利用侧馏分馏塔和部分冷凝的节能型环烷烃再循环的制作方法

利用侧馏分馏塔和部分冷凝的节能型环烷烃再循环的制作方法
【专利摘要】本发明涉及用于对二甲苯制造过程中环烷烃的节能型再循环的方法，所述方法包括将反应器流出物部分冷凝和使用侧馏塔装置。所述环烷烃被高效分离成所述侧馏塔装置的侧馏料流。至少一部分所述侧馏料流被导向对二甲苯回收区段，所述回收区段产生对二甲苯产物和包含被导向所述对二甲苯回收区段的侧馏料流中基本上所有的环烷烃的贫对二甲苯料流。所述贫对二甲苯料流被再循环回到反应器，由此防止环烷烃从所述过程过度损失。
【专利说明】
利用侧馏分馏塔和部分冷凝的节能型环烷烃再循环
[0001] 与相关申请的交叉引用
[0002] 本申请要求2013年12月17日提交的美国临时申请No . 61 /917，055的优先权，所述 临时申请的全部内容通过参考并入本文。
技术领域
[0003] 本公开涉及用于对二甲苯制造期间环烷烃的节能型再循环的方法和装置。这些方 法和装置包括部分冷凝流程和侧馏塔。
【背景技术】
[0004] 对二甲苯是一种有用的化学中间体，其被氧化形成对苯二甲酸这种聚酯的前体。 对二甲苯(PX)制造单元在再循环回路中一般包含三个区段：1)用于从包含所有三种二甲苯 异构体的料流回收PX的pX回收区段，其产生pX产物料流和贫pX料流;2)在反应器中包含二 甲苯异构化催化剂的异构化区段，其将贫PX料流中的二甲苯类异构化至接近平衡；以及3) 分馏区段，其用于分离在反应器中产生的和/或在新鲜进料中存在的副产物。进料到PX单元 并因此进料到PX回收区段的新鲜进料通常也包含乙苯(EB)，其是二甲苯的结构异构体，具 有与二甲苯异构体相同的分子式。由于EB的沸点非常接近于二甲苯异构体，通过蒸馏从这 些料流中除去EB是不切实际的。因此，必须将EB转变成二甲苯类或转变成可以通过蒸馏容 易地分离的副产物，以防止它在回路中积累。存在几种类型的二甲苯异构化催化剂，它们通 过不同途径转化EB。乙苯异构化类型的催化剂提供了一种将乙苯转变成二甲苯类的手段， 并提供高的对二甲苯得率。环烷烃这类环饱和的化合物是EB向二甲苯类的转化中的中间 体，并且在反应器流出物中处于与芳香族化合物近似平衡的状态。这些环烷烃中间体需要 被高效再循环回到反应器，以便防止二甲苯的过度损失。
[0005] 现有的用于对二甲苯生产和环烷烃再循环的配置是高能耗的，因此运行起来昂 贵。例如，一些现有技术的方法利用分开的环烷烃塔。因此，对于在对二甲苯生产过程中环 烷烃的节能型再循环的方法，存在着需求。

【发明内容】

[0006] -方面，提供了一种方法，所述方法包括：在反应器中，将包含二甲苯异构体、乙 苯、C8环烷烃和氢的反应器进料料流在乙苯异构化催化剂上进行反应，以便产生包含二甲 苯异构体和C8环烷烃的反应器流出物料流;冷却并分离所述反应器流出物料流，以形成第 一冷凝液体料流和第一蒸气料流；以及冷却并分离所述第一蒸气料流，以形成第二冷凝液 体料流和第二蒸气料流。所述方法还包括将所述第一冷凝液体料流和第二冷凝液体料流提 供给侧馏塔装置，以产生包含C8芳香族化合物和一部分所述C8环烷烃的侧馏料流；以及在 对二甲苯回收区段中从所述侧馏料流回收对二甲苯。
[0007] 另一方面，提供了一种用于将环烷烃再循环到反应器的方法，所述方法包括:在所 述反应器中，将包含二甲苯异构体、乙苯、C8环烷烃和氢的反应器进料料流在乙苯异构化催 化剂上，在将所述反应器进料料流中的至少一部分乙苯转变成二甲苯异构体的反应器条件 下进行反应，以便产生包含二甲苯异构体和C8环烷烃的反应器流出物料流;冷却并分离所 述反应器流出物料流，以形成第一冷凝液体料流和第一蒸气料流；以及冷却并分离所述第 一蒸气料流，以形成第二冷凝液体料流和第二蒸气料流。所述方法还包括将所述第一冷凝 液体料流和第二冷凝液体料流提供给侧馏塔装置，以产生包含C8芳香族化合物和C8环烷烃 的侧馏料流;在对二甲苯回收区段中从所述侧馏料流回收对二甲苯;产生贫对二甲苯料流， 其中所述贫对二甲苯料流含有一部分所述C8环烷烃；以及将所述贫对二甲苯料流再循环到 所述反应器。
[0008] 另一方面，提供了一种用于将环烷烃再循环到反应器的装置，所述装置包含:预加 热器，用于将包含乙苯、二甲苯异构体和C8环烷烃的液体料流预加热以形成预加热的液体 料流，其中所述预加热的液体料流与包含氢的再循环气体料流合并以形成反应器进料料 流；以及反应器，用于将所述反应器进料料流进行反应以产生包含二甲苯异构体和C8环烷 烃的反应器流出物料流。所述装置还包含:第一冷却装置，用于将所述反应器流出物料流冷 却以产生冷却的反应器流出物料流;第一鼓式分离器，用于将所述冷却的反应器流出物料 流分离成第一冷凝液体料流和第一蒸气料流;第二冷却装置，用于将所述第一蒸气料流冷 却以产生包含气相和液相的冷却的第一蒸气料流；以及第二鼓式分离器，用于将所述冷却 的第一蒸气料流分离成第二冷凝液体料流和第二蒸气料流。所述装置还包含:侧馏塔装置， 用于接收所述第一冷凝液体料流和第二冷凝液体料流并产生侧馏料流，其中所述侧馏料流 包含C8芳香族化合物和超过70 %的所述C8环烷烃;对二甲苯回收区段，用于将所述侧馏料 流分离成对二甲苯产物料流和贫对二甲苯料流，其中所述贫对二甲苯料流包含所述侧馏料 流中基本上所有的C8环烷烃；以及再循环装置，用于将所述贫对二甲苯料流再循环到所述 反应器。
[0009] 附图简述
[0010] 图1是用于生产对二甲苯的现有技术装置。
[0011] 图2是使用部分冷凝和单个侧馏塔来生产对二甲苯的装置。
[0012] 图3是侧馏塔板。
[0013] 图4是使用部分冷凝和基本上作为单个侧馏塔运行的两个塔来生产对二甲苯的装 置。
[0014] 详细描述
[0015]混合二甲苯是用于不仅包含二甲苯异构体而且包含乙苯(EB)的料流的术语，所述 乙苯具有与二甲苯异构体相同的分子式(C8H1())，但却是苯上附连有一个乙基而不是二甲苯 异构体情形中的两个甲基的结构异构体。二甲苯存在3种异构体:邻二甲苯(oX)，间二甲苯 (mX)和对二甲苯(pX)。所述二甲苯异构体与EB被合称为C8芳香族化合物或C8A。本领域技术 人员应该理解，指示词"CX"是指包含X个碳原子的化合物，"CX+"是指包含X个或更多碳原子 的化合物，"CX-"是指包含X个或更少碳原子的化合物。C8A意味着具有8个碳的芳香族化合 物。C9A+意味着具有9个或更多碳的芳香族化合物。
[0016] C8A的标准沸点的次序从低到高为:EB，pX，mX和0X。然而，所有的C8A沸点都非常接 近。因此，通过蒸馏从C8A的混合物中以高纯度分离EB、pX或mX的个体组分是不切实际的。 〇X 具有比EB、pX和mX略高的沸点，因此可以通过蒸馏与其他C8A经济地分离开，并且在商业上 已如此操作。然而，通过蒸馏回收〇X要求具有许多塔板的蒸馏塔和高的回流速率，因此是高 能耗的。对二甲苯是以最大量回收的异构体，因为它被氧化成对苯二甲酸这种聚酯的前体， 所述聚酯被用于制造服装用纤维、饮料用塑料瓶和薄膜。
[0017] 对二甲苯(pX)制造单元一般在再循环回路中包含3个区段：1)用于从包含所有三 种二甲苯异构体的料流回收PX的pX回收区段，其产生pX产物料流和贫pX料流;2)在反应器 中包含二甲苯异构化催化剂的异构化区段，其将贫PX料流中的二甲苯类异构化至接近平 衡；以及3)分馏区段，其用于分离在反应器中产生的和/或在新鲜进料中存在的副产物。对 二甲苯通常通过结晶或通过选择性吸附来回收，例如在1：丨OP Parex?技术中一样。
[0018] 独立运行的PX单元通常从提炼厂催化重整装置中由石脑油形成的重整产物或从 作为烯烃裂化器的副产物的热裂解汽油(裂解汽油)得到它们的作为C8馏分的新鲜进料。混 有裂解汽油的二甲苯一般具有比源自于重整产物的混合二甲苯更高的乙苯含量。裂解汽油 二甲苯的乙苯含量可以高达30-60重量％。源自于重整产物的混合二甲苯的乙苯含量通常 约为12-20重量％。
[0019] pX单元通常是芳香族化合物制造/生产综合设施的一部分，所述设施包含pX单元 和生产混合二甲苯原料的其他单元，例如：甲苯(T0L)歧化(TDP)单元，产生在二甲苯异构体 中具有非常高的 PX百分率(>80%)(pX/XYL=%pX/(%pX+%mX+%oX))的混合二甲苯的选 择性TDP (STDP)单元，或T0L/A9+或A9+烷基转移单元。在TDP、STDP、T0L/A9+或A9+烷基转移 单元中产生的二甲苯一般具有比源自于重整产物的混合二甲苯低得多的乙苯含量，通常低 于约5重量％的乙苯。
