解本文的溴指数的数值仅通过U0P方法304-90测量。为了向二甲苯循环中提供适合的进料流，含烯烃和(8芳族化合物的二甲苯生产设备进料需经过处理以减少其烯烃含量。根据本发明的实施方式，将含C8芳族化合物的进料与C9+芳族化合物流混合，所述c9+芳族化合物流优选为来自二甲苯塔的含较高沸点馏分的c9+芳族化合物。使此混合物经历烷基转移条件，以提供具有较高二甲苯含量和低溴指数的烷基转移产物。混合物中含C8芳族化合物的进料与c9+芳族化合物流的质量比可变化很大。通常，此比例在0.011至31或更大之间。在一些实施方式中，此比例在0.11至21之间，且在其它实施方式中，其在0.31至1.21之间。此混合物通常比进料具有更低的二甲苯含量；通常，混合物中小于35质量％的总芳族化合物为二甲苯。在另一实施方式中，混合物中小于30质量％的总芳族化合物为二甲苯，且在其它实施方式中，混合物中5和25质量％之间的总芳族化合物为二甲苯。在一个实施方式中，当轻质芳族化合物(苯和/或甲苯)存在于混合物中时，混合物中(苯+甲苯)与(9+芳族化合物的摩尔比大于0.011。在另一实施方式中，(苯+甲苯)与(9+芳族化合物的比例大于0.51，且在一个实施方式中，此比例在0.51和21之间。因此，本发明的烷基转移方法可用于生产二甲苯和降低进料的烯烃含量。如本文所用，术语烷基转移涵盖在烷基芳族化合物之间和之中的烷基转移，苯和烷基芳族化合物之间的烷基转移，苯和烷基环烷化合物如甲基环戊烷和甲基环己烷之间的烷基转移，且其包括如甲苯到苯和二甲苯的歧化反应。因此，在一个实施方式中，烷基转移进料包括具有至少六个碳原子的芳族化合物。本发明的烷基转移方法可加工具有至少50溴指数的进料。在一个实施方式中，烷基转移进料的溴指数为至少100，在另一实施方式中，其为至少300，且在一个实施方式中，烷基转移进料的溴指数为至少500。烷基转移条件足以提供这样的烷基转移产物，所述烷基转移产物比烷基转移进料具有更高的二甲苯浓度，且具有比烷基转移进料的溴指数低至少60%的溴指数。在一些实施方式中，产物的溴指数比进料的溴指数至少低80%。在一个实施方式中，当进料的溴指数为至少200时，产物的溴指数小于30。在一个实施方式中，产物的溴指数小于20。在另一实施方式中，产物的溴指数小于10。烷基转移方法可为二甲苯生产装置的一部分，加工单元的另一装置，或其可为单独的单元。烷基转移进料的芳族化合物组成可变化很大。烷基转移进料包括具有至少六个碳原子的芳族化合物。在一个实施方式中，烷基转移进料包括甲苯和C9+芳族化合物的至少一种。进料可选地包括苯和/或C8芳族化合物。在一个实施方式中，烷基转移进料包括C9+芳族化合物，以及苯和甲苯中的至少一种。在一个实施方式中，烷基转移进料终沸点为至少190°C。在另一实施方式中，烷基转移进料终沸点为至少220°C，且在另一实施方式中，烷基转移进料终沸点为至少240°C。在一个实施方式中，烷基转移进料终沸点在240°C和280°C之间，且在另一实施方式中，烷基转移进料终沸点在340°C和360°C之间。具体的烷基转移条件将部分取决于催化剂及其活性，以及烷基转移进料的组成。通常，烷基转移条件包括更高的温度，如从100°C至425°C，优选从200°C至400°C。在商业设备中，通常增加烷基转移温度以补偿催化剂的任何活性降低。至烷基转移反应器的进料首先通过与反应器排出物的间接热交换来加热，并随后通过与较热的流、蒸汽或炉的交换而被加热至反应温度。随后，使进料通过包括可含本发明催化剂的一个或多个单独反应器的反应区。反应器可为任何适合的类型或结构。优选使用具有催化剂的圆柱固定床的单独反应容器，但如果需要，也可采用利用催化剂移动床或辐流反应器的其它反应配置。烷基转移条件包括IOOkPa至IOMPa(绝对)，优选0.5MPa至5MPa(绝对)的压力。烷基转移反应可在宽范围的空速下实施。重时空速(WHSV)通常在0.lhr—1至SOhr—1，优选在0.5hr^至ZOhr—1，且最通常在lhr—1至Shr—1的范围内。通过本发明，已发现包括催化剂的烷基转移条件或操作参数的多种组合可理想地降低烷基转移进料中的烯烃，且无过度的芳香环损失，同时仍完成烷基转移以增加二甲苯浓度。烷基转移条件的优选组合使甲烷的净产生小于0.5质量％。在一个实施方式中，甲烷的净产生小于0.2质量％。甲烷的净产生是指甲烷浓度从进料中到产物中的增加。优选地，环损失小于2摩尔％，所述环损失是指与进料相比产物中单环芳族化合物环的摩尔％损失。在一个实施方式中，环损失小于1.5质量％。烷基转移反应可在蒸气相中和氢存在下进行，或在液相中进行。对于液相烷基转移反应，加入氢是可选的，但是是优选的。如果将进料在气相中烷基转移，则随后在进入烷基转移单元的混合物中，以通常每摩尔烃0.1摩尔至每摩尔烃10摩尔的量加入氢。此操作参数被称作氢与烃的比率，且通常表示为如5.5H2/HC，即每摩尔烃有5.5摩尔的氢。如果烷基转移反应在液相中进行，除去已经存在且溶解在常规液体芳族化合物进料中的以外，烷基转移反应可基本上在无氢条件下进行。在部分液相的情况中，氢可以每摩尔烃小于1摩尔的量加入。优选地，液相、部分液相或气相烷基转移模式中氢与烃的比率为至少1.5H2/HC。在一个实施方式中，其为至少2H2/HC，在另一实施方式中，其在2H2/HC和8H2/HC之间。烷基转移方法提供二甲苯，因此烷基转移产物相对于进料含更高浓度的二甲苯。当进料中含轻质芳族化合物(苯和甲苯)时，进料中轻质芳族化合物与C9+芳族化合物的摩尔比率大于0.011，且在一个实施方式中，此比率在0.11和101之间。在另一实施方式中，进料中(苯+甲苯)与C9+芳族化合物的摩尔比率在0.91和51之间。