使用选择性吸附以分离二甲苯异构体的系统及方法优先权的说明
本申请主张2013年9月27日申请的美国申请第14/040,363号的优先权，
其内容以全文引用的方式并入本文中。
技术领域
本发明大体上涉及用于分离芳族烃的系统及方法，且更特别是涉及使
用选择性吸附以分离二甲苯异构体的系统及方法。
现有技术
二甲苯异构体为化学合成中的重要中间体，且特定二甲苯异构体为不
同工艺所需要。对二甲苯为对苯二甲酸的原料，且对苯二甲酸用于合成纤
维及树脂的制造中。间二甲苯用于某些增塑剂、偶氮染料及木材防腐剂的
制造中。邻二甲苯为用于邻苯二甲酸酐生产的原料，且邻苯二甲酸酐用于
某些增塑剂、染料及医药产品的制造中。
二甲苯异构体通常通过使用对所希望的异构体具有选择性的吸附剂
自混合的二甲苯流分离。所希望的异构体被吸附，且剩余异构体排放于混
合萃余物流中。随后，使用解吸剂解吸所希望的二甲苯异构体，且通过蒸
馏(也称为分馏)收集且分离解吸剂及所希望的二甲苯异构体。解吸剂通常
称为重或轻解吸剂，其中重解吸剂与二甲苯相比分子量较高且沸点较高，
而轻解吸剂与二甲苯相比分子量较小且沸点较低。与含有轻解吸剂的系统
相比，含有重解吸剂的二甲苯异构体回收系统倾向于使用较少能量，因为
不需要在分馏步骤中反复蒸发解吸剂且使其上升。然而，重解吸剂系统需
要严格的进料纯度以在再循环的解吸剂中控制不希望的化合物的积聚。不
希望的化合物为降低解吸剂有效性及产品纯度的杂质。在解吸剂再循环工
艺期间，需要另外的设备来保持重解吸剂的纯度。重解吸剂系统中的蒸馏
塔具有较高再沸器温度，其产生较高操作压力。这样的较高操作压力需要
所涉及设备具有较高压力等级，其增加设备资金成本及维护费用。
相对于重解吸剂系统，轻解吸剂系统允许宽松的进料规格。这有助于
抵消与将轻解吸剂作为蒸馏塔塔顶流回收相关的提高的能量成本。轻解吸
剂系统也提供二甲苯回收系统的总设备数量的实质性节省，因为不需要另
外的设备以储存及回收解吸剂。轻解吸剂二甲苯回收系统也具有较低蒸馏
塔操作压力，因此较薄的壳厚度及较低压力等级可用于进一步降低安装新
系统的资金成本。甲苯为可使用的轻解吸剂的一个实例，且甲苯比许多可
获得的重解吸剂便宜。
因而，在现有技术中，使用重解吸剂的系统与使用轻解吸剂的系统之
间存在取舍。在不能严格控制进料规格的情形下，出于上文所述原因，相
对于重解吸剂系统，可能需要使用轻解吸剂系统。然而，现有技术未能揭
示解决与这样的轻解吸剂系统相关的不希望的能量使用增加问题的任何
系统。
因此，需要开发以减少总能量消耗的方式使用轻解吸剂自混合的二甲
苯流产生选定的二甲苯异构体的方法及系统。另外，本发明实施方式的其
他所希望的特性及特征将从与随附附图及此背景结合的后续实施方式及
所附权利要求变得显而易见。
发明内容
本发明提供用于分离选定的二甲苯异构体的方法及系统。在一个示例
性实施方式中，用于分离选定的二甲苯异构体的方法包括以下步骤：将包
括多种芳族烃的进料流分离成包括甲苯及二甲苯异构体的第一流以及包
括二甲苯异构体的第二流。该方法进一步包括在多区分离装置的第一区中
将第一流分离成包括甲苯的第三流及包括二甲苯异构体的第四流。该方法
进一步包括在吸附分离单元中合并第二流及第三流，该吸附分离单元包括
吸附剂，其被配置为自第二流吸附选定的二甲苯异构体。第三流自吸附剂
