利用氨吸收致冷来回收对二甲苯的方法

专利名称：利用氨吸收致冷来回收对二甲苯的方法
背景技术：
对二甲苯是日用化学品，它被氧化成对苯二甲酸并纯化，以产生纯化的对苯二甲酸，这是制备聚酯的中间体。在2001年，全世界对二甲苯的安装容量为约21MMTA(百万公吨/年)，在美国为4.3MMTA。
用合适的基本烃原料(substantially hydrocarbon feedstock)开始制备对二甲苯。用于本文时，适合制备对二甲苯的该基本烃原料可以来自几个来源，可以分成高对二甲苯浓度和低对二甲苯浓度。术语“基本烃原料”是指包括和经常基本上由乙苯、对二甲苯、间二甲苯、邻二甲苯、和任选的芳族和脂族烃杂质组成的烃原料。
从中回收对二甲苯的大多数原料源自许多炼油厂的催化重整工艺。重整产物通常包括C6至C11芳族化合物，其中C8芳族化合物馏分通常包括间二甲苯、邻二甲苯、对二甲苯和乙苯。重整反应的其它副产物为氢、轻气、石蜡、环烷和C12+重质芳族化合物。含对二甲苯的原料还可以包括裂解汽油、常规的甲苯歧化产物、常规的烷基转移产物、和对二甲苯回收工艺的级内产物。
在所有这些原料中，二甲苯异构体通常接近它们的平衡分布，即约25％对二甲苯、约50％间二甲苯、和约25％邻二甲苯。这些原料的C8蒸馏馏分通常包括所有的C8芳族异构体，因为它们的沸点密切接近。对二甲苯的低平衡浓度由于乙苯的存在而被进一步稀释，从而使通过从重整产物(重整二甲苯)蒸馏得到的C8馏分典型地包括约10wt％至约20wt％乙苯，更典型地包括约15wt％至约18wt％乙苯。裂解汽油的C8馏分典型地包括高至约30wt％至约60wt％乙苯，而常规甲苯歧化的C8馏分典型地仅包括约2wt％至约7wt％乙苯。乙苯的稀释和二甲苯异构体的平衡分布将这些原料的对二甲苯含量减到低至约10wt％至约25wt％对二甲苯，而重整二甲苯典型地包含约15wt％至约20wt％对二甲苯。应理解，可以将这些原料预处理以选择性除去间二甲苯或邻二甲苯，这能增加对二甲苯的浓度。因此，具有低对二甲苯浓度的基本烃原料通常包括小于约50wt％的对二甲苯、通常小于约30wt％的对二甲苯、有时小于约20wt％的对二甲苯。
具有高对二甲苯浓度的基本烃原料通常包括至少约50wt％的对二甲苯、通常至少约70wt％的对二甲苯、有时至少约80wt％的对二甲苯。具有高对二甲苯浓度的基本烃原料来自如下来源，包括通过选择性甲苯歧化(STDP)、选择性烷基化、或选择性烷基转移制备的原料，如美国专利4,097,543和美国专利4,117,026、和W.W.Kaeding等人，J.Catal.，67，159(1981)中所述。在多级结晶方法的第二级或后续级中也发现了它们，该结晶方法用于从具有低对二甲苯浓度的基本烃原料中回收对二甲苯。具有高对二甲苯浓度的基本烃原料还包括富含对二甲苯的物流，该物流产生于吸附/结晶对二甲苯混合型工艺的选择性吸附区域，如美国专利5,329,060中所述。
可用于回收对二甲苯的两种工艺是低温结晶和在分子筛上选择性吸附。“Parex”是最广泛使用的分子筛吸附工艺，如D.P.Thornton，Hydrocarbon Proc.49(1970)在pp.151-155中所述，该文献被引入本文以供参考。这种工艺基于使用固体吸附剂的固定床在液相中连续选择性吸附的原理。由沸石制备吸附剂，分离技术基于对吸附剂亲和力的微小差异。对二甲苯对吸附剂的亲和力最强，因此优先被吸附。解吸附液体的亲和力介于对二甲苯和其它进料组分的亲和力之间。当解吸附剂亲和力太低时，从吸附剂上除去对二甲苯很费力。如果亲和力太高，则对二甲苯不能从吸附剂中置换解吸附剂。此外，解吸附剂的挥发性应该与进料化合物的挥发性充分不同，以允许通过蒸馏分离含对二甲苯的解吸附剂和无对二甲苯的解吸附剂的混合物。
也可以使用结晶方法从基本烃原料中回收对二甲苯。这种对二甲苯结晶方法包括异构化部分、分馏部分和结晶部分。或者，这种结晶方法包括用于制备具有高对二甲苯浓度的基本烃原料的部分、分馏部分和结晶部分。
为了有效地从这些基本烃原料中回收纯化的对二甲苯，结晶方法包括一个或多个通常包括套层结晶器的结晶级，该套层结晶器典型地为具有冷却套层的刮壁导管，汽化的致冷剂从该套层中通过。结晶级还可以包括至少一个重新制浆的桶(drum)。结晶级还可以包括刮壁换热器，其中正在结晶的材料通过换热器的刮壁管侧面，汽化致冷剂通过换热器的壳侧面。
乙烯通常被用作致冷剂以在使用基本烃原料的对二甲苯结晶方法中回收对二甲苯，因为从这些稀释的对二甲苯流中有效地回收对二甲苯需要低至约-90的温度。由于正在结晶的材料的传热而从结晶级的乙烯液体中产生乙烯蒸气，其蒸气压在这些低温下仍然高于大气压，因此可以方便地用于典型的蒸气再压缩致冷回路(loop)中。当使用烃致冷剂如乙烯时，希望在结晶部分所处温度下致冷剂的蒸气压高于大气压，以防止氧从潜在的漏洞中进入，这会导致爆炸性混合物。
但是，因为乙烯的临界温度为约49，通过空气冷却或水冷却在换热器中冷凝乙烯通常是不可能或不实际的。因此，通过与另一种致冷剂(典型是为丙烷或丙烯)交换，将离开结晶器的乙烯蒸气压缩并冷凝。丙烷或丙烯在另一个蒸气再压缩回路里循环，通过空气或水冷却的交换器冷凝丙烷蒸气或丙烯蒸气。因此，对二甲苯结晶方法的典型实施使用这种级联的乙烯/丙烷或乙烯/丙烯致冷周路(circuit)。
授予Lammers的美国专利3,177,265公开了用于从C8或混合的二甲苯进料中回收对二甲苯的多级结晶方法，其中使用乙烯致冷剂冷却第一级，使用丙烷冷却后面的级。Lammers工艺的商业变体也利用丙烷致冷剂冷凝乙烯致冷剂和任选地使其脱过热，以用于其它各种致冷要求如结晶器进料的微调冷却(trim cooling)，以及冷却分馏体系的尾气以改善苯向轻质芳族化合物副产物流的回收。
授予Eccli等人的美国专利5,448,005公开了用于回收对二甲苯的结晶方法，其中使用单温度结晶制备级从具有上述对二甲苯平衡浓度的进料中制备对二甲苯，例如从选择性甲苯歧化工艺中制备对二甲苯。该工艺使用致冷体系冷却至约-20的温度，可以用丙烷或丙烯作为致冷剂。
上述工艺利用丙烷或丙烯蒸气压缩冷却回路来回收对二甲苯。在这些回路中，通过传热产生的丙烷或丙烯蒸气随后被压缩至更高的压力，然后可以通过空气冷却或水冷却的换热器冷凝蒸气。丙烷或丙烯致冷压缩机是昂贵、复杂和低效率的机器，需要大量的能量来运行。减小这些机器的尺寸或省去这些机器会大量减少建造对二甲苯设备所需要的资金成本，还能减少能量消耗和运行成本。除了冷却器设备本身的高成本，这些工艺还需要昂贵的换热装置以进行致冷剂冷却。因此，需要更成本有效的机理在对二甲苯回收工艺中进行致冷。
