CN101600496A - 用于芳烃生产的联合装置 - Google Patents

Abstract

允许烷基转移法处理C₁₀烷基芳烃和未萃取的甲苯能够实现下列改进。由于不再萃取甲苯，能够略除重整产品分离塔。可以将萃取单元(27)移至苯塔的塔顶并与烷基转移单元(36)集成在一起以降低成本。由于不再要求C₉和C₁₀烷基芳烃之间的严格分离，能够略除重芳烃塔。这种烷基转移法要求通过引入金属功能来稳定烷基转移催化剂。这些改进节省了芳烃联合装置的内部电池极限曲线成本并又因此改进这类联合装置中的投资。

Description

用于芳烃生产的联合装置

发明背景

本发明涉及芳烃联合流程，其是使用可用于将石脑油转化成苯、甲苯和二甲苯的基本石化中间体的工艺单元的装置区的组合。基于处理未萃取的甲苯和更重芳烃的金属催化烷基转移工艺和烯烃饱和工艺，该改进的流程除去如重整产品分离塔和重芳烃塔之类的设备项和工艺步骤，从而在制造二甲苯异构体时获得显著经济益处。

多数新型芳烃联合装置被设计成使苯和对二甲苯收率最大化。苯是由其衍生出的许多不同产品(包括乙基苯、枯烯和环己烷)中所用的通用石化结构单元。对二甲苯也是重要的结构单元，其几乎专用于制造经由对苯二甲酸或对苯二甲酸二甲酯中间体形成的聚酯纤维、树脂和薄膜。相应地，可以根据所需产品、可得原料和可得投资资本以许多不同方式构造芳烃联合装置。多种选项允许灵活改变苯和对二甲苯的产品构成平衡以符合下游加工要求。

Meyers在H_ANDBOOK OF P_ETROLEUM R_EFINING P_ROCESSES，第二版，1997，McGraw-Hill中公开了一种现有技术的芳烃联合流程。

授予Uitti等人的US 3,590,092公开了使用萃取蒸馏、芳烃侧取精馏和分馏的组合提取苯的方法。

授予Berger的US 3,996,305公开了主要涉及甲苯和C₉烷基芳烃的烷基转移以制造苯和二甲苯的分馏方案。该烷基转移工艺也与芳烃萃取工艺联合。该分馏方案包括单塔，两个流进入且三个流离开该塔，从而获得综合经济效益。

授予Bailey的US 4,053,388公开了由石脑油制备芳烃的方法，其通过将催化重整单元与热加氢裂化单元集成来实现提高的收率。在联合流程中使用萃取分馏、烷基转移、对二甲苯分离和二甲苯异构工艺回收芳烃。还公开了重芳烃的再蒸馏塔。

授予Berger的US 4,341,914公开了一种烷基转移法，其中C₁₀烷基芳烃再循环以提高该方法的二甲苯收率。该烷基转移法也优选与对二甲苯分离区和二甲苯异构区(其作为从烷基转移区原料中接收混合二甲苯原料并排出到分馏区中的连续回路运行)集成。

授予Schmidt的US 4,642,406公开了用于制造二甲苯的高强度方法，其使用在非金属催化剂上的同时充当异构区的烷基转移区。与二甲苯混合物一起制成高品质苯，其能够通过吸收性分离从该混合物中分离出对二甲苯，并将该脱除异构体的流体送回烷基转移区。

授予Boitiaux等人的US 5,417,844公开了用于在镍催化剂存在下将蒸汽裂化石油中的烯烃选择性脱氢的方法，其特征在于，在使用催化剂之前，将含硫的有机化合物在使用前在反应器外掺入催化剂中。

授予Russ等人的US 5,658,453公开了综合重整和烯烃饱和法。该烯烃饱和反应使用混合蒸气相，其中向与优选含有铂族金属和任选金属改性剂的难熔无机氧化物接触的重整产品液体中加入氢气。

授予Bucha nan等人的US 5,763,720公开了通过在包含沸石(如ZSM-12)和氢化贵金属(如铂)的催化剂上使C₉ ⁺烷基芳烃与苯和/或甲苯接触来制造苯和二甲苯的烷基转移法。使用硫或蒸汽处理该催化剂。