解吸选定的二甲苯异构体以产生包括选定的二甲苯异构体及甲苯的第五
流以及包括非选定的二甲苯异构体及甲苯的第六流。另外，该方法包括在
多区分离装置的第二区中将第六流分离成包括非选定的二甲苯异构体的
第七流及包括甲苯的第三流。
在另一种示例性实施方式中，用于分离选定的二甲苯异构体的系统包
括第一烃分离装置，其被配置为将包括多种芳族烃的进料流分离成包括甲
苯及二甲苯异构体的第一流以及包括二甲苯异构体的第二流。该系统进一
步包括多区分离装置，该多区分离装置包括第一分离区，其被配置为将第
一流分离成包括甲苯的第三流及包括二甲苯异构体的第四流。另外，该系
统包括吸附分离单元，该吸附分离单元包括吸附剂，其被配置为自第二流
吸附选定的二甲苯异构体。第三流自吸附剂解吸选定的二甲苯异构体以产
生包括选定的二甲苯异构体及甲苯的第五流以及包括非选定的二甲苯异
构体及甲苯的第六流。此外，多区分离装置包括第二分离区，其被配置为
将第六流分离成包括非选定的二甲苯异构体的第七流及包括甲苯的第三
流。
提供此发明内容以简化形式引入下文实施方式中进一步描述的概念
的选择。此发明内容并非旨在标出所主张主题的关键特性或基本特性，也
并非旨在在确定所主张主题的范围中用作辅助。
附图简单说明
本发明实施方式将结合以下附图描述于下文，其中相似编号表示相似
部件，且其中：
图1为说明根据本发明的各种实施方式在二甲苯异构体分离系统上实
现的方法的方法流程图。
实施方式
以下实施方式本质上仅为示例性的且并非旨在限制所描述实施方式
的应用及用途。另外，并非旨在受前述现有技术或以下实施方式中所呈现
的任何理论束缚。
本文所描述的各种实施方式涉及使用借助轻解吸剂的吸附分离法自
混合的二甲苯原料分离选定的二甲苯异构体的系统及方法。在所揭示的系
统中，某些分离装置(特别是蒸馏塔)以新颖方式组合以减少实施该系统所
需的总设备数量，由此降低如上所述在轻解吸剂系统中倾向于较高的总能
量成本。就此而言，本发明通过允许宽松规格(也即，较不严格控制的规格)
的进料原料而同时降低总能量成本来提供较现有技术改良的分离系统及
方法。
参考提供方法流程图的图1，该方法流程图说明根据本发明的各种实施
方式在二甲苯异构体分离系统10上实施的方法。如其中所示，向系统10提
供进料流11。用于分离选定的二甲苯异构体的适合进料流11购自诸多来源。
举例而言，在高强度模式下运行时，流化催化裂化(FCC)单元及分馏器可
产生含有具有7至10个碳原子(C7-C10)的烃的馏份，其中这样的烃的60质量
％为芳族。某些煤液化方法产生富含芳族化合物的烃流，且这样的烃流适
于用作进料流11。其他可能来源包括各种石油精炼方法，烃的热法裂化或
催化裂化，或石化转化方法，包括在重整器中使用经设计以产生芳族化合
物的催化剂处理的烃流，例如重整石脑油。
在一个特定实施方式中，进料流11为石脑油流。石脑油原料包括芳族
化合物、链烷及环烷，且可包括少量烯烃。可利用的原料包括直馏石脑油、
天然汽油、合成石脑油、热法汽油、催化裂化汽油及尤其重整石脑油。尽
管优选含有较高百分比(例如超过50％、超过70％等)的芳族烃的石脑油，
但原料可包含于由沸点界定(或0℃至230℃)的全范围石脑油中。
如图1中所示，特别是在进料流11为重整石脑油流的实施方式中，将进
料流11送至重整物分割器蒸馏塔12。重整物分割器蒸馏塔12用于通过蒸馏