氨吸收致冷(AAR)是成本有效的节能工艺，已经被用于提供中等温度的致冷。在AAR中，焓源如废热使氨分馏器重沸，向该分馏器供给氨多于水(在图6中也示为浓氨水)的富氨物流。分馏器将氨多于水的富氨物流分离为更高纯度的氨蒸气塔顶馏出物和水多于氨(在图6中也示为稀氨水)的富水物流塔底流出物。通过空气冷却或水冷却将氨蒸气塔顶馏出物冷凝为液态氨致冷剂。然后将液态氨致冷剂引到致冷剂使用者。在从被致冷的材料间接地转移焓时，液态氨致冷剂蒸发并产生氨致冷剂蒸气。将氨蒸气以及水多于氨的富水物流引入吸收器，所述物流吸收氨蒸气，同时释放吸收热。典型地通过冷却吸收器的水除去吸收热。
授予Zondek的美国专利4,116,652公开了通过在至少两级中用可混溶的致冷剂直接接触混合物，来冷冻浓缩包括溶液的液体混合物的工艺。Zondek公开了，当被浓缩产物为二甲苯并且致冷剂为氨时获得了良好的结果。该工艺还允许在两个或更多温度下选择性分离晶体，其中可以从第一级中除去晶体，也可以从第二级或后续级中除去晶体。
授予Kagawa的美国专利4,331,826公开了如下工艺，其包括(1)将包含对二甲苯的进料与惰性液体致冷剂混合；(2)将混合的液体输入泡罩塔型结晶塔的较低部分；(3)蒸发致冷剂以形成对二甲苯晶体在对二甲苯进料中的浆；(4)将惰性致冷剂作为蒸气从结晶塔上部的液体表面分离；(5)从由结晶塔上部排出的浆中分离对二甲苯晶体。惰性致冷剂的例子包括二氧化碳、氨和具有2至4个碳原子的低级烃。
′652和′826两个专利都公开了直接接触结晶方法，其中致冷剂被直接注入被结晶的溶液中。用致冷剂直接接触冷却需要昂贵的资本设备和能量消耗，以从被冷却的烃物流中有效地分离致冷剂。因此，直接接触冷却的商业应用受到限制。
在涉及其它纯产物或副产物的工艺的情况下，必须充分除去产物中所有残余的氨。在回收对二甲苯的情况下，需要从结晶部分的废弃滤液中将氨致冷剂减至lppmw的级别，因为它对于对二甲苯设备异构化部分中所用的酸催化剂有剧烈毒性。
由于这些以及其它问题，AAR还没有成功用于从混合芳族化合物中分离对二甲苯。
现在发现，本发明的间接AAR能用于为对二甲苯结晶提供冷却，同时克服直接向原料中添加氨的工艺中出现的问题。
还发现，与依赖资金和能量密集型的丙烷蒸气再压缩致冷体系的常规工艺相比，本发明的源自AAR工艺的致冷大大改善了对二甲苯结晶方法的经济性，该AAR工艺包括某些蒸发、水/氨接触、分离和再蒸发步骤。
还发现，根据本发明，几种对于对二甲苯结晶方法特有的焓源能驱动整体AAR，这大大节约了能量费用，并减少了不利的二氧化碳向大气中的排放。
发明概述本发明的一个方面是用于从基本烃原料中回收对二甲苯的结晶方法。回收包括在至少一个已致冷的结晶级中冷却烃原料，通过蒸发包括氨的至少一部分基本液体流来间接致冷该结晶级。
本发明的另一个方面是用于从基本烃原料中回收对二甲苯的结晶方法。回收包括在至少一个已致冷的结晶级中冷却烃原料，通过乙烯致冷剂冷却该结晶级。通过与包括氨的基本液体流换热来冷却乙烯致冷剂。
本发明的另一个方面是用于从基本烃原料中回收对二甲苯的结晶方法。回收包括在至少一个已致冷的结晶级中冷却烃原料，通过一系列冷却子步骤冷却该结晶级。这些子步骤包括使包括氨蒸气的物流与水接触，形成包括水和氨的混合物，以及从包括水和氨的混合物中进一步回收包括氨的基本液体流。通过转移至少一部分蒸发焓以冷却烃原料，来蒸发至少一部分包括氨的基本液体流。
本发明的另一个方面是氨吸收致冷方法，该方法包括来自各种位置的至少一个焓源。这些位置包括在回收对二甲苯的结晶方法中的蒸馏塔的冷凝塔顶蒸气，该蒸馏塔用于分离产物、副产物和/或循环物流；在用于回收对二甲苯的结晶方法中的反应器流出物流；在用于回收对二甲苯的结晶方法中的炉烟气；在回收对二甲苯的结晶方法过程中产生的蒸汽；和位于对二甲苯结晶工艺设备附近的其它化学或精炼厂工艺设备。
与其他对二甲苯回收方法相比，本发明的方法有很多优点。
一个优点是，按照本发明将AAR用于回收对二甲苯，这能省去在常规对二甲苯回收方法中通常所用的丙烷或丙烯致冷回路。这省去了昂贵的C3压缩机、冷凝器、闪蒸器、和与周路相关的其它装置，还省去了与运行C3压缩机相关的资本设备。根据本发明，合适AAR的成本甚至显著低于最成本有效和最有效率的丙烷蒸气再压缩体系。
另一个优点是，根据本发明将AAR用于回收对二甲苯，这可以利用来自对二甲苯回收方法的废热焓，用于使氨分馏器重沸。废热基本上是免费的焓源，因为否则它会通过空气冷却或水冷却损失到环境中。
另一个优点是，AAR体系由用于运输液体的泵驱动，而不是由用于运输气体的致冷压缩机驱动。与运输液体的泵相比，致冷压缩机远远更昂贵，需要更多的能量来运行。因为压缩机的低效，压缩通常导致被压缩气体的温度升高，所以不可避免地需要额外的冷却设备，而能量被损失。
还一个优点是，根据本发明将AAR用于回收对二甲苯，这还减少了温室气体排放。由于用AAR泵完全代替蒸气再压缩致冷压缩机，在对二甲苯方法中使用废热动力的AAR通常导致电力消耗大为减少。减少电力消耗通常导致更少的CO2排放，因为增加的电力最经常来自燃烧化石燃料的发电厂或工厂的加热炉。
附图简述

图1显示了，用于从通过重整装置处理的基本烃原料中分离混合二甲苯的方法。
图2显示了二甲苯的异构化方法。
图3显示了常规的对二甲苯结晶方法。
图4显示了用于对二甲苯回收方法的乙烯致冷回路。
图5显示了，用于从选择性甲苯歧化(STDP)中回收对二甲苯的对二甲苯结晶方法。
图6显示了氨吸收致冷方法。
发明详述通常通过一系列工艺步骤产生基本烃原料。图1为用于从通过催化重整装置处理的基本烃原料中分离混合二甲苯的框图。物流101的芳族化合物含量低，但石蜡和环烷含量高，将物流101送入重整装置。重整装置将石蜡环化成环烷，将环烷脱氢以形成芳族化合物。将来自重整装置的流出物冷凝为流出物流102。将物流102送入一个或多个蒸馏塔以除去塔顶馏出物流中较轻的烃组分，绘制为“轻馏分分离”框。例如，可以将物流102送入脱丁烷塔中，以将C4-烃塔顶馏出物作为物流103除去。底部的较重烃组分，即物流104，主要包含C5+烃。或者，轻馏分分离段可以包含几个蒸馏塔以除去轻质烃流，并分离富含苯的馏分，然后将该馏分送入萃取设备以回收化学级的苯。将物流104送入脱甲苯器，脱甲苯器设计用于将物流104中剩余的甲苯和所有C7-烃分离到流105中。来自脱甲苯器的塔底流出物，即物流106，包含C8+组分，将其送入二甲苯分流器。二甲苯分流器将重整产物混合二甲苯塔顶馏出物分离为物流107(在图2中也示为物流201)，将C9+芳族化合物塔底流出物分离为物流108。
一旦制备了源自重整产物的基本烃原料，就用一系列进一步的分离来分离对二甲苯异构体。图2为二甲苯异构化方法的框图。可以将重整产物原料，即物流201，作为物流202送入分馏部分(例如将它脱水)，或者作为物流203送入对二甲苯分离部分。物流201通常包含约10wt％至约20wt％乙苯、约70wt％至约87wt％以接近平衡分布存在的二甲苯异构体(对二甲苯、间二甲苯、邻二甲苯)、和少量其它芳族和非芳族烃杂质。在这种情况下，平衡分布是指约25％对二甲苯、约50％间二甲苯和约25％邻二甲苯。分馏部分将异构化部分中产生的C7-和C9+烃与C8芳族化合物充分分离。因为它们与图1的脱甲苯器和二甲苯分流器提供相同的功能，所以可以用一套塔来处理图1的原料设备物流104或106和图2的物流206。
