用于分离来自tol/a9+转烷基化工艺的反应器流出物的能量高效的分馏工艺的制作方法
【专利摘要】本发明公开了方法和设备，所述方法和设备用于对来自TOL/A9+转烷基化反应器的流出物进行能量高效的分离。所述设备包括再沸的预分馏塔和侧取塔，所述侧取塔产生如下料流：1)包括未反应的甲苯的塔顶料流；2)包括未反应的C9+芳族化合物的料流，所述料流的一部分可以被再循环至所述反应器；和3)包括C8芳族化合物的侧取料流，所述侧取料流可以被导向结晶或选择性吸附对二甲苯分离单元以回收对二甲苯产物。
【专利说明】用于分离来自T0L/A9+转烷基化工艺的反应器流出物的能量 高效的分馏工艺
[0001 ]相关申请的交叉参考
[0002]本申请要求2014年2月13日提交的美国临时申请61/939,314号的优先权，所述临 时申请在此通过参考以其完整形式并入。
【背景技术】
[0003]芳族化合物联合机构（compexes)通常从催化重整器获得其进料，但其他来源的混 合二甲苯进料也是可能的，例如源自来自烯烃裂化器的热解汽油的那些。来自重整器的重 整油产物含有:苯(Bz)、甲苯(T0L);C8芳族化合物（乙苯(EB)以及对二甲苯(pX)、间二甲苯 (mX)和邻二甲苯(oX)这三种二甲苯异构体）；以及C9+芳族化合物，所述C9+芳族化合物主要 是C9以及较少量的C10+芳族化合物。大部分芳族化合物联合机构集中在对二甲苯和苯的生 产上，偶尔是邻二甲苯和间二甲苯的生产，但邻二甲苯和间二甲苯的市场不像对二甲苯的 市场那样大。将对二甲苯氧化成对二苯甲酸，将所述对二苯甲酸进行纯化并与乙二醇聚合 以制备聚酯。聚酯用于制备布、膜和瓶。苯用于制备许多有用的衍生物，其终端产物为例如 聚苯乙烯、尼龙、聚碳酸酯和酚醛树脂。
[0004] 为了从给定量的重整油制备最大量的对二甲苯和苯，芳族化合物联合机构可以包 含将重整油中的甲苯和/或C9+芳族化合物转化为二甲苯和苯的单元，包括T0L/A9+转烷基 化(T0L/A9+TA)单元。
[0005] T0L/A9+转烷基化通常在氢气存在下发生。C9+芳族化合物的加工是复杂的，因为 存在许多A9和A10异构体，所述A9和A10异构体根据选择的催化剂可以经历许多不同反应。 在T0L/A9+转烷基化(TA)反应器中发生的反应包括但不限于：
[0006] T0L+T0L = Bz+XYL (1)
[0007] MEB+H2-T0L+C2 (2)
[0008] T0L+TMB = 2XYL (3)
[0009] C3Bz+H2^Bz+C3 (4)
[0010] DMEB+H2-XYL+C2 (5)
[0011] DEB+H2-EB+C2 (6)
[0012] EB+C2-Bz+C2 (7)
[0013] C4Bz+H2^Bz+C4 (8)
[0014] C3XYL+H2-XYL+C3 (9)
[0015] TMB+T0L = TTMB+Bz (10)
[0016] 其中：
[0017] XYL =二甲苯异构体
[0018] MEB=甲基乙基苯(3种异构体）
[0019] TMB =三甲基苯(三种异构体）
[0020] C3Bz =丙基苯(异丙基苯=枯稀和正丙基苯）
[0021] H2 =氢气
[0022] C2 =乙烷
[0023] C3 =丙烷
[0024] DMEB =二甲基乙基苯(6种异构体）
[0025] DEB =二乙基苯（3种异构体）
[0026] C4Bz = 丁基苯(4种异构体）
[0027] C3XYL =丙基二甲苯(包括正丙基二甲苯和称为伞花烃的异丙基二甲苯）
[0028] TTMB=四甲基苯(3种异构体）
[0029] 注意，MEB加氢裂化(反应2)产生T0L，所述T0L能够与TMB反应以形成二甲苯(反应 3)或歧化以形成二甲苯和苯(反应1)。因此，单独的A9+可以是T0L/A9+反应器的进料，即进 料中的T0L可以为零。
[0030] MEB和丙基苯加氢裂化(反应2和4)能够被驱动至非常高的转化率。然而，产生二甲 苯异构体的转烷基化反应(例如反应1和3)受到平衡限制。因此，来自T0L/A9+TA的反应器流 出物含有轻端组分、Bz、XYL以及未反应的T0L和A9+，所述轻端组分包括C2和C3。将反应器流 出物分离成富含轻端组分、Bz、XYL和未反应的T0L和A9+的料流。将T0L和A9+组分再循环至 反应器。将反应器流出物分离成这些料流是能量密集型的并占据这些工艺可变成本的大部 分。
[0031]因此，仍需要其他能量和资本高效的方案来分离来自T0L/A9+转烷基化反应器的 反应器流出物。
【发明内容】
[0032]本发明涉及能量高效地将来自T0L/A9+TA反应器的流出物分离成轻端组分、苯、 T0L、A8和A9+浓缩的料流。在一个方面中，本发明涉及一种方法，所述方法包括：（a)将包含 甲苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物的预分馏塔进料流提供至再沸的预分馏塔以产生预 分馏塔顶部料流和预分馏塔底部料流;和(b)将所述预分馏塔顶部料流和所述预分馏塔底 部料流提供至侧取塔以产生包括甲苯的侧取塔顶部料流和包括C8芳族化合物的侧取塔第 一侧料流。所述方法还可以包括产生包括C9+芳族化合物的侧取塔底部料流。或者，所述方 法可以包括产生:包括A9的侧取塔第二侧料流，其用于在不进一步分馏的条件下再循环至 T0L/A9+转烷基化反应器;和基本上不含A9的C10+侧取塔底部料流。
[0033] 在本发明的各个方面中，所述方法包括从包括C8芳族化合物的所述侧取塔第一侧 料流回收对二甲苯以产生对二甲苯产物料流和对二甲苯贫料流。
[0034] 在本发明的一个具体方面中，将包括苯、甲苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物的 苯塔进料流提供至苯塔以产生包括苯的苯塔顶部料流和包括甲苯、C8芳族化合物和C9+芳 族化合物的苯塔底部料流，其中所述苯塔底部料流是所述预分馏塔进料流。
[0035] 在另一个方面中，通过包括如下步骤的方法得到所述苯塔进料流:将包括轻端组 分、苯、甲苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物的稳定塔进料流提供至稳定塔以产生稳定塔 顶部料流或包括轻端组分的料流和包括苯、甲苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物的稳定塔 底部料流，其中所述稳定塔底部料流是所述苯塔进料流。