将进料流11分离或“分割”成作为塔顶流13的较低沸点流及作为塔底流14的
较高沸点流。可配置重整物分割器蒸馏塔以使得例如塔顶流13可主要包括
(例如超过80％、超过90％或超过95％)具有7个或少于7个碳原子(C7-)的烃
分子。因此，塔底流14可主要包括(例如超过80％、超过90％或超过95％)
具有8个或多于8个碳原子(C8+)的烃分子。
如本领域中已知，其后可将塔底流14传送至粘土处理器15用于移除任
何可存在于流14中的烷基化物及烯烃。粘土处理器15可以任何适用于此目
的的已知方式配置。因此，离开粘土处理器15的流16可主要包括(例如超过
80％、超过90％或超过95％)C8+烃，其中烷基化物及烯烃化合物实质上(例
如超过90％)自其移除。
其后将C8+烃流16传送至“汽提器”蒸馏塔17以将流16分离成各种馏
份。基于所存在的化合物的相对沸点分离不同馏份(例如C7-、C8及C9+)。
如图1中所示，汽提器蒸馏塔17包括与其连接的“稳定器”蒸馏塔。如所示，
在一种实施方式中，稳定器蒸馏塔18整合于汽提器蒸馏塔17的塔顶部分内。
通过将稳定器蒸馏塔18整合于汽提器蒸馏塔17内，可通过免除专用稳定器
容器而降低资金成本。在此实施方式中，容器分区提供与主汽提器塔盘部
分的隔离，由此可稳定一部分塔顶液体。然而，在另一种实施方式中，稳
定器18可为独立单元。无论特定配置如何，汽提器蒸馏塔17产生塔顶流19，
塔顶流19可主要包括(例如超过80％、超过90％或超过95％)具有4个或少于
4个碳原子(C4-)的烃分子。塔17进一步产生作为“侧取”产物的混合的二甲
苯流20，其可主要包括(例如超过80％、超过90％或超过95％)C8+烃。另
外，塔17产生作为塔底流21的流，其主要(例如超过80％、超过90％或超过
95％)包括具有9个或多于9个碳原子(C9+)的烃分子。如上所述与汽提器蒸
馏塔17的塔顶部分连接的稳定器18接收汽提器蒸馏塔17的塔顶部分中的一
部分烃，且产生液体产物流22及气体产物流，液体产物流22主要包括(例如
超过80％、超过90％或超过95％)具有5个与7个之间的碳原子(C5-C7)的烃，
该气体产物流主要包括(例如超过80％、超过90％或超过95％)C4-烃且与汽
提器蒸馏塔中的塔顶流19结合。
其后将C9+流21传送至另一“重芳族化合物”蒸馏塔23用于进一步分离
流21。重芳族化合物蒸馏塔23产生作为塔顶流24的流，其主要包括(例如超
过80％、超过90％或超过95％)具有9个或10个碳原子(C9-C10)的烃。重芳
族化合物蒸馏塔23进一步产生塔底流25，其主要包括(例如超过80％、超过
90％或超过95％)具有11个或多于11个碳原子(C11+)的烃。如下文中将更详
细描述，将塔顶流24传送至烷基转移单元(图1中的单元39)，用于产生另外
的C8芳族烃。自系统10移除塔底流25，且其可用作燃料、用作其他工艺的
输入材料或以其他方式利用。另外，也自系统10移除来自汽提器蒸馏塔
17(且也来自稳定器蒸馏塔18)的C4-流19，且其可用作燃料、用作其他工艺
的输入材料或以其他方式利用。
C5-C7流22可与C7-重整物分割器蒸馏塔塔顶流13结合。其后，将该主
要包括(例如超过80％、超过90％或超过95％)C7-烃的合并的流26传送至萃
