CN106573854B - 歧化或烷基转移过程中的热联合 - Google Patents

歧化或烷基转移过程中的热联合 Download PDF

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Abstract

甲苯歧化和C9/C10烷基转移是现代芳烃联合装置中二甲苯的重要来源。本发明提供了用于提高这些歧化和烷基转移过程的能源效率的方法和装置。

Description

歧化或烷基转移过程中的热联合
与相关申请的交叉引用
本申请要求2014年8月6日提交的题为“烷基转移过程的歧化中的热联合”(HeatIntegration in Disproportionation of Transalkyation Process)的美国临时专利申请系列号62/033,696的利益，所述临时专利申请整体通过参考并入本文。
背景技术
二甲苯异构体从石油大量生产，并作为原料用于大量重要的工业化学品。对二甲苯是聚酯的主要原料。邻二甲苯被用于生产邻苯二甲酸酐。间二甲苯被用于诸如增塑剂、偶氮染料和木材防腐剂的产品。乙苯通常存在于二甲苯混合物中并有时被回收用于苯乙烯生产，但通常是不太想要的C8芳烃组分。
在所述芳香族烃类中，二甲苯和苯是非常重要的。二甲苯或苯二者都不能通过石脑油的重整以足以满足需求的量从石油生产，并且为了提高二甲苯和苯的得率，其他烃类的转化是必需的。最通常，将甲苯、C9芳烃和C10芳烃反应以得到苯和C8芳烃，从所述C8芳烃回收二甲苯异构体。做到这一点的过程被称为甲苯歧化、选择性甲苯歧化和烷基转移。尽管这些过程的原料可能随着可用性和经济学而变，但它们都具有通常通过甲基转移反应最大化二甲苯异构体的生产的相同目标。在某些情况下，这些过程还包括将诸如甲乙苯的分子转变成乙烷和甲苯的反应，并且这些甲苯进而产生甚至更多的苯和二甲苯异构体。这些歧化和烷基转移过程的其他共同要素包括高温反应条件、昂贵的氢的消耗和再循环、明显低于100％的单程转化率，后者造成大规模再循环和能量密集性蒸馏，以从未转化的原料中回收苯和C8芳烃。在本领域中，对于通过降低原材料成本和降低能量消耗来提高使用这些过程的对二甲苯生产效率，仍存在需求。
在被称为芳烃联合装置的大型加工厂中，歧化和烷基转移过程一般位于对二甲苯生产设施附近。除了歧化、烷基转移和对二甲苯单元之外，芳烃联合装置还含有通过液-液提取或提取蒸馏用于纯化主要是苯和甲苯的设施。对二甲苯生产设施一般包含两种技术之一。这两种技术是选择性吸附和结晶。用于对二甲苯生产的选择性吸附设施比结晶设施更加能量密集。因此，利用选择性吸附的芳烃联合装置中最大的能量消耗者是选择性吸附单元，对芳烃联合装置中的其他单元如歧化和烷基转移单元的能源效率付出很少关注。随着对用于对二甲苯生产的高能效结晶过程的兴趣逐渐增加，对提高歧化和烷基转移单元的能源效率存在着需求，因为这些单元现在正变成芳烃联合装置中最大的能量消耗者。
发明概述
本公开与现有技术相比提供了某些优点和改进。具体来说，本公开提供了用于提高歧化和烷基转移过程的能源效率的方法和装置。
一方面，本公开提供了包括下列步骤的过程：(a)在反应器中，将包含甲苯、C9芳烃、C10芳烃和氢的反应器进料料流在催化剂上反应，以产生包含苯和二甲苯的反应器流出料流；(b)冷却所述反应器流出料流以形成第一两相混合物；(c)将所述第一两相混合物分离成第一液体料流和第一气相料流；(d)将至少一部分所述第一液体料流提供到苯塔，其中所述第一液体料流的被提供到苯塔的部分绕过稳定塔；以及(e)在所述苯塔中从所述第一冷凝的液体料流回收苯。在某些实施方式中，所述过程还包括下列步骤：(f)冷却所述第一气相料流以形成第二两相混合物；以及(g)将所述第二两相混合物分离成第二液体料流和第二气相料流。