授予Ichioka等人的US 5,847,256公开了借助含沸石(其优选为丝光沸石)和含金属(其优选为铼)的催化剂由含C₉烷基芳烃的原料制造二甲苯的方法。

发明概述

具有有效的烷基转移工艺的芳烃联合流程要求通过引入金属功能来稳定烷基转移催化剂。允许烷基转移工艺处理C₁₀烷基芳烃和未萃取的甲苯能够实现下列流程改进。通过在不先将甲苯送入萃取单元的情况下使用甲苯，该流程省略了重整产品分离塔。相伴的较小容积萃取单元移至苯塔的塔顶。通过仅萃取苯，使用简单的萃取蒸馏，因为只有更重的污染物才要求更昂贵的联合液-液萃取法。通过在有效的烷基转移单元中同时使用C₉和C₁₀烷基芳烃，该流程进一步省略了重芳烃塔。

本发明的另一实施方案包括基于这些工艺步骤的装置，其有效地将石脑油转化成对二甲苯。可以使用烷基转移塔以略除单独的苯塔。可以使用带有侧馏或侧取导管的二甲苯塔代替单独的重芳烃塔。

可以从本发明的下列详述中获得本发明的其它目标、实施方案和细节。

附图简述

图1显示了本发明的芳烃联合流程图，其烯烃饱和和金属稳定化烷基转移催化剂。

图2显示了本发明的另一实施方案，其包括基于带有稳定器区段的烷基转移汽提塔的流程图。

发明详述

该联合装置的进料可以是石脑油，但也可以是裂解汽油(pygas)、进口混合二甲苯或进口甲苯。送入芳烃联合装置的石脑油首先加氢处理以便在将处理过的石脑油转向重整单元13之前将硫和氮化合物脱除至少于0.5wt-ppm。通过使管道10中的石脑油在单元11中与石脑油加氢处理催化剂在石脑油加氢处理条件下接触来进行石脑油加氢处理。要指出，术语“单元”在本说明书通篇中用于表示各种处理区，且这类“区域”可以被理解为包括如下工艺设备和装置件：如反应器、加热器、分离器、交换器、管道、泵、压缩机、控制器、和进行各工艺所必须的(非限制性)并因此被各工艺领域普通技术人员理解为这类单元或区域的一部分的任何和所有其它设备和机械。

石脑油加氢处理催化剂通常由氧化钴或氧化镍的第一组分以及氧化钼或氧化钨的第二组分和第三组分无机氧化物载体(其通常是高纯氧化铝)构成。通常在氧化钴或氧化镍组分为1至5重量％且氧化钼组分为6至25重量％时实现良好结果。将矾土(或氧化铝)设定至补足该石脑油加氢处理催化剂的组合物以使所有组分总计为100重量％。本发明中所用的一种加氢处理催化剂公开在US 5,723,710中，其教导经此引用并入本文。典型的加氢处理条件包括1.0至5.0hr^-1的液时空速(LHSV)、50至135Nm³/m³的氢/烃(或石脑油原料)比率和10至35kg/cm²的压力。

在重整单元13中，将链烷烃和环烷烃转化成芳烃。这是该联合装置中实际制造芳环的唯一单元。该联合装置中的其它单元将各种芳族组分分离成独立产品并将各种芳族物类转化成更高价值的产品。该重整单元13通常被设计成在相当于制造100至106研究法辛烷值(RON)汽油重整产品的极高强度下运行以使芳烃生产最大化。这种高强度运行也消除该重整产品的C₈ ⁺馏分中的几乎所有非芳族杂质并消除了对萃取C₈和C₉芳烃的需要。

在该重整单元13中，来自管道12的加氢处理过的石脑油与重整催化剂在重整条件下接触。该重整催化剂通常由第一组分铂族金属、第二组分改性剂金属和第三组分无机氧化物载体(其通常是高纯氧化铝)构成。通常在铂族金属为0.01至2.0重量％且改性剂金属组分为0.01至5重量％时实现良好结果。将氧化铝设定至补足该石脑油加氢处理催化剂的组合物以使所有组分总计为100重量％。该铂族金属选自铂、钯、铑、钌、锇和铱。优选的铂族金属组分是铂。金属改性剂可以包括铼、锡、锗、铅、钴、镍、铟、镓、锌、铀、镝、铊及其混合物。本发明中所用的一种重整催化剂公开在US 5,665,223中，其教导经此引用并入本文。典型的重整条件包括1.0至5.0hr^-1的液时空速、每摩尔进入重整区的烃进料1至10摩尔氢的氢/烃比率和2.5至35kg/cm²的压力。在重整单元13中制成的氢在管道14中离开。

