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CN101104574B - 用于对二甲苯生产的高能效法 - Google Patents

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CN101104574B CN2007101125593A CN200710112559A CN101104574B CN 101104574 B CN101104574 B CN 101104574B CN 2007101125593 A CN2007101125593 A CN 2007101125593A CN 200710112559 A CN200710112559 A CN 200710112559A CN 101104574 B CN101104574 B CN 101104574B
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Abstract

本发明涉及用于对二甲苯生产的高能效法，具体而言，涉及由具有显著含量的C9和更重的烃的进料流生产和回收一种或多种高纯二甲苯异构体的方法。将所述进料流处理以将重芳烃脱乙基化、分级并通往包括C8芳烃异构体回收和异构化的循环，从而以降低的能量消耗回收高纯二甲苯异构体。

Description

用于对二甲苯生产的高能效法
技术领域
本发明涉及催化的烃转化，更具体地，涉及芳烃异构化。 
背景技术
二甲苯异构体是在化学合成中具有广泛多样的用途的重要中间体。对二甲苯是用于制造合成织物纤维和树脂的对苯二甲酸的原料。间二甲苯用于制造增塑剂、偶氮染料、木材防腐剂，等等。邻二甲苯是用于邻苯二甲酸酐生产的原料。 
获自催化重整或其它来源的二甲苯异构体的比例通常不符合作为化学中间体的要求比例，并进一步包含难以分离或转化的乙基苯。对二甲苯特别是需求迅速增长的重要化学中间体，但仅为典型C8芳烃流的20-25％。通过将二甲苯异构体回收(例如用于对二甲苯回收的吸附法)与异构化结合，从而产生额外量的所需异构体，可以将异构体比率调节至所需值。异构化将含有很少所需二甲苯异构体的二甲苯异构体不平衡混合物转化成接近平衡浓度的混合物。 
这种包括对二甲苯回收和C8芳烃异构化的工艺环路中的一个问题是，在进入该工艺组合的进料流中存在C9和更重的芳烃(“C9+芳烃”)。通常，从工艺性能或催化剂/吸附剂寿命的角度看，在异构化或分离过程中C9+芳烃的存在是不可接受的或不合意的。通常，在将进料流送入工艺环路之前将其分级以除去C9+芳烃，这是一个昂贵的步骤，因为必须将整个C8芳烃部分提升至塔顶以及实现最终C8与最轻C9+之间的分离。避免所产生的昂贵的能量和投资费用是有利的。 
已经开发出多种催化剂和方法以实现二甲苯异构化，它们的区别通常 在于处理与二甲苯异构体相关的乙基苯的方式。乙基苯不容易异构化成二甲苯，且通过超精馏或吸附来与二甲苯分离是非常昂贵的。将二甲苯与乙基苯的混合物异构化，然后回收对二甲苯，并将所得C8芳烃残液再循环，这样容易造成再循环中乙基苯浓度的积聚。广泛使用的方法是将乙基苯脱烷基以主要形成苯，并将二甲苯异构化成接近平衡的混合物。另一方法是通过在具有氢化-脱氢功能的固体酸催化剂存在下转化成环烷并从环烷再转化，从而使乙基苯反应形成二甲苯混合物。可以在现有技术中找到这些方法的一些的组合。 
