CN103819297B - 芳族烃制备装置 - Google Patents

芳族烃制备装置 Download PDF

Info

Publication number
CN103819297B
CN103819297B CN201310566301.6A CN201310566301A CN103819297B CN 103819297 B CN103819297 B CN 103819297B CN 201310566301 A CN201310566301 A CN 201310566301A CN 103819297 B CN103819297 B CN 103819297B
Authority
CN
China
Prior art keywords
distilling apparatus
tower
rich
cut
aromatic hydrocarbon
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Expired - Fee Related
Application number
CN201310566301.6A
Other languages
English (en)
Other versions
CN103819297A (zh
Inventor
井尾生太
若林敏祐
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Toyo Engineering Corp
Original Assignee
Toyo Engineering Corp
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Toyo Engineering Corp filed Critical Toyo Engineering Corp
Publication of CN103819297A publication Critical patent/CN103819297A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN103819297B publication Critical patent/CN103819297B/zh
Expired - Fee Related legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/005—Processes comprising at least two steps in series
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/04—Purification; Separation; Use of additives by distillation
    • C07C7/05—Purification; Separation; Use of additives by distillation with the aid of auxiliary compounds
    • C07C7/06—Purification; Separation; Use of additives by distillation with the aid of auxiliary compounds by azeotropic distillation
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/007—Energy recuperation; Heat pumps
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/14—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/14—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column
    • B01D3/143—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column by two or more of a fractionation, separation or rectification step
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/14—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column
    • B01D3/143—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column by two or more of a fractionation, separation or rectification step
    • B01D3/146—Multiple effect distillation
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/18—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G21/00—Refining of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by extraction with selective solvents
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G25/00—Refining of hydrocarbon oils in the absence of hydrogen, with solid sorbents
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G7/00—Distillation of hydrocarbon oils
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1096—Aromatics or polyaromatics

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Analytical Chemistry (AREA)
  • Water Supply & Treatment (AREA)
  • Combustion & Propulsion (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Vaporization, Distillation, Condensation, Sublimation, And Cold Traps (AREA)

Abstract

芳族烃制备中的能耗被降低。提供芳族烃制备装置，包括第一蒸馏装置，用于获得富含C8+芳烃的馏分和富含更轻组分的馏分；第二蒸馏装置，用于从富含C8+芳烃的馏分获得富含C8芳烃的馏分和富含C9+芳烃的馏分；吸附分离装置，用于从富含C8芳烃的馏分获得含对二甲苯的提取液和含二甲苯异构体的提余液；第三蒸馏装置，用于从提取液获得富含对二甲苯的馏分和富含脱附剂的馏分；和第四蒸馏装置，用于从提余液获得富含二甲苯异构体的馏分和富含脱附剂的馏分。第二蒸馏装置包括高压部，其包括精馏段且在较高的压力进行气‑液接触；低压部，其包括汽提段且在较低的压力进行气‑液接触；将低压部的塔顶蒸气引导到高压部的塔底的管线；将高压部的塔底液体引导到低压部的塔顶的管线；和将精馏段的热传递到汽提段的热交换结构体。