根据图2的分馏部分产生四种物流1)尾气，物流208；2)轻质芳族化合物，物流209；3)重质芳族化合物，物流210；和4)C8芳族化合物中心馏分(heart cut)，物流204。尾气流208主要包含氢(如果异构化反应在氢存在的情况下发生，这在多数市售对二甲苯设备中是典型的)、以及由乙苯脱烷基化和/或进料中存在的非芳族化合物的裂解产生的轻质烃如乙烷、丙烷、丁烷、戊烷、苯等。
物流204主要包含C8芳族化合物，但也可以包含少量轻质副产物如苯和甲苯，和少量重质芳族化合物如C9+芳族化合物。不能通过蒸馏经济地分离对二甲苯与其它二甲苯异构体，因为它们各自的沸点很接近。因此，在对二甲苯分离部分中，通过结晶方法或选择性吸附方法除去物流204(在图3中也示为物流301)中的一部分对二甲苯。
当通过结晶分离对二甲苯时，结晶部分通常包括单独或组合的结晶器、刮壁换热器、或重新制浆桶。对二甲苯分离部分产生两种物流对二甲苯产物，即物流211，和缺乏对二甲苯的物流，即物流205。在图3中物流211也示为物流336，物流205也示作物流312。
在除去基本部分的对二甲苯后，将物流205引入异构化部分，该部分会催化重建二甲苯异构体平衡约25％对二甲苯、约50％间二甲苯、和约25％邻二甲苯。异构化部分还将乙苯转化为副产物，这些副产物比C8芳族化合物更轻或更重，在分馏部分被蒸馏。还会发生包括二甲苯歧化的副反应将两摩尔二甲苯转化为一摩尔甲苯和一摩尔三甲基苯。
通常，乙苯转化和副反应会导致形成沸点低于C8芳族化合物的副产物、和沸点高于C8芳族化合物的副产物。在异构化部分的排出气即物流207和分馏部分的尾气即物流208中，将轻质石蜡副产物如乙烷和丙烷从方法中除去。主要的轻质芳族副产物包括苯和甲苯，它们在分馏部分中作为物流209被除去。主要的重质副产物主要是在物流210中被除去的C9和C10芳族化合物。
异构化部分中的乙苯转化典型地为约20％至约80％。由于乙苯的不完全转化和对二甲苯异构体异构化的平衡限制，在部分之间建立了充分的循环回路。当处理重整产物混合二甲苯原料时，物流204中对二甲苯的浓度典型地仅为约19wt％至约23wt％对二甲苯。
与通过分馏分离相比，通过结晶分离二甲苯异构体在工业上更可行，因为二甲苯异构体的沸点全都相互很接近。在C8芳族异构体中，对二甲苯的熔点最高(对二甲苯的熔点为约55.9，间二甲苯的熔点为约-54.2，邻二甲苯的熔点为约-13.4)，当结晶部分进料的温度降低时，它是第一个结晶的异构体。最终，当另一种二甲苯异构体开始共结晶时，达到了足够低的温度。对于对二甲苯方法通常出现的物流组合物，这通常是间二甲苯，但取决于组成，也可以是邻二甲苯。对于重整产物混合二甲苯，间二甲苯开始共结晶的温度称为对二甲苯-间二甲苯共晶温度，为约-90。即使在这样的低温下，对二甲苯在液相中仍然具有明显的溶解度，为约7.3mol％。希望在共晶温度附近的温度下回收对二甲苯，以降低对二甲苯的溶解度，并因此减少整个方法的循环。通常不希望在共晶温度以下结晶，因为会发生其它异构体的共结晶，这会导致循环增加或下游装置的问题。
图3为3级对二甲苯结晶部分的详细图，该部分包括第一(回收)级、第二(产物)级和第三(效率)级。结晶部分产生两种物流1)最终的高纯度对二甲苯产物，物流336；和2)废弃滤液，物流312。图3的物流312是图2的物流205。物流312包含约7wt％至约12wt％对二甲苯，物流336典型地含至少约99wt％对二甲苯，更典型地含至少约99.7wt％对二甲苯。将物流312循环回到图2的异构化部分，在这里将富含邻二甲苯和对二甲苯的异构体异构化至接近平衡，并将乙苯转化为轻质和重质副产物。通过在图2的分馏部分中蒸馏，可以容易地从C8芳族化合物中分离这些副产物。
在图3中，将结晶部分的进料，即物流301，引入第一(回收)级，其对二甲苯含量为约15wt％至约25wt％，更典型地为约19wt％至约23wt％。通过与物流312换热，将物流301冷却至开始形成对二甲苯晶体的温度附近。该步骤在图3中未显示。该步骤可以包括任选的微调冷却器。
当从进料中除去对二甲苯时，流出物的质量比原始的结晶进料少，因此不能提供足够的冷却以达到所需的温度。在本发明中，除了由物流312提供的冷却外，还可以利用来自AAR的沸腾液态氨致冷剂向任选的微调冷却器提供增加的冷却。
将物流301引入第一(回收)级，通过经过一系列致冷剂冷却的结晶器CR301、CR302、CR303，物流301在这里被冷却到共晶温度附近。合适的致冷剂的例子包括但不限于氨、氨/水混合物、乙烯、乙烷、和二氧化碳。优选的致冷剂为乙烯。
使用高压(约80psia至约122psia)乙烯致冷剂将CR301内的物质典型地冷却到约-45至约-65。这使乙烯蒸发温度比结晶器内物质的温度低约25。需要致冷剂和结晶器内物质之间的温差来影响本发明的间接传热。间接传热是指致冷剂不与被冷却的材料直接接触，而是致冷剂与被冷却的材料位于传热表面的相对侧面。对于本发明，致冷剂是包括氨的基本液体流，被冷却的材料为基本烃原料。将CR301的流出物，即物流302，输送到结晶器CR302。使用中等压力(约59psia至约91psia)的乙烯致冷剂将CR302内的物质冷却到约-65至约-80。将来自CR302的流出物，即物流303，输送到结晶器CR303中，它在这里被低压(约42psia至约58psia)乙烯致冷剂冷却到对二甲苯-间二甲苯共晶温度附近，典型地为约-80至约-93。将来自CR303的流出物，即物流304，输送到固/液分离装置SD301中。来自CR303的物流304的温度典型地为约-80至约-95。
SD301可以是离心机(优选筛网转筒离心机)、过滤器(例如旋转真空过滤器)、或一些其它的固/液分离装置。SD301将物流304分离成流306和307、和对二甲苯湿饼305。在废弃滤液桶RFD301中收集物流306，循环回到图2的异构化部分。如果SD301为筛网转筒离心机，可以任选地将富含对二甲苯的筛网滤液流，即物流307，分离并送入筛网滤液桶SFD301，然后通过物流308和309循环回到结晶器CR301。物流308和309典型地具有高于物流301的对二甲苯含量，因此被循环回到CR301。
对二甲苯湿饼305也从SD301中产生。该饼含有高浓度的其它C8芳族化合物。因此，饼305没有纯到足以作为最终的对二甲苯产物。饼305通常包括至少70wt％对二甲苯，优选至少约80wt％对二甲苯。将饼305引入饼熔化桶CMD301，通过将饼熔化物循环通过熔化加热器E301并回到CMD301，使它在这里熔化。典型地通过对二甲苯设备暖流或通过蒸汽向E301提供热量。将物流311作为滑流从饼熔化桶CMD301的出口(物流310)除去，并如上所述循环通过E301。CMD301典型地位于级联至流量控制器的液面控制器(level control)上，流量控制器将物流310的其它部分引到第二或后续的结晶级。将这部分物流310与固体控制物流即物流323混合。