在一个实施方式中，烷基转移进料包括至少1质量％的多环芳族化合物。在烷基转移反应中，相当多的多环芳族化合物被转化。在一个实施方式中，至少50摩尔％的多环芳族化合物被转化为单环芳族化合物。因此，根据本发明的一个方面，可将烷基取代或未取代的茚满和萘转化为烷基取代的单环芳族化合物。在向单环芳族化合物转化期间，茚满和萘的降解产物可提供烷基部分的来源。本发明的方法能显著地将多环芳族化合物转化为单环芳族化合物而无过度的单环部分损失，因此提供对所需单环烷基芳族化合物的高选择性。在一个实施方式中，烷基转移反应在足以消耗至少10摩尔％的重质烷基芳族化合物(C9+)的时间和其它条件下进行。在一个实施方式中，消耗至少20摩尔％的重质烷基芳族化合物，且在另一实施方式中，消耗20至90摩尔％的重质烷基芳族化合物。在一个实施方式中，至少70摩尔％所消耗的重质烷基芳族化合物转化为低分子量芳族化合物。在另一实施方式中，至少75摩尔％所消耗的重质烷基芳族化合物转化为低分子量芳族化合物。烷基转移条件优选足以提供终沸点比烷基转移进料低至少5°C的烷基转移产物。在另一实施方式中，烷基转移产物具有的终沸点比烷基转移进料低至少10°C。烷基转移条件包括存在含金属组分和酸性分子筛组分的烷基转移催化剂。在一个实施方式中，催化剂包括酸性分子筛组分、金属组分和无机氧化物组分。金属组分通常具有加氢官能性。金属组分包括贵金属和贱金属。贵金属为钼族金属，且选自由钼、钯、铑、钌、锇、铱和其混合物组成的组中。贱金属可以选自由铼、锡、锗、铅、铁、钴、镍、铟、镓、锌、铀、镝、铊和其混合物组成的组中。促进剂或改性剂也可用在催化剂配方中。此类促进剂或改性剂为贱金属、IUPAC族1、2、5、6、7、11、12、13、14、15、16和17中的一种或多种。在一个实施方式中，金属组分包括钼和锡。在另一实施方式中，金属组分包括铼。稳定量的金属组分降低多环芳族化合物对催化剂活性的副作用。也就是说，其增强催化剂稳定性。与相同催化剂在基本相同条件下(除了烷基转移进料包含小于0.5质量％的Cn+芳族化合物外)所观察到的失活速率相比，在一个实施方式中，此催化剂的失活速率小于200%，且在其它实施方式中，小于150%。失活测量为在恒定的其它条件下保持恒定的芳族化合物转化需要的温度升高。失活速率应在如100小时操作后已将催化剂移出(lineout)后测定。因为在商业装置中进行比较测试是不切实际的，优选使用合成的进料在试验装置中进行稳定性测定。为了测定是否催化剂含稳定量的金属组分，可以使用常规评价条件。评价条件仅用于催化剂评价，且不必然代表本发明中所用的烷基转移条件。评价条件包括在以下条件下运行试验装置，即l.ehr—1的重时空速、2760KPa(表压)的压力、61的氢与烃的比率，和足以将含芳族化合物的进料中45摩尔％的芳族化合物转化的重均床温度。评价条件所适用的多环芳族化合物进料落入表2所给出的以下范围内。表2<table>tableseeoriginaldocumentpage9</column></row><table>对于参比进料，将多环芳族进料(不含甲苯)蒸馏以包含小于0.5摩尔^的^广芳族化合物，并随后加入甲苯以保持相同的甲苯与C9+芳族化合物摩尔比。cn+芳族化合物包括单环和多环芳族化合物。在本发明方法所用的有利催化剂中，金属组分的量低于会引起过度芳香环损失的量。在评价条件下，基于进料中单环芳族化合物的总摩尔量，环损失优选小于2摩尔％。烷基转移催化剂中适合的金属量取决于存在的一种或多种金属，以及任何促进剂或改性剂。在一个实施方式中，金属组分的量为催化剂的0.01至10质量％。在另一实施方式中，金属组分的量在0.1至3质量％的范围内；在另一实施方式中，其为催化剂的0.1至1质量％。酸性分子筛组分包括一种或多种分子筛。分子筛包括但不限于BEA、MTW、FAU(包括为立方体和六边形的沸石Y，和沸石X)、M0R、LTL、ITH、ITW、MEL、FER、TON、Iffff、MFI、EU0、MTT、HEU、MFS、CHA、ERI和LTA。已知结构类型的分子筛的分类是根据由国际沸石协会结构委员会指定的其三字母名称(可从网站www.iza-structure.org/databases上获得)，且本文使用这些代码。在一个实施方式中，酸性分子筛组分包括M0R和MFI中的至少一种。分子筛组分在最终催化剂中优选至少部分是氢形式。分子筛的酸度可以为将用于制备本发明催化剂的分子筛的酸度，或可在催化剂制备期间获得。在一个实施方式中，根据氨温度程序脱附(氨TPD)的测定，酸性分子筛组分具有至少为0.15的总酸度。在一个实施方式中，分子筛组分的总酸度为至少0.25；在另一实施方式中，分子筛组分的总酸度为至少0.4；且在另一实施方式中，分子筛组分具有在0.4至0.8范围内的总酸度。氨TPD包括在氦气氛(每分钟100毫升的流动速率)中在20体积％氧存在下，首先将分子筛的样品(250毫克)以每分钟5°C的速率升高至550°C的温度。在保持1小时后，用氦冲洗体系(15分钟)，并将样品冷却至150°C。随后将样品在每分钟40毫升的氦中用氨脉冲饱和。所用氨的总量远大于饱和样品上全部酸位点所需的量。将样品用氦(每分钟40毫升)冲洗8小时以去除物理吸附的氨。随着氦冲洗继续，将温度以每分钟10°C的速率升高至600°C的最终温度。所解吸的氨的量使用校准的热导检测器监测。氨的总量通过积分得出。用氨的总量除以分子筛样品的干重得出总酸度。如本文所用，总酸度的值以每克干分子筛中毫摩尔氨为单位给出。当丝光沸石为催化剂组分时，丝光沸石优选具有小于401的Si/A12摩尔比。在一个实施方式中，丝光沸石的Si/A12摩尔比小于251，且在另一实施方式中，丝光沸石的Si/A12摩尔比在151和251之间。