用于在芳烃联合装置中回收苯和燃料气体的方法

摘要

本发明提供了一种用于从原料分离二甲苯的方法，在该方法中所述原料被分离成二甲苯料流、富苯料流和轻馏分料流。可利用两个分离区，其中来自两者的液体被送至压缩区，并且在料流进入第二分离区之前将来自压缩区的蒸气与该料流合并。

权利要求

1.一种用于在二甲苯异构化工艺中从原料回收富苯液体料流和轻馏分蒸气料流的方法，所述方法包括：将原料传送到脱庚烷塔中，在所述脱庚烷塔中所述原料被分离成脱庚烷塔蒸气相和脱庚烷塔液相，所述脱庚烷塔蒸气相包含具有七个或更少碳原子的烃，并且所述脱庚烷塔液相包含具有八个或更多碳原子的烃；

将所述脱庚烷塔蒸气相从所述脱庚烷塔传送到第一分离区；

将所述脱庚烷塔蒸气相在所述第一分离区中分离成第一液相和第一蒸气相；

将所述第一液相从所述第一分离区传送到甲苯回收区；

将所述第一蒸气相从所述第一分离区传送到压缩区，在所述压缩区中所述第一蒸气相被压缩和部分地冷凝以提供经压缩和部分地冷凝的蒸气相；

将所述经压缩和部分地冷凝的蒸气相从所述压缩区传送到第二分离区；

将所述经压缩和部分地冷凝的蒸气相在所述第二分离区中分离成富苯液体料流和第二蒸气相，所述第二蒸气相为轻馏分蒸气料流；

回收所述轻馏分蒸气料流；

回收所述富苯液体料流；以及

将所述富苯液体料流直接送至提取区。

2.根据权利要求1所述的方法，还包括将所述第一液相的一部分传送到所述脱庚烷塔。

3.根据权利要求1所述的方法，还包括将所述富苯液体料流传送到提取区以回收苯料流。

4.根据权利要求1所述的方法，还包括将所述富苯液体料流传送到储存装置。

5.根据权利要求1所述的方法，还包括在所述脱庚烷塔蒸气料流进入所述第一分离区之前压缩所述脱庚烷塔蒸气料流。

6.根据权利要求5所述的方法，其中所述第一分离区的温度介于32℃至149℃之间。

7.根据权利要求6所述的方法，其中所述第二分离区的温度介于10℃至149℃之间。

8.根据权利要求1所述的方法，其中所述第一分离区的温度介于10℃至149℃之间，并且所述第二分离区的温度介于10℃至149℃之间。

说明书

用于在芳烃联合装置中回收苯和燃料气体的方法

[0001] 优先权声明

[0002] 本申请要求2017年8月31日提交的美国申请号15/692,210的优先权，其引用的申请的内容据此全文以引用方式并入。

技术领域

[0003] 本发明涉及在烃的蒸馏中节省能源的改进方法。更具体地，本发明关注在生产二甲苯异构体、苯和燃料气体的芳烃加工联合装置内的能源节约。

背景技术

[0004] 二甲苯异构体由石油作为原料大量生产，以用于多种重要的化工品。最重要的二甲苯异构体是用于聚酯的主要原料即对二甲苯，其由于大量基本需求而持续享有高增长率。邻二甲苯用于产生邻苯二甲酸酐，其供应高量但相对成熟的市场。间二甲苯使用较少，但其用于诸如塑化剂、偶氮染料和木材防腐剂等产品的用量正在增加。乙苯通常存在于二甲苯混合物中并且有时被回收用于苯乙烯生产，但其通常被认为是C8芳烃的较不期望的组分。

[0005] 在芳族烃中，作为工业化学品原料，二甲苯的整体重要性比得上苯。二甲苯和苯通过重整石脑油而由石油生产，但量不足以满足需求；因此，其他烃的转化对于提高二甲苯和苯的收率是必要的。通常，使甲苯脱烷基化以生产苯，或者选择性地歧化以产生苯以及从中回收各个二甲苯异构体的C8芳烃。

[0006] 生产二甲苯的芳烃联合装置是能源的主要消耗者，尤其是在蒸馏操作中用于制备原料和从转化工艺中分离产物。尤其从原料分离二甲苯提供了节省能源的巨大潜力。在此工艺中能源节约不仅会降低加工成本，而且还会解决目前关于碳排放的关注。

[0007] 除了生产二甲苯之外，在芳烃联合装置中二甲苯的催化转化期间产生有价值的燃料气体。该燃料气体的一部分可在二甲苯异构化单元中回收。

[0008] 二甲苯异构化单元通常包括脱庚烷塔和稳定塔。二甲苯异构化单元的当前设计在脱庚烷塔和稳定塔之间使用至少两个再循环回路。

[0009] 在第一再循环回路中，使来自稳定塔的塔顶蒸气的至少一部分再循环回到脱庚烷塔。这将导致蒸气的这一部分在相同分离工艺中被再冷凝，再闪蒸，并且最终再压缩，因为它被传送回到脱庚烷塔并将穿过相同分离设备。