在第二(产物)或后续结晶级中回收对二甲苯产物。由于饼305的对二甲苯浓度更高，可以通过在接近纯对二甲苯熔点的温度处结晶来实现对二甲苯的回收。第二(产物)级结晶器CR304典型地在约35至约44下运行。在本发明的方法中，优选用包括氨和/或氨和水的混合物为CR304和任选的E304提供冷却，下面将会讨论。
将来自CR304的流出物，即物流315，传输到固/液分离装置SD302。SD302优选为压式离心机。SD302将物流315分离为至少两种物流，包括对二甲苯湿饼316和物流317。在废弃滤液桶RFD302中收集物流317。通过物流321将饼316引入饼熔化桶CMD302，通过将饼熔化物循环通过熔化加热器E302并回到CMD302，使它在这里熔化。当饼316被洗涤后，分离洗涤滤液流，即物流318，通过物流318将其送入洗涤滤液桶WFD302，通过物流313、314和320循环回到CR304。废弃滤液即物流319相比物流314缺乏对二甲苯，但通常比物流301或物流312含更多的对二甲苯。通过物流323将一部分物流319循环到CR304，以将CR304中的固含量控制在所需水平，即典型地为约35wt％至约50wt％固体。通过物流324将物流319的其它部分送到第三或后续结晶级。
在比第二级结晶器CR304更低的温度下运行第三(效率)级的结晶器CR305。典型地在约-10至约20的范围内运行CR305。该第三级的目的是从第二级废弃滤液即物流324中结晶并回收对二甲苯，使回到第二级的循环最少化。这改善了整个结晶方法的效率。
将来自CR305的流出物，即物流326，泵送到固/液分离装置SD303。SD303优选为压式离心机。SD303将物流326分成至少两种物流，包括饼327和物流328。通过物流333将饼327引入饼熔化桶CMD303，通过将饼熔化物循环通过熔化加热器E303并回到CMD303，使它在这里熔化。在废弃滤液桶RFD303中收集物流328。如果SD303是压式离心机，则任选地将分离的洗涤滤液流即物流329分离并送到洗涤滤液桶WFD303，通过物流325和330循环回到CR305。将一部分来自RFD303的物流，即物流331，循环回到CR305，以将CR305中的固含量控制在约30wt％至约50wt％固体的范围内。通过物流332将来自RFD303的物流平衡循环回到CR301。
在图3中，分别通过熔化加热器E302和E303将饼316和饼327熔化。一部分来自CMD302的循环熔化物作为对二甲苯产物即物流336离开。物流336通常含至少约99wt％对二甲苯，典型地为至少约99.7wt％对二甲苯。将其它部分供回到SD302，用作高纯度饼洗涤物流322(在图3中示作HP洗涤液)。将来自CMD303的部分第三级饼熔化物任选地用作SD303和/或SD302中的低纯度饼洗涤液(在图3中示为LP洗涤液)，通过物流334和335将部分第三级饼熔化物循环到第二级结晶器CR304。
在从源自重整产物的基本烃原料中回收对二甲苯的3级结晶部分的替换实施方案中，将饼305引入重新制浆桶，该桶代替了图3的结晶器CR304。这样做来代替将物流305引入到熔化桶CMD301。物流305没有被熔化。将物流305在固体控制循环即物流323中制浆，任选地通过交换器E304加热，以将制浆桶中的温度控制在约-10至约20。
同样，没有将饼316引入熔化桶CMD302中，而是将饼316引入到代替CR305的第二制浆桶中。因此，不存在熔化桶CMD302和交换器E302。将饼316在固体控制循环物流即物流325中制浆，以在重新制浆桶中获得约30wt％至约50wt％固体的固体浓度。此外，通过任选地在物流325中添加换热，将第二制浆桶中的温度控制在约30至约45，优选约37至约42。将饼327熔化，将一部分作为最终的高纯度(至少约99.7wt％对二甲苯)产物，一部分用作SD303中的饼的高纯度饼洗涤液。
因为在将饼305和316引入重新制浆桶前，没有将饼305和316分别熔化，所以不需要通过致冷从重新制浆桶中散热。在本发明的方法中，结晶部分第一级中所用的致冷负荷(duty)优选为用于冷却结晶器CR301、CR302、和CR303的乙烯致冷，AAR优选在结晶部分进料/流出物换热顺序的微调冷却器中提供致冷负荷，并冷凝用于冷却第一级结晶器的乙烯。
虽然可以使用许多致冷剂中的任何一种，这些致冷剂包括但不限于乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、氨和氨/水混合物，但乙烯致冷回路是冷却第一级结晶器的优选来源。
图4显示了用于图3的3级结晶方法的乙烯致冷回路。在图4中，通过使压缩的乙烯气体，即物流401、402、403、和404，通过一个或多个任选的交换器E400、E401、和/或E402，将它们任选地脱过热。在交换器E403中冷凝压缩的乙烯气体。
将冷凝的乙烯，即物流405，加压进入乙烯积聚器D404。用图3的物流312使物流406在E405中任选地过冷，然后作为物流407送入低压乙烯头桶D401中。D401典型地高于CR301。通过物流408和409利用热虹吸作用使来自D401的液体乙烯循环通过CR301的套层。
通过压力控制阀V401控制D401的压力，以将循环乙烯保持在比CR301内的物质低约20至约35的温度，从而提供足够的传热速率。通过物流416和419将离开D401的蒸气送到乙烯压缩机C401的低压级。当从CR301内的物质向乙烯传热时，乙烯至少部分蒸发。将通过传热产生的蒸气如上所述送入压缩机C401。
通过物流410将低压(约42psia至约58psia)乙烯从D401加压进入中压乙烯头桶D402。通过物流411和412利用热虹吸作用将来自D402的液体乙烯循环通过CR302的套层。通过压力控制阀V402控制D402的压力。通过物流417和420将离开D402的蒸气送到乙烯压缩机C401的中压级。控制D402的压力以使循环通过物流411和412的乙烯温度比CR302内的物质低约20至约35。
通过物流413将中压(约59psia至约91psia)乙烯从D402加压进入到高压乙烯头桶D403。通过物流414和415利用热虹吸作用将高压(约80psia至约122psia)乙烯循环通过CR303的套层。通过压力控制阀V403控制D403的压力，以使物流415的乙烯温度比CR303内的物质低约20至约35。通过物流418和421将来自D403的蒸气引到压缩机C401的抽气机。
将上述离开结晶器套层的乙烯蒸气压缩到足够高的压力，以使它能在合适的温度下被冷凝。乙烯压缩机出口压力典型地为约250psig至约350psig，更典型地为约275psia至约310psia。将乙烯压缩到能在空气冷却或水冷却的交换器中冷凝的压力通常是不实际的，因为乙烯的临界温度(约49)典型地低于大多数位置的环境空气或可获得的冷却水的温度。