来自重整单元13的重整产品在管道15中送往脱丁烷区53，其通常包括在管道21中汽提出轻馏分烃(丁烷和更轻)的脱丁烷塔20。该脱丁烷区53也可以包含至少一个烯烃饱和区16，其可以位于脱丁烷塔20的上游或下游。图1显示了上游选项，而图2显示了下游选项。此外，来自该芳烃联合装置中的其它单元的流体也可以经由管道19送往脱丁烷塔20以便汽提。这些其它单元包括烷基转移区(其在管道17中输送烷基转移汽提塔塔顶流)和异构区(其在管道18中输送脱庚烷塔塔顶流)。这两个单元都在下文中更详细描述。

烯烃饱和区16可以由公知的粘土处理装置或其它装置构成以处理残留烯烃污染物。粘土处理装置包括任选使用氢作为烯烃饱和催化剂手段。相应地，该烯烃饱和区16包含在烯烃饱和条件下工作的烯烃饱和催化剂。

本发明中合适的烯烃饱和催化剂含有优选负载在无机氧化物载体(其通常是氧化铝)上的元素镍或铂族组分。在载体上存在元素镍的情况下，镍优选以总催化剂重量的2至40重量％的量存在。本发明中所用的一种催化剂公开在US 5,658,453中，其教导经此引用并入本文。或者，粘土本身是优选的烯烃饱和催化剂，任选与氢一起使用，且这类粘土可以被定义为具有各种颜色、在干燥时致密且易碎但在湿时塑性且粘着的普通土。粘土是通常与粉状长石、石英、砂、氧化铁和各种其它矿物混合的水合硅酸铝，并由铝质岩(如花岗岩中的长石)的分解形成。在本发明中可以采用表现出选择性饱和烯烃的能力的任何合适的粘土。高度优选的粘土包括attapulgus clay和蒙脱粘土。据信，许多类型粘土的天然铁含量影响粘土在保存烯烃化合物的同时选择性饱和芳族原料中的烯烃化合物的能力。典型的烯烃饱和条件包括20至200℃的温度、5至70kg/cm²的压力和0.1∶1至15∶1的氢(如果存在)与烯烃的化学计量比。

将管道22中的包含芳烃的脱丁烷重整产品与管道24中的烷基转移汽提塔-塔底流合并并经由管道23送往苯-甲苯(BT)分馏区54。该BT分馏区54通常包含至少一个塔，并通常包含苯塔25和甲苯塔31。但是，由于如图2中所示带有足以制造合适的苯流的稳定器区段的烷基转移汽提塔52，可以略除苯塔25。该BT分馏区54产生管道26中的富苯流、管道32中的富甲苯流和管道33中的富二甲苯+流。通常，管道26中的富苯流由苯塔25的塔顶流出物产生，并将苯塔25的塔底流出物经由管道30送入甲苯塔31。管道32中的富甲苯流由甲苯塔31的塔顶流出物产生并送往烷基转移单元36，且甲苯塔31的塔底流出物产生管道33中的富二甲苯+流。将来自甲苯塔31底部的在管道33中的富二甲苯+流送往下述芳烃联合装置的二甲苯回收区段55。

将管道26中的富苯流送往萃取蒸馏区27，其产生管道29中的高纯苯产物流并在管道28中排出副产物萃余液流。该萃余液流可以掺入汽油中，用作乙烯装置的原料，或通过再循环到重整单元13中来转化成额外的苯。萃取蒸馏代替液-液萃取使用或联合的液-液萃取/萃取蒸馏工艺产生经济上的改进。萃取蒸馏区27通常包含至少一个被称作主蒸馏塔的塔，并且可以包含被称作回收塔的第二塔。该第二塔也可以通过再利用来自芳烃联合装置的另一分馏部分(如BT分馏区54)的苯塔来获得。