在过去大约1/4个世纪中公开了使用一种或多种分子筛催化剂进行二甲苯异构化的方法。例如，US3,856,872(Morrison)教导了用包含ZSM-5、ZSM-12或ZSM-21沸石进行的二甲苯异构化和乙基苯转化。US3,948,758(Bonacci等人)公开了通过加氢裂化、分级以分离苯、甲苯和C9+芳烃从C8芳烃中分离所需异构体，和含有很少所需异构体的烃类的异构化，来加工富芳烃的重整产品流。US4,899,011(Chu等人)教导了使用两种沸石(各自与强氢化金属联合)将C8芳烃异构化。US5,977,420(Abichandani等人)公开了一种处理方案，其中对C8+进料进行乙基苯转化，然后分级除去C9+，并将塔顶流出物在包括苯/甲苯塔、对二甲苯回收和异构化(其中异构产物返回到苯/甲苯塔)的环路中进行处理。US6,222,086(Sharma等人)教导了将两种沸石类催化剂用于二甲苯与乙基苯的混合物的异构化，其中第二催化剂中铂族金属的含量不超过第一催化剂中的30％。US6,448,459(Magne-Drisch等人)公开了一种工艺组合，包括富集的乙基苯浓缩物的第一馏分的回收和异构化，从来自乙基苯富集的第二馏分中通过吸附回收对二甲苯，并将来自对二甲苯吸附步骤的残液和解吸剂异构化。US6,660,896(Buchanan等人)教导了在氢存在下使用第一和第二催化剂将含有乙基苯和二甲苯异构体混合物的进料异构化以产生含有过平衡对二甲苯的产物的方法。尽管这些参考文献教导了本发明的个别组成部分，但无一提出将这些组成部分组合以获得本发明的方法的关键特征。 
现有技术无一提出由具有显著的C9+芳烃含量的C8+原料获得对二甲 苯的本发明的有效方法和催化剂组合。 
发明概要 
本发明的主要目的是提供在处理含有显著浓度的C9+芳烃的进料流时，使用适于特定反应的催化剂和系统的组合进行C8芳烃异构化的新型方法，从而以低的循环损耗和再循环率获得所需二甲苯异构体的改进收率。 
本发明基于下述发现：包含下述组合的方法在降低了能量消耗的情况下产生了对二甲苯：用于转化C9+芳烃的气相区，然后分级除去轻馏分和重馏分，以提供用于包括对二甲苯回收的系统的中间流，和用于去除了对二甲苯的二甲苯(para-depleted xylenes)的异构化的区。 
本发明的一个概括性实施方案是由进料流生产和回收一种或多种高纯二甲苯异构体的方法，所述进料流包含烷基芳烃，并含有1.0重量％或更多的C9和更重的烃(包括0.5重量％或更多甲基乙基苯)，所述方法包括下列依序的步骤：使该进料流在氢存在下与重芳烃转化催化剂接触，以获得乙基芳烃含量比进料流中的含量低的脱乙基化的芳烃流，将所述脱乙基化的芳烃流分级，以将包含C7和更轻的烃的轻质产物以及包含C9和更重的烃的重质产物与包含C8芳烃的中间流分离，将至少一部分所述中间流与经异构化的物流一起进行异构体回收过程，以回收至少一种高纯二甲苯异构体并产生含有未回收C8芳烃异构体的C8芳烃残液流；使至少一部分所述C8芳烃残液流与异构化催化剂在异构化区中接触，以获得经异构化的物流，在该物流中，至少一种二甲苯异构体的浓度高于在所述C8芳烃残液流中的浓度。 
本发明的一种更具体实施方案是由进料流生产和回收一种或多种高纯二甲苯异构体的方法，所述进料流包含烷基芳烃，并含有1.0重量％或更多的C9和更重的烃(包括0.5重量％或更多甲基乙基苯)，所述方法包括下列依序的步骤：使该进料流在氢存在下与重芳烃转化催化剂接触，以获得甲基乙基苯含量比进料流中的含量低的脱乙基化的芳烃流，将所述脱乙基化的芳烃流分级，以将包含C7和更轻的烃的轻质产物以及包含C9和更 重的烃的重质产物与包含C8芳烃的中间流分离，将至少一部分所述中间流与经异构化的物流一起进行异构体回收过程，以回收至少一种高纯二甲苯异构体并产生含有未回收C8芳烃异构体的C8芳烃残液流；使至少一部分C8芳烃残液流与异构化催化剂在异构化区中在异构化条件下在最少氢的存在下接触，以获得经异构化的物流，在该物流中，至少一种二甲苯异构体的浓度高于在所述C8芳烃残液流中的浓度。 
