CN105008007B - 回收低温热的方法及其应用于芳烃联合装置 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种在工艺中回收可在低温下获得的热量的方法，以及其减少所述工艺的能量消耗的用途。该方法应用于芳烃联合装置，其中低温热在蒸馏塔顶部以低压蒸汽的形式回收并重新用于使其中工作压力可能已经降低的其它蒸馏塔重沸。
Description
技术领域
本发明涉及使用至少一个分馏塔和产生低压蒸汽的精炼和石化工艺的领域。
本发明特别适用于使用大量蒸馏塔的芳烃联合装置(aromatics complex)的情况。本发明的原理是基于在某些塔中产生低压(LP)蒸汽(steam)，由此产生的LP蒸汽在有或没有中间压缩的情况下用作载热流体，以便例如使可能已经经历压力降低的其它塔重沸，这使得所述塔的重沸器能够在较低温度下工作。
所产生的LP蒸汽也可以在有或没有中间压缩的情况下使用，以使其温度低于该产生的蒸汽的温度的其它流体预热。
更通常地对该工艺的工作条件和/或构造加以更改，从而一方面其对低温热的消耗(该低温热能够在联合装置中产生)有利于减少另一方面其对高温热的消耗。
就燃料和电力的消耗而言，使用由此产生的LP蒸汽，结合一些塔的工作条件的更改，为芳烃联合装置提供显著的能源整体增益。
这些增益在减少能源成本的背景下非常重要，并且可以应用于不同的工艺，特别是应用于芳烃联合装置。
本发明详细说明通过产生低压蒸汽能够回收由于其低温(约100℃至180℃)而被当做损耗的热量的方法，该低压蒸汽可以根据用途可能地被再压缩，以便用作一些塔的重沸器和/或一些经处理的流体的预热器中的载热流体。
现有技术讨论
工艺的能效改进是现有经济环境下的基本趋势。直到最近，可在一些交换器和特别是冷却塔中获得的温度为100℃至180℃的热量被当做损耗。实际上，在此温度水平下的热量并未经由与源自精炼或石化工艺，例如芳烃联合装置的“冷”工艺流体直接交换来使用。
本领域技术人员已知通过更改工艺的工作条件和/或使工艺流程方案其本身更复杂，来提高这些越来越重要的热量的温度。
例如，在分馏装置，例如蒸馏塔的情况下，本领域技术人员知道可以增加蒸馏塔的压力，然后在高温下获得塔顶(轻端)蒸气(vapour)。但是，工作压力的增加不可避免地伴有重沸器所需热量的增加，于是该重沸器在较高温度下工作。
附图简述
图1a为根据现有技术的流程图，其显示装备有其塔顶冷凝器和其塔底重沸器的蒸馏塔的基本构造，所述重沸器为加热炉(furnace)。
图1b根据本发明显示如何可以通过压缩和冷却来自所述塔的塔顶蒸气，来降低蒸馏塔的工作压力。工作压力的这种更改使得可以降低使该塔重沸所需的热流体的温度，和因此减少引起该重沸所需的热量。
图2根据本发明说明从表示为C4的塔的塔顶冷凝器中产生低压和中压蒸汽，以及将中压蒸汽用作表示为C7的塔的重沸器的载热流体。
图3为根据现有技术的芳烃联合装置的工艺方案。
图4为根据本发明的芳烃联合装置的工艺方案，即包括若干涉及一定数量的塔的低压蒸汽回路(以粗线描出)。
发明简述
本发明可以定义为一种回收在下文称作“联合装置(complex)”的精炼或石化工艺的一些热交换器中所含的低温热的方法。
