用于从C8和C9芳烃的混合物中分离对二甲苯的方法和装置

摘要

本发明包括至少两个吸附分离区以从包含C8芳烃和至少一种C9芳烃组分的进料流中分离对二甲苯。在第一吸附分离区中使用包含X或Y沸石的吸附剂和重解吸剂以制得包含对二甲苯的提取物流和包含除去对二甲苯的C8芳烃、C9芳烃、和解吸剂的提余物流。使提余物流在提余物蒸馏区中分离以制得包含第一解吸剂组分和C9芳烃的物流，使该物流在第二吸附分离区中进一步分离以制得包含解吸剂的物流和C9芳烃流。

说明书

发明领域

本发明涉及用于从含有至少一种C9芳烃的C8芳烃的混合物中分离对二甲苯的方法和装置。特别地，本发明包括至少两个吸附分离步骤。

发明背景

对二甲苯是化学和纤维工业中重要的原材料。例如，衍生自对二甲苯的对苯二甲酸用于制备聚酯织物。对二甲苯通常从对二甲苯和至少一种其它C8芳烃的混合物中通过结晶、吸附分离、或是这两种技术的组合来分离。

US 3,392,113公开了用于分离流体化合物的进料混合物的循环方法，通过使进料与对所述进料混合物的至少一种化合物具有选择性的固体吸附剂例如分子筛进行接触，并且然后通入流体解吸剂以与吸附剂接触，由此置换所获的选择性吸附的化合物，所述解吸剂通常含有痕量的芳族和/或氧化物杂质，其不期望地在多个吸附-解吸循环中改变所述方法的吸附和解吸的动力学、或速率，稳定动力学的方法通过在解吸步骤中利用解吸剂之前使解吸剂与单独的固体吸附剂床进行接触除去所述杂质。

US 5,012,038认可通常使用对二乙基苯(p-DEB)作为用于从C8芳烃混合物中分离对二甲苯的解吸剂。也已知使用p-DEB作为解吸剂限制了进料混合物中C9芳烃到小于0.1重量％。这种要求通常通过首先在所谓的二甲苯分离塔中蒸馏来满足。否则，C9芳烃将在该方法中循环的解吸剂中逐渐聚积，因为C9芳烃难以通过简单分馏而与p-DEB分离，且出于经济原因必须将该解吸剂再循环。

US 5,012,038和其它专利如US 4,886,930、US 5,057,643、US 5,171,922、US 5,177,295、和US 5,495,061公开了使用沸点高于p-DEB的解吸剂以从C9芳烃含量大于0.1重量％的进料混合物中分离对二甲苯。随后通过分馏从更高沸点的解吸剂中分离C9芳烃。但是，尽管更高沸点的解吸剂提供了好处，但是p-DEB仍然是经常用于对二甲苯吸附分离的解吸剂。

发明概述

本发明涉及用于从包含C8芳烃和至少一种C9芳烃组分的进料流中分离对二甲苯的方法和装置。在一个实施方式中，该方法可以包括使吸附剂与进料流和包含第一解吸剂组分的第一解吸剂流在第一吸附分离区中进行接触，由此制得包含对二甲苯的提取物流和包含除去对二甲苯的C8芳烃、C9芳烃组分和第一解吸剂组分的提余物流；使提余物流在提余物蒸馏区中分离，由此制得包含第一解吸剂组分和C9芳烃组分的第二解吸剂流；使第二解吸剂流在第二吸附分离区中分离，由此制得C9芳烃流和包含第一解吸剂组分的第三解吸剂流。

在另一个实施方式中，本发明可以包括从包含C8芳烃和至少一种C9芳烃组分的进料流中分离对二甲苯，该方法包括：(a)使包含Y沸石或X沸石的第一吸附剂与该进料流和包含沸点为至少150℃的第一解吸剂组分的第一解吸剂流在第一吸附分离区中进行接触，由此制得包含对二甲苯和第一解吸剂组分的第一提取物流以及包含除去对二甲苯的C8芳烃、C9芳烃组分、和第一解吸剂组分的第一提余物流；(b)使第一提取物流通到提取物蒸馏区，由此制得包含第一解吸剂组分的第二解吸剂流和对二甲苯产物流；(c)使第一提余物流通到提余物蒸馏区，由此制得包含第一解吸剂组分和C9芳烃组分的第三解吸剂流以及包含除去对二甲苯的C8芳烃的提余物产物流；和(d)使至少一部分第三解吸剂流和包含第二解吸剂组分的解吸剂流通到包含第二解吸剂的第二吸附分离区，由此制得包含第一解吸剂组分和第二解吸剂组分的第二提取物流以及包含C9芳烃组分和第二解吸剂组分的第二提余物流。