在本发明中，通过与氨致冷剂交换将乙烯冷凝并任选地脱过热。氨冷凝器中氨的蒸发温度典型地为约-10至约-50。在本发明的方法中，液态氨致冷剂也可以用于为三级结晶方法的一个级或多个级或全部三个级提供致冷或冷却。优选地，液态氨致冷剂被用于第二和/或第三级结晶器中的一个，或优选用于第二和/或第三级两者的结晶器中。通过从其中使用氨的第二和第三级结晶器间接传递的热使氨蒸发。间接传热是指致冷剂不与被冷却的材料直接接触，而是致冷剂与被冷却的材料处于传热表面的相对侧面。通过来自第一级结晶器的传热使液体乙烯致冷剂蒸发，通过蒸发氨液体将乙烯蒸气压缩、冷凝、和任选地脱过热。
用于制备对二甲苯的另一种基本烃原料是在选择性甲苯歧化(STDP)部分中形成的混合二甲苯物流。该物流通常包含在该物流中大于约70wt％的对二甲苯。在典型的STDP部分中，将新鲜的甲苯进料和任选的循环甲苯进料引入STDP反应器。STDP反应器具有在富氢循环气体存在的情况下，在蒸气相中在催化剂上运行STDP反应所需的完整的蒸气相反应器部分，包括反应器、加热炉、预换热器和反应器流出物冷却器、分离器桶、循环气体压缩机等STDP反应器产生了冷凝的反应器流出物，其中包含苯和具有高对二甲苯浓度的C8馏分、以及未反应的甲苯和轻质及重质副产物。将该流出物送到稳定器以产生稳定器尾气，该尾气主要包含溶于冷凝的反应器流出物中的氢和通过在催化剂上发生的裂解反应产生的轻质烃。稳定器还产生了塔底流出物，将它送入脱甲苯器。
脱甲苯器产生了C7-塔顶馏出物流，主要包含苯联产品和未反应的甲苯加上没有在稳定器中被除去的少量轻质烃副产物和C8+塔底流出物。将脱甲苯器塔顶馏出物送入苯塔，它会产生1)作为侧馏分的高纯度苯联产品；2)苯牵引流，包含来自脱甲苯器塔顶馏出物的小部分苯和轻质烃；和3)循环甲苯进料，随后将其引入STDP反应器。将脱甲苯器塔底流出物引入二甲苯塔，它产生1)对二甲苯高浓度物流，典型地包含至少约70wt％对二甲苯，优选至少约80wt％对二甲苯，随后将其引入对二甲苯结晶部分；和2)重质芳族化合物流，包括C9+芳族化合物。对二甲苯结晶部分产生最终的高纯度对二甲苯流，包含至少约99.7wt％对二甲苯。
在图5中提供了对二甲苯结晶部分的框图，该结晶部分用于具有高对二甲苯浓度的基本烃原料，即STDP二甲苯原料。结晶部分的这个具体结构由三个级组成，其中每个级由以下装置组成在具体的级温度下运行的结晶器、对二甲苯固体分离装置如过滤器或离心机等，类似于图3中所示的能从重整二甲苯中回收对二甲苯的对二甲苯方法的结晶部分级。
对于用于处理STDP二甲苯的实施方案，将来自各个级的饼熔化，从第一级回收对二甲苯产物。第二和第三级具有清除(scavenger)功能，这会增加方法的总体对二甲苯回收率。物流501的对二甲苯重量百分比优选为至少70wt％，将它供入第一级，该级典型地在约35至约43的温度下运行，更典型地在约37至约42的温度下运行。
对于本发明，从结晶部分的级中散热。这可以通过用氨致冷剂间接传热来进行。第一级产生两种物流高纯度对二甲苯产物，即物流503，和第一级废弃滤液，即物流502。将物流502供给到第二级，第二级是清除级，其典型地在约-10至约20运行。第二级产生两种物流第二级饼熔化物，即物流505，和第二级废弃滤液，即物流504。物流505具有高对二甲苯浓度，但没有高到足以成为最终的对二甲苯产物。因此，将物流505循环到第一级。将物流504供入第三级。第三级产生两种物流第三级饼熔化物，即物流507，它被循环回到第一级，和第三级废弃滤液或废弃二甲苯，即物流506。
具体级的废弃滤液中对二甲苯的浓度主要取决于级温度，次要地取决于对二甲苯固体分离装置的效率。如果方法仅在第一级运行，则对二甲苯回收率会低。这是因为许多对二甲苯会通过物流502损失，因为在运行第一级所需的高温下，对二甲苯在物流502中的溶解度很高。这通常证明与添加具有清除功能的另一级(在本文中为第二级)相关的资金和能量费用是合理的。相似地，对二甲苯在物流504中的相对高溶解度、以及随后它的高体积，也通常证明添加另一级(在本文中为第三级)是合理的，这取决于物流501中杂质(对二甲苯以外的化合物)的浓度。
如果物流501中对二甲苯的浓度足够低，也许低到约50wt％、约60wt％或甚至约70wt％，那么在足够低的温度(约-30至约-50)下运行第三级结晶器以要求乙烯致冷是有利的。
对于本发明，可以通过从第一和第二级结晶器间接传递的焓来蒸发氨。对于本发明的目的，间接传热是指致冷剂没有直接与被冷却的材料接触，而是致冷剂与被冷却的材料处于传热表面的相对侧面上。通常，通过来自第三级结晶器的传热来蒸发液体乙烯致冷剂，对于本发明，通过氨液体的蒸发将其冷凝和任选的脱过热。
在包括氨致冷剂的AAR体系中可以容易地获得低到约-50的氨蒸发温度。这足以在典型的乙烯压缩机排出压力下冷凝乙烯，以提供冷却负荷，从而在图3的第一级、但优选第二和第三级和图5的第一和第二级中帮助对二甲苯结晶，为方法中的所有其它冷却器服务，达到使该服务能够切实可行地被C3致冷剂冷却的程度。例如，在约321.4psia压力下，乙烯在约-13的温度下冷凝，而在约243.6psig的压力下，乙烯在约-31的温度下冷凝。
在图6中显示单效AAR循环。将液体氨，即物流601，传输到氨蒸发器。对于本发明中所述的方法，氨蒸发器是除去工艺热的冷凝器。将来自对二甲苯结晶方法的工艺热传递到氨致冷剂，这引起氨蒸发。
物流602上所用的压力控制阀V601被用于控制氨蒸发器的氨一侧的压力。在较低压力下，氨在较低温度下沸腾。在蒸发器的氨和工艺侧流体之间需要温差以提供传热。在氨冷却的换热器中，该温差典型地在约4至约15的范围内。在结晶器中，该温差典型地为约15至约40，更典型地为约20至约30。因此，通过压力控制阀V601控制氨蒸发器的压力。
将氨蒸气，即物流602，送入吸收器，它在这里与稀氨水溶液(水多于氨)即物流603接触。将氨吸收到水中是放热的。因此，用冷凝水冷却吸收器以推动吸收。吸收器产生浓氨水溶液(氨多于水)，即物流604，将它作为物流605泵入氨分馏器。
废热焓源可以并且优选被用来使氨分馏器重沸。非常纯的氨蒸气(典型地为至少约99wt％)占据氨分馏器的顶部。通常用空气冷凝、或更典型地用冷却水来冷凝氨分馏器的塔顶蒸气，即物流606。通常通过从烃原料向所述的冷凝氨间接传热来蒸发至少一部分该冷凝氨。间接传热是指致冷剂不与被冷却的材料直接接触，而是致冷剂与被冷却的材料处于传热表面的相对侧面。通过物流607将冷凝氨引入氨致冷剂桶。用泵将来自回流桶的回流液送到氨分馏器，如物流608和609中所示。
