发明领域
全球的对二甲苯产量已经以平均每年5％-6％稳定地递增了30 年。对二甲苯(PX)的常规用途是生产对苯二甲酸、邻苯二甲酸酐和聚对 苯二甲酸亚乙基酯(terephthalate polyethylene)树脂以提供合成纺织品、 音频和视频盒式磁带，并且更普遍的是塑料材料。苯是石油化学中的另 一种中间体，其具有许多用途，例如生产用于洗衣粉的直链烷基苯、生 产环己烷等。本发明涉及一种用于由含有二甲苯的第一芳族进料和第二 进料甲苯联合生产对二甲苯和苯的改进方法。
现有技术
对二甲苯(PX)通常存在于来自催化重整和/或蒸汽裂化的C8芳族馏 分(含有8个碳原子)中。“对二甲苯的生产”指的是从这种复杂的C8烃馏分(可能包括较小量芳族C7和/或C9烃和少量非芳族烃，例如C8萘)中分离超过99％，例如至少99.7％重量的高纯度对二甲苯。
两种方法或另外的方法步骤是已知的，其可加大芳族馏分中最初含 有的对二甲苯的量：
a)异构化作用，通常将邻二甲苯和间二甲苯转化成接近于热力学平 衡的二甲苯混合物，优选地，采用也将乙苯转化的异构化作用。现有技 术已经包含所述异构化作用的两种主要类型：
●还将大比例乙苯转化成二甲苯混合物的“转化”异构化作用，如 美国专利US-A-6 369 287的申请人所述。通常，采用基于沸石(例如EUO 类型)的催化剂，其包括铂并且在具有氢时起作用；
●脱烷基的异构化作用，常常采用在具有氢时起作用的含ZSM-5沸 石的催化剂，并且在很大或较大程度上将乙苯转化成苯和乙烯(典型的 是从氢到乙烷)，例如专利US-A-4 163 028；US-A-4 132 790和US-A-4 899 011中所述。按照惯例，如果多于30％的被转化的乙苯被脱烷基变成 苯，则异构化作用被定义为脱烷基作用。通常，通过脱烷基作用可达到 70％转化。
b)此外，甲苯歧化反应(或歧化作用)成为二甲苯和苯，特别是可 参考以下专利：US-A-4 052 476；US-A-4 007 231；US-A-4 011 276；以 及论文“Selective toluene disproportionation process proven at Italian refinery(在意大利精练厂验证的选择性甲苯歧化反应方法)”Gorra F， Breckenbridge L L，Guy W M，Sailor R A，Oil and Gas Journal V90，60-67 (1992)，关于通过称为MSTDP或PX max的方法将甲苯选择性歧化反应 成对二甲苯，也可参考以下欧洲、美国和世界专利：EP-A-0 026 962； US-A-4 260 843；US-A-4 274 982；US-A-4 908 342；US-A-S 173 461和 WO-A-93/1 7987。
通常采用这两个加工步骤来增加对二甲苯总产量的本发明可采用 现有技术已知的任何方法来进行异构化和歧化反应，并且不限于一种或 多种所述方法。但是非常优选采用甲苯的选择性歧化反应。
此外，可以采用脱烷基的异构化，当C8芳族进料在数量方面是不 足的时，通常优选转化异构化作用(成为二甲苯)。
常规使用的用于制备对二甲苯的两种技术或方法(即分离)，其单 独使用或组合使用，是模拟移动床(SMB)吸附和结晶。
所述众所周知的分离技术的第一种是采用在对二甲苯和其它二甲 苯之间具有选择性吸附作用的吸收剂的模拟移动床吸附。也可参考以下 专利：US-A-2 985 589(模拟逆流)或US-A-4 402 832(模拟并流)。