可合成Si/A12摩尔比在101和201之间的丝光沸石。可在加入到催化剂之前或之后使用合成的或脱铝的此类丝光沸石。本发明催化剂中所用的MFI分子筛优选具有小于80的Si/A12摩尔比。在一个实施方式中，MFI的Si/A12摩尔比小于401，且在另一实施方式中，其小于251。在一个实施方式中，MFI的Si/A12摩尔比在151和251之间。可使用合成的或脱铝的MFI。在脱铝时，催化剂的活性增强；然而，过度脱铝会导致含更多与苯共沸的组分的烷基转移产物。尽管不希望受限于理论，脱铝会将一些中孔性带入MFI结构中。相信MFI中的中孔性会增强整体转化率。脱铝可通过诸如酸处理和/或汽蒸等任何适合的技术完成。当使用汽蒸的分子筛时，优选温和汽蒸，如使用在2和50体积％之间，优选在5和30体积％之间的蒸汽，lOOkPa至2MPa的压力和小于650°C的温度，如500°C至600°C，更优选550°C至600°C。蒸汽煅烧可发生在将分子筛成型为所需催化剂形式之前或之后。当汽蒸发生在催化剂形成之后时，已获得所需催化剂。在一个实施方式中，酸性分子筛组分包括M0R和MFI。在一个实施方式中，MFI与丝光沸石的质量比在110至51的范围内，在另一实施方式中，在110至11的范围内。优选地，丝光沸石在最终催化剂中至少部分是氢形式。在一个实施方式中，催化剂包括铼，并带有或不带有其它金属组分。参见如均在2006年9月12日提交的待审专利申请60/825，306和60/825313，二者均通过全文引用并入本文。优选使用适合的无机氧化物组分(耐火粘合剂或基质)以促进催化剂的制备，提供强度并降低制造成本。适合的粘合剂包括无机氧化物，如氧化铝、氧化镁、氧化锆、氧化铬、氧化钛、氧化硼、氧化钍、磷酸铝和氧化锌中的一个或多个。优选的无机氧化物粘合剂包括氧化铝，特别是过渡和氧化铝。特别有用的氧化铝可获得自商品CATAPALB和VERSAL250。在一个实施方式中，分子筛组分为催化剂的5至99质量％，且当使用耐火无机氧化物时，其可为催化剂的1至95质量％。制备催化剂的加工技术会影响催化剂性能。例如，可能发生催化活性位点的阻塞。因此，应小心避免不过度损害催化剂活性。金属组分可以以任何适合的方式，如与载体材料共凝胶化、共研磨或共沉淀、离子交换或浸渍加入到催化剂中。该组分可以这样地存在于最终催化复合物中，即作为化合物(例如，氧化物、硫化物、卤化物或卤氧化物)，与复合物中的一种或多种其他成分化合，或作为元素金属。制备催化剂的一种方法包括使用金属的水可溶或溶剂可溶、可分解化合物，以浸渍含分子筛的载体。或者，金属化合物可在复合分子筛组分和粘合剂时加入。制备催化剂的另一种方法包括共研磨分子筛组分、金属组分和粘合剂，以提供用于形成所需催化剂形状的可挤出混合物。本发明催化剂的一种形状为圆柱型。此圆柱型可使用现有技术已知的挤出方法形成。催化剂的另一种形状是可由挤出形成的三叶形或三叶草形类型横截面的形状。另一种形状是可使用现有技术已知的油滴法或其它形成方法形成的球形。优选地，特别是当金属为铼时，催化剂制备包括氧化或煅烧步骤中的至少一步。氧化步骤通常在370°C至650°C的温度下发生。所用氧气氛通常包括空气。通常，氧化步骤将进行需要将基本上全部金属组分转化为其相应的氧化物形式的时间，且这段时间通常为0.5至10小时或更长。当然，这段时间将随制备催化剂所用的金属组分、所用的氧化温度和所用气氛的氧含量而变化。有时，蒸汽在煅烧期间以如5至70体积％，如5至40体积％的量存在。当使用含铼的催化剂时，催化剂优选为硫化的。在硫化时，铼优选为至少部分氧化物形式。在一些实施方式中，催化剂在硫化之前或期间被部分还原。还原的量是还原气氛、还原温度和还原持续时间的函数。在过度还原条件下，特别是那些包括较高温度的条件，催化剂中铼的分散可能受到不利地影响。当还原在硫化之前时，还原温度优选小于400°C，且在一个实施方式中，还原温度在100°C至350°C的范围内。还原的持续时间优选使催化剂上铼的过度团聚不会发生，且优选使铼具有至少为+4的氧化态。因此，还原通常进行小于24小时的一段时间，其中在较高温度下所用的时间周期较短。在一个实施方式中，还原在280°C下进行不超过12小时；在另一实施方式中，在280°C下进行5至6小时。硫化可与至少一部分还原同时发生，或在还原之后发生。优选地，还原在基本上无水环境中发生。优选地，还原气体基本上是纯的，干燥氢(即小于20wt-ppm水)。然而，可存在其它气体，如烃、CO、氮等。还原步骤可在大气压或更高压力下进行。优选的压力从50kPa(绝对)至lOMKa(绝对)，且在一个实施方式中，压力在200至5000kPa(绝对)的范围内。硫组分可通过任何已知技术并入催化剂中。可使用原位和/或外部(exsitu)硫处理方法中的任何一个或其组合。有效的处理通过使催化剂在0°c至500°C的温度下接触硫源来实现。硫源可与催化剂直接接触，或通过诸如氢或氮等载气与催化剂接触。在一个实施方式中，硫源为氢化硫。可使用其它硫源。实例包括二硫化碳和烷基硫化物，如甲基硫化物、二甲基硫化物、二甲基二硫化物、二乙基硫化物和二丁基硫化物。优选地，催化剂在存在碳正离子下被硫化。因为碳正离子是化学反应中间产物，所以引入碳正离子的最简单方法是在硫化期间进行烃裂化。烃可为能够在硫化条件下裂化的任何适合的化合物，且在一个实施方式中，烃包括乙苯、甲乙苯和丙苯中的至少一种。酸性分子筛组分有助于产生碳正离子。在一个实施方式中，硫化在从250°C至500°C的范围下进行，且在另一实施方式中，硫化在从250°C至400°C下进行。当含铼的催化剂的裂化活性不足时，需要更高的温度。在一个实施方式中，硫化通过将含硫的气体以至少0.Shr"1的重时空速通过催化剂来完成。