形成本发明目的的该方法基本由以下步骤构成：形成产生自一些热源的低压(LP)蒸汽网络，(完全或部分)再压缩该低压蒸汽以将其转化成为中压(MP)蒸汽，和使用由此产生的蒸汽(LP和MP)作为用于工艺的各个功能的热源。特别地，可以使用所产生的LP和MP蒸汽，以便在可能已经降低所述塔的工作压力之后为一定数量的蒸馏塔的重沸器提供所需热量，从而降低其重沸器的工作温度。
在本发明的上下文中，低压(LP)蒸汽是压力为1至7巴绝对压力的蒸汽。中压(MP)蒸汽定义为压力为7巴绝对压力至15和17巴绝对压力之间的一个值的蒸汽，和高压(HP)蒸汽定义为压力超过17巴绝对压力的蒸汽。
更具体地，根据本发明的方法可以定义为一种回收被称为“联合装置”并且包括至少一个蒸馏塔的精炼或石化工艺中的低温热，即100℃至180℃热量的方法，所述方法由以下步骤组成：
1) 通过与至少一种低温热源交换来产生低压蒸汽(即处于1巴绝对压力至7巴绝对压力(abs) 的压力下(1巴= 0.1 MPa)，
2) 增加至少一个压缩阶段中的所生成的蒸汽的压力，以产生MP流，
3) 更改工艺的工作条件和/或构造，从而使一方面低温热的消耗有利于降低另一方面高温热的消耗，
4) 使用至少一部分由阶段1获得的LP蒸汽和由阶段2获得的MP蒸汽，以向由阶段3获得的低温热消耗装置提供必要的热量。
根据本发明的一个变型，由阶段1获得的蒸汽的其它部分用来发电。
根据本发明的一个变型，阶段2借助于两级压缩机进行。
根据本发明的另一个变型，阶段2借助于使用HP蒸汽作为驱动流体的喷射器(ejector)进行。
阶段3可以以互相不排斥的多种方式进行，即实施阶段3的各种方式的任何组合处于本发明范围内。
- 在第一个实施方案中，阶段3通过降低工艺的一个或多个蒸馏塔中的工作压力来进行，以将其重沸器的温度降低至低于由阶段2获得的蒸汽的温度。
- 在第二个实施方案中，阶段3借助于交换器网络的更改来进行，所述交换器网络用于预热联合装置的蒸馏塔的进料。
根据本发明的方法，使得能够产生低压(LP)蒸汽的至少一些低温热源选自形成第一组E1的联合装置的一些蒸馏塔的冷凝器。
根据本发明的一个变型，由阶段1获得的低压蒸汽直接用作供给至联合装置的某些塔的重沸器的载热流体。
根据本发明的另一个变型，由阶段1获得的低压蒸汽在再压缩之后用作供给至联合装置的某些塔的重沸器的载热流体。
其中重沸器直接使用或在压缩之后使用由阶段1获得的低压蒸汽的塔形成不同于E1的第二组E2。不同的组在本发明上下文中表示E1和E2没有共有的塔。
根据可与两个在先的变型兼容的另一个变型，由阶段1或阶段2获得的低压蒸汽用作载热流体，以向热交换器中的工艺流体提供热量。
根据同样可与在先的那些变型兼容的另一个变型，由阶段1或阶段2获得的低压蒸汽用作载热流体，以向空气预热器中的加热炉的助燃空气提供热量。
最后，根据本发明方法的一个变型，组E2的一些蒸馏塔在较低工作压力下工作，以便降低其重沸所需的温度。
本发明可以应用于具有能够产生低压蒸汽的低温热源的所有工艺类型。
特别地，本发明应用于所谓的“芳烃联合装置”工艺，其使用至少一个抽提蒸馏装置(P1)，对二甲苯吸附装置(P2)，二甲苯异构化装置(P3)和烷基转移装置(P4)，来自所述装置的流出物在具有以下含义的C1至C11表示的蒸馏塔中分离：
C1重整产物塔，C2二甲苯塔，C3重芳烃塔，C4抽余液塔，C5抽提液塔，C6净化塔，C7脱庚烷塔(deheptaniser)，C8汽提塔，C9苯塔，C10甲苯塔，C11稳定塔，芳烃联合装置其中：
- 低温热源，其在由能够产生低压(LP)蒸汽的以下蒸馏塔C3，C4和C5形成的组E1中选择，
