CN104159647A - 利用吸附分离和分馏回收产物的方法及装置 - Google Patents

Abstract

本发明提供一种用于利用吸附分离由进料物流分离组分的根据各种方案的方法和装置。该方法进一步包括将提取物物流和提余物物流之一引导至高压蒸馏塔。另外，该方法包括泵送所述提取物物流和提余物物流之一以增加该物流中的压力以使所述提取物物流和提余物物流之一流入蒸馏塔的入口。

Description

利用吸附分离和分馏回收产物的方法及装置

优先权声明

本申请要求均于2012年3月9日提交的美国临时申请No.61/609,250和No.61/609,254以及均于2013年2月25日提交的美国申请No.13/775,450和No.13/775,460的权益。

技术领域

本发明涉及一种用于利用由进料物流吸附分离组分并分馏而回收产物的方法。更具体而言，本发明涉及用于利用一个或多个泵将来自吸附分离单元的物流泵送至分馏塔而分离优先吸附组分的装置及方法。

发明背景

对二甲苯和间二甲苯是化学和纤维工业中的重要原材料。由对二甲苯衍生的对苯二甲酸用于生产聚酯纤维及当今广泛利用的其它制品。间二甲苯是一种用于制造包括杀虫剂和间苯二甲酸的许多有用产品的原材料。邻二甲苯用于生产邻苯二甲酸酐，其供给需求大但相对较成熟的市场。乙苯通常存在于二甲苯混合物中，有时由苯乙烯生产回收，但通常视为不太合意的C8芳烃组分。吸附分离、结晶化及分馏之一或组合已用于获得这些二甲苯异构体，其中吸附分离占主要对二甲苯异构体的新建工厂的绝大部分市场份额。

在这些芳族烃之中，二甲苯的整体重要性比得上作为工业化学品原料的苯的整体重要性。二甲苯和苯通过重整石脑油由石油生产，但产量不足以满足需求，因此需要转化其它烃来增加二甲苯和苯的产量。通常，将甲苯脱烷基化产生苯或选择性歧化得到苯和C8芳烃，由C8芳烃回收相应的二甲苯异构体。

芳烃联合装置的流程过程已由Meyers公开于Handbook of PetroleumRefining Processes,McGraw-Hill,1997年第二版，将其以引用方式并入本文。

芳烃联合装置通常包括用于实施一次或多次吸附分离以分离二甲苯异构体中的一种或多种的一个或多个吸附分离容器，进料物流包括所需的异构体和一种或多种其它异构体。用于吸附分离的方法广泛阐述于文献中。例如，关于对二甲苯回收的一般说明在Chemical Engineering Progress，1970年9月的版本(第9期，第66卷)的第70页给出。描述有用的吸附剂和脱附剂、包括用于分配液流的旋转阀的模拟移动床系统的机械部件、吸附剂室和控制系统的内件的可用参考文献已有很长历史。利用模拟移动床通过与固体吸附剂接触来连续分离流体混合物的组分的原理如US2,985,589中所述。US 3,997,620将模拟移动床的原理应用于由含有C₈芳烃的进料物流回收对二甲苯，且US 4,326,092教导了由C8芳烃物流回收间二甲苯。

加工C8芳烃的吸附分离单元通常利用吸附剂和进料物流的模拟逆流移动。该模拟是利用已有商业技术来进行，其中使吸附剂保持就位于一个或多个圆柱形吸附剂室中且该过程中所涉及的物流进入和离开所述室的位置沿着这些床的长度缓慢移位。典型的吸附分离单元在图6中图解说明，其包括在该程序中采用的至少四个物流(进料、脱附剂、提取物和提余物)，进料物流和脱附剂物流进入该室以及提取物物流和提余物物流离开该室的位置同时以设定间隔沿同一方向移位。输送点位置的每次移位将液体输送至该室内的不同床或由该室内的不同床移除液体。一般而言，为模拟吸附剂在室内相对于流体物流的逆流移动，这些物流在室内沿一般流体流动方向(即，向下游方向)移位以模拟固体吸附剂沿相反方向(即，向上游)移动。

本领域认识到，残留化合物在输送管线中的存在可对模拟移动床工艺产生有害影响。US 3,201,491、US 5,750,820、US 5,884,777、US 6,004,518和US 6,149,874教到了冲洗用于将进料物流传输至吸附剂室的管线作为提高回收的提取物或吸附物组分的纯度的手段。除上文所述的四个主要管线之外，吸附分离工艺或单元中也可存在额外的冲洗物流。

生产二甲苯的芳烃联合装置是主要的能量消耗者，特别是在用以制备进料以及由转化工艺分离产物的蒸馏/分馏操作中。二甲苯与重芳烃的分离特别提供实质能量节约潜力。

最近，已通过对传统芳烃流程的改进实现了芳烃联合装置的能量效率。这些工艺中的能量节约不仅降低了加工成本而且可解决当前对碳排放的关注。各自以全文引用的方式并入本文中的美国专利申请No.12/868,286、No.12/868,309、No.12/868,179和No.12/868,123提供了用于重烃蒸馏中的能量节约的装置及方法，包括经由吸附分离来分离二甲苯异构体。

上文提到的申请中所述的系统至少部分地由分馏塔之间的热整合获得能量效率。为此，芳烃联合装置内的一个或多个蒸馏塔在相对于先前联合装置设计和相对于彼此不同的压力下操作，在某些方式中包括提取物和/或提余物蒸馏塔。应注意，蒸馏与分馏在本文中可互换使用。也可在包括提取物塔进料管线的联合装置中各个位置处存在更多热交换器。更具体而言，通过操作在不同压力下的蒸馏塔，则可使用来自塔的热来提供再沸一或多个其它塔的热量。在某些方式中，可利用直接热交换。例如，加压的提取物蒸馏塔可提供再沸苯分馏塔和成品塔中的一个或多个的热量。加压的提余物蒸馏塔可提供再沸重整产物分离塔、甲苯蒸馏塔及脱庚烷塔中的一个或多个的热量。在相同或其它方式中，也可经由产生中压蒸汽来提供直接热交换。例如，高压二甲苯塔133可提供再沸低压二甲苯塔130和提取物塔152的热量，而此又会再沸苯塔123和成品塔155。