取蒸馏工艺单元27用于自流26移除非芳族化合物。在一个特定实施方式中，
如本领域中已知，萃取蒸馏工艺单元27可采用环丁砜溶剂以使芳族化合物
自非芳族化合物分离。例如液-液溶剂萃取的其他萃取方法在本领域中也为
已知的且经实践用于使非芳族化合物自芳族化合物分离，且其作为单元27
的替代或补充的使用在本发明的范围内。萃取蒸馏单元27产生主要包括(例
如超过80％、超过90％或超过95％)C7-非芳族烃的第一流28以及主要包括
(例如超过80％、超过90％或超过95％)苯及甲苯的第二流29。可进一步将
第二流29传送至粘土处理器30以提高该流中芳族化合物的纯度，例如通过
以如上文关于粘土处理器15所述的方式移除可存在于粘土处理器30中的任
何烷基化物或烯烃，由此产生经处理的苯及甲苯流31。
其后，将经处理的苯及甲苯流31传送至另一蒸馏塔32以使流31中的苯
自甲苯分离。自塔32移除与甲苯相比沸点较低的苯作为塔顶产物33，且自
塔32移除与苯相比沸点较高的甲苯作为塔底产物34。其后，将主要包括(例
如超过40％、超过60％或超过70％)甲苯、但也可包括一定百分比的更重的
芳族烃(例如各种二甲苯异构体)的塔底产物34传送至例如分隔壳式蒸馏塔
35的多区分离装置以进一步纯化甲苯。如图1中所示，分隔壳式蒸馏塔35
包括第一区或“侧”35a及第二区或“侧”35b，其通过挡板35c在塔的中部及下
部部分彼此分离，但其共享共同的上部(塔顶)部分。将甲苯流34提供至第
一侧35a，其中在流36中移除作为第一侧35a的塔底产物的任何更重的芳族
化合物(如图1中所示，其随后可再循环返回至汽提器蒸馏塔17)，且其中在
流37中移除作为塔顶产物的纯化的甲苯。
其后，提供作为“轻”解吸剂(流37a)的纯化的甲苯流37用于在吸附分离
单元38中分离选定的二甲苯异构体且其也用作先前提及的烷基转移单元39
的馈入材料(流37b)。首先，关于烷基转移单元39，将甲苯流37b提供至单
元39，其中甲苯流37b与来自重芳族化合物蒸馏塔23的C9-C10流24反应。
如本领域中已知，烷基转移为将甲苯及更重的(也即，C9-C10)芳族化合物
转化成混合的二甲苯的工艺。经由流40提供作为用于烷基转移反应的另一
馈入材料的氢气。烷基转移工艺可采用例如二氧化硅-氧化铝及沸石(例如
脱铝丝光沸石、超稳定Y-沸石(USY)及ZSM-12)作为用于烷基转移反应的催
化剂。在二甲苯产生过程期间，发生例如歧化、烷基转移及脱烷基的多个
反应。经由歧化及烷基转移将甲基自一个苯基转移至另一个苯基以产生混
合的二甲苯。在脱烷基期间，移除附接至苯基的乙基、丙基及丁基以产生
苯及甲苯。烷基转移单元39产生包括例如丁烷、丙烷等的烃气体的副产物
流41及主要包括(例如超过40％、超过60％或超过70％)二甲苯及甲苯的流
42。
其后将二甲苯/甲苯流42传送至另一汽提器蒸馏塔43以纯化二甲苯/甲
苯流42，例如通过分离出任何可存在于二甲苯/甲苯流42中的较轻芳族化合
物(苯、甲苯)。经由流44自汽提器蒸馏塔43移除任何所存在的苯或甲苯，
随后使其再循环返回以在其进入蒸馏塔32之前与苯及甲苯流31结合。随后，
使经由流45自蒸馏塔43移除的二甲苯产物再循环返回以在其进入汽提器蒸
馏塔17之前与烃流16结合。(应注意，尽管为了便于说明以“逆向”展示，但