Description

芳族烃制备装置
本申请基于2012年11月16日提交的日本专利申请2012-251952，并且要求该日本专利申请的优先权权益，该日本专利申请的公开内容通过引用将其全部结合在此。
技术领域
本发明涉及用于从含有芳族烃的原料比如重整物获得芳族烃的芳族烃制备装置。
背景技术
在芳族烃中，苯和二甲苯是用作各种工业产品的原料的重要基础化学品。苯主要用于苯乙烯单体衍生物，而苯乙烯单体衍生物用作用于聚苯乙烯或ABS树脂的原料。在二甲苯中，对-二甲苯用作用于聚酯纤维/树脂的原料，并且是最大需要的基础化学品之一。
芳族烃制备装置(也称作芳烃联合装置)包括用于从包含芳族烃的原料比如重整物或裂解汽油中分离苯的芳烃萃取装置，以及用于从原料中分离对-二甲苯的对-二甲苯制备装置。芳烃联合装置设置有大量的蒸馏塔。蒸馏是消耗大量能量的单元操作，并且在芳族烃的制备中的能量消耗大。
为了减少能量消耗，在设置在芳烃联合装置中的蒸馏塔中，通常使用多效方法。典型地，增加了二甲苯塔的操作压力，所述二甲苯塔的塔底温度基本上非常高，因而必需有加热炉，因而二甲苯塔的塔顶蒸气可以被用作另一个蒸馏塔的再沸器的热源。然而，由于二甲苯塔本身所必需的能量基本上很大，因此即使通过使用二甲苯塔的塔顶蒸气作为另一个蒸馏塔的再沸器的热源而节省了能量，而并没有减少二甲苯塔本身所必需的能量，在减少整个工艺的能量消耗方面也是有限的。
在US2012/0048711A1和US2012/0048718A1所描述的技术中，通过使用两个蒸馏塔即低压二甲苯塔和高压二甲苯塔作为二甲苯塔以节省能量。这些文献公开了一种采用高压二甲苯塔的塔顶蒸气作为低压二甲苯塔的再沸器的热源并且还作为另一个蒸馏塔的再沸器的热源的技术。
另一方面，JP H08-66601A、JP2004-16928A和国际公布WO2011/043199公开了一种热联合蒸馏塔(下文中有时候称作"HIDiC")，其能够减少在蒸馏中的能量消耗。在HIDiC中，热通过从蒸馏塔的精馏段(位于原料进料位置上方的部分)到汽提段(位于原料进料位置下方的部分)的热交换而转移，以降低供给到再沸器的热量和在冷凝器上移除的热量，因而提高了热效率。
发明内容
本发明的一个目的是进一步降低在芳族烃制备中的能量消耗。
根据本发明的不同方面，提供下面描述的芳族烃制备装置以及操作该芳族烃制备装置的方法。
1)一种芳族烃制备装置，所述芳族烃制备装置包括：
第一蒸馏装置，其被配置成通过蒸馏从原料中获得富含具有8个以上碳原子的芳族烃的馏分和富含比所述具有8个以上碳原子的芳族烃轻的组分的馏分；
第二蒸馏装置，其被配置成通过蒸馏从由第一蒸馏装置所获得的所述富含具有8个以上碳原子的芳族烃的馏分中获得富含具有8个碳原子的芳族烃的馏分和富含具有9个以上碳原子的芳族烃的馏分；
吸附分离装置，其被配置成通过吸附分离从由第二蒸馏装置所获得的所述富含具有8个碳原子的芳族烃的馏分中分离对-二甲苯，并且获得提取液和提余液，所述提取液是包含脱附剂和对-二甲苯的流，而所述提余液是包含所述脱附剂和除对-二甲苯之外的二甲苯异构体的流；
第三蒸馏装置，其被配置成通过蒸馏从所述提取液中获得富含对-二甲苯的馏分和富含所述脱附剂的馏分；以及
第四蒸馏装置，其被配置成通过蒸馏从所述提余液中获得富含所述除对-二甲苯之外的二甲苯异构体的馏分和富含所述脱附剂的馏分，
其中第二蒸馏装置是包括如下部分的蒸馏装置：
高压部，其包括整个或一部分的精馏段，并且被配置成在相对高的压力进行气-液接触；
低压部，其包括整个或一部分的汽提段，并且被配置成在相对低的压力进行气-液接触；
用于将所述低压部的塔顶蒸气引导到所述高压部的塔底的管线；
用于将所述高压部的塔底液体引导到所述低压部的塔顶的管线；以及
热交换结构体，其被配置成将来自所述精馏段的热传递到所述汽提段。
2)根据1)的装置，其中第一蒸馏装置包括在相对低的压力操作的低压蒸馏塔和在相对高的压力操作的高压蒸馏塔，该低压蒸馏塔和高压蒸馏塔串联安置，
第一蒸馏装置的低压蒸馏塔是被配置成从所述原料中获得所述富含具有8个以上碳原子的芳族烃的馏分和所述富含比具有8个以上碳原子的芳族烃轻的组分的馏分的蒸馏塔，且
第一蒸馏装置的高压蒸馏塔是被配置成从由第一蒸馏装置的低压蒸馏塔所获得的所述富含比具有8个以上碳原子的芳族烃轻的组分的馏分中获得富含具有6至7个碳原子的烃的馏分和富含比所述具有6至7个碳原子的烃轻的组分的馏分的蒸馏塔。
3)根据2)的装置，其中所述芳族烃制备装置被配置成使用第四蒸馏装置的塔顶蒸气作为一个或多个再沸器的热源，所述一个或多个再沸器选自提供给第一蒸馏装置的低压蒸馏塔的再沸器和提供给第三蒸馏装置的再沸器。
4)根据3)的装置，其还包括第五蒸馏装置，该第五蒸馏装置被配置成通过蒸馏纯化由第三蒸馏装置所获得的所述富含对-二甲苯的馏分中所含的对-二甲苯，其中，
所述芳族烃制备装置被配置成使用第四蒸馏装置的塔顶蒸气作为提供给第五蒸馏装置的再沸器的热源。
5)根据3)或4)所述的装置，其中第四蒸馏装置包括在相对低的压力操作的低压蒸馏塔和在相对高的压力操作的高压蒸馏塔，该低压蒸馏塔和高压蒸馏塔并联安置，
第四蒸馏装置的低压蒸馏塔是被配置成从所述提余液的一部分中获得富含所述除对-二甲苯之外的二甲苯异构体的馏分和富含所述脱附剂的馏分的蒸馏塔，
第四蒸馏装置的高压蒸馏塔是被配置成从所述提余液的另一部分中获得富含所述除对-二甲苯之外的二甲苯异构体的馏分和富含所述脱附剂的馏分的蒸馏塔，且
第四蒸馏装置的塔顶蒸气是第四蒸馏装置的高压蒸馏塔的塔顶蒸气。
6)根据5)的装置，其中所述芳族烃制备装置被配置成使用第四蒸馏装置的高压蒸馏塔的塔顶蒸气作为提供给第四蒸馏装置的低压蒸馏塔的再沸器的热源。
7)根据3)或4)的装置，其还包括：
芳烃萃取装置，其被配置成通过溶剂萃取从由第一蒸馏装置的高压蒸馏塔所获得的所述富含具有6至7个碳原子的烃的馏分中获得富含具有6至7个碳原子的芳族烃的流和富含具有6至7个碳原子的非-芳族烃的流；
第六蒸馏装置，其被配置成通过蒸馏从由所述芳烃萃取装置所获得的所述富含具有6至7个碳原子的芳族烃的流中获得富含苯的馏分和富含比苯重的组分的馏分；以及
第七蒸馏装置，其被配置成通过蒸馏从由第六蒸馏装置所获得的所述富含比苯重的组分的馏分中获得富含甲苯的馏分和富含比甲苯重的组分的馏分，
其中所述芳族烃制备装置被配置成使用第四蒸馏装置的塔顶蒸气作为提供给第七蒸馏装置的再沸器的热源。
8)根据7)的装置，其中第四蒸馏装置由单一蒸馏塔构成，并且第四蒸馏装置的塔顶蒸气是该单一蒸馏塔的塔顶蒸气。
9)根据1)至8)中任一项的装置，其中在所述吸附分离装置和第四蒸馏装置之间设置第八蒸馏装置，该第八蒸馏装置被配置成通过蒸馏移除包含在所述提余液中的杂质。
10)一种用于操作根据2)的芳族烃制备装置的方法，其中所述方法包括使用第四蒸馏装置的塔顶蒸气作为一个或多个再沸器的热源，所述一个或多个再沸器选自提供给第一蒸馏装置的低压蒸馏塔的再沸器和提供给第三蒸馏装置的再沸器。
11)根据10)所述的方法，其中所述芳族烃制备装置包括第五蒸馏装置，该第五蒸馏装置被配置成通过蒸馏纯化由第三蒸馏装置所获得的所述富含对-二甲苯的馏分中所含的对-二甲苯，且
所述方法包括使用第四蒸馏装置的塔顶蒸气作为提供给第五蒸馏装置的再沸器的热源。
12)根据10)或11)所述的方法，其中第四蒸馏装置包括在相对低的压力操作的低压蒸馏塔和在相对高的压力操作的高压蒸馏塔，该低压蒸馏塔和高压蒸馏塔是并联安置的，
第四蒸馏装置的低压蒸馏塔是被配置成从所述提余液的一部分中获得富含所述除对-二甲苯之外的二甲苯异构体的馏分和富含所述脱附剂的馏分的蒸馏塔，
第四蒸馏装置的高压蒸馏塔是被配置成从所述提余液的另一部分中获得富含所述除对-二甲苯之外的二甲苯异构体的馏分和富含所述脱附剂的馏分的蒸馏塔，且
所述方法包括使用第四蒸馏装置的高压蒸馏塔的塔顶蒸气作为第四蒸馏装置的塔顶蒸气。
13)根据12)所述的方法，其中所述方法包括使用第四蒸馏装置的高压蒸馏塔的塔顶蒸气作为提供给第四蒸馏装置的低压蒸馏塔的再沸器的热源。
14)根据10)或11)所述的方法，其中所述芳族烃制备装置还包括：
芳烃萃取装置，其被配置成通过溶剂萃取从由第一蒸馏装置的高压蒸馏塔所获得的所述富含具有6至7个碳原子的烃的馏分中获得富含具有6至7个碳原子的芳族烃的流和富含具有6至7个碳原子的非-芳族烃的流；
第六蒸馏装置，其被配置成通过蒸馏从由所述芳烃萃取装置所获得的所述富含具有6至7个碳原子的芳族烃的流中获得富含苯的馏分和富含比苯重的组分的馏分；以及
第七蒸馏装置，其被配置成通过蒸馏从由第六蒸馏装置所获得的所述富含比苯重的组分的馏分中获得富含甲苯的馏分和富含比甲苯重的组分的馏分，且
所述方法包括使用第四蒸馏装置的塔顶蒸气作为提供给第七蒸馏装置的再沸器的热源。
15)根据14)所述的方法，其中第四蒸馏装置由单一蒸馏塔构成，并且
所述方法包括使用该单一蒸馏塔的塔顶蒸气作为第四蒸馏装置的塔顶蒸气。
16)根据10)至15)中任一项所述的方法，其中所述芳族烃制备装置包括在所述吸附分离装置和第四蒸馏装置之间的第八蒸馏装置，该第八蒸馏装置被配置成通过蒸馏移除所述提余液中所含的杂质。
根据本发明，可以进一步减少芳族烃制备中的能量消耗。
附图说明
图1是根据本发明的一个实施方案的芳族烃制备装置的示意性工艺流程图；
图2是作为参考描述的芳族烃制备装置的示意性工艺流程图；
图3是实施例1的示意性工艺流程图；
图4是实施例2的示意性工艺流程图；
图5是比较例的示意性工艺流程图；
图6显示了HIDiC的一个实例的整体构造；
图7显示了图6所示的液体取出单元的构造；
图8显示了布置在图6所示的精馏塔中的管束式热交换器的外围构造；
图9显示了HIDiC的另一个实例的整体构造；以及
图10显示了布置在图9所示的汽提塔中的管束式热交换器的外围构造。
具体实施方式
根据本发明的芳族烃制备装置是用于从原料制备至少对-二甲苯和除对-二甲苯之外的一种或多种二甲苯异构体(即，邻-二甲苯、间-二甲苯和乙苯中的一种或多种)的装置。芳族烃制备装置可以进一步制备苯和甲苯。
根据本发明，由于HIDiC被用作第二蒸馏装置(二甲苯塔)，并且还采用所述多效方法，因此可以大大地降低在芳族烃制备中的能量消耗。
下面，碳数有时候由使用″C″表示。例如，″C8″意思是″(具有)8个碳原子″和″C8+″意思是″(具有)8个以上碳原子″。而且，″芳族烃″有时候被称作″芳烃″。此外，在压力的单位中使用的″A″意思是该压力为绝对压力。
根据本发明的芳族烃制备装置至少包括第一、第二、第三和第四蒸馏装置以及吸附分离装置。
[第一蒸馏装置1
第一蒸馏装置(有时候称作重整物分离塔)是这样的蒸馏塔，其通过蒸馏从原料中获得富含具有8个以上碳原子的芳族烃的馏分(比如下面描述的重质重整物；例如，含40至60质量％的C8芳烃)和富含比具有8个以上碳原子的芳族烃轻的一种或多种组分的馏分。后者馏分是包含例如轻质重整物的流(例如，含总计60至70质量％的C6芳烃和C7芳烃)和下面描述的一种或多种液化石油气(LPG)组分(例如，含总计90至99质量％的C4烃和C5烃)。轻质重整物的流和一种或多种比轻质重整物轻的组分的流(主要由一种或多种液化石油气组分构成的流)可以分开获得。
第一蒸馏装置可以包括在相对低的压力操作的低压蒸馏塔(比如，图1中所示的低压重整物分离塔101a)和在相对高的压力操作的高压蒸馏塔(比如，图1中所示的高压重整物分离塔101b)，并且它们是串联安置的。在此，″相对低或高的压力″是基于第一蒸馏装置的低压蒸馏塔和高压蒸馏塔之间的操作压力相比较而言的。换言之，第一蒸馏装置的低压蒸馏塔在比第一蒸馏装置的高压蒸馏塔低的压力操作。
第一蒸馏装置的低压蒸馏塔是这样的蒸馏塔，其从原料中获得富含具有8个以上碳原子的芳族烃的馏分(比如下面描述的重质重整物：含40至60质量％的C8芳烃)和富含一种或多种比具有8个以上碳原子的芳族烃轻的组分的馏分(比如含有轻质重整物和一种或多种下面描述的液化石油气组分的流)。
第一蒸馏装置的高压蒸馏塔是这样的蒸馏塔，其从第一蒸馏装置的低压蒸馏塔所获得的富含一种或多种比具有8个以上碳原子的芳族烃轻的组分的馏分(比如重质重整物)中，获得富含一种或多种具有6至7个碳原子的烃的馏分(比如下面描述的轻质重整物；例如，含总计60至70质量％的C6芳烃和C7芳烃)和富含一种或多种比具有6至7个碳原子轻的组分的馏分(比如主要由下面描述的一种或多种液化石油气组分构成的轻质馏分；例如，含总计90至99质量％的C4烃和C5烃)。
[第二蒸馏装置]
第二蒸馏装置是这样的HIDiC(比如，图1所示的HIDiC102)，其通过蒸馏从第一蒸馏装置所获得的富含具有8个以上碳原子的芳族烃的馏分(例如，含40至60质量％的C8芳烃)中，获得富含具有8个碳原子的芳族烃的馏分(例如，含95至99.9质量％的C8芳烃)和富含一种或多种具有9个以上碳原子的芳族烃的馏分(例如，含95至99.9质量％的C9+芳烃)。
第一蒸馏装置所获得的富含具有8个以上碳原子的芳族烃的馏分可以直接供应给HIDiC，但是这种馏分可以在供应给所述HIDiC之前通过另一个装置(例如，下面描述的粘土处理器)处理。
[吸附分离装置]
吸附分离装置(例如，图1所示的吸附塔103)是这样的装置，其通过吸附分离从第二蒸馏装置所获得的富含具有8个碳原子的芳族烃的馏分中分离对-二甲苯并且获得提取液和提余液。提取液是含有对-二甲苯和脱附剂的流。提余液是含有一种或多种除对-二甲苯之外的二甲苯异构体以及脱附剂的流。在这个装置中，对-二甲苯被吸附剂选择性吸附，并且对-二甲苯通过脱附剂从该吸附剂中脱附，由此将对-二甲苯与一种或多种除对-二甲苯之外的二甲苯异构体分离。
[第三蒸馏装置(以及第五蒸馏装置)]
第三蒸馏装置(比如图1所示的提取塔104)是这样的蒸馏塔，其通过蒸馏从提取液中获得富含对-二甲苯的馏分(例如，含95至99.9质量％的对-二甲苯)和富含脱附剂的馏分(例如，含95至99.9质量％的脱附剂)。第三蒸馏装置可以配置为单一蒸馏塔。
芳族烃制备装置可以包括第五蒸馏装置(比如图1所示的对-二甲苯纯化塔105)，其用于通过蒸馏对包含在第三蒸馏装置所获得的富含对-二甲苯的馏分中的对-二甲苯进行纯化。第五蒸馏装置可以配置为单一蒸馏塔。
从第五蒸馏装置中，可以获得纯化的对-二甲苯，并且还可以获得作为更轻馏分的含甲苯的流。这种更轻馏分的流可以作为粗制甲苯供应给下面描述的第六蒸馏装置(比如图1所示的苯塔109)。
[第四蒸馏装置(以及第八蒸馏装置)]
第四蒸馏装置是这样的蒸馏装置，其通过蒸馏从提余液中获得富含一种或多种除对-二甲苯之外的二甲苯异构体的馏分(例如，含95至99.9质量％的一种或多种除对-二甲苯之外的二甲苯异构体)和富含脱附剂的馏分(例如，含95至99.9质量％的脱附剂)。
第四蒸馏装置可以配置为单一蒸馏塔。备选地，第四蒸馏装置可以包括在相对低的压力操作的低压蒸馏塔(比如图1所示的低压提余液塔106a)和在相对高的压力操作的高压蒸馏塔(比如图1所示的高压提余液塔106b)，并且它们是并联安置的。在此，“相对低或高的压力”是基于第四蒸馏装置的低压蒸馏塔和高压蒸馏塔之间的操作压力比较而言的。换言之，第四蒸馏装置的低压蒸馏塔在比第四蒸馏装置的高压蒸馏塔低的压力操作。