[0036] 在本发明的这些和其他方面中，所述方法可以包括将包括轻端组分、苯、甲苯、C8 芳族化合物和C9+芳族化合物的转烷基化反应器流出物料流与包括苯和甲苯的对二甲苯单 元料流混合以产生所述稳定塔进料流。
[0037] 在一个方面中，所述方法包括在高于大气压的压力下运行所述侧取塔并使用所述 侧取塔顶部料流中的冷凝蒸气以产生蒸汽、使所述苯塔再沸、和/或使所述稳定塔再沸。
[0038] 本发明的另一个实施方案涉及一种设备，所述设备包括:再沸的预分馏塔，所述再 沸的预分馏塔用于接收包括甲苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物的预分馏进料流并产生 预分馏塔顶部料流和预分馏塔底部料流;和侧取塔，所述侧取塔用于接收所述预分馏塔顶 部料流和所述预分馏塔底部料流并产生包括甲苯的侧取塔顶部料流和包括C8芳族化合物 的侧取塔第一侧料流。在该实施方案的各个方面中，所述侧取塔还产生包括C9+芳族化合物 的侧取塔底部料流。或者，所述侧取塔还产生:包括A9的侧取塔第二侧取料流，其用于在不 进一步分馏的条件下再循环至T0L/A9+转烷基化反应器;和基本上不含A9的C10+侧取塔底 部料流。
[0039] 在另一个方面中，所述设备包括苯塔，所述苯塔用于接收包括苯、甲苯、C8芳族化 合物和C9+芳族化合物的苯塔进料流并将所述苯塔进料流分离成包括苯的苯塔顶部料流和 包括甲苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物的苯塔底部料流，其中所述苯塔底部料流是所述 预分馏塔进料流。
[0040] 所述设备还可以包括稳定塔，所述稳定塔用于接收包括轻端组分、苯、甲苯、C8芳 族化合物和C9+芳族化合物的稳定塔进料流，并产生包括轻端组分的稳定塔顶部料流和包 括苯、甲苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物的稳定塔底部料流，其中所述稳定塔底部料流 是所述苯塔进料流。
[0041] 所述设备还可以包括混合器，所述混合器用于将包括轻端组分、苯、甲苯、C8芳族 化合物和C9+芳族化合物的转烷基化反应器流出物料流与包括苯和甲苯的对二甲苯单元料 流混合以产生所述稳定塔进料流。
[0042] 在又一个实施方案中，本发明涉及一种包括如下步骤的方法:将包括甲苯和任选 的C9+芳族化合物的反应器进料流在转烷基化反应器中反应以产生包括轻端组分、苯、甲 苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物的转烷基化反应器流出物料流;任选地将所述转烷基化 反应器流出物料流与包括苯和甲苯的对二甲苯单元料流混合以产生包括轻端组分、苯、甲 苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物的稳定塔进料流;在稳定塔中将所述稳定塔进料流分离 以产生包括轻端组分的稳定塔塔顶料流和包括苯、甲苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物的 稳定塔底部料流;在苯塔中将所述稳定塔底部料流分离以产生包括苯的苯塔顶部料流和包 括甲苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物的苯塔底部料流;将所述苯塔底部料流提供至再沸 的预分馏塔以产生预分馏塔顶部料流和预分馏塔底部料流;将所述预分馏塔顶部料流和所 述预分馏塔底部料流提供至侧取塔以产生包括甲苯的侧取塔顶部料流和包括C8芳族化合 物的侧取塔第一侧料流;从包括C8芳族化合物的所述侧取塔侧料流回收对二甲苯；以及从 所述苯塔顶部料流回收苯，其中将至少一部分包含甲苯的侧取塔顶部料流和包含C9+芳族 化合物的侧取塔料流再循环至转烷基化反应器。
【附图说明】
[0043]图1显示了通过PAREX?选择吸附法回收对二甲苯的集成的芳族化合物联合机构。 通过分开的顺序的Bz、TOL、二甲苯分裂器和A9塔将来自T0L/A9+转烷基化反应器的流出物 分离成甲苯、TOL、C8A和C9A+浓缩的料流。
[0044]图2显示了一种用于分离轻端组分、苯、甲苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物浓缩 的料流的分离方案。所述方案包括再沸的预分馏塔，所述再沸的预分馏塔通过包括甲苯、C8 芳族化合物和C9+芳族化合物的苯塔底部料流进料。将再沸的预分馏塔的顶部和底部料流 进料至侧取塔，所述侧取塔产生包括甲苯的侧取塔顶部料流、包括C8芳族化合物的侧取塔 侧料流和包括C9+芳族化合物的侧取塔底部料流。
[0045]图3显示了其中作为侧取塔另外的侧取料流来取出用于再循环至T0L/A9+TA反应 器的A9+材料的方案。侧取塔底部料流包括C10+。
[0046]技术人员应理解，图中的元件是出于简便和清晰的目的而显示的且不一定是按比 例绘制的。例如，图中某些元件的尺寸相对于其他元件可以是夸大的以有助于更好地理解 本发明的实施方案。技术人员还应理解，这些图中的某些元件可以代表包含许多单元操作 和装置的芳族化合物联合机构的区段，所述单元操作和装置例如为反应器、栗、蒸馏塔、栗、 压缩器、换热器和分离装置如过滤器、离心分离器、选择性吸附室等。
【具体实施方式】
[0047]本发明涉及一种能量高效的分馏方法，所述方法用于将T0L/A9+转烷基化(TA)反 应器流出物分离成:轻端组分、苯浓缩的料流;能够被再循环至反应器的T0L浓缩的料流;能 够在不需要另外分馏的条件下直接传递至结晶或选择性吸附对二甲苯回收单元的C8芳族 化合物(A8或C8A)浓缩的料流；以及A9+料流，所述A9+料流能够任选地被进一步分馏以回收 C9芳族化合物(A9或C9A)和C10芳族化合物(A10或C10A)以再循环至T0L/A9+TA反应器。
[0048] 本文中公开的方法和设备相对于现有技术提供某些优势和进步。作为一个实例， 分别在稳定塔和苯塔中分离轻端组分和苯。然后，使用包括再沸的预分馏塔和侧取塔的设 备将包括T0L、A8和A9+(T0L/A8/A9+)的苯塔底部料流分离成富含那些组分的分开料流，所 述侧取塔产生：1)T0L浓缩的塔顶料流；2)A9+浓缩的料流，所述料流可以被再循环至反应 器;和3)A8浓缩的且基本上不含苯、T0L和A9+的侧取料流，所述侧取料流能够被导向结晶或 选择性吸附PX分离单元以回收PX产物。可以提高再沸的预分馏塔和侧取塔的压力，使得侧 取塔的冷凝塔顶蒸气可以用于使稳定塔和/或苯塔再沸并任选地可以用于产生蒸汽。预分 馏塔的塔顶蒸气可以在不冷凝的条件下进料至侧取塔，由此消除了对冷凝器、回流罐和相 关装置的需要。可以从侧取塔取出另外的侧取料流，其浓缩有可以被再循环至反应器的A9 和任选的A10。在此情况中，侧取塔底部包括C10+烃，其可以用于燃料或其他用途。这避免了 对单独的A9塔的需要并进一步节省能量。