[0020] 通往pX回收区段的进料被分离成pX产物和pX比所述区段进料更少的料流，后者在 选择性吸附的情形中被称为提余液，或者在结晶的情形中被称为淘汰滤液（reject f i 1 trate)料流(也称为贫对二甲苯料流）。该料流被再循环回到反应器。在所述反应器中使 用二甲苯异构化催化剂将进料到反应器的液体进料中的二甲苯异构体异构化至接近平衡， 并将至少一部分乙苯转变成二甲苯类或可以在分馏区段中容易地与C8芳香族化合物分离 开的副产物，以防止乙苯在PX单元的再循环回路中积累。乙苯转化通常比二甲苯异构化更 慢，因此二甲苯异构化催化剂通常根据它们转变乙苯的方式进行分类。几种类型的催化剂 可能是有用的，包括参与乙苯异构化、乙苯脱烷基化和乙苯烷基转移的催化剂。
[0021] 二甲苯异构化催化剂的选择取决于进料的可获得性，因为上面提到的三种类型的 二甲苯异构化催化剂从给定量的混合二甲苯原料提供不同的PX得率，并且也取决于进料组 成，尤其是进料中乙苯与二甲苯异构体的比率。目前，最流行的二甲苯异构化催化剂类型是 乙苯脱烷基化类型，其通过与氢的反应转化乙苯以形成苯和乙烷。乙苯异构化催化剂也是 有用的，特别是当进料可获得性不足或当进料含有高的乙苯含量时，例如处理来自于重整 产物的C8A或裂解汽油二甲苯的独立pX单元。这种催化剂具有将乙苯转变成二甲苯异构体 的能力。这种类型的催化剂将强加氢/脱氢催化剂与酸催化剂合并。所述强加氢/脱氢催化 剂通常包含贵金属，最优选为铂(Pt)或用其他元素合金或助催的Pt。常用的合金剂或助催 剂包括但不限于锡和铼。乙苯通过如下过程转变成二甲苯:首先在加氢/脱氢催化剂上将乙 苯的芳环饱和以形成乙基环己烷。然后酸催化剂将乙基环己烷通过烷基环戊烷中间体异构 化成二甲基环己烷。然后加氢/脱氢催化剂将二甲基环己烷脱氢以形成二甲苯异构体。酸催 化剂包括但不限于氯化氧化铝、二氧化硅-氧化铝和分子筛。丝光沸石是在乙苯异构化催化 剂中普遍使用的一种类型的分子筛。
[0022] 所述强加氢/脱氢催化剂通常在乙苯和二甲苯与它们相应的环饱和化合物包括乙 基环己烷和二甲基环己烷之间建立起接近平衡的环饱和，酸催化剂通常建立起C8环烷烃或 C8N(包含乙基环己烷、C8烷基环戊烷和二甲基环己烷)的近平衡分布。C8环烷烃被合称为环 烷烃合并物。反应器流出物中的环烷烃合并物可以被高效捕获并再循环到反应器，以防止 进料中有价值的芳香族化合物净损失成低价值的非芳香族副产物。
[0023] 副反应例如烷基转移、裂化和/或加氢裂化反应通常产生一些轻质芳香族化合物 (苯和甲苯）、一些轻质非芳香族化合物(C1-C6链烷烃和环烷烃(C1-C6P&N))和重质芳香族 化合物(C9A+)。例如，二甲苯歧化从两个二甲苯分子产生甲苯(T0L)和三甲苯异构体(TMB、 C9A)。所述轻质和重质芳香族副产物在pX单元的分馏区段中被除去。
[0024]乙苯异构化催化剂可以从许多商业化供应商获得。一些提供的或已被提供的乙苯 异构化催化剂包括由U0P提供的1-9、1-200、1-400催化剂，以及由Zeolyst提供的Oparis?和 Zapheis?系列的催化剂。这些Zeolyst催化剂的性能是已知的。参见例如Monique van der Zon，"二甲苯异构化催化剂及其最新进展"（Xylene Isomerization Catalyst and its Latest Developments)，Zeolyst Users'Conference SOI^aSinopec也已开发了它自己的 乙苯异构化催化剂RIC-200。参见Q.Hou和Z.Liang，石油化工(Petrochemical Technology) (中文），40,1325(2011)(在后文中称为"Sinopec论文"）。
[0025] 利用乙苯异构化催化剂的pX单元流程的一种常用的现有技术配置包括 HOP Isomar?过程异构化区段和UOP Parex? pX回收区段。参见R.A.Meyers主编，《石 油精炼方法手册》(Handbook of Petroleum Refining Processes)，第三版，Mc-Graw-Hill (2004)。在UOP Isomar?过程中，将反应器流出物在进料/流出物交换器中冷却，然后通过 空气或水冷却进一步冷却到接近环境温度。然后通常将冷却的反应器流出物导向单一鼓式 分离器，在那里将再循环气体与冷凝的液体分离开。将再循环气体压缩，在压缩之前或之后 与氢补充物合并，然后再循环到反应器。将冷凝的液体导向包含脱庚烷塔和二甲苯分离塔 的分馏区段。U0P考虑将脱庚烷塔作为异构体单元的一部分，并将二甲苯分离塔作为 Parex?单元的一部分。然而，应该理解，脱庚烷塔和二甲苯分离塔都是总的 Px单元的分馏 区段的一部分。脱庚烷塔和二甲苯分离塔通常具有分开的重沸器。脱庚烷塔从反应器流出 物分离包含苯(Bz)、T0L和轻质非芳香族化合物的轻质液体馏出物料流。C8N可以被分离到 脱庚烷塔塔底产物中，然后通过二甲苯塔和Parex?单元再循环到反应器。在这个流程中， C8N必须是二甲苯分离塔中并且也是Parex?单元提余液塔中的沸腾过的塔顶馏出物，以便 最终进入提余液料流中用于再循环到反应器。然而，C8N通常具有比C8A更低的沸点，因此它 们可以在脱庚烷塔中的塔顶获取，然后作为分开的环烷烃塔的塔底产物回收用于再循环。 参见A ? Regular，"OparisPlus在ZRCC 中的商业化应用"（Commercial Appl i cat ion of OparisPlus in ZRCC,)，2012Zeolyst Users'Conference,Shanghai，China,May,2012。在 这种情况下需要分开的环烷烃塔以将脱庚烷塔塔顶液体料流中的苯和甲苯和其他轻质非 芳香族副产物与C8N分离开。
[0026] 图1示出了一种用于生产对二甲苯的现有技术装置的异构化和分馏区段，正如上 面讨论的，所述装置包含环烷烃塔。这个流程是高能耗的并需要用于环烷烃塔的资金。 [0027]通过栗104将作为环烷烃塔底产物102和贫pX料流103的组合的贫pX料流101的压 力升高，以产生料流105。料流103是离开pX回收区段106的贫pX料流。液体料流105可以与再 循环气体料流107合并以产生反应器进料料流108。反应器进料料流可以在第一加热单元 109中加热，所述第一加热单元可以是热交换器的冷侧。在这种情形中，第一加热单元109和 第一冷却单元110是通常被称为进料/流出物热交换器的热交换器的冷侧和热侧，并且虚线 111表示两侧之间的热交换。在这种情形中，进入第一加热单元109的冷料流被热的反应器 流出物加热，以产生加热的反应器进料料流112。料流107和108可以通过向热交换器的冷侧 进料的分开的喷嘴合并。加热的反应器进料料流112可以在炉113中被进一步加热，并且可 以被进料到反应器114,在那里它可以与氢在催化剂上反应，以产生反应器流出物料流115。 所述催化剂可以是乙苯异构化类型的催化剂。反应器流出物料流115可以被提供到第一冷 却单元110和第二冷却单元116,以产生冷却的反应器流出物料流117。来自于第一冷却单元 110的流出物被导向第二冷却单元116,其可以是空气或水冷却单元。冷却的反应器流出物 料流117可以被冷却到接近环境温度，优选为环境温度的约5摄氏度至约30摄氏度之内。冷 却的反应器流出物料流117可以被导向鼓式分离器118以产生蒸气料流119和冷凝的液体料 流120。一部分蒸气料流119可以通过料流121排出，剩余的料流(料流122)可以在压缩机123 中压缩以形成压缩的料流124,并与补充氢料流125合并以形成料流107。冷凝的液体料流 120可以在可以是热交换器的单元126中预加热，然后可以被提供到分馏区段127。分馏区段 127可以包含脱庚烷塔128、二甲苯分离塔129和环烷烃塔130,其中脱庚烷塔128和二甲苯分 离塔129具有分开的重沸器(脱庚烷塔重沸器131和二甲苯分离塔重沸器132)。脱庚烷塔128 和二甲苯分离塔129具有分开的冷凝器(脱庚烷塔冷凝器133和二甲苯分离塔冷凝器134)。 如果PX回收区段106是选择性吸附单元，则二甲苯分离塔冷凝器134可以包含几个串联或并 联的冷凝器，并且冷凝能率可用于加热或重沸PX分离区段中的料流或用于产生蒸汽。