吸附设备通常包括至少一个并且通常是2个色谱柱，每个包括在闭 合环路中互相连接的多个床。通常有至少两个注射点：一个用于进料， 另一个用于解吸剂，以及有至少两个取出点：一个用于通常富含PX的 提取物E*并且另一个用于贫乏PX或没有PX的残液R*。所述4个注射 /取出点，其位置在时间上顺序变化，然后确定一个或几个吸附柱的4 个功能区。
然而，许多变化是可能的：
●可采用富含PX的回流的补充注射；
●也可通过不取出单一残液R*，而是取出两个残液R1*和R2*而使用 5个或更多个吸附区功能。在该情形中，残液R1*或中间体残液通常含有 乙苯，而残液R2*通常含有邻二甲苯(OX)和间二甲苯(MX)，因而 取出R1*和取出R2*之间的区是乙苯吸附区。关于两种残液R1*、R2*的操 作已经被描述在US-A-6 838 588、US-A-6 841 714和US-A-6 828 470 中。
在本发明上下文中，本领域已知的这些变化及其它可分别地使用或 共同使用，并且本发明不限于其中的一种或多种。
第二种已知的分离技术是结晶，其提供高纯度PX晶体和含有较低纯 度PX的母液ML。该结晶进料通常可以是来自模拟床吸附装置的流出物 (这被称为混合工艺)或来自甲苯歧化反应装置的流出物。可以有一个 或两个连续结晶区或甚至更多，可能处在不同的温度(例如高温(25℃ /+10℃)和低温(-50℃/-70℃)。也可能进行母液的部分结晶和/或晶体 的部分再熔化，在这点上可参考美国和法国专利US-A-3 177 255；US- A-3 467 724；FR-A-2 739 375。该申请人的较后专利还描述了本发明有 利地采用了的特定串联，包括放置用于甲苯的选择性歧化的装置，然后 是与模拟移动床分离装置平行的结晶装置。然后它可能具有一个附加的 优点：这由将结晶母液再循环到模拟移动床装置进料以省却蒸馏柱来提 供，该模拟移动床装置在甲苯作为解吸剂下操作。
在一种结晶作用中，通常具有3个步骤：1)晶体制造(刮冷却管， 在CO2或丙烷蒸发下混合并减压，降膜)；2)过滤悬浮液中的晶体；3) 回收和洗涤晶体以除去残余母液。根据本发明，有可能采用利用降膜结 晶技术的静态结晶器。这种类型的装置通常能够将对二甲苯的杂质量减 少10-15倍。有可能使用几个并联和/或串联的模块。当对来自甲苯选择 性歧化的二甲苯进行处理时，对二甲苯进料量通常约为85％重量，因而 在第一模块中可产出纯度通常在98.5％-99％范围内的对二甲苯，以及 在串联的第二模块中产出的纯度为99.85％-99.9％。在第二模块中制得 的母液可以被再循环到第一模块。
所述变型和技术及其它，其在现有技术中是已知的(例如采用过滤 和/或离心法的结晶器)，在本发明上下文中可以被分别使用或共同使 用，并且本发明不受约束于或不限于其一种或多种。
所述用于从芳族C8化合物的混合物中分离对二甲苯的两种方法，其 是通过模拟移动床层析法和结晶来进行的分离，可以被单独使用或组合 使用，如申请人的以下论文所述，其名称为“Para-xylene production with the Eluxyl process：Debottlenecking with hybrid Eluxyl(采用Eluxyl工艺制 造对二甲苯：利用混合Eluxyl消除薄弱环节)”by G Hotier A Methivier， March 2002，Proceedings of the AICHE Conference.