在一个实施方式中，第一解吸剂组分是对二乙基苯(p-DEB)。在另一个实施方式中，该第一吸附分离区以模拟移动床模式操作。在另一个实施方式中，该第一解吸剂流可以包含多达25重量％的C9芳烃。本发明的其它实施方式包括上下文中所公开的其它详细描述内容，包括优选的和任选的特征。

在另一个实施方式中，本发明是包括吸附分离区、提取物蒸馏区、提余物蒸馏区、和第二吸附分离区的装置；其中提取物导管提供从第一吸附分离区到提取物蒸馏区的流体连通，提余物导管提供从第一吸附分离区到提余物蒸馏区的流体连通，C9芳烃导管提供从提余物蒸馏区到第二吸附分离区的流体连通，且循环导管提供从提取物蒸馏区和提余物蒸馏区中至少一个到第一吸附分离区的流体连通。

在另一个实施方式中，本发明可以包括用于从包含C8芳烃和至少一种C9芳烃组分的进料流中分离对二甲苯的装置，该装置包括：(a)第一吸附分离区，用于从该进料流中分离对二甲苯，包括含有第一吸附剂的第一吸附剂室；(b)进料导管，提供进料流到第一吸附分离区的流体连通；(c)解吸剂导管，提供第一解吸剂组分到第一吸附分离区的流体连通；(d)第一提取物蒸馏区，包括提取物蒸馏塔；(e)第一提取物导管，提供从第一吸附分离区到第一提取物蒸馏区的流体连通；(f)提余物蒸馏区，包括提余物蒸馏塔；(g)第一提余物导管，提供从第一吸附分离区到提余物蒸馏区的流体连通；(h)第二吸附分离区，用于将C9芳烃组分与第一解吸剂组分分离，包括含有第二解吸剂的第二解吸剂室；(i)C9芳烃导管，提供C9芳烃组分和第一解吸剂组分从提余物蒸馏区到第二吸附分离区的流体连通；和(j)循环导管，提供第一解吸剂组分从第一提取物蒸馏区和提余物蒸馏区中至少一个到第一吸附分离区的流体连通。

在另一个实施方式中，循环导管提供第一解吸剂组分从提取物和提余物蒸馏区二者到第一吸附分离区的流体连通。在另一个实施方式中，该装置进一步包括提供从第二吸附分离区到第二提取物蒸馏区的流体连通的第二提取物导管，以及提供从第二提取物蒸馏区到第一吸附分离区的流体连通的第二循环导管。本发明的其它实施方式包括上下文中公开的其它详细描述内容，包括优选的和任选的特征。

由此，一方面本发明通过使C9芳烃组分能够与在从包含C8芳烃和至少一种C9芳烃的进料混合物中吸附分离对二甲苯中使用的解吸剂组分吸附分离，提供了更大灵活性。另一方面，本发明通过使对二甲苯能够从进料混合物中吸附分离，提供了更大灵活性，其中解吸剂流可以包含多达25重量％的C9芳烃。

附图说明

图1是本发明实施方式的简化流程图。

图2是阐述了本发明实施方式的简化流程图，其中提余物蒸馏区产生三个产物流。

图3是本发明吸附分离区的简化流程图，其阐述了固定床实施方式。

图4是本发明吸附分离区的简化流程图，其阐述了模拟移动床实施方式。

附图旨在举例说明本发明且并非旨在限定如权利要求中给出的本发明范围。附图是简化的示意图，其显示了工艺流程图的示例性实施方式，包括工艺区，有助于理解本发明。本领域中众所周知的工艺区的详细内容，如泵、控制阀、仪表、热回收回路、以及对于理解本发明而言并非必须的类似硬件并未举例说明。

发明详述

采用两个吸附分离步骤或区来从包含C8芳烃和至少一种C9芳烃组分的进料流中分离对二甲苯。本文中使用的术语“区”可以表示一个或多个装备单元和/或一个或多个子区。装备单元可以包括例如一个或多个容器、加热器、分离器、交换器、导管、泵、压缩机、和控制器。另外，装备单元可以进一步包括一个或多个区或子区。