[0028]冷凝的液体料流120可以首先在单元126中预加热以产生预加热的脱庚烷塔进料 料流135，所述单元126可以是由热的过程料流(未示出）或蒸汽加热的一个或多个热交换 器。料流135可以被提供到脱庚烷塔128,在那里它可以被分离成包括脱庚烷塔顶部蒸气产 物(料流136)和脱庚烷塔顶部液体产物(料流137)的脱庚烷塔顶部产物以及脱庚烷塔底部 产物138。脱庚烷塔底部产物(料流138)可能基本上不含苯和更轻的沸腾组分，但是可能包 含可以在pX回收区段106中移除的反应器流出物中的一部分T0L。例如，如果来自于反应器 流出物的一些T0L保留在料流138中，可以在pX回收区段106中移除一部分作为料流144。例 如，料流138中的一部分T0L可以作为XJOP Parex?pX分离区段中精加工塔的塔顶产物被移 除，所述区段产生PX产物作为该塔的底部料流。脱庚烷塔顶部液体产物137可以被提供到环 烷烃塔130,以产生环烷烃塔顶部产物139和环烷烃塔底产物102。环烷烃塔顶部产物139可 能包含轻质非芳香族副产物和轻质芳香族副产物例如苯和甲苯。环烷烃塔底产物102可能 包含C8环烷烃。所述C8环烷烃可以被再循环到反应器114。
[0029]包含混合二甲苯进料的新鲜进料可以作为料流140进入pX单元，所述料流被导向 二甲苯分离塔129。通往芳香族化合物综合设施中的pX单元的新鲜进料也可能包含C9A+。例 如，通往pX单元的新鲜进料可能包含上游重整产物分离器的C8A+塔底料流。它也可能包含 来自于TDP、STDP或T0L/A9+TA单元的C8A+料流。重整产物C8A+和来自于其他单元的C8A+可 以在相同或分开的进料塔板上进入塔。脱庚烷塔底部产物138也可以被提供到二甲苯分离 塔129,在那里它可以被分离成二甲苯分离塔顶部产物141和二甲苯分离塔底部产物142。二 甲苯分离塔顶部产物141可以主要包含C8芳香族化合物，二甲苯分离塔底部产物142可以主 要包含C9+芳香族化合物。二甲苯分离塔底部产物142可以用作副产物料流，其可用作高辛 烷汽油掺混料流。可替选地，二甲苯分离塔底部产物142可以脱烷基化并自身或与添加的甲 苯歧化以制造另外的二甲苯异构体进料，用于T0L/A9+或A9+烷基转移单元(未示出）中的单 元。二甲苯分离塔顶部产物141可以被提供到对二甲苯回收区段106,所述区段可以产生对 二甲苯产物料流143、贫对二甲苯料流103和TOL浓缩物料流144。贫pX料流103可以与环烷烃 塔底产物102合并并再循环到反应器114。
[0030] 可替选地，脱庚烷塔进料料流135中的C8环烷烃可以以高回收率分离成脱庚烷塔 塔底料流138并以高回收率分离成二甲苯分离塔塔顶料流141，并被送往pX回收区段106。在 这种情形中，环烷烃塔130以及料流102和139可以被取消，并且环烷烃可以通过料流103再 循环到反应器114。
[0031] PX回收区段106被显示为一个框，但是其通常包含大量设备件。对于Parev?选择 性吸附pX回收区段的更详细描述，参见R.A.Meyers主编，《石油精炼方法手册》(Handbook of Petroleum Refining Processes)第三版，Mc-Graw_Hill(2004)〇
[0032] 首字母缩写词ERTVRE是指将从反应器流出物冷凝的、被送往分馏区段的液体气化 所需的能量的量。在上面的现有技术流程中描述的分馏区段需要至少一倍的ERTVRE以将轻 质和重质副产物与主要为C8A的料流分离开，并且通常需要超过两倍的ERTVRE。
[0033] 高效二甲苯异构化催化剂产生极少量的C9A+副产物。因此，反应器流出物中的轻 质副产物、C8A和C8N通常是反应器流出物中超过90%、通常超过95%并且在许多情况下超 过99%的烃类。在现有技术的分馏区段中，轻质副产物和C8A分别在脱庚烷塔和二甲苯分离 塔中被带到塔顶。C8N在脱庚烷塔或二甲苯分离塔中被带到塔顶。如果这些塔是完美的分离 器，则将这些产物带到塔顶所需的能量的最小量是将这些产物气化所需的能量的量，并因 此接近一倍的ERTVRE，这是由于C9A+为可冷凝的反应器流出物的不到5%，并且在许多情况 下不到约1%。因为这些塔不是完美的分离器，因此它们需要回流，并且这些塔的回流比通 常大于1，更通常大于2。因此，在实践中，对于这些现有技术的分馏区段来说，脱庚烷塔和二 甲苯分离塔所需的能量的量通常超过两倍的ERTVRE。
[0034] 本公开涉及包含侧馏塔或本质上作为单一侧馏塔运行的两个分开的塔的分馏区 段的使用，所述分馏区段当与被称为"部分冷凝"的流程组合时，可以利用乙苯异构化催化 剂提供副产物与反应器的反应器流出物的充分分离，并在同时需要少于1倍的ERTVRE，通常 为少于约60%的ERTVRE。使用这一流程，C8N被高效捕获在被送往pX回收料流的主要为C8A 的料流中。C8N在pX回收区段中与pX产物分离开，成为pX回收区段贫pX料流，然后被再循环 到反应器，由此防止它们从再循环回路损失。
[0035] 图2示出了本公开的异构化和分馏区段的一种配置，其包含单个侧馏塔和结晶pX 回收区段。通过栗203增加从pX回收区段202返回的贫pX(淘汰滤液)料流201的压力，以产生 液体料流204。
[0036] 侧馏物通常从烟囱式塔板取出。烟囱式塔板301的图示提供在图3中。允许来自于 低于烟肉式塔板的塔板的蒸气302通过升流管并被导向高于烟肉式塔板的塔板。来自于高 于烟囱式塔板的塔板的液体303被导向升流管周围的空间。采取受控液体侧馏物抽取304以 维持升流管周围的液位。
[0037]在图2中，液体料流204可以被提供到第一加热单元205和第二加热单元206以产生 预加热的液体料流207。液体料流204可能包含乙苯、二甲苯异构体和C8环烷烃。预加热的液 体料流207可以与再循环气体料流208合并以产生反应器进料料流209。
[0038]反应器进料料流209可以在第三加热单元210中进一步加热。第一加热单元205、第 二加热单元206和第三加热单元210可以是热交换器。单元205可以是热交换器的冷侧，所述 热交换器具有单元211作为相应的热侧。在这种情形中，虚线212表示热侧与冷侧之间的热 交换，因此，冷液体料流204可以被热料流213预加热。单元206可以是热交换器的冷侧，所述 热交换器具有单元214作为其相应的热侧。在这种情形中，虚线215表示热侧与冷侧之间的 热交换，因此，冷液体料流216可以被热侧馏料流217预加热。单元210可以是热交换器的冷 侦L所述热交换器具有单元218作为其相应的热侧，然后虚线219表示热侧与冷侧之间的热 交换，因此，冷反应器进料料流209可以被热反应器流出物料流220预加热，以产生预加热的 反应器进料料流221。料流221的温度可以在可能是炉的单元222中通过加热进一步提高到 所需的反应器入口温度。
[0039] 预加热的反应器进料料流221可以被进料到反应器223,在那里它可以在催化剂上 与氢反应以产生反应器流出物料流220。所述催化剂可以是乙苯异构化类型的催化剂。乙苯 异构化催化剂可以包含酸催化剂和能够对反应器进料料流中的芳环进行加氢和脱氢以形 成芳香族化合物和环烷烃的近平衡分布的强加氢催化剂。反应器流出物料流220可以被提 供到第一冷却单元218,以产生第一冷却的反应器流出物料流224,其处于高于冷反应器进 料料流209的温度的温度下。第一冷却单元218可以是热交换器。
[0040] 第一冷却的反应器流出物料流224可以被导向高温分离器225,在那里它可以被分 离以产生第一蒸气料流226和第一冷凝液体料流227。第一蒸气料流226可以在首先用于预 加热侧馏塔进料料流228之后，用于在第一加热单元205中预加热液体料流204。第一蒸气料 流226可以在第二冷却单元229、第三冷却单元(热交换器单元211)和第四冷却单元230中冷 却，以产生冷却的第一蒸气料流231，其被冷却到接近环境温度，优选地在环境温度的约5摄 氏度至约30摄氏度之内。料流231可以是包含蒸气和液体两者的两相料流。第二冷却单元 229和第三冷却单元211可以是热交换器。第四冷却单元230可以是空气或水冷却单元。冷却 的第一蒸气料流231可以被导向低温分离器232,在那里它可以被分离以产生第二蒸气料流 233和第二冷凝液体料流234。第一冷凝液体料流227和第二冷凝液体料流234可以被提供到 侧馏塔装置235。第一冷凝液体料流227可以在低于侧馏料流236的位置处被提供到侧馏塔 装置235,第二冷凝液体料流234可以在高于侧馏料流236的位置处被提供到侧馏塔装置 235。第二冷凝液体料流228可以与进料到pX单元的新鲜混合二甲苯进料、料流237合并，并 在单元238中预加热，以产生预加热的第二冷凝液体料流239,然后将其进料到侧馏塔235。 单元238可以是热交换器的冷侧，所述热交换器具有单元229作为相应的热侧。虚线240表示 单元238与229之间的热传递。
