专利名称：重烃蒸馏中的节能的制作方法
技术领域：
本发明涉及在烃蒸馏中节能的改进方法。更具体的，本发明关注在生产二甲苯异构体的芳族烃加工复合物中的节能。
背景技术：
二甲苯异构体由石油大量生产，用作多种重要工业化学品的原料。最重要的二甲苯异构体为对二甲苯，其为聚酯的主要原料，在庞大基础需求中继续享有高增长率。邻二甲苯用于制造邻苯二甲酸酐，其供应高容量但相对成熟的市场。间二甲苯用于容量较低但正在增长的产品如增塑剂、偶氮染料及木材防腐剂。乙基苯一般存在于二甲苯混合物中且有时回收用于苯乙烯生产，但一般被视为C8芳族烃的不太需要的组分。在芳族烃中，二甲苯的整体价值与作为工业化学品的原料的苯相匹敌。二甲苯及苯通过重整石脑油而由石油生产但容量不足以满足要求，因此必需转化其他烃来增加二甲苯与苯的产量。甲苯通常脱烷基以生产苯或选择性歧化产生苯及C8芳族烃，从其回收个别二甲苯异构体。芳族复合物流程图已由Meyers在Handbook of Petroleum Refining Processes,第2版，1997，McGraw-Hill中公开且以引用的方式并入本文中。产生二甲苯的芳族烃复合物为实质能量消费者，尤其在制备原料及分离来自转化方法的产物的蒸馏操作中。二甲苯与重芳族烃的分离尤其提供实质节能潜力。这种方法中的节能将不仅减少加工成本，`而且也将解决目前对于碳排放的关注。
发明内容
本发明的广泛实施方案为从包含CS芳族烃及C9-及-较重芳族烃的进料流制造个别二甲苯异构体的方法。该方法包括(a)包含分离至少一种较低沸点进料流及至少一种较高沸点进料流中所含的C8芳族烃与C9-及-较重芳族烃的两个二甲苯塔的蒸馏方法。该至少一种较高沸点进料流的C9-及-较重芳族烃的含量高于该至少一种较低沸点进料流。该蒸馏方法包括在第一二甲苯塔中在第一压力下蒸馏该至少一种较高沸点进料流以分离第一 C8-芳族烃物流与第一 C9-及-较重芳族烃物流，及在第二二甲苯塔中在第二压力下蒸馏该至少一种较低沸点进料流以分离第二 C8-芳族烃物流与第二 C9-及-较重芳族烃物流。第二压力高于第一压力，且来自第二二甲苯塔的塔顶物流与第一二甲苯塔的再沸器交换热。(b) 二甲苯异构体分离方法，其通过将C8-芳族烃物流及脱附剂物流中的一者或两者注射至吸附方法中而从该第一及该第二 C8-芳族烃物流中的一者或两者回收个别二甲苯异构体以获得包含个别二甲苯异构体及脱附剂的第一混合物及包含萃余物及脱附剂的第二混合物。(c)脱附剂回收方法，其通过在萃取塔中在至少300kPa的操作压力下蒸馏步骤(b)的第一混合物而分离该第一混合物，从而产生包含个别二甲苯异构体的物流及脱附剂物流，且使脱附剂物流返回二甲苯异构体分离方法。步骤(a)的第一二甲苯塔的塔顶物流向萃取塔的再沸器提供热。本发明的其他目的、实施方案及细节可由以下发明详述获得及推断出。
图1图示说明可应用节能概念的芳族烃复合物。图2说明应用节能的芳族烃复合物。图3显示在从重芳族烃蒸馏C8芳族烃中应用节能。图4说明直接热交换可实现节能的芳族烃复合物内特定单元的实例。图5说明应用一些本文所述的节能概念作为其他节能的补充或替代的芳族复合物。图6说明从芳族烃复合物内的特定单元生产物流。发明详述本发明方法的进料流一般包含通式C6H(6_n)Rn的烷基芳族烃，其中η为整数O至5且各R可为CH3、C2H5, C3H7或C4H9,呈任何组合。本发明方法的富含芳族烃的进料流可源自多个来源，包括但不限于催化重整、石脑油的蒸汽裂解、产生轻烯烃及富含较重芳族烃的副产物的馏出物或其他烃(包括汽油 范围的材料，通常称为「裂解汽油」)、及馏出物和重油的催化或热裂化以产生汽油范围内的产物。