[0049] 本领域技术人员应理解，标识符"CX"是指包括X个碳原子的化合物，"CX+"是指包 括X个或更多碳原子的化合物，"CX-"是指包括X个或更少碳原子的化合物。术语"AX"用于表 示包括具有X个碳原子的芳族化合物的料流。例如，A9+可以用于表示包括具有九个以上碳 原子的芳族化合物的料流。"CX芳族化合物"或"CXA"是指具有X个原子的芳族和非芳族化合 物的混合物。因此，例如"C8芳族化合物"或"C8A"意味着表示具有8个碳原子的芳族和非芳 族化合物的料流。类似地，"C8+"可以包含一些A8+和具有8个以上碳原子的非芳族化合物。
[0050] 混合二甲苯是用于不仅包括二甲苯异构体还包括乙基苯(EB)的料流的术语，所述 乙基苯与二甲苯异构体具有相同的分子式(C8H1Q)，但所述乙基苯是具有一个与苯连接的乙 基基团的结构异构体，而在二甲苯异构体的情况中具有两个甲基基团。二甲苯存在三种异 构体:邻二甲苯(〇X)、间二甲苯(mX)和对二甲苯(pX)。总之，将二甲苯异构体和EB称作C8芳 族化合物或C8A。所述C8A的沸点非常接近，因此通过蒸馏将pX从混合二甲苯分离是不实际 的或是不经济的。因此，通过诸如结晶或PX选择性吸附的方法将PX从C8A分离。
[0051] 在本文中使用时，短语"基本上不含"通常是指小于组分的约2重量％，更特别地小 于组分的约1.5重量％，例如如果pX分离单元是结晶单元则小于组分的约1.0重量％。在一 个实施方案中，如果pX分离单元是pX选择性吸附单元，则基本上不含A9+是指小于约 500ppmw、约400ppmw、约300ppmw、约200ppmw或约lOOppmw的A9+或按照pX分离单元的进料流 所另外要求的。
[0052] 在本文中使用时，短语"芳族组分(或组分)浓缩的料流"是指包括那些组分且基本 上不含其他芳族组分的料流。例如，苯浓缩的料流是指主要包括苯且基本上不含T0L、A8和 A9+的料流。C8A+浓缩的料流是指主要包括C8A和C9A+但基本上不含苯和T0L的料流。
[0053]图1中显示了芳族化合物联合机构，所述芳族化合物联合机构包括用于分离来自 T0L/A9+TA单元的反应器流出物的方案。该芳族化合物联合机构包括几个工艺单元，包括： 石脑油加氢处理器（NHT);重整器，如UOP CCR PLATFORMING?单元；提取单元，如U0P SULFOLANE?提取单元;T0L/A9+TA单元，如UOP TAT0RAY?单元;对二甲苯单元，其还包括二 甲苯异构化单元，如将二甲苯异构体异构化并转化乙基苯(EB)的UOP IS0MAR?单元;pX选择 性吸附单元，如UOP PAREX?单元；以及蒸馏塔，所述蒸馏塔用于将来自T0L/A9+TA单元和二 甲苯异构化单元的反应器流出物分离成富含苯、T0UC8A和C9A+的料流。在R.A.Meyers编 辑，石油精炼工艺手册(Handbook of Petroleum Refining Processes),第三版，Mc-Graw-Hill (2004)中能够找到这种芳族化合物联合机构和包括所述芳族化合物联合机构的单元 的各个方面的进一步说明，其以完整形式并入本文中。
[0054]在图1中，将包括C6~C10链烷烃和环烷烃的石脑油料流(料流1)进料至石脑油加 氢处理器(NHT)单元2。所述NHT单元2包括反应器，所述反应器将包含硫和氮的化合物与氢 气(料流未示出）反应并典型地将所述硫和氮的化合物作为轻气体产物如硫化氢和氨气(也 未示出）除去。将加氢处理的石脑油料流(料流3)传递至重整器4。重整器单元4包括反应器， 所述反应器将直链和支链的链烷烃环化以形成环烷烃并将环烷烃脱氢以形成芳族化合物。 所述重整器产生：富含氢气5和轻端组分6的料流;和包括C5+烃的料流(料流7)，其富含包括 苯、甲苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物的芳族化合物。将料流7进料至重整油分裂塔8。所 述重整油分裂塔8产生：富含包括苯和甲苯的C7-烃的塔顶料流(料流9);和包括C8+芳族化 合物的底部料流(料流10)。将料流9进料至提取单元11，所述提取单元11分离:芳族化合物 贫乏的主要包括C5~C7非芳族化合物的残余液料流(料流12);和富含苯和甲苯且基本上不 含非芳族化合物的提取料流(料流13)。将料流13与来自T0L/A9+转烷基化(TA)单元14的液 体流出物组合。T0L/A9+TA单元14包括反应器，所述反应器通过包括反应1~10 (上述）的反 应将至少一部分T0L和A9+转化为包括苯和二甲苯异构体的产物。所述T0L/A9+单元14消耗 来自富含氢气的进料流(未示出）的氢气，并产生轻端组分(未示出）。可以通过稳定器(未示 出）将轻端组分除去，所述稳定器可以是T0L/A9+单元的一部分。
[0055] 来自T0L/A9+TA单元14的稳定的反应器流出物(料流15)包括苯、未反应的T0L、C8A 和未反应的C9A+。将料流15与来自提取单元11的料流(料流13)组合以产生料流16。在顺序 的苯、甲苯、二甲苯分裂器和A9蒸馏塔17、20、24和38中分离组合的料流16中的苯、T0L、C8A 和C9A+。图1显示了任选的共生产作为oX塔35塔顶料流的邻二甲苯产物。
[0056]将料流16导向苯塔17,所述苯塔17产生包括苯且基本上不含其他芳族化合物的塔 顶料流(苯产物料流18 )、和包括C7+芳族化合物的底部料流(料流19)。将料流19导向TOUf 20,所述T0L塔20产生被导向T0L/A9+TA单元14的包括T0L且基本上不含其他芳族化合物的 塔顶料流(料流21)和包括C8+芳族化合物的底部料流(料流22)。
[0057] 将料流22与脱庚烷塔32底部料流(料流34)和重整油分裂器8底部料流(料流10)混 合以形成被导向二甲苯分裂塔24的进料流(料流23)。塔24产生包括C8A和一些T0L并基本上 不含其他芳族化合物的塔顶料流(料流25)和包括C9A+且在此情况中包括组合的二甲苯分 裂塔进料流(料流23)中的大部分oX的底部料流(料流26)。作为塔35的塔顶产物产生邻二甲 苯。在芳族化合物联合机构中共生产〇X是任选的。将包含A9+的塔35底部料流导向A9塔38， 所述A9塔38产生包含A9和典型地一些A10的塔顶料流39,所述料流39被再循环至T0L/A9+TA 单元。取出包含C10+的塔38底部料流作为产物以用作例如燃料或用于其他用途。