就此而言，已发现，尽管在升高的压力下操作提取物蒸馏塔和/或提余物蒸馏塔，连同在提取物和/或提余物塔进料管线中包括额外热交换器可提供能量节约，但如果吸附分离单元在传统条件和压力下操作则升高的压力通常对于吸附分离单元与分馏塔之间的压差而言太高以至于不能提供用于使流体由吸附分离单元移动穿过管线或管道并进入分馏塔的驱动机制。吸附区段的操作压力传统上设定成确保室中的工艺流体保持在液相并且使得诸如提取物和提余物的输出物流可被压入下游蒸馏塔中而无需泵。这些流动必须始终小心控制从而恰当操作吸附分离单元。由于吸附分离单元与提取物和提余物蒸馏塔之间的压差提供了用于使提取物物流和提余物物流向其移动的驱动机制，因而这些塔中的增加的压力可影响提取物物流和提余物物流的适当流动。就此而言，考虑到流体物流在离开吸附分离单元与流动穿过连接吸附分离单元与分馏塔的管线或管道以及沿着该管线所遇到的任意其它设备之间经历的压力损失，吸附分离单元中的压力必须足够高于传统操作压力以提供用于驱动所述流体流的压差。

为了在新方案中保持吸附区段的传统设计，必须增加吸附分离室的操作压力。虽然可改动如图6中所示的提取物和提余物塔底部的当前泵以及在目前设计各处的其它泵，以产生该增加的压力，但已发现，由于以下原因这是不合意的。首先，这增加了包括吸附分离单元和室的芳烃联合装置各处的压力。由于精心校准吸附分离单元经以提供对优选的二甲苯异构体的最大分离，因而操作压力的这种改变可对吸附分离室的操作产生负面影响。其次，增加吸附分离室和系统各处的压力伴随着其自身能量损耗，这可抵销通过上文所述新方案所得到的能量益处。再者，制造能够耐受增加的压力的设备以及支持加强的设备所需的基础设施增加了制造中存在的材料和难度，且此增加了芳烃联合装置的资本成本。

最后，某些模拟吸附分离单元包括用于将流体引导至吸附分离室的不同端口中的旋转阀，如在例如US 3,040,777和US 3,422,848中所述，将它们以引用方式并入本文中。这些旋转阀包括旋转阀密封片。已发现，密封片的寿命在吸附分离室内的较高操作压力下缩短。

附图简要说明

图1是具有能量节约的芳烃联合装置及工艺的简化图；

图2示出了能量节约在由重芳烃蒸馏C8芳烃中的应用；

图3图解说明了芳烃联合装置内的特定单元的实例，其中直接热交换可实现能量节约；

图4图解说明了其中应用本文中所述的能量节约概念中的一些概念作为对其它能量节约的补充或替代的芳烃联合装置；

图5图解说明了由芳烃联合装置内的特定单元产生蒸汽；

图6是包括吸附分离单元以及提余物分馏塔和提取物分馏塔的传统芳烃联合装置的简化图；

图7是旋转阀的分解图，其中阀头已移除；

图8是在吸附分离单元与分馏塔之间包括至少一个泵的芳烃联合装置的简化图；以及

图9是图解说明多个泵系统的图8的芳烃联合装置的简化图。

本领域技术人员应了解，附图中的组件是为了简单及清晰而以图解方式描述，未必按照比例绘制。例如，这些附图中的某些组件的尺寸和/或相对位置可能相对于其它组件被放大以有助于促进对本发明各种实施方案的理解。此外，在一种商业可行的实施方案中有用或必要的常见但被充分理解的组件通常未绘出以有利于不太受遮挡的呈现本发明的这些各种实施方案。应进一步了解，某些动作和/或步骤可能是按特定的发生次序描述的，但本领域技术人员应理解，实际上并不要求这样的顺序特异性。也应理解，本文中所使用的术语和表述具有如前所述的本领域技术人员赋予这些术语和表述的普通技术含义，本文中以其它方式描述了不同的特定含义的情形除外。

优选实施方案的具体描述

本工艺和装置的进料物流通常包含通式C6H(6-n)Rn的烷基芳族烃，其中n是0-5的整数且每个R可是任意组合的CH3、C2H5、C3H7或C4H9。本发明工艺的富含芳烃的进料物流可衍生自各种来源，包括但不限于对石脑油、馏出物或其它烃的催化重整、蒸汽热解而产生轻烯烃和富含较重芳烃的副产物(包括通常称作“pygass”的汽油范围物质)，以及对馏出物或重油的催化裂化或热裂化而产生在汽油范围内的产物。通常将来自热解操作或其它裂化操作的产物在装料至联合装置之前根据业内已知的工艺进行加氢处理以移除会影响产物质量和/或损害处理这些进料中使用的催化剂的硫、烯烃和其它化合物。也可有利地根据已知技术对来自催化裂化的轻循环油进行加氢处理和/或加氢裂化以产生在汽油范围内的产物；加氢处理优选也包括催化重整以产生富含芳烃的进料物流。若进料物流是催化重整产物，则重整装置优选在高苛刻度下操作以实现高芳烃收率，以及产物中的非芳烃低浓度。

根据本发明的工艺和装置包括用于分离烃物流的组分的吸附分离单元150。吸附分离被应用于对各种烃和其它化学产品的回收。已被公开的利用此方式的化学分离包括将芳烃混合物分离成特定芳烃异构体，由非线性脂族和烯属烃分离线性烃、由包含芳烃和石蜡两者的进料混合物分离石蜡或芳烃、分离用于药物和精细化学品中的手性化合物、分离含氧物(oxygenates)如乙醇和醚，分离碳水化合物如糖。芳烃分离包括二烷基取代的单环芳烃和二甲基萘的混合物。

构成现有技术文献和本发明的下述说明(但本发明并不受限于此)的焦点的主要商业应用是由C₈芳烃混合物回收对二甲苯和/或间二甲苯，这是由于对这些产物的通常高纯度要求。此类C₈芳烃通常在联合装置内通过石脑油催化重整后进行萃取和分馏或者通过在这种联合装置中对富含芳烃的物流烷基转移或异构化而衍生出；该类C₈芳烃通常包含二甲苯异构体与乙苯的混合物。利用模拟移动床吸附来处理C₈芳烃通常旨在回收高纯度对二甲苯或高纯度间二甲苯；高纯度通常定义为至少99.5重量％，优选至少99.7重量％所期望产物。应理解，虽然下述详细说明集中在由二甲苯与乙苯的混合物物流回收高纯度对二甲苯，但本发明并不受限于此，本发明也适用于由包含两种或更多种组分的物流分离其它组分。本文中所用的术语优先吸附组分是指进料物流中的比该进料物流的一种或多种非优先吸附组分更优先被吸附的一种组分或多种组分。