第四蒸馏装置的低压蒸馏塔是这样的蒸馏塔，其从提余液的一部分中获得富含一种或多种除对-二甲苯之外的二甲苯异构体的馏分和富含脱附剂的馏分。
第四蒸馏装置的高压蒸馏塔是这样的蒸馏塔，其从提余液的另一部分中获得富含一种或多种除对-二甲苯之外的二甲苯异构体的馏分和富含脱附剂的馏分。
从吸附分离装置获得的提余液可以直接供应给第四蒸馏装置，但是从吸附分离装置获得的提余液可以在供应给第四蒸馏装置之前通过另一个装置处理。例如，可以在吸附分离装置和第四蒸馏装置之间设置第八蒸馏装置(比如图1所示的预-提余液塔107)用于通过蒸馏移除包含在提余液中的一种或多种杂质(尤其是，由脱附剂聚合而形成的水和重质芳烃)，以使得从吸附分离装置中获得的提余液可以在第八蒸馏装置中进行纯化处理之后被供应给第四蒸馏装置。第八蒸馏装置可以配置为单一蒸馏塔。
例如，从吸附分离装置获得的提余液可以在必要时在第八蒸馏装置中进行纯化处理之后(即，移除其中的一种或多种杂质之后)被分成两种流。然后，该两种流中的一种可以被供应给第四蒸馏装置的低压蒸馏塔，而另一种流可以被供应给第四蒸馏装置的高压蒸馏塔。被分配到所述两种流中的流体的量可以适当地使用控制阀进行调节。
[芳烃萃取装置]
芳烃萃取装置(比如图1所示的芳烃萃取装置108)是这样的装置，其通过溶剂萃取从第一蒸馏装置的高压蒸馏塔所获得的富含一种或多种具有6至7个碳原子的烃的馏分中，获得富含一种或多种具有6至7个碳原子的芳族烃的流和富含一种或多种具有6至7个碳原子的非-芳族烃的流。在这个装置中，通过利用在溶剂中的溶解度差别，将一种或多种芳族烃与一种或多种非-芳族烃分离。
[第六蒸馏塔]
第六蒸馏塔(比如图1所示的苯塔109)是这样的蒸馏装置，其通过蒸馏从芳烃萃取装置所获得的富含一种或多种具有6至7个碳原子的芳族烃的流中，获得富含苯的馏分和富含一种或多种比苯重的组分的馏分。
第六蒸馏装置可以配置为单一蒸馏塔。
[第七蒸馏塔]
第七蒸馏塔(比如图1所示的甲苯塔110)是这样的蒸馏装置，其通过蒸馏从第六蒸馏装置所获得的富含一种或多种比苯重的组分的馏分中，获得富含甲苯的馏分和富含一种或多种比甲苯重的组分的馏分。富含一种或多种比甲苯重的组分的馏分通常包含一种或多种具有8个以上碳原子的芳族烃(C8+芳烃)，并且这个馏分可以供应给第二蒸馏装置(比如图1所示的HIDiC102)。在这种情况下，这种馏分可以在供应给第二蒸馏装置之前与第一蒸馏装置所获得的富含具有8个以上碳原子的芳族烃的馏分(比如重质重整物)混合。
第七蒸馏装置可以被配置为单一蒸馏塔。
[原料]
原料至少包含下列组分(在此，各个组分含量的实例都是以基于所述原料的量的″质量％″进行描述)：
-具有8个碳原子的芳族烃(含有例如，3至10质量％的对-二甲苯和10至30质量％的一种或多种除对-二甲苯之外的二甲苯异构体)；
-一种或多种具有9个以上碳原子的芳族烃(例如，10至30质量％的(例如，枯烯和正丙基苯))；以及
-一种或多种比具有8个碳原子的芳族烃轻的组分(例如，3至15质量％的苯和10至30质量％的甲苯，以作为具有6至7个碳原子的芳族烃；10至30质量％的具有6至7个碳原子的非-芳族烃；以及1至5质量％的具有4至5个碳原子的烃以作为比具有6至7个碳原子的烃轻的组分)。
[多效性]
芳族烃制备装置优选被配置使得第四蒸馏装置的塔顶蒸气被用作一个或多个再沸器的热源，所述一个或多个再沸器选自提供给第一蒸馏装置的低压蒸馏塔(例如，下面描述的低压重整物分离塔)的再沸器和提供给第三蒸馏装置(例如，下面描述的提取塔)的再沸器。
为了使用第四蒸馏装置的塔顶蒸气作为某个蒸馏塔或蒸馏装置(例如，提取塔)的再沸器的热源，这种再沸器(例如，提取塔的再沸器)可以被设置有热交换结构体以在第四蒸馏装置的塔顶蒸气和这个蒸馏塔或蒸馏装置(例如，提取塔)的塔底流体之间进行热交换。
如果芳族烃制备装置包括第五蒸馏装置(比如下面描述的对-二甲苯纯化塔)，则芳族烃制备装置可以被配置使得第四蒸馏装置的塔顶蒸气被用作提供给第五蒸馏装置的再沸器的热源。
而且，如果第四蒸馏装置包括如前面所述的低压蒸馏塔和高压蒸馏塔(比如图1所示的低压提余液塔106a和高压提余液塔106b)，则第四蒸馏装置的高压蒸馏塔(例如，高压提余液塔106b)的塔顶蒸气可以被用作″第四蒸馏装置的塔顶蒸气″，以从而被用作再沸器的热源。
而且，如果第四蒸馏装置包括低压蒸馏塔和高压蒸馏塔，则第四蒸馏装置的高压蒸馏塔(例如，高压提余液塔106b)的塔顶蒸气可以被用作提供给第四蒸馏装置的低压蒸馏塔(例如，低压提余液塔106a)的再沸器的热源。
如果芳族烃制备装置包括芳烃萃取装置、第六蒸馏装置和第七蒸馏装置(比如图1所示的芳烃萃取装置108、苯塔109和甲苯塔110)，则该芳族烃制备装置可以被配置使得第四蒸馏装置的塔顶蒸气被用作提供给第七蒸馏装置的再沸器的热源。在这种情况下，优选的是，第四蒸馏装置被配置为单一蒸馏塔并且这个单一蒸馏塔的塔顶蒸气被用作″第四蒸馏装置的塔顶蒸气″。然而，即使当芳族烃制备装置包括芳烃萃取装置、第六蒸馏装置和第七蒸馏装置，第四蒸馏装置也可以包括上述的低压蒸馏塔和高压蒸馏塔，并且这个高压蒸馏塔的塔顶蒸气可以被用作″第四蒸馏装置的塔顶蒸气″。
芳族烃制备装置被优选地配置成通过使用高压部(比如下面描述的HIDiC的高压二甲苯塔)的塔顶蒸气作为热源而产生蒸汽以及使用这种蒸汽作为一个或多个再沸器的热源，所述一个或多个再沸器选自提供给第一蒸馏装置的低压蒸馏塔(比如下面描述的低压重整物分离塔)的再沸器、提供给第一蒸馏装置的高压蒸馏塔(比如下面描述的高压重整物分离塔)的再沸器和提供给第六蒸馏装置(比如下面描述的苯塔)的再沸器。
[作为参考描述的芳族烃制备装置的构造]
现在根据附图详细地描述本发明，但注意，本发明并不限于此。
首先，为了更好地理解本发明，将参考图2描述用于参考但不是根据本发明的芳族烃制备装置的构造的一个实例，即，其中将常规蒸馏塔(单一塔)应用于二甲苯塔的芳族烃制备装置。
通过石脑油的重整工艺制备的重整物包含大量的芳族烃，并且用作芳族烃的原材料，尤其是苯和对-二甲苯的原材料。其他材料，比如从石脑油裂解器获得的石脑油裂解残留物(裂解汽油)可以用作芳族烃的原材料。重整物被分离成轻质重整物和重质重整物，轻质重整物被用作制备苯和甲苯的原材料，而重质重整物被用作制备二甲苯的原材料。
如图2所示，由重整工艺产生的重整物通过分离器(重整物分离塔201)分离成例如下列馏分：
-主要由具有4至5个碳原子的液化石油气(LPG)组分构成的轻质馏分(作为富含包含比具有6至7个碳原子的烃轻的组分的馏分)；
-主要由具有由6至7个碳原子的烃构成的轻质重整物(作为富含具有6至7个碳原子的烃的馏分)；以及
-主要由混合二甲苯和具有8个以上碳原子的芳族烃(C8+芳烃)构成的重质重整物(作为富含具有8个以上碳原子的芳族烃的馏分)。
作为重整物分离塔的侧-馏分产物获得的轻质重整物被进料到芳烃萃取装置208。从塔底获得的重质重整物被进料到二甲苯塔202，酌情地，是在重质重整物中所包含的烯烃组分通过粘土处理器(未显示)处理之后进行。
轻质重整物通过芳烃萃取装置分离成芳族烃和非-芳族烃。由此分离出的芳烃(主要是C6-7芳烃)被进料到苯塔209，在此具有7个以上碳原子的芳族烃被分离以制备苯。除了轻质重整物之外，从歧化反应工艺进料的包含具有6至9个碳原子的芳族烃(C6-9芳烃)的流(流体)也可以进料到该苯塔209。此外，从对-二甲苯纯化塔的塔顶获得的含甲苯的流(粗甲苯)可以被供应给苯塔。
由苯塔209分离出的主要具有7个以上碳原子的芳族烃从苯塔的塔底进料到甲苯塔210，以分离甲苯和具有8个以上碳原子的芳族烃。分离出的甲苯可以从甲苯塔的塔顶进料到歧化反应工艺，或可以作为甲苯产物而被取出。分离出的具有8个以上碳原子的芳族烃从甲苯塔的塔底进料到二甲苯塔202。
从已经被供应了重质重整物的二甲苯塔的塔底，分离出主要由具有9个以上碳原子的芳族烃(C9+芳烃)构成的重质的芳族烃。而且，下列流可以被进料到所述二甲苯塔：来自异构化工艺的流；来自歧化反应工艺的流(在图2中，来自歧化反应工艺的流在C6芳烃和C7芳烃在苯塔209和甲苯塔210中被分离之后被进料到二甲苯塔，即，作为甲苯塔210的塔底液体的一部分进料到二甲苯塔。然而，如果在歧化反应工艺内提供了分离C6芳烃和C7芳烃的功能，则来自歧化反应工艺的已经移除了C6和C7芳烃的流被直接供应到二甲苯塔，即不通过苯塔209和甲苯塔210)；以及在芳烃提取之后分离出的含有二甲苯的流(甲苯塔210的塔底液体)。
在二甲苯塔中从重质芳族烃分离并且主要由具有8个碳原子的芳族烃(C8芳烃)构成的流从二甲苯塔的塔顶进料到吸附分离工艺。具体地，具有8个碳原子的芳族烃的流进料到吸附塔203，在此分离出对-二甲苯，从而获得作为提取液的主要由对-二甲苯和脱附剂构成的流，以及作为提余液的主要由一种或多种除对-二甲苯之外的二甲苯异构体(邻-二甲苯、间-二甲苯和乙苯中的至少一种)和脱附剂构成的流。吸附分离工艺是基于洗脱色谱原理的工艺，并且在该工艺中，具有8个碳原子的芳族烃移动通过吸附层的同时，与吸附剂具有高亲和性的对-二甲苯被吸附到吸附剂上从而与一种或多种除对-二甲苯之外的二甲苯异构体分离开。吸附的对-二甲苯通过脱附剂(比如对-二乙苯)从吸附剂中脱附，并且从吸附塔中取出。提取液是基本上由脱附剂和来自供应到吸附塔的组分中的一种或多种具有高吸附力的组分(主要是对-二甲苯)构成的流。提余液是基本上由脱附剂和来自供应到吸附塔的组分中的一种或多种具有低吸附力的组分(主要是邻-二甲苯、间-二甲苯和/或乙苯)构成的流。
从吸附工艺中取出的对-二甲苯与脱附剂一起进料到提取塔204，在此将对-二甲苯与脱附剂分离。分离出的脱附剂再循环到吸附塔。已经与脱附剂分离的对-二甲苯(粗对-二甲苯)被进料到对-二甲苯纯化塔205，在此分离出少量的一种或多种轻质组分(主要是甲苯)，从而制备出对-二甲苯产物。主要由甲苯构成的少量的一种或多种轻质组分(粗甲苯)可以进料到苯塔209。
另一方面，从吸附塔取出的一种或多种二甲苯异构体(邻-二甲苯、间-二甲苯和乙苯中的至少一种)与脱附剂一起进料到提余液塔206，在此所述一种或多种二甲苯异构体与脱附剂分离。以与在提取塔中的相同方式，在提余液塔中分离出的脱附剂被再循环到吸附塔。如果脱附剂的再循环持续进行，则可能通过聚合形成重质芳族烃，因此在提余液塔中分离出的脱附剂的一部分被进料到预-提余液塔207，在此重质芳族烃(重质芳烃)被移除。已经移除了重质芳烃的脱附剂重新返回到提余液塔。而且，为了补偿由于聚合所导致的减少的脱附剂的量，可以向预-提余液塔中供应新鲜的脱附剂，以保持体系中存在的脱附剂的量(未显示)。从提余液塔的塔顶，分离出少量的水(未显示)。作为提余液塔的侧馏分获得的一种或多种除对-二甲苯之外的二甲苯异构体可以被进料到异构化工艺中。
在图2所示的装置中，重整物分离塔201、二甲苯塔202、提取塔204、对-二甲苯纯化塔205、提余液塔206、预-提余液塔207、苯塔209和甲苯塔210中的每一个都是蒸馏塔(单一塔)，并且包括在其塔顶的冷凝器和在其塔底的再沸器。
由于如上所述在芳族烃制备装置中设置了大量的蒸馏塔，因此需要通过使用多效方法来降低能量消耗。在如上所述作为参考描述的芳族烃制备装置中，下列各项被认为是优选的：在二甲苯塔202的再沸器中使用加热炉，所述二甲苯塔在其塔底获得较重馏分；使得二甲苯塔的操作压力更高；以及二甲苯塔的塔顶蒸气被用作重整物分离塔201、提取塔204和提余液塔206的再沸器的热源。而且，被认为还优选的是：使得甲苯塔210的操作压力更高以及采用甲苯塔的塔顶蒸气作为苯塔209的再沸器的热源。
[根据本发明的芳族烃制备装置构造]
接着，将参考图1描述根据本发明的一个实施方案的芳族烃制备装置的构造。图1所示的装置在如下方面不同于图2所示的装置，除此之外彼此类似：这两个图中显示的示意性工艺流程，重整物分离塔的构造，二甲苯塔的构造，提余液塔的构造和提余液塔和预-提余液塔的安置。不用说，图1所示的装置可以在这两个图中未显示的构造方面不同于图2所示的装置，比如关于热利用的构造，此外，在各个单元的详细规格方面不同。
在此应当注意的是，图2所示的工艺流程并不是根据本发明的，原因仅在于在第二蒸馏塔中没有应用HIDiC，并且如果图2的二甲苯塔202被HIDiC代替，则图2的工艺硫醇可以被认为是本发明的一个实施方案。
-重整物分离塔
在单一塔(具体地，重整物分离塔201)被应用于图2所示的装置中的重整物分离塔的时候，本实施方案的装置包括低压重整物分离塔101a和高压重整物分离塔101b作为分离塔。分离塔101a和101b串联安置。低压重整物分离塔的操作压力低于高压重整物分离塔的操作压力。原料(重整物)被供应给低压重整物分离塔101a，而主要由混合的二甲苯和具有8个以上碳原子的芳族烃(C8+芳烃)构成的重质重整物从塔底获得。从塔顶获得的流(即，富含比C8+芳烃轻的组分的馏分)被供应到高压重整物分离塔101b。主要由具有4至5个碳原子的液化石油气(LPG)组分构成的轻质馏分从高压重整物分离塔的塔顶获得，而主要由具有6至7个碳原子的烃构成的轻质重整物从塔底获得。
-二甲苯塔
在图2所示的装置中的二甲苯塔202应用了常规蒸馏塔(单一塔)，而在本发明中的二甲苯塔应用了HIDiC102。
从低压重整物分离塔101a的塔底获得的重质重整物被供应给HIDiC102。而且，来自异构化工艺的流、来自歧化反应工艺的流和在芳烃提取工艺中分离出的含二甲苯的流(即，甲苯塔110的塔底液体)可以以与图2所示的装置中相同的方式进料到HIDiC。作为HIDiC的塔底流体(更具体地，下面描述的低压二甲苯塔的塔底流体)，分离出主要由具有9个以上碳原子的芳族烃(C9+芳烃)的重质芳族烃。作为塔顶流体(更具体地，下面描述的高压二甲苯塔的塔顶流体)，获得由重质芳族烃的分离所产生的主要由具有8个碳原子的芳族烃(C8芳烃)构成的流。
HIDiC可以设置有低压二甲苯塔和高压二甲苯塔。低压二甲苯塔在比高压二甲苯塔低的压力下操作。低压二甲苯塔和高压二甲苯塔各自都是单一塔(蒸馏塔)。这些塔可以彼此联合而形成单一结构。HIDiC可以进一步设置有压缩机、冷凝器和再沸器(下面将详细地描述HIDiC)。然而，并不总是必需使用两种塔，并且可以使用例如包括双管结构或板翅式热交换器的HIDiC。
在高压二甲苯塔和低压二甲苯塔之间进行热交换(或进行相应于这种热交换的热交换)。结果是，整个二甲苯塔的一个或多个再沸器的热负荷显著降低。当应用HIDiC时，可以降低二甲苯塔的塔底温度(低压二甲苯塔的塔底温度)，并且不需要使用加热炉作为二甲苯塔的再沸器的热源。相反，通常在石油精炼厂等中存在的高压蒸汽(具有例如，250℃的饱和温度)可以被用作二甲苯塔的再沸器的热源。
-提余液塔的构造以及提余液塔和预-提余液塔的布局