为了满足对于对二甲苯的日益递增的需求，石油化学家寻求通过使 该工艺的实施最优化来在现有设备中制造最大量的对二甲苯。除此之 外，他们还在通过消除现有设备的薄弱环节或采用非常昂贵的新设备 (通常产出至少300000吨/年并优选至少为450000吨/年的PX)来扩大生 产量之间作出选择。
消除现有技术薄弱环节的操作通常使改良现有设备的主要元件成 为必要，特别是SMB部分，其牵涉相当大的费用。
石油化学家常常遇到存在的另一个问题，其往往会限制生产能力： 该问题导致需要模拟移动床层析法设备在生产中在对二甲苯纯度大于 99.7％下保持尽可能长时间。当模拟移动床分离装置中放置的分子筛(吸 收剂)是新的时，该装置的典型工作情况是纯度约等于99.85％，产量约 等于97.5％。最新的大尺寸装置，在等生产率和等产量下，由于吸收剂 老化通常导致年纯度损失0.025％-0.1％。某些生产者必须在6年中将其 分子筛更换多达3次。为了能够在所需的99.7％的纯度下继续操作其装 置，有时候在等候新分子筛的新鲜批料递送时使产量下降到80％以下或 使进料流速大大下降是必要的。在现有技术中没有令人满意地解决该问 题，因此能够消除该问题的方法或技术方案有重要意义，其使该操作能 够延长几个月。
本发明的简要说明
第一方面，本发明通过以不同的方式操作现有设备来提供一种用于 提高对二甲苯产量的改进的对二甲苯的生产方法。
第二方面，本发明提供一种用于限制由于吸收剂超时而自然和/或偶 然老化引起的产量下降的方法。
第三方面，本发明是一种实现消除薄弱环节的方法，特别是大约20 ％-25％的追加产量，这是在对现有设备有限的改型下，通常是通过重 新使用所有主要装置和增加有限量的装置来进行的。
本发明方法通常采用高纯度PX生产，其并行采用模拟移动床SMB 吸附和来自甲苯选择性歧化的流出物结晶。
本发明的基本特征之一是在SMB的功能由于吸收剂老化而下降 时，将蒸馏而得的提取物E的馏分Ea替代到初始进料中用于结晶，以 产生实际上纯的结晶对二甲苯并因此补偿SMB提取物E超时而纯度下 降，于是其纯度可下降到所需值以下。然后吸附和结晶装置部分串联运 作(并且如混和配置不是全部串联)。
有利地，来自选择性歧化的富含PX的二甲苯然后被再循环到 SMB，它改进了其功能并且加大了其供给流速。由给高纯度料流提供的 结晶，也具有改进的功能并且可在流速增加很大下运作，吸附残液通常 被异构化然后再循环。
本发明允许在吸收剂老化时保持PX和苯的高产量。
因此本发明的优选实施方式采用四种基本装置：吸附(SMB)、结 晶、异构化、选择性歧化。这4种装置已经用于某些石化产品复杂情况。
在所述复杂情况的某些方面，已经存在用于将甲苯非选择性歧化成 苯和二甲苯的装置，为了将所述装置改造成选择性歧化装置，改变催化 剂通常能够满足需要。这导致变得富含PX的流出物的组成发生有利的 变化。
根据本发明，按照惯例，当来自歧化反应的流出物在C8歧化馏分 内具有浓度至少为50％重量(通常达到约85％)的对二甲苯时，使用 术语“选择性歧化”。选择性特征(对于PX)基本上取决于催化剂的 选择。
如果该复杂情况不包括结晶，还必须安装以下这种装置，其通常适 合于来自选择性歧化的分馏流出物(C8馏分)的流速。在所有情形中， 本发明实现了消除薄弱环节而不需要大量投资，例如安装新的SMB吸 附装置或对现有SMB装置进行相当大的改良。
本发明的详细说明
如下采用的该方法术语“运行周期”表示对二甲苯的生产周期，其 中吸收剂(SMB的吸附筛)在周期开始是新的，并且在SMB设备于周 期结束时停止的地方用新吸收剂替换当时所用的旧的吸收剂。因此，该 吸收剂在周期的开始和结束之间不断地老化。
本发明提出了在一种设备中由主要包括二甲苯和乙苯的第一进料 和主要包括甲苯的第二进料联合生产高纯度对二甲HPPX和苯的方法， 该设备至少包括以下：
●用于将甲苯选择性歧化成苯和二甲苯的装置；
●用于对二甲苯结晶的装置；
●用于模拟移动床吸附的SMB装置，包括至少一个含多个吸收剂床 的色谱柱，该吸收剂对于对二甲苯、乙笨、间二甲苯和邻二甲苯具有不 同的选择性，所述色谱柱采用解吸剂；