本发明的另一更具体的实施方案是由催化重整产品生产和回收一种或多种高纯二甲苯异构体的方法，包括下列依序的步骤：将催化重整产品分级以获得轻质重整产品和重质重整产品，所述重质重整产品含有1.0重量％或更多的C9和更重的烃(包括0.5重量％或更多甲基乙基苯)，以及下列依序的步骤：使该进料流在氢存在下与重芳烃转化催化剂接触，以获得乙基芳烃含量比进料流中的含量低的脱乙基化的芳烃流，将所述脱乙基化的芳烃流分级，以将包含C7和更轻的烃的轻质产物以及包含C9和更重的烃的重质产物与包含C8芳烃的中间流分离，对所述轻质重整产品流进行芳烃提取和分级步骤，以将苯、甲苯和甲苯塔底流出物流与非芳族残液分离，使所述包含C9和更重的烃的重质产物和至少一部分甲苯在烷基转移区中与烷基转移催化剂在烷基转移条件下接触，以获得烷基转移产物，将所述烷基转移产物分级，以分离C7和更轻的物流、包含C8芳烃的中间流、以及C9和更重的物流，将至少一部分中间流与经异构化的物流一起进行异构体回收过程，以回收至少一种高纯二甲苯异构体并产生含有未回收C8芳烃异构体的C8芳烃残液流，并使至少一部分所述C8芳烃残液流与异构化催化剂在异构化区中在液相中在异构化条件下和在基本不存在氢的情况下接触，以获得经异构化的物流，在该物流中，至少一种二甲苯异构体的浓度高于在所述C8芳烃残液流中的浓度。 
根据本发明的下列详述，可以清楚了解这些以及其它目的和实施方案。 
附图简述 
图1显示了根据已知技术的C8芳烃处理。
图2显示了根据本发明的一个实施方案的C8芳烃处理。 
图3显示了已知技术的芳烃联合工艺的相关部分。 
图4显示了根据本发明的芳烃联合工艺的相关部分。 
发明详述 
进入芳烃异构化的不平衡烷基芳烃进料流包含以适合异构化的方式任意组合的通式C6H(6-n)Rn的可异构化烷基芳烃，其中n是1至5的整数，且R是CH3、C2H5、C3H7或C4H9，从而在异构化产物中获得至少一种更有价值的烷基芳烃异构体。进料流包含一种或多种含有至少一个乙基的乙基芳烃，即至少一种所述烷基芳烃的至少一个R为C2H5。进料流的合适的组分通常包括，例如但不限于，乙基苯、间二甲苯、邻二甲苯、对二甲苯、乙基甲苯、三甲基苯、二乙基苯、三乙基苯、丙基苯、甲基丙基苯、乙基丙基苯、二异丙基苯、和它们的混合物。本发明的特征在于，进料流具有显著含量的、1.0重量％或更多、优选至少5重量％的C9和更重的烃。通过使用含有0.5重量％或更多、优选至少2重量％甲基乙基苯的进料流时的表现来说明本发明。 
包含二甲苯和乙基苯的不平衡C8芳烃进料流具有在1至50重量％的近似范围内的乙基苯含量、在0至35重量％的近似范围内的邻二甲苯含量、在20至95重量％的近似范围内的间二甲苯含量、和在0至30重量％的近似范围内的对二甲苯含量。“不平衡”是指至少一种C8芳烃异构体以与在异构化条件下的平衡浓度明显不同的浓度存在。 
烷基芳烃进料流可以源自各种原始来源，例如石油精炼、烃类的热裂化或催化裂化、煤的焦化、或石油化学转化。优选地，在来自各种石油精炼流的适当馏分中找到本发明中使用的进料流，例如，作为通过催化裂化或重整烃类的选择性分级和蒸馏获得的单独组分或一定沸程的馏分。可异构化芳烃不需要被浓缩；本发明的方法能够将含烷基芳烃的物流(例如进行或不进行后续芳烃提取的催化重整产品)异构化，以产生特定的二甲苯异构体，特别是产生对二甲苯。进入本发明的方法的C8芳烃进料可以含有 最多达30重量％的非芳族烃，即环烷和链烷。但是，优选地，可异构化烃类基本由芳烃构成，以确保从下游回收法中获得纯净产品。 
根据已知技术处理C8芳烃以制造对二甲苯通常如图1所示进行。进料流1包含C8和更重芳烃，其与再循环流11一起在分级器10中处理，以在物流12中除去C9和更重芳烃。C9和更重芳烃如果没有从进料流中分级除去，就会对下游分离步骤20和异构化30产生不利影响。 
分级器由此产生C8芳烃流13，其通往分离步骤20。通常通过选择性吸附或结晶的一种或两种处理该物流，以选择性回收对二甲苯异构体。纯对二甲苯作为产品在物流21中回收，其余C8芳烃通往异构化装置30。任选地，在物流31中的氢的存在下，异构化装置使用多种催化剂中的一种或多种在物流32中建立二甲苯异构体的近平衡，这些催化剂还可以如前所述转化乙基苯。异构化产物通往脱甲苯塔40，其在41中除去C7和更轻的材料，以产生送入分级器10的再循环流11。 