流44为蒸馏塔43的“塔顶”流且流45为“塔底”流。)
转向吸附分离单元38，如图1中所示，流20，即如上所述作为侧取物自
汽提器蒸馏塔17移除的混合的二甲苯流，将二甲苯进料产物提供至吸附分
离单元38。将混合的二甲苯流20引入单元38以吸附选定的二甲苯异构体。
在多种实施方式中，选定的二甲苯异构体为对二甲苯；但在其他实施方式
中，选定的二甲苯异构体也可为间二甲苯。分离单元38包括选择性吸附剂，
与其他二甲苯异构体比较，该选择性吸附剂优先吸附选定的二甲苯异构
体。在一种示例性实施方式中，选择性吸附剂可为结晶铝硅酸盐，例如X
型或Y型结晶铝硅酸盐沸石。选择性吸附剂含有具有一种或多种金属阳离
子的可交换阳离子位点，其中金属阳离子可为锂、钾、铍、镁、钙、锶、
钡、镍、铜、银、锰及镉中的一种或多种。吸附条件可变化，但通常在35℃
至200℃(100°F至400°F)及100kPa至3,500kPa(14PSIG至500PSIG)的范
围内。
在吸附分离单元38中将混合的二甲苯流20分离成混合的萃余物流46及
萃取物流。使用萃取塔(未图示)以在混合的萃取物流中自选定的二甲苯异
构体(例如对二甲苯)分离甲苯解吸剂，由此产生对二甲苯产物流47。选择
性吸附剂优先吸附选定的二甲苯异构体，且剩余萃余物二甲苯异构体随过
量解吸剂排放于混合的萃余物流46中。通过甲苯“轻”解吸剂流37a将解吸剂
馈入单元38中以解吸选定的二甲苯异构体。随后，通过在单元38内进行的
蒸馏使解吸剂自选定的异构体分离，且将选定的二甲苯异构体作为产物流
47排出，自系统10移除作为选定的二甲苯产物的产物流47。吸附分离单元
38可能具有数个不同实施方式，例如以分批方式操作的单个床，其中在所
希望的二甲苯异构体经解吸之前收集混合的萃余物流46，且在解吸之后收
集萃取物流。在另一种实施方式中，使用多个吸附剂床，且经由不同的吸
附剂床逐渐移动混合的二甲苯流20及解吸剂流37a的引入点。也经由不同的
吸附剂床逐渐移动萃取物流及混合的萃余物流46的排放点，因此各个吸附
剂床以半分批模式使用且该组合模拟连续操作。如上所述，与二甲苯相比
解吸剂的分子量较小，且与选定的二甲苯异构体的沸点或萃余物二甲苯异
构体的沸点相比解吸剂的沸点较低。
其后将自吸附分离单元38产生的混合的萃余物流46传送至分隔壳式蒸
馏塔35的第二侧35b。在第二侧35b中，通过沸点蒸馏自非选定的二甲苯异
构体分离混合的萃余物流46中的甲苯解吸剂。经由流37自分隔壳式蒸馏塔
35的合并的塔顶区域中移除如上所述的甲苯以使其再循环返回至流37a及
37b，且经由流48自第二侧35b移除作为塔底产物的非选定的二甲苯异构
体。与使用两个独立蒸馏塔的系统相比，将分隔壳式配置用于蒸馏塔35节
省资金成本。由于在侧35a及侧35b中进行蒸馏的塔顶产物相同(也即甲苯)，
因此混合塔顶产物同时保持独立中部及底部区域使得两个独立蒸馏工艺
可整合至单个蒸馏塔中，由此仅需一个蒸馏塔及共同的塔顶系统设备。
其后将非选定的二甲苯异构体流48传送至异构化单元49，其中将萃余
物二甲苯异构体3即除选定的二甲苯异构体以外的二甲苯异构体异构化以
产生更多选定的二甲苯异构体。在吸附分离单元38中移除选定的二甲苯异
构体，且一种异构体的移除使异构体组成偏离平衡状态。由此，在异构化