- 其中压力被释放并且以压缩由组E1 (或其任何一个子组)产生的LP蒸汽之后的中压(MP)蒸汽的形式向其提供热量的塔，该塔选自由以下塔C7，C8，C10，C11形成的组，
- 在不减少压力下向其提供由组E1 (或由其任何一个子组)产生的低压蒸汽热量的塔。在应用于芳烃联合装置的情况下，其为塔C9。
在应用于芳烃联合装置的情况下，使用由塔E1产生的蒸汽的塔的组E2因此由塔C7，C8，C9，C10和C11构成。
发明详述
在以下说明中，术语“工艺”或“联合装置”用来表示包含至少两个蒸馏塔的任何精炼或石化工艺。
该定义十分宽泛，并且包括例如汽油的催化裂化工艺，以及用于由所谓的“芳烃联合装置”或“芳烃馏分”生产对二甲苯或间二甲苯的工艺。
说明本发明的以下说明书和实施例在芳烃联合装置的情况下给出，但是毫无疑问应理解这仅是一种应用情况，并不以任何方式限制所公开方法的范围。
根据本发明的工艺可以整体上定义为回收低温热以产生低压蒸汽的方法，所述低压蒸汽在再压缩之后可以用于各种目的，所述方法包括可能在降低所述塔的工作压力之后，加热所述工艺的某些塔的重沸器，以便使得所述塔的重沸器能够在较低温度下工作。
根据本发明，回收低温热的方法基本由可从芳烃联合装置获得的低温热产生蒸汽构成。
在实践中，这些热源由某些塔的塔顶蒸气的冷却塔形成，并且LP蒸汽通过由称作LP蒸汽汽化器或发生器的交换器替代冷却塔来产生。
由此产生的蒸汽因此具有通常100℃至170℃的温度。
具有100℃至170℃温度的该LP蒸汽可以以多种方式使用：
a) 该蒸汽可以直接作为载热流体输送，以在芳烃联合装置的不同位置使用，特别是(和以非限制性方式)在某些塔的重沸器中使用。该用途对应于图2的流f1的回路。
b) 或者其可以在包含一个或多个压缩阶段的压缩回路中输送，所述压缩阶段产生能够产生一个或多个过热流体的中压(MP)蒸汽。这些过热流体然后被冷凝，在芳烃联合装置的各个位点，特别是在其中工作压力可能已经降低的某些塔的重沸器中释放其冷凝热。为了获得充分有效的热交换，认为热流体的温度应优选超过其中发生传热的区域温度5℃至15℃。该用途对应于图2的流f3的回路。
c) 或者该LP蒸汽可以被引入到膨胀器中来发电。在这种情况下，优选使用涡轮膨胀器(turbo-expander)，其允许在低于大气压下冷凝蒸汽(缩写为“真空涡轮膨胀器”)。该用途对应于图2的流f2的回路。
由用途a)，b)或c)产生的LP蒸汽以冷凝状态存在，并且所得流体可以在冷凝网络中处理，以形成能够再循环至各个汽化器的入口的流体，以这样的方式形成封闭的水/蒸汽回路(利用软化水的供给)。
因此根据以下步骤，构造封闭的工艺流体回路(utilities circuit)，
- 在第一系列蒸馏塔的冷凝器中产生低压蒸汽，
- 使用该蒸汽(压缩或不压缩)作为该工艺，特别是第二系列蒸馏塔的重沸器的一些冷流体的传热剂，或作为发电用的驱动流体，然后
- 处理之后回收冷凝液，以便重构意图用于汽化的流体。
附图详细说明
图1a显示根据现有技术的塔(COL1)，装备有使用冷却来自塔的塔顶馏分的冷却塔(AER)的回流烧瓶(reflux flask)(CD1)，和为加热炉(F1)的重沸器。
使该塔的压力最小化，从而能够在至少大于可获得的冷工艺流体(coldutilities)的温度下冷凝蒸气，同时限制通过塔顶处脱气流体损失的产物。为了使来自含有挥发性极其不同的物质混合物的反应区段的流出物稳定，这意味着使塔在约5至12巴绝对压力的压力下工作。