[0041]如果进料到pX单元的新鲜进料含有低于约3重量％的六9+，则所述新鲜进料优选地 通过料流237导入。含有低于约3重量％的六9+的混合二甲苯进料料流的实例是符合ASTM D5211_07"用于对二甲苯原料的二甲苯类的标准规范"（Standard Specification for Xylenes for p-Xylene Feedstock)的C9和更高沸点芳香族经类最多为1重量％的技术规 格的混合二甲苯进料料流。然而，如果进料到pX单元的新鲜进料料流包含更大量的A9+，则 优选地将该进料料流通过料流260在低于侧馏物的塔板位置处导向侧馏塔装置。含有更大 量A9+的pX单元新鲜进料料流可以包括上游重整产物分离器的A8+塔底料流或来自于TDP、 STDP、TOL/A9+或A9+烷基转移单元的A8+料流。如果存在进料到pX单元的多个新鲜进料料 流，将它们导向侧馏塔装置中的相同或不同进料塔板，可能是合乎需要的。将进料料流通过 料流237送往侧馏塔装置，相对于通过料流260进料该料流来说节省能量。
[0042]第二蒸气料流233可能包含氢并且可以被再循环到反应器。一部分料流233可以通 过料流241排出。剩余料流(料流242)可以在压缩机243中压缩以产生压缩机排放料流244。 压缩机排放料流244可以与氢补充料流245合并以形成料流208。
[0043]侧馏塔装置235可以包括侧馏塔重沸器246和侧馏塔冷凝器247。侧馏塔装置235可 以产生侧馏料流236、侧馏塔废气料流248、顶部液体产物249和侧馏塔底产物250。侧馏料流 236可以包含C8芳香族化合物和C8环烷烃。侧馏料流236也可能含有超过70 %的来自于反应 器流出物料流220的C8环烷烃。侧馏塔顶部产物可能包含含有轻馏分的塔顶蒸气料流(侧馏 塔废气料流248)和含有C7-烃类的塔顶液体料流(顶部液体产物249)。侧馏塔底部产物250 可能包含C9+烃类。
[0044]侧馏料流236(或其至少一部分)可以被提供到对二甲苯回收区段202,所述区段可 以产生对二甲苯料流251和贫对二甲苯料流20UpX回收区段202可以是结晶pX回收区段。pX 回收区段202被显示为单一框。然而，它可能包含大量设备件，例如栗、热交换器、结晶器和/ 或重衆化罐(re-s 1 urry drum)、固体分离装置等。结晶器可以是带夹套的结晶器，由制冷剂 通过夹套流通进行冷却。结晶PX回收区段可以包括制冷区段，例如级联式乙烯/丙烷或乙 烯/丙烯制冷区段。某些结晶器可以通过乙烯制冷剂冷却，某些结晶器可以通过丙烷或丙烯 制冷剂冷却。
[0045]贫对二甲苯料流201可能含有一部分C8环烷烃，并且可以被再循环到反应器223。 在示例性实施方式中，贫对二甲苯料流201可能包含结晶区段进料料流252中的至少80%、 优选地基本上所有的C8环烷烃。料流252可以在一个或多个冷却单元(未示出）中冷却，然后 被导向pX回收单元202。一部分侧馏料流236也可用于预加热第二加热单元206中的液体料 流204。所述部分可以通过单元214,其可以是热交换器的热侧，所述热交换器具有单元206 作为其相应的冷侧。
[0046]图4示出了具有分馏区段435的pX单元，所述分馏区段435包含本质上作为单一侧 馏塔运行的两个分开的塔，即脱庚烷塔(单元446)和二甲苯分离塔(单元447)。通过栗403提 高从pX分离区段402返回的贫pX料流401的压力，以产生料流404。液体料流404可以被提供 到第一加热单元405和第二加热单元406,以产生预加热的液体料流407。液体料流404可能 包含乙苯、二甲苯异构体和C8环烷烃。预加热的液体料流407可以与再循环气体料流408合 并以产生反应器进料料流409。
[0047]反应器进料料流409可以在第三加热单元410中进一步加热。第一加热单元405、第 二加热单元406和第三加热单元410可以是热交换器。单元405可以是热交换器的冷侧，所述 热交换器具有单元411作为相应的热侧。在这种情形中，虚线412表示热侧与冷侧之间的热 交换，因此冷液体料流404可以被热料流413预加热。单元406可以是热交换器的冷侧，所述 热交换器具有单元414作为其相应的热侧。在这种情形中，虚线415表示热侧与冷侧之间的 热交换，因此冷液体料流416可以被热侧馏料流417预加热。单元410可以是热交换器的冷 侦I所述热交换器具有单元418作为其相应的热侧，然后虚线419表示热侧与冷侧之间的热 交换，因此冷反应器进料料流409可以被热反应器流出物料流420预加热，以产生预加热的 反应器进料料流421。料流421的温度可以在可以是炉的单元422中通过加热进一步提高到 所需反应器入口温度。
[0048]预加热的反应器进料料流421可以被进料到反应器423,在那里它可以在催化剂上 与氢反应以产生反应器流出物料流420。所述催化剂可以是乙苯异构化类型的催化剂。乙苯 异构化催化剂可以包含酸催化剂和能够对反应器进料料流中的芳环进行加氢和脱氢以形 成芳香族化合物和相应环烷烃的近平衡水平的强加氢催化剂。反应器流出物料流420可以 被提供到第一冷却单元418以产生第一冷却的反应器流出物料流424,所述料流424处于高 于料流409的温度的温度下。第一冷却单元418可以是热交换器。
[0049] 第一冷却的反应器流出物料流424可以被导向高温分离器425,在那里它可以被分 离以产生第一蒸气料流426和第一冷凝液体料流427。第一蒸气料流426可以在首先用于预 加热侧馏塔进料料流428之后，用于预加热第一加热单元405中的液体料流404。第一蒸气料 流426可以在第二冷却单元429、第三冷却单元(热交换器单元411)和第四冷却单元430中冷 却，以产生冷却的第一蒸气料流431，所述料流431处于接近环境温度的温度下，优选在环境 温度的约5摄氏度至约30摄氏度之内。料流231可以是包含蒸气和液体两者的两相料流。第 二冷却单元429和第三冷却单元411可以是热交换器。第四冷却单元430可以是空气或水冷 却单元。冷却的第一蒸气料流431可以被导向低温分离器432,在那里它可以被分离以产生 第二蒸气料流433和第二冷凝液体料流434。第一冷凝液体料流427和第二冷凝液体料流434 可以被提供到侧馏塔装置435以产生侧馏料流436。
[0050]第二蒸气料流433可能包含氢并且可以被再循环到反应器。可以取出一部分料流 433作为排出料流441。剩余料流(料流442)可以在压缩机443中压缩以产生压缩机排放料流 444。压缩机排放料流444可以与氢补充料流445合并以形成料流408。
[0051]在这种配置中，侧馏塔装置435可以包括也起到稳定器作用的脱庚烷塔单元446和 二甲苯分离塔447。稳定器446可以包括稳定器冷凝器448，并且二甲苯分离塔可以包括二甲 苯分离塔重沸器449。取消了现有技术流程（图1)的脱庚烷塔/稳定器重沸器和二甲苯分离 塔冷凝器。二甲苯分离塔447可以产生二甲苯分离塔顶部产物450和二甲苯分离塔底部产物 451。二甲苯分离塔底部产物451可能包含C9A+烃类。二甲苯分离塔顶部产物450可以是被导 向稳定器446的底部的蒸气料流，在本质上为稳定器446提供再沸。积累侧馏液体的稳定器 446的底部基本上等同于烟囱式塔板301周围的区域（图3)。因此，稳定器446和二甲苯分离 塔447本质上作为单一侧馏塔运行。稳定器446可以产生包含轻馏分452的稳定器废气蒸气 顶部产物和包含C7-的稳定器塔顶液体产物453和作为侧馏料流436的稳定器底部产物。第 一冷凝液体料流427可以被提供到二甲苯分离塔447,并且第二冷凝液体料流434可以在高 于侧馏料流436的位置处被提供到稳定器446。第二冷凝液体料流434可以与作为进料到pX 单元的新鲜混合二甲苯进料的料流437合并，并在单元438中预加热以产生预加热的第二冷 凝液体料流439,然后被导向稳定器446。单元置438可以是热交换器的冷侧，所述热交换器 具有单元429作为相应的热侧。虚线440表示单元438与429之间的热传递。