其中：
a)在该方法的至少一个完整运行周期期间：
●通过在所述模拟移动床吸附装置SMB中的模拟移动床吸附将包 括至少部分所述第一进料的吸附进料分离，以制备富含对二甲苯 的提取物E*以及贫乏对二甲苯并且含有邻二甲苯和间二甲苯的 至少一种残液(R*，R2*)；
●将所述残液(R*，R1*，R2*)进行蒸馏以回收基本上不含解吸剂的 蒸馏而得残液(R，R1，R2)；
●将提取物E*进行蒸馏以回收基本上不含解吸剂的蒸馏而得的提取 物E；
b)在该方法的所述运行周期的初始部分IF期间，制备的高纯度对二 甲苯HPPX包括基本上所有蒸馏而得的提取物E，在所述初始部分IF期 间，结晶装置被停止或被主要供应至少一部分C8歧化料流，该料流主要 包括二甲苯和多于50％重量的对二甲苯，其得自来自所述第二进料在所 述选择性歧化装置中的转化的流出物；
c)在该方法的所述运行周期的最后部分FF期间：
●将所述第二进料在用于将甲苯选择性歧化成苯和二甲苯的装置 中转化以制备苯和C8歧化料流，该料流主要包括二甲苯和多于50 ％重量的对二甲苯；
●将大部分或全部所述C8歧化料流合并到吸附进料中；
●将蒸馏而得的提取物E分成第一馏分Ea和补充的第二馏分Eb；
●然后为结晶装置主要供应Ea以制备纯度增加的对二甲苯PX1和母 液ML；
●以及将PX1和所述补充的第二馏分Eb混合以制备高纯度的对二甲 苯HPPX。
通常，该方法运行周期的最终部分是补充运行周期初始部分的周期 部分。
一般，在运行周期的初始部分IF期间，产出的高纯度对二甲苯HPPX 是由全部蒸馏而得的提取物E组成的，因而该对二甲苯通常具有必需的 纯度，最普遍至少为99.7％，例如至少为99.8％。
当由于吸收剂的老化，E的纯度降低并且趋于可接受的极限时，料 流E的馏分Ea被送至结晶步骤。由于结晶进料已经非常纯(通常在 99.4％-99.7％范围内)，所得结晶对二甲苯几乎是纯的(大于99.8％并 且通常大于99.9％)并且能够补偿直接合并到HPPX的料流Eb的纯度 不足。Ea通常占E重量的10％-70％，并且一般占15％-45％。
通常，在所述运行周期的最终部分FF期间，PX1的纯度至少为 99.8％，Ea和Eb的纯度小于99.7％以及HPPX的纯度至少为99.7％。
根据该方法的第一特性变化，在运行周期的初始部分IF期间，将由 至少部分或全部C8歧化料流组成的结晶进料供应到结晶装置。然后该 结晶装置处于运行中，给其供应对二甲苯浓度通常接近于85％重量的C8歧化化合物。其生产出典型浓度至少为99.7％的对二甲苯PX1，给其补 充用蒸馏而得的提取物E以构成高纯度的对二甲苯HPPX。当开始进行 最终运行模式(FF)时，结晶进料(PX的典型浓度接近于85％重量的 歧化C8)通常被转到模拟移动床的吸附SMB，这使得SMB进料富含 PX，其改进了运行(产量和/或纯度)。
在该方法的第二特性变化方面，在运行周期的初始部分IF期间，该 结晶装置没有处于运行中，当市场上苯过剩时或苯的普通升级没有独立 地证明歧化反应和结晶的累积运行费用是合算的时，采用该变化是有利 的。在周期结束时，这种情形得到改善，因为将通常具有高纯度的PX (例如85％)的歧化C8的供应，使SMB进料富含PX并因此可产出 更多PX和/或改进其在SMB出口的纯度。
一般而言，歧化/结晶装置运转可产出苯和产出补充的对二甲苯和/ 或具有较高纯度的对二甲苯两者，这意味着循环周期可以被延长，同时 维持给定的产量。
通常，结晶进料的流速在该周期最后部分FF期间比在该周期初始 部分IF期间高得多。与在该周期初始部分IF期间相比，在该周期最后 部分FF期间的结晶进料流速通常至少增加了50％，或可能甚至是两倍 或更多。这是由于结晶进料的纯度非常高。特别是其可容许运行采用两 个并行的结晶阶段代替两个串联的结晶阶段。此外，可经常避免结晶的 PX部分重熔，因为它已经具有非常高的纯度，它节省了运行时间并因 此加大了生产能力。
有利地，至少部分或通常全部母液ML被再循环到吸附进料，其使 得更多PX能够被回收。