裂解或其他裂化操作的产物一般将根据工业中熟知的方法进行氢化处理，随后装入至复合物中以移除硫、烯烃及将影响产物质量和/或破坏其中所用的催化剂或吸附剂的其他化合物。来自催化裂解的轻循环油也可根据已知技术有益地进行氢化处理和/或氢化裂化以产生汽油范围内的产物；氢化处理优选还包括催化重整以产生富含芳族烃的进料流。若进料流为催化重整物，则重整器优选在高严格度下操作以实现产物中的高芳族烃产率以及低非芳族烃浓度。图1为针对制造至少一种二甲苯异构体的已知领域的典型芳族烃加工复合物的简化流程图。该复合物可加工已由例如催化重整产生的富含芳族烃的进料。该物流一般将经处理以移除烯烃化合物及轻馏分如丁烷及较轻烃且优选戊烷；然而，该移除并非是本发明广泛方面实施所必需的。含有芳族烃的进料流含有苯、甲苯及C8芳族烃，且通常含有高级芳族烃及脂族烃，包括环烷。进料流经管道10经热交换器12传递至重整物分裂器14且经蒸馏以分离包含C8及较重芳族烃的物流，该物流在管道16中以底部物流形式取出，甲苯及较轻烃经管道18自塔顶回收。甲苯及较轻烃送至萃取蒸馏加工单元20，其分离大部分脂族萃余物至管道21中与苯-甲苯芳族烃物流至管道22中。在苯塔23中将管道22中的芳族烃物流与管道45中的汽提烷基转移产物及管道57中的对甲苯后处理塔的塔顶产物一起分离至管道24中的苯物流及送至甲苯塔26的管道25中的甲苯-及-较重芳族烃物流中。甲苯在管道27中从该塔的塔顶回收，且可如图示及下文所述部分或全部送至烷基转移单元40中。来自甲苯塔26的底部物流经管道28与管道16中来自重整物分裂器的经粘土处理器17处理之后的底部物流及管道65中的再循环C8芳族烃一起传递至二甲苯塔30。分馏器30分离作为塔顶物流的冷凝C8芳族烃至管道31中与作为底部物流的包含C9Xltl及较重芳族烃的高沸点物流至管道32中。该底部物流在管道32中传递至重芳族烃塔70。该重物质塔提供含有C9及至少一些Cltl芳族烃的塔顶物流至管道71中，其中较高沸点化合物(主要是C11及高级烷基芳族烃)以底部物流形式经管道72取出。管道71中来自重物质塔的C9+芳族烃与管道27中所含的含有甲苯的塔顶物流合并作为烷基转移反应器40的进料，其含有本领域已知的烷基转移催化剂以产生包含苯至C11+芳族烃(其中二甲苯为焦点)的烷基转移产物。管道41中的烷基转移产物在汽提器42中汽提以在管道43中移除气体，且C6及较轻烃经管道44返回萃取蒸馏20，以回收轻芳族烃及纯化苯。汽提器的底部物流在管道45中送至苯塔23以回收苯产物及未转化的甲苯。分馏器30提供的C8-芳族烃塔顶物流含有对二甲苯、间二甲苯、邻二甲苯及乙基苯，且经管道31传递至对二甲苯分离方法50。分离方法优选经采用脱附剂的吸附而操作以经管道51向萃取塔52提供对二甲苯与脱附剂的混合物，其经管道53分离对二甲苯与管道54中返回的脱附剂；对二甲苯在后处理塔55中纯化，产生经管道56的对二甲苯产物及经管道57返回苯塔23的轻材料。来自分离方法50的C8-芳族烃萃余物与脱附剂的非平衡混合物经管道58送至萃余物塔59，其分离用于异构化的萃余物至管道60中与回收的脱附剂至管道61中。包含二甲苯异构体与乙基苯的非平衡混合物的萃余物经管道60送至异构化反应器62。萃余物在反应器62中异构化，该反应器含有异构化催化剂以提供接近C8-芳族异构体的平衡浓度的产物。产物经管道63传递至脱庚烷器64，其移除C7及较轻烃，使底部物流经管道65传递至二甲苯塔30以分离C9及较重材料与异构化C8-芳族烃。来自脱庚烷器64的塔顶液体送至汽提器66，其从C6及C7材料经管道67移除塔顶的轻材料，而C6及C7材料经管道68送至萃取蒸馏单元20以回收苯及甲苯有用产物。