图1是根据本发明的各种实施的能量有效的芳烃联合装置实例。进料物流经由管线或管道110经升高该进料物流温度的热交换器112和113输送至重整产物分离塔114。分别由净对二甲苯产物和来自吸附分离工艺的回收脱附剂，经由管道212和213提供热交换，吸附分离工艺随后将在本节讨论。

在一个实例中，C8和较重芳烃作为塔底物物流在管道116中被排出而经由管道118在塔顶回收的甲苯和较轻烃被送至萃取蒸馏工艺单元120，该单元分离出管道121中的主要脂族提余物和管道122中的苯-甲苯芳烃物流。管道122中的芳烃物流连同管道145中的经汽提的烷基转移产物以及管道157中的来自对二甲苯成品塔的塔顶物在分馏塔123中分离成管道124中的苯物流和管道125中的甲苯和较重芳烃物流，后者被送至甲苯塔126。在管道127中由该塔塔顶回收甲苯，并可部分或全部被送至所示烷基转移单元140，如下文所述。

来自甲苯塔126的塔底物物流经由管道128连同在经由粘土处理器117处理之后的在管道116中的来自重整产物分离塔的塔底物物流以及管道138中的重芳烃清洁物流一起输送至低压第一二甲苯塔130。该塔的进料物流特征为较高沸点进料物流，因为其通常含有超过5重量％的C9+芳烃和通常超过10重量％的C9+芳烃。具有显著C9和更重芳烃含量的其它C8芳烃物流(包括由联合装置外部的来源获得的物流)也可添加至该较高沸点进料物流中；取决于总体能量平衡，也可包括物流165中的脱庚烷塔塔底物的一部分。所述低压二甲苯塔分离出作为塔顶物流的在管道131中的浓缩第一C8芳烃物流与作为塔底物物流的在管道132中的包含C9、C10和更重芳烃的高沸点第一C9和更重物流。

同时，异构化的C8芳烃物流经由管道165输送至高压第二二甲苯塔133。其特征为较低沸点进料物流，含有与塔130的进料相比较低浓度的易受分解的重质物质，由此可增加第二塔压力以实现能量节约。具有类似的低C9和更重芳烃含量的其它含C8芳烃的物流(包括由联合装置外部的来源获得的物流)也可包含在该塔的进料物流中。第二二甲苯塔将分离作为塔顶物的在管道134中的第二C8芳烃物流与管道132中的第二C9和更重物流。在管道134中的来自高压二甲苯塔的塔顶蒸气的至少一部分优选用于在再沸器135中再沸低压二甲苯塔130，作为冷凝液在管道136中通向对二甲苯分离过程150以及作为塔133的回流(未示出)。另外，管道134中的塔顶物可用于为提取物塔152的再沸器或对本领域技术人员显而易见的或随后描述的其它此类操作提供能量。

输送至再沸器137的C9+塔底物物流可经由管道270中的再沸器之前的物流和管道259中的来自再沸器的经加热物流之一或两者为分别再沸重芳烃塔170和提余物塔159中之一或两者提供能量；该塔底物物流在热交换之后被送至重芳烃塔170。其它类似热交换操作对本领域技术人员是显而易见的。管道138中的净塔底物物流通常被输送通过塔130或者所述净塔底物物流可在管道139中直接与通至重组分塔170的管道132中的物流合并。该重组分塔提供含有C9和至少一些C10芳烃的在管道171中的塔顶物流，更高沸点化合物(主要为C11和更高烷基芳烃)作为塔底物物流经由管道172排出。该塔可如上文所述通过管道270中的二甲苯塔塔底物再沸。塔130和170的塔顶蒸气也可如图所示的分别经由管道230和271产生蒸汽，其中冷凝液充当至每个塔的回流或分别在物流131或171中充当净塔顶物。

在管道171中的来自重组分塔的C9+芳烃与管道127中所含的含甲苯塔顶物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塔142中汽提以移除管道143中的气体以及C7和较轻液体，C7和较轻液体经由管道144在异构物汽提塔166中稳定之后返回至萃取蒸馏120以回收轻芳烃。来自该汽提塔的塔底物在管道145中被送至苯塔123以回收苯产物和未转化的甲苯。

由二甲苯塔130和133提供的含有对二甲苯、间二甲苯、邻二甲苯和乙苯的第一和第二C8芳烃物流经由管道131和136输送至二甲苯异构体分离工艺150。本文中的说明可适用于对二甲苯以外的一种多种二甲苯异构体的回收；然而，该说明是为了便于理解而针对对二甲苯给出。该分离工艺在吸附分离单元150中进行，该吸附分离单元经由移动床吸附过程操作，提供对二甲苯与脱附剂的第一混合物，经由管道151至提取物塔152，该提取物塔将经由管道153的对二甲苯与管道154中的返回脱附剂分离。在一种方式中，吸附分离单元是如下文进一步所述的模拟逆流吸附分离单元150。

通过一种方式，提取物塔152优选在至少300kPa，更优选500kPa或更高的升高压力下操作，以使得来自该塔的塔顶物处于足够的压力和温度以经由管道256再沸成品塔155或经由管道265再沸脱庚烷塔164。经由管道256和265供应的用于再沸任务的热导致这些物流中的提取物冷凝，它们之一或两者回流至塔152(未示出)或作为管道153中的净物流被送至成品塔155。对二甲苯在成品塔155中提纯，得到经由管道156的对二甲苯产物和经由管道157返回至苯塔123的轻物质。

作为C8芳烃的非平衡掺合物的提余物与来自分离工艺150的脱附剂的第二混合物经由管道158送至提余物塔159，分离出在管道160中送至异构化的提余物和在管道161中的返回脱附剂。该提余物塔可在较高压力下操作以经由管道260产生蒸汽或在该联合装置的其它区域交换热量；来自此热交换的冷凝液充当至提余物塔的回流或充当管道160中的净塔顶物。在一种方式中，提余物塔在至少300kPA，更优选500kPA或更高的升高压力下操作。管道154和161中的回收的脱附剂以及净成品塔塔底物可分别经由管道213和212来加热管道110中的供入的进料物流。

包含二甲苯异构体与乙苯的非平衡掺合物的提余物经由管道160送至异构化反应器162。在异构化反应器162中，提余物被异构化以提供接近C8芳烃异构体平衡浓度的产物。该产物经由管道163输送至脱庚烷塔164，该塔移除C7和较轻烃且优选利用管道265中的来自提取物塔152的塔顶物再沸。来自该脱庚烷塔的塔底物经由管道165输送至二甲苯塔133以将C9和较重物质与异构化的C8芳烃分离。来自脱庚烷塔164的塔顶液体被送至汽提塔166，该塔分离出管道167中的塔顶轻物质和C6和C7物质，C6和C7物质经由管道168被送至萃取蒸馏单元120以回收和提纯苯和甲苯有价值物质。选择脱庚烷塔164和汽提塔166的压力从而以类似于本说明书中的其它地方所述的二甲苯塔的方式交换热量或产生蒸汽。