图2显示了本发明的一个实施方案。该图示显示了使用两种不同异构化技术的特征，以显著降低该方法中的再循环量，随之降低将C8与C9芳烃分离的大分级器的较大尺寸和能量要求。 
在这种实施方案中，将包含C8和更重芳烃的进料流1与清除物流101一起在重芳烃转化区100中处理。该重芳烃转化区含有重芳烃转化催化剂，其能够耐受进料中显著浓度的C9芳烃，并转化乙基苯和甲基乙基苯。在来自物流102的氢存在下，进料流与催化剂在合适的重芳烃转化条件下接触，包括200℃至600℃或更高、优选300至500℃的温度。压力通常为100kPa至5MPa绝对压力，优选500kPa至3MPa。重芳烃转化区包含足够体积的催化剂，以对于中间流而言足以提供0.5至50小时-1、优选0.5至20小时 -1的液时空速。进料流最好在与氢的0.5:1至25:1氢/烃摩尔比的混合物中反应；可以与氢一起存在其它惰性稀释剂，例如氮气、氩气和轻质烃。重芳烃转化区可以含有单个反应器或两个或更多单独的反应器，在它们之间有合适的装置，以确保在各个反应器的入口处保持所需的异构化温度。反应物可以与催化剂床以向上、向下或径向流方式接触，且反应物在与催化 剂接触以获得异构化产物时可以处于液相、混合液-气相、或气相。 
重芳烃转化催化剂通常包含沸石组分、金属组分和无机氧化物。宜于作为重芳烃转化催化剂的组分的沸石包括根据沸石结构类型图集(Atlas ofZeolite Sructure Types)的ATO、BEA、EUO、FAU、FER、MCM-22、MEL、MFI、MOR、MTT、MTW、NU-87 OFF、Omega、UZM-5、UZM-8和TON中的一种或多种。优选的沸石包括MFI或MOR中的一种或两种。金属组分包括贱金属和贵金属中的一种或多种，其在催化剂中的比例为0.01至10重量％。所述一种或多种金属可以选自由Re、Sn、Ge、Pb、Co、Ni、In、Ga、Zn、U、Dy、Tl和铂族金属组成的组，其中铼是有利的。无机氧化物粘合剂，优选氧化铝，构成该催化剂的剩余部分。优选的催化剂形状是球形，另一合适的形状是挤出物。 
来自重芳烃转化区的流出物作为物流103通往脱甲苯器104，从而将甲苯和更轻的组分从塔顶作为物流105与C8和更重的芳烃充分分离。所述C8和更重的芳烃在物流106中通往分级器200，从而将物流201中的C8芳烃与物流202中的C9和更重芳烃分离。分级器104和200明显小于图1对照图示中的相应塔，因为本清除物流101明显小于图1再循环流11，且经过第一异构化/分级环路的材料循环明显小于对照图中的。对于分级器200，这特别重要，因为该分级器通常代表了用于生产和回收单独的C8芳烃异构体的这类联合工艺的资金和能量消耗的重要部分。 
塔顶流出物201与再循环流401结合作为进入C8芳烃异构体回收装置300的进料。用于从异构化产物中回收特定异构体产物的方法对本发明不是关键的，可以使用本领域内已知的任何有效回收方案。通常处理C8芳烃以选择性回收对二甲苯异构体，但也可以代之以回收其它异构体，或在回收对二甲苯异构体之外还回收其它异构体。对二甲苯通常通过吸附或结晶之一或二者的结合回收。根据US3,301,491使用结晶硅铝酸盐的选择性吸附是优选的。在例如US3,626,020、US3,696,107、US4,039,599、US4,184,943、US4,381,419和US4,402,832中描述了优选吸附回收方法中的改进和替代方案，它们经此引用并入本文。所需C8芳烃异构体作为物流301回收，包含 不需要的异构体的C8芳烃残液作为物流302通往异构化装置400。 