图1b显示必须在塔(COL1)顶处进行更改，以补偿所述塔的工作压力的下降，和恢复由所述压降导致的气相补充。
在塔底部，加热炉已经由在较低温度下工作的热交换器所替代。
更具体地，根据本发明更改的用于冷凝来自塔(COL1)的塔顶蒸气的系统可以描述如下：
来自塔(COL1)的塔顶蒸气例如在冷却塔(AER)中被部分冷凝，并且以塔的混合相的形式在回流烧瓶(RD1)中回收。将从回流烧瓶(RD1)中逸出的气体OVD1传送到塔顶气压缩机(OVDC1)的入口。
压缩机(OVDC1)出口处的气体经由冷凝器(OGC1)被部分(或完全)冷凝。在烧瓶(SEP1)中回收和分离离开冷凝器(OGC1)的流。
将来自烧瓶(SEP1)的液体(LSEP1)再送回到回流烧瓶(RD1)中，并将由烧瓶(SEP1)获得的气体VSEP1送到装置的另一部分或装置的末端。
图2说明对应于由来自塔的塔顶蒸气冷凝获得的LP蒸汽流f2)和f3)的回路的用途。
来自塔C4的塔顶蒸气(OVD2)的冷凝热能够使液态流体经由热交换器(STG1)汽化。选择该液体的压力，使得其汽化温度低于要冷凝的蒸气OCD2的温度。
由此获得的低压蒸汽分为沿着不同回路的三个流f1)，f2)和f3)，其可以用下列方式描述：
- 流f1)：一部分LP蒸汽可以直接作为载热流体传送到某些塔的重沸器。LP蒸汽的这种用途对于本领域技术人员而言是十分常规的，并未在图2中表明。
- 流f2)：将另一部分LP蒸汽传送到两个压缩阶段(ST1和ST2)，以产生在塔C7的重沸器(REB1)中用作载热流体的中压蒸汽。该蒸汽在重沸器(REB1)的下游冷凝(CD1)。该用途与本发明一致。
- 流f3)：将另一部分LP蒸汽引入到LP蒸汽涡轮(TES)中来发电。在蒸汽涡轮(TES)的出口处，流体在冷却塔中完全冷凝，以产生冷凝物(CD2)。
该用途同样与本发明一致。
图3显示根据现有技术的芳烃联合装置的典型工艺流程图，其在以下段落中加以详细描述。
图4强调与现有技术的典型工艺(图3)相比，根据本发明更改的芳烃联合装置的区域，由虚线围起所述区域。
为了简化回流区段，回流烧瓶或冷凝器区段未在图2和4中示出。
实施例：
以下实施例为芳烃联合装置情况下前述方法的应用。该应用的良好理解要求对于根据现有技术的图3给出的芳烃联合装置本身的说明。
根据本发明的图4显示已经根据本发明的方法更改的芳烃联合装置的区域：
- 降低联合装置的某些塔的工作压力，
- 利用某些塔的塔顶流出物，以产生蒸汽，
- 利用芳烃联合装置内产生的蒸汽。
芳烃联合装置，例如以下实施例中描述的，可以定义为意图从富含芳烃化合物(从苯到源自催化重整装置的具有超过十个碳原子(表示为C10+)的芳烃化合物)的进料开始，生产被称为二甲苯，和更具体地表示为PX的对二甲苯的具有八个碳原子的芳烃化合物的一系列转化和分离阶段。
进料应具有极低至零的硫化合物和氮化合物以及烯烃含量，因为这些化合物可能影响联合装置的单元中使用的一些催化剂和分子筛的性能和使用寿命。
重整产物塔(C1)
将要处理的进料经由管线(1)和交换器ECH1输送至表示为(C1)的第一蒸馏塔，其将甲苯和轻质化合物与重质化合物(C8至C10+)分离。
根据现有技术，该塔的重沸器和冷凝器的构造在下表1中示出。
抽提蒸馏装置(P1)