萃取蒸馏是分离具有几乎相等的挥发性并具有几乎相同的沸点的组分的混合物的技术。通过传统分馏法难以分离这类混合物的组分。在萃取蒸馏中，在要分离的含烃的流体混合物的入口点上方将溶剂引入主萃取蒸馏塔。该溶剂使在更高温度下沸腾的含烃的流体组分的挥发性不同于在较低温度下沸腾的含烃的流体组分，从而足以促进通过蒸馏分离各种含烃的流体组分，且这类溶剂与塔底馏分一起离开。合适的溶剂包括四氢噻吩1，1-二氧化物(或环丁砜)、NFM(正甲酰基吗啉)、NMP(正甲基吡咯烷酮)、二乙二醇、三乙二醇、四乙二醇、甲氧基三乙二醇及其混合物。其它乙二醇醚也可以单独或与上列那些联合作为合适的溶剂。管道28中的包含非芳族化合物的萃余液流在主萃取蒸馏塔塔顶离开萃取蒸馏区27，同时含溶剂和苯的塔底馏分在主萃取蒸馏塔下方离开。将来自主萃取蒸馏塔的塔底流送往溶剂回收塔，在此在管道29中塔顶回收苯，并从塔底回收溶剂并送回主萃取蒸馏塔。来自萃取蒸馏区27的在管道29中的高纯苯的回收率通常超过99重量％。

本发明的萃取蒸馏区段通常自由加工富苯流而以几种方式简化。例如，在主要加工苯进料时，可以略除在溶剂回收塔中从溶剂中分离芳烃通常所必须的昂贵的汽提设备。换言之，在基本不存在汽提和相关设备的情况下的操作是本发明的特征，且基本不存在是指不存在从包括甲苯的重质芳烃混合物中回收溶剂通常所需的蒸汽量。苯也可以代替蒸汽使用以再生该单元所需的任何溶剂。要指出，在任一图中都没有专门显示主萃取蒸馏塔、溶剂回收塔和萃取蒸馏区27的任选苯塔。

在本发明的一个简化流程图中，将溶剂回收塔简化成苯塔25。因此，图2中所示的烷基转移汽提塔52仍产生富苯流26，但现在单独的苯塔充当萃取蒸馏单元的回收塔，由此可以分馏含溶剂和苯的主萃取蒸馏塔产物流(未显示)以在塔顶产生高纯苯产物，并可以从塔底回收溶剂。或者且除了上述流程图外，苯塔也可以与溶剂回收塔联用以有效提供两个回收塔并实现提高的苯回收率，获得额外回收的苯产物和纯化的溶剂流。

管道32中的富甲苯流通常与管道41中的由二甲苯塔39产生的富含C₉和C₁₀烷基芳烃的流体掺合并经由管道34装入烷基转移单元36以制造额外的二甲苯和苯。在烷基转移单元36中，使该进料与烷基转移催化剂在烷基转移条件下接触。优选的催化剂是金属稳定化烷基转移催化剂。这类催化剂包含固体酸组分、金属组分和无机氧化物组分。该固体酸组分通常是pentasil沸石，其包括MFI、MEL、MTW、MTT和FER结构(IUPAC Commission on Zeolite Nomenclature)、β沸石或丝光沸石。其优选是丝光沸石。其它合适的固体酸组分包括针沸石、NES型沸石、EU-1、MAPO-36、MAPSO-31、SAPO-5、SAPO-11、SAPO-41。优选的针沸石包括Zeolite Omega。在US 4,241,036中描述了Zeolite Omega的合成。欧洲专利申请EP 0 378 916 A1描述了NES型沸石和制备NU-87的方法。在US 4,537,754中描述了EUO结构类型EU-1沸石。在US 4,567,029中描述了MAPO-36。在US 5,296,208中描述了MAPSO-31，且在US 4,440,871中描述了典型的SAPO组合物，包括SAPO-5、SAPO-11、SAPO-41。