通常，实施该方法的设备，其构成本发明的另一方面，还包括至少 一个被供应蒸馏所得的反应物(R，R1，R2)的异构化装置，并且至少 部分异构化流出物(来自其C8馏分)被回收并且合并到吸附进料。
根据本发明的又一特征，色谱柱(或具有两个色谱柱的SMB装置) 产出含有乙苯、邻二甲苯和间二甲苯的第一残液R1*以及基本上不含乙 苯并且含有邻二甲苯和间二甲苯的第二残液R2*，第一残液R1，在蒸 馏以基本上除去其含有的解吸剂之后，被提供给气相中的第一异构化装 置以将至少部分乙苯转化成苯和/或二甲苯，第二残液R2，在蒸馏以基 本上除去其含有的解吸剂之后，被提供给液相中的第二异构化装置，并 且每种异构化流出物的至少部分被再循环到吸附进料。
因此脱烷基的异构化的用途是更普遍的(具有1或2种残液)。由 此将蒸馏而得的残液(R，R1)供给脱烷基的异构化装置以使至少部分 乙苯转化成苯，以及该装置于是产出由甲苯歧化装置而得的苯部分和得 自脱烷基的异构化装置的其它部分。
当采用两种残液和两个异构化装置时，在气相中的第一异构化装置 (R1)通常是脱烷基的异构化装置，用来将至少部分乙苯转化成苯，以 及在液相中的第二异构化装置(R2)通常是转化和非脱烷基的异构化装 置，用来将邻二甲苯和间二甲苯的至少大部分转化成含有PX的二甲苯混 合物(通常接近于热力学平衡)，以及制得了苯，其一部分得自甲苯歧 化装置而其另一部分得自脱烷基的异构化装置。由此第二异构化装置的 液相可增加对二甲苯的量。当所述PX生产最大化时，第一异构化装置可 以还是转化的和非脱烷基的。
通常，异构化流出物并不全部被再循环到吸附装置。一般，基本上 芳族的异构物的各种成分(特别是苯和含有丙烷、丁烷的轻质化合物) 是通过蒸馏而被分离的，并且仅基本上芳族的C8馏分被再循环。
经常地，第一进料最初在二甲苯蒸馏柱中被蒸馏，从该二甲苯蒸馏 柱取出塔顶馏分，该塔顶馏分包括大部分的间二甲苯、对二甲苯、乙苯 和至少部分的邻二甲苯，其塔顶馏分是被合并到吸附进料，以及塔底馏 分包括C9-C10烃和/或邻二甲苯的剩余部分。
附图说明
图1示出了实施本发明方法的设备简化流程图，其表示生产周期开 始时各种料流的典型运动(在该周期的IF部分期间运动模式“筛寿命开 始”)。
图2示出了实施本发明方法的设备简化流程图，其表示生产周期结 束时各种料流的典型运动(在该周期的FF部分期间(运动模式“筛寿 命结束”)。
现参考图1(周期开始)：
图1的流程图示出了进料的初始蒸馏(D)、用于模拟移动床吸附 的装置(SMB)、异构化装置(ISOM)、用于甲苯的选择性歧化的装 置(DISP)以及用于对二甲苯结晶PX的装置(CRYST)。
第一芳族进料，其包括二甲苯和通常较少的C9/C10馏分，经路线1 进入蒸馏(D)，将其与在管线16中移动的异构物相混合，然后被分馏 成经管线2离开的塔顶馏分，其包括大部分的PX、MX、乙苯EB和至少 部分OX。C9/C10烃料和OX的剩余部分流经管线3离开柱底。由来自管线 11的料流补充的塔顶馏分供给模拟移动床吸附(SMB)，后者通常作为 模拟逆流和至少4个吸附区。所采用的解吸剂(其进入SMB的入口未被 示出)可以是甲苯或对二乙苯，或任何其它的选择性溶剂。提取物E*离 开SMB装置，将其蒸馏(未示出)以除去溶剂，将其再循环，以及经管 线4制备蒸馏而得的提取物E。残液r*也离开并且被蒸馏(未示出)以除 去溶剂，将其再循环，以及经管线5制备蒸馏而得的残液R。
在周期开始，蒸馏而得的提取物E通常全部在管线6中移动(E＝Eb， Ea＝0；并且管线7是空的)。当吸收剂是新的时，所述提取物E通常纯 度为99.85％并且所得收率为97％。然后将E与管线13中移动的结晶流出 物PX1(结晶的对二甲苯，从母液ML中分离出来，通常将其清洗和重熔， 典型纯度为99.7％-99.8％)混合，然后得到高纯度对二甲苯HPPX。也 可能通过加大SMB的流速来运行以制得数量增加的PX(提取物E)，其 纯度正好令人满意，例如为99.7％-99.75％。