将在塔C1顶部回收的甲苯和轻质化合物经由管线10传送到表示为(P1)的抽提蒸馏装置，其将纯芳烃C6-C7馏分与由链烷烃化合物构成的称为“抽余液”的产物分离。将所述抽余液经由管线(13)从联合装置中排出。抽提蒸馏装置中优选使用的溶剂为N-甲酰基吗啉(NFM)。
二甲苯塔(C2)
将在塔(C1)底部回收的C8-C10+芳烃化合物经由管线(11)传送到所谓的二甲苯塔(C2)，其将C9和重质化合物与C8芳烃化合物(称为二甲苯)分离，该C8芳烃化合物供给位于下游的联合装置单元。
根据现有技术，由来自塔C2的塔顶蒸气冷凝回收的热量用来向塔C1，塔C4 (所谓的抽余液塔)和塔C5 (所谓的抽提液塔)的重沸器供给必要热量，其将在下文加以讨论。
为此，塔C2顶部的工作压力通常保持在所需的最低压力(通常为7.0至9.0巴绝对压力)，其允许来自二甲苯塔(C2)的塔顶蒸气的冷凝温度，所述塔顶蒸气足以用作塔(C1)，(C4)和(C5)的重沸器的载热流体。
根据现有技术，该塔的重沸器和冷凝器的构造在下表1中示出。
对二甲苯吸附装置(P2)
二甲苯馏分，即含有对二甲苯，间二甲苯和邻二甲苯和乙苯的C8芳烃馏分，由此在塔C2顶部回收，并经由管线(20)传送到吸附装置P2，其选择性地回收所述馏分中包含的对二甲苯。吸附装置P2由此产生对二甲苯和解吸剂的混合物(称为抽提液)，以及其它C8芳烃化合物和解吸剂的混合物(称为抽余液)。
吸附剂为特别地用于吸附对二甲苯的分子筛，即其对这种化合物具有特别高的亲合性。
通常使用的固体吸附剂为模制的八面沸石型沸石，其具有与钡或钾交换的二氧化硅粘合剂。优选使用的解吸剂为对二乙苯(PDEB)。
抽提塔(C5)
离开吸附塔并含有对二甲苯和解吸剂的抽提液流经由管线(22)传送到抽提液塔(C5)，其将对二甲苯与解吸剂分离。
在塔(C5)底部回收的解吸剂经由管线51返回至吸附塔。
抽提液塔优选在低压(即1.0至2.0巴绝对压力的压力范围内，在回流烧瓶中)下工作，以使重沸器的温度以及要供给至所述重沸器的热量减到最小。
根据现有技术，来自抽提液塔(C5)的塔顶蒸气的冷凝借助于冷却塔进行。根据现有技术，该塔的重沸器和冷凝器的构造在下表1中示出。
净化塔(C6)
来自塔(C5)顶部的流经由管线(50)传送到净化塔(C6)，其将(已经用对二甲苯部分抽提的)甲苯与对二甲苯分离。离开塔(C6)顶部的甲苯经由管线(60)传送到苯塔(C9)的入口。所产生的高纯度对二甲苯在净化塔(C6)底部回收并经由管线(61)作为最终产品泵送至存储设备。
优选净化塔C6在低压(1.0至2.0巴绝对压力的压力范围内，回流烧瓶中)下工作，以使重沸器的温度和要供给至所述重沸器的热量减到最小。
根据现有技术，该塔的重沸器和冷凝器的构造在下表1中示出。
抽余液塔(C4)
由吸附塔(P2)获得的抽余液流经由管线23传送到抽余液塔(C4)，其将C8芳烃(抽余液)与解吸剂分离。
在塔(C4)底部回收的解吸剂经由管线(41)返回至吸附区段(P2)。
抽余液(C8芳烃馏分)以侧流形式抽提，并经由管线(40)作为二甲苯异构化装置(P3)的进料传送。
优选塔(C4)在低压(1.0至2.0巴绝对压力的压力范围内，回流烧瓶中)下工作，以使重沸器的温度以及要供给至所述重沸器的热量减到最小。根据现有技术，来自抽余液塔(C4)的塔顶蒸气的冷凝借助于冷却塔进行。
根据现有技术，该塔的重沸器和冷凝器的构造在下表1中示出。
解吸剂塔(在图3或4中未显示)
将在吸附区段(P2)中循环的一小部分解吸剂传送到所谓的解吸剂塔，以去除否则会积聚在回路中的重质化合物。