催化剂组合物也可以原位硫化，其中硫源可通过将其以1至5，000或10，000，优选5至500ppm-体积硫的浓度加入到烃进料流来接触催化剂组合物。根据在一些烃流中已存在的硫的实际含量，可降低或完全消除将硫源加入到烃进料流的需要。根据进料中硫的浓度，硫化可在小于1小时内进行，或可在更长时间如一天或更多天内进行。硫处理可通过测定产物废气中硫浓度来监测。对硫处理时间的计算取决于进料中硫和将负载在催化剂上的所需硫的实际浓度。在一些实例中，已发现即使当提供比目标硫与铼原子比率所需更多的硫时，硫与铼比率显示出达到一个水平，且铼不被过度硫化。通常完成硫化，使得每个铼原子具有0.2至0.7个硫原子，在另一实施方式中，每个铼原子具有0.25至0.5个硫原子。当催化剂包括可吸附硫或与硫反应的其它组分时，具有的硫的总含量应足以确保使铼具有所需的硫含量。催化剂可通过煅烧再生。再生条件通常包括在含氧气氛中，如空气或具有额外氮和/或蒸汽的空气，在370°C至650°C范围内的温度下，且在0.5和24小时之间，催化剂上含碳沉积物的控制的碳燃烧。因此，在一个实施方式中，本发明为用于烷基转移和将烯烃从进料中去除的方法，所述进料包括c8芳族化合物且具有至少为100的溴指数，其中将所述进料和包括c9+芳族化合物的流混合，以具有至少50的溴指数和至少210°C的终沸点。使此混合物在烷基转移条件下接触包括酸性分子筛和至少一种金属组分的烷基转移催化剂，以提供具有更高的二甲苯浓度且溴指数比进料的溴指数至少低60%的烷基转移产物。烷基转移方法可与多个流程图中的其它方法合并。在一个实施方式中，使烷基转移的产物通过二甲苯蒸馏塔，如二甲苯循环进料那样。在二甲苯异构体分离联合装置中，将至少一种所需的二甲苯异构体从含二甲苯的二甲苯塔产物流中回收。使由二甲苯异构体分离联合装置所生产的非平衡二甲苯异构体流通过二甲苯异构化区，所述二甲苯异构化区产生二甲苯异构体分布更接近平衡的异构化产物。将异构化产物循环至二甲苯塔。在异构化条件下，可发生其它反应，如烷基转移和裂化。因此，异构化可为较高分子量芳族化合物的来源，且这些C9+芳族化合物也可包含在来自二甲苯塔的含重质芳族化合物的馏分中。在一些实施方式中，从来自二甲苯塔的含重质芳族化合物的馏分获得冲洗物(purge)，以防止多环芳族化合物的任何过度累积。冲洗物可以任何适合的方式使用，且需要时可用作燃料。或者，将冲洗物通过蒸馏来分离，以回收可被用作副产物或送至烷基转移联合装置的C9和C1(l芳族化合物。附图详述本发明将结合图解说明二甲苯生产装置100的图1作进一步讨论。所示装置不限定本发明方法的范围，而意在帮助理解本发明的原理。将含C8芳族化合物和烯烃的进料经由线路102提供给二甲苯生产装置。进料可源自任何适合的来源。进料也可在合并流中提供C9+芳族化合物烷基转移所用的大量轻质芳族化合物(苯和甲苯)。在所示实施方式中，将进料送至进料蒸馏装置158，以通过分馏提供C4_烃流。将来自进料塔158的塔底流经由线路162传送，以与下文所述的具有来自二甲苯塔的一部分较高沸点馏分的线路142合并。流的合并可在所示的线路142中，或可发生在烷基转移反应器144中。在一些实施方式中，含C8芳族化合物的进料和进料塔塔底流进一步包括轻质芳族化合物(苯和/或甲苯)，这会使操作简化，这是因为可减少或甚至是消除通过蒸馏来回收以循环至烷基转移区的苯和/或甲苯的量。有利地，可直接将含C8芳族化合物和烯烃的进料塔塔底流直接送至烷基转移区。“直接”是指在烷基转移之前，烷基转移进料不经过烯烃去除步骤，如加氢处理、氢化或用粘土和/或分子筛处理。然而，如果需要满足其它进料要求，烷基转移进料可经历其它处理，如干燥。同样，进入二甲苯生产装置100的加工后进料可跳过进料塔，并直接到达烷基转移区而不在烯烃去除区中加工，所述加工后进料包括烯烃和具有至少6个碳原子的芳族化合物。也就是说，如本领域所公知，在进入装置100之前，进入二甲苯生产装置的进料可通过如分馏、非芳族化合物去除和其它加工或处理步骤来制备，这可消除对进料蒸馏装置158的需要。此外，如本领域所公知，进料蒸馏装置158可生产多种排出物流，如侧馏分，和/或使用以下例举的多个塔。此类排出物流或“侧馏分”的说明性非限定性实例包括富含轻馏分、苯、甲苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物的那些。将所得混合物送至烷基转移区。如下所述，烷基转移区涵盖多种结构；因此，其更通常被称为反应区144。可将其它轻质芳族化合物(苯和/或甲苯)经由线路146加入到混合物中。苯和甲苯可源自任何适合的来源，如来自进入二甲苯生产设备的其它进料流，和/或来自下述的线路106、112、132和138。进料也可在合并流中提供C9+芳族化合物烷基转移所用的大量轻质芳族化合物(苯和甲苯)。烷基转移反应器可包括含本发明催化剂的一个或多个单独的反应器。反应器可为任何适合的类型或结构。优选使用具有催化剂的圆柱固定床的单独反应容器，但如果需要，也可采用利用催化剂移动床或辐流反应器的其它反应配置。如上所述，根据本发明方法的烷基转移提供含更高二甲苯浓度和更低烯烃浓度的烷基转移产物。因此，反应区包括至少一个这样的进口，其用于接收直接或间接在进料塔中分馏后的二甲苯生产装置进料，也就是说，烷基转移进料不通过烯烃去除区。将烷基转移或反应区产物从反应区出口排送至反应区产物蒸馏联合装置，所述反应区产物蒸馏联合装置将反应区产物分离为用于在二甲苯生产设备内循环和/或作为产物排出的各种流。在所示实施方式中，反应区产物蒸馏联合装置包括气提器塔150、苯塔104和甲苯塔110。将烷基转移或反应区产物经由线路148送至气提器塔150，以经由线路152去除通过分馏分离的轻馏分。