装置400包括专门具有如下目标的异构化：将进料中的二甲苯在最少限度转化成更轻和更重产物的情况下异构化成接近平衡的混合物。C8芳烃流302(C8芳烃异构体的不平衡混合物)在合适的二次异构化条件下与异构化催化剂接触。这类条件包括100℃至500℃、优选200℃至400℃的温度。压力为500kPa至5MPa绝对压力。异构化装置包含足够体积的催化剂，以对于进料流而言足以提供0.5至50小时-1、优选0.5至20小时-1的液时空速。氢可以以最多达15摩尔/摩尔进料的量存在。优选地，异构化在最少氢的存在下进行，即氢的存在量低于0.2摩尔/摩尔进料。更优选地，异构化在基本不存在氢的情况下并在液相中进行，不向进料流中加入游离氢；在这种情况下，来自在先处理过程的溶解氢明显低于0.05摩尔/摩尔进料，通常低于0.01摩尔/摩尔进料，并可能不可通过普通分析手段检出。异构化区可以包括单个反应器或两个或多个单独的反应器，在它们之间有合适的装置，以确保在各个反应器的入口处保持所需的异构化温度。反应物可以与催化剂床以向上、向下或径向流方式接触。 
异构化催化剂宜包含沸石硅铝酸盐，其选自Si:Al2比率高于10、优选高于20且孔径为5至8埃()的那些。合适的沸石的具体例子是MFI、MEL、EUO、FER、MFS、MTT、MTW、TON、MOR和FAU型沸石。特别有利的MFI型沸石是镓-MFI，以镓作为该晶体结构的组分。优选的Ga-MFI具有小于500、优选小于100的Si/Ga2摩尔比；且铝含量非常低，Si/Al2摩尔比大于500，优选大于1000。催化剂中沸石的比例通常为1至99重量％，优选25至75重量％。异构化催化剂可以含有0.01至2.0重量％的铂族金属，有利地为铂，但优选基本不存在金属化合物。无机氧化物粘合剂(优选氧化铝)构成该催化剂的剩余部分。优选的催化剂形状是球形，另一合适的形状是挤出物。 
来自异构化装置的异构化产物被分成进入异构体回收装置300的物流401和较小的清除物流402。后者被送入重芳烃转化区100，以转化和除去在异构化装置中生成的小浓度的乙基苯和更轻和更重的组分，以防止这些 组分在物流401中积聚。 
本发明的方法可用于芳烃联合工艺的场合，芳烃联合工艺采用工艺组合，由石油脑、液化石油气、烯烃工厂副产物和其它烃原料生产和回收所需芳族产物。这种联合工艺可以包括，但不限于，进料处理、催化重整或其它芳构化、用于回收芳烃的提取、加氢脱烷基化、歧化和/或烷基转移。 
不使用和使用本发明的这类联合工艺的例子分别显示在图3和4中。图3显示了已知技术的传统芳烃联合工艺的相关部分。这个例子以来自石油脑重整的催化重整产品的处理为基础，该催化重整产品包括“BTX”(苯-甲苯-二甲苯)范围内的烃类。催化重整产品1在分流器5中分级，以获得作为物流6的包含苯和甲苯的轻质重整产品以及包含C8芳烃并在物流7中的重质重整产品。在芳烃提取步骤50中处理轻质重整产品，以将物流51中的芳烃与物流52中的非芳族残液分离。将芳烃流在步骤53和55中分级，以将物流54中的苯和物流56中的甲苯与塔底流出物流57分离。 
将重质重整产品流7与塔底流出物流57在装置60中分级，以将C8芳烃61与C9和更重的烃分离。对C8芳烃进行异构体回收过程70，以回收至少一种高纯二甲苯异构体71，并产生包含未回收的C8芳烃异构体的C8芳烃残液流72。在异构化区80中在来自物流81的氢存在下处理C8芳烃残液流，然后进行分级82，以将物流83中的C7和更轻物质与异构化产物84异构化物流分离，后者包含的二甲苯异构体(在71中)浓度高于C8芳烃残液流中的浓度。异构化产物与物流7和57一起在60中分级，以将C9和更重的烃62与C8芳烃61分离，将C8芳烃61送入回收装置70。应该指出，通过分级器60和82处理进入回收装置的整个再循环流。 
任选或部分地在分级器63中处理C9和更重的烃62，以将C9芳烃64与C10和更重的烃65分离。将物流62和/或64与物流56和83中的甲苯一起在烷基转移区90中在来自物流91的氢存在下进行处理，以获得具有提高的C8芳烃浓度的烷基转移产物92。将该烷基转移产物在分级器53、55和60中与回收自催化重整产品的芳烃一起处理，以将苯、甲苯和C8芳烃与更重的烃分离。