[0052]如果进料到pX单元的新鲜进料含有少于约3重量％的六9+，则所述新鲜进料优选地 通过料流437导入。含有少于约3重量％的六9+的混合二甲苯进料料流的实例是符合ASTM D5211_07"用于对二甲苯原料的二甲苯类的标准规范"（Standard Specification for Xylenes for p-Xylene Feedstock)的C9和更高沸点芳香族经类最多为1重量％的技术规 格的混合二甲苯进料料流。然而，如果进料到pX单元的新鲜进料料流包含更大量的A9+，则 优选地将该进料料流通过料流460在低于侧馏物的塔板位置处导向塔447。含有更大量A9+ 的pX单元新鲜进料料流可以包括上游重整产物分离器的A8+塔底料流或来自于TDP、STDP、 T0L/A9+或A9+烷基转移单元的A8+料流。如果存在进料到pX单元的多个新鲜进料料流，将它 们导向侧馏塔装置中的相同或不同进料塔板，可能是合乎需要的。将进料料流通过料流437 送往侧馏塔装置，相对于通过料流460进料该料流来说节省能量。
[0053]侧馏料流436可能包含C8芳香族化合物和C8环烷烃。侧馏料流436也可能含有来自 于反应器流出物料流420的超过70%的C8环烷烃。侧馏料流436(或其至少一部分)可以被提 供到对二甲苯回收区段402,所述区段可以产生对二甲苯产物料流455和贫对二甲苯料流 401。贫对二甲苯料流401可能含有一部分C8环烷烃，并且可以被再循环到反应器423。在示 例性实施方式中，贫对二甲苯料流401可能包含结晶区段进料料流456中至少80%、优选地 基本上所有的C8环烷烃。料流456可以在一个或多个冷却单元(未示出）中进一步冷却，然后 被导向pX回收单元402。一部分侧馏料流436也可用于在第二加热单元406中预加热液体料 流404。
[0054] pX回收区段402优选为结晶pX回收区段。它被显示为单一框。然而，它包含大量设 备件例如结晶器、重浆化罐、栗、热交换器、容器等。结晶器可以是带夹套的结晶器，由制冷 剂通过夹套流通进行冷却。结晶PX回收区段可以包括制冷区段，例如级联式乙烯/丙烷或乙 烯/丙烯制冷区段。某些结晶器可以通过乙烯制冷剂冷却，某些结晶器可以通过丙烷或丙烯 制冷剂冷却。
[0055]在某些实施方式中，一部分第一冷凝液体料流227或427可以被提供到高于侧馏料 流236或436的位置处，这将引起重沸器负荷的进一步降低，但也将引起轻馏分和重馏分与 侧馏料流的分离更加不良。优选地，尽管不是必需地，将所述一部分第一冷凝液体料流227 或427导向与第二冷凝液体料流239或439相同的进料塔板。一部分第二冷凝液体料流239或 439可以被提供到低于侧馏料流236或436的位置。这将提高重沸器负荷，因为被送往二甲苯 分离塔447的低于侧馏物的任何液体必须被气化到图4的二甲苯塔顶料流450中或图2的侧 馏塔235的上方部分中。然而，这通常将改善副产物与侧馏料流的总体分离。一部分侧馏料 流236或436可以被再循环到低于侧馏料流的位置。这将提高轻馏分和重馏分与侧馏物的分 离，但也将提高重沸器负荷。被导向侧馏物上方的料流227或427的量、被导向侧馏物下方的 料流239或439的量以及被导向侧馏物下方的液体料流258或457的量，可以通过在线优化器 进行优化。
[0056]图2和4的异构化和分馏区段利用了"部分冷凝"流程。在部分冷凝流程中，反应器 流出物中的可冷凝烃类在至少两个鼓式分离器中冷凝。可冷凝烃类意味着在鼓式分离器中 从反应器流出物冷凝的全部烃类。首先将反应器流出物冷却到大体上高于环境温度的温 度，以便形成仅代表一部分可冷凝烃类的第一冷凝液体料流，并将该第一冷凝液体料流在 第一鼓式分离器、即高温分离器(HTS)罐中分离，然后将来自于该罐的未冷凝的蒸气进一步 冷却，以便形成第二冷凝液体料流并将其在第二罐、即低温分离器(LTS)罐中分离。在图2 中，单元225是HTS罐，单元232是LTS罐。在图4中，单元425是HTS罐，单元432是LTS罐。
[0057] 在HTS罐中冷凝少于约70%、优选地少于约60%、例如少于约50%的来自于反应器 流出物的可冷凝烃类，可能是理想的。这可以通过使用低效进料/流出物交换器(单元210和 218或单元410和418)，或者优选地通过使用更高效的进料/流出物交换器，但是通过在进 料/流出物交换器之前将再循环气体预加热和/或将包含反应器进料的料流加热至更高温 度，来实现。使用更高效的进料/流出物交换器是优选的，因为它引起异构化区段中能耗较 低。然而，效率更低的进料/流出物交换器更小，需要更小的表面积，因此成本比更高效的进 料/流出物交换器更低。预加热这些料流和使用效率更低的进料/流出物交换器导致来自于 进料/流出物交换器的热侧流出物更热，并且在HTS罐中的冷凝更少。
[0058]在图2和4中，首先，在从HTS罐出来的热蒸气被用于预加热塔进料之后，用所述热 蒸气预加热异构化液体进料(料流204或404)，然后再用来自于侧馏塔装置的热液体侧馏物 预加热所述异构化液体进料。首先用来自于HTS罐的蒸气预加热也起到在LTS罐之前在用最 终空气或水冷却器进行最终冷却之前冷却HTS蒸气料流的作用，这降低了最终冷却器所需 的功率并使该交换器更小。
[0059]图4的二甲苯分离塔接收仅代表反应器流出物中的一部分可冷凝烃类的液体进 料，并将该料流分离成二甲苯分离塔塔顶蒸气料流和二甲苯分离塔塔底液体料流(A9+副产 物料流）。正如上面指出的，高效乙苯异构化催化剂产生非常少的A9+副产物，因此塔底料流 与二甲苯塔进料料流相比非常小。
[0060] 在图4中，二甲苯分离器的重沸器负荷、即分馏区段所需的能量的量，等于将进入 该塔的任何液体进料料流427和457转变成蒸气塔顶料流450和A9+塔底料流451所花费的能 量的量。当新鲜进料主要包含C8A和很少的C9A+时，产生A9+料流所花费的能量的量非常小， 这是因为该料流流速小，并且只需要显热将A9+料流中的组分从HTS的温度升温到A9+料流 的更高温度。由于汽化热大大超过显热，因此二甲苯塔重沸器的大部分能量与将进入塔的 液体进料料流中的组分转变成二甲苯分离塔塔顶蒸气的状态，即将大部分HTS液体料流气 化到料流450中的蒸气状况所需的热量相关。图2和4显示，一部分侧馏物可以作为回流物供 应到侧馏物下方的区段。该料流可以被导向低于侧馏物的塔板。然而，当侧馏物充当通往结 晶PX回收区段的主要C8A进料料流时，为了提供轻质和重质副产物的所需分离，提供这种回 流料流可能不是必需的。
[0061] 如果侧馏物回流料流为零，并且由于HTS液体料流优选地占反应器流出物中可冷 凝烃类的不到约50-70 %，在这一流程中进行分离所需的能量的量低于ERTVRE的约50-70%。与现有技术流程相比较低的重沸器负荷意味着蒸出速率较低，图2的侧馏塔的顶部和 底部区段两者中或图4的稳定器和二甲苯分离塔两者中流通量较少，以及因此塔的直径较 小且成本较低。除了节约能量之外，资本节省是在本公开中使用的分馏流程的另一个优点。
[0062] 在某些实施方式中，HTS罐的蒸气料流中的烃类可以在一个或多个另外的中温分 离器(MTS)罐中部分冷凝，然后在LTS罐中冷凝另外的烃类。例如，料流213或413可以是具有 蒸气和液体的两相，并且可以将该料流通过MTS罐以将蒸气与液体分离开。在这些MTS罐中 分离的液体可以被导向侧馏物上方或下方的进料塔板。将它们导向侧馏物上方与将它们导 向侧馏物下方相比导致重沸器负荷更低，但是降低了副产物与侧馏物料流的总体分离。 [0063] 正如上面提到的，图2的一部分侧馏物253或图4的稳定器塔的一部分塔底产物457 (图4的"侧馏物"）可以被导向侧馏物下方，以提供回流物到图2的侧馏塔或图4的二甲苯分 离塔的底部部分。这将改善副产物与侧馏物料流的分离，但是将引起能耗提高，因为该回流 液体必须被气化。回流也可以在图2的侧馏塔中由内部提供，例如通过在侧馏塔中用于收集 侧馏液体的烟肉式塔板上的溢出来提供。优选地，不将侧馏物的任何部分通过这种方式用 作回流物。
[0064]在其他实施方式中，通往pX单元的新鲜进料是作为催化重整单元重整产物分离器 的塔底产物产生的C8+料流，图2的新鲜进料料流237或图4的料流437优选地可以作为料流 260或460被导向侧馏塔235或二甲苯分离塔447的底部区段中低于侧馏物的塔板。