进料流是包含至少两种C8芳烃、对二甲苯、以及间二甲苯、邻二甲苯、和乙苯中的至少一种的混合物。该进料流还包含至少一种C9芳烃组分，诸如丙基苯、甲基乙基苯、和三甲基苯的异构体的任一种。该进料流可以包含几种或全部C8和C9芳烃，例如，在进料衍生自一种或多种油精炼工艺如催化重整、蒸汽裂化、结晶器母液、烷基交换、和二甲苯异构化时。

将通过本发明来处理的进料可以含有多达25重量％的C9芳烃。预期在这种方法中使用具有至少0.1重量％C9芳烃的进料流。在一个实施方式中，该进料流可以包含0.3重量％～5重量％的C9芳烃。在另一个实施方式中，该进料流可以包含6重量％～15重量％的C9芳烃。在一个实施方式中，该进料流可以不含超过10质量ppm的C10+芳烃。

图1阐述了本发明实施方式的流程图。进料流和解吸剂流分别通过进料导管1和解吸剂导管3引入吸附分离区100。吸附分离区100包括吸附剂室110，其含有相对进料中其它C8芳烃对于对二甲苯有选择性的吸附剂。吸附分离区100产生由提取物导管5输送的提取物流和提余物导管7输送的提余物流。如图中所示，物流以及它们在其中流动的管线或导管的标记数字是相同的。例如，标记数字7可以相同精确性作为提余物导管7、提余物管线7、提余物流7、和提余物导管7输送的提余物流使用。

吸附分离工艺是本领域中众所周知的。简而言之，将进料流和解吸剂流引入可以包括一个或多个含有吸附剂的容器的吸附剂室中。吸附步骤期间，吸附剂与进料接触，并相对于剩余的进料组分选择性地保留进料组分或者一类进料组分。通过使吸附剂与解吸剂接触，使选择性保留的进料组分从吸附剂中释放或解吸。由此，吸附分离工艺产生包含选择性吸附的组分或一类组分的提取物流以及包含被更少选择性吸附的剩余进料组分的提余物流。解吸剂流可以包含一种或多种解吸剂组分，且本领域中也已知使用多个解吸剂流。经由吸附剂室通过的提取物和提余物流典型地还包含一种或多种解吸剂组分。

本发明中众所周知多种吸附分离技术，包括如以间歇或摇摆床模式操作的固定床，移动床，和模拟移动床(SMB)。本发明并非旨在由特定吸附分离技术或操作模式限定。关于吸附分离原理和详细内容的其它信息容易获得，例如Kirk-Othmer Encyclopedia of Chemical Technology第1卷，第3版，Adsorptive Separation(Liquids)第563-581页，1978，以及Preparative and Production Scale Chromatography，G.Ganetsos和P.E.Barker编，1993。

由于这些各种吸附分离工艺以相同的基本色谱分离原理来操作，因此吸附剂和解吸剂的下列讨论适用于各种吸附分离技术或模式。液体组分的色谱分离中吸附剂和解吸剂的功能和性能是众所周知的，但作为参考，将US 4,642,397引入本文中。

相对于其它C8芳烃对对二甲苯有选择性的吸附剂适合用于吸附分离区100。X和Y沸石用于将对二甲苯与其它C8芳烃分离是本领域中众所周知的。任选地，这些沸石可以在可交换的阳离子位点上含有IUPAC第1或2族离子。在一个实施方式中，吸附剂包含X沸石或Y沸石。任选地，吸附剂可以包含钡、钾、或者钡和钾二者。

也已知结晶铝硅酸盐，即沸石，以具有高物理强度和耐磨性的聚积体的形式，用于各种混合物的吸附分离。用于将晶体粉末形成这种聚积体的方法包括将无机粘合剂、通常为包含二氧化硅和氧化铝的粘土加到在潮湿混合物中的高纯度沸石粉末中。将混合的粘土沸石混合物挤出成圆柱形颗粒或形成珠粒，随后将其煅烧以使粘土转化为相当大机械强度的无定形粘合剂。作为粘合剂，通常使用高岭土形式的粘土、水可渗透的有机聚合物、或硅石。