图4显示了根据本发明的芳烃联合工艺，其与图3的联合工艺具有相同的原料和目标。各联合工艺的第一部分采用相同的概念。在分流器5中将催化重整产品1分级，以获得作为物流6的包含苯和甲苯的轻质重整产品以及包含C8芳烃并在物流7中的重质重整产品。在芳烃提取步骤500中处理所述轻质重整产品，以将物流501中的芳烃与物流502中的非芳族残液分离。可以使用任何合适的将高纯芳烃与非芳烃分离的方法，例如，使用如US 3,361,664中所述的环丁砜的液-液提取法。在步骤510和520中分级芳烃流，以将物流511中的苯和物流521中的甲苯与塔底流出物流522分离。 
重质重整产品包含烷基芳烃，并含有1.0重量％或更多的C9和更重的烃(包括0.5重量％或更多的甲基乙基苯)，并且是进入重芳烃转化区600的主要进料流。该区的特征、条件和催化剂如上文对图2所述的那样。在氢601存在下将重芳烃转化，以获得乙基芳烃含量低于进料流中含量的脱乙基化物流602。在装置610中将脱乙基化的芳烃流分级，以将物流611中的包含C7和更轻的烃的轻质产物与物流612中的C8和更重的烃分离，并在分级器620中将包含C8芳烃的中间流621与物流622中的包含C9和更重的烃的重质产物分离。 
塔顶流出物621与再循环流801结合，作为进入C8芳烃异构体回收装置700的进料。用于从异构化产物中回收特定异构体产物701的方法对本发明不是关键的，可以使用本领域已知的任何有效的回收方案。通常处理C8芳烃以选择性回收对二甲苯异构体，但也可以代之以回收其它异构体，或在回收对二甲苯异构体之外还回收其它异构体。通常通过吸附或结晶之一或二者的结合回收对二甲苯。如对图2中的相应装置所述的选择性吸附是优选的。包含不需要的异构体的C8芳烃残液作为物流702通往异构化装置800。 
装置800包括专门具有如下目标的异构化：将原料中的二甲苯在最少限度转化成更轻和更重产物的情况下异构化成接近平衡的混合物。使C8芳烃流702(C8芳烃异构体的一种不平衡混合物)在合适的异构化条件下与异构化催化剂接触。这种装置仅产生少量非C8副产物，可以将多数产物 在物流801中直接再循环到异构体回收装置中。将较少的产物清除部分作为物流802送往重芳烃转化区600，以转化和除去在异构化装置中生成的小浓度乙基苯和更轻和更重的组分，以防止这些组分在物流801中积聚。优选地，异构化在最少氢的存在下进行，尤其是基本不存在氢。异构化条件和催化剂如对图2装置500所述的那样。 
任选或部分地将C9和更重的烃622在分级器630中处理，以将C9芳烃631与C10和更重的烃632分离。将物流622和/或631与物流521和611中的甲苯一起在烷基转移区900中在来自物流901的氢存在下进行处理，以获得具有提高的C8芳烃浓度的烷基转移产物902。将烷基转移产物在分级器510和520中处理，并使之经过装置600，然后与回收自催化重整产品的芳烃一起分级，以将苯、甲苯和C8芳烃与更重的烃分离。 
烷基转移进料可以与烷基转移催化剂以向上、向下或径向流方式接触，反应物可以处于液相、混合液-气相、或气相。有利的催化剂包含沸石组分、金属组分和无机氧化物。合适的沸石包括根据IUPAC沸石结构类型图集的ATO、BEA、EUO、FAU、FER、MCM-22、MEL、MFI、MOR、MTT、MTW、NU-87OFF、Omega、UZM-5、UZM-8和TON中的一种或多种；特别有利的沸石分子筛组分是丝光沸石。催化剂中沸石的比例通常为1至99重量％，优选25至75重量％。金属组分包括贱金属和贵金属的一种或多种，其在催化剂中的比例为0.01至10重量％。所述一种或多种金属可以选自由Re、Sn、Ge、Pb、Co、Ni、In、Ga、Zn、U、Dy、Tl和铂族金属组成的组，其中铼是有利的。无机氧化物粘合剂，优选氧化铝，构成该催化剂的剩余部分。优选的催化剂形状是挤出物，另一合适的形状是球形。 
应该指出的是，这种组合避免了C8芳烃大量再循环通过相应的图3分级器60和82，因为通过图4的装置700和800的直接再循环以相应的量减轻了分级器610和620的负荷。 