在图2所示的装置中，从吸附塔203获得的提余液被供应给提余液塔(由单一塔构成)206，并且将提余液塔的塔底液体的一部分供应给预-提余液塔207。在根据本实施方案的装置中，从吸附塔103获得的提余液被直接进料到预-提余液塔107，在此重质芳族烃(即，由于脱附剂的再循环所致的聚合产生的组分)从塔底移除，而少量的水从塔顶(未显示)移除，并且作为侧馏分获得重质芳族烃和水已经由此从其中被移除的流(主要由脱附剂和一种或多种除对-二甲苯之外的二甲苯异构体构成)。
将该侧馏分供应给高压提余液塔106b。将脱附剂从高压提余液塔的塔底分离，而一种或多种二甲苯异构体从塔顶获得。在高压提余液塔中分离出的脱附剂被返回到吸附塔103。
取决于系统中实现的热平衡，有效的是，提供低压提余液塔以降低系统中的能量消耗。在这种情况下，从预-提余液塔中分离出的侧馏分被分流为两个流，以分别供应给低压提余液塔106a和高压提余液塔106b。在这种情况下，提余液塔包括两个并联安置的蒸馏塔。在低压和高压提余液塔的每一个中，脱附剂均从塔底分离，而一种或多种二甲苯异构体(邻-二甲苯、间-二甲苯和乙苯中的至少一个)从塔顶获得。分别在低压和高压提余液塔中分离出的脱附剂均被返回到吸附塔103。如果存在与高压提余液塔并联安置的低压提余液塔，则即使当芳族烃制备装置的系统内的热平衡被改变时(例如，当原料组成被改变时)，这种改变可以不通过调节高压提余液塔的回流比来控制塔顶蒸气的量被应对，而是通过控制进料到低压提余液塔和高压提余液塔中的流体的流速之间的分配比被应对。因此，可以避免由于增加回流比而另外导致的加热炉的过量热负荷。
在图1所示的装置中，低压重整物分离塔101a、高压重整物分离塔101b、提取塔104、对-二甲苯纯化塔105、低压提余液塔106a、高压提余液塔106b、预-提余液塔107、苯塔109和甲苯塔110中的每一个均是蒸馏塔(单一塔)，并且包括在其塔顶的冷凝器和在其塔底的再沸器。
-关于多效性
在作为参考的图2所示的芳族烃制备装置中，认为是优选的是采用二甲苯塔作为多效性的热源。然而，如果将HIDiC应用于二甲苯塔，则可以从二甲苯塔中取出的热较小，因此优选的是重新布置实施多效方法的配置。在图1所示的实施方案的装置中，下列配置被优选用于实施多效方法。
关于用于多效性的热源，提余液塔的操作压力被使得更高(因此，操作温度可以被使得更高)，并且提余液塔的塔顶蒸气被用作用于多效性的热源。取决于系统内实现的热平衡，可以将提余液塔分成两个塔(并联安置)，即，低压提余液塔106a和高压提余液塔106b，并且高压提余液塔的操作压力可以被设置在相对高的压力，因而高压提余液塔可以在芳族烃制备装置中用作用于多效性的热源。高压提余液塔的再沸器可以配有加热炉。
具体地，高压提余液塔106b的塔顶蒸气可以被用作低压重整物分离塔101a的再沸器的热源和提取塔104的再沸器的热源中的至少一种。此外，高压提余液塔的塔顶蒸气可以被用作对-二甲苯纯化塔105的再沸器的热源，和/或用作低压提余液塔106a的再沸器的热源，和/或用作甲苯塔110的再沸器的热源。高压提余液塔的塔顶蒸气可以被用作上述全部的五种热源。
为了使用高压提余液塔的塔顶蒸气作为例如低压提余液塔的再沸器的热源，可以从低压提余液塔的塔底取出流体，并且通过合适的热交换结构体(热交换器)与高压提余液塔的塔顶蒸气进行热交换，然后可以将所得的流体返回到低压提余液塔。以这种方式，输入到低压提余液塔的再沸器中的热的一部分或全部可以从高压提余液塔的塔顶蒸气供应。
根据发明人的研究，已经发现，在图1所示的实施方案的装置中，高压提余液塔的塔顶蒸气可以提供输入到提取塔104的再沸器中的全部的热，输入到对-二甲苯纯化塔105的再沸器的全部的热，输入到低压提余液塔106a的再沸器的全部的热，输入到甲苯塔110的再沸器的全部的热，以及输入到低压重整物分离塔101a的再沸器的一部分的热。
输入到低压重整物分离塔101a的再沸器的其余的热，输入到高压重整物分离塔101b的再沸器的全部的热和输入到苯塔109的再沸器的全部的热可以由在二甲苯塔102中产生的中压蒸汽(具有例如185℃的饱和温度)供应，并且由单独提供的锅炉产生的蒸汽(具有例如，250℃的饱和温度)也可以被用作所述热源。作为预-提余液塔107的再沸器的热源，可以使用高压提余液塔的塔底流体。
-其他
因此，可以通过使用两个塔作为分离塔来降低重整物分离塔的塔底的温度。此外，提取塔和低压提余液塔的塔底温度可以通过降低它们的操作压力来放宽(relaxed)。作为结果，不需要增加高压提余液塔的操作压力(其操作压力可以为例如300kPaA至900kPaA)如常规二甲苯塔(操作压力：900kPaA至1,100kPaA)那么高。
通常地，为了降低投资成本和地块，将重整物分离塔配置为单一塔，该单一塔分离具有4至5个碳原子的烃、轻质重整物和重质重整物。然而，当使用单一塔时，操作压力应当变得更高，以在塔顶使用冷却水冷凝具有4至5个碳原子的烃，因此塔底的温度趋向于更高。因此，重整物分离塔优选被配置为两个塔。
重整物分离塔(操作压力为例如300kPaA至400kPaA)可以被分离成为两个塔，即，低压重整物分离塔(操作压力为例如大气压至300kPaA)和高压重整物分离塔(操作压力为例如300kPaA至400kPaA)。低压重整物分离塔分离重质重整物，而高压重整物分离塔分离具有4至5个碳原子的烃和轻质重整物。通过由此使用两个塔，可以降低用于分离重质重整物的低压重整物分离塔的操作压力，并且可以降低其塔底温度。由于可以由此降低塔底温度，因此当使用(为了多效性)高压提余液塔的塔顶蒸气作为低压重整物分离塔的再沸器的热源时，高压提余液塔的塔顶温度可以被放宽，因而高压提余液塔的操作压力可以被降低。
而且，为了放宽提取塔的塔底温度，提取塔的操作压力可以被设置为20kPaA至150kPaA，并且类似地，为了放宽低压提余液塔的塔底温度，低压提余液塔的操作温度可以被设置为20kPaA至150kPaA。
由于上述配置，可以实现下列优点：
1)HIDiC被应用于二甲苯塔，重整物分离塔被配置为两个塔，并且进一步地，重新建立了能够降低整个能量消耗的多效性。因此，与图2所示的装置相比，能量消耗(根据初始能量)可以被降低约10％以上。
2)在重新建立整个装置的多效性中，提余液塔的操作压力增加，并且将提余液塔用作用于多效性的热源。取决于在系统内实现的热平衡，可以将供应给提余液塔的流体分开并供应给并联布置的高压提余液塔和低压提余液塔；由此，可以采用高压提余液塔的塔顶蒸气(为了多效性)作为低压提余液塔或另一个蒸馏塔的再沸器的热源。
3)由于HIDiC被应用于二甲苯塔，因此可以降低二甲苯塔的塔底温度(低压二甲苯塔的塔底温度)，因而不需要使用加热炉作为二甲苯塔的再沸器的热源，而是可以使用高压蒸汽代替。
4)至于工艺的稳定性(对于负荷变化的弹性)，当使用低压提余液塔时，即使包括在芳族烃制备装置中的再沸器的热负荷是变化的，用于多效性的能量交换的量也可以通过控制分配到低压提余液塔和高压提余液塔的流体的量来调节，而不用改变提余液塔的回流比。
歧化反应工艺是通过歧化反应和反式-烷基化反应大量制备苯和二甲苯的工艺，所述歧化反应用于将两个甲苯分子(C7芳烃)转化为一个苯分子(C6芳烃)和一个二甲苯分子(C8芳烃)，而所述反式-烷基化反应用于使甲苯(C7芳烃)和三甲苯(C9芳烃)反应而产生两个二甲苯分子(C8芳烃)。
异构化工艺是通过将提余液塔所分离出的一个或多个除对-二甲苯之外的二甲苯异构体转化为对-二甲苯而大量制备对-二甲苯的工艺。
[HIDiC的基本结构]
在本发明中，高压二甲苯塔可以被用作下面描述的高压部(或关于HIDiC的构造的实例描述的高压塔)，而低压二甲苯塔可以被用作下面描述的低压部(或关于HIDiC的构造的实例描述的低压塔)。
下面将提到HIDiC中包括的组件。
-高压部，其包括精馏段的全部或一部分，并且在相对高的压力进行气-液接触，
-低压部，其包括汽提段的全部或一部分，并且在相对低的压力进行气-液接触，
关于蒸馏操作使用的术语″精馏段″和″汽提段″已经长时期用于蒸馏装置，尤其是连续的蒸馏装置。精馏段对应于被配置为单一塔的常规蒸馏塔中在原料进料位置上方的区段。汽提段对应于在常规蒸馏塔中位于原料进料位置下方的区段。换言之，精馏段是蒸馏装置(典型地是蒸馏塔)中比原料轻的馏分流经的区段。汽提段是蒸馏装置(典型地是蒸馏塔)中比原料重的馏分流经的区段。
高压部的操作压力被设置得比低压部的操作压力高，因而精馏段的温度比汽提段的温度高，因而可以通过间接热交换将热从精馏段转移到汽提段。在此“相对高或低的压力”是基于低压部和高压部的压力之间彼此比较而言的。
高压部基本上对应于精馏段，而低压部基本上对应于汽提段。因此，在HIDiC的最基本构造中，高压部包括精馏段但不包括汽提段，而低压部包括汽提段但不包括精馏段。换言之，高压部包括整个精馏段，而低压部包括整个汽提段。然而，HIDiC的构造不限于这样的构造。低压部可以包括整个汽提段并且也包括精馏段的一部分，而精馏段的其余部分可以被包括在高压部中。备选地，高压部可以包括整个精馏段并且还包括汽提段的一部分，而汽提段的其余部分可以包括在低压部中。
换言之，HIDiC的基本结构是通过采用原料进料位置作为分界线将常规蒸馏塔分成两个区域(包括整个精馏段的高压部和包括整个汽提段的低压部)而获得的结构。然而，HIDiC的结构不限于这种结构。还能够采用通过将常规蒸馏塔在原料进料位置上方的位置分成两个区域的结构，即，其中单一塔被分隔(在中途沿着精馏段布置的位置用作分界线)成两个区域(包括整个汽提段和一部分精馏段的低压部，以及不包括汽提段但是包括余下的精馏段的高压部)的这种结构。备选地，能够采用其中常规蒸馏塔被分隔(中途沿着汽提段布置的位置被用作分界线)成两个区域(包括整个精馏段和一部分汽提段的高压部，以及不包括精馏段但是包括余下的汽提段的低压部)的这种结构。
自然地，如果高压部和低压部中的一个既包括精馏段又包括汽提段这两者，则另一个决不包括精馏段和汽提段两者。
高压部和低压部各自典型地通过使用单一塔(容器)而形成。形成高压部的高压塔和形成低压部的低压塔可以被设置为彼此独立地安装。备选地，高压塔和低压塔可以彼此联合而形成单一结构。例如，能够通过分隔壁(流体不能通过的部件)将单一容器的内部分开以形成两个区域，并且使用所述区域中的一个作为高压塔，而另一个作为低压塔。
-用于将低压部的塔顶蒸气引导到高压部的塔底的管线
在常规蒸馏塔中，蒸气从塔的下面部分(汽提段)上升到上面部分(精馏段)。在HIDiC中，由于汽提段和精馏段基本上是分开的(隔开的)，因此这种管线被设置用于使得这样的蒸气流成为可能。
这种管线设置有增压装置，比如压缩机，以用于将蒸气从低压部(具有相对低的压力)转移到高压部(具有相对高的压力)。
-用于将高压部的塔底液体引导到低压部的塔顶的管线。
在常规蒸馏塔中，液体从塔的上面部分(精馏段)下降到下面部分(汽提段)。在HIDiC中，由于汽提段和精馏段基本上被分离(隔开)，因此这种管线被设置用于使得这样的液体流成为可能。这种流有时候称作″中间回流″，而这种管线有时候称作″中间回流管线″。
-将热从精馏段转移到汽提段的热交换结构体
如在JP H08-66601A或JP2004-16928A中所述，如果管的内部和外部被用作精馏段(高压部)和汽提段(低压部)，则管壁起着热传递表面的作用。即，可以采用壳管式热交换结构体。
在WO201I/043199中描述的HIDiC中，热交换结构体可以包括下面的a和b中的一个或两个：
a)设置在精馏段(典型地，包括在高压部中的精馏段)中的热交换器，以及用于将液体从汽提段(典型地，包括在低压部中的汽提段)取出并且将该液体通过这种热交换器以及将所得液体返回到这个汽提段的管线；以及
b)设置在汽提段(典型地，包括在低压部中的汽提段)中的热交换器，以及用于将蒸气从精馏段(典型地，包括在高压部中的精馏段)取出并且将蒸气通过这个热交换器并且将所得的液体返回到这个精馏段的管线。
备选地，能够采用这样的结构：在高压部的外部和在低压部的外部(典型地，在高压塔的外部和在低压塔的外部)设置热交换器，从汽提段(典型地，包括在低压部中的汽提段)取出液体并且经由这种热交换器返回到这个汽提段，而蒸气从精馏段(典型地，包括在高压部中的精馏段)取出并且经由这个热交换器返回到这个精馏段，由此在这些流体之间进行热交换。
热交换结构体可以是任何结构，只要热最终可以从精馏段转移到汽提段，并且可以在不直接使用精馏段中存在的流体和汽提段中存在的流体中的任一种流体的情况下可以实现所述热交换结构体。例如，从精馏段排出并且具有相对高的压力(高温)的流体可以用于代替在精馏段中存在的流体。除此之外，被进料到汽提段并且具有相对低的压力(低温)的流体可以用于代替汽提段中存在的流体。例如，通过被进料到汽提段(典型地，包括在低压部中的汽提段)的原料和从精馏段(典型地，包括在高压部中的精馏段)的塔顶取出的塔顶蒸气之间交换热，可以将热从精馏段传递到汽提段。
可以使用单一热交换结构体，或可以使用多种热交换结构体。
此处，将对其中低压部包括整个汽提段和一部分精馏段并且高压部包括一部分精馏段的构造进行论述。这种构造包括例如这样的一个实施方案：其中低压塔包括在汽提段上方的精馏段的一部分以及高压塔包括精馏段的余下部分。在这样的一个实施方案中，低压塔的塔顶流体(即，从包括在低压塔中的精馏段的一部分排出的流体)可以经由压缩机转移到高压塔的塔底，并且在这种情况下，压缩机出口流体的热可以通过热交换提供给低压塔的汽提段中存在的流体。例如，可以在低压塔的汽提段(例如，在低压塔的塔底正上方的级)内设置热交换结构体，并且可以将低压塔的塔顶流体经由压缩机和这种热交换结构体供应到高压塔的塔底。通过这样的热交换，可以将热从包括在低压塔中的精馏段转移到包括在低压塔中的汽提段。这种结构的一个实例在日本专利申请2012-080525中提出。
由与本申请相同的申请人提交的日本专利申请2012-080525和国际申请PCT/JP2010/066498(WO2011/043199)的全部内容均通过引用结合在此。
[HIDiC的优选结构的实例]
在使用双管结构或板翅式热交换器的HIDiC中，例如难于获得侧-馏分产物和使原料进料级(进料级)最佳化。从这个观点看，优选使用WO2011/043199中描述的蒸馏装置。因此，本发明可以适当地应用于具有任何以下构造的HIDiC。
1)HIDiC，其包括：
高压塔，其包括用作精馏段的塔板部分或填料床；
低压塔，其布置为比高压塔高并且包括用作汽提段的塔板部分或填料床；
第一管，其将低压塔的塔顶与高压塔的塔底连接；
压缩机，其安装在沿着第一管的中途，并且被配置成将来自低压塔的塔顶的蒸气压缩并且将压缩后的蒸气传递到高压塔的塔底；
热交换器，其位于高压塔的预定级(尤其是，包括在高压塔中的精馏段)；
液体取出单元，其位于低压塔的预定级(尤其是，包括在低压塔中的汽提段)并且被配置成将一部分的液体从预定级取出到低压塔的外部；
第二管，其用于将液体从液体取出单元引入到热交换器；和
第三管，其用于将经由第二管引入到热交换器中并且随后从该热交换器排出的流体引入到在液体取出单元正下方的级。
2)HIDiC，其包括