图2更详细地示出了在平行的二甲苯蒸馏塔130和133之间的本发明热交换。低压二甲苯塔130的进料包含经由管道128来自甲苯塔的塔底物、管道116中的来自重整产物分离塔的经粘土处理的塔底物和管道138中的清洁C8芳烃，且可包含不适合于在高压二甲苯塔中处理的其它含C8芳烃的物流以及在对能量平衡合适的情况下脱庚烷物流165的一部分。重质重整产物与甲苯塔塔底物的合并进料可含有容易在高温下降解的重芳烃，在低于800kPa的压力下操作使得能够在该塔底部和再沸器之间保持温度从而避免此类分解。低压二甲苯塔将浓缩C8芳烃在管道131中作为塔顶物与管道132中的作为塔底物物流的包含C9、C10和更重芳烃的高沸点物流分离。塔130的塔顶物流可至少部分地用于经由图1的管道230产生蒸汽或再沸如先前所述的其它塔，并因此冷凝而提供至该塔的回流以及净塔顶物，其在管道131中送至二甲苯分离。

同时，异构化的C8芳烃物流经由管道165输送至高压二甲苯塔133；此物流含有比塔130进料低的易受分解的重物质浓度；该塔压力相对于如先前所述的根据本发明的低压二甲苯塔的压力提高，以通过可用于交换适用水平的热量的同时存在的更高温度来实现能量节约。因此来自高压二甲苯塔133的塔顶蒸气的温度足以为芳烃联合装置中的其它操作提供有用能量。如所示，塔顶蒸气的温度足以在再沸器135中再沸低压二甲苯塔130，从而提供至塔133的回流和管道136中的净物流。管道138中的小净塔底物物流优选被送至低压塔130以用于剩余C8芳烃的回收。

另一选择或另外，来自高压二甲苯塔133的塔顶蒸气的温度足以产生可用于加热操作的蒸汽或足以再沸其它处理单元中的塔。这样的蒸汽通常是在超过300kPa、优选至少500kPa，最优选1000kPa或更高的压力下产生。该塔顶物流可与进料到蒸汽筒的水回路进行间接热交换。最通常，锅炉进水在与该蒸汽筒分开的热交换器中加热。服务于不同交换器的多个水回路彼此并联配置并对单个蒸汽筒进料以提供具有所期望压力的蒸汽产物，为此只需要一套设备。这样的蒸汽系统是已知的，且通过这样的教导加入详细描述，所述教导可参见US 7,730,854，将其以引用方式并入本文。

通常涉及工艺流体之间的相近温度方式的根据本发明的能量回收通过利用具有增强的泡核沸腾表面的交换器而改进。这种增强的沸腾表面可以如例如US 3,384,154、US 3,821,018、US 4,064,914、US 4,060,125、US3,906,604、US 4,216,826、US 3,454,081、US 4,769,511和US 5,091,075中所述的各种方式来实现，将它们均以引用方式并入本文。这种高通量配管特别适用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量或适用于由二甲苯塔塔顶产生蒸汽。

通常，这些增强的泡核沸腾表面并入管壳式热交换器的管上。这些增强的管以本领域技术人员已知的各种不同方式制成。例如，这些管可包含沿着通过机械加工该管而制得的管表面延伸的环形或螺旋形空洞。或者，可在该表面上提供若干翅片。另外，可刻划这些管以提供翼肋、凹槽、多孔层和诸如此类。

通常，更有效的增强的管是具有位于该管的沸腾侧上的多孔层的管。多孔层可以本领域技术人员已知的许多种不同方式提供。这些多孔表面的最有效部分具有被称作再入式空洞的结构，蒸气通过受限的空洞开口被捕获于该层的空洞中。在如US 4,064,914中所述的一种此类方法中，多孔沸腾层与导热壁一侧连接。多孔表面层的本质特征是具有毛细管尺寸的互连孔隙，这些互连孔隙中的某些互连孔隙与外表面连通。待沸的液体经由外部孔隙和表面下互连孔隙进入表面下空洞，且被形成这些空洞的壁的金属加热。该液体的至少一部分在该空洞内气化且所得气泡生长于空洞壁上。该液体的一部分最终经由这些外部孔隙由空洞出来，然后经由在该多孔层之上的液膜上升从而脱离至该液膜之上的气体空间中。额外液体由这些互连孔隙流入该空洞中，所述机制不断地重复。含有多孔沸腾层的这种增强的管可以商品名称High Flux Tubing市购，由伊利诺斯州Des Plaines的UOP LLC制造。

图3使用来自图1工艺的数字标号来图解说明芳烃联合装置内的特定单元的实例，在所述单元中来自一个或多个较高温度的塔的塔顶物与一个或多个较低温度的塔的再沸器的直接热交换可实现能量节约。管道134中的来自高压二甲苯塔133的塔顶物具有足以提供经由再沸器235再沸提取物塔152的能量的温度，二甲苯塔顶物在管道236中冷凝以作为回流或净塔顶物返回至133。可对该提取物塔加压以使得管道256中的塔顶物具有足以经由再沸器257再沸成品塔155的温度，提取物塔塔顶物在管道258中冷凝。如前所述，在管道156中回收产物对二甲苯。

图4概述了与图1相关的多种(非穷尽或排他地)直接热交换可能性。高压二甲苯塔133可提供热量以再沸低压二甲苯塔130、提取物塔152和提余物塔159中的一个或多个。低压二甲苯塔130可提供热量以再沸萃取蒸馏塔120。加压的提取物塔152可提供热量以再沸苯塔123和成品塔155中的一个或多个。加压的提余物塔159可提供热量以再沸重整产物分离塔114、甲苯塔126和脱庚烷塔164中的一个或多个。

图5概述了通过产生中压蒸汽进行间接热交换的可能性的非穷尽性实例。来自低压二甲苯塔130的塔顶物流230(图1)和来自加压的提余物塔159的塔顶物流260(图1)可在汇集器(header)100中产生0.6至2MPa且优选0.7至1.5MPa的中压蒸汽，其可用于再沸重整产物分离塔114、萃取蒸馏塔120和甲苯塔126中的一个或多个，增加了输出蒸汽至其它单元的可能性。蒸汽的这种产生和利用可视为对诸如图4中所述的其它能量节约的补充或替代。例如，高压二甲苯塔133可提供热量以再沸低压二甲苯塔130和提取物塔152，而后又再沸苯塔123和成品塔155。