气提器塔150也提供被送至苯塔104的较高沸点C6+馏分。苯塔104通过分馏实现苯的分离，所述苯作为线路106中的塔顶馏出物从C7+芳族化合物(作为塔底馏分回收)中回收。将来自苯塔104的塔底馏分经由线路108送至甲苯塔110。在甲苯塔110中，分馏提供经由线路112去除的甲苯塔顶馏出物，以及经由线路114被送至二甲苯塔116的C8+芳族化合物塔底馏分。在未图解的一个实施方式中，可将甲苯在可选的甲苯歧化反应区中转化为二甲苯13和苯。是否使用甲苯歧化单元操作取决于进料和所给设备的经济性。歧化通过催化反应完成，且本领域已知的任何方法可结合本发明使用。为增加所产生对二甲苯的优选歧化条件包括US6，429，347中所述的预焦化的催化剂，其通过全部引用并入本文。二甲苯塔116通过分馏分离含至少两种二甲苯异构体的较低沸点C8芳族化合物流。在另一实施方式中，含(8芳族化合物的二甲苯塔排出物流为较高沸点产物流。一种或多种二甲苯异构体从此C8芳族化合物流回收。如果邻二甲苯为所需异构体，则分离通常通过分馏完成。对二甲苯异构体可通过选择性结晶分离(selectivecrystallizationfractionation)或选择性吸附如模拟移动床吸附分离来回收。通过吸附方法的间二甲苯回收也是已知的。二甲苯异构体分离方法对本领域普通技术人员是已知的，且任何已知方法可单独或组合使用，以获得一种或多种所需异构体。因此，此仏芳族化合物经由线路118从二甲苯塔116的第一出口到达选择性二甲苯异构体分离联合装置120的入口。烯烃去除装置117可选地包括在线路118中以去除任何烯烃。通过本发明的方法，烷基转移从二甲苯生产设备进料几乎去除全部烯烃。因此，线路118中的较低沸点(8芳族化合物将仅包含在二甲苯循环中通过如异构化生产的少量烯烃，剩余的量包含在烷基转移产物中。在一些在异构化区中烯烃产量很低的实施方式中，烯烃去除装置117可完全省略。在例如二甲苯异构化区生产较高水平的烯烃的其它实施方式中，可能需要烯烃去除装置117。即使如此，烯烃去除装置117可相对较小并具有长使用寿命，因此节省投资和操作成本。此外，仅需要将烯烃去除区置于生产装置100内的一个位置中，优选以处理来自二甲苯塔出口的C8芳族化合物流。在此实施方式中，选择性二甲苯异构化分离单元120为选择性吸附单元，且对二甲苯通过第一出口且经由线路122取出。缺乏对二甲苯的非平衡异构体流，也称作提余液，通过第二出口从二甲苯分离器120经由线路124到达异构化区126。二甲苯异构化使二甲苯的非平衡混合物重新平衡。例如，当对二甲苯是所需产物且被去除时，其它对二甲苯通过重建二甲苯异构体的平衡或近似平衡来产生。根据所用异构化催化剂的类型和其它条件，对二甲苯分离单元提余液中的任何乙苯或被转化为另外的二甲苯，或通过去烷基化被转化为苯。在一个实施方式中，乙苯通过去烷基化的转化有利于降低在通常涉及乙苯向二甲苯的转化的较大量环烷处理中的复杂性。在一个实施方式中，在进入异构化反应器126的进料中总环烷小于1质量％，优选小于0.7质量％。有利于乙苯异构化的条件包括存在至少为0.11的氢与烃的摩尔比，如从0.51至61，优选从1.51至51。优选地，进料流包括环烷，且更优选进料中含充足浓度的环烷，如在2和20质量％的环烷之间，以增强乙苯的转化。优选地，异构化在至少部分蒸气相条件下进行。异构化部分可包括加氢单元操作和随后的脱氢单元操作。二甲苯异构化包括在异构化条件下使用异构化催化剂以提供异构化物(isomerate)0异构化催化剂通常由分子筛组分、金属组分和无机氧化物组分组成。根据对苯的整体需要，分子筛组分的选择使得可以控制在乙苯异构化和乙苯去烷基化之间的催化剂性能。因此，分子筛可以或为沸石型铝硅酸盐，或非沸石型分子筛。沸石型铝硅酸盐(或沸石)组分通常为Pentasil型沸石，3沸石或发光沸石，所述Pentasil型沸石可包括MFI、MEL、MTW、MFS、MTF、FER(IUPAC委员会对沸石命名)禾口MWW的结构。根据"AtlasofZeoliteStructureTypes，，(Butterworth-Heineman,Boston,Mass.,3rded.1992),非沸石型分子筛通常为AEL结构类型的一种或多种，特别是SAP0-11，或AT0结构类型的一种或多种，特别是MAPS0-31。金属组分通常为贵金属组分，且除了贵金属或替代贵金属，可包括可选的贱金属改性剂组分。贵金属为选自钼、钯、铑、钌、锇和铱中的钼族金属。贱金属选自由铼、锡、锗、铅、铁、钴、镍、铟、镓、锌、铀、镝、铊和其混合物组成的组中。贱金属可以与另一种贱金属组合，或与贵金属组合。在一个实施方式中，异构化催化剂中总金属范围从0.01至10质量％，在另一实施方式中，金属量范围从0.1至3质量％。催化剂中适合的沸石量范围从1至99质量％，且在一个实施方式中，范围在10至99质量％之间，且在另一实施方式中，范围在25至75质量％之间。催化剂的剩余部分由无机氧化物粘合剂构成，通常为氧化铝。在一些实例中，希望其可通过如原位或外部硫化来改性催化剂。用于本发明中的一种异构化催化剂公开在US4，899，012中，其教导通过引用并入本文。典型的异构化条件包括0至600°C的温度范围和lOOkPa至6MPa绝对压力。相对于催化剂的重量，进料的重时烃空速为0.1至SOhr—1。在氢与烃摩尔比为0.51至151或更大下，且在一个实施方式中，在0.5至10H2/HC下，烃接触催化剂与气态氢的混合物。如果异构化使用液相条件，则通常不加入氢。异构化反应器可包括含催化剂的一个或多个单独的反应器，且可为任何适合的类型和结构。优选使用具有催化剂的圆柱固定床的单独反应容器，但如果需要，也可采用利用催化剂移动床或辐流反应器的其它反应配置。