吸附分离区100中采用的管线或导管3中的解吸剂流可以包含一种或多种解吸剂组分。适宜的解吸剂组分是“重的”，即它们具有至少150℃的沸点。在一个实施方式中，解吸剂组分具有160℃以上的沸点。在另一个实施方式中，解吸剂组分具有170℃以上的沸点。适合用于吸附分离区100的物流3中的解吸剂组分的实例包括：对二乙基苯、二乙基甲苯、1，2，3，4-四氢化萘、烷基和二烷基-1，2，3，4-四氢化萘衍生物、茚满、萘、甲基萘、对二甲基萘、及其混合物。在一个实施方式中，解吸剂流3包含对二乙基苯(p-DEB)。

在一个实施方式中，本发明认识到引入吸附分离区100的解吸剂可以包含多达25重量％的C9芳烃。在一个实施方式中，解吸剂流3可以包含至少0.7重量％的C9芳烃。在另一个实施方式中，引入吸附分离区100的管线3中的解吸剂流的C9芳烃含量范围为1～5重量％；在另一个实施方式中，该范围为3～15重量％的C9芳烃。

吸附分离区100中，吸附条件将包括20～300℃的温度范围。在一个实施方式中，吸附温度范围为20～250℃，在另一个实施方式中，该范围40～200℃。吸附压力足以保持液相，其可以为1～40巴(表压)。解吸条件可以包括与用于吸附条件相同的温度和压力范围。在固定床实施方式中，吸附分离区100可以采用蒸气相吸附条件，由此在下次引入进料时使保留在吸附剂上的解吸剂数量最小化。

从吸附分离区100移出的在导管7中的提余物流包含解吸剂组分以及更弱吸附的进料组分如乙基苯、邻二甲苯、间二甲苯、和大多数C9芳烃。虽然可能存在少量的对二甲苯，但是该提余物流C8芳烃可以称作除去对二甲苯的C8芳烃。从吸附分离区100移出的在导管5中的提取物流包含解吸剂组分和最强吸附的进料组分(包含对二甲苯以及如果存在的话甲苯和对甲基乙基苯)。

如图1中所示，将从吸附分离区100排出的提取物流5通到提取物蒸馏区200。提取物蒸馏区200包括提取物蒸馏塔210，并产生在管线215中的对二甲苯产物流和在导管220中移出的解吸剂流。提取物产物流215可以包含来自吸附分离区100的提取物流5中的基本上全部对二甲苯。本文中使用的术语“基本上全部”可以表示通常为物流中至少90％、优选地至少95％、和最优地至少99％(以重量计)的化合物或一类化合物。在一个实施方式中，对二甲苯产物流215是来自提取物蒸馏塔210的塔顶或轻质流，且解吸剂流220是来自提取物蒸馏塔210的塔底或重质流。在一个实施方式中，可以使从提取物蒸馏区200移出的至少一部分解吸剂流220通过任选的导管250再循环，由此提供至少一部分在吸附分离区100中使用的解吸剂流3。由此，提供从提取物蒸馏区200到吸附分离区100的流体连通的循环导管可以是定义这些区之间的流体流动路径的管线220、250、和3的一部分。也就是，此处如说明书的其它部分那样，提供流体连通的导管可以包括多个导管或其一部分，由此定义期望的流体流动路径。

本领域普通技术人员将理解，本文中所述各个区的工艺流程和连接足以实施本发明。除非相反地指出，否则这些区之内精确的连接点对于本发明并非必须的。例如，本领域众所周知，到蒸馏区的物流可以直接送到塔中，或者可以首先将该物流送到该区内的其它装置如热交换器以调节温度，和/或泵以调节压力。同样，离开区的物流可以直接经由蒸馏塔通过，或者它们可以在离开蒸馏区之前经由塔顶或再沸器段通过。

提取物蒸馏区200也可以产生额外的产物流。如图1中所示，可以通过任选导管230从提取物蒸馏区中移出比对二甲苯更轻的产物流。例如，在除去提取物流5中的轻质杂质如甲苯以能使对二甲苯产物215满足期望的纯度规格时，可以采用这种实施方式。提取物蒸馏区200可以如本领域中众所周知的配置和操作，由此获得三个或更多的产物流，例如在提取物塔210中增加侧线引出、采用分隔壁蒸馏塔、和/或包括多个蒸馏塔如图1中所示任选的提取物精加工蒸馏塔211。

来自吸附分离区100的提取物流5中也可以存在对甲基乙基苯(p-MEB)，且可以以各种比例在提取物蒸馏区200的对二甲苯215和解吸剂220产物之间分配。影响p-MEB在产物之间分配的因素包括诸如蒸馏塔的设计和操作以及采用的解吸剂组分的沸点的参数。如本文中认识的那样，引入吸附分离区100的解吸剂流3可以含有多达25重量％的C9芳烃，其可以包括p-MEB。由于出于经济原因期望在该工艺中循环解吸剂，因此可以多种方式来控制p-MEB在提取物蒸馏区解吸剂流220中不可接受的聚积。