如许多文献所述的高级AAR循环，包括多级吸收-致冷体系、多扬程(multiple-lift)致冷循环、高级吸收蒸气交换GAX循环、和多效吸收循环，被引入本文以供参考，这些文献为美国专利5,097,676、美国专利5,966,948、Erickson和Tang，“对用于废热驱动致冷的两次循环的评价”(″Evaluation of Double-Lift Cycles for Waste Heat PoweredRefrigeration)，Intl.Absorption Conf.；Montreal，Canada，Sept.17-22(1996)、Erickson、Potnis、和Tang，“三倍效果的吸收循环”(Triple EffectAbsorption Cycles)，Proc.Intersoc.Energy Convers.Eng.Conf.(1996)，31st，1072-1077、Rane和Erickson，“高级吸收循环蒸气交换GAX”(Advanced absorption cyclevapor exchange GAX)，Am.Soc.Mech.Eng.(1994)25-32、和Richter，“多级吸收致冷体系”(Multi-Stage AbsorptionRefrigeration Systems)，Journal of Refrigeration，September/October1962。使用高级AAR循环提供致冷来冷凝乙烯并结晶对二甲苯也可以用于本发明，因为与更简单的AAR循环相比，这些循环使用较少的热量和较低温度的热源，它们可以在多个温度水平下提供致冷，并在多个温度水平下提供热源。高级AAR循环可以具有多个吸收器和多个氨分馏器。
在图4中，对于本发明，E403、和任选的E400、E401、E402乙烯脱过热器也可以用作氨蒸发器。因此，AAR将乙烯蒸气冷凝和任选地脱过热，在从低对二甲苯浓度物流中结晶对二甲苯的过程中产生该蒸气。当在套层的刮壁结晶器中用AAR从高对二甲苯浓度的物流中结晶对二甲苯时，套层为图6的氨蒸发器。
通常最优选用AAR周路完全省略或代替丙烷或丙烯致冷周路，因为这能完全省去能量密集型C3压缩机、冷凝器、闪蒸器、和与周路相关的其它装置，并且省去与运行C3压缩机相关的设备消耗。蒸发器通常是致冷周路和方法之间的界面。被冷却的混合二甲苯流位于蒸发器的热侧面，而蒸发的致冷剂位于蒸发器的冷侧面。因此，当改造AAR来代替C3致冷周路时，可以在适当的位置保留蒸发器，用沸腾的氨致冷剂代替蒸发器冷侧面上沸腾的C3致冷剂。
用AAR体系改造的具有C3致冷周路的对二甲苯回收设备通常会导致更低的电力消耗和更高的废热利用。对常规C3致冷循环的主要能量输入是用于驱动压缩机发动机的电力或蒸汽的形式。AAR设备的主要能量是用于使氨分馏器重沸的废热焓源。废热基本上是免费的能量，因为否则它就会通过空气或水冷却损失到环境中。因此，用AAR致冷循环代替C3致冷循环通常导致至少节约了驱动常规对二甲苯设备的丙烷或丙烯压缩机的驱动器所需的电力或蒸汽，因为仅需要少量的电力或蒸汽来驱动与AAR相关的泵的驱动器。
对于本发明，优选用于AAR分馏器的至少一部分废热焓源来自在对二甲苯设备中可获得的热源、来自为对二甲苯设备产生进料的设备、或来自位于对二甲苯设备附近的设备。AAR氨分馏器的合适热源是在供应温度为至少200可获得的热源，为了得到最好的结果，优选为在至少250可获得的热源。更高的焓源流温度是优选的，因为它们通常导致更高的AAR方法效率。
对二甲苯设备上的一个合适焓源是热异构化反应器的流出物。使用该物流作为热源也能达到冷却该物流以从循环气体中分离可冷凝烃的目的，在将该气体送回循环气体压缩机抽气机之前，这是需要的。
另一个合适的焓源是存在于对二甲苯或相关运行设备中的任何分馏部分稳定器或二甲苯分流器柱的冷凝塔顶蒸气。使用这些物流作为热源达到了如下目的对这些物流进行所需冷凝，同时减少了冷却设备的需要。
还一个合适的焓源可以是在传送到对二甲苯方法内下一个单元操作之前必须被冷却的工艺物流。使用这些物流作为AAR焓源也达到了如下目的，即在将它们送到对二甲苯方法内下一个单元操作之前将这些物流冷却。
关于对二甲苯设备的其它合适焓源包括异构化部分加热炉的烟气或分馏部分重沸器的烟气，其中这些重沸器是火焰加热器。
本发明中用于AAR设备的合适焓源包括冷凝塔顶蒸气或热产物流，它们来自烃原料制备工艺步骤中的脱甲苯器和二甲苯分流器塔。如图1中所示，将对二甲苯设备混合的二甲苯进料从重整产物中分离的原料制备设备通常包括至少两个分馏塔。一个塔是脱甲苯器，它将较轻沸点的化合物如苯、甲苯、和轻质非芳族化合物与沸点接近的C8芳族化合物分离，另一个塔是二甲苯分流器段，它将C8芳族化合物与较高沸点的C9和较重的芳族化合物和较高沸点的非芳族化合物分离。本发明中用于AAR设备的合适焓源包括来自这些塔的冷凝塔顶蒸气或热产物流。使用这些物流作为热源还能达到冷却这些物流的目的，这减少了将这些物流冷却到其目标温度所需的设备尺寸，在一些情况下省去了对额外设备的需要，减少了冷却设备的消耗。
用于AAR的焓源不限于上述的那些。焓源还包括在其它附近的化学或精炼厂工艺设备中可获得的热源，和从这些设备或位置实用设备(site utilities units)中可获得的蒸汽。使用来自对二甲苯工艺物流的废热焓源、来自为对二甲苯设备制备进料流的工艺热、或在位于对二甲苯设备附近的其它化学或精炼厂工艺设备中可获得的热源，能在对二甲苯方法和这些其它方法之间提供协同作用。
与替换的对二甲苯回收方法相比，本发明的方法具有很多优点。一个优点是，按照本发明将AAR用于对二甲苯回收，这能省去常规对二甲苯回收方法中通常所用的丙烷或丙烯致冷回路。这省去了昂贵的C3压缩机、冷凝器、闪蒸器、和与周路相关的其它设备，还省去了与运行C3压缩机相关的资本设备。按照本发明，合适AAR的成本甚至大大低于最成本有效和最有效的丙烷蒸气再压缩体系。
另一个优点是，将AAR用于对二甲苯回收，即代替C3致冷循环将导致节约能量，因为仅需要少量的电力或蒸汽来驱动与AAR相关的泵的驱动器，节约的能量约等于驱动常规对二甲苯设备的丙烷或丙烯压缩机的驱动器所需的电力或蒸汽。
另一个优点是，根据本发明将AAR用于对二甲苯回收，这消耗了来自对二甲苯回收方法的废热焓，用于使氨分馏器重沸。废热基本上是免费的焓源，因为否则它会通过空气或水冷却损失到环境中。
另一个优点是，AAR体系由用于运输液体的泵驱动，而不是由用于运输气体的致冷压缩机驱动。致冷压缩机远远比运输液体的泵更昂贵，需要更多的能量来运行。由于压缩机低效，压缩通常导致被压缩气体的温度升高，所以不可避免地需要额外的冷却设备，能量被损失。
另一个优点是，按照本发明将AAR用于对二甲苯回收还能减少温室气体排放。在对二甲苯方法中使用废热驱动的AAR，通常导致电力消耗大为减少，这是因为用AAR泵全部取代了蒸气再压缩致冷压缩机。减少电力消耗通常导致更低的CO2排放，因为增加的电力最通常来自燃烧化石燃料的发电厂或工厂加热炉。
实施例1实施例1说明，如何用废热驱动在二甲苯异构化设备的级联乙烯/AAR致冷部分中的AAR设备，所述废热可以在使用重整产物混合的二甲苯原料的二甲苯异构化设备中获得，也可以来自用于将混合二甲苯原料从重整产物中分离的设备的塔中。