在所示实施方式中，将来自异构化区126的异构化物经由线路128送至轻馏分塔130，所述轻馏分塔130作用为经由线路132去除较低沸点馏分，如苯和轻质组分。将含较高沸点C7+芳族化合物的流经由线路134从轻馏分塔130送至脱庚烷塔136。甲苯馏分通过在脱庚烷塔136中分馏来提供，并经由线路138去除。将含C8+芳族化合物的塔底流经由线路140送至二甲苯塔116。类似于反应区产物蒸馏联合装置，可使用多种装置排列以从用于循环至二甲苯塔的异构化物中分离C8+芳族化合物流。因此，用于完成此分离的如轻馏分塔130和脱庚烷塔136等塔的排列被称作异构化物蒸馏联合装置。因此，将在二甲苯异构化反应器126中生产的异构化物间接送至二甲苯塔116。可将来自异构化物蒸馏联合装置的含苯和甲苯的馏分送至二甲苯生产设备内的其它蒸馏塔来进一步分离。返回到二甲苯塔116，进入此塔的进料流(其为经由线路114来自甲苯塔110的塔底馏分和经由140来自脱庚烷塔136的塔底馏分的)均将包括C9+芳族化合物。前者将包含来自进料的这些重馏分，且后者将来自通常共同生产重馏分的异构化。二甲苯塔116的分馏提供一种或多种较高沸点馏分。如同所示，将含(9+芳族化合物的一种较高沸点馏分经由线路142从二甲苯塔116排出。然而，在本发明广泛的方面内，可操作二甲苯塔以提供至少两种较高沸点馏分，一种主要含C9和C1(l芳族化合物和一些Cn+芳族化合物，且另一种含较低浓度的C9和C1(l芳族化合物和较高浓度的Cn+芳族化合物。第一馏分优选含至少0.5质量％的多环芳族化合物，且第二馏分优选含至少50质量％的Cn+芳族化合物。与通常用在重馏分蒸馏塔中以从来自二甲苯塔116的较高沸点馏分中去除几乎全部Cn+芳族化合物的再沸器相比，因为分离很粗略，再沸器的作用需要很少。如实施方式中所示，将二甲苯塔中生产的至少一部分C9+芳族化合物经由线路142返回至反应区。通常，在烷基转移期间，烷基转移进料中较高的C9+芳族化合物浓度有利于二甲苯的生产。C9+芳族化合物的浓度不应积累到对二甲苯塔造成过度负荷，否则必须采用大量冲洗物。在一个实施方式中，烷基转移产物中C9+芳族化合物的浓度小于10质量％。在一个实施方式中，烷基转移产物包括小于5质量％的C9+芳族化合物，且在另一实施方式中，C；芳族化合物构成0.01和5质量％之间的烷基转移产物。可选地，可冲洗一部分C9+芳族化合物以防止它们的非希望积累。在一个实施方式中，冲洗在二甲苯塔中生产的至少50质量％的(9+芳族化合物。在另一实施方式中，冲洗小于20质量％的二甲苯塔C9+芳族化合物，且在一个实施方式中，冲洗在5和20质量％之间的二甲苯塔C9+芳族化合物。可使用冲洗物流，使得烷基转移条件无需如此严格以消耗足量多环芳族化合物来保持稳态条件。冲洗物可以任何适合的方式使用，但优选经历蒸馏以如下所述回收所含的至少一部分C9+单环芳族化合物。线路142提供从二甲苯塔116到烷基转移(反应)区144的流体连通。无论线路102中的进料是否包含苯和/甲苯，如果需要，可将其它轻质芳族化合物(苯和/甲苯)经由线路146提供给烷基转移区反应器144。轻质芳族化合物可获得自任何便利的来源，包括但不限于线路106、112、132和138。已将图1的装置描述为具有如甲苯塔110和脱庚烷塔136，二者均从(8+芳族化合物中分离甲苯，可使用提供两功能的单一塔。进行相同分离的其它塔也可以类似方式合并。在一个实施方式中，将来自异构化区出口的异构化物送至反应区产物蒸馏联合装置的进口，以与反应区产物共加工。此实施方式通过去除重复装置来降低投资成本。在未显示的一个实施方式中，异构化区和反应区共用同一个氢气体循环系统。例如，来自异构化和烷基转移反应器的排出物可流入两个单独的或一个合并的产物分离器，来自合并的一种或多种分离器的气体以循环至串联和/或并联的单独的反应器。由于可进行根据本发明方法的烷基转移以使得转化一些但非全部的多环芳族化合物，多环芳族化合物的累积可能会发生。虽然可达到稳态条件而无需冲洗物，但在一个实施方式中，本发明的方法连续或间断地去除来自二甲苯塔116的一部分重馏分，以保持至烷基转移反应器144的所需的多环芳族化合物浓度。如上所述，此冲洗物可视作来自二甲苯塔116的第二较高沸点馏分，或其可为线路159所示的等量份的较高沸点馏分。可将冲洗物废弃，如用作燃料，或优选经历冲洗物塔161中的分馏。冲洗物塔161提供富含c9和C1(l芳族化合物的塔顶馏出物，其可经由线路163被送至线路142，并随后送至烷基转移反应器144。可将一些或全部的此流经由线路164作为副产物回收(如用作溶剂)。冲洗物塔161中的塔底馏分富含Cn+芳族化合物，并可被废弃，用作如燃料。因为冲洗物仅为二甲苯塔116较高沸点馏分中的一部分，如通常较高沸点馏分的小于50质量％，优选小于20质量％，所以与用于加工全部较高沸点馏分的重馏分蒸馏塔相比，冲洗物塔实质上可更小，且需要更少的热负荷。图2和3描述了构成一体化烷基转移和二甲苯异构化反应器体系的多个反应区。图3描述了具有在单一反应容器202内部的两个区的反应器体系200。如图所示，容器202包含两个不同的催化剂床，即烷基转移床204和二甲苯异构化床206。在未显示的另一实施方式中，使用具有烷基转移、烯烃去除和二甲苯异构化活性的单一催化剂床。进入反应容器202的进料通过线路208以及线路210和210A中的一个或两个来提供。含来自线路102或线路162(如果使用其它分馏步骤)的C8芳族化合物和烯烃的进料经由线路208提供，且含来自二甲苯塔的C9+芳族化合物的较高沸点馏分经由线路210提供。如果使额外的苯和/或甲苯进入到催化剂床204，可使用所示线路之一，或单独的专用的线路。