根据现有技术，该塔的重沸器和冷凝器的构造在下表1中示出。
二甲苯异构化装置(P3)
二甲苯异构化装置(P3)用来将对二甲苯中消耗的进料在热力学平衡下转化成为二甲苯流。
本发明中可以使用能够使具有8个碳原子的烃异构化的任何类型的催化剂。优选使用含有脱氢金属，例如铂，钯或镍以及酸性相的催化剂(例如掺杂氧化铝，沸石，例如丝光沸石，MFI，Y沸石，或显示酸性的沸石分子筛或非沸石分子筛，如磷铝酸盐(AlPO，SAPO))。因此可以更优选使用含有EUO结构类型沸石(例如沸石EU1，沸石ZSM 50或沸石TPZ3，如专利US4,640,829，EP-B-042226或EP-B-051318中所述的)的异构化催化剂。
脱庚烷塔(C7)和汽提塔(C8)
来自异构化反应器(区段(P3))的流出物经由管线42传送到脱庚烷塔(C7)，其将异构体(C8+芳烃化合物)与所述脱庚烷塔(C7)顶部回收的轻质C7馏分分离。该C7馏分经由管线(71)传送到汽提塔(C8)，以将轻质化合物与C7馏分分离。
由此稳定的C7馏分在汽提塔(C8)底部回收，以便经由管线(81)再循环和在传送到抽提蒸馏装置(P1)之前与来自塔(C1)的馏出物结合。
根据现有技术，来自脱庚烷塔(C7)的塔顶蒸气的部分冷凝通过使用冷却塔，必要时冷却塔之后接着水冷却器来进行。
确定脱庚烷塔(C7)的工作压力的限制参数为通过回流烧瓶中的脱气产物而损失的可回收的化合物(例如苯)的量。为了使这些损失最小化，脱庚烷塔(C7)的回流烧瓶中的工作压力通常保持在5.0至8.0巴绝对压力的压力范围内。
脱庚烷塔(C7)底部的最终温度通常为230℃至250℃，其要求使用温度超过250℃的热源。通常，所使用的生热流体为高压蒸汽，加热炉，或热油。
脱庚烷塔(C7)底部回收的由二甲苯和重质化合物组成的C8+馏分经由管线(72)再循环至二甲苯塔(C2)的入口。
根据现有技术，塔(C7)和(C8)的重沸器和冷凝器的构造在下表1中示出。
重芳烃塔(C3)
二甲苯塔(C2)底部回收的C9+芳烃化合物流经由管线(21)传送到重芳烃塔(C3)，其将C9和C10芳烃化合物与对烷基转移催化剂具有有害影响的重质化合物(例如萘)分离。重芳烃塔通常在低压(即1.0至2.0巴绝对压力的压力范围内，回流烧瓶中)下工作，以使温度和要供给至所述塔的重沸器的热量减到最小。
根据现有技术，该塔C3的重沸器和冷凝器的构造在下表1中示出。
烷基转移装置(P4)
在重芳烃塔(C3)顶部回收的C9和C10芳烃化合物经由管线(30)传送，以与由甲苯塔(C10)获得的甲苯混合，从而供给烷基转移装置(P4)。该装置将由重整产物获得的甲苯和C9+芳烃化合物以及装置(P3)的异构体，经由通过热力学限制的反应转化成为二甲苯和苯的混合物。
所有类型的烷基转移催化剂可以用于根据本发明的方法中，例如美国专利3,437,710中所述的基于丝光沸石或八面沸石的催化剂，或美国专利5,030,787中所述的基于MCM-22或β沸石的催化剂，或美国专利申请2012/0065446中所述的基于丝光沸石和MFI沸石的催化剂。这些催化剂通常还包括优选选自铼，镍，钴，钼，钨，钯和铂的金属化合物。
稳定塔(C11)
来自烷基转移装置(P4)的流出物含有苯，未转化的甲苯和C8和C9+芳烃，其经由管线(102)传送到稳定塔(C11)，其将比苯更轻的化合物与苯和C7+表示的重质芳烃化合物分离。