[0058]在图1中所示方案的一个实施方案中，在包括PAREX? pX选择性吸附单元的芳族化 合物联合机构中的二甲苯分裂器(XS)的冷凝蒸气可以用于使PAREX?区段(未示出）内的提 取和残余液塔再沸。因此，在冷凝XS塔顶蒸气中可能没有可获得的足够的另外的热量来使 T0L/A9+转烷基化单元的苯塔或甲苯塔再沸。
[0059] 将料流25导向pX回收单元27如UOP PAREX?单元，其产生高纯度的pX产物(料流28) 和pX贫乏的残余液料流(料流29)。当pX回收单元是UOP PAREX?单元时，其还可产生能够被 导向T0L/A9+TA单元14的富含T0L的料流(未示出），所述T0L来自共吸附的T0L。将pX贫乏的 残余液料流(料流29)导向包括反应器的二甲苯异构化单元30,所述反应器将pX贫乏的残余 液中的二甲苯异构化至接近平衡分布，并将至少一部分EB转化为二甲苯异构体或苯和乙 烷。主要将EB转化为二甲苯异构体或苯和乙烷的二甲苯异构化催化剂对本领域技术人员是 熟知的。二甲苯异构化和EB转化反应通常发生在气相中，消耗来自富含氢气的进料流(未示 出）的氢气并可以产生富含氢气的排出料流(未示出）。然而，二甲苯异构化和EB转化过程已 知是在不添加氢气的条件下在液相或超临界相中进行的。
[0060] 来自二甲苯异构化单元30的反应器流出物(料流31)可以被导向脱庚烷塔32,所述 脱庚烷塔32产生C7-料流(料流33)。料流33可以是蒸气料流、液体料流或两者。料流33可以 包含苯和T0L，且可以被进一步稳定以除去轻端组分，然后导向苯塔17或提取单元11以回收 作为产物的苯和用于再循环至T0L/A9+TA单元14的T0L。在图1中未显示该稳定器。
[0061] 脱庚烷塔底部料流(料流34)包括C8A+。将该料流与也包含C8A+的重整油分裂器底 部料流(料流1 〇)和T0L塔20的底部料流(料流22)组合，并导向二甲苯分裂塔24。
[0062]可以将二甲苯分裂器底部料流(料流26)导向oX塔35，所述oX塔35产生ox产物塔顶 料流(料流36)和包括A9+的底部料流(料流37)。将料流37导向A9塔38，所述A9塔38产生:包 括C10+的底部料流(料流40)，其可以作为产物取出以用作例如燃料;和能够被导向T0L/A9+ TA单元的包括A9+的塔顶料流(料流39)。
[0063]现在转向图2，可以将T0L/A9+TA单元的反应器(未示出）流出物料流(料流215)与 提取单元(未示出）的提取料流(料流213)组合以产生稳定塔进料流(料流241)。可以将料流 241在换热器242中预热以产生预热的料流(料流243)，将所述料流243导向稳定塔244。用于 预热料流241的热量可以源自在芳族化合物联合机构内可获得的温热工艺料流。稳定塔244 产生包括轻的蒸气烃的蒸气塔顶料流(料流245)和包括苯、T0L、C8A和C9A+的底部料流(料 流247 )，并可以产生液体塔顶料流(料流246 )，所述液体塔顶料流可以是包括苯和非芳族苯 共沸物的苯拖拽料流。
[0064]料流247可以与包括苯和甲苯的提取单元(未示出）提取料流(料流213)组合以产 生苯塔进料流(料流216)。将料流216导向苯塔217，所述苯塔217产生包括苯的塔顶料流(料 流218)和包括T0L、C8A和C9A+的底部料流(料流219)。
[0065]将料流219导向具有预分馏塔250和侧取塔252的蒸馏设备260,所述预分馏塔250 包括再沸器251。预分馏塔250产生塔顶料流(料流255)，将其作为进料导向侧取塔252。在一 个实施方案中，所述塔顶料流255优选为蒸气料流，但如果预分馏塔250具有塔顶冷凝器则 其可以为液体料流，或者其可以是蒸气和液体料流两者。预分馏塔250还产生液体底部料流 (料流258)，将其作为进料导向侧取塔252。
[0066]侧取塔252产生几个料流，包括用作预分馏塔250回流的液体料流(料流256)、包括 T0L且基本上不含C8A+的塔顶料流(料流221)、包括A8且基本上不含T0L和A9+的侧取料流 (料流257)、以及包括C9A+且基本上不含A8-的底部料流(料流237)。可以将包括T0L的料流 (料流221)再循环至T0L/A9+TA单元(未示出）。可以将包括A9+的底部料流(料流237)导向A9 塔(未示出），所述A9塔可产生可以被再循环至T0L/A9+TA单元的包括A9和一些A10的塔顶料 流、以及可以用作例如燃料的基本上不含A9的包括C10+的底部料流。侧取塔252包括再沸器 253和一个或多个冷凝器254。所述冷凝器可以用于使其他塔如稳定塔244、苯塔217再沸和/ 或用于产生蒸汽。
[0067]除了如下几点之外，图3与图2相同：（1)从侧取塔252取出主要包括A9和一些A10的 附加的侧取料流(料流301)以再循环至T0L/A9+TA反应器;和（2)可以用作例如燃料的包括 C10+的侧取塔底部料流(料流302)。该实施方案消除了对单独的A9塔的需要并进一步降低 用于芳族化合物联合机构的能量和资本。可以将包括A8且基本上不含T0L和A9+的料流(料 流257)导向pX回收区段以回收pX产物。
[0068] 在实施例中提供了预分馏塔和侧取塔的各种实施方案，其包括用于向侧取塔进料 的料流255和258、以及回流料流256和侧取料流257的取出的塔板位置的实例。
[0069] 在某些实施方案中，可以将预分馏塔和侧取塔组合在单壳分隔壁塔中，所述塔具 有用于预分馏侧的再沸器。
[0070] 如实施例中所示，预分馏(PREFRAC)塔和侧取塔(SD-C0L)的组合可以被设计成满 足A8侧取料流中T0L和A9+的要求，使得该料流能够被直接传递至通过选择性吸附或通过结 晶来分离pX的单元。
[0071] 在此处公开的方法和设备的某些方面中，对侧取塔以及因此预分馏塔进行设计以 在足够高的塔顶压力下运行，使得侧取塔的冷凝塔顶蒸气能够用于使苯塔、稳定塔再沸和/ 或产生蒸汽，从而进一步节省能量。本领域技术人员应意识到，具有总冷凝器的塔如SD-C0L 的冷凝塔顶蒸气的温度与所述塔的塔顶压力相关。类似地，塔的底部温度与所述塔的压力 相关，因此塔的压力决定了可用于使所述塔再沸的加热介质的最低温度。饱和蒸汽的压力 与产生所述蒸汽所需要的加热介质的温度相关。在所有情况中，压力越高，温度越高。第一 塔的冷凝塔顶蒸气的温度必须高于通过第一塔再沸的第二塔的底部的温度，且其必须高出 能够提供用于换热的足够驱动力的量。因此，可以提高侧取塔(SD-COL)以及因此预分馏塔 (PREFRAC)的塔顶压力以提供SD-COL的冷凝塔顶蒸气的温度，所述温度比这些蒸气用于再 沸的塔的底部温度或产生蒸汽的饱和温度高约5~约25°C，更优选高约10~约15°C。除了提 供这种温度差之外，提高塔的压力也是可以的，但会提高塔所需要的壁厚度，并由此提高其 成本。