含有OX、MX和EB的蒸馏而得的反应物R供给异构化，通常经 管线5脱烷基的(ISOM)，蒸馏之后经管线14产出少量的不可冷凝的 轻质产品和经管线15产出苯。甲苯也可作为混合物经管线15或独立的 管线(未示出)排出。含有对二甲苯(异构物)的C8化合物经管线16 被再循环到柱D的入口。经常地，所述异构物的再循环经受预先土处理 (earth treatment)，未示出，以除去存在的微量烯烃。
经管线8还将甲苯进料提供给装置(DISP)而使甲苯选择性歧化为 苯和二甲苯(主要是PX)。在将流出物蒸馏(几个蒸馏柱)之后，将未反 应甲苯再循环(经未示出的管线)，经管线9排出苯，而富含PX的C8馏分(约85％重量)经管线10被传送到结晶装置(CRYST)。所述装 置产出高纯度PX(足够纯，例如99.7％-99.85％)以及经管线12然 后经11再循环到该装置(SMB)的母液ML。
如图1中所示，在周期开始(新鲜吸收剂具有最大效力)时，该设 备以最大量和/或首先并行得自装置(SMB)的纯度产出高纯度PX、 HPPX，然后其蒸馏而得的提取物的纯度通常超过或接近于99.7％，并且 其次，其得自结晶装置。因此与E的流速相比，PX1的流速通常为E的8％ -40％，优选10％-25％。
图2表示周期结束时各种料流的典型循环，当吸收剂用旧了而具有 有限的效力和/或选择性时，导致E纯度下降(有限的)到99.7％重量以 下，例如约为99.45％-99.7％重量。在此情形中，料流E被分成经管线 7再循环到结晶(CRYST)的Ea，以及连续形成HPPX馏分的补充的料 流Eb，但是以比周期开始时更小的比例。
因为结晶进料的纯度非常高，所述进料的流速可以得到极大地增 加，并且PX1的纯度可以非常高，例如为99.9％-99.99％，并且产量高。 由此制得较高纯度的对二甲苯(PX1)，其补偿Eb纯度的下降，被直接 合并到HPPX并且具有至少保持在99.7％的纯度。为了将结晶冷却装置 的费用减至最少，可以在周期结束时稳定地增加Ea，以保证对于HPPX 纯度来说刚好足够的流速Ea正好是所要求的(例如99.7％)。
由此本发明可保持目标纯度而不用必须停止SMB装置，包括当来自 所述装置的提取物纯度下降到目标值以下时。
因为Ea被送至结晶进料，部分或全部的C8歧化流出物经管线11返回 吸附步骤(SMB)。因此SMB进料具有浓度增加了的PX，提高了生产 率和/或蒸馏而得提取物E的纯度。这也可加大SMB供给的流速。
由此，本发明在周期结束时可制得最大量的纯度很高的产品，而不 必显著地降低HPPX产量。
凭借对现有设备有限的改进，例如改变歧化催化剂和/或增加结晶步 骤，本发明可充分地消除现有设备的薄弱环节，该设备没有这些装置， 不用必须对于最昂贵的装置(SMB)进行改良或倍增。
在不背离本发明范围的情况下，本领域技术人员可采用许多变型， 特别是，可采用两种残液R1*和R2*代替一种，和/或乙苯非烷基化异构装 置和/或结晶装置的各种配置，等等来使用装置(SMB)。
本发明的保护范围还包括采用具有较小差异的操作，例如：在周期 开始(IF)时，将提取物的较少成分送至结晶(与选择性歧化二甲苯的 主要进料相混合)或在周期结束时将选择性歧化二甲苯的较少成分送至 结晶步骤(与主要进料Ea相混合)。
实施例
实施例1，根据现有技术
实施例1方法中的设备与图1所示相对应，并且包括一种SMB装置， 其具有单一一种残液和脱烷异构化作用。但是，如所述图中虚线所示的 管线(管线7和管线11的第一部分)不包括在该设备中。
在周期的开始和结束之间，流程图保持相同，但是第一进料流速下 降，以及离开SMB的PX产品(其在周期结束时显著减少)能够保持所 需的对二甲苯最小纯度(99.7％)。SMB的产量也与苯产量一起下降。
表1示出了图1中所引用的各种料流在周期开始(新鲜的吸收剂)时 的物料平衡(以吨数/每小时计)，以及表2示出了相同的物料平衡，但 是在周期结束时(使用过的吸收剂，在其正要更换之前)。采用以下缩 写词：PX＝对二甲苯；OX＝邻二甲苯；MX＝间二甲苯；EB＝乙苯； T＝甲苯；BZ＝苯；LPG＝C4/C3，以及可能少量C2和C1。
表1