在一个实施方式中，可以限制吸附分离区100的进料流1中的p-MEB含量，使得进料流1中的p-MEB数量不超过进料流1中对二甲苯的0.05重量％。未显示的选择中，净化流可以除去一部分来自管线220的含有p-MEB的解吸剂，并可以将更高纯度的解吸剂作为补充引入流程图中。在另一个实施方式中，提取物蒸馏区210的设计和操作提高了对二甲苯产物215中的p-MEB数量。虽然经常期望对二甲苯产物215含有至少99.7重量％的对二甲苯，但是并不总是需要从对二甲苯产物215中除去p-MEB。例如，将对二甲苯产物氧化以制备对苯二甲酸时，p-MEB的氧化获得相同产物。由此，不从对二甲苯产物215中除去p-MEB在实际上可能是有利的。

如图1中所示，将来自吸附分离区100的提余物流7通到提余物蒸馏区300。提余物蒸馏区300包括提余物蒸馏塔310且产生提余物产物流315和解吸剂流320。在一个实施方式中，来自提余物蒸馏塔310的塔顶或轻质流是提余物产物流315，且来自蒸馏塔310的塔顶或重质流是解吸剂流320。提余物产物流315可以包含来自吸附分离区100的提余物流7中基本上全部的C8芳烃(除去对二甲苯的C8芳烃)。从提余物蒸馏区300中移出的解吸剂流320可以包含从吸附分离区100中移出的提余物流7中基本上全部的解吸剂。在一个实施方式中，可以通过任选导管350将提余物蒸馏区300产生的至少一部分解吸剂流320循环，由此提供至少一部分在吸附分离区100中使用的引入的解吸剂流3。

C9芳烃具有范围为152～176℃的沸点。由此，如果解吸剂组分的沸点不是足够高如在p-DEB是解吸剂组分时，来自吸附分离区100的提余物流7中的一些C9芳烃将通到提余物蒸馏区解吸剂320流。吸附分离区400防止解吸剂流3(可以将其循环到吸附分离区100)中不可接受的C9芳烃聚积。在解吸剂组分具有比p-DEB更高的沸点时的实施方式中，也可以采用吸附分离区400。虽然可以通过蒸馏将更高沸点的解吸剂与C9芳烃分离，但是本发明提供了控制这些解吸剂的C9芳烃含量的替代路线，其无需提余物蒸馏塔来提供无C9芳烃的解吸剂。

至吸附分离区400的进料流380包括至少一部分来自提余物蒸馏区300的解吸剂流320，其包含来自第一吸附分离区100的解吸剂组分和C9芳烃。由此，提供从提余物蒸馏区300到第二吸附分离区400的流体连通的导管320和380或其一部分也可以描述为C9芳烃导管。如关于吸附分离区100所述那样，本发明并非旨在由特定的吸附分离技术或操作模式限定，且先前提及的任意技术或模式可以在吸附分离区400中采用。吸附分离区400还需要由导管20提供的解吸剂流。为了避免混淆，术语“第一解吸剂组分”将表示在第一吸附分离区100中使用的解吸剂，同时术语“第二解吸剂组分”表示通过导管20引入并用作在第二吸附分离区400中的解吸剂的解吸剂。

在一个实施方式中，吸附分离区400吸附条件可以包括20～300℃的温度范围，在另一个实施方式中，该温度范围为20～250℃，任选地40～200℃。吸附压力足以保持液相，其可以为1～40巴(表压)。解吸条件可以包括与用于吸附条件相同的温度和压力范围。在固定床实施方式中，第二吸附分离区400可以采用蒸气相解吸条件，由此使在引入物流380以开始下一次吸附/解吸循环时保留在吸附剂上的第二吸附剂组分的数量最小化。