实施例1的该第一部分描述了使用丙烯致冷来提供冷却负荷，用于比较的目的，描述本发明的工艺步骤所提供的最终优点。在该实施例中，从计算机模拟中获得用于对二甲苯异构化设备和塔的加热和冷却负荷，所述塔用于从重整产物中回收混合二甲苯。对于该实施例，结晶部分是图3的三级结晶部分的替换实施方案，由第一级中乙烯冷却的刮壁结晶器，和两个重新制浆清除级组成。第二和第三重新制浆级不需要致冷负荷。该设备从源自混合二甲苯的重整产物中产生110,647lb/hr对二甲苯。
第一级结晶器在三个步骤温度下运行-63、-80.5和-90。通过与第一级废弃滤液和丙烯冷却的微调冷却器交换，将结晶部分的进料首先冷却到-39。在常规的二甲苯异构化设备设计中，将在第一级结晶器套层中产生的乙烯蒸气压缩并脱过热，然后通过液体丙烯致冷剂冷凝。丙烯致冷也用于不同的使用者，它是从分馏部分稳定器的尾气中回收可冷凝物的冷凝器。丙烯致冷负荷和相应的丙烯蒸发温度列于下面负荷 丙烯蒸发温度(MMBTU/hr) ()稳定器反冲(knock-back)冷凝器 0.50 40.0结晶进料微调冷却器 4.15 10.8乙烯脱过热器 5.18 5.4乙烯冷凝器 24.79-35.0总计 34.62首先在轻馏分分离部分中处理363,354lb/hr重整产物以除去苯和较轻的烃，制备包含0.6wt％苯的物流，然后在两个塔(脱甲苯器和二甲苯分流器)中处理该重整产物，以分离148,950lb/hr重整产物混合的二甲苯原料。脱甲苯器和二甲苯分流器是热一体化的，因为二甲苯分流器的冷凝塔顶蒸气被用于重沸脱甲苯器，在足够的压力下运行二甲苯分流器以为脱甲苯器重沸器提供约20Δ(delta)T。脱甲苯器塔的塔顶压力为31psia。在常规方法中，通过空气冷却器来冷凝脱甲苯器的塔顶蒸气，在将脱甲苯器的塔顶蒸气冷凝并从274.2冷却至256.5时，在脱甲苯器冷凝器中除去68.1MMBTU/hr。
二甲苯异构化设备的分馏部分由单独的塔组成，该塔分离轻质芳族化合物塔顶馏出物流、重质芳族化合物塔底流出物流、和作为侧馏分的C8中心馏分。在使用该物流预热异构化部分的液体进料，然后分离掉少量物流，以给二甲苯异构化设备内部的各种用途提供热量之后，在常规方法中，通过水冷却器将物流从281.8冷却到111，在将物流送到结晶部分之前除去57.5MMBTU/hr热量。在将其从281冷却到196.5时，该物流可以向AAR设备供应30.1MMBTU/hr热量。
在本发明所述的二甲苯异构化方法中，可以利用下列热源驱动高级的多级AAR负荷(MMBTU/hr)脱甲苯器塔顶蒸气 68.1分馏部分侧馏分30.1总计 98.2常规二甲苯异构化设备的丙烯蒸发温度在通过高级的多级AAR设备可达到的范围内，热源温度足以驱动AAR分馏器。AAR仅需要实现0.35的性能系数(用AAR提供的致冷负荷除以供应到AAR的废热源负荷)以被确定的热源驱动，这在本发明的高级多级AAR致冷设备的范围内。如果需要，可以用在异构化加热炉和/或二甲苯异构化设备分馏部分重沸器的对流部分中产生的蒸汽补充这些热源。因此，通过从蒸汽中补充少量的热或不补充热，如本发明所述用AAR替代丙烯致冷回路是可能的。这样做的话，能省去驱动常规设备的丙烯压缩机的驱动器所需的电力，该电力为约5.0MW。空气冷却的脱甲苯器冷凝器和侧馏分水冷却器的尺寸可以大为减小。在二甲苯异构化设备和从重整产物中分离混合二甲苯的设备之间实现协同。
实施例2该实施例将说明，如何将在STDP设备中可利用的废热用于驱动级联的乙烯/AAR致冷部分中的AAR设备，所述级联的乙烯/AAR致冷部分用于供应结晶设备所需的冷却，该结晶设备被设计用于从STDP混合二甲苯中回收对二甲苯。
该实施例2的第一部分描述了使用丙烯致冷提供冷却负荷，但这样做是为了对比的目的，以描述由AAR提供的最终节约量。STDP设备产生额定92,000lb/hr的STDP二甲苯，其中对二甲苯含量为约81wt％。在常规方法中，通过丙烷致冷来冷却第一和第二级结晶器。通过乙烯致冷来冷却第三级结晶器。还使用丙烷致冷回路来冷凝乙烯。致冷负荷和丙烷蒸发温度列于下面负荷 丙烷蒸发温度(MMBTU/hr) ()级1结晶器9.8 12级2结晶器5.6 -10乙烯冷凝器 4.4 -35总计 19.8将一部分脱甲苯器塔顶蒸气用于重沸苯塔。但是在常规方法中，有补充空气冷却器来冷凝剩余的部分。在塔顶压力为73.7psia下运行脱甲苯器。在将脱甲苯器塔顶蒸气冷凝并从343.4冷却到331.3时，该空气冷却器除去50.3MMBTU/hr。常规设备使用水冷却的二甲苯塔冷凝器。在塔顶压力为24.7psia下运行二甲苯塔。在将二甲苯塔塔顶蒸气冷凝并从318.8冷却到302.2时，冷凝器除去33.6MMBTU/hr。因此，在本发明描述的新型STDP/结晶方法中，这两种热源是STDP设备中可以用来驱动AAR设备的热源负荷(MMBTU/hr)脱甲苯器塔顶冷凝器50.3二甲苯塔塔顶冷凝器33.6总计 83.9常规STDP设备的丙烷蒸发温度在通过本发明AAR方法可达到的范围内，该热源温度足以驱动AAR。会有足够的废热可以利用并处于足够的温度以驱动性能系数低至0.236的AAR。因此，从STDP设备脱甲苯器和二甲苯分流器塔中可以利用足够的废热来驱动所需的AAR的分馏器，以提供本实施例所列的致冷负荷。因此，用本发明所述的AAR代替丙烷致冷回路是可能的。这样做的话，可以省去驱动常规设备的丙烷压缩机驱动器所需的电力，该电力为约2.7MW。空气冷却的脱甲苯器冷凝器和二甲苯塔水冷却冷凝器的尺寸可以大为减小。在STDP部分和从STDP混合二甲苯中回收对二甲苯的结晶部分之间实现协同。
实施例3该实施例将说明用于从重整产物混合二甲苯原料中回收对二甲苯的3级结晶方法，其中使用AAR冷却第二和第三级结晶器，将用于冷却第一级结晶器的乙烯过冷并冷凝。
实施例3的第一部分描述了使用丙烯致冷提供冷却负荷，但是这样做是为了对比的目的，以描述由AAR提供的最终节约量。在该实施例中，从计算机模拟中获得二甲苯异构化设备和塔的加热和冷却负荷，所述塔用于从重整产物中回收混合二甲苯。对于该实施例，常规的二甲苯异构化结晶部分是图3中所示和上述的三级设计，由第一级中乙烯冷却的刮壁结晶器、和丙烷冷却的第二和第三级结晶器组成。该设备从源自重整产物的混合二甲苯中产生125,351lb/hr对二甲苯。
第一级结晶器在三个步骤温度下运行-54.2、-71.9、和-82.8。第二级在37.5下运行。第三级在16.6下运行。通过与第一级废弃滤液和丙烷冷却的微调冷却器交换，将结晶部分进料首先冷却到-37.8。在常规的二甲苯异构化设备设计中，将在第一级结晶器套层中产生的乙烯蒸气压缩并脱过热，然后通过丙烷致冷剂冷凝。在该实施例中，串联使用三个脱过热器。首先通过与冷却工艺物流(第三级熔化物)交换将压缩的乙烯蒸气脱过热，然后在丙烷冷却的两个脱过热器中，用处于两种不同蒸气压和因此产生的两种不同蒸发温度下的丙烷将它们进一步脱过热，然后用处于甚至更低蒸发温度和压力的丙烷冷凝。在该实施例中，没有将丙烷致冷剂用于分馏部分的反冲冷凝器中。常规对二甲苯设备的丙烷压缩机需要7.7MW电力。