如果需要，可将源自线路124的全部或部分非平衡二甲苯混合物经由所示线路之一或通过专用线路加入到催化剂床204，和/或将来自线路124的全部或部分此混合物经由线路210A加入到催化剂床204和206之间。异构化物或反应区产物可经由线路212取出，这相当于线路148与反应区产物蒸馏联合装置流体连通。图2中所示被标为300的体系通过包括使用顺序流动相连的两个反应器。烷基转移反应器302内部具有催化剂床304。进入烷基转移反应器302的进料经由线路306提供。尽管显示了一条线路，预期进料组分可通过单独的线路来提供并在反应器302内形成的反应混合物。经由线路306提供的进料组分是来自线路102或线路162的进料，和含来自二甲苯塔的(9+芳族化合物的较高沸点馏分。如果需要，可将源自于图1线路124的全部或部分非平衡二甲苯混合物经由线路306加入至烷基转移反应器302。线路308适于将烷基转移产物从反应器302引入二甲苯异构化反应器310。如所示，提供线路314，以将源自线路124的全部或部分非平衡二甲苯混合物加入至二甲苯异构化反应器310。二甲苯异构化反应器包括催化剂床312。异构化物或反应区产物可经由线路316取出，这相当于线路148与反应区产物蒸馏联合装置流体连通。因此，本发明使各种流程图成为可能且涵盖各种流程图，其优点为具有也去除烯烃的烷基转移区。在一些实施方式中，反应区为烷基转移区；在其它实施方式中，反应区包括串联或合并的烷基转移和异构化区。在未显示的另一实施方式中，在一部分循环至二甲苯蒸馏塔前，将来自异构化区出口的线路128中的异构化物与烷基转移产物一起送至用于分离的反应区产物蒸馏联合装置。在未显示的另一实施方式中，反应区产物蒸馏联合装置包括具有至少一个出口的单独的蒸馏塔，以将C8+芳族化合物流提供至二甲苯塔的进口。在一个实施方式中，将送往二甲苯循环的进入二甲苯生产设备的几乎全部进料在烷基转移区加工，以生产二甲苯并降低烯烃含量。在一些实施方式中，进料的一部分或更多部分将不送至二甲苯循环，且此部分可以但不必须在烷基转移区中加工，在烷基转移区中如过量苯、甲苯或其它产物从设备输出。在另一实施方式中，含C8芳族化合物的流获得自单独处理的进料，和/或通过将进料在进料蒸馏装置中分离获得，并送至二甲苯塔，而送至二甲苯塔的剩余进料首先被送至烷基转移区以生产二甲苯并减少烯烃。如图4所示，将含烯烃和芳族化合物的进料经由管道102送至进料蒸馏装置158，所述进料蒸馏装置158生产含烯烃和C9+芳族化合物的流，其经由出口以及管道162和142送达反应区144。进料蒸馏装置158也生产含经由出口和管道160送达反应区144的苯和甲苯中至少一种的流，以增加二甲苯产量并降低烯烃含量。此外，进料蒸馏装置158生产含(8芳族化合物的流，其经由出口和管道165被送至二甲苯塔116。在未显示的另一实施方式中，进料蒸馏装置包括多个塔，且含C8芳族化合物的流作为塔顶馏出物或塔底流获得。因此，因为烷基转移进料缺乏二甲苯，反应区144每次通过降低大量的进料烯烃，同时产生更多二甲苯。富含(8芳族化合物且经由管道165被送至二甲苯塔的一部分进料可能含烯烃。然而，二甲苯生产设备所需的烯烃去除能力因烯烃被从在烷基转移区中加工的进料的其它部分除去而显著降低。如上所述，当其它芳族化合物被送至烷基转移区以用于向二甲苯转化和烯烃减少时，优选使用烯烃去除区117来加工富含二甲苯的流。基于以上内容，容易了解以下其它非限定性实施方式。烯烃去除装置117可为粘土处理器。在另一实施方式中，二甲苯异构化区出口与反应区产物蒸馏联合装置进口流体连通。17在一个实施方式中，异构化物蒸馏联合装置包括(a)轻质馏分塔130，其具有与二甲苯异构化区126的出口流体连通的进口、第一出口和第二出口，所述轻质馏分塔130排出含来自所述第一出口的苯的流和含来自所述第二出口的C7+芳族化合物的流；和(b)脱庚烷塔136，其具有与所述轻馏分塔的第二出口流体连通的进口、第一出口和第二出口，所述脱庚烷塔136排出含来自所述第一出口的甲苯的流和含来自所述第二出口的C8+芳族化合物的流。可选地，轻质馏分塔的第一出口132和脱庚烷塔的第一出口138中的至少一个与反应区144的进口流体连通。在一个实施方式中，反应区产物蒸馏联合装置包括(a)气提器塔150，其具有与反应器区144的出口流体连通的进口和出口，所述气提器塔150排出含来自所述出口的C6+芳族化合物的流；(b)苯塔，其具有与所述气提器塔的出口流体连通的进口、第一出口和第二出口，所述苯塔104排出含来自所述第一出口的苯的流和含来自所述第二出口的C7+芳族化合物的流；和(c)甲苯塔110，其具有与所述苯塔的第二出口流体连通的进口、第一出口和第二出口，所述甲苯塔110排出含来自所述第一出口的甲苯的流和含来自所述第二出口的C8+芳族化合物的流，所述第二出口与二甲苯蒸馏塔116流体连通。可选地，甲苯塔的第一出口112和苯塔的第一出口106中的至少一个与反应区144的进口流体连通。在一个实施方式中，反应区144进一步包括二甲苯异构化区126，其中所述二甲苯异构化区进口与第一反应器的出口流体连通，且二甲苯异构化区出口与反应区产物蒸馏联合装置的进口流体连通。在另一实施方式中，反应区144进一步包括二甲苯异构化区126，且反应区包含在第一床中的烷基转移和烯烃转化催化剂，和在第二床中的二甲苯异构化催化剂；反应区进口与第一床流体连通，二甲苯异构化区进口与第二床流体连通，第一床的出口与第二床流体连通，且二甲苯异构化区出口与第二床和反应区产物蒸馏联合装置的进口流体连通。在另一实施方式中，进料流蒸馏装置158生产含苯和甲苯中至少一种的流，所述流直接送至反应区进口。