如先前所提及，根据本发明的系统和装置包括用于分离对二甲苯的至少一个吸附分离单元150。图6图解说明了图1的芳烃回收工艺流程内的简化传统吸附分离单元，示出了提取物分馏塔和提余物分馏塔。

在一种方式中，吸附分离单元150模拟吸附剂和围绕液体的逆流移动，但其也可以并流连续工艺实施，如US 4,402,832和US 4,478,721中所公开的那样。液体组分的层析分离中的吸附剂和脱附剂的功能和性质是已知的，且可参考并入本文中的US 4,642,397以获得对这些吸附基本原理的额外说明。逆流移动床或模拟移动床逆流流动系统对于这些分离具有比固定床系统大得多的分离效率，因为吸附和脱附操作随着连续进料物流和提取物和提余物的连续产生而连续进行。对模拟移动床工艺的充分解释可参见Kirk-Othmer Encyclopedia of Chemical Technology，AdsorptiveSeparation节，第563页。

单元150的吸附分离工艺使进料物流5与容器中所含的吸附剂以及脱附剂物流10顺序接触以分离提取物物流15和提余物物流20。在该模拟移动床逆流流动系统中，多个液体进料和产物通道口或端口25沿着吸附剂室30和35向下的逐渐移位模拟了所述室中所含吸附剂的向上移动。模拟移动床吸附工艺中的吸附剂存在于一或多个容器或室中的多个床中；图6中示出了两个串联的室30和35，但也可利用单个室或其它数目的串联的室。每个容器30和35在处理空间中含有多个吸附剂床。这些容器中的每一个具有与吸附剂床数目相关的多个端口25，且进料物流5、脱附剂物流10、提取物物流15和提余物物流20的位置沿着端口25移位以模拟移动吸附剂床。包含脱附剂、提取物和提余物的循环液体分别经由泵40和45循环经过这些室。用以控制循环液体流动的系统描述于US 5,595,665中，但这些系统的细节并非对本发明至关重要。例如US 3,040,777和US 3,422,848中所表征的旋转盘式阀300实现了这些物流沿着吸附剂室移位以模拟逆流流动。尽管本文中描述了旋转盘阀300，但用于使这些物流沿着吸附剂室移位的其它系统和装置也包括在本文中，包括例如US 6,149,874中所述的利用多个阀来控制这些物流流至吸附剂室30和/或35以及由吸附剂室30和/或35流出的系统。

参考图7，描绘了用于吸附分离系统和工艺的示例性旋转阀300的简化分解图。底板474包括多个端口476。端口476的数目等于室中传输管线的总数。底板474还包括多个轨道478。轨道478的数目等于用于吸附分离单元(图7中未示出)的净输入、输出和冲洗管线的数目。这些净输入、输出和冲洗管线各自与专用轨道478流体连通。跨接管线470使给定轨道478与给定端口476流体连通。在一个实例中，净输入包括进料输入和脱附剂输入，净输出包括提取物输出和提余物输出，且冲洗管线包括一至四个冲洗管线。当转子480如所指示旋转时，每个轨道478通过跨接管线470实现与下一相继端口476流体连通。还提供了密封片472以在操作期间在旋转阀以逐步方式旋转从而使传输管线470移动至不同端口476时用于密封旋转阀300中的物流。该旋转阀还包括图6中所图解说明的包入该旋转阀的头部305。对头部305加压以使密封片472保持抵靠在底板474上。如先前所提及，已发现，在较高压力下操作该吸附分离单元需要头部305内的压力也在导致密封片472的早期降解的较高压力下操作。

吸附条件通常包括20℃-250℃的温度范围，其中对二甲苯分离优选60℃至200℃。吸附条件还包括足以保持液相的压力，可从大气压到2MPa。脱附条件通常包括与用于吸附条件相同的温度和压力范围。不同条件可能对于其它提取化合物是优选的。

如附图中所图解说明和下文关于本文中所述的本发明的各个方面进一步论述的，模拟移动床吸附中所涉及的各种物流可表征如下。“进料物流”是要通过该工艺分离的含有一种或多种提取物组分或优先吸附组分和一种或多种提余物组分或非优先吸附组分的混合物。“提取物物流”包含由吸附剂更选择性或优先吸附的提取物组分，通常是所期望的产物。“提余物物流”包含不太选择性吸附或非优先吸附的一种或种提余物组分。“脱附剂”是指能够脱附提取物组分的物质，其通常对进料物流的组分呈惰性且可容易地与提取物和提余物分离，例如经由蒸馏分离。

图解说明的流程中的提取物物流15和提余物物流20含有相对于来自该工艺的相应产物浓度为0％-100％的脱附剂。脱附剂通常通过常规分馏与提余物和提取物组分分离，所述分馏分别在如图6中所图解说明的提余物塔159和提取物塔152中进行，并通过提余物塔塔底物泵60和提取物塔塔底物泵65循环至物流10'以返回至该工艺中。图6以来自相应塔的塔底物示出了脱附剂，然而，在某些应用中，脱附剂可在沿着分馏塔152和159的不同位置处分离。该工艺的提余物产物70和提取物产物75在相应塔159和152中由提余物物流和提取物物流回收；来自C₈芳烃分离的提取物产物75通常主要包含对二甲苯和间二甲苯之一或两者，其中提余物产物70主要是非吸附C₈芳烃。

来自吸附分离单元的提取物和提余物流动在该吸附分离工艺的操作中很重要。特别地，吸附分离依靠在吸附分离室内在该室内的不同组分之间实现组成分布(compositional profile)，所述组分至少包括所述优先吸附组分、所述一种或多种非优先吸附组分和所述脱附剂。该组成分布在吸附分离单元150的操作期间与进料和回收物流移位一起沿着所述室移位。取决于具体端口处的组成分布，提取物物流和提余物物流由所述室在不同端口25处排出以实现高纯度物流。例如，由吸附分离室30和35在沿着所述室的其中流体的组成包括大量优先吸附组分和少量非优先吸附组分的位置取出提取物物流。该系统传统上依靠被动方式，即，依靠吸附分离单元150与下游分馏塔159和152之间的压差，来实现提取物和提余物物流离开吸附分离单元150的流动从而避免在利用有失败或故障危险的主动方式来产生并控制流动的情况下在实现产物纯度中的问题。这被视为对分离单元150的成功分离是重要的，这是因为提取物和/或提余物物流的备份(backup)可改变吸附分离单元150内的流动模式和因此改变组成分布。这可潜在影响由该系统实现的生产量和产品纯度。由于许多吸附分离系统要求高纯度，因此可对商业产生不利影响。