周期 开始 进料 1 SMB 入口 R E Ea 进料 2 出口 DISP 入口 CRYST PX1 ML HPPX 出口 ISOM EB 17 22.4 22.3 - - - - - - - - 5.4 PX 19.6 90.8 2.7 88.1 - - 17 17 11.9 5.1 100 66.1 MX 40 177 177 - - - 2 2 - 2 - 135 OX 20.4 90.2 90.2 - - - 1 1 - 1 - 68.8 T - - - - - 42 -(*) - - - - - BZ - - - - - - 20 - - - - 12.4 LPG 和 损失 - - - - - - 2 - - - - 4.6 合计 97 380.4 292.3 88.1 0 42 42 20 11.9 8.1 100 292.3
(*)在使未转化的甲苯再循环之后，每通过一次的转化通常是30％。在周 期开始时蒸馏而得的提取物E的纯度是99.85％，具有97％的高收率(在 SMB处)。
表2
周期 结束 进料 1 SMB 入口 R E Ea 进料 2 出口 DISP 入口 CRYST PX1 ML HPP X 出口 ISOM EB 13.6 17.89 17.89 - - - - - - - - 4.29 PX 15.68 78.37 6.27 72.1 - - 17 17 11.9 5.1 84 57.59 MX 32 151.53 151.53 - - - 2 2 - 2 - 117.53 OX 16.32 77.26 77.26 - - - 1 1 - 1 - 59.94 T - - - - - 42 -(*) - - - - - BZ - - - - - - 20 - - - - 9.88 LPG 和 损失 - - - - - - 2 - - - - 3.72 合计 77.6 325.05 252.95 72.1 0 42 42 20 11.9 8.1 84 292.3
可见在周期结束时，由于吸收剂老化，第一进料(以及因此来自蒸 馏柱D的塔顶馏分)的供给速度不得不降低约20％以保持提取物的最 小纯度99.7％。类似地，来自SMB的PX产量下降，由97％降至92％。 这导致总产量(HPPX)下降为16％，这是一个大的下降。此外，进料 减少引起苯的总产量下降约8％。
实施例2，根据本发明
在周期开始时的运行与现有技术是相同的，相比之下，在周期结束 时(例如一旦精制提取物E的纯度接近99.7％，则第一和第二进料流速 恒定)，向结晶步骤的供给被E的馏分Ea替代，以及C8歧化馏分被送 至SMB供应，这改善了其运行，因为它富集了来自SMB的总进料的 PX。
SMB供给流速可因此被增大，并因此物料平衡如下：
表3
周期 结束 进料 1 SMB 入口 R E Ea 进料 2 出口 DISP 入口 CRYST PX1 ML HPPX 出口 ISOM EB 17 22.4 22.3 0.08 0.03 - - 0.03 - 0.03 0.05 5.4 PX 19.6 106.8 3.2 103.64 39.86 - 17 39.86 36.01 3.85 99.78 66.4 MX 40 177.6 177.4 0.22 0.09 - 2 0.09 - 0.08 0.15 135.5 OX 20.4 90.55 90.4 0.11 0.04 - 1 0.04 0.01 0.04 0.07 69.1 T - - - - - 42 -(*) - - - - - BZ - - - - - - 20 - - - - 12.3 LPG 和 损失 - - - - - - 2 - - - - 4.6 合计 97 397.35 293.3 104.05 40.02 42 42 40.02 36.02 4 100.05 293.3
因此，可以看到本发明可在周期结束时保持相同的产量，既没有对 二甲苯也没有苯的损失。这构成了相对于现有技术的主要优点，对二甲 苯HPPX的纯度，其在周期开始时大于99.7％，在周期结束时下降倒退到 要求的值99.7％。