单元49中产生选定的二甲苯异构体，即基本不存在于流48中的异构体，以
使混合物更接近平衡比。平衡比在250℃下为20％至25％邻二甲苯、20％
至30％对二甲苯及50％至60％间二甲苯，且此平衡比随温度及其他条件变
化。
在一种示例性实施方式中，异构化单元49包括异构化催化剂，且在适
合的异构化条件下操作。适合的异构化条件包括100℃至500℃(200°F至
900°F)或200℃至400℃(400°F至800°F)的温度及500kPa至5,000kPa(70
PSIA至700PSIA)的压力。异构化单元包括足够体积的异构化催化剂，以
提供关于流48的0.5hr-1至50hr-1或0.5hr-1至20hr-1的液时空速。氢气可以
高达每摩尔二甲苯15摩尔氢气经由流50提供至异构化单元，但在一些实施
方式中氢气基本上不存在于异构化单元49中。异构化单元49可包括一个、
两个或更多个反应器，其中采用适合方法以确保各反应器入口处的适合异
构化温度。二甲苯以任何适合方式与异构化催化剂接触，这样的方式包括
向上流动、向下流动或径向流动。
在一种实施方式中，异构化催化剂包括Si:Al2的比大于10/1或在一些实
施方式中大于20/1且孔直径为5至8埃的沸石铝硅酸盐。适合沸石的一些实
例包括(但不限于)MFI、MEL、EUO、FER、MFS、MTT、MTW、TON、
MOR及FAU，且镓可作为晶体结构的组分存在。在一些实施方式中，Si:Ga2
的摩尔比为小于500/1，或在其他实施方式中为小于100/1。催化剂中沸石
的比例一般为1重量％至99重量％，或25重量％至75重量％。在一些实施方
式中，异构化催化剂包括0.01重量％至2重量％钌(Ru)、铑(Rh)、钯(Pd)、
锇(Os)、铱(Ir)及铂(Pt)中的一种或多种，但在其他实施方式中异构化催化
剂中实质上不存在任何金属化合物，其中实质上不存在为低于0.01重量％。
异构化催化剂的其余部分为例如氧化铝的无机氧化物粘合剂，且可使用包
括球形或圆柱形的各种催化剂形状。
与第一侧塔底产物流36结合之后，异构化的二甲苯流52离开异构化单
元49且返回至汽提器蒸馏塔17中。也自异构化单元49移除包括例如丁烷、
丙烷等轻气体的副产物流51。与异构化萃余物流46中相比，异构化的二甲
苯流52包括更多选定的二甲苯异构体，因此可获得更多选定的二甲苯异构
体用于回收。以此方式，所回收的选定的二甲苯异构体的总量可超过平衡
值。
因此，本文描述使用借助轻解吸剂的吸附分离法自混合的二甲苯原料
分离选定的二甲苯异构体的各种示例性系统及方法。在所揭示的系统中，
以新颖方式合并例如蒸馏塔17与18以及35a与35b(如分隔壳式塔35)的特定
分离装置以减少实施系统所需的总设备数量，由此降低如上所述在轻解吸
剂系统中倾向于较高的总生产成本。因此，本发明通过允许通常用于轻解
吸剂系统(其促成能量节省)的宽松规格(也即，较不严格控制的规格)的进料
原料而同时与现有技术中已知的系统相比降低总资金成本，来提供较现有
技术改良的分离系统及方法。
特定实施方式
虽然结合特定实施方式描述以下内容，但应理解本说明书意欲说明且
不限制前述说明及所附权利要求的范围。
本发明的第一实施方式为一种用于分离选定的二甲苯异构体的方法，
其包含以下步骤：将包含多种芳族烃的进料流分离成包含甲苯及二甲苯异