通过一种方式，提供泵550以将提取物物流和提余物物流之一由吸附分离单元150泵送至相应分馏塔。现参考图8的示意图，图解说明根据本发明一个方面的装置和工艺的一部分，示出了吸附分离单元150和分馏塔510。为了便于解释，将针对在吸附分离单元150与分馏塔510之间传输的流体一般性地描述该装置和工艺，然而，应理解，可对穿过管线15'流动至提取物分馏塔152的提取物物流和穿过管线20'流动至提余物分馏塔159的提余物物流之一或两者应用本发明。在吸附分离单元150与分馏塔510之间提供管道或管线505以载送物流。在一种方式中，当吸附分离单元150包括旋转阀300时，管线505连接于旋转阀300与分馏塔入口515之间以使得提取物物流经由管线505在旋转阀300的提取物物流管线与塔入口515之间传输。应理解，管线505可包括在吸附分离单元150与分馏塔510之间流体连通的一个或多个管线或管道。还应理解，分馏塔510可包括串联或并联布置的一个或多个分馏塔。另外，在仍保持在本发明的范畴内的同时可沿着管线505布置额外设备或装置。例如，如图8中所图解说明的那样，可沿着管线505布置一或多个热交换器或再沸器555以升高进入分馏塔510的物流的温度或将热量传输至该物流或由该物流传输走热量。

在一种方式中，如先前所提及，分馏塔510与传统系统相比在升高压力下操作以提供节能。在一种方式中，由于分馏塔510的该升高的内部压力，分馏塔入口515处的压力升高使得来自吸附区段的物流不流入或不以足够的流速流入分馏塔中。吸附区段处的操作压力将必须高于分馏塔入口515处的压力与沿着管线505的压降的总和。沿着管线505的压降通常因流体物流与壁、管、配管、阀和沿管线或管道505的其它设备(例如沿着管线505布置的热交换器或再沸器555)之间的摩擦而出现。应理解的是，物流将始终沿较高至较低压力的方向流动。吸附区段中相对于塔入口515处压力的较低压力意味着管线505中的液体流动将以相反方向进行。较低压力将不能将该物流的流动由吸附分离单元150驱动至分馏塔510中。由于物流在其穿过管线505时经历压降，因此这将包括分馏塔510在比沿着传输管线505的一个或多个位置(包括入口515)高的压力下操作。这也可在分馏塔510在比吸附分离单元150(包括室30和35之一或两者)高的压力下操作的情况下出现。

对于更多细节，分馏塔510可具有大气压力至2MPa的操作压力。在一个实例中，分馏塔510具有超过300kPa的操作压力。在另一实例中，分馏塔510具有超过500kPa的操作压力。在又一实例中，分馏塔510具有550kPa至2MPa的操作压力。在又一实例中，分馏塔510具有550kPa至600kPa的操作压力。

吸附分离单元150内的吸附条件包括足以保持液相的压力，其可为大气压至2MPa。在另一实例中，吸附分离单元具有800kPa至1100kPa的操作压力。在又一实例中，吸附分离单元具有850kPa至900kPa的操作压力。在一种方式中，吸附分离室30和35与分馏塔510之间的压降为600至800kPa。在另一方式中，该压降为700至750kPa。因此，已发现，来自吸附分离单元150的压力不足以提供物流至分馏塔510中的流动，这是因为管线505中的压降与入口压力515的总和超过了吸附分离单元150处的压力。

在一种方式中，为了克服分馏塔510内的升高压力以使得物流流动穿过吸附分离室150与分馏塔510之间的管线505，沿着提取物物流管线505提供泵550。泵550沿着吸附分离室150与分馏塔510之间的管线505布置。泵550实质上将分馏塔510与吸附分离室150分开从而克服了塔510在较高压力下操作的困难。泵550应提供足够的压头以克服吸附分离室与分馏塔510之间的沿着管线505的压差以将物流泵送至分馏塔510中。换言之，泵550应为管线505中的物流供应足够的能量以升高其压力超过下游塔的压力。这通常被称作泵压头。设备升高将对分馏塔510与吸附单元150之间的静压头产生影响，这也包括于泵压头中。在一种方式中，安装泵550以由吸附剂室30和35直接吸取。就此而言，在一种方式中，当吸附分离单元150如图6中所图解说明包括旋转阀300时，泵550构造成经由旋转阀300由合适提取物管线或提余物管线吸取，这取决于实施本发明的方式。

在一种方式中，可包括超过一个泵的泵550使物流压力升高50kPa至2.5MPa以便将物流泵送至分馏塔中。在另一方式中，泵550使物流压力升高150至500kPa。在另一方式中，泵550使物流压力升高200至400kPa。在又一方式中，泵550使物流压力升高250至350kPa。

如上所述，物流连续流过管线505至分馏塔510是很重要的。就此而言，泵应始终保持运转，因而可能需要额外的工艺控制。在一种方式中，泵550包括超过一个泵以便限制在这些泵之一失效或其它方式不能操作的情况下物流的回流或物流向下游流动中的其它中断。否则物流向吸附分离室150的回流或物流的流动中的中断可降低如先前所述的产物纯度和或生产量。通过这种方式，这些泵被并联配置。另外，所述超过一个泵可以下文进一步阐述的各种操作配置进行构造以提供物流的大体不间断流动，即使是在泵的故障或失效期间。

根据一种方式，沿着管线505的一个或多个泵是主泵且沿着管线505的一个或多个其它泵是在正常操作期间处于待用模式下的备用泵。例如，参考图9，其中使用两个泵，第一泵605是主泵，第二泵610是备用泵。在正常操作期间通常操作第一主泵605以将流体物流沿着管线505泵送至分馏塔510中，而第二备用泵610可构造成在第一泵不操作或以降低容量操作时操作。就此而言，第二泵610可经构造以在第一泵停止操作时自动开启或在操作员关闭第一泵605之前手动开启。或者，第一泵605和第二泵610可交替作为主泵和次泵，即使是在第一泵未失效时以例如保护这两个泵的寿命。

在另一方式中，两个或更多个泵可各自提供总工作负荷的百分比。还是参考图9，第一泵605和第二泵610可都充当主泵，其中每泵以低于所期望操作容量的100％操作来处理所述流动的一部分。例如，第一泵和第二泵可各自提供总操作流动容量的50％。任选的第三泵615可充当上文对前一方式所述的备用泵。第三泵615可在第一泵605或第二泵610停止操作时开始操作，且第三泵可提供先前已由该不再操作的泵提供的容量百分比。以此方式，这些主泵的泵送行为将不会在主泵605和610之一失效与次泵615开始操作之间的那个时间完全停止。如将理解的，根据此方式，可提供额外主泵和备用泵，其中每泵提供总容量的百分比。