如熟练程序操作者将了解的，已知领域内存在此流程的许多可能变化。举例而言，可萃取全部C6-C8重整物或仅萃取含苯的部分。可通过结晶而非吸附从C8-芳族混合物回收对二甲苯。可通过吸附从C8-芳族混合物回收间二甲苯以及对二甲苯，且可通过分馏回收邻二甲苯。或者，使用以极 性溶剂进行溶剂萃取或溶剂蒸馏或以蒸汽或其他介质汽提来加工C9-及较重物流或重芳族烃物流，以分离呈残余物流形式的高度冷凝的芳族烃，而C9+再循环至烷基转移。在一些情形中，全部重芳族烃物流可在烷基转移单元中直接加工。本发明适用于芳族烃加工流程的这些及其他变体，其各方面描述于以引用方式并入本文中的US6, 740，788 中。在分馏器30中分离C8芳族烃与重芳族烃，这是本发明的蒸馏方法一般有效的情况。本发明的蒸馏方法由两个或两个以上二甲苯塔代表，各塔实现芳族烃复合物的两个或两个以上内部或外部进料流(分别命名为第一及第二进料流)中所含的C8与C9+芳族烃之间实质上相同的分离。两个物流优选包含较高沸点的第一进料流及较低沸点的第二进料流，其中较高沸点第一进料流的(:9+烃的含量高于第二进料流。本发明包括在至少一个第一分馏塔中在低压下蒸馏第一进料流以分离第一 C8-芳族烃物流与第一 C9-及-较重芳族烃物流，在第二分馏塔中在升高的压力下蒸馏第二进料流以分离第二 C8-芳族烃物流与第二C9-及-较重芳族烃物流，及循环来自第二塔的塔顶物流以向第一塔的再沸器提供热。低压通常在100与SOOkPa之间，且升高的压力经选择为允许热从第二塔转移至第一塔，且通常比低压高至少400kPa。当较高沸点进料流中存在的重组分在分离轻组分与重组分所需的再沸器温度下进行降解时，平行塔中不同压力的该概念尤其有价值。
第二分馏塔处理进行分解的重材料浓度低于第一塔的进料的第二进料流，且压力因此可升至较高以通过第一塔与第二塔之间的热交换实现节能，而不损失产物产率或无设备污染风险。此进料优选包含在脱庚烷后来自异构化反应器的多数或所有异构化C8芳族烃，但亦可包含具有低浓度重芳族烃的其他C8-芳族烃物流。第二塔的此物流通常含有小于10重量％的C9+芳族烃，更通常小于5重量％的C9+芳族烃，且通常小于2重量％的C9+芳族烃。实际上，该方法包括在将使塔顶物流能够向第一塔的再沸器且优选相关加工复合物中的至少一个其他塔的再沸器和/或蒸汽发生器提供热的压力下操作第二塔。在另一实施方案中，该方法包括在将使塔顶物流能够提供热以产生适用于相关加工复合物的蒸汽的压力下操作第二分馏塔。此外，C8-芳族烃分馏器可包含三个或三个以上塔，其包含以与上文所述类似的方式在塔顶物流与再沸器之间进行的额外热交换。图2为采用许多本发明概念的节能芳族烃复合物。为了便于参考，图1及图2中采用平行编号系统。进料流经管道110，经使进料流温度升高的热交换器112及113，传递至重整物分裂器114。分别经管道212及213从净对二甲苯产物供应热交换，且如此段随后所述从对二甲苯分离法回收脱附剂。如图1中，C8及较重芳族烃以底部物流形式经管道116取出，而经管道118从塔顶回收的甲苯及较轻烃送至萃取蒸馏加工单元120，其分离大部分脂族萃余物至管道121中与苯-甲苯芳族烃物流至管道122中。在分馏器123中将管道122中的芳族烃物流与管道145中的汽提烷基转移产物及管道157中的对二甲苯后处理塔的塔顶产物一起分离成管道124中的苯物流及送至甲苯塔126的管道125中的甲苯-及-较重芳族烃物流。甲苯在管道127中从该塔的塔顶回收，且可如图示及下文所述部分或全部送至烷基转移单元140中。来自甲苯塔126的底部物流经管道128与管道116中来自重整物分裂器的经粘土处理器117处理之后的底部物流及管道138中的重芳族烃净化物流一起传递至低压第一二甲苯塔130。