权利要求一种用于烷基转移和将烯烃从进料流中去除的方法，所述进料流具有至少为50的溴指数且包含具有至少6个碳原子的芳族化合物，所述方法包括在烷基转移条件下，使所述进料流接触包含酸性分子筛和至少一种金属组分的烷基转移催化剂，以提供具有提高的二甲苯浓度且溴指数比所述进料的溴指数至少低60％的烷基转移产物。2.如权利要求1所述的方法，其中所述烷基转移条件包括100°C至425°C的温度，lOOkPa至lOMPa(绝对)的压力，和0.lhr-1至30hr_1的重时空速(WHSV)。3.如权利要求1所述的方法，其中所述酸性分子筛包含BEA、MTW、FAU、MOR、LTL、ITH、ITW、MEL、FER、T0N、Iffff、MFI、EUO、MTT、HEU、MFS、CHA、ERI和LTA中的至少一种；且至少一种金属组分包含钼、钯、铑、钌、锇、铱、铼、锡、锗、铅、铁、钴、镍、铟、镓、锌、铀、镝和铊中的至少一种。4.如权利要求1所述的方法，其中所述进料流包含甲苯和C9+芳族化合物中的至少一种，且所述进料流的溴指数为至少100。5.如权利要求1所述的方法，其中所述进料流包含C9+芳族化合物且具有至少为190°C的终沸点；且所述进料流中总C9+芳族化合物的20摩尔％至75摩尔％被转化。6.如权利要求1所述的方法，其中基于所述进料流中单环芳族化合物的摩尔数，环损失小于2摩尔％。7.如权利要求1所述的方法，其中根据在评价条件下的测定，所述金属组分以提供小于200%的催化剂失活速率的量存在。8.如权利要求1所述的方法，进一步包括(a)分馏包含二甲苯和C9+芳族化合物的二甲苯循环进料，以提供包含二甲苯的较低沸点馏分和包含C9+芳族化合物的至少一种较高沸点馏分；(b)在至少一个二甲苯异构体分离区中分离所述较低沸点馏分，以回收二甲苯异构体并提供减少所述二甲苯异构体的C8芳族化合物流。(c)将减少所述二甲苯异构体的所述C8芳族化合物流在异构化条件下异构化，以提供二甲苯异构体分布更接近于平衡的异构化物；(d)通过分馏从所述异构化物中分离包含二甲苯的循环流；(e)将所述循环流送至步骤(a)；(f)通过分馏从所述烷基转移产物中分离C7和低级烃，以提供包含C8的馏分；(g)将至少一部分包含C8的馏分送至步骤(a)，以作为至少一部分所述二甲苯循环进料；和(h)将来自步骤(a)的包含C9+芳族化合物的至少一种较高沸点馏分中的至少一部分与所述进料流混合，以提供具有至少50的溴指数和至少210°C终沸点的混合物；其中，将所述步骤(h)的混合物与烷基转移催化剂接触；所述混合物进一步包含苯和甲苯中的至少一种，所述苯和甲苯的总摩尔数与(9+芳族化合物的总摩尔数的比率大于0.011，且所述混合物中所述进料流与包含c9+芳族化合物的至少一种较高沸点馏分的质量比在0.011至31之间。9.一种用于烷基转移和将烯烃从进料流中去除的装置，所述进料流具有至少为50的溴指数且包含具有至少6个碳原子的芳族化合物，所述装置包括(a)具有进口和出口的进料流蒸馏装置，所述进料流蒸馏装置从所述出口排出包含烯烃和具有至少6个碳原子的芳族化合物的流；(b)反应区，所述反应区包括包含烷基转移和烯烃转化催化剂的至少一个反应器，所述催化剂包含酸性分子筛和至少一种金属组分，所述反应区具有至少一个进口和至少一个出口；(c)管道，所述管道提供从所述进料流蒸馏装置出口到所述反应区进口的流体连通；所述导管不提供与烯烃去除区的流体连通；(d)包括至少一个蒸馏塔的反应区产物蒸馏联合装置，所述反应区产物蒸馏联合装置具有与所述反应区出口流体连通的至少一个进口和出口，所述反应区产物蒸馏联合装置从所述出口排出包含c8芳族化合物的流；(e)二甲苯蒸馏塔，所述二甲苯蒸馏塔具有与所述反应区产物蒸馏联合装置的出口流体连通的进口、第一出口和第二出口；所述二甲苯蒸馏塔从所述第一出口排出包含至少两种二甲苯异构体的流；(f)选择性二甲苯异构体分离联合装置，所述选择性二甲苯异构体分离联合装置具有与所述二甲苯蒸馏塔的第一出口流体连通的进口、第一出口和第二出口，所述选择性二甲苯异构体分离联合装置从所述第一出口排出二甲苯异构体，且从所述第二出口排出缺乏所述二甲苯异构体的非平衡二甲苯异构体流；(g)包含二甲苯异构化催化剂的二甲苯异构化区，所述二甲苯异构化区具有至少一个进口和至少一个出口，其中所述进口与所述选择性二甲苯异构体分离联合装置的第二出口流体连通；和(i)冲洗物塔，所述冲洗物塔具有与所述二甲苯蒸馏塔的第二出口流体连通的进口、与所述反应区进口流体连通的第一出口，和排出冲洗物流的第二出口。10.如权利要求9所述的装置，进一步包括(a)包括至少一个蒸馏塔的异构化物蒸馏联合装置，所述异构化物蒸馏联合装置具有与所述二甲苯异构化区的出口流体连通的至少一个进口和出口，所述异构化物蒸馏联合装置从所述出口排出包含C8芳族化合物的流，且所述出口与所述二甲苯蒸馏塔的进口流体连通；(b)烯烃去除区，所述烯烃去除区具有与所述二甲苯蒸馏塔的第一出口流体连通的进口，和与所述选择性二甲苯异构体分离联合装置的进口流体连通的出口；(c)在所述进料流蒸馏装置中的第二出口；和(d)第二管道，所述第二管道提供所述进料流蒸馏装置的第二出口与所述二甲苯蒸馏塔的进口间的流体连通；所述第二管道不提供与烯烃去除区的流体连通。全文摘要本发明公开了用于芳族化合物烷基转移和进料流烯烃去除的方法和装置。烷基转移条件提供相对于进料具有更高二甲苯浓度和更低烯烃浓度的产物。此方法和装置可用在二甲苯生产设备中以降低或避免诸如加氢处理、氢化或用粘土和/或分子筛处理等对进料预处理的需要。文档编号C07C5/22GK101808963SQ200880109329公开日2010年8月18日申请日期2008年7月7日优先权日2007年7月30日发明者A·内伊兹,E·J·贝克,E·P·博尔丁格,J·E·雷科斯凯申请人:环球油品公司