根据各种方式，当泵550包括超过一个泵时，每个泵，例如图9中所图解说明的605和610，可分别包括其自带电源620和625。以此方式，若在操作期间出现电源620和625之一的失效以致泵605和610之一不能操作，则另一电源620或625可继续供应电力至另一泵605或610以使得物流可继续泵送至分馏塔510。

根据一个方面，电源625之一可包括不同于第一电源620的电源类型的替代电源类型。例如，第二电源625可是蒸汽涡轮驱动器。以此方式，若第一电源620因电力故障或其它事件而失效，则第二蒸汽涡轮驱动器可继续为第二泵610提供电力。蒸汽驱动泵方式往往在其中因其它工艺设备而存在表面冷凝器系统的操作位点是最经济的且可设置尺寸以适应来自增压泵驱动器的间歇性递增负荷。也可考虑其它类型的替代电源，可包括，例如燃气涡轮驱动器、来自电池或类似本地能量储存装置的不间断电源或电网设施。

根据各种方式，包括一个或多个泵的泵550在包括超过一个泵时可包括具有变速驱动器的变速泵。以此方式，泵550可构造成处理离开吸附分离单元150的物流的动态流动而无需控制阀。就此而言，沿着管线505提供用于控制流动穿过管线505的流体量的传统控制阀可被移除，而是可调整变速泵的速度来控制物流的流率。或者，可包括该所述控制阀以控制吸附分离单元150与分馏塔550之间的物质流动。这可因降低设备和制造成本以及控制阀所需的维护而进一步提供经济优点。

也可提供缓冲容器630，其与管线505流体连通。缓冲容器630可用于在泵550失效一段时间因而管线505的流体不能流入分馏塔510的情况下保持物流。可提供主动或被动控制以将物流的至少一部分转移至缓冲容器630中。例如，阀可在正常操作期间处于关闭状态，但在泵失效的情况下开启以允许物流经由管线635流入缓冲容器630中。或者，例如，因流体聚积而引起的管线505内的压力增加量可提供用于将流动穿过管线635的物流转移至缓冲容器中的驱动力。当泵操作恢复时，保持于缓冲容器中的流体可泵送或者以其它方式流回管线505中且通过管线505进入分馏塔510中。

根据各种方式，可提供控制系统640以控制如上文所述包括一个或多个泵的泵550。当如图9中所图解说明使用超过一个泵时，控制系统640控制泵605和610中每一个的操作。在一个实例中，当第一泵是主泵且第二泵是备用泵时，控制系统640可监测第一泵的失效并启动第二泵的操作以继续将物流经管线505泵送至分馏塔510中。就此而言，该控制系统可包括自动化的自动启动功能。可包括适当仪器或硬件如电磁启动隔离阀以在主泵失效的情况下立即将第二备用泵610带至在线。

根据上文所述的各种方式，可提供泵550用于即使为了提供能量节约或出于其它原因使分馏塔在升高压力下操作的情况下也使物流由吸附分离单元150流入分馏塔510。通过包括适当的泵失效保护机制，包括例如备用泵、缓冲容器、替代电源和/或控制系统，可减小由吸附分离单元150流动的物流的连续流动中断的风险，从而避免了中断吸附分离单元150的操作。

通过一种方式，图9中所图解说明的分馏塔510是如图1和图6中所示的提取物分馏塔152，管线或管道505将提取物物流由吸附分离单元150载送至提取物分馏塔152。通过另一方式，图9中所图解说明的分馏塔510是如图1和图6中所示的提余物分馏塔159，管线或管道505将提余物物流由吸附分离单元150载送至提取物分馏塔159。此外，本文中所述的发明可应用于诸如图1至图6中所图解说明的烃类转化工艺中的提取物物流和提余物物流这两者。

根据一种方式，提供一种用于使一种或多种优先吸附组分由包含该优先吸附组分和一种或多种非优先吸附组分的进料物流分离的方法。该方法包括在吸附分离工艺中分离所述优先吸附组分。

所述方法可包括利用吸附分离单元中的模拟逆流吸附分离来分离所述优先吸附组分。在一种方式中，该方法包括将提取物物流和提余物物流之一由吸附分离单元输送至分馏塔以分离该物流内的一种或多种组分。

该方法还包括在升高压力下操作分馏塔。通过一种方式，在压力下操作分馏塔以使得该塔入口压力与吸附区段与该塔之间的传输管线和设备中的压降的总和高于吸附单元压力。该方法包括将物流由吸附分离单元沿着传输管线泵送至分馏塔中以克服沿着该物流和分馏塔的一个或多个位置处的压差。该方法可包括如上文所述利用来自分馏塔的高压物流来加热另一物流、再沸器、塔或热交换器。

在一种方式中，该方法包括将提取物物流由吸附分离单元传输至提取物分馏塔以分离提取物产物。在此方式中，该方法包括将提取物物流泵送至提取物分馏塔中。在另一方式中，该方法包括将提余物物流由吸附分离单元传输至提余物分馏塔以分离提余物产物。在此方式中，该方法包括将提余物物流泵送至提余物分馏塔中。

现在讨论更多细节，在选择用于本模拟移动床工艺的吸附剂时，唯一的限制是特定吸附剂/脱附剂组合在所需分离中的有效性。吸附剂的一个重要特征是用于进料混合物物质的提取物组分的脱附剂的交换速率，或换言之，提取物组分的相对脱附速率。此特征与在该工艺中必须使用的用于由吸附剂回收提取物组分的脱附剂物质的量直接相关。较快的交换速率减少移除提取物组分所需的脱附剂物质的量，因此，能够减少该工艺的操作成本。借助较快交换速率，较少脱附剂物质必须泵送通过该工艺以及与提取物物流分离以再用于在该工艺中。

本发明的实施因此与对任何特定吸附剂或吸附剂/脱附剂组合的利用无关或并不限于对任何特定吸附剂或吸附剂/脱附剂组合的利用，因为不同筛/脱附剂组合用于不同分离。吸附剂可以是沸石也可不是沸石。可用于本发明的方法中的吸附剂的实例包括：非沸石分子筛(包括基于碳的分子筛)、硅酸盐和结晶铝硅酸盐分子筛(分类为X沸石和Y沸石)。关于这些微孔分子筛中的许多分子筛的组成和合成的细节提供于US 4,793,984中，将其关于此的教导并入本文中。关于吸附剂的信息也可由US 4,385,994、US4,605,492、US 4,310,440和US 4,440,871获得。