此塔的进料流特征 为较高沸点进料流，因为其一般含有超过5重量％的C9+芳族烃且通常超过10重量％的C9+芳族烃。具有大含量C9及较重芳族烃的其他CS-芳族烃物流(包括从复合物外部的来源获得的物流)也可添加至该较高沸点进料流中；也可视整体能量平衡而包括物流165中的一部分脱庚烷器底部物流。低压二甲苯塔分离作为塔顶物流的冷凝第一 C8-芳族烃物流至管道131中与作为底部物流的包含C9、C1(I及较重芳族烃的高沸点第一 C9-及-较重物流至管道132中。同时，异构化C8-芳族烃物流经管道165传递至高压第二二甲苯塔133。此物流特征为较低沸点进料流，其中进行分解的重材料的浓度低于塔130的进料，且塔压力因此可增加以实现节能。具有类似低含量C9-及-较重芳族烃的其他含有C8-芳族烃的物流(包括从复合物外部的来源获得的物流)也可含于此塔的进料流中。第二二甲苯塔分离作为塔顶物流的第二 C8-芳族烃物流至管道134中与第二 C9-及-较重物流至管道132中。管道134中来自高压二甲苯塔的至少一部分塔顶蒸气优选用于使低压二甲苯塔130中的再沸器135再沸，留下冷凝液体经管道136至二甲苯分离方法150以及回流(未图示)至塔133。此外，管道134中的塔顶物流可用于向萃取塔152的再沸器提供能量或下文所述或熟练程序操作者将显而易见的其他这种服务。传递至再沸器137的C9+底部物流可经管道270中再沸器之前的物流和管道259中来自再沸器的经加热物流中一者或两者提供能量，以分别使重芳族烃塔170及萃余物塔159中的一者或两者再沸；热交换之后的底部物流将送至重芳族烃塔170。熟练程序操作者将显而易见其他类似热交换服务。管道138中的净底部物流一般传递通过塔130或可在管道139中直接与管道132中的物流合并送至重塔170。重塔提供含有C9及至少一些Cltl芳族烃的塔顶物流至管道171中，其中较高沸点化合物(主要是C11及高级烷基芳族烃)以底部物流形式经管道172取出。此塔可如上文所述通过管道270中的二甲苯塔底部物流再沸。塔130及170的塔顶蒸气也可分别经所指示的管道230及271产生蒸汽，其中冷凝液体用作各塔的回流物或分别用作物流131或171中的净塔顶物流。管道171中来自重物质塔的C9+芳族烃与管道127中所含的含有甲苯的塔顶物流合并作为烷基转移反应器140的进料，以产生含有二甲苯的烷基转移产物。管道141中的烷基转移产物在汽提器142中汽提以在管道143中移除气体，且C7及较轻液体经管道144返回萃取蒸馏120，以在异构物汽提器166中稳定后回收轻芳族烃。汽提器的底部物流在管道145中送至苯塔123以回收苯产物及未转化的甲苯。二甲苯塔130及133提供的含有对二甲苯、间二甲苯、邻二甲苯及乙基苯的第一及第二 C8-芳族烃物流经管道131及136传递至二甲苯-异构体分离方法150。本文的描述适用于回收除对二甲苯外的一或多种二甲苯异构体；然而，该描述出于易于理解的目的针对对二甲苯提出。经吸附法实现二·甲苯异构体分离以萃取使用脱附剂回收的所要异构体。吸附剂可以与进料流及脱附剂交替接触的固定床形式采用，或以具有适当管路/阀的多个床形式采用以允许进料流连续传递通过一或多个吸附剂床，而脱附剂物流传递通过床组中的其他床。在逆流移动床操作模式中，可达到进料混合物组分的固定浓度概况以实现进料流及脱附剂物流的固定点引入连同萃取及萃余物取出的连续操作。在模拟移动床方法中，流体经多个接入点沿吸附剂腔室逐渐移动可模拟一个或多个腔室中所含的吸附剂的移动。仿真移动床流动系统的操作原理及步骤顺序描述于US2，985，589、US3, 310, 486及US4, 385，993中，这些专利以全文引用的方式并入本文中。