[0010] 第二再循环回路形成在接收器和排放筒之间，其中来自排放筒的冷液体进入更热的低压接收器并再闪蒸成蒸气送往压缩机。这需要再压缩并再一次冷却相同化合物。

[0011] 据信，当前设计是低效的，这至少是因为两个再循环回路导致相同物质的不期望的再加工，而牺牲设备容量和实用成本。在此工艺中能源节约不仅会降低加工成本，而且还会解决目前关于碳排放的关注。

[0012] 因此，需要提供可更有效地实施的二甲苯异构化工艺。

发明内容

[0013] 本公开描述了一种方法，该方法涉及在烃的蒸馏中节省能源的改进方法。本公开消除了对稳定区的需要，从而允许主要为甲苯的第一液体料流能够被送至甲苯回收区。这消除了昂贵提取的需要。

[0014] 在前述内容中，所有温度均以摄氏度示出，并且所有份数和百分比均按重量计，除非另外指明。通过以下详细描述和附图，本发明的其他目的、优点和应用对于本领域的技术人员将变得显而易见。示例的附加的目的、优点和新颖特征将在后面的描述中部分地阐述，并且部分地对于本领域的技术人员而言在检查了以下描述和附图之后将变得显而易见，或可通过示例的生产或操作来了解。可通过在所附权利要求书中所特别指出的方法、工具以及组合来实现和获得概念的目的和优点。

附图说明

[0015] 图1为根据本发明的一个或多个实施方案的简化工艺流程图，其中图1示出了二甲苯异构化物回收工艺。

具体实施方式

[0016] 以下详细描述本质上仅为示例性的，并且不旨在限制所描述实施方案的应用和使用。另外，不意图受前述背景技术或以下详细描述中呈现的任何理论的束缚。

[0017] 参考所附图1呈现了本发明装置的描述。图1为本发明的优选实施方案的简化图，并且不旨在对本文所提供的描述和所附的权利要求书的一般广泛范围作出不当限制。已省略了某些硬件，诸如阀门、泵、压缩机、换热器、仪器和控件，因为该硬件对于清楚地理解本发明不是必需的。该硬件的使用和应用完全在本领域的技术范围内。

[0018] 已开发出用于从原料分离二甲苯的方法。用于本发明方法的原料通常包含通式C6H(6‑n)Rn的烷基芳族烃，其中n为0至5的整数，并且每个R可为任意组合的CH3、C2H5、C3H7或C4H9。用于本发明方法的富含芳烃的原料可源于多种来源，包括但不限于：催化重整，蒸汽热解石脑油、馏出物或其他烃以产生轻质烯烃和更重的富含芳烃的副产物(包括汽油范围物质，通常称为“裂解汽油”)，以及催化或热裂解馏出物和重质油以产生汽油范围产物。为了移出将影响产物质量和/或损害其中所采用催化剂和吸附剂的硫、烯烃和其他化合物，在装入联合装置之前，通常将根据工业中熟知的工艺对得自热解或其他裂解操作的产物进行氢化处理。也可有利地根据已知技术对得自催化裂解的轻质循环油进行氢化处理和/或氢化裂解，以产生汽油范围产物；氢化处理也优选地包括催化重整，以产生富含芳烃的进料流。如果原料是催化重整的，则重整装置优选地以高苛刻度操作，以获得高芳烃收率，该产物中具有低浓度的非芳烃。

[0019] 图1示出了用于原料的芳烃加工联合装置的二甲苯异构化物回收部分的简化流程图，该原料通常包含烯属化合物和轻馏分，例如丁烷及更轻的烃且诸如戊烷，以及苯、甲苯和C8芳烃及更高的芳烃和脂族烃，包括环烷烃。

[0020] 经由线路10将原料引到二甲苯分离区12。二甲苯分离区12包括塔14。优选地，塔14为蒸馏塔，并且最优选地为脱庚烷塔。如本领域的普通技术人员将会理解的，此塔14可包含塔板或机械包装。

[0021] 在二甲苯分离区12中，原料被分离成蒸气相和液相。液相包含大部分二甲苯以及其他更重的烃。可经由线路16将液相从二甲苯分离区12回收并传送到进一步加工单元以回收期望的二甲苯异构体和其他有价值的副产物。进一步加工单元是本领域的普通技术人员已知的，并且不是充分理解本发明所必需的。

[0022] 二甲苯分离区12中的蒸气相包含具有七个或更少碳原子的烃、苯和甲苯。如本领域的普通技术人员将会理解的，当分离烃时，在分离工艺中紧密接触的蒸气和液体料流中存在组分的平衡分布，并且因此本发明旨在适应一定范围的芳族和非芳族组分纯度。