常规设备的丙烷致冷负荷和相应的丙烷蒸发温度列于下面负荷 丙烷蒸发温度(MMBTU/hr) ()结晶进料微调冷却器 3.68 1.3E401乙烯脱过热器 1.06 48.5E402乙烯脱过热器 4.05 1.3乙烯冷凝器 29.88 -41.2级2结晶器11.28 14.3级3结晶器4.10 -7.7总计 54.05首先在轻馏分分离部分中处理450,000lb/hr重整产物以除去苯和较轻的烃，制备包含0.6wt％苯的物流，然后在两个塔(脱甲苯器和二甲苯分流器)中处理该重整产物，以分离184,469lb/hr重整产物混合二甲苯原料。脱甲苯器和二甲苯分流器是热一体化的，因为二甲苯分流器的冷凝塔顶蒸气被用于重沸脱甲苯器，二甲苯分流器的运行压力足以为脱甲苯器重沸器提供约20ΔT。脱甲苯器塔的塔顶压力为31psia。在常规的塔构造中，通过空气冷却器来冷凝脱甲苯器塔顶蒸气，在将脱甲苯器塔顶蒸气冷凝并从274.2冷却到256.5时，在脱甲苯器冷凝器中除去84.3MMBTU/hr。在对二甲苯设备异构化部分加热炉的对流部分中产生5.6MMBTU/hr的150psig蒸汽。
在本发明所述的二甲苯异构化方法中，可以利用下列热源驱动高级的多级AAR负荷(MMBTU/hr)脱甲苯器塔顶蒸气 84.3异构化加热炉中产生的蒸汽 5.6总计 89.9常规二甲苯异构化设备的丙烷蒸发温度在本发明AAR工艺步骤可达到的范围内，该热源温度足以驱动AAR分馏器。如果高级的多级AAR设备的性能系数低至0.33，则需要163.8MMBTU/hr的热量来产生所需的54.05MMBTU/hr的致冷负荷。两个确定的对二甲苯设备热源可以提供约55％的这种需要。为了用高级AAR完全代替常规的丙烷致冷体系，按需要引入补充蒸汽。为了减少引入蒸汽的量，可以使用其它对二甲苯设备的工艺暖流作为AAR废热流。
仅仅为了说明的目的，根据某些实施方案描述了本方法。但是，应该意识到，本领域技术人员可以对所述实施方案进行各种变化、添加、改善和修改，这些都落入本发明的范围和精神内。
权利要求
1.一种用于从基本烃原料中回收对二甲苯的结晶方法，该方法包括在至少一个已致冷的结晶级中冷却所述烃原料，通过蒸发至少一部分包括氨的基本液体流来间接致冷该结晶级。
2.如权利要求1所述的方法，其中所述的基本烃原料包括烃，该烃基本上由乙苯、对二甲苯、间二甲苯、邻二甲苯、和烃杂质组成。
3.如权利要求1所述的方法，其中所述的基本烃原料包括小于约50wt％对二甲苯的低对二甲苯浓度。
4.如权利要求1所述的方法，其中所述的基本烃原料包括小于约30wt％对二甲苯的低对二甲苯浓度。
5.如权利要求1所述的方法，其中所述的基本烃原料包括至少约50wt％对二甲苯的高对二甲苯浓度。
6.如权利要求1所述的方法，其中所述的基本烃原料包括至少约70wt％对二甲苯的高对二甲苯浓度。
7.如权利要求1所述的方法，其中通过与乙烯致冷剂换热来冷却至少一个结晶级，其中已用包括氨的物流冷却所述的乙烯致冷剂。
8.如权利要求1所述的方法，其中所述至少一个结晶级从所述烃原料中除去含至少70wt％对二甲苯的物流，而且其中所述方法产生最终的对二甲苯产物。
9.如权利要求1所述的方法，其中通过如下步骤来致冷所述至少一个结晶级a.用来自所述结晶方法的热源所供应的焓来蒸发至少一部分所述包括氨的基本液体流；和b.将所述来自步骤(a)的蒸发氨吸收到物流中，该物流包括水多于氨的富水混合物。
10.如权利要求1所述的方法，其中所述间接致冷包括通过从所述基本烃原料向所述包括氨的基本液体流传热，来蒸发包括氨的基本液体流。
11.如权利要求10所述的方法，其中所述间接致冷还包括所述包括氨的基本液体流不与所述基本烃原料直接接触。
12.如权利要求10所述的方法，其中所述间接致冷还包括所述包括氨的基本液体流和所述基本烃原料位于传热表面的相对侧面上。
13.一种用于从基本烃原料中回收对二甲苯的结晶方法，该方法包括在通过乙烯致冷剂冷却的至少一个结晶级中冷却所述烃原料，其中已通过与包括氨的基本液体流换热来冷却所述的乙烯致冷剂。
14.如权利要求13所述的方法，其中所述基本烃原料包括烃，该烃基本上由乙苯、对二甲苯、间二甲苯、邻二甲苯、和烃杂质组成。
15.如权利要求13所述的方法，其中所述基本烃原料包括小于约50wt％对二甲苯的对二甲苯浓度。
16.如权利要求13所述的方法，其中所述基本烃原料包括小于约30wt％对二甲苯的对二甲苯浓度。
17.如权利要求13所述的方法，其中所述至少一个结晶级从所述烃原料中除去含至少70wt％对二甲苯的物流。
18.如权利要求17所述的方法，其中将所述物流至少制浆一次并熔化以制备最终的对二甲苯产物。
19.一种用于从基本烃原料中回收对二甲苯的结晶方法，该方法包括在至少一个已致冷的结晶级中冷却所述烃原料，该结晶级通过冷却子步骤被间接致冷，该冷却子步骤包括a.使包括氨蒸气的物流与包括水的物流接触，形成包括水和氨的液体混合物；b.从所述包括水和氨的液体混合物中回收包括氨的基本液体流；和c.通过从所述烃原料向所述包括氨的基本液体流传递至少一部分蒸发焓，来蒸发至少一部分所述包括氨的基本液体流。
20.如权利要求19所述的方法，其中将步骤(a)的所述包括水和氨的液体混合物作为氨多于水的富氨物流进一步回收。
21.如权利要求20所述的方法，其中引导所述的氨多于水的富氨物流进行分馏，分馏为所述包括氨的基本液体流和水多于氨的富水物流。
22.一种氨吸收致冷方法，该方法包括选自下列焓源中的至少一个焓源在回收对二甲苯的结晶方法中的蒸馏塔的冷凝塔顶蒸气，所述蒸馏塔用于分离产物、副产物和/或循环物流；用于回收对二甲苯的结晶方法中的反应器流出物流；用于回收对二甲苯的结晶方法中的炉烟气；在用于回收对二甲苯的结晶方法过程中产生的蒸汽；和位于对二甲苯结晶工艺设备附近的其它化学或精炼厂工艺设备上的暖流。
23.如权利要求22所述的方法，其中在至少约200的温度下提供所述焓源。
24.如权利要求22所述的方法，其中在至少约250的温度下提供所述焓源。
全文摘要
本发明公开了一种从基本烃原料中回收对二甲苯的方法。回收包括在至少一个已致冷的结晶级中冷却烃原料，通过蒸发至少一部分包括氨的基本液体流来间接致冷该结晶级。也可以通过乙烯致冷剂冷却结晶级，已通过与包括氨的基本液体流换热来冷却该乙烯致冷剂。该方法还包括一系列冷却子步骤。本发明还涉及氨吸收致冷方法，该方法由来自或接近对二甲苯回收设备的焓源驱动。
文档编号B01D9/00GK1938247SQ200580010817
公开日2007年3月28日 申请日期2005年3月22日 优先权日2004年4月1日
发明者杰弗里·A·阿莫尔塞 申请人:Bp北美公司