[0065] 使用如图2中所示的包含侧馏塔的分离流程或如图4中本质上作为使用侧馏物的 单一塔运行的双塔流程，相对于在如上所述的现有技术分离流程(例如图1)中使用的顺序 的稳定器、脱庚烷塔和二甲苯分离塔，节省了能量和资本成本。本发明人令人吃惊地发现， 当使用图2或4的使用部分冷凝从利用乙苯异构化催化剂的反应器的流出物中分离副产物 的分馏流程时，可以在侧馏物中高效回收C8环烷烃，同时相对于现有技术的顺序塔流程节 约能量和资本。然后可以将所述环烷烃通过PX回收区段并导入到pX回收贫pX料流中，随后 高效再循环到异构化反应器，而不需独立的环烷烃塔。 实施例
[0066] 比较例1
[0067] 本实施例说明了使用现有技术中的顺序脱庚烷塔和二甲苯分离塔从含有EB异构 化类型的催化剂的异构化反应器的反应器流出物分离副产物所需的能量的量。
[0068] 使用Aspen Technology,Inc?的Aspen Plus过程模拟程序来模拟pX单元的异构化 和分馏区段的部分，所述PX单元使用EB异构化类型的催化剂和现有技术中的顺序脱庚烷塔 和二甲苯分离塔，其可以产生适合作为选择性pX吸附区段的进料的料流。从模拟选择的料 流条件和组成提供在下面的表1中。
[0069]表1.通过模拟预测的比较例1的料流组成和条件
[0071] 将pX选择性吸附区段中作为提余液塔的塔顶料流产生的吸附单元提余液冷却至 125 °C，以变成异构化液体进料。出于模拟的目的，假设所述异构化进料中的C9A+包含0.05 重量％的甲基乙基苯和0.03重量％的三甲苯。
[0072] 将所述异构化液体进料与出于模拟的目的假设为100摩尔％的氢的再循环气体以 4的H2:Hc摩尔比混合。合并的再循环气体和异构化液体进料在被侧馏物预加热后的温度为 228°F (108.9°C )。将所述预加热的与再循环气体混合的异构化液体进料在进料/流出物热 交换器中加热至640°?(338°〇的温度，并在炉中进一步加热以提供1 = 720°?(382°(：)和？= 105psig(825 ? 3绝对kPa(kPaa))的反应器入口条件。
[0073] 所述反应器用两个ASPEN区块即ASPEN RST0IC区块和ASPEN REQUIL区块来模拟。 为这些区块选择参数以提供具有如表1中所示的组成的反应器流出物。
[0074] REQUIL区块的参数被设置成提供二甲苯异构体和C8N异构体的模拟的平衡分布。 因此，反应器区块近似模拟如参考文献中所报道的Sinopec RIC-200催化剂的性能。参见 Q.Hou和Z. Liang，石油化工（中文），翌，1325(2011)。
[0075]将反应器流出物在进料/流出物交换器中冷却，并在空气冷却器中进一步冷却并 将其送往蒸气-液体分离器，在那里将它在下述条件下分离:T = 43°C，P = 728.7kPa。将鼓式 分离器液体预加热到204°C，然后送往脱庚烷塔。
[0076]脱庚烷塔被模拟成含有42个理论级，并将进料送往从顶部起第28个理论级。脱庚 烷塔的设计规格是：1)回流罐温度=120 °F = 48.9 °C，以及2)脱庚烷塔塔底产物中C8N的回 收率为97.1%。塔的塔顶压力被模拟为55.5?5^ = 484.01^&。到回流罐的压力降被假设为 3psi = 20.7kPa。塔的压力降被假设为4psi = 27.7kPa。脱庚烷塔的塔底温度被计算为210.8 r。
[0077]使脱庚烷塔的塔底液体通过粘土处理器以除去烯烃，这对于保护在pX选择性吸附 区段中用作吸附剂的分子筛来说是必需的。在粘土处理器周围的进料/流出物热交换后，将 脱庚烷塔的塔底产物温度调整到191°C，然后将其导向二甲苯分离塔从顶部起第26个理论 级处。所述二甲苯分离塔被模拟成总共具有122个理论级。二甲苯分离塔的塔顶压力被模拟 为90psig = 721.9kPaa。到回流罐的压力降被模拟为5口8丨=34.51^^。二甲苯分离塔的压力 降被模拟为16ps i = 110 ? 3kPa。
[0078] 所述二甲苯分离塔的塔顶蒸气温度被计算为230.5°C，其足以再沸腾选择性吸附 区段的脱庚烧塔和提取、精制和提余液塔。
[0079] 二甲苯分离塔模拟的设计规格为二甲苯分离塔塔底产物中2重量％的08六和C8A塔 顶料流中1 OOppmw的甲基乙基苯(MEB)。将C8A塔顶料流作为进料送往pX选择性吸附区段。 lOOppmw的甲基乙基苯的规格是pX选择性吸附进料的典型规格，以防止通常为对二乙苯的 解吸剂的污染。
[0080] 二甲苯分离塔的计算的吸收重沸器负荷为324.4MMBTU/hr(342.2GJ/hr)。从预加 热的进料到脱庚烧塔的条件到二甲苯分离塔的塔顶蒸气的条件(P = 90psig(721.9kPaa)计 算的将所有鼓式分离器液体气化所需的负荷为144.60MMBTU/hr(152.6GJ/hr)，所述所有鼓 式分离器液体等于来自于反应器流出物的可冷凝物的总量。因此，二甲苯分离塔重沸器负 荷等于ERTVRE的2.24倍。脱庚烷塔塔底产物中基本上所有的C8环烷烃被回收在二甲苯分离 塔的C8A塔顶料流中。然后将该料流送往pX选择性吸附区段，在那里基本上所有的C8环烷烃 被回收在提余液中，然后被再循环到反应器。
[0081 ] 实施例1
[0082] 使用Aspen Technology,Inc?的Aspen Plus过程模拟程序来模拟结晶pX单元的异 构化和分馏区段的部分，所述结晶PX单元使用EB异构化类型的催化剂并利用与本发明的教 示相一致的部分冷凝和侧馏分馏塔。模拟的详细情况提供在下文中。
[0083] 反应器液体进料的组成示出在下面的表2中。为了模拟，假设异构化液体进料速率 为1，000,000113/1^(453,5921^/1^)。这是与比较例1相同的流速和组成。从模拟选择的料流 条件和组成提供在下面的表2中。
[0084] 表2.通过模拟预测的实施例1的料流组成和条件
[0086] 将异构化液体进料在与图2类似的部分冷凝流程中，通过与来自于HTS罐的蒸气的 热交换并最终通过与热侧馏物的热交换，预加热到320 °F (160 °C )的最终温度。这一模拟的 侧馏物温度被计算为391.1°F (199.5°C )。出于模拟的目的，异构化进料中的C9A+被假设包 含〇.〇5重量％的甲基乙基苯和0.03重量％的三甲苯。
[0087] 将所述异构化液体进料与出于模拟的目的假设为100摩尔％的氢的再循环气体以 4的H2:Hc摩尔比混合。合并的再循环气体和异构化液体进料在被侧馏物预加热后的温度为 228°F (108.9°C )。将所述预加热的与再循环气体混合的异构化液体进料在进料/流出物热 交换器中加热至640°?(338°〇的温度，并在炉中进一步加热以提供1 = 720°?(382°(：)和？= 105psig(825.3kPaa)的反应器入口条件。
[0088] 所述反应器用两个ASPEN区块即ASPEN RST0IC区块和ASPEN REQUIL区块来模拟。 为这些区块选择参数以提供具有如表2中所示的组成的反应器流出物。REQUIL区块的参数 被设置成提供二甲苯异构体和C8N异构体的模拟的平衡分布。因此，反应器区块近似模拟如 参考文献中所报道的Sinopec RIC-200催化剂的性能。参见Q.Hou和Z.Liang，石油化工（中 文），40，1325(2011)。
[0089] 将反应器流出物在进料/流出物交换器中冷却，在HTS分离器中分离成蒸气和液体 料流，然后将HTS罐蒸气通过几个热交换器进一步冷却，然后分离成LTS料流中的蒸气料流 和液体料流。HTS分离器的模拟条件为T = 268.3°F (131.3°C)和P = 94psig(749.4kPaa)。LTS 分离器的模拟条件为T = 100°F (38°C)和P = 85psig(687 ? 4kPaa)。
[0090] 模拟的阶5液体流速为486109113/1^(2204951^/1^)，模拟的1^3液体流速为 493826113/1^(2239961^/1^)。因此，肌3罐中可冷凝物的分数为49.6%。将1^3液体预加热到 240°F(116°C)，然后导向侧馏塔装置。对于这种情况来说，将100,0001b/hr(45359kg/hr)的 预加热的LTS液体导向二甲苯分离塔的顶部塔板(低于侧馏物的塔板)这将进料到二甲苯分 离塔的需要被气化到二甲苯分离塔塔顶蒸气条件的反应器流出物可冷凝物的总分数带到 59.8%〇