[0072]如果将SD-C0L的冷凝蒸气用于使苯塔再沸，则可以提高SD-C0L的塔顶压力，例如 超过约50psia(绝对值245kPa)。如果蒸汽具有对芳族化合物联合机构内的工艺料流进行加 热或输出至其他单元的价值，则优选提高预分馏塔和侧取塔的压力，使得能够从侧取塔的 冷凝塔顶蒸气产生蒸汽。产生蒸汽使得将一部分投入塔再沸器中的能量回收作为有用的能 量。为了产生中等压力（l〇bar g)蒸汽，可以将SD-C0L的塔顶压力提高到超过约115p s i a (绝 对值793kPa)。如果SD-COL的冷凝塔顶蒸气仅用于产生低压(25psia)蒸汽，则SD-COL塔顶压 力将仅需要提高至超过约22psia(绝对值152kPa)。如果侧取塔的冷凝塔顶蒸气仅用于使稳 定塔再沸，则SD-C0L的塔顶压力可以提高至超过约115psia(绝对值793kPa)。
[0073]在本文中公开的方法和设备的某些实施方案中，通过上述图2或3的分馏方案将来 自T0L/A9+反应器的流出物分离，所述分馏方案被设计成产生A8侧取料流，所述A8侧取料流 满足适用于直接进料至通过选择性吸附来分离pX的单元的低于500ppmw A9+的要求。在各 种实施方案中，A8侧取料流包含低于约2重量％的?!^且更特别地低于约1.5重量％的?!^ 一部分所述T0L可以通过选择性吸附单元(未示出）内的T0L精炼塔来回收。
[0074]在图2和3中所示的某些实施方案中，将稳定塔244设计为脱己烷塔，其中在塔顶料 流245和246中除去非芳族苯共沸物。在此情况中，料流218可以满足适于销售的苯产品的要 求。在其他实施方案中，可以将稳定塔244设计为脱戊烷塔，其中在塔顶料流245和246中将 C5-烃除去，并将苯浓缩的料流(料流218)或稳定塔底部料流247导向提取单元以除去非芳 族苯共沸物。
[0075]通过结晶来分离pX的单元在其进料中能够承受高得多的水平的A9+。商业pX结晶 单元在高达2重量％的六9+或甚至更高的水平下运行。在本发明的另一个实施方案中，通过 上述被设计成产生A8侧取料流的图2和3的分馏方案来分离来自T0L/A9+反应器的流出物， 所述A8侧取料流包含小于约2重量％的六9+，特别是小于约1.5重量％的六9+，且更特别地小 于约1.0重量％的六9+，适用于直接进料至通过结晶分离pX的pX分离区段。采用结晶单元来 分离pX的实施方案比采用选择性吸附单元来回收pX的实施方案需要更少的分离能量。 [0076]在其他实施方案中，包括常规甲苯歧化(TDP)单元、选择性甲苯歧化(STDP)单元的 各种组合的芳族化合物联合机构受益于本发明的分离方案，所述选择性甲苯歧化(STDP)单 元产生富含pX和/或T0L/A9+的二甲苯异构体。
[0077]实施例
[0078]提出如下实施例仅用于解释目的，且不用于限制本发明。
[0079]在实施例中使用包括苯和T0L的pX单元C7_(轻质芳族化合物)料流和具有表1中示 出的组分质量分数的T0L/A9+冷凝的反应器流出物料流。所述冷凝的T0L/A9+反应器流出物 料流包含640ppmw的萘。所述组合物是典型的，但是本领域技术人员已知，所述组合物和流 速取决于多个变量，包括重整油组成以及pX单元和T0L/A9+单元的相对尺寸。
[0080]表1.反应器流出物和px单元料流的典型组成
[0082] 在所有实施例中，将该混合物预热并传送至稳定塔以除去轻端组分，然后传送至 苯塔，在苯塔中从塔顶取出苯浓缩的料流以作为高纯度的苯进行销售或作为提取单元的进 料，在提取单元中通过除去主要为非芳族化合物的残余液料流来对苯进一步纯化。使用 Aspen Technology, Inc的ASPENPlus1'工艺模拟器对所有的塔的性能进行模拟，包括所有塔 的产物料流的组成和条件。对于所有实施例，稳定塔和苯塔的设计保持相同。因此，苯塔底 部的进料速率和组成保持相同。对于苯塔的典型要求是在塔顶中回收98%的苯，和400ppmw 的T0L和基础组分Bz。表2中提供了苯塔底部料流的进料速率、组成和温度。
[0083] 从ASPENpius?模拟获得的所有实施例的苯塔的计算的吸收功率为79.5MMBTU/小 时(23.3MW)，且计算的苯塔底部温度为约150°C。稳定塔的计算的吸收功率为37.7MMBTU/小 时（11.0MW)，且计算的稳定塔底部温度为约184°C。
[0084] 表2.苯塔底部料流的进料速率、组成和温度
[0086] 实施例1:产生适用于直接传送至通过选择性吸附回收pX的单元的A8料流的分离 方案
[0087] 实施例1显示了按照图1的分馏方案通过苯塔底部料流的进一步分馏来产生混合 二甲苯。
[0088] 将苯塔底部料流进料至甲苯塔，所述甲苯塔被模拟成具有52个理论级并在级26处 进料。将离开顶部塔板的蒸气的压力设定为62.3psia(绝对值430kPa)并将冷凝器假定为具 有5psi(34.5kPa)的压降。将设计要求置于T0L塔顶料流中0.5wt%C8A和塔底部料流中的 C 8 A中1重量％ T 0 L的塔模拟。根据模拟计算的吸收的再沸器功率是15 2.6 Μ Μ B T U /小时 (44.7MW)。塔的冷凝的塔顶蒸气的温度为166.2 °C，并且冷凝器的计算的功率为 125.1MMBTU/小时（36.7丽），它们足以使苯塔再沸。
[0089] 将甲苯塔底部料流传送至二甲苯分裂(XS)塔，所述二甲苯分裂(XS)塔被模拟成具 有122个理论级并在距顶部为理论级91处进料。将离开顶部塔板的蒸气的压力设定为 85psia(586kPa)，使得冷凝塔顶蒸气具有足以使通过选择性吸附来分离pX的单元的提取塔 和残余液塔再沸的温度。将设计要求置于C8A塔顶料流中0.05的％(500??111?从9+和094+塔 底部料流中1重量％C8A的二甲苯分裂塔模拟。根据模拟计算的吸收塔再沸器的功率是 112 · 8MMBTU/小时（33 · 1MW)。
[0090] 因此，对于T0L塔和XS塔，需要265.4MMBTU/hr(77.8MW)的组合的吸收再沸器功率 以实施将苯塔底部料流分离成T0L料流、C8A料流和A9+料流的期望的分离，其中C8A料流包 含1重量并满足500ppm A9+的要求，从而使该料流能够直接传送至选择性吸附单元 来分ι^ιρΧ。
[0091] 可以将A9+料流导向A9塔，所述A9塔可以产生:可以被再循环至T0L/A9+TA单元的 包括A9和一些A10的塔顶料流、以及可以用作例如燃料的基本上不含A9的包括C10+的底部 料流。