[0023] 将蒸气相从二甲苯分离区12回收并经由线路18传送到第一分离区20。在第一分离区20内，蒸气相被部分地冷凝。因此，在用于将蒸气相从二甲苯分离区12传送到第一分离区20的线路18中提供了冷凝器24。

[0024] 第一分离区20通常包括容器22。优选地，第一分离区20的容器22具有介于32℃至149℃之间的温度。在容器22中，来自冷凝器24的混合蒸气和液相被分离成第一液相和第一蒸气相。第一液相包含苯和甲苯以及溶解于液相中的可溶解含量的具有五个或更少碳的烃。第一蒸气相主要包含氢和具有四个或更少碳的烃。同样，将存在一些交叉量的化合物。
可经由线路30将来自第一分离区20的第一液相的一部分再循环至二甲苯分离区12，并且经由线路28将富甲苯液相送至甲苯回收区。

[0025] 经由线路33将来自第一分离区20的第一蒸气相传送到压缩区34，在该压缩区中第一蒸气相被压缩成经压缩的蒸气相。压缩区34包括至少压缩机36。优选地，第一蒸气相也在压缩区34中冷却和部分地冷凝。因此，压缩区34包括冷凝器37。

[0026] 经由线路38将经压缩和部分地冷凝的第一蒸气相从压缩区34传送到第二分离区40，该第二分离区通常包括通常具有入口分配器以有利于经压缩的蒸气相分离的容器42，并且该第二分离区也可具有用于滗析重水液相的滴腿，该重水液相可在水存在于塔进料中或以其他方式进入塔顶系统的情况下形成。第二分离区40的温度通常介于10℃至149℃之间。在第二分离区40中，经压缩和部分地冷凝的蒸气相被分离成第二液相和第二蒸气相。

[0027] 第二蒸气相包括轻馏分蒸气料流，该轻馏分蒸气料流包含具有四个或更少碳原子的烃以及氢。轻馏分蒸气料流可经由线路44从第二分离区40回收，并且例如可被传送回到反应区(未示出)，可被用作燃料，或者被用于其他工艺。来自容器42的第二液相。

[0028] 示于图1的本发明避免了不必要的再提取甲苯所引起的能源浪费。将在来自第一分离区20的第一蒸气相中的苯以及苯共沸物质浓缩并从第二分离区40直接送至提取，同时经由28线路将富含甲苯的第一液相送至甲苯回收区。

[0029] 在第一分离区20中，第一液相主要包含甲苯。为了避免与再提取甲苯相关的能源损失，将第一液相引导到甲苯回收区而不是稳定区。可经由线路30将来自第一分离区20的第一液相的一部分再循环至二甲苯分离区12。甲苯回收区可在通常存在于转移烷基化单元的汽提塔中实现，从而也实现第一液相的一定程度的稳定。将来自第一分离区20的蒸气送至压缩区34。压缩区34包括冷凝器37，并且经由线路38将经压缩和部分地冷凝的蒸气相引导到第二分离区40。

[0030] 在本发明中，第二分离区40仅包括容器42以将经压缩和部分地冷凝的蒸气相分离成经由线路44移出的第二蒸气相产物以及富含苯的第二液相。也可经由线路48将富含苯的第二液相与来自例如芳族转移烷基化单元的另一富苯料流合并。在现有技术中，合并的液体被送至稳定区。然而，在本发明中，不存在稳定区。在本发明中，合并的液体料流被送至甲苯回收区。与现有技术不同，不必将第一液体料流(主要为甲苯)送至其中液体继续进行昂贵提取的稳定区。

[0031] 应当理解，根据这些实施方案中一个或多个的方法提供了将二甲苯与反应流出物分离的有效且高效的方法。更具体地，在本发明的一个或多个实施方案中，消除了稳定区，使得将第二液相直接送至提取。消除了来自稳定区的塔顶蒸气的不必要的再压缩。

[0032] 虽然在本发明的前述详细描述中已呈现了至少一个示例性实施方案，但应当理解存在大量的变型形式。还应当理解，一个示例性实施方案或多个示例性实施方案仅是示例，并且不旨在以任何方式限制本发明的范围、适用性或配置。相反，前述详细描述将为本领域的技术人员提供便利的路线图以实施本发明的示例性实施方案，应当理解，在不脱离如所附权利要求书以及其法律等同形式所阐述的本发明的范围的情况下，可对示例性实施方案中所描述的元件的功能和布置进行各种改变。