构体的第一流以及包含二甲苯异构体的第二流；在多区分离装置的第一区
中将第一流分离成包含甲苯的第三流及包含二甲苯异构体的第四流；在吸
附分离单元中合并第二流及第三流，该吸附分离单元包含吸附剂，其被配
置为自第二流吸附选定的二甲苯异构体，其中第三流自吸附剂解吸选定的
二甲苯异构体以产生包含选定的二甲苯异构体及甲苯的第五流以及包含
非选定的二甲苯异构体及甲苯的第六流；及在多区分离装置的第二区中将
第六流分离成包含非选定的二甲苯异构体的第七流及包含甲苯的第三流。
本发明的一种实施方式为贯穿此段中第一实施方式的此段中的一个、任何
或全部先前实施方式，其中分离进料流包含分离重整石脑油流。本发明的
一种实施方式为贯穿此段中第一实施方式的此段中的一个、任何或全部先
前实施方式，其中将进料流分离成第一流及第二流包含在分割器蒸馏塔中
进行第一分离工艺以自其形成塔顶产物及塔底产物，及在包含整合至汽提
器蒸馏塔中的稳定器塔的汽提器蒸馏塔中进行第二分离工艺，其中进行第
二分离工艺包含自稳定器产生稳定器产物及自汽提器蒸馏塔产生侧取产
物，其中稳定器产物与塔顶产物经合并以形成第一流且侧取产物形成第二
流。本发明的一种实施方式为贯穿此段中第一实施方式的此段中的一个、
任何或全部先前实施方式，其中分离进料流进一步包含形成包含C9+烃的
第八流。本发明的一种实施方式为贯穿此段中第一实施方式的此段中的一
个、任何或全部先前实施方式，其进一步包含烷基转移第八流以形成包含
另外的二甲苯异构体的流。本发明的一种实施方式为贯穿此段中第一实施
方式的此段中的一个、任何或全部先前实施方式，其中烷基转移第八流包
含在烷基转移反应器中将第八流与一部分第三流合并。本发明的一种实施
方式为贯穿此段中第一实施方式的此段中的一个、任何或全部先前实施方
式，其进一步包含将包含另外的异构体的流与第二流合并。本发明的一种
实施方式为贯穿此段中第一实施方式的此段中的一个、任何或全部先前实
施方式，其进一步包含异构化包含非选定的二甲苯异构体的第七流以形成
包含选定的二甲苯异构体及非选定的二甲苯异构体的第九流。本发明的一
种实施方式为贯穿此段中第一实施方式的此段中的一个、任何或全部先前
实施方式，其进一步包含将第九流与第二流合并。本发明的一种实施方式
为贯穿此段中第一实施方式的此段中的一个、任何或全部先前实施方式，
其中吸附选定的二甲苯异构体包含吸附对二甲苯。
本发明的第二实施方式为用于分离选定的二甲苯异构体的系统，其包
含：第一烃分离装置，其被配置为将包含多种芳族烃的进料流分离成包含
甲苯及二甲苯异构体的第一流以及包含二甲苯异构体的第二流；多区分离
装置，其包含第一分离区，其被配置为将第一流分离成包含甲苯的第三流
及包含二甲苯异构体的第四流；及吸附分离单元，该吸附分离单元包含吸
附剂，其被配置为自第二流吸附选定的二甲苯异构体，其中第三流自吸附
剂解吸选定的二甲苯异构体以产生包含选定的二甲苯异构体及甲苯的第
五流以及包含非选定的二甲苯异构体及甲苯的第六流；多区分离装置，其
包含第二分离区，其被配置为将第六流分离成包含非选定的二甲苯异构体
的第七流及包含甲苯的第三流。本发明的一种实施方式为贯穿此段中第二
实施方式的此段中的一个、任何或全部先前实施方式，其中分离进料流包
含分离重整石脑油流。本发明的一种实施方式为贯穿此段中第二实施方式