高压塔，其包括用作精馏段的塔板部分或填料床部分；
低压塔，其布置为比高压塔高并且包括用作汽提段的塔板部分或填料床部分；
第一管，其将低压塔的塔顶与高压塔的塔底连接；
压缩机，其安装在沿着第一管的中途，并且被配置成将来自低压塔的塔顶的蒸气压缩并且将压缩后的蒸气进料到高压塔的塔底；
液体池单元，其布置在低压塔的预定级(尤其是，包括在低压塔中的汽提段)并且被配置成容纳向下流动的液体；
热交换器，其位于低压塔的液体池单元中；
隔板，其设置在高压塔中的预定位置(尤其是，包括在高压塔中的精馏段)并且被配置用于完全分隔上下级；
第二管，其用于将隔板下面的蒸气引入到热交换器；以及
第三管，其用于将通过第二管引入到热交换器中并且随后从该热交换器排出的流体引入到隔板的上侧。
3)根据2)的HIDiC，还包括这样的管，该管包括控制阀，用于将位于隔板上下方并且将隔板夹在中间的空间彼此连接。
4)根据1)至3)中任一项所述的HIDiC，还包括原料供应管，用于将原料供应到塔板部分和填料床部分中之一的预定级以及低压塔的塔顶中的至少一个。
5)根据4)的HIDiC，还包括用于将储存在高压塔的塔底中的液体加压进料到原料供应管中的泵和管。
[HIDiC的构造实例1)的细节]
图6显示了具有上述的构造实例1)的HIDiC的整体构造。这个HIDiC包括高压塔1和布置得比高压塔1高的低压塔2。高压塔1包括塔底1a、塔板部分(或填料床部分)1b和塔顶1c。低压塔2还包括塔底2a、塔板部分(或填料床部分)2b和塔顶2c。
塔板部分1b和2b是在其中布置了若干水平塔板的部分。相邻塔板之间的空间被称作级。在每一个级，气-液接触加速以引起质量传递。作为结果，富含挥发性较高的组分的气相上升到上面的级，而富含挥发性较低的组分的液相下降到下面的级。然后，新的液相或气相再次进行气-液接触，从而可以引起质量传递。由此，在塔的更高的级上具有更多挥发性更高的组分，在更低的级上具有更多挥发性更低的组分，并且完成了蒸馏操作。
可以代替塔板部分的填料床部分是在空心塔中安装了某种填料并且在其表面上进行气-液接触的部分。采用与塔板部分的相同机理，在塔的更高部分中具有更多挥发性更高的组分，在更低的部分上具有更多挥发性更低的组分，并且完成了蒸馏操作。
在图6中，塔板部分1b和2b(或填料床部分)显示为空白。然而，实际上，使用了上述结构。
详细描述高压塔1和低压塔2中的每一个。首先，将描述低压塔2。
被称作再沸器的加热器3设置在低压塔2的塔底2a的外部，并且从塔底2a中的空间的下部经过加热器3到塔底2a的空间的上部均设置有管21。因此，通过低压塔2的塔板部分2b(或填料床部分)下降的液体停留在塔底2a。这种液体的一部分通过加热器3加热而变成蒸气，并且返回到塔底2a。从塔底2a的最低部，通过管22获得富含具有较低挥发性的组分的液体塔底产物。
低压塔2的塔顶2c是用于供应原料的位置。通过管23(用于将低压部的塔顶蒸气引导到高压部的塔底的管线)，塔顶2c经由压缩机4连接到高压塔1的塔底1a。在此，原料进料位置在低压塔2的塔顶2c。然而，原料进料位置可以在塔板部分2b(或填料床部分)的任意级。在这种情况下，在原料进料位置上方的低压塔的一部分对应于精馏段，在原料进料位置的下方的低压塔的一部分对应于汽提段，并且高压塔的内部对应于精馏段。
而且，尽管可以仅有一个原料进料位置，但是可以有多种原料(即，在多个不同的位置上可以有多个原料进料位置)，并且在这种情况下，原料进料位置可以是例如处于低压塔2的塔顶2c和在另外的任意级(包括在高压塔1中的级)。关于本发明，如果存在多个原料进料位置，则可以选择所述多个原料进料位置中的任一个作为分界线，并且可以将所选择的原料进料位置上方的一部分视为精馏段，而可以将在该选择的位置下方的一部分视为汽提段(在此，术语“上方”和“下方”意欲表示根据蒸馏操作的上方和下方，并且并不总是符合装置中的实际布置；即使当高压塔位于比低压塔低的位置，高压塔的内部也总是在低压塔的内部的“上方”)。
低压塔2的塔板部分2b(或填料床部分)包括在预定级(尤其是，在汽提段内的级)的液体取出单元2d。如图7所示，液体取出单元2d将已经从低压塔2的上部下降的液体10保持在池5的烟囱式塔板处，并且将液体10的一部分取出到低压塔2的外部。用于将液体10的一部分引导到高压塔1的管24与液体取出单元2d连接。管25从高压塔1插入通过低压塔2的壳壁，进入到液体取出单元2d正下方的级。如下所述，作为蒸气11和液体12的混合物的流体从插入到液体取出单元2d的正下方的级中的管25进料，并且蒸气11上升，而液体12下降。
接着，将描述高压塔1。
将管26的一端与高压塔1的塔底1a的最低部连接，而管26的另一端与将原料供应到低压塔2的塔顶2c的管27连接。为了将停留在高压塔1的塔底1a处的液体再循环到位于比高压塔1高的低压塔2的塔顶2c，必需沿着管26中途布置泵6。管26和管27的一部分(从与管26的会合点的下游部分)一起形成管线，该管线用于将高压部的塔底液体引导到低压部，尤其是到低压部的塔顶。
冷凝器7设置在高压塔1的塔顶1c的外部，而管28从塔顶1c中的空间的上部连接到冷凝器7。由此，已经移动到高压塔1的塔顶1c的蒸气通过冷凝器7冷却而变为液体，并且获得富含具有较高挥发性的蒸馏液体。必要时，将这种液体的一部分回流到塔顶1c。
此外，管束式热交换器8被插入到高压塔1的塔板部分1b(或填料床部分)的预定级(尤其是，在精馏段内的级)。在管束式热交换器8的U-型管中的平行管部分沿着池9的烟囱式塔板布置，以暂时容纳冷凝的液体并且用于再分配从下面上升的蒸气。平行管部分的下部管部分8a与管24连接，而所述管与低压塔2的液体取出单元2d连接。上部管部分8b与插入到液体取出单元2d正下方的级中的管25连接。
现在将描述管束式热交换器8的操作。
在该装置中，流出低压塔2的塔顶2c的蒸气的压力和温度通过压缩机4升高，并且将所得的蒸气供应给高压塔1的塔底1a。由此温度得到升高的蒸气13(参考图8)被引入到塔板部分1b并且通过该塔板部分上升，并且与管束式热交换器8的U-型管接触。在这种情况下，在低压塔2的任意级(尤其是，在汽提段内的级)的液体通过管24被引入到热交换器8的下部管部分8a。由此，在管部分8a中的液体通过蒸气13的热量加热，并且与管部分8a接触的蒸气13的一部分变为液体14，并且这种液体下降。热交换器8的上部管部分8b也通过蒸气13的热量加热。由此，通过管24引入到热交换器8中的液体变为作为液相和气相的混合物的流体，同时该液体移动通过下部管部分8a，然后通过上部管部分8b。然后，这种流体通过位于塔外部的管25，从而被引入到位于低压塔2的液体取出单元2d正下方的级(参考图6)。不需要任何加压-进料装置比如泵来使得这种流体循环，因为本文中描述的构造使用了热-虹吸管系统。
换言之，因为低压塔2的液体取出单元2d与高压塔1的热交换器8的下部管部分8a经由管24连接，并且因为高压塔1的热交换器8的上部管部分8b与低压塔2的液体取出单元2d正下方的级经由管25连接，所以液体由于重力从低压塔2下降到高压塔1，这引起了上述流体从高压塔1流动到低压塔2，即使没有设置泵。
如上所述，在这个实例中，热可以通过热交换器8从高压塔1中的蒸气中移除，并且热可以通过管25从高压塔1(尤其是，精馏段)传递到低压塔2(尤其是，汽提段)。在这个实例中的使用管24和25和热交换器8的传热系统被构造得好像在高压塔1的任意级(尤其是，在精馏段内的级)安装了侧冷凝器，并且同时，好像在低压塔2的任意级处(尤其是，在汽提段内的级)安装了侧再沸器。因此，与不包括这样的传热系统的蒸馏装置相比，可以降低在高压塔1的冷凝器7处移除的热的量，并且可以降低在低压塔2的再沸器3处供给的热的量。作为结果，可以设置具有非常高能量效率的蒸馏装置。
图6仅显示了一个传热系统。然而，可以安装等价于例如总理论级数的10至30％的多个传热系统。不用说，被安装的一个或多个传热系统的数量和一个或多个热交换器和管的布置可以根据设计规格而任意确定。
[HIDiC的构造实例2)的细节]
接着，将描述具有上述构造实例2)的HIDiC。与构造实例1)的组件类似的组件将通过使用类似的附图标记描述。
图9显示了具有构造实例2)的HIDiC的整体构造。这个蒸馏装置包括高压塔1和位于比高压塔1高的位置的低压塔2。高压塔1包括塔底1a、塔板部分(或填料床部分)1b和塔顶1c。低压塔2类似地包括塔底2a、塔板部分(或填料床部分)2b和塔顶2c。塔板部分或填料床部分具有与构造实例1中所描述的结构相同的结构。
这个实施例与构造实例1)的不同之处在于：管束式热交换器8被设置在低压塔2中(尤其是，在汽提段中)。
在这个实例的低压塔2中，如图9所示伴随塔底2a和塔顶2c的组件(比如再沸器3以及管21、22、23和27)与构造实例1)中使用的这些相同，但是涉及塔板部分2b(或填料床部分)的组件与在构造实例1)中使用的那些不同。
塔板部分2b(或填料床部分)包括在预定级(尤其是，在汽提段内的级)的液体池单元2e。液体池单元2e可以储存预定量的已经向下流动到池15的烟囱式塔板上的液体10，并且可以将从池15的烟囱式塔板溢出的液体滴落。将管束式热交换器8插入到液体池单元2e中(参考图10)，使得管束式热交换器8的U-型管可以被浸入到储存在液体池单元2e中的液体中。在管束式热交换器8的U-型管中平行管部分8a和8b沿着池15的烟囱式塔板放置。
用于将流体从高压塔1进料到低压塔2的管29(参考图9)与平行管部分的上部管部分8b连接。用于将流体从低压塔2进料到高压塔1的管30(参考图9)与下部管部分8a连接。
下面将描述在液体池单元2e中的热交换器8的操作。
在这个蒸馏装置中，原料液体从低压塔2的塔顶2c通过塔板或填料层下降。这种液体10(参考图10)停留于在位于任意级(尤其是，在汽提段内的级)的池15的烟囱式塔板上的液体池单元2e。管束式热交换器8的U-型管被放置在液体池单元2e中，因此U-型管被浸渍在液体10中。在此状态下，当存在于高压塔1内的高温蒸气通过管29引入到热交换器8的上部管部分8b内时，与高温蒸气移动通过的管部分8b和8a的外壁接触的液体10的一部分被加热而变为蒸气18并上升(参考图10)。而且，已经从管29引入到热交换器8的高温蒸气变为流体，该流体是液相和气相的混合物，同时该蒸气移动通过上部管部分8b，然后通过下部管部分8a。这个流体然后通过位于低压塔外部的管30，从而被引入到下面描述的高压塔1的隔板16上方的级(参考图9)。在隔板16上方的部分被设置具有比隔板16下方的部件具有更低的操作压力，并且流体通过这种压力差而被循环。对于这样的流体循环，如构造实例1)那样，在这个构造中不需要任何加压-进料装置比如泵。
换言之，由于高压塔1的预定级(尤其是，在精馏段内的级)与在低压塔2中的热交换器8的上部管部分8b经由管29连接，并且由于在低压塔2中的热交换器8的下部管部分8a与高压塔1的预定级经由管30连接，所以归因于在隔板16的下方和上方部件之间的压力差，在高压塔1中存在的高压蒸气经由管29朝低压塔2的热交换器8上升。结果是，在热交换器8内由蒸气冷凝的液体随后从低压塔2被推到位于低压塔的外部的管30，然后由于重力而下降到高压塔1。因此，任何加压-进料装置比如泵不是必需的。
进一步地，将描述这个实例的高压塔1。
另外，关于高压塔1，伴随塔底1a和塔顶1c(比如冷凝器7和管23、26和28)的组件与在图9所示的构造实例1)中使用的组件相同，但是涉及塔板部分1b(或填料床部分)的组件与构造实例1)的组件不同。具体地，高压塔1的塔板部分1b(或填料床部分)通过在位于沿塔板部分1b的中途的位置(尤其是，在精馏段内的位置)处的隔板16被完全分隔成上下级。在隔板16正下方的级与管29连通。在这个级中上升的蒸气通过在竖直方向上延伸的管29传递到置于低压塔2的液体池单元2e中的热交换器8的上部管部分8b。
向隔板16的上面的级中，管30从低压塔2插入通过高压塔1的壳壁。将作为蒸气和液体的混合物的流体通过这个管30引入到隔板16的上面的级，并且蒸气上升，同时液体下降而停留在隔板16上。上升的蒸气到达塔顶1c，然后蒸气通过管28而被冷凝器7冷却。作为结果，获得了富含具有高挥发性的组分的蒸馏物液体。
而且，彼此垂直相邻并且其中夹着隔板16的两个级可以彼此通过具有控制阀17的管31连通。适当的时候，保持在隔板16上的液体通过打开控制阀17的操作而被进料到隔板16下方的级。
如上所述，在这个实例中，通过管29将蒸气从高压塔1(尤其是，从精馏段)取出到塔的外部并且将该蒸气引入到在低压塔2(尤其是，在汽提段)中的热交换器8内，热可以从高压塔1(尤其是，从精馏段)中被移除而转移到低压塔2(尤其是，转移到汽提段)内。如在这个实例的情况下，使用管29和30以及热交换器8的传热系统被配置得好像在高压塔1的任意级(尤其是，在精馏段内的级)处安装了侧冷凝器，同时好像在低压塔2的任意级(尤其是，在汽提段内的级)处安装了侧再沸器。因此，与不包括这种传热系统的蒸馏装置相比，可以减少在高压塔1的冷凝器7处移除的热量，并且可以降低在低压塔2的再沸器3处供给的热量。作为结果，可以提供具有非常高能量效率的蒸馏装置。
图9仅显示了一个传热系统。然而，还在这个实例中，被安装的传热系统的数量和一个或多个热交换器以及管的布置可以根据如在构造实例1)中的设计规格而任意确定。
[实施例]
现在将参考实施例详细地描述本发明，但是本发明并不限于这些实施例。
对于在图3至5中所示的每一个装置，操作温度(℃)显示在相应的矩形中，操作压力(kPaA)显示在旋转45°的相应正方形中，而热负荷(MW)显示在相应椭圆形中。在此，″热负荷″是指在再沸器中进行热交换的情况下交换的热(单位时间)的量，或是指在通过加热炉进行加热的情况下所消耗燃料的热(单位时间)的量。而对于压缩机，″热负荷″对应于根据初始能量计算的消耗功率的值(根据初始能量的值＝功率÷0.366)。而且，每一个热负荷都显示为通过假定图5(比较例)的高压二甲苯塔502b的加热炉的热负荷为100情况下获得的相对值。
除此之外，在这些图中，两根直线(箭头)与其相交的圆形表示再沸器(热交换结构体)。在该圆形中描述的字母比如R或T意思是用作相应再沸器的热源的流体如下：
R：高压提余液塔106b的塔顶蒸气(或，高压提余液塔的塔底流体，如果热负荷的数值跟随有″(*)″的话)；
T：甲苯塔110的塔顶蒸气；
S：蒸汽(在图4中，由高压二甲苯塔102b的冷凝器产生的饱和温度为185℃的蒸汽：在图5中，由低压二甲苯塔502a和提余液塔506产生的饱和温度为185℃的蒸汽)；
X：高压二甲苯塔502b的塔顶蒸气；和
E：提取塔504的塔顶蒸气。
至于相应于热交换结构体的圆形，仅涉及多效性的那些显示在附图中。塔顶冷凝器、用于预热蒸馏塔的热交换器等未显示。
而且，在这些图中，缩写"LPS″、″MPS"和″HPS″表示如下的蒸汽：
LPS：低压蒸汽(饱和温度：150℃)；
MPS：中压蒸汽(饱和温度：185℃)；和
HPS：高压蒸汽(饱和温度：250℃)。