离开稳定塔(C11)的回流烧瓶的气体经由管线(110)传送到芳烃联合装置的末端。
未纯化的苯馏分作为侧流移出，并经由管线(111)传送到汽提塔(C8)，其能够分离所述馏分的轻质化合物。
根据现有技术，来自稳定塔C11的塔顶蒸气的部分冷凝借助于冷却塔，必要时冷却塔之后接着水冷却器来进行。
确定稳定塔(C11)的工作压力的限制参数为通过离开回流烧瓶的气体而损失的可回收的化合物(例如苯)的量。
为了使这些损失最小化，稳定塔(C11)的回流烧瓶中的工作压力通常保持在回流烧瓶中5.0至8.0巴绝对压力的压力范围内。
重沸器中的最终温度为210℃至230℃，这要求使用热源，以便将重沸器的温度升高至超过230℃(并且所述热源通常由高压蒸气，加热炉，或者替换地热油所构成)。
根据现有技术，该塔的重沸器和冷凝器的构造在下表1中示出。
苯塔(C9)
经由管线(90)从苯塔(C9)顶部抽提苯作为最终产品。在塔(C9)底部抽提C7+馏分，并经由管线(91)传送到甲苯塔(C10)。
塔(C9)优选在1.0至2.0巴绝对压力的低压下在回流烧瓶中工作，以使温度以及要加入到重沸器的热量减到最小。
根据现有技术，该塔的重沸器和冷凝器的构造在下表1中示出。
甲苯塔(C10)
在甲苯塔(C10)顶部回收的甲苯经由管线(100)作为烷基转移装置的进料传送。在塔(C10)底部抽提的C8+馏分经由管线(101)再循环至二甲苯塔(C2)，其将C9+和重质化合物与供给芳烃联合装置的C8芳烃馏分分离。
根据现有技术，一部分来自甲苯塔(C10)的塔顶蒸气的冷凝热用来向苯塔(C9)的重沸器供给必要的热量。
为此，甲苯塔(C10)的顶部塔板的工作压力通常为5.0至7.0巴绝对压力，其使得来自甲苯塔(C10)的塔顶蒸气的冷凝温度足以用于苯塔(C9)的重沸。
甲苯塔(C10)底部的对应温度为约240℃至250℃，这要求温度超过250℃的热源以向重沸器供给热量(其通常由高压蒸汽，加热炉或热油构成)。
根据现有技术，该塔的重沸器和冷凝器的构造在下表1中示出。
表1根据现有技术总结了用于冷凝塔顶蒸气和使芳烃联合装置的塔底重沸的装置。
根据本发明的表2显示以下特征：
- 根据图2的原理，用于产生低压蒸汽的塔的组E1(在根据本发明的实施例中，塔C3，C4，C5)。
- 使用产生的蒸汽以向重沸器供给热量的塔的组E2 (在根据本发明的实施例中，塔C7，C8，C9，C10，C11)。
根据图1b的流程图，在该组中，某些塔在较低工作压力下工作：塔(在根据本发明的实施例中，塔C7，C8，C10，C11)和一些(在根据本发明的实施例中，塔C7和C11)相应地需要其塔顶气体的再压缩阶段。
- 根据图2的流程图(流回路f2)，组E2的某些塔(在根据本发明的实施例中，塔C7，C10，C11)使用由LP蒸汽的两个压缩阶段获得的MP蒸汽作为重沸的载热流体。
下表3总结从根据现有技术的工艺的基准1开始，根据本发明的芳烃联合装置的能源增益。在燃料，蒸汽产量和电力的三个消耗项目方面，存在显著重大的增益。
表1
根据现有技术的塔的重沸器和冷凝器的构造
表2
应用于根据本发明的芳烃联合装置
| 装置 效用 | 工作压力降低 | 用于生成蒸汽的塔顶蒸气 | 联合装置内产生的蒸汽的用途 | 所需的蒸汽压缩阶段数 |
| 二甲苯的分馏 | ||||
| C1 重整产物分离器 | 无 | 无 | 无 | (n.a.) |
| C2 二甲苯塔 | 无 | 无 | 无 | (n.a.) |