的此段中的一个、任何或全部先前实施方式，其进一步包含分割器蒸馏塔
及汽提器蒸馏塔，该汽提器蒸馏塔包含与其整合的稳定器塔，其中将进料
流分离成第一流及第二流包含在分割器蒸馏塔中进行第一分离工艺以自
其形成塔顶产物及塔底产物，及在汽提器蒸馏塔中进行第二分离工艺，该
汽提器蒸馏塔包含整合至该汽提器蒸馏塔中的稳定器塔，其中进行第二分
离工艺包含自稳定器产生稳定器产物及自汽提器蒸馏塔产生侧取产物，其
中稳定器产物与塔顶产物经合并以形成第一流且侧取产物形成第二流。本
发明的一种实施方式为贯穿此段中第二实施方式的此段中的一个、任何或
全部先前实施方式，其中分离进料流进一步包含将进料流分离成包含C9+
烃的第八流。本发明的一种实施方式为贯穿此段中第二实施方式的此段中
的一个、任何或全部先前实施方式，其进一步包含烷基转移反应器，其中
在烷基转移反应器中烷基转移第八流以形成另外的二甲苯异构体的流。本
发明的一种实施方式为贯穿此段中第二实施方式的此段中的一个、任何或
全部先前实施方式，其中烷基转移第八流包含在烷基转移反应器中将第八
流与一部分第三流合并。本发明的一种实施方式为贯穿此段中第二实施方
式的此段中的一个、任何或全部先前实施方式，其中该系统进一步将另外
的异构体的流与第二流合并。本发明的一种实施方式为贯穿此段中第二实
施方式的此段中的一个、任何或全部先前实施方式，其进一步包含异构化
反应器，其中在异构化反应器中异构化包含非选定的二甲苯异构体的第七
流以形成包含选定的二甲苯异构体及非选定的二甲苯异构体的第九流。本
发明的一种实施方式为贯穿此段中第二实施方式的此段中的一个、任何或
全部先前实施方式，其中吸附选定的二甲苯异构体包含吸附对二甲苯。
本发明的第三实施方式为一种用于分离选定的二甲苯异构体的方法，
其包含以下步骤：将包含多种芳族烃的进料流分离成包含甲苯及二甲苯异
构体的第一流以及包含二甲苯异构体的第二流，其中将进料流分离成第一
流及第二流包含在分割器蒸馏塔中进行第一分离工艺以自其形成塔顶产
物及塔底产物，及在汽提器蒸馏塔中进行第二分离工艺，该汽提器蒸馏塔
包含整合至该汽提器蒸馏塔的稳定器塔，其中进行第二分离工艺包含自稳
定器产生稳定器产物及自汽提器蒸馏塔产生侧取产物，其中稳定器产物与
塔顶产物经合并以形成第一流且侧取产物形成第二流；在多区分离装置的
第一区中将第一流分离成包含甲苯的第三流及包含二甲苯异构体的第四
流；在吸附分离单元中合并第二流及第三流，该吸附分离单元包含吸附剂，
其被配置为自第二流吸附选定的二甲苯异构体，其中第三流自吸附剂解吸
选定的二甲苯异构体以产生包含选定的二甲苯异构体及甲苯的第五流以
及包含非选定的二甲苯异构体及甲苯的第六流；在多区分离装置的第二区
中将第六流分离成包含非选定的二甲苯异构体的第七流及包含甲苯的第
三流；及异构化包含非选定的二甲苯异构体的第七流以形成包含选定的二
甲苯异构体及非选定的二甲苯异构体的第八流。
尽管前述实施方式中已呈现至少一个示例性实施方式，但应了解存在
大量变化。也应了解，示例性实施方式仅为示例性的，且并非旨在以任何
方式限制本申请的范围、应用性或配置。确切而言，前述实施方式将向本
领域技术人员提供实施一种或多种实施方式的便利路径图，应理解，在不
背离所附权利要求中所阐述的范围的情况下，可对示例性实施方式中所描
述的要素的功能及配置进行各种变化。