该金属组分通常是贵金属或贱金属。贵金属是铂族金属，选自铂、钯、铑、钌、锇和铱。贱金属选自铼、锡、锗、铅、钴、镍、铟、镓、锌、铀、镝、铊及其混合物。贱金属可以与另一贱金属或与贵金属组合。该金属组分优选包含铼。该烷基转移催化剂中合适的金属量为0.01至10重量％，0.1至3重量％的范围是优选的，且0.1至1重量％的范围高度优选。该催化剂中合适的沸石量为1至99重量％，优选10至90重量％，更优选25至75重量％。该催化剂的其余部分由任选用于促进催化剂制造、提供强度和降低制造成本的耐火粘合剂或基质构成。该粘合剂应该在组成方面均匀且在该方法中所用的条件下相对耐火。合适的粘合剂包括无机氧化物，如氧化铝、氧化镁、氧化锆、氧化铬、二氧化钛、氧化硼、氧化钍、磷酸盐、氧化锌和二氧化硅中的一种或多种。氧化铝是优选粘合剂。在本发明中所用的一种烷基转移催化剂公开在US 5,847,256中，其教导经此引用并入本文。

烷基转移区中所用的条件通常包括200至540℃的温度。该烷基转移区在1至60kg/cm²的适度升高的压力下运行。可以在宽的空速范围内实现烷基转移反应，较高空速以转化率为代价实现较高对二甲苯比率。液时空速通常为0.1至20hr^-1。该原料优选在气相中并在经由管道35供应的氢存在下烷基转移。如果在液相中烷基转移，则氢的存在是任选的。如果存在游离氢，其以每摩尔烷基芳烃0.1摩尔至每摩尔烷基芳烃10摩尔的量与该原料和再循环的烃缔合。氢与烷基芳烃的该比率也被称作氢/烃比。

将来自烷基转移单元36的流出物送往烷基转移汽提塔52以除去轻馏分，然后通过管道24和23送往BT分馏区54。回收苯产物，分馏出二甲苯并经由管道33中的富二甲苯+流送往二甲苯回收区55。来自烷基转移汽提塔52的塔顶材料通常经由管道17再循环到重整单元脱丁烷塔以回收残留苯。或者，在烷基转移汽提塔52上或后设置稳定器区段或塔。这种烷基转移稳定器区段可以产生适合萃取蒸馏的富苯流，并如图2中所示消除对BT分馏区中单独苯塔的需要，图2在塔52顶部显示区段25。因此，或者，在略除单独苯塔25时，来自烷基转移区的这种稳定器或汽提塔包含在BT分馏区54的定义中。烷基转移汽提塔52也可以接收来自烯烃饱和区或来自烷基芳烃异构脱庚烷塔塔顶的处理过的产品，其通常再循环回重整单元脱丁烷塔20。

如上所述，将来自甲苯塔31底部的在管道33中的富二甲苯+流送往芳烃联合装置的二甲苯回收区段55。芳烃联合装置的该区段包含至少一个二甲苯塔39且通常进一步包括用于分离至少一种二甲苯异构体(其通常是来自芳烃联合装置的对二甲苯产物，但也可以是偏二甲苯异构体)的工艺单元。下面用对二甲苯异构体描述二甲苯异构体分离区。优选地，这种对二甲苯分离区43与用于将残留烷基芳烃化合物异构化回含有对二甲苯的平衡或近平衡混合物的异构单元51联合运行，该混合物可以再以回路方式再循环以进一步回收。相应地，将管道33中的富二甲苯+流(其可以与管道38中的再循环流掺合以形成管道37中的流体)装入二甲苯塔39。该二甲苯塔39被设计成将管道40中的送入对二甲苯分离区43的进料流再蒸馏至极低C₉烷基芳烃(A₉)浓度。A₉化合物可能积聚在对二甲苯分离区43内的解吸剂循环回路中，因此在二甲苯塔39上游除去这种材料是更有效的。将来自二甲苯塔39的在管道40中的塔顶进料流直接装入对二甲苯分离区43。

来自二甲苯塔39下部的材料作为富含C₉和C₁₀烷基芳烃的流体经由管道41提取，其随后送往烷基转移区36以制造额外的二甲苯和苯。在二甲苯塔(其消除了重芳烃塔)上作为侧取流提取的在管道41中的流体容易被金属稳定化烷基转移催化剂激活。不再需要进行严格分离以使焦炭前体(如甲基茚满或萘)不进入该流体的单独塔，因为该金属稳定化烷基转移催化剂可以在不因焦化而显著失活的情况下处理它们。经由管道42从二甲苯塔39底部排出任何残留的C₁₁ ⁺材料。另一实施方案是仅将整个二甲苯塔塔底流而非侧取流送往烷基转移单元。