[0092]实施例2:产生适用于直接传送至通过结晶回收pX的单元的A8料流的分离方案
[0093] 实施例2显示了按照图1的分馏方案通过苯塔底部料流的进一步分馏来产生混合 二甲苯。
[0094] 苯塔和甲苯塔的设计与实施例1相同。将苯塔底部料流进料至甲苯塔，所述甲苯塔 被模拟成具有52个理论级并在级26处进料。将离开顶部塔板的蒸气的压力设定为62.3psia (绝对值430kPa)并将冷凝器假定为具有5psi (34.5kPa)的压降。将设计要求置于T0L塔顶料 流中0.5wt % C8A和塔底部料流中的C8A中1重量％ T0L的塔模拟。根据模拟计算的吸收的再 沸器功率是152.6MMBTU/小时(44.7丽）。塔的冷凝的塔顶蒸气的温度为166.2°C，并且冷凝 器的计算的功率为125.1MMBTU/小时(36.7MW)，它们足以使苯塔再沸。
[0095] 将甲苯塔底部料流传送至二甲苯分裂(XS)塔，所述二甲苯分裂(XS)塔被模拟成具 有122个理论级并在距顶部为理论级91处进料。如实施例1中，将设计要求置于C9A+塔底部 料流中1重量％C8A的二甲苯分裂塔模拟。然而，因为结晶单元能够承受结晶进料中更高浓 度的A9+，所以将A8料流中A9+的要求放宽至1重量％的六9+。这使计算的需要的吸收塔再沸 器功率轻微下降至107.0MMBTU/小时(31.4MW)。
[0096] 因此，对于该实施例来说，对于T0L塔和XS塔，需要259.6MMBTU/小时(76.1丽)的组 合的吸收再沸器功率以实施将苯塔底部料流分离成T0L料流、C8A料流和A9+料流的期望的 分离，其中C8A料流包含1重量％的T0L和1重量％的A9+，从而使该料流能够直接传送至结晶 单元来分离pX。
[0097] 可以将A9+料流导向A9塔，所述A9塔可以产生：可以被再循环至T0L/A9+TA单元的 包括A9和一些A10的塔顶料流、以及可以用作例如燃料的基本上不含A9的包括C10+的底部 料流。
[0098]实施例3:产生适用于直接传送至通过选择性吸附回收pX的单元的A8料流的分离 方案
[0099] 用于该实施例的分离方案示于图2中，并通过ASPEN进行模拟。稳定塔和苯塔的设 计与关于实施例1和2相同。执行用于预分馏塔和侧取塔的设计参数的各种组合。对于部分 情况，将设计变量与相应塔性能参数的组合总结于表3中，其中在满足A8料流中小于1.5重 量^的^]^和小于500ppmw的A9+的要求而使得A8料流能够在不需要进一步分馏的条件下传 送至用于分离pX的选择性吸附单元的同时，相对于实施例1可以实现能量节省。实施例3的 预分馏(PREFRAC)塔和侧取(SD-C0L)塔的组合的吸收功率代表将Bz塔底部料流分离成T0L 料流、A9+料流和A8料流所需要的功率，所述T0L料流适用于再循环至T0L/A9+反应器，所述 A8料流能够在不需要进一步分馏的条件下直接传送至用于回收pX的选择性吸附单元。可以 将A9+料流导向A9塔，所述A9塔可产生:可以被再循环至T0L/A9+TA单元的包括A9和一些A10 的塔顶料流、以及可以用作例如燃料的基本上不含A9的包括C10+的底部料流。
[0100] 表3和4显示了设计变量的实例。"SD-C0L，级数"是在模拟中用于该塔的理论级的 数目，包括一个用于再沸器的级和一个用于冷凝器的级。"SD-C0L，Stg-RFLXl"是取出用于 回流至预分馏塔的液体侧取物处的侧取塔级。"SD-C0L，Stg-OVHDVl"是来自预分馏塔的塔 顶蒸气被导向的侧取塔中的级。"SD-C0L，Stg-BTTMLIQl"是来自预分馏塔的底部液体被导 向的侧取塔级。"SD-C0L，Stg-C8A"是取出作为侧取物的C8A处的侧取塔级。
[0101] 表3.用于实施例3的设计变量
[0104]如表3中的数据所示，本发明的分离方案能够将完成分离所需要的能量降低超过 10%〇
[0?05]实施例4:产生适用于直接传送至通过结晶回收pX的单元的A8料流的分离方案
[0106]用于该实施例的分离方案示于图2中，并通过ASPEN进行模拟。稳定塔和苯塔的设 计与关于实施例1和2相同。在将通过冷凝器的压降假定为5psi(34.5kPa)的条件下，假定 SD-C0L的塔顶压力为62.3psia(绝对值430kPa)。尝试用于预分馏塔（PREFRAC)和侧取塔 (SD-C0L)的设计参数的各种组合。对于部分情况，将设计变量与相应塔性能参数的组合总 结于表4中，其中在满足A8料流中小于1.0重量％的?!^和小于1重量％的六9+的要求而使得 A8料流能够在不需要进一步分馏的条件下传送至用于分离pX的结晶区段的同时，相对于实 施例2可以实现能量节省。可以将A9+料流导向A9塔，所述A9塔可产生:可以被再循环至T0L/ A9+TA单元的包括A9和一些A10的塔顶料流、以及可以用作例如燃料的基本上不含A9的包括 C10+的底部料流。
[0107]表4.用于实施例4的设计变量
[0110] 如表4中的数据所示，本发明的分离方案能够节省实施例2所需要的能量的约 25% 〇
[0111] 注意，对于实施例4的情况，满足进料至pX结晶区段所需要的A8侧取料流的要求的 能量需求低于满足将A8料流进料至pX选择性吸附区段所需要的A8侧取料流的要求的能量 需求。还应注意，实施例4比实施例3需要更少的级数。再沸器功率与塔中的蒸气和液体运输 相关。实施例4比实施例3需要更少的功率意味着需要更小直径的塔。更低的功率也意味着 更少的C0 2温室气体排放。
[0112]实施例5:在SD-C0L的压力升至产生中等压力蒸汽的条件下产生适用于直接传送 至通过结晶回收pX的单元的A8料流的分离方案
[0113]用于该实施例的分离方案示于图2中，并通过ASPEN进行模拟。对于该情况来说，提 高PREFRAC和SD-C0L塔的压力以使得从SD-C0L的冷凝塔顶蒸气产生中等压力（lObarg)的蒸 汽。在将通过冷凝器的压降假定为5psi(34.5kPa)的条件下，假定SD-C0L的塔顶压力为 116.8psia(绝对值805kPa)。这使得进入冷凝器的SD-C0L塔顶温度为203°C，且冷凝器出口 温度为约201°C，这足以产生lObarg的蒸汽，所述lObarg的蒸汽具有约185°C的饱和温度。这 些冷凝器温度也足以使具有约150 °C底部温度的苯塔再沸，并足以使具有185 °C底部温度的 稳定塔再沸。