吸附方法经管道151向萃取塔152提供对二甲苯与脱附剂的第一混合物，其经管道153分离对二甲苯与管道154中回收的脱附剂。萃取塔152优选在高压(至少300kPa且更优选500kPa或更高)下操作，使得来自塔的塔顶物流在足够温度下经管道256使后处理塔155再沸或经管道265使脱庚烷器再沸。经管道256及265供应用于再沸任务的热导致冷凝这些物流中的萃取物，其中一者或两者回流至塔152(未图示)或以净物流形式在管道153中送至后处理塔155。对二甲苯在后处理塔155中纯化，产生经管道156的对二甲苯产物及经管道157返回苯塔123的轻材料。来自分离方法150的萃余物(呈C8芳族烃的非平衡掺合物形式)与脱附剂的第二混合物经管道158送至萃余物塔159，其分离用于异构化的萃余物至管道160中与回收的脱附剂至管道161中。萃余物塔可在较高压力下操作以经管道260产生蒸汽或在复合物其他区域中热交换；来自该热交换的冷凝液体用作萃余物塔的回流物或管道160中的净塔顶物流。管道154及161中回收的脱附剂及净后处理塔底部物流可分别经管道213及212加热管道110中的引入进料流。包含二甲苯异构体与乙基苯的非平衡掺合物的萃余物经管道160送至异构化反应器162。在异构化反应器162中，萃余物经异构化以提供接近C8-芳族异构体的平衡浓度的产物。产物经管道163传递至脱庚烷器164，其移除C7及较轻烃且优选使用管道265中来自萃取塔152的塔顶物流再沸。来自脱庚烷器的底部物流经管道165送至二甲苯塔133，以分离C9及较重材料与异构化C8-芳族烃。来自脱庚烷器164的塔顶液体送至汽提器166，其分离塔顶的轻材料至管道167中，而C6及C7材料经管道168送至萃取蒸馏单元120以回收及纯化苯及甲苯有用产物。选择脱庚烷器164及汽提器166的压力以类似于本说明书别处论述的二甲苯塔的方式交换热或产生蒸汽。图3更详细显示平行二甲苯蒸馏塔130与133之间的本发明热交换。低压二甲苯塔130的进料包含经管道128的来自甲苯塔的底部物流、管道116中来自重整物分裂器的经粘土处理的底部物流、及管道138中的净化C8芳族烃，且对于能量平衡而言适当时可包含不适于在高压二甲苯塔中加工的其他含有C8-芳族烃的物流以及一部分脱庚烷化物流165。重重整物及甲苯塔底部物流的合并进料可含有易于在高温下降解的重芳族烃，且在低于SOOkPa的压力下操作允许保持塔底部及再沸器中的温度以避免该分解。低压二甲苯塔分离作为塔顶物流的冷凝C8芳族烃至管道131中与作为底部物流的包含C9、C10及较重芳族烃的高沸点物流至管道132中。来自塔130的塔顶物流可至少部分经图2的管道230使用，以便如先前所述产生蒸汽或使其他塔再沸，且因此经冷凝以向塔提供回流物以及经管道131向二甲苯分离提供净塔顶物流。同时，异构化C8-芳族烃物流经管道165传递至高压二甲苯塔133 ;此物流所含的进行分解的重材料的浓度低于塔130的进料；如先前所述，塔压力相对于本发明的低压二甲苯塔升高，以通过可用于以适用程度交换热的相伴较高温度实现节能。来自高压二甲苯塔133的塔顶蒸气的温度因此足以提供适用于芳族烃复合物中其他服务的能量。如图所示，塔顶蒸气的温度足以使低压二甲苯塔130的再沸器135以及萃取塔152的再沸器再沸，冷凝物流以回流物形式返回塔133(未图示)且管道136中的净物流返回二甲苯分离。管道138中的少量净底部物流优选送至低压塔130以回收剩余C8芳族烃。或者或另外，来自高压二甲苯塔133的塔顶蒸气的温度足以产生适用于加热服务或使其他加工单元中的塔再沸的蒸汽。该蒸汽一般在超过300kPa、优选至少500kPa及最优选IOOOkPa或更高的压力下产生。