[0091] 将稳定器和二甲苯分离塔模拟成被配置成如图4中所示本质上作为单一侧馏塔运 行。稳定器被模拟成具有51个理论级，二甲苯分离塔被模拟成具有31个理论级。稳定器的进 料塔板被模拟成在从顶部起第16个理论级上，二甲苯分离塔的进料塔板被模拟为它的顶部 塔板，即侧馏物下方的塔板。基本上不向二甲苯分离塔提供侧馏物回流（O.OOllb/hr (0.0005kg/hr))。稳定器的塔顶压力被模拟为40psig(377. lkPaa)。对于两个塔的每个理论 级来说，假设0.1psi(0.69kPa)的塔板压力降。为二甲苯分离塔计算的重沸器负荷为 117.5MMBTU/hr (124. OGJ/hr)。在分开的模拟中，将通往稳定器的预加热的LTS液体进料与 通往二甲苯分离塔的HTS液体进料合并，然后在Aspen Plus加热器区块中，在二甲苯分离塔 塔顶压力和1.0的蒸气分数下气化。将合并的料流气化所需的计算负荷为201.3MMBTU/hr (212.4GJ/hr)。因此，重沸器负荷等于ERTVRE的仅仅0.584倍。
[0092]所述模拟预测HTS和LTS液体料流中97.1%的C8N被回收在侧馏物中，并因此将通 过贯穿PX回收区段的通路高效再循环到反应器，其中基本上所有的C8N最终进入结晶pX回 收区段的贫PX料流中，所述贫pX料流变成异构化液体进料。
[0093] 比较例2
[0094]对于如上所讨论的比较例1来说，使用Aspen Plus模拟程序来模拟pX单元的异构 化区段和分馏区段的部分，所述PX单元使用EB异构化类型的催化剂和顺序脱庚烷塔和二甲 苯分离塔。所述模拟不试图关闭PX单元的再循环气体回路或主液体回路。比较例1的目的是 显示反应器流出物中的环烷烃可以被高效捕获在作为二甲苯分离塔的塔顶产物的C8料流 中，所述料流可以被送往选择性吸附单元进行PX回收。所述模拟中的反应器区块近似模拟 如参考文献中所报道的Sinopec RIC-200催化剂的性能。参见Q.Hou和Z.Liang，石油化工 (中文），40，1325(2011)中具有该论文中提供的组成的固定进料。不关闭回路的原因是所述 论文没有提供通往PX单元的新鲜进料的组成。
[0095]对于比较例2来说，模拟的过程如图1中所示，但具有两个例外之处：1)塔的规格被 选择成使得C8环烷烃主要被回收在料流138而不是料流137中，因此取消了环烷烃塔130以 及料流102和139;并且2)正如UOP Parex翁选择性吸附过程通常的那样，一些甲苯滴落到 稳定器塔底料流138中。该T0L进入二甲苯分离塔129的塔顶，并被进料到选择性吸附pX回收 区段106。该T0L大部分在Parex?装置中的精加工塔中作为料流144被移除。因此，所述模拟 包括分离器区块，其将一部分该T0L作为纯T0L料流从料流103中分离，使得料流101中的T0L 减少到〇. 52重量％，这与Sinopec论文的表8的第一列中液体反应器进料中的TCL匹配。
[0096] 对于比较例2来说，关闭再循环气体回路和主液体回路，估算新鲜进料组成，并改 变ASPEN反应器区块中的反应参数以密切匹配液体进料组成（图1的料流105)和由鼓式分离 器液体组成所代表的反应器流出物组成（图1的料流120)两者。这与Sinopec论文的表8的第 一列的反应器进料和产物的组成匹配。通过反复试验，可以估算与Sinopec论文的液体进料 EB含量匹配的新鲜进料中EB与二甲苯异构体的比率。得到的比率低于仅作为来自于重整产 物的馏分得到的新鲜进料的典型比率，这表明所述进料可能是重整产物C8A+和具有低EB浓 度、例如来自于T0L/A9+烷基转移单元的C8A+料流的组合。
[0097] 必需假设新鲜进料中C9A+的量。假设C9A+的量能够为芳香族化合物综合设施在来 自于重整产物二甲苯和来自于T0L/A9+烷基转移单元的C8A+料流的合并进料料流中提供典 型的C9A+与C8A比率。出于本实施例的目的，新鲜料流中C9A+与C8A的准确比率并不重要，因 为C9A+将被非常高效地分离到二甲苯分离塔塔底料流中。然而，重要的是在将比较例2与实 施例2进行比较时使用相同的新鲜进料组成。
[0098] 在上面概述的步骤之后，发现具有表3中的组成的新鲜进料以及迭代计算的假设 的反应器性能参数可以密切匹配在Sinopec论文的表8的第一列中报道的反应器进料和产 物组成两者，如表4中所示。用于比较例2的新鲜进料速率为3896551b/hr( 176746kg/hr)。 [0099]表3.估算的新鲜进料组成
[0101]表4.模拟的进料和产物与Sinopec论文中所报道的进料和产物的比较
[0103] 用于比较例2的其他相关技术规格如下：将鼓式分离器液体预加热至204°C的温 度，然后进料到总共具有42个理论级的脱庚烷塔从顶部起的第28个理论级。脱庚烷塔的计 算吸收负荷为76.7MMBTU/hr(80.9GJ/hr)。对于脱庚烷塔模拟来说，假设下列技术规格：1) 塔顶冷凝器出口温度为120 °F (48.9 °C ); 2)脱庚烷塔塔顶液体产物料流中C8A为1重量％ ;并 且脱庚烷塔塔底料流中T0L为0.55重量％。选择性吸附pX单元通常将一些T0L滴入到脱庚烷 塔塔底料流中，并且该T0L大部分最终进入到选择性吸附单元的提取料流中，并且随后大部 分作为图1的料流144，作为来自于选择性吸附精制T0L的T0L产物被移除。T0L作为这个塔的 塔顶料流被获取，并且PX产物作为塔底料流被获取。
[0104] 二甲苯分离塔的设计规格为C9A+二甲苯分离塔塔底产物中2重量％的08六和二甲 苯分离塔的C8A塔顶料流中lOOppmw的MEB，所述塔顶料流是进料到选择性吸附单元的进料。 [0105]将脱庚烷塔塔底产物（图1的料流138)进料到具有112个理论级的二甲苯分离塔从 顶部起的第26个理论级。合并的新鲜料流假设处于178.3°C的温度下，作为上游塔的塔底产 物过来并被进料到从顶部起的第66个理论级（图1的料流140)。
[0106]脱庚烷塔的吸收负荷被计算为76.6MMBTU/hr(80.9GJ/hr)，二甲苯分离塔的吸收 负荷被计算为343.3MMBTU/hr (362.2GJ/hr)。在来自于二甲苯分离器的顶部塔板的塔顶蒸 气的压力（P = 90psig(721 . 9kPaa))下将鼓式分离器液体气化所需的计算负荷为 121.8MMBTU/hr(128.5GJ/hr)。因此，二甲苯分离塔的重沸器负荷为ERTVRE的2.82倍。脱庚 烷塔和二甲苯分离塔的合并的吸收负荷为ERTVRE的3.45倍。
[0107] 比较例2的一些计算的料流组成、流速和条件提供在表5中。
[0108] 表5.通过模拟预测的比较例2的料流组成和条件
[0110] 所述模拟预测在进料到分馏塔的鼓式分离器液体中，85.8%的环烷烃被回收在二 甲苯分离塔塔顶液体中。
[0111] 实施例2
[0112]对于如上所讨论的实施例1来说，使用Aspen Plus模拟程序来模拟pX单元的异构 化区段和分馏区段的部分，所述PX单元使用EB异构化类型的催化剂、侧馏塔和部分冷凝流 程。所述模拟不试图关闭PX单元的再循环气体回路或主液体回路。实施例1的目的是显示反 应器流出物中的环烷烃可以被高效捕获在侧馏料流中，所述侧馏料流可以被送往结晶PX回 收单元。所述模拟中的反应器区块密切匹配如参考文献中所报道的Sinopec RIC-200催化 剂的性能。参见Q.Hou和Z.Liang，石油化工（中文），40,1325(2011)中具有该论文中提供的 组成的固定进料。
[0113] 在本实施例中，估算了EB异构化催化剂在具有结晶pX回收区段的pX单元中的性 能，以显示可以使用侧馏塔和部分冷凝将反应器流出物中的C8环烷烃高效捕获在pX单元的 侧馏物中。再循环气体和主液体再循环回路汇合。使用与比较例2中估算的相同并提供在表 3中的新鲜进料组成和流速。所述模拟模拟了图4中示出的过程，但具有下列例外之处:新鲜 进料组成与比较例2中估算的相同，并作为图4的料流460被进料到总共具有41个理论级的 塔447的第22个理论级。没有进料通过管线437进料。
[0114] 实施例2的其他相关技术规格如下:将100,0001b/hr(45,359kg/hr)侧馏物作为回 流料流457提供到塔447的顶部塔板。作为部分冷凝流程的一部分，将进料的异构化液体在 区块405中预加热到115.6°C，然后在区块406中预加热到182.2°C。将合并的液体进料和再 循环气体(料流409)在区块409中通过热反应器流出物加热到641.4°C。炉422将所述反应器 进料加热到383°C。