在通常在实质恒定的压力和温度下连续操作以确保液相的吸附分离工艺中，必须选择脱附剂物质以满足若干准则。首先，脱附剂物质应以合理质量流速率由吸附剂置换提取物组分而其本身不被太强吸附以致过度妨碍提取物组分在接下来的吸附循环中置换脱附剂物质。以选择性表示，优选吸附剂对所有提取物组分相对提余物组分的选择性大于其对脱附剂物质相对于提余物组分的选择性。其次，脱附剂物质必须与特定脱附剂和特定进料混合物兼容。更特定而言，其必须不降低或破坏吸附剂的能力或吸附剂对提取物组分相对提余物组分的选择性。另外，脱附剂物质不应与提取物组分或提余物组分起化学反应或引起提取物组分或提余物组分的化学反应。提取物物流和提余物物流都通常以与脱附剂物质的混合物由吸附剂空隙容量移出，涉及脱附剂物质与提取物组分或提余物组分或两者的任何化学反应将使产物回收复杂化或妨碍产物回收。脱附剂也应容易地与提取物和提余物组分分离，例如通过分馏。最后，脱附剂物质应易于得到且成本合理。脱附剂可根据特定应用包括重脱附剂或轻脱附剂。术语重和轻是就脱附剂相对于C8芳烃(即，邻二甲苯、间二甲苯、对二甲苯和乙苯)的沸点而言。本领域技术人员将了解，符号“C8”是指包含八(8)个碳原子的化合物。在某些实施方案中，重脱附剂选自由以下组成的组：对二乙苯、对二异丙苯、四氢化萘等、以及它们的组合。在某些实施方案中，可使用甲苯等作为轻脱附剂。对二乙苯(p-DEB)具有比C8芳烃异构体高的沸点，因此，p-DEB是当在分馏塔中与C8异构体分离时的塔底物(即，重)产物。类似地，甲苯具有比C8芳烃异构体低的沸点，因此，甲苯是当在分馏塔中与C8异构体分离时的塔顶物(即，轻)产物。p-DEB已成为用作对二甲苯分离中的脱附剂的商业标准。

上述说明和实例仅欲举例说明本发明而非限制其范围。虽然已图解说明并描述了本发明的特定实施方案，但应了解，本领域技术人员将想到众多改变和修改，且意欲在所述权利要求涵盖落入本发明的真正主旨和范围的所有那些改变和修改。

实施例

就投资回报而言评估对如上文关于图8至图9所述用于将物流泵送至分馏塔550中的泵550的使用。基本方案是如图1和图6中所述的设施，但不包括如上文所述的泵550。基本方案系统在遍布整个系统中(包括在吸附分离单元150以及室30和35内)的操作压力下操作以便利用吸附分离单元150与分馏塔550之间的正压差来提供用于使该物流移动至分馏塔中的驱动力。对本发明的初步经济分析表明，节约了大约500,000美元的容器材料方面的资金成本。在受影响的泵回路中交换器选择也将由于更低的机械设计压力而更便宜。估计净能量节约为每年大约50,000美元。一个或多个泵的成本预计不到100,000美元。

Claims (10)

1.一种用于通过模拟逆流吸附分离来分离进料物流中的组分的方法，该方法包括：

将包含至少一种优先吸附组分和至少一种非优先吸附组分的进料物流和脱附剂物流经由沿着多床吸附分离单元的两个不同相应传输管线引入两个不同端口中，并经由该多床吸附分离单元的两个不同端口排出提取物物流和提余物物流；

将提取物物流和提余物物流之一引导穿过由吸附分离单元的出口端口延续至高压分馏塔的入口的管线因而在提取物物流和提余物物流之一引导穿过该管线时出现压降；

高压分馏塔在高于吸附分离单元压力减去出现在提取物物流和提余物物流之一中的所述压降的压力下操作；以及

泵送所述提取物物流和提余物物流之一以增加该物流中的压力使所述提取物物流和提余物物流之一流动穿过所述分馏塔的入口。

2.如权利要求1所述的方法，其中提取物物流和提余物物流之一的引导包括：将提取物物流引导至提取物分馏塔以分离优先吸附组分与提取物物流内的脱附剂。

3.如权利要求1所述的方法，其中提取物物流和提余物物流之一的引导包括：将提余物物流引导至提余物分馏塔以分离非优先吸附组分与提余物物流内的脱附剂。

4.如权利要求1所述的方法，其中提取物物流和提余物物流之一的泵送包括：用第一泵以低于总操作容量的100％的操作容量泵送，以及用第二泵以低于总操作容量的100％的操作容量泵送。

5.如权利要求1所述的方法，其进一步包括在正常操作期间用主泵来泵送所述提取物物流和提余物物流之一并在该主泵操作的中断期间用备用泵来泵送所述提取物物流和提余物物流之一。

6.如权利要求1所述的方法，其进一步包括以可变速度来泵送所述提取物物流和提余物物流之一。

7.一种用于通过模拟逆流吸附分离来分离进料物流中的组分的装置，该装置包括：

具有吸附分离单元操作压力的吸附分离单元，其具有用于接收进料物流和脱附剂物流的端口和用于移除提取物物流和提余物物流的端口，该吸附分离单元构造成接收进料物流以及产生包括至少一种优先吸附组分的提取物物流和包括至少一种非优先吸附组分的提余物物流；

具有分馏塔操作压力的分馏塔，其用于由提取物物流和提余物物流之一分离脱附剂以产生产物流；

在所述吸附分离单元与所述分馏塔之间的流体连通管线，其用于将提取物物流和提余物物流之一由吸附分离单元载送至分馏塔且具有沿着吸附分离单元与分馏塔之间的管线出现的压力损失，其中分馏塔操作压力大于吸附分离单元操作压力减去沿着该管线出现的压降；以及

沿着所述管线的泵，其用于将提取物物流和提余物物流之一泵送穿过所述管线并进入分馏塔中。

8.如权利要求1所述的装置，其中所述泵包括在正常操作期间操作的主泵和在该主泵操作的中断期间操作的备用泵。

9.如权利要求1所述的装置，其中分馏塔包括提取物分馏塔且所述泵使提取物物流移动穿过所述管线进入该提取物分馏塔中。

10.如权利要求1所述的装置，其中分馏塔包括提余物分馏塔且所述泵使提余物物流移动穿过所述管线进入该提余物分馏塔中。