例如，图3(实施例1)的低压重整物分离塔101a具有110℃的塔顶温度，173℃的塔底温度和150kPaA的塔内压力。用于这种分离器的热负荷有两种，即，与高压提余液塔106b的塔顶蒸气交换的热的量为10.3MW，而与中间蒸汽交换的热的量为2.3MW。因此，总计12.6MW的量的热被供应给这种低压重整物分离塔。
[实施例1]
图3显示了在实施例1中使用的工艺流程和操作条件(温度、压力和热负荷)。低压重整物分离塔101a在150kPaA的压力下操作，使用高压提余液塔106b的塔顶蒸气作为其再沸器的热源的一部分，并且使用中压蒸汽作为余下的热源。高压重整物分离塔101b在350kPaA的压力下操作，并且使用低压蒸汽作为其再沸器的热源。
作为二甲苯塔，应用了包括低压二甲苯塔102a和高压二甲苯塔102b的HIDiC。低压二甲苯塔在170kPaA的压力下操作，并且使用了高压蒸汽作为设置在其中的再沸器的热源。高压二甲苯塔在370kPaA的压力下操作。为了进行低压二甲苯塔(尤其是，包括在低压二甲苯塔中的汽提段)和高压二甲苯塔(尤其是，包括在高压二甲苯塔中的精馏段)之间的内部热交换，在低压或高压重整物分离塔内设置了四个热交换器E1至E4。
现在描述低压二甲苯塔102a和高压二甲苯塔102b的操作。通过低压重整物分离塔分离的并且富含具有8个以上碳原子的芳族烃组分(即，重质重整物)的馏分在位于热交换器E1上方的位置被供应到低压二甲苯塔102a。在被供应到低压二甲苯塔之前，将低压重整物分离塔的塔底液体与甲苯塔110的塔底液体(C8+芳烃)混合。另一方面，来自异构化工艺的流体在其中间级周围位置被供应到高压二甲苯塔102b。
从低压重整物分离塔的塔底液体的进料位置下方(以及在热交换器E1的下方和在热交换器E2的上方)的位置，取出低压二甲苯塔的内部液体(未显示；取出该流体的这个位置被称作“向E3的取出位置”)。取出的内部液体被热交换器E3加热(E3位于从异构化工艺供应的流体的进料位置上方)，并且加热后的流体返回到在“向E3的取出位置”下方并且在热交换器E2上方的位置(用于返回流体的这个位置被称作“从E3的返回位置”)。在此描述的内部热交换结构体类似于在图6中所示的内部热交换结构体，并且E3对应于在图6中所示的热交换器8。
而且，与上述液体取出分开的是，低压二甲苯塔的内部液体从“从E3的返回位置”下方并且在热交换器E2的上方的位置(未显示；取出该流体的这个位置被称作“向E4的取出位置”)取出。由此取出的内部液体通过热交换器E4(E4位于从高压二甲苯塔中的异构化工艺供应的流体的进料位置下方)加热，并且加热后的流体返回到“向E4的取出位置”下方的位置。在此描述的内部热交换结构体也类似于在图6中显示的内部热交换结构体，并且热交换器E4也对应于在图6中所示的热交换器8。
从位于异构化工艺所供应的流体的进料位置上方的热交换器E3上方的位置，取出高压二甲苯塔的塔顶蒸气(未显示；取出该流体的这个位置被称作“向E1的取出位置”)，并且将取出的蒸气通过位于“向E3的取出位置”上方的热交换器E1冷却。由此冷却的高压二甲苯塔的内部流体进一步被低压二甲苯塔的冷凝器(未显示)冷却而变为冷凝的液体。冷凝的液体的一部分从HIDiC排放以被供应给吸附塔103，并且余下的冷凝的液体在“向E1的取出位置”上方的位置返回到高压二甲苯塔。在此描述的热交换结构体类似于图9所示的内部热交换结构体，并且热交换器E1对应于图9的热交换器8。
高压二甲苯塔的底部液体从热交换器E4下方的位置取出并且供应到低压二甲苯塔的塔顶。来自低压二甲苯塔的塔顶蒸气通过压缩机C(对应于图6或9中所示的压缩机4)压缩，然后通过位于低压二甲苯塔的塔底的热交换器E2冷却(但是，未显示通过热交换器E2的压缩机C出口流体)。之后，这种流体在塔底液体的取出位置上方并且在热交换器E4的下方的位置被供应到高压二甲苯塔。
在低压二甲苯塔(尤其是，包括在低压二甲苯塔中的汽提段)的内部流体和高压二甲苯塔(尤其是，包括在高压二甲苯塔中的精馏段)的内部流体之间的内部热交换在四个位置进行。在低压二甲苯塔中，内部热交换在供应低压重整物分离塔的塔底流体的级的下方的四个位置进行。在高压二甲苯塔中，内部热交换在供应来自异构化工艺的流体的级的上方的一个位置和在该级下方的一个位置进行，以及对于高压二甲苯塔的塔顶蒸气和对于从压缩机排出的气体进行。
具体地，高压二甲苯塔的塔顶蒸气通过热交换器E1(其位于在低压二甲苯塔中内部热交换的四个位置之间的最上面的位置)以与低压二甲苯塔中存在的流体进行热交换。由此冷却的塔顶蒸气的一部分被冷凝，并且余下全部通过设置在下游的热交换器(冷凝器)冷凝。
从“向E3的取出位置”(其对应于在低压二甲苯塔中的内部热交换的四个位置中第二上面的位置)取出的内部液体通过设置在高压二甲苯塔中的热交换器E3，以实施与高压二甲苯塔中存在的流体的热交换。将由此加热后的内部流体返回到在“向E3的取出位置”下方的位置。
从“向E4的取出位置”(其对应于在低压二甲苯塔中的内部热交换的四个位置中第三上面的位置)取出的内部液体通过设置在高压二甲苯塔中的热交换器E4，以实施与高压二甲苯塔中存在的流体的热交换。将由此加热后的内部流体返回到在“向E4的取出位置”下方的位置。
低压二甲苯塔的塔顶蒸气通过压缩机压缩，然后通过热交换器E2(其位于低压二甲苯塔中内部热交换的四个位置之中的最低位置)，以实施与低压二甲苯塔中存在的流体的热交换。将由此冷却后的蒸气供给高压二甲苯塔的最低级。
作为HIDiC的塔顶蒸气，将高压二甲苯塔102b的塔顶蒸气(即，富含具有8个碳原子的芳族烃的馏分)在上述冷凝之后供应给吸附塔103。作为HIDiC的塔底液体，将富含具有9个以上碳原子的芳族烃的馏分从低压二甲苯塔102a的塔底排出。
由HIDiC分离出的富含具有8个碳原子的芳族烃的馏分然后通过吸附塔103分离成：提取液，即，富含对-二甲苯和脱附剂的馏分；以及提余液，即富含一种或多种除对-二甲苯之外的二甲苯异构体和脱附剂的馏分。分离出的提取液被供应给提取塔104，而分离出的提余液被供应给低压提余液塔和高压提余液塔。
提取塔104在37kPaA的压力操作，并且使用高压提余液塔的塔顶蒸气作为其再沸器的热源。
低压提余液塔在37kPaA的压力操作，并且使用高压提余液塔的塔顶蒸气作为其再沸器的热源。高压提余液塔在500kPaA的压力操作，并且包括作为再沸器的加热炉F(热负荷为44.8MW)。
对-二甲苯纯化塔105在150kPaA的压力操作，并且使用高压提余液塔的塔顶蒸气作为其再沸器的热源的一部分。作为热源的余下部分，使用来自高压提余液塔的塔底的流体(未显示)。作为这两种热源的总和，再沸器的热负荷总计为7.5MW。
预-提余液塔107在180kPaA的压力下操作，并且使用来自高压提余液塔的塔底的流体作为其再沸器的热源。
通过高压重整物分离塔101b分离出的轻质重整物被供应给芳烃萃取装置108，以被分离为芳族烃和非-芳族烃。分离出的芳族烃与来自歧化反应工艺的流和通过对-二甲苯纯化塔105分离出的粗甲苯混合，然后供应给苯塔109。
苯塔109在150kPaA的压力下操作，并且使用甲苯塔的塔顶蒸气作为其再沸器的热源。
甲苯塔110在730kPaA的压力下操作，并且使用热油(300℃)作为其再沸器的热源。
计算上述的芳族烃制备装置的热和物料平衡，导致发现了与下面描述的比较例相比，必需燃料的量可以降低约50％。总能量消耗，即，必需燃料的量、在HIDiC中使用的压缩机所消耗的电能的量和在芳族烃制备装置中使用的蒸汽的量，与比较例中相比降低了约4％。
由于在本发明的二甲苯塔中使用了压缩机，所以为了进行能量消耗的比较，将电能根据蒸汽进行了换算。
在实施例1中，仅对用于二甲苯制备工艺的蒸馏塔(即，重整物分离塔、提取塔、对-二甲苯纯化塔、预-提余液塔和低压提余液塔)应用了多效性。因此，与实施例2相比，实施例1具有可操作性的优点。除此之外，由于在实施例1中设置了低压提余液塔，所以这个实施例具有前述分配比的控制所带来的可操作性的优势。
[实施例2]
图4示出了实施例2的工艺流程和操作条件(温度、压力和热负荷)。在这个实施例中，通过改变苯塔和甲苯塔的再沸器的热源，建立了与实施例1中达到的总能量消耗相比可以进一步降低总能量消耗的工艺流程。具体地，改变甲苯塔的操作压力，并且使用高压提余液塔的塔顶蒸气作为甲苯塔的再沸器的热源。由于多效性的热负荷增加，所以为了调节增加了提余液向高压提余液塔的分配量。作为结果，发现通过提供低压提余液塔所实现的总能量消耗的降低得到了降低。因此，从投资成本降低的观点看，不提供在实施例1中使用的低压提余液塔，并且提供单独的高压提余液塔作为实施例2中的提余液塔。而且，至于甲苯塔，改变了操作压力，并且改变了多效性的配置(再沸器的热源)。除此之外，通过高压二甲苯塔102b的冷凝器产生饱和温度为185℃的中压蒸汽，并且该中压蒸汽被用作低压重整物分离塔、高压重整物分离塔和苯塔的再沸器的热源。除了这些改变之外，在这个实施例中使用了与实施例1相同的配置。对这个实施例计算热和物料平衡。
低压重整物分离塔101a在150kPaA的压力操作，并且使用高压提余液塔106b的塔顶蒸气作为其再沸器的热源的一部分，至于热源的其余部分，使用由高压二甲苯塔102b的冷凝器产生的中压蒸汽。高压重整物分离塔101b在350kPaA的压力操作，并且使用高压二甲苯塔102b产生的中压蒸汽作为其再沸器的热源。
HIDiC被用作二甲苯塔，而低压二甲苯塔102a在170kPaA的压力下操作，并且使用了高压蒸汽作为设置在其中的再沸器的热源。高压二甲苯塔102b在370kPaA的压力操作。为了实施在低压二甲苯塔和高压二甲苯塔之间的内部热交换，提供了四个热交换器。为高压二甲苯塔设置的冷凝器被用于产生中压蒸汽。
提取塔104在37kPaA的压力下操作，并且使用了提余液塔的塔顶蒸气作为其再沸器的热源。
提余液塔106b在500kPaA的压力下操作，并且配有作为再沸器的加热炉F。
对-二甲苯纯化塔105在150kPaA的压力下操作，并且使用提余液塔的塔顶蒸气作为其再沸器的热源的一部分。至于热源的其余部分，使用来自高压提余液塔的塔底的流体(未显示)。作为这两种热源的总和，再沸器的热负荷为总计7.5MW。
预-提余液塔107在180kPaA的压力下操作，并且使用来自提余液塔的塔底的流体作为其再沸器的热源。
苯塔109在150kPaA的压力下操作，并且使用由高压二甲苯塔的冷凝器所产生的中压蒸汽作为其再沸器的热源。
甲苯塔110在150kPaA的压力下操作，并且使用提余液塔的塔顶蒸气作为其再沸器的热源。
计算上述的芳族烃制备装置的热和物料平衡，导致发现了与下面描述的比较例相比，必需燃料的量可以降低约40％。总能量消耗，即，必需燃料的量、在HIDiC中使用的压缩机所消耗的电能的量和在芳族烃制备装置中使用的蒸汽的量，与比较例中相比降低了约14％。
由于在本发明的二甲苯塔(HIDiC)中使用了压缩机，所以为了进行能量消耗的比较，将电能根据蒸汽进行了换算。
在实施例2中，不仅对用于二甲苯制备工艺的蒸馏塔(即，重整物分离塔、提取塔、对-二甲苯纯化塔和预-提余液塔)应用了多效性，而且对苯塔和甲苯塔也应用了多效性。因此，与实施例1相比，实施例2具有能量节省的优点。
[比较例]
作为比较例，采用US2012/0048711A1中公开的方法。
在这个比较例中，对图5所示的工艺计算热和物料平衡。如图5所示，二甲苯塔不是HIDiC，但包括两个并联安置的蒸馏塔，即，低压二甲苯塔502a和高压二甲苯塔502b。而且，将重整物分离塔501配置为一个蒸馏塔，因此，液化石油气(LPG)组分和轻质重整物不被分离但是被一起供应给芳烃提取工艺。芳烃萃取装置508、苯塔509和甲苯塔510与实施例1中的那些相同(但是它们的操作条件和多效性的配置不同)。此外，提余液塔506被配置为一个蒸馏塔。从吸附塔503获得的提余液被供应给提余液塔506，并且将提余液塔的塔底液体的一部分供给预-提余液塔507，而将预-提余液塔的塔顶蒸气返回到提余液塔。
从重整物分离塔501的塔底获得的重质重整物和来自芳烃萃取工艺的流(即，甲苯塔510的塔底液体)在低压二甲苯塔502a中蒸馏，而来自异构化工艺的流在高压二甲苯塔502b中蒸馏。提供加热炉F作为高压二甲苯塔的再沸器。
高压二甲苯塔的塔顶蒸气被用作提取塔504和低压二甲苯塔502a的再沸器的热源。而且，提取塔的塔顶蒸气被用作苯塔509和对-二甲苯纯化塔505的再沸器的热源，并且低压二甲苯塔和提余液塔的塔顶蒸气被用于产生中压蒸汽(饱和温度：185℃)。
通过使用低压二甲苯塔和提余液塔的塔顶蒸气产生的蒸汽被用作重整物分离塔和甲苯塔510的再沸器的热源。在这个比较例中，由于通过使用低压二甲苯塔和提余液塔的塔顶蒸气产生的蒸汽具有处于较低水平的温度，所以该蒸汽以超过系统中使用量的过量的量产生，因此过量的蒸汽例如被商业售卖。
实施例1和2以及比较例的结果(热负荷)一起显示在表1中。表1中显示的各个热负荷，即，在每一个芳族烃制备装置中的热量消耗是通过假定被用作比较例的流程中所示的高压二甲苯塔502b的再沸器的热源的加热炉F所用的燃料的热的量为100的情况下计算出的相对能量消耗。
表1
能量消耗(MW) 比较例 实施例1 实施例2
低压蒸汽 1.4 0
中压蒸汽 2.3 0
高压蒸汽 0.6 0.6
功率(*) 25.4 25.4
热油 21.9 0
加热炉用燃料 44.8 59.6
总计 100 96.4 85.6
能量节省比率(％) 0 3.6 14.4
*：根据最初能量进行了换算
[字母或数字的解释]
1：高压塔(高压部，高压二甲苯塔)
1a：塔底
1b：塔板部分(或填料床部分)
1c：塔顶
2：低压塔(低压部，低压二甲苯塔)
2a：塔底
2b：塔板部分(或填料床部分)
2c：塔顶
2d：液体取出单元
2e：液体池单元
3：加热器(再沸器)
4：压缩机
5：塔板
6：加压-进料装置
7：冷凝器
8：管束式热交换器
5，15：用于池的烟囱式塔板
9：用于池的烟囱式塔板
10，12，14：液体
11，13，18：蒸气
16：隔板
17：控制阀
21，22，23，24，25，26，27，28，29，30，31：管
101a：低压重整物分离塔
101b：高压重整物分离塔
102：HIDiC(二甲苯塔)
102a：HIDiC的低压二甲苯塔
102b：HIDiC的高压二甲苯塔
103：吸附塔
104：提取塔
105：对-二甲苯纯化塔
106a：低压提余液塔
106b：高压提余液塔
107：预-提余液塔
108：芳烃萃取装置
109：苯塔
110：甲苯塔
201：重整物分离塔
202：二甲苯塔
203：吸附塔
204：提取塔
205：对-二甲苯纯化塔
206：提余液塔
207：预-提余液塔
208：芳烃萃取装置
209：苯塔
210：甲苯塔
501：重整物分离塔
502a：低压二甲苯塔
502b：高压二甲苯塔
503：吸附塔
504：提取塔
505：对-二甲苯纯化塔
506：提余液塔
507：预-提余液塔
508：芳烃萃取装置
509：苯塔
510：甲苯塔
C：压缩机
E1至E4：内部热交换器
F：加热炉