吸附分离区400包括含有第二吸附剂的吸附剂室410，且产生由导管420输送的提取物流和由导管430输送的提余物流。在一个实施方式中，第二吸附剂相对于其它芳烃异构体(包含C9芳烃组分)对对位芳烃异构体有选择性。例如，第二吸附剂可以包含X或Y沸石。任选地，这些沸石可以在可交换的阳离子位点上含有IUPAC第1或2族金属离子。第二吸附剂可以任选地包含钡、钾、或者钡和钾二者。由于第一解吸剂组分适用于对位选择性第一吸附剂，因此其可以相对于C9芳烃组分被对位选择性第二吸附剂选择性保留。第二解吸剂组分可以是重的，例如选自可能的第一解吸剂组分如对二乙基苯、二乙基甲苯、1，2，3，4-四氢化萘、烷基和二烷基-1，2，3，4-四氢化萘衍生物、茚满、萘、甲基萘、和对二甲基萘，除了第一解吸剂组分本身。

在另一个实施方式中，第二吸附剂相对于C9芳烃组分对于分子直径与对二乙基苯(p-DEB)相当或更小的第一解吸剂组分有选择性。例如，第二吸附剂可以包括Structure Commission of the International Zeolite Association规定的MFI型沸石(在网址www.iza-structure.org/databases上可获得)。由此，适用于这种实施方式中的第一解吸剂组分包括p-DEB、1，2，3，4-四氢化萘、茚满、萘、甲基萘、对二甲基萘。如以前，第二解吸剂组分可以选自这种相同的类别，除了第一解吸剂组分本身。第二吸附剂可以与第一吸附剂相同，或者第二吸附剂可以不同于第一吸附剂。对于对位选择性或是分子直径选择性吸附剂，第一解吸剂组分将在提取物流420中从第二吸附分离区400排出，同时C9芳烃将在提余物流430中排出。

吸附分离区400中使用的第二解吸剂可以包含一种或多种组分。例如，轻质解吸剂组分如苯和甲苯是适宜的第二解吸剂，且可以含有少量的非芳烃，例如小于10重量％。在一个实施方式中，第二解吸剂组分的沸点与第一解吸剂组分和C9芳烃的沸点相差至少5℃。使用比第一解吸剂更重的第二解吸剂，如果在如下所讨论的那样在任选的步骤和区中将它们分离，可以提供能量节省。在一个实施方式中，第一解吸剂组分是p-DEB，且第二解吸剂组分是苯、甲苯、茚满、萘、甲基萘、或对二甲基萘。

在导管430中从吸附分离区400移出的提余物流包含第二解吸剂组分和C9芳烃组分。在一个未显示的实施方式中，将提余物流430在蒸馏区中分馏，由此制得C9芳烃产物流以及可以循环到第二吸附分离区400的、包含第二解吸剂组分的物流。

在导管420中从吸附分离区400移出的提取物流包含第一解吸剂组分和第二解吸剂组分。如图1中所示，可以将一部分或全部提取物流420通到包括蒸馏塔510的任选蒸馏区500，由此产生在导管550中的包含第一解吸剂组分的解吸剂流，其被循环到第一吸附分离区100。也如图所示，可以任选地在导管460中将一部分或全部提取物流420通到提取物蒸馏区200，其中可以如前所述那样将第二和第一解吸剂组分(例如分别为甲苯和p-DEB)分离和回收。任选地，可以通过导管270将一部分或全部轻质流230再循环，由此提供至少一部分引入第二吸附分离区400的第二解吸剂组分流20。在一个实施方式中，可以将来自提取物解吸剂流220、提余物解吸剂流320、和第二吸附分离区提取物流420中至少一种的第一解吸剂组分再循环，由此提供至少一部分用于第一吸附分离区100的解吸剂流3。可以通过调节包含第一解吸剂组分的各个物流在各个流程图选择项之中的流速，控制通入吸附分离区100的解吸剂流3的C9芳烃含量和其它规格。在一个实施方式中，可以间歇地操作第二吸附分离区400。

如图2所示的实施方式中，提余物蒸馏区300产生第三流出物流318。如前所讨论的那样，蒸馏领域的普通技术人员容易实现三个产物流。图2中阐述了任选的第二提余物蒸馏塔311。提余物产物流315包含除去对二甲苯的C8芳烃，且解吸剂流320包含第一解吸剂组分和C9芳烃。第三流出物流318具有比解吸剂流320更高的沸点。由此，这种实施方式中，解吸剂流320是中间的提余物产物流，且物流318是来自提余物蒸馏区310的塔底产物并且可以称作为另一解吸剂流，因为其包含第一解吸剂组分。虽然来自第一吸附分离区100的提余物流7中的一部分C9芳烃可以在物流315、318、和320的每一种中，但是解吸剂流318中的C9芳烃浓度(重量％)小于解吸剂流320中的C9芳烃浓度(重量％)。在图2所示的实施方式中，将至少一部分更高浓缩的C9芳烃经由导管320和380通过，由此使其在第二吸附分离区400中与第一解吸剂组分分离。将至少一部分具有更低浓度的C9芳烃的解吸剂流318再循环以形成一部分解吸剂流3。