| 对二甲苯的吸附 | ||||
| C5 抽提液塔 | 无 | 有 | 无 | (n.a.) |
| C4 抽余液塔 | 无 | 有 | 无 | (n.a.) |
| C6 净化塔 | 无 | 无 | 无 | (n.a.) |
| 二甲苯的异构化 | ||||
| C7 脱庚烷塔 | 有 | 无 | 有 | 2 |
| C8 汽提塔 | 无 | (n.a.) | 有 | 0 |
| 烷基转移 | ||||
| C3 重芳烃塔 | 无 | 有 | 无 | (n.a.) |
| C11 稳定塔 | 有 | 无 | 有 | 2 |
| 苯/甲苯分馏 | ||||
| C9 苯塔 | 无 | 无 | 有 | 1 |
| C10 甲苯塔 | 有 | 无 | 有 | 2 |
注释
(n.a.) 不适用
注释1：(n.a.) 表示不适用
注释2：塔C8的压力降低，因为该压力被调节为塔C7的压力。
Claims (5)
1.在被称为“联合装置”的包括至少一个蒸馏塔的精炼或石化工艺中回收来自低温热源的低温热，即100℃至180℃，的方法，所述方法由以下阶段组成：
- 1) 通过与选自联合装置的形成第一组E1的某些蒸馏塔的冷凝器的至少一个低温热源交换来产生处于1巴绝对压力至7巴绝对压力的压力下的低压蒸汽，
- 2) 在至少一个压缩阶段中提升所产生的蒸汽的压力，以产生中压蒸汽，
- 3) 通过降低联合装置的一个或多个蒸馏塔的工作压力来更改工艺的工作条件，从而使其重沸器的温度降低至低于由阶段2获得的蒸汽的温度，
- 4) 直接或在再压缩之后使用至少一部分由阶段1获得的低压蒸汽和由阶段2获得的中压蒸汽，作为供给至联合装置的形成与E1不同的第二组E2的某些塔的重沸器的载热流体，
其中所述联合装置为芳烃联合装置，其使用至少一个抽提蒸馏装置(P1)，对二甲苯吸附装置(P2)，二甲苯异构化装置(P3)和烷基转移装置(P4)，使来自所述抽提蒸馏装置(P1)，对二甲苯吸附装置(P2)，二甲苯异构化装置(P3)和烷基转移装置(P4)的流出物在具有以下含义的C1-C11表示的蒸馏塔中分离：C1重整产物塔，C2二甲苯塔，C3重芳烃塔，C4提余液塔，C5抽提液塔，C6净化塔，C7脱庚烷塔，C8汽提塔，C9苯塔，C10甲苯塔，C11稳定塔，并且其中：
- 低温热源选自以下蒸馏塔：C3，C4和C5，其能够产生低压蒸汽，蒸馏塔C3，C4和C5形成组E1，
- 降低其工作压力之后和压缩由组E1或它的任何一个子组产生的低压蒸汽之后，以中压蒸汽的形式向其供给热量的塔选自以下塔C7，C8，C10，C11，
- 在不降低压力下向其供给由组E1或它的一个子组产生的热量的塔为塔C9，其中塔C7，C8，C9，C10和C11形成组E2。
2.根据权利要求1所述的回收来自低温热源的低温热的方法，其中一部分由阶段1获得的低压蒸汽用于发电。
3.根据权利要求1所述的回收来自低温热源的低温热的方法，其中阶段2借助于两级压缩机进行。
4.根据权利要求1所述的回收来自低温热源的低温热的方法，其中阶段2借助于使用HP蒸汽作为驱动流体的喷射器进行。
5.根据权利要求1所述的回收来自低温热源的低温热的方法，其中由阶段1获得的低压蒸汽，或由阶段2获得的中压蒸汽用作载热流体，以向空气预热器中加热炉的助燃空气供给热量。
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