Claims (16)

1.一种芳族烃制备装置，所述芳族烃制备装置包括：
第一蒸馏装置，其被配置成通过蒸馏从原料中获得富含具有8个以上碳原子的芳族烃的馏分和富含比所述具有8个以上碳原子的芳族烃轻的组分的馏分；
第二蒸馏装置，其被配置成通过蒸馏从由第一蒸馏装置所获得的所述富含具有8个以上碳原子的芳族烃的馏分中获得富含具有8个碳原子的芳族烃的馏分和富含具有9个以上碳原子的芳族烃的馏分；
吸附分离装置，其被配置成通过吸附分离从由第二蒸馏装置所获得的所述富含具有8个碳原子的芳族烃的馏分中分离对-二甲苯，并且获得提取液和提余液，所述提取液是包含脱附剂和对-二甲苯的流，而所述提余液是包含所述脱附剂和除对-二甲苯之外的二甲苯异构体的流；
第三蒸馏装置，其被配置成通过蒸馏从所述提取液中获得富含对-二甲苯的馏分和富含所述脱附剂的馏分；以及
第四蒸馏装置，其被配置成通过蒸馏从所述提余液中获得富含所述除对-二甲苯之外的二甲苯异构体的馏分和富含所述脱附剂的馏分，
其中第二蒸馏装置是包括如下部分的热联合蒸馏塔：
高压部，其包括整个或一部分的精馏段，并且被配置成在相对高的压力进行气-液接触；
低压部，其包括整个或一部分的汽提段，并且被配置成在相对低的压力进行气-液接触；
用于将所述低压部的塔顶蒸气引导到所述高压部的塔底的包含增压装置的管线；
用于将所述高压部的塔底液体引导到所述低压部的塔顶的管线；以及
热交换结构体，其被配置成将来自所述精馏段的热传递到所述汽提段，并且其中
第一蒸馏装置包括在相对低的压力操作的低压蒸馏塔和在相对高的压力操作的高压蒸馏塔，该低压蒸馏塔和高压蒸馏塔串联安置，
第一蒸馏装置的低压蒸馏塔是被配置成从所述原料中获得所述富含具有8个以上碳原子的芳族烃的馏分和所述富含比具有8个以上碳原子的芳族烃轻的组分的馏分的蒸馏塔，且
第一蒸馏装置的高压蒸馏塔是被配置成从由第一蒸馏装置的低压蒸馏塔所获得的所述富含比具有8个以上碳原子的芳族烃轻的组分的馏分中获得富含具有6至7个碳原子的烃的馏分和富含比所述具有6至7个碳原子的烃轻的组分的馏分的蒸馏塔。
2.根据权利要求1所述的装置，其中所述芳族烃制备装置被配置成使用第四蒸馏装置的塔顶蒸气作为一个或多个再沸器的热源，所述一个或多个再沸器选自提供给第一蒸馏装置的低压蒸馏塔的再沸器和提供给第三蒸馏装置的再沸器。
3.根据权利要求2所述的装置，其还包括第五蒸馏装置，该第五蒸馏装置被配置成通过蒸馏纯化由第三蒸馏装置所获得的所述富含对-二甲苯的馏分中所含的对-二甲苯，其中，
所述芳族烃制备装置被配置成使用第四蒸馏装置的塔顶蒸气作为提供给第五蒸馏装置的再沸器的热源。
4.根据权利要求2或3所述的装置，其中
第四蒸馏装置包括在相对低的压力操作的低压蒸馏塔和在相对高的压力操作的高压蒸馏塔，该低压蒸馏塔和高压蒸馏塔并联安置，
第四蒸馏装置的低压蒸馏塔是被配置成从所述提余液的一部分中获得富含所述除对-二甲苯之外的二甲苯异构体的馏分和富含所述脱附剂的馏分的蒸馏塔，
第四蒸馏装置的高压蒸馏塔是被配置成从所述提余液的另一部分中获得富含所述除对-二甲苯之外的二甲苯异构体的馏分和富含所述脱附剂的馏分的蒸馏塔，且
第四蒸馏装置的塔顶蒸气是第四蒸馏装置的高压蒸馏塔的塔顶蒸气。
5.根据权利要求4所述的装置，其中
所述第四蒸馏装置的高压蒸馏塔包含配有加热炉的再沸器。
6.根据权利要求4或5所述的装置，其中
所述芳族烃制备装置被配置成使用第四蒸馏装置的高压蒸馏塔的塔顶蒸气作为提供给第四蒸馏装置的低压蒸馏塔的再沸器的热源。
7.根据权利要求2或3所述的装置，其还包括：
芳烃萃取装置，其被配置成通过溶剂萃取从由第一蒸馏装置的高压蒸馏塔所获得的所述富含具有6至7个碳原子的烃的馏分中获得富含具有6至7个碳原子的芳族烃的流和富含具有6至7个碳原子的非-芳族烃的流；
第六蒸馏装置，其被配置成通过蒸馏从由所述芳烃萃取装置所获得的所述富含具有6至7个碳原子的芳族烃的流中获得富含苯的馏分和富含比苯重的组分的馏分；以及
第七蒸馏装置，其被配置成通过蒸馏从由第六蒸馏装置所获得的所述富含比苯重的组分的馏分中获得富含甲苯的馏分和富含比甲苯重的组分的馏分，
其中所述芳族烃制备装置被配置成使用第四蒸馏装置的塔顶蒸气作为提供给第七蒸馏装置的再沸器的热源。
8.根据权利要求7所述的装置，
其中第四蒸馏装置由单一蒸馏塔构成，并且第四蒸馏装置的塔顶蒸气是该单一蒸馏塔的塔顶蒸气。
9.根据权利要求1至8中任一项所述的装置，其中在所述吸附分离装置和第四蒸馏装置之间设置第八蒸馏装置，该第八蒸馏装置被配置成通过蒸馏移除包含在所述提余液中的杂质。
10.一种用于操作根据权利要求1所述的芳族烃制备装置的方法，其中
所述方法包括使用第四蒸馏装置的塔顶蒸气作为一个或多个再沸器的热源，所述一个或多个再沸器选自提供给第一蒸馏装置的低压蒸馏塔的再沸器和提供给第三蒸馏装置的再沸器。
11.根据权利要求10所述的方法，其中
所述芳族烃制备装置包括第五蒸馏装置，该第五蒸馏装置被配置成通过蒸馏纯化由第三蒸馏装置所获得的所述富含对-二甲苯的馏分中所含的对-二甲苯，且
所述方法包括使用第四蒸馏装置的塔顶蒸气作为提供给第五蒸馏装置的再沸器的热源。
12.根据权利要求10或11所述的方法，其中
第四蒸馏装置包括在相对低的压力操作的低压蒸馏塔和在相对高的压力操作的高压蒸馏塔，该低压蒸馏塔和高压蒸馏塔是并联安置的，
第四蒸馏装置的低压蒸馏塔是被配置成从所述提余液的一部分中获得富含所述除对-二甲苯之外的二甲苯异构体的馏分和富含所述脱附剂的馏分的蒸馏塔，
第四蒸馏装置的高压蒸馏塔是被配置成从所述提余液的另一部分中获得富含所述除对-二甲苯之外的二甲苯异构体的馏分和富含所述脱附剂的馏分的蒸馏塔，且
所述方法包括使用第四蒸馏装置的高压蒸馏塔的塔顶蒸气作为第四蒸馏装置的塔顶蒸气。
13.根据权利要求12所述的方法，其中
所述方法包括使用第四蒸馏装置的高压蒸馏塔的塔顶蒸气作为提供给第四蒸馏装置的低压蒸馏塔的再沸器的热源。
14.根据权利要求10或11所述的方法，其中
所述芳族烃制备装置还包括：
芳烃萃取装置，其被配置成通过溶剂萃取从由第一蒸馏装置的高压蒸馏塔所获得的所述富含具有6至7个碳原子的烃的馏分中获得富含具有6至7个碳原子的芳族烃的流和富含具有6至7个碳原子的非-芳族烃的流；
第六蒸馏装置，其被配置成通过蒸馏从由所述芳烃萃取装置所获得的所述富含具有6至7个碳原子的芳族烃的流中获得富含苯的馏分和富含比苯重的组分的馏分；以及
第七蒸馏装置，其被配置成通过蒸馏从由第六蒸馏装置所获得的所述富含比苯重的组分的馏分中获得富含甲苯的馏分和富含比甲苯重的组分的馏分，且
所述方法包括使用第四蒸馏装置的塔顶蒸气作为提供给第七蒸馏装置的再沸器的热源。
15.根据权利要求14所述的方法，其中
第四蒸馏装置由单一蒸馏塔构成，并且
所述方法包括使用该单一蒸馏塔的塔顶蒸气作为第四蒸馏装置的塔顶蒸气。
16.根据权利要求10至15中任一项所述的方法，其中
所述芳族烃制备装置包括在所述吸附分离装置和第四蒸馏装置之间的第八蒸馏装置，该第八蒸馏装置被配置成通过蒸馏移除所述提余液中所含的杂质。
CN201310566301.6A 2012-11-16 2013-11-14 芳族烃制备装置 Expired - Fee Related CN103819297B (zh)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
JP2012-251952 2012-11-16
JP2012251952A JP6033050B2 (ja) 2012-11-16 2012-11-16 芳香族炭化水素製造装置