由于本发明并不受限于吸附分离的类型或模式，因此本领域普通技术人员可以容易将下列描述应用于各吸附分离区，尽管它们仅描述一次。在间歇模式实施方式中，吸附分离区包括吸附剂室，其具有一个或多个包含在一个或多个床中的吸附剂的容器。间歇模式操作由依次地在吸附剂室中引入进料和随后的解吸剂来组成。由此使吸附剂经历交替的吸附和解吸步骤，产生交替流出吸附剂室的提余物流和提取物流。在一个实施方式中，第二吸附分离区400可以以间歇模式操作，如图3中所示。通过导管380引入的提余物蒸馏区解吸剂是第二吸附区进料，且在导管20中引入包含第二解吸剂组分的第二吸附区解吸剂。由此，导管380和20在提供到吸附分离区400的流体连通方面交替起作用。同样，提余物430和提取物420导管在提供分别来自吸附分离区400的提余物和提取物流的流体连通方面交替起作用。如所示，物流可以经由各个入口或者共同的入口，其带有控制流动的阀门(未显示)，进入或离开吸附剂室。

摇摆床模式中，解吸剂室包括至少两个吸附剂床或容器，其每一个以间歇模式操作，其中吸附剂床可以在吸附/解吸循环的不同步骤下操作。摇摆床模式在吸附剂室包括在吸附/解吸循环的不同时间点操作的足够容器时可以实现连续生产，由此提供来自整个吸附分离区的更均匀的产品品质。间歇模式和摇摆床模式二者是固定床吸附分离工艺的类型。在固定床吸附分离中，解吸条件可以类似于吸附条件。在另一个实施方式中，可以采用蒸气相解吸条件，由此使得在引入进料以开始下一吸附/解吸循环时保留在吸附剂上的解吸剂数量最小化。例如，可以相对于吸附条件降低解吸压力和/或可以提高温度。在一个实施方式中，第一吸附分离区100和第二吸附分离区400中的至少一个是固定床吸附分离区，且区100和400中之一或二者可以以间歇或摇摆床模式操作。

任一吸附分离区或二者也可以以移动床吸附分离体系来操作，其中吸附剂经由吸附剂室运动，同时引入进料和解吸剂流并在单独的固定位置处从吸附剂室中排出提取物和提余物流。

在一个实施方式中，第一吸附分离区100和第二吸附分离区400中的至少一个是模拟移动床(SMB)吸附分离区。在另一个实施方式中，第一吸附分离区100是模拟移动床吸附分离区，且第二吸附分离区400是固定床吸附分离区。

[0050]图4描述了其中吸附分离区100以模拟床(SMB)操作的实施方式，包括具有至少八个传递点115、流体分布器120、和至少一个传递管线125(提供在每个传递点与流体分布器之间的流体连通)的吸附剂室110。吸附剂室110含有许多对对二甲苯有选择性的吸附剂的单独的床112。每个床与一个传递点处于流体连通中。在一个实施方式中，吸附剂室具有16个传递点。在另一个实施方式中，吸附剂室包括两个串联的容器，每个容器具有12个传递点。

在SMB实施方式中，将四个主要工艺流：进料、解吸剂、提取物、和提余物流同时通入吸附分离区并从中排出，同时进行吸附和解吸步骤。进料导管1和解吸剂导管3提供到流体分布器120的流体连通。提余物导管7和提取物导管5提供来自流体分布器120的流体连通。流体分布器通过传递管线125和传递点115将工艺流导入和导出解吸剂室110。至少四个传递管线/传递点对在给定的时间起作用。也就是，四个主要工艺流的每一个流经一个传递管线/点对。在任选物流流入或流出吸附剂室时，另外的传递管线/点对也可以起作用。US 3,201,491和US 4,319,929中给出了任选物流的实例。