塔顶蒸汽可与供入蒸汽鼓的循环水路间接进行热交换。最一般而言，锅炉给水在与蒸汽鼓解耦的热交换器中加热。服务于不同交换器的多个循环水路彼此平行排列且供入单个蒸汽鼓以提供具有所要压力的蒸汽产物，其仅需要一组仪器。这种蒸汽系统为熟知的，且可通过诸如以全文引用的方式并入本文中的US7，730，854中发现的教导添加细节。通常涉及加工流体之间紧密温度法的本发明的能量回收通过使用具有强化的核沸腾表面的交换器得以改进。这种强化的沸腾表面可以多种方式实现，例如US3，384，154 ；US3, 821，018 ；US4, 064，914 ；US4, 060，125 ；US3, 906，604 ；US4, 216，826 ；US3, 454，081 ；US4, 769，511及”5，091，075中所述，其均以全文引用的方式并入本文中。该高通量管材尤
其适于在第二高压二甲苯塔的塔顶与第一低压二甲苯塔的再沸器之间交换热或从二甲苯塔塔顶产生蒸汽。通常，这些强化的核沸腾表面并入壳-管型热交换器的管上。这些强化的管以本领域技术人员熟知的多种不同方式制造。 举例而言，这种管可包含沿通过管机械加工制成的管表面延伸的环形或螺旋形腔室。或者，可在表面上提供翼片。此外，可刻划管以提供棱、凹槽、多孔层等。
—般而言，更有效强化的管为在管的沸腾侧具有多孔层的管。多孔层可以本领域技术人员熟知的多种不同方式提供。这些多孔表面最有效具有称为凹型腔室的腔室，其经有限腔室开口将蒸气截留于层的腔室中。在如US4，064，914所述的一种所述方法中，多孔沸腾层结合于导热壁的一侧。多孔表面层的基本特征为毛细管尺寸的互连孔，其中一些与外部表面连通。待沸腾的液体经外部孔及表面下互连孔进入表面下腔室，且通过形成腔室壁的金属加热。至少部分液体在腔室内蒸发且导致抵靠腔室壁产生气泡。其一部分最终经外部孔从腔室显露，接着上升通过多孔层上方的液体膜以脱离至液体膜上方的气体空间中。额外液体从互连孔流至腔室中且继续重复该机制。该含有多孔沸腾层的强化管以UOP, Des Plaines, IL 制备的商品名 High Flux Tubing 市售。图4说明芳族烃复合物内特定单元的实例，其中一个或多个高温塔的塔顶物流与一个或多个低温塔的再沸器的直接热交换可实现节能，使用图2的方法的数值命名。管道134中来自高压二甲苯塔133的塔顶物流的温度足以提供使萃取塔152经再沸器235再沸的能量，从而冷凝二甲苯塔顶物流于管道236中以作为回流物或净塔顶物流返回133。萃取塔可经加压，使得管道256中的塔顶物流的温度足以使后处理塔155(其优选在真空压力下操作)经再沸器257再沸，从而冷凝萃取塔塔顶物流于管道258中。如上文所述，产物对二甲苯回收于管道156中。图5概述与图2有关的许多(非详尽或排他地)直接热交换可能性。高压二甲苯塔133可提供热以使低压二甲苯塔130、萃取塔152及萃余物塔159中的一者或多者再沸。低压二甲苯塔130可提供热以使萃取蒸馏塔120再沸。加压萃取塔152可提供热以使苯塔123及后处理塔155中的一着或多者再沸。加压萃余物塔159可提供热以使重整物分裂器114、甲苯塔126及脱庚烷器164中的一者或多者再沸。图6概述通过产生中等压力蒸汽进行间接热交换的可能性的非详尽实例。来自低压二甲苯塔130的塔顶物流230 (图2)及来自加压萃余物塔159的塔顶物流260 (图2)可在加热器100中产生O. 6至2MPa，且优选O. 7至1. 5MPa的中等压力蒸汽，其可用于使重整物分裂器114、萃取蒸馏塔120及甲苯塔126中的一者或多者再沸，附加向其他单元输出蒸汽的潜能。该蒸汽的产生及 使用可视为诸如图5所述的其他节能的补充或替代。举例而言，高压二甲苯塔133可提供热以使低压二甲苯塔130及萃取塔152再沸，其又使苯塔123及后处理塔155再沸。