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN103819297A CN103819297A (zh) 2014-05-28
CN103819297B true CN103819297B (zh) 2017-07-14

Family

ID=49474295

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201310566301.6A Expired - Fee Related CN103819297B (zh) 2012-11-16 2013-11-14 芳族烃制备装置

Country Status (7)

Country Link
US (1) US9573866B2 (zh)
EP (1) EP2732860B1 (zh)
JP (1) JP6033050B2 (zh)
KR (1) KR20140063456A (zh)
CN (1) CN103819297B (zh)
DK (1) DK2732860T3 (zh)
ES (1) ES2666548T3 (zh)

Families Citing this family (18)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US9302955B2 (en) * 2013-09-27 2016-04-05 Uop Llc Systems and methods for separating xylene isomers using selective adsorption
SG11201604922SA (en) * 2013-12-17 2016-07-28 Bp Corp North America Inc Enhanced heat recovery in paraxylene plant
CN104383707A (zh) * 2014-12-05 2015-03-04 四川中腾能源科技有限公司 一种芳构化稳定分馏系统工艺
US9803145B2 (en) 2015-08-24 2017-10-31 Saudi Arabian Oil Company Power generation from waste heat in integrated crude oil refining, aromatics, and utilities facilities
KR102093305B1 (ko) * 2015-12-16 2020-03-26 유오피 엘엘씨 방향족 콤플렉스에서의 올레핀 포화를 위한 방법 및 장치
JP6566876B2 (ja) * 2016-01-26 2019-08-28 東洋エンジニアリング株式会社 内部熱交換型蒸留塔の熱交換量調節方法
US10287512B2 (en) * 2017-06-29 2019-05-14 Uop Llc Process and apparatus for desorbent recovery
CN107200673A (zh) * 2017-07-07 2017-09-26 安徽卓泰化工科技有限公司 一种二甲苯生产装置
CN109867580A (zh) * 2017-12-01 2019-06-11 唐山旭阳化工有限公司 从加氢残油分离芳烃溶剂油和萘相关产品的方法和装置
FR3080852B1 (fr) * 2018-05-04 2020-05-08 Axens Procede et dispositif de separation d'aromatiques inverse
FR3080857B1 (fr) * 2018-05-04 2020-05-08 Axens Procede et dispositif de separation d'aromatiques sous vide
CN108911938B (zh) * 2018-08-22 2024-01-23 樊晓光 一种粗苯蒸馏系统中的中、低压蒸汽加热工艺及装置
CN110937973B (zh) * 2018-09-25 2022-10-11 中国石油化工股份有限公司 一种生产对二甲苯的装置及工艺
CN110937969B (zh) * 2018-09-25 2022-10-11 中国石油化工股份有限公司 生产对二甲苯的装置及工艺
KR20210084901A (ko) * 2019-12-30 2021-07-08 한화솔루션 주식회사 트레이형 증류장치
CN111617508B (zh) * 2020-06-05 2022-02-08 滨州裕能化工有限公司 Gbl并流多效精馏装置
WO2024030744A2 (en) * 2022-08-03 2024-02-08 Eastman Chemical Company Recycled content hydrocarbon from a resin facility to recycled content paraxylene
WO2024030743A2 (en) * 2022-08-03 2024-02-08 Eastman Chemical Company Recycled content hydrocarbon from a resin facility to recycled content paraxylene

Family Cites Families (12)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4041091A (en) * 1976-02-19 1977-08-09 Uop Inc. Fractionation of aromatic streams
DE69529146T2 (de) 1994-08-29 2003-11-13 Kimura Chemical Plants Co Destillationskolonne mit innerem wärmeaustausch
JP2694425B2 (ja) 1994-08-29 1997-12-24 木村化工機株式会社 内部熱交換型蒸留塔
JP3990202B2 (ja) 2002-06-17 2007-10-10 木村化工機株式会社 内部熱交換型蒸留塔
PL391673A1 (pl) * 2007-07-30 2010-12-06 Uop Llc Sposoby produkcji ksylenu i urządzenie ze zintegrowaną obróbką surowca
JP4803470B2 (ja) * 2009-10-05 2011-10-26 独立行政法人産業技術総合研究所 熱交換型蒸留装置
US8609922B2 (en) * 2010-08-25 2013-12-17 Uop Llc Energy conservation in heavy-hydrocarbon distillation
US8916740B2 (en) 2010-08-25 2014-12-23 Uop Llc Energy conservation in heavy-hydrocarbon distillation
US8840762B2 (en) * 2010-08-25 2014-09-23 Uop Llc Energy conservation in heavy-hydrocarbon distillation
JP2012080525A (ja) 2010-10-04 2012-04-19 Toshiba Corp 画像処理装置および画像処理方法
US20120085126A1 (en) 2010-10-06 2012-04-12 Exxonmobil Research And Engineering Company Low energy distillation system and method
JP5923367B2 (ja) 2012-03-30 2016-05-24 東洋エンジニアリング株式会社 熱交換型蒸留装置

Also Published As

Publication number Publication date
CN103819297A (zh) 2014-05-28
DK2732860T3 (en) 2018-03-26
JP6033050B2 (ja) 2016-11-30
KR20140063456A (ko) 2014-05-27
EP2732860B1 (en) 2018-02-21
EP2732860A2 (en) 2014-05-21
US9573866B2 (en) 2017-02-21
EP2732860A3 (en) 2015-05-20
JP2014097966A (ja) 2014-05-29
ES2666548T3 (es) 2018-05-07
US20140142364A1 (en) 2014-05-22

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN103819297B (zh) 芳族烃制备装置
US7452458B2 (en) Process for the treatment of a hydrocarbon feedstock
KR101525712B1 (ko) 중질 탄화수소 증류에서의 에너지 보존
CN105837389B (zh) 一种生产对二甲苯的方法及此过程的换热网络
RU2507188C1 (ru) Энергосбережение при дистилляции тяжелых углеводородов
KR101524956B1 (ko) 중질 탄화수소 증류에서의 에너지 보존
EP2875850A1 (en) Heat integrated three columns for separating 1-butene
MX2013004319A (es) Proceso para hidrocraquear una materia prima de hidrocarburo.
US20090139852A1 (en) Separation Method And Apparatus
CN103816691B (zh) 蒸馏装置和用于控制该蒸馏装置的方法
CN1134748A (zh) 深冷分离
JP6689201B2 (ja) Ｔｏｌ／ａ９＋トランスアルキル化プロセスからの反応器流出流を分離するためのエネルギー効率のよい分別方法
CN106661460A (zh) 包括异构化步骤然后是至少两个分离步骤的汽油生产方法
EP2790805A1 (en) Separation of hydrocarbon families or of individual components by consecutive extractive distillations performed in a single column
CN114096338B (zh) 作为使用分隔壁塔的异构化单元的副产物的己烷的纯化
CN202107668U (zh) 一种分离重整生成油的分壁塔
CN110180202A (zh) 一种宽馏程低色度高沸点芳烃溶剂的生产系统和生产方法
CN105555743B (zh) 用于形成具有经选择量的c9芳族化合物的c8芳族化合物料流的装置和方法
KR20140127301A (ko) 흡착 분리 및 분류를 이용하여 생성물을 회수하기 위한 방법 및 장치
US11453829B2 (en) Process for improving the production of benzene and toluene
FR3038906B1 (fr) Procede de traitement d'une charge hydrocarbonee contenant de l'hydrogene et des hydrocarbures
US7544284B2 (en) Process for the recovery of a hydrogen-rich gas and a stabilized liquid
CN103215066B (zh) 一种液态烃类混合物的精馏分离装置及方法
CN106916602A (zh) 用于针对低聚轻质烯烃的工艺的分馏方法
RU2809322C2 (ru) Гексан в качестве побочного продукта установки изомеризации, использующей колонну с разделительной стенкой

Legal Events

Date Code Title Description
C06 Publication
PB01 Publication
C10 Entry into substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
GR01 Patent grant
GR01 Patent grant
CF01 Termination of patent right due to non-payment of annual fee

Granted publication date: 20170714

Termination date: 20181114

CF01 Termination of patent right due to non-payment of annual fee