[0115] 正如上面提到的，对于结晶单元来说，由于共晶限制，成为进料到反应器的液体料 流的结晶区段淘汰滤液中的px重量％比选择性吸附单元中的高。对于比较例2来说，成为反 应器的液体进料的选择性吸附单元提余液料流中的pX重量％为0.64重量％，与Sinopec论 文的表8的第1列相一致。对于实施例2来说，淘汰滤液料流401中pX的浓度被假设为9重 量％。
[0116] 对于实施例2来说，通过降低转变成二甲苯的EB的分数直至反应器进料中EB/XYL 的比率略微高于比较例2的EB/XYL比率以确保将EB转变成二甲苯的足够的驱动力，来估算 结晶pX单元中EB异构化催化剂的性能，其中XYL是液体反应器进料中二甲苯异构体的重 量％的总和。作为近似，假设所有副反应的转化从比较例2所确定的它们的值以相同的分数 降低。使用Aspen REQUIL区块在C8A与C8N之间以及C8N异构体之间建立平衡。
[0117] 将为本实施例估算的反应器进料和流出物组成与表5中Sinopec论文的表8的第1 列中的组成进行比较。
[0118] 表6.模拟的进料和产物与Sinopec论文中报道的进料和产物的比较
[0120] 注意，对于结晶情况(实施例2)来说，EB转化降低至约12%，以实现比选择性吸附 情况(比较例2,其中EB转化率为22.9 %)更高的反应器进料中的EB/XYL比率。这将提高再循 环速率。然而，在较低的EB转化率下，估计C8A损失百分数、环损失百分数和其他副反应的程 度降低，这将导致pX得率提高。
[0121] 结晶单元中确切的催化剂性能取决于催化剂选择和优化的反应器条件，包括EB转 化百分率。本实施例的目的是显示通过在结晶PX单元中使用侧馏塔和部分冷凝，可以以比 比较例2的选择性吸附所需的大大减少的重沸器能量将C8环烷烃高效回收在侧馏物中，并 因此高效再循环到反应器。
[0122] 实施例2的一些料流组成和条件包含在表7中。
[0123] 表7.通过模拟预测的实施例2的料流组成和条件
[0125] 所述模拟预测进料到侧馏塔的鼓式分离器液体中91.7%的环烷烃被回收在侧馏 料流中。
[0126] 为塔447计算的吸收重沸器负荷为201.0MMBTU/hr(212.1GJ/hr)。在塔447的塔顶 条件（60psia = 413.7kPaa)下将HTS和LTS鼓式分离器液体转变成蒸气所需的计算负荷为 375.0MMBTU/hr(395.6GJ/hr)。因此，ERTVRE为0.536。注意，尽管对于结晶情况来说再循环 速率较高(将比较例2和实施例2的异构化液体进料速率进行比较），但对于实施例2的结晶 来说，在分馏区段中进行分离所需的绝对负荷远低于比较例2的选择性吸附的情况。
[0127] 尽管上面已根据优选实施方式对本发明进行了描述，但它可以在本公开的精神和 范围之内进行修改。因此，本申请打算覆盖本发明的使用本文公开的总体原理的任何变动、 使用或改编。此外，本申请打算覆盖进入本发明所属技术领域的已知或习惯做法之内并落 于权利要求书的限制之内的对本公开的偏离。
【主权项】
1. 一种方法，所述方法包括： 在反应器中，将包含二甲苯异构体、乙苯、C8环烷烃和氢的反应器进料料流在乙苯异构 化催化剂上进行反应，以便产生包含二甲苯异构体和C8环烷烃的反应器流出物料流； 冷却并分离所述反应器流出物料流，以形成第一冷凝液体料流和第一蒸气料流； 冷却并分离所述第一蒸气料流，以形成第二冷凝液体料流和第二蒸气料流； 将所述第一冷凝液体料流和所述第二冷凝液体料流提供给侧馏塔装置，以产生包含C8 芳香族化合物和一部分所述C8环烷烃的侧馏料流;以及 在对二甲苯回收区段中从所述侧馏料流回收对二甲苯。2. -种用于将环烷烃再循环到反应器的方法，所述方法包括： 在所述反应器中，将包含二甲苯异构体、乙苯、C8环烷烃和氢的反应器进料料流在乙苯 异构化催化剂上，在将所述反应器进料料流中的至少一部分乙苯转变成二甲苯异构体的反 应器条件下进行反应，以便产生包含二甲苯异构体和C8环烷烃的反应器流出物料流； 冷却并分离所述反应器流出物料流，以形成第一冷凝液体料流和第一蒸气料流； 冷却并分离所述第一蒸气料流，以形成第二冷凝液体料流和第二蒸气料流； 将所述第一冷凝液体料流和所述第二冷凝液体料流提供给侧馏塔装置，以产生包含C8 芳香族化合物和C8环烷烃的侧馏料流； 在对二甲苯回收区段中从所述侧馏料流回收对二甲苯； 产生贫对二甲苯料流，其中所述贫对二甲苯料流含有一部分所述C8环烷烃；以及 将所述贫对二甲苯料流再循环到所述反应器。3. 权利要求1或权利要求2的方法，其中将所述第一冷凝液体料流在低于所述侧馏料流 的位置处提供到所述侧馏塔装置，并且其中将所述第二冷凝液体料流在高于所述侧馏料流 的位置处提供到所述侧馏塔装置。4. 权利要求1-3任一项的方法，其中将一部分所述第一冷凝液体料流提供到高于所述 侧馏料流的位置。5. 权利要求1-4任一项的方法，其中将一部分所述第二冷凝液体料流提供到低于所述 侧馏料流的位置。6. 权利要求1-5任一项的方法，其中将一部分所述侧馏料流再循环到低于所述侧馏料 流的位置。7. 权利要求1-6任一项的方法，其中所述乙苯异构化催化剂包含酸催化剂和强加氢催 化剂，所述强加氢催化剂能够对所述反应器进料料流中的芳环进行加氢和脱氢以形成芳香 族化合物和环烷烃的近平衡分布。8. 权利要求1-7任一项的方法，其还包括： 将包含乙苯、二甲苯异构体和C8环烷烃的液体料流预加热以形成预加热的液体料流； 将所述预加热的液体料流与包含氢的再循环气体料流合并以形成所述反应器进料料 流；以及 将所述反应器进料料流提供给所述反应器。9. 权利要求8的方法，其中用所述侧馏料流预加热所述液体料流。10. 权利要求8或权利要求9的方法，其中用所述第一蒸气料流预加热所述液体料流。11. 权利要求1-10任一项的方法，其还包括将所述第二蒸气料流再循环到所述反应器。12. 权利要求1-11的方法，其中所述第一冷凝液体料流的质量低于所述第一冷凝液体 料流与所述第二冷凝液体料流的质量之和的约70%。13. 权利要求2-12任一项的方法，其还包括将所述反应器流出物料流中超过70 %的C8 环烷烃分离到所述贫对二甲苯料流中。14. 权利要求1-13任一项的方法，其中所述侧馏塔装置包含单个蒸馏塔。15. 权利要求1-13任一项的方法，其中所述侧馏塔装置包含超过一个蒸馏塔。16. 权利要求1-15任一项的方法，其还包括： 在所述侧馏塔装置中产生包含轻馏分的塔顶蒸气料流、包含C7-烃类的塔顶液体料流、 包含C9+烃类的塔底料流以及包含C8芳香族化合物并含有来自于所述反应器流出物料流的 超过70%的C8环烷烃的侧馏料流。17. -种用于将环烷烃再循环到反应器的装置，所述装置包含： 预加热器，用于将包含乙苯、二甲苯异构体和C8环烷烃的液体料流预加热以形成预加 热的液体料流，其中将所述预加热的液体料流与包含氢的再循环气体料流合并以形成反应 器进料料流； 反应器，用于将所述反应器进料料流进行反应以产生包含二甲苯异构体和C8环烷烃的 反应器流出物料流； 第一冷却装置，用于将所述反应器流出物料流冷却以产生冷却的反应器流出物料流； 第一鼓式分离器，用于将所述冷却的反应器流出物料流分离成第一冷凝液体料流和第 一蒸气料流； 第二冷却装置，用于将所述第一蒸气料流冷却以产生包含气相和液相的冷却的第一蒸 气料流； 第二鼓式分离器，用于将所述冷却的第一蒸气料流分离成第二冷凝液体料流和第二蒸 气料流； 侧馏塔装置，用于接收所述第一冷凝液体料流和所述第二冷凝液体料流并产生侧馏料 流，其中所述侧馏料流包含C8芳香族化合物和超过70 %的所述C8环烷烃； 对二甲苯回收区段，用于将所述侧馏料流分离成对二甲苯产物料流和贫对二甲苯料 流，其中所述贫对二甲苯料流包含来自于所述侧馏料流的C8环烷烃;以及 再循环装置，用于将所述贫对二甲苯料流再循环到所述反应器。18. 权利要求17的装置，其中所述侧馏塔装置包含单个蒸馏塔。19. 权利要求17的装置，其中所述侧馏塔装置包含底部塔和顶部塔，并且 其中将来自于所述底部塔的塔顶蒸气料流提供到所述顶部塔的底部，并且所述侧馏料 流作为所述顶部塔的塔底液体料流产生。
【文档编号】C07C15/067GK105829269SQ201480069149
【公开日】2016年8月3日
【申请日】2014年11月20日
【发明人】杰弗里·阿伦·阿梅斯
【申请人】Bp北美公司