前述说明和下列实施例仅用于阐述本发明的某些具体实施方案，且不应该被视为限制如权利要求中所列的本发明的范围。如本领域普通技术人 员能够认识到的那样，在本发明的实质内存在许多可能的其它变动。 
实施例1 
对于含有80重量％C8芳烃和20重量％C9芳烃(包括8.5重量％甲基乙基苯)的原料进行转化试验，使用包含铂(负载在磷酸铝结合的MFI上)的催化剂，温度为400℃，压力为1.3MPa，氢/烃的比率为4。甲基乙基苯的转化率为70％，在产物中没有检出丙基苯。 
实施例2 
对于包含66重量％C9和C10芳烃(包括17.3重量％甲基乙基苯)的原料进行转化试验，使用包含铼(负载在氧化铝结合的丝光沸石基底上)的催化剂。操作条件包括372℃的平均温度、3.7MPa的压力、和3.8的氢/烃摩尔比。C9和C10芳烃的总转化率为70.5重量％，且甲基乙基苯的转化率为81.3重量％；产物中的丙基苯低于0.01重量％。 
实施例3 
对由重质重整产品生产对二甲苯的过程进行工程研究，比较根据图3的已知技术的方法和根据图4的本发明的方法。研究基础是每年生产1,600,000公吨的对二甲苯。以千吨/年为单位的对比主产量和对比能量需求如下： 
  
  图3 图4
重整产品进料 2933 3047
苯 429 435
链烷残液 412 408
对二甲苯 1600 1600
＊＊＊＊＊＊＊＊＊＊＊＊＊    
净燃料消耗，MW 248 82
电能，MW 20.6 16.9
[0053] 还考虑资金成本，估计节省了7％的总资本，或在与转化装置相关的分级段中节省了超过30％的成本。

Claims (6)

1.由催化重整产品生产和回收一种或多种高纯二甲苯异构体的方法，所述方法包括下列依序的步骤：
(a)将催化重整产品分级，以获得轻质重整产品和重质重整进料流，所述重质重整进料流包含烷基芳烃，并含有1.0重量％或更多的包括0.5重量％或更多甲基乙基苯的C9和更重的烃；
(b)使所述进料流在氢存在下与重芳烃转化催化剂在重芳烃转化区中在重芳烃转化条件下接触，以获得甲基乙基苯含量比进料流中的含量低的脱乙基化的芳烃流；
(c)将所述脱乙基化的芳烃流分级，以将包含C7和更轻的烃的轻质产物以及包含C9和更重的烃的重质产物与包含C8芳烃的中间流分离；
(d)对所述轻质重整产品流进行芳烃提取和分级步骤，以将苯、甲苯和甲苯塔底流出物流与非芳族残液分离；
(e)使所述包含C9和更重的烃的重质产物和至少一部分甲苯在烷基转移区中与烷基转移催化剂在烷基转移条件下接触，以获得烷基转移产物；
(f)将所述烷基转移产物分级，以分离C7和更轻的物流、中间流以及C9和更重的物流；
(g)将至少一部分所述中间流与经异构化的物流一起进行异构体回收过程，以回收至少一种高纯二甲苯异构体并产生含有未回收的C8芳烃异构体的C8芳烃残液流；
(h)使至少一部分所述C8芳烃残液流与异构化催化剂在异构化区中在包括明显低于0.05摩尔的氢/摩尔进料的异构化条件下接触，以获得所述经异构化的物流，在该物流中，至少一种二甲苯异构体的浓度高于在所述C8芳烃残液流中的浓度。
2.权利要求1的方法，进一步包括将所述C9和更重的物流分级，以获得作为进入烷基转移区的额外进料的C9芳烃流、以及C10和更重的物流。
3.权利要求1的方法，包括在异构化区中处理全部的C8芳烃残液流。
4.权利要求1的方法，进一步包括在重芳烃转化区中处理一部分所述C8芳烃残液流。
5.权利要求1的方法，其中步骤(h)包括使至少一部分所述C8芳烃残液流与异构化催化剂在异构化区中在异构化条件下接触，不向进料流中加入游离氢。
6.权利要求1的方法，其中所述异构化催化剂包含10至99重量％的至少一种沸石硅铝酸盐和无机氧化物粘合剂，并基本不含铂族金属。
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