[0033] 虽然用目前被认为是优选的实施方案描述了本发明，但应当理解本发明不限于所公开的实施方案，而是旨在涵盖所附权利要求的范围内所包括的各种修改和等效布置。

[0034] 具体的实施方案

[0035] 虽然结合具体的实施方案描述了以下内容，但应当理解，该描述旨在说明而不是限制前述描述和所附权利要求书的范围。

[0036] 本发明的第一实施方案为一种用于在二甲苯异构化工艺中从原料回收富苯液体料流和轻馏分蒸气料流的方法，所述方法包括：将原料传送到脱庚烷塔中，在所述脱庚烷塔中所述原料被分离成脱庚烷塔蒸气相和脱庚烷塔液相，所述脱庚烷塔蒸气相包含具有七个或更少碳原子的烃，并且所述脱庚烷塔液相包含具有八个或更多碳原子的烃；将所述脱庚烷塔蒸气相从所述脱庚烷塔传送到第一分离区；将所述脱庚烷塔蒸气相在所述第一分离区中分离成第一液相和第一蒸气相；将所述第一液相从所述第一分离区传送到甲苯回收区；将所述第一蒸气相从所述第一分离区传送到压缩区，在所述压缩区中所述第一蒸气相被压缩和部分地冷凝以提供经压缩和部分地冷凝的蒸气相；将所述经压缩和部分地冷凝的蒸气相从所述压缩区传送到第二分离区；将所述经压缩和部分地冷凝的蒸气相在所述第二分离区中分离成第二液相和第二蒸气相，所述第二蒸气相为轻馏分蒸气料流；回收所述轻馏分蒸气料流；将所述第二液相传送到提取区；以及将所述富苯液体料流送至所述提取区。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其还包括将所述第一液相的一部分传送到所述脱庚烷塔。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其还包括将所述富苯液体料流传送到提取区以回收苯料流。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其还包括将所述富苯液体料流传送到储存装置。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其还包括在所述脱庚烷塔蒸气料流进入所述第一分离区之前压缩所述脱庚烷塔蒸气料流。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述第一分离区的温度介于32℃至149℃之间。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述第二分离区的温度介于10℃至149℃之间。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述第一分离区的温度介于10℃至149℃之间，并且所述第二分离区的温度介于10℃至149℃之间。

[0037] 本发明的第二实施方案为一种用于在二甲苯异构化工艺中从原料回收富苯液体料流和轻馏分蒸气料流的方法，所述方法包括：将原料传送到蒸馏塔中，在所述蒸馏塔中所述原料被分离成蒸馏蒸气和蒸馏液体，所述蒸馏蒸气主要包含具有七个或更少碳原子的烃；使所述蒸馏蒸气冷凝；将所述蒸馏蒸气分离成第一液相和第一蒸气相；将所述第一液相传送到甲苯回收区；将所述第一蒸气相压缩成经压缩的蒸气相；将所述经压缩的蒸气相分离成第二液相和第二蒸气相，所述第二蒸气相为轻馏分蒸气料流；回收所述轻馏分蒸气料流；将所述第二液相传送到提取区；以及回收所述富苯液体料流并将其送至提取区。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述第一液相的温度介于32℃至149℃之间。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述经压缩的蒸气相的温度介于10℃至149℃之间。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其还包括将所述第一液相的一部分传送到所述蒸馏塔。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其还包括将所述富苯液体料流传送到提取区以回收苯料流。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其还包括将所述富苯液体料流传送到储存装置。

[0038] 本发明的第三实施方案为一种用于在二甲苯异构化工艺中从原料回收富苯液体料流和轻馏分蒸气料流的方法，所述方法包括：将原料传送到分离区中，在所述分离区中所述原料被分离成蒸气料流和液体料流，所述蒸气料流主要包含具有七个或更少碳原子的烃，所述液体料流包含二甲苯；使所述蒸气料流冷凝；将所述蒸气料流分离成第一液相和第一蒸气相；将所述第一蒸气相传送到压缩区；将所述第一蒸气相压缩成经压缩的蒸气相；将所述经压缩的蒸气相分离成第二液相和第二蒸气相，所述第二蒸气相为轻馏分蒸气料流；回收所述轻馏分蒸气料流；将所述第二液相传送到提取区；以及回收所述富苯液体料流并将其送至所述提取区。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第三实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述第一液相的温度介于32℃至149℃之间。本发明的一个实施方案为本段的先前实施方案至本段的第三实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述经压缩的蒸气相的温度介于10℃至149℃之间。

[0039] 尽管没有进一步的详细说明，但据信，本领域的技术人员通过使用前面的描述可最大程度利用本发明并且可容易地确定本发明的基本特征而不脱离本发明的实质和范围以作出本发明的各种变化和修改，并且使其适合各种使用和状况。因此，前述优选的具体实施方案应理解为仅例示性的，而不以任何方式限制本公开的其余部分，并且旨在涵盖包括在所附权利要求书的范围内的各种修改和等效布置。

[0040] 在前述内容中，所有温度均以摄氏度示出，并且所有份数和百分比均按重量计，除非另外指明。