[0114] 稳定塔和苯塔的设计与实施例1和2相同。执行用于PREFRAC和SD-C0L的设计参数 的各种组合。对于部分情况，将设计变量与相应塔性能参数的组合总结于表5中，其中在满 足A8料流中小于1.5重量％的?!^和小于1.5重量％的六9+的要求而使得A8料流能够在不需 要进一步分馏的条件下传送至用于分离PX的结晶单元的同时，相对于实施例2可以实现能 量节省。可以将A9+料流导向A9塔，所述A9塔可产生:可以被再循环至T0L/A9+TA单元的包括 A9和一些A10的塔顶料流、以及可以用作例如燃料的基本上不含A9的包括C10+的底部料流。
[0115] 表5.用于实施例5的设计变量
[0116]
[0119]如表5中的数据所示，对于所有这些情况，PREFRAC和SD-C0L的总功率比实施例2的 T0L和XS塔的总功率低多达10.2 %。当对于MP蒸汽输出给定额度时，完成所述分离所需要的 净能量低于实施例2所需要的净能量的一半。
[0120]实施例6:在SD-C0L的压力升至产生中等压力蒸汽的条件下且在具有另外的侧取 塔C9A+料流的条件下产生适用于直接传送至通过结晶回收pX的单元的A8料流的分离方案
[0121] 用于该实施例的分离方案示于图3中，并通过ASPEN模拟。除了如下几点之外，关于 稳定塔、苯塔、预分馏塔和侧取塔的条件和设计考虑与关于实施例5的情况5.3(如表5中所 示）的相同。
[0122] 在实施例5中，侧取塔具有90个理论级，且将包括A9+的料流作为底部料流取出。实 施例5的A9+料流可以被导向A9塔，所述A9塔可产生:可以被再循环至T0L/A9+TA单元的包括 A9和一些A10的塔顶料流、以及可以用作例如燃料的基本上不含A9的包括C10+的底部料流。
[0123] 在该实施例6中，将主要包括A9和一些A10的料流作为另外的侧取料流（图3的料流 301)取出以再循环至T0L/A9+TA反应器，并且包括C10+且基本上不含A9的侧取塔底部料流 (图3的料流302)可以用作例如燃料。在该实施例中，将主要包括A9和一些A10的料流称作 C9A+料流。从距顶部为理论级90处取出作为液体的另外的侧取料流(料流301)。在该侧取料 流以下添加另外的级，这将理论级的总数提高至表6中所示的数目。侧取塔的其他相关级保 持与实施例5的情况5.3相同。按照实施例5的情况5.3，预分馏塔和侧取塔的再沸器功率分 别被固定在130MMBTU/小时(38.1MW)和105MMBTU/小时(30.8MW)下。因此，在实施例6中，相 对于实施例5的情况5.3在无其他功率的条件下进行C9A+料流的分离。
[0124] 为了避免对单独的A9塔的需要，期望C9A+料流必须包含组合的C9A+和C10+料流中 的所有MEB和TMB、以及高比例的DEB、DMEB和TTMB。然而，期望将组合的C9A+和C10+料流中的 高比例的萘分离到C10+料流中，因为C10+料流的萘和重质组分能够阻塞T0L/A9+TA单元内 的交换器并导致TA单元催化剂的高失活速率。
[0125] 将关于几种情况的模拟结果提供于表6中。
[0126]表6.关于实施例6的模拟结果
[0128] 如该实施例中所示，用于再循环至T0L/A9+反应器的CA9+料流中的期望组分MEB和 TMB的回收率能够接近100%。期望组分DEB、DMEB和TTMB的回收率也可以非常高。在C9A+料 流中的萘的回收率相当低，因此在C10+料流中回收高比例的萘。在C9A+侧取料流中TTMB的 指定回收率的条件下，C9A+料流中期望组分MEB、TMB、DEB、DMEB和TTMB的回收率升高。然而， 该料流中萘的回收率也升高。在C9A+侧取料流以下添加的级的数目减少的条件下，萘的回 收率也升高。本领域技术人员应理解，级的最佳数目和TTMB回收率将取决于当地原料和副 产物的价格、能量成本和当地的资本成本。
[0129] 尽管上面已经根据各种实施方案对本发明进行了描述，但在本发明的主旨和范围 内可以对其进行修改。因此本申请倾向于包括使用本文中公开的一般原理的本发明的任何 变化、用途和适用性。此外，本申请倾向于包括落在本发明所属领域已知或惯用做法的范围 内的并落在权利要求书界限内的对本发明的这种背离。
【主权项】
1. 一种方法，所述方法包括如下步骤： (a) 将包含甲苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物的预分馏塔进料流提供至再沸的预分 馏塔以产生预分馏塔顶部料流和预分馏塔底部料流;和 (b) 将所述预分馏塔顶部料流和所述预分馏塔底部料流提供至侧取塔以产生包含甲苯 的侧取塔顶部料流和包含C8芳族化合物的侧取塔第一侧料流。2. 权利要求1的方法，所述方法还包括产生包含C9+芳族化合物的侧取塔底部料流。3. 权利要求1的方法，所述方法还包括产生如下料流:包含A9的侧取塔第二侧料流，其 用于在不进一步分馏的条件下再循环至T0L/A9+转烷基化反应器;和基本上不含A9的C10+ 侧取塔底部料流。4. 权利要求1~3中任一项的方法，所述方法还包括从包含C8芳族化合物的所述侧取塔 第一侧料流回收对二甲苯以产生对二甲苯产物料流和对二甲苯贫料流。5. 权利要求1~4中任一项的方法，所述方法在步骤(a)之前，还包括： 将包含苯、甲苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物的苯塔进料流提供至苯塔以产生包含 苯的苯塔顶部料流和包含甲苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物的苯塔底部料流， 其中所述苯塔底部料流是所述预分馏塔进料流。6. 权利要求5的方法，其中通过包含如下步骤的方法得到所述苯塔进料流： 将包含轻端组分、苯、甲苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物的稳定塔进料流提供至稳 定塔以产生稳定塔顶部料流或包含轻端组分的料流和包含苯、甲苯、C8芳族化合物和C9+芳 族化合物的稳定塔底部料流， 其中所述稳定塔底部料流是所述苯塔进料流。7. 权利要求6的方法，所述方法还包括将包含轻端组分、苯、甲苯、C8芳族化合物和C9+ 芳族化合物的转烷基化反应器流出物料流与包含苯和甲苯的对二甲苯单元料流混合以产 生所述稳定塔进料流。8. 权利要求7的方法，其中对所述稳定塔进料流进行预热。9. 权利要求1~4中任一项的方法，所述方法还包括将所述侧取塔顶部料流的至少一部 分再循环至转烷基化反应器。10. 权利要求2的方法，所述方法还包括将包含C9+芳族化合物的所述侧取塔底部料流 的至少一部分再循环至转烷基化反应器。11. 权利要求3的方法，所述方法还包括将包含A9的所述侧取塔第二侧料流的至少一部 分再循环至转烷基化反应器。12. 