或者，如果要在该联合装置中制造邻二甲苯，则该二甲苯塔被设计成分离偏和邻二甲苯并使目标量的邻二甲苯落至塔底。然后将该二甲苯塔塔底物送往邻二甲苯塔(未显示)，在此从塔顶回收高纯邻二甲苯产物。来自邻二甲苯塔下部的材料作为富含C₉和C₁₀烷基芳烃的流体提取，然后送往烷基转移单元。从邻二甲苯塔底部排出任何残留C₁₁ ⁺材料。

该对二甲苯分离区43可以基于分馏结晶法或吸附分离法，两者都是本领域中公知的，并优选基于吸附分离法。这种吸附分离法可以在管道44中以高的每流程回收率回收超过99重量％纯对二甲苯。与对二甲苯一起萃取进入分离单元的进料中的任何残留甲苯，在该单元内的精制塔中分馏出，并随后任选再循环到烷基转移汽提塔52。因此，来自对二甲苯分离区43的萃余液几乎完全脱除对二甲苯至通常小于1重量％的含量。将该萃余液经由管道45送往烷基芳烃异构单元51，在此通过重建二甲苯异构体的平衡或近平衡分布，制造额外的对二甲苯。根据所用异构催化剂的类型，对二甲苯分离单元萃余液中的任何乙基苯通过脱烷基被转化成额外二甲苯或转化成苯。

在烷基芳烃异构单元51中，使管道54中的萃余液流与异构催化剂在异构条件下接触。该异构催化剂通常由分子筛组分、金属组分和无机氧化物组分构成。分子筛组分的选择能够根据对苯的总体需求在乙基苯异构与乙基苯脱烷基之间控制催化剂性能。通常，该分子筛可以是沸石硅铝酸盐或非沸石分子筛。沸石硅铝酸盐(或沸石)组分通常是pentasil沸石，其包括MFI、MEL、MTW、MTT和FER结构(IUPACCommission on Zeolite Nomenclature)、β沸石或丝光沸石。根据“Atlas of Zeolite Structure Types”(Butterworth-Heineman，Boston，Mass.，第3版1992)，非沸石分子筛通常是AEL骨架类型中的一种或多种，尤其是SAPO-11，或ATO骨架类型中的一种或多种，尤其是MAPSO-31。该金属组分通常是贵金属组分，并且除贵金属外或代替贵金属，可以包括任选的贱金属改性剂组分。贵金属是铂族金属，选自铂、钯、铑、钌、锇和铱。贱金属选自铼、锡、锗、铅、钴、镍、铟、镓、锌、铀、镝、铊及其混合物。贱金属可以与另一贱金属或与贵金属组合。该异构催化剂中合适的总金属量为0.01至10重量％，0.1至3重量％的范围是优选的。该催化剂中合适的沸石量为1至99重量％，优选10至90重量％，更优选25至75重量％。催化剂的其余部分由无机氧化物粘合剂，通常氧化铝构成。本发明中所用的一种异构催化剂公开在US 4,899,012中，其教导经此引用并入本文。

典型的异构条件包括0至600℃的温度和大气压至50kg/cm ³的压力。相对于催化剂的体积，原料的烃液时空速为0.1至30hr^-1。烃在与管道46中的气态含氢流以0.5∶1至15∶1或更大的氢/烃摩尔比，优选0.5至10的比率混合的情况下接触该催化剂。如果液相条件用于异构，则不向该单元中加入氢。

将来自异构单元51的流出物经由管道47送往脱庚烷塔48。如果必要，在烯烃饱和单元50中用上述烯烃饱和法处理来自脱庚烷塔48的在管道49中的塔底流以除去烯烃。或者在异构单元51后设置烯烃饱和单元50并使用脱庚烷塔48除去残留氢。如果异构单元51中所用的催化剂是乙基苯脱烷基类型，则完全不要求烯烃饱和。

然后将烯烃处理后的在管道49中的脱庚烷塔塔底流经由管道38再循环回二甲苯塔39。由此，所有C₈芳烃在该联合装置的二甲苯回收区内连续再循环直至它们作为对二甲苯、苯或任选邻二甲苯离开芳烃联合装置。来自脱庚烷塔48的塔顶流通常经由管道18再循环回重整单元脱丁烷塔20以回收残留苯。或者，将塔顶液体再循环回烷基转移汽提塔52。