实施例根据投资回收率评估上文图6中所述的蒸汽产生及直接热交换的组合。基础情形为图1所述的设施，且本发明情形为适用于图3的流程图的图6的情形。用于制造对二甲苯的相对关键参数如下
基础情形本发明 燃料消耗1.00.922。
净蒸汽消耗1.0O 产生1.01.3权利要求
1.一种由含有C8芳族烃及C9-及-较重芳族烃的进料流生产个别二甲苯异构体的方法，其包括 (a)蒸馏方法，包含分离至少一种较低沸点进料流及至少一种较高沸点进料流中所含的C8芳族烃与C9-及-较重芳族烃的两个二甲苯塔，其中该至少一种较高沸点进料流的C9-及-较重芳族烃的含量高于该至少一种较低沸点进料流，该蒸馏方法包括在第一二甲苯塔中在第一压力下蒸馏该至少一种较高沸点进料流以分离第一 C8-芳族烃物流与第一C9-及-较重芳族烃物流，在第二二甲苯塔中在第二压力下蒸馏该至少一种较低沸点进料流以分离第二 C8-芳族烃物流与第二 C9-及-较重芳族烃物流，其中该第二压力高于该第一压力，且来自该第二二甲苯塔的塔顶物流与该第一二甲苯塔的再沸器交换热； (b)二甲苯异构体分离方法，其通过将C8-芳族烃物流及脱附剂物流中的一者或两者注射至吸附方法中而从该第一及该第二 C8-芳族烃物流中的一者或两者回收该个别二甲苯异构体，以获得包含该个别二甲苯异构体和脱附剂的第一混合物及包含萃余物和脱附剂的第二混合物；及 (C)脱附剂回收方法，其通过在萃取塔中在至少300kPa的操作压力下蒸馏步骤(b)的该第一混合物而分离该第一混合物，从而产生包含该个别二甲苯异构体的物流及脱附剂物流，且使该脱附剂物流返回该二甲苯异构体分离方法；其中步骤(a)的该第一二甲苯塔的塔顶物流向该萃取塔的再沸器提供热。
2.如权利要求1的方法，其中该第二压力比该第一压力高至少400kPa。
3.如权利要求1或2的方法，其中该第一压力在IOOkPa与800kPa之间。
4.如权利要求1至3中任一项的方法，其中该第一二甲苯塔的该再沸器具有强化的核沸腾表面。
5.如权利要求1至4中任一项的方法，其中该至少一种较高沸点进料流包含高于5重量％的C9-及-较重芳族烃。
6.如权利要求1至5中任一项的方法，其中该至少一种较低沸点进料流包含低于5重量％的C9-及-较重芳族烃。
7.如权利要求6的方法，其中该至少一种较低沸点进料流包含来自C8-芳族烃异构化产物的脱庚烷化的部分或所有底部物流。
8.如权利要求1至7中任一项的方法，其中来自该第一二甲苯塔的塔顶物流与蒸汽发生器交换热以产生中等压力的蒸汽。
9.如权利要求1至8中任一项的方法，其中来自该萃取塔的塔顶物流与二甲苯后处理塔的再沸器及脱庚烷塔的再沸器中的一者或两者交换热；该萃取后处理塔及该脱庚烷塔中的一者或两者的该再沸器任选具有强化的核沸腾表面。
10.如权利要求1至9中任一项的方法，其中步骤(b)的该个别二甲苯异构体为对二甲苯。
全文摘要
一种生产一种或多种二甲苯异构体的芳族复合物，其提供大量机会通过在复合物内进行热交换来节能。一种先前未被认同的机会为通过提供在不同压力下操作的两个平行蒸馏塔来分离C8芳族烃与C9芳族烃。平行塔提供通过在相关二甲苯回收设施中进行热交换而在复合物中节能的额外机会。
文档编号C07C15/08GK103068775SQ201080068585
公开日2013年4月24日 申请日期2010年12月16日 优先权日2010年8月25日
发明者G·R·韦尔巴, J·T·科拉迪, X·X·朱, D·W·阿布林, S·乌拉什阿彻克格兹 申请人:环球油品公司