权利要求1~4中任一项的方法，其中所述侧取塔顶部料流基本上不含C8芳族化合 物。13. 权利要求1~4中任一项的方法，其中包含C8芳族化合物的所述侧取塔侧料流基本 上不含甲苯和C9+芳族化合物。14. 权利要求2的方法，其中包含C9+芳族化合物的所述侧取塔底部料流基本上不含C8 芳族化合物。15. 权利要求3的方法，其中包含A9的所述侧取塔第二侧料流基本上不含C8芳族化合 物。16. 权利要求1~4中任一项的方法，所述方法还包括在高于大气压的压力下运行所述 侧取塔并使用所述侧取塔顶部料流中的冷凝蒸气以产生蒸汽。17. 权利要求5的方法，其中在高于大气压的压力下运行所述侧取塔，从而使用所述侧 取塔顶部料流的冷凝蒸气来使所述苯塔再沸。18. 权利要求6的方法，其中在高于大气压的压力下运行所述侧取塔，从而使用所述侧 取塔顶部料流的冷凝蒸气来使所述稳定塔再沸。19. 权利要求1~4中任一项的方法，其中所述侧取塔接收作为未进行冷凝的蒸气料流 的所述预分馏塔顶部料流。20. 权利要求1~4中任一项的方法，其中所述预分馏塔和所述侧取塔共享具有分隔壁 的共用壳。21. -种设备，所述设备包含： (a) 再沸的预分馏塔，所述再沸的预分馏塔用于接收包含甲苯、C8芳族化合物和C9+芳 族化合物的预分馏进料流并产生预分馏塔顶部料流和预分馏塔底部料流;和 (b) 侧取塔，所述侧取塔用于接收所述预分馏塔顶部料流和所述预分馏塔底部料流并 产生包含甲苯的侧取塔顶部料流和包含C8芳族化合物的侧取塔第一侧料流。22. 权利要求21的设备，其中所述侧取塔还产生包含C9+芳族化合物的侧取塔底部料 流。23. 权利要求21的设备，其中所述侧取塔还产生如下料流:包含A9的侧取塔第二料流， 其用于在不进一步分馏的条件下再循环至TOL/A9+转烷基化反应器;和基本上不含A9的C10 +侧取塔底部料流。24. 权利要求21的设备，所述设备还包含苯塔，所述苯塔用于接收包含苯、甲苯、C8芳族 化合物和C9+芳族化合物的苯塔进料流并将所述苯塔进料流分离成包含苯的苯塔顶部料流 和包含甲苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物的苯塔底部料流； 其中所述苯塔底部料流是所述预分馏塔进料流。25. 权利要求24的设备，所述设备还包含稳定塔，所述稳定塔用于接收包含轻端组分、 苯、甲苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物的稳定塔进料流，并产生包含轻端组分的稳定塔 顶部料流和包含苯、甲苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物的稳定塔底部料流;其中所述稳 定塔底部料流是所述苯塔进料流。26. 权利要求24的设备，所述设备还包含混合器，所述混合器用于将包含轻端组分、苯、 甲苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物的转烷基化反应器流出物料流与包含苯和甲苯的对 二甲苯单元料流混合以产生所述稳定塔进料流。27. 权利要求21~26中任一项的设备，所述设备还包含对二甲苯回收区段，所述对二甲 苯回收区段用于从包含C8芳族化合物的所述侧取塔侧料流回收对二甲苯。28. 权利要求27的设备，其中所述对二甲苯回收区段包含对二甲苯选择性吸附单元。29. 权利要求27的设备，其中所述对二甲苯回收区段包含结晶单元。30. 权利要求21~29中任一项的设备，所述设备还包含转烷基化反应器，所述转烷基化 反应器用于将包含甲苯和任选的C9+芳族化合物的反应器进料流反应以产生包含轻端组 分、苯、甲苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物的转烷基化反应器流出物料流。31. 权利要求21~30中任一项的设备，其中所述侧取塔接收作为未进行冷凝的蒸气料 流的所述预分馏塔顶部料流。32. 权利要求21~31中任一项的设备，其中所述预分馏塔和所述侧取塔共享具有分隔 壁的共用壳。33. -种方法，所述方法包括如下步骤： (a) 将包含甲苯和任选的C9+芳族化合物的反应器进料流在转烷基化反应器中反应以 产生包含轻端组分、苯、甲苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物的转烷基化反应器流出物料 流； (b) 任选地将所述转烷基化反应器流出物料流与包含苯和甲苯的对二甲苯单元料流混 合以产生包含轻端组分、苯、甲苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物的稳定塔进料流； (c) 在稳定塔中将所述稳定塔进料流分离以产生包含轻端组分的稳定塔顶部料流和包 含苯、甲苯、C8芳族化合物和C9+芳族化合物的稳定塔底部料流； (d) 在苯塔中将所述稳定塔底部料流分离以产生包含苯的苯塔顶部料流和包含甲苯、 C8芳族化合物和C9+芳族化合物的苯塔底部料流； (e) 将所述苯塔底部料流提供至再沸的预分馏塔以产生预分馏塔顶部料流和预分馏塔 底部料流； (f) 将所述预分馏塔顶部料流和所述预分馏塔底部料流提供至侧取塔以产生包含甲苯 的侧取塔顶部料流和包含C8芳族化合物的侧取塔第一侧料流； (g) 从包含C8芳族化合物的所述侧取塔侧料流回收对二甲苯；以及 (h) 从所述苯塔顶部料流回收苯， 其中将所述侧取塔顶部料流的至少一部分再循环至所述转烷基化反应器。34. 权利要求33的方法，其中所述侧取塔还产生包含C9+芳族化合物的侧取塔底部料 流，其中将该料流的至少一部分再循环至所述转烷基化反应器。35. 权利要求33的方法，所述方法还包括产生如下料流:包含A9的侧取塔第二侧料流， 所述侧取塔第二侧料流的至少一部分在不进一步分馏的条件下被再循环至T0L/A9+转烷基 化反应器;和基本上不含A9的C10+侧取塔底部料流。36. 权利要求33的方法，所述方法还包括在高于大气压的压力下运行所述侧取塔并通 过对所述侧取塔顶部料流的至少一部分进行冷凝而使所述苯塔再沸。37. 权利要求33的方法，所述方法还包括从冷凝至少一部分所述侧取塔顶部料流来产 生蒸汽。38. 权利要求33的方法，其中所述侧取塔接收作为未进行冷凝的蒸气料流的所述预分 馏塔顶部料流。39. 权利要求33的方法，其中所述预分馏塔和所述侧取塔共享具有分隔壁的共用壳。
【文档编号】C07C7/09GK105992751SQ201580008542
【公开日】2016年10月5日
【申请日】2015年2月4日
【发明人】杰弗里·阿伦·阿梅斯
【申请人】Bp北美公司