相应地，本发明的芳烃联合装置表现出优异的经济效益。这些改进节省了芳烃联合装置的内部电池极限曲线成本并又因此改进这类联合装置中的投资。

Claims (10)

1.由富芳烃流制造苯和二甲苯异构体的联合装置：

(a)包含主蒸馏塔和苯塔的萃取蒸馏区(27)，在此富苯流(26)产生萃余液流(28)和作为所述装置的产物回收的苯产物流(29)；

(b)包含甲苯塔(31)的分馏区(54)，在此将富芳烃流(22)和至少一部分烷基转移产物流(24)分离以产生富甲苯流(32)和富二甲苯+流(33)；

(c)包含反应器(36)和烷基转移汽提塔(52)的烷基转移区，在此使富甲苯流(32)和富含C₉和C₁₀烷基芳烃的二甲苯塔流(41)与金属稳定化烷基转移催化剂在烷基转移条件下接触以产生步骤(b)的烷基转移产物流(24)和步骤(a)的富苯流(26)；和

(d)包含二甲苯分馏塔(39)和二甲苯异构体分离区的二甲苯回收区段(55)，其中二甲苯分馏塔分离步骤(b)的富二甲苯+流(33)以提供步骤(c)的富含C₉和C₁₀烷基芳烃的二甲苯塔流(41)和塔顶二甲苯流(40)，且其中二甲苯异构体分离区将塔顶二甲苯流(40)浓缩成富含二甲苯异构体的产物流(44)，其作为所述装置的产物流回收。

2.权利要求1的装置，其中二甲苯回收区段(55)进一步包括烷基芳烃异构区(51)、具有至少一个脱庚烷塔(48)的脱庚烷塔分馏区和任选至少一个烯烃饱和区(50)。

3.权利要求1的装置，其中苯塔的特征进一步在于，在没有实质汽提设备的情况下运行。

4.权利要求1的装置，其中二甲苯塔(39)的特征进一步在于，具有作为侧馏分提取富含C₉和C₁₀烷基芳烃的流体(41)的装置。

5.权利要求1的装置，其中二甲苯回收区段(55)进一步包含邻二甲苯塔。

6.权利要求1的装置，其中苯塔分离离开主蒸馏塔的主蒸馏流以产生溶剂流，将其送回主蒸馏塔。

7.权利要求8的装置，进一步包括回收塔，其接收至少一部分溶剂流并产生回收的苯流和纯化的溶剂流，将该纯化的溶剂流送往主蒸馏塔。

8.由富芳烃流制造苯和二甲苯异构体的联合方法，包括：

(a)将至少一部分烷基转移产物流和富芳烃流供应到包含烷基转移汽提塔和甲苯塔的分馏区，其中该分馏区产生富苯流、富甲苯流和富二甲苯+流；

(b)使富甲苯流与富含C₉和C₁₀烷基芳烃的二甲苯塔流在含有金属稳定化烷基转移催化剂的反应器中在烷基转移条件下接触以产生步骤(a)的烷基转移产物流；

(c)将富苯流供应到包含主蒸馏塔和回收塔的萃取蒸馏区以产生萃余液流和作为产物流从所述方法中回收的苯产物；

(d)在二甲苯分馏塔中分离步骤(a)的富二甲苯+流以产生步骤(b)的富含C₉和C₁₀烷基芳烃的二甲苯塔流和塔顶二甲苯流；和

(e)将塔顶二甲苯流送往二甲苯异构体分离区，其产生富含二甲苯异构体的产物流，其作为所述方法的产物流回收。

9.权利要求8的方法，其中烷基转移催化剂包含固体酸组分和选自铂、钯、铑、钌、锇和铱、铼、锡、锗、铅、钴、镍、铟、镓、锌、铀、镝、铊及其混合物的金属组分；其中烷基转移条件包括200至540℃的温度、1至60kg/cm²的压力和0.1至20hr^-1的液时空速；且其中富芳烃流包含选自催化重整产品、裂解汽油、进口混合二甲苯、进口甲苯及其混合物的芳族组分。

10.权利要求8的方法，其中主蒸馏塔产生主馏出流，将其送往回收塔，该回收塔产生溶剂流，将该溶剂流送回主蒸馏塔。

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