流体分布器120和相关的控制器(未显示)周期性地沿着吸附剂室到下一传递点移动起作用的传递管线/点的位置，由此模拟吸附剂在传递点运动相反的方向上的运动。在一个实施方式中，使起作用的传递点的位置移到吸附剂室之下，由此模拟吸附剂的向上运动，且使流体相在向下方向上经由吸附剂室循环。虽然图中未显示，吸附剂室中的第一和最后的床通过导管和泵相连以确保在期望方向上的连续流体流动。SMB吸附分离中采用的操作步骤、原理、和装备是本领域中众所周知的。将US 2,985,589、US3,310,486、和US 3,686,342中关于SMB吸附分离的教导引入本文中作为参考。

在SMB吸附分离工艺中，吸附剂室中的步骤或操作区通过输入和输入物流的位置来定义如下。区1、吸附区，包括在进料入口与提余物出口之间的吸附剂。区2、纯化区，包括在进料入口与提取物出口之间的吸附剂，并位于区1的上游。区3、解吸区，包括在提取物出口与解吸剂入口之间的解吸剂，并位于区2的上游。任选的区4、缓冲区，在使用该区时，包括在解吸剂入口与提余物出口之间的吸附剂。关于SMB工艺中装置和技术的其它详细内容可以例如在US 3,208,833、US 3,214,247、US3,392,113、US 3,455,815、US 3,523,762、US 3,617,504、US 4,133,842、和US 4,434,051中找到。

流体分布器120可以是如US 3,040,777、US 3,422,848、和US 4,409,033中所述的旋转阀类型，或者如US 4,434,051中所述的歧管/多阀门类型系统。也可以采用如US 4,402,832和US 4,498,991中所述的并流SMB操作。利用这些原理的装置是常见的，尺寸范围从试验厂规模(如US 3,706,812中那样)到具有从几cc/小时～成千上万加仑/小时的流速的商用规模。本发明也可以以并流、脉冲间歇工艺来实施，类似于US 4,159,284中所述，或者以并流、脉冲连续工艺来实施，类似于US 4,402,832和4,478,721中所公开的那样。

另一宽泛的实施方式中，本发明是用于从包含C8芳烃和C9芳烃的进料流中分离对二甲苯的装置，该装置包括：(a)用于从该进料流中分离对二甲苯的模拟移动床吸附分离区，其包括：(i)具有至少八个传递点的吸附剂室，该传递点提供与该吸附剂室内所含的第一吸附剂的流体连通；(ii)包括进料入口、解吸剂入口、提余物出口、提取物出口的流体分布器；和(iii)至少一个用于每个传递点的传递管线，其提供从流体分布器到传递点的流体连通；(b)进料导管，其提供进料流到模拟移动床吸附分离区进料入口的流体连通；(c)第一解吸剂导管，其提供第一解吸剂组分到模拟移动床吸附分离区解吸剂入口的流体连通；(d)第一提取物蒸馏区，其包括提取物蒸馏塔；(e)第一提取物导管，其提供从模拟移动床吸附分离区提取物出口到第一提取物蒸馏区的流体连通；(f)提余物蒸馏区，其包括提余物蒸馏塔；(g)第一提余物导管，其提供从模拟移动床吸附分离区到提余物蒸馏区的流体连通；(h)用于将C9芳烃组分与第一解吸剂组分分离的固定床吸附分离区，其包括含有第二吸附剂的第二吸附剂室；(i)C9芳烃导管，其提供C9芳烃组分和第一解吸剂组分从提余物蒸馏区到固定床吸附分离区的流体连通；和(j)循环导管，其提供第一解吸剂组分从第一提取物蒸馏区和提余物蒸馏区中至少一个到模拟移动床吸附分离区解吸剂入口的流体连通。

该装置可以进一步包括第二解吸剂导管，其提供来自提余物蒸馏区的第一解吸剂组分的流体连通，其中循环导管提供从第二解吸剂导管到模拟移动床吸附分离区解吸剂入口的流体连通。

在另一个实施方式中，循环导管提供第一解吸剂组分从第一提取物蒸馏区到模拟移动床吸附分离区解吸剂入口的流体连通。任选地，第二循环导管提供第一解吸剂组分从提余物蒸馏区到模拟移动床吸附分离区解吸剂入口的流体连通。

在另一个实施方式中，该装置进一步包括第二提取物蒸馏区、第二提取物导管、和第三循环导管，其中第二提取物导管提供第一解吸剂组分从固定床吸附分离区到第二提取物蒸馏区的流体连通，且第三循环流提供第一解吸剂组分从第二提取物蒸馏区到模拟移动床吸附分离区解吸剂入口的流体连通。