另一方面，本公开提供了包括下列步骤的过程：(a)在反应器中，将包含甲苯、C9芳烃、C10芳烃和氢的反应器进料料流在催化剂上反应，以产生包含苯、甲苯和二甲苯的反应器流出料流；(b)冷却所述反应器流出料流以形成第一两相混合物；(c)将所述第一两相混合物分离成第一液体料流和第一气相料流；(d)将所述第一液体料流提供到稳定塔，以产生包含苯、甲苯和C8芳烃的侧馏料流；以及(e)将所述侧馏料流提供到提取蒸馏单元。在某些实施方式中，所述过程还包括下列步骤：(f)冷却所述第一气相料流以形成第二两相混合物；以及(g)将所述第二两相混合物分离成第二液体料流和第二气相料流。
另一方面，本公开提供了装置，其包含：(a)反应器，其用于将包含甲苯、C9芳烃、C10芳烃和氢的反应器进料料流反应，以产生包含苯、甲苯和包含二甲苯的C8芳烃的反应器流出料流；(b)第一冷却装置，其用于冷却所述反应器流出料流以产生第一两相混合物；以及(c)第一鼓式分离器，其用于将所述第一两相混合物分离成第一液体料流和第一气相料流。在某些实施方式中，所述装置还包含：(d)第二冷却装置，其用于冷却所述第一气相料流以产生第二两相混合物；以及(e)第二鼓式分离器，其用于将所述第二两相混合物分离成第二液体料流和第二气相料流。在某些实施方式中，所述装置还包含：(f)稳定塔，其用于接收所述第二液体料流并任选地接收一部分所述第一液体料流；以及(g)苯塔，其用于接收至少一部分所述第一液体料流，其中所述第一液体料流的被提供到所述苯塔的部分绕过所述稳定塔。在其他实施方式中，所述装置还包含：(f)稳定塔，其用于接收所述第一液体料流和第二液体料流，并用于产生包含苯、甲苯和C8芳烃的侧馏料流；以及(g)提取蒸馏单元，其用于接收所述侧馏料流。
附图说明
当结合下面的附图阅读时，可以最好地理解下面本公开实施方式的详细描述，在所述附图中：
图1是带有苯回收的烷基转移过程的示意图，其中离开低温闪蒸罐的所有液体料流被送往稳定塔。
图2是带有苯回收的烷基转移过程的示意图，其中一部分液体料流绕过稳定塔并被送往苯塔。
图3是烷基转移过程的示意图，其中所述稳定塔底部残留物被送往甲苯塔。
图4是仅具有一个蒸馏塔的带有轻质芳烃回收的烷基转移过程的示意图。
专业技术人员将会认识到，图中的元件为简单明了而示出，并不必定是按比例绘制的。例如，图中某些元件的维度可能相对于其他元件被夸大，以帮助提高对本公开的实施方式的理解。
详细描述
本文中引用的所有出版物、专利和专利申请，为所有目的明确地通过参考并入本文。
在详细描述本公开的方法和装置之前，将对许多术语进行定义。当在本文中使用时，单数形式包括复数指称物，除非上下文明确陈述不是如此。例如，对“核酸”的指称意味着一个或多个核酸。
应该指出，诸如“优选地”、“通常地”和“典型地”的术语在本文中不用于限制所要求的方法和装置的范围或暗示某些特点对于所要求的方法和装置的结构或功能来说是关键的、必不可少的或甚至重要的。相反，这些术语仅仅旨在强调在本发明方法和装置的特定实施方式中可以利用或不可以利用的可选的或另外的特点。
出于描述和定义本发明方法和装置的目的，应该指出术语“基本上”在本文中被用于表示可以被归属于任何定量比较、值、测量或其他表述的固有的不确定性程度。术语“基本上”在本文中也用于表示在不引起所讨论的主题内容的基本功能改变的情况下，定量表述可以偏离所陈述的参比而变的程度。
二甲苯是用于许多广泛使用的石化产品和塑料的非常有价值的原料。因此，已开发了各种不同的商业化过程将甲苯和C9烷基芳烃转变成二甲苯。这些过程涉及分子重排例如甲苯的甲基的转移以形成苯和二甲苯，或甲苯和三甲苯的甲基的转移以生产二甲苯。其他C9芳烃可能经历其他类型的反应。例如，乙基可以被转烷基或脱烷基化。这些过程有时被称为歧化或烷基转移过程。
当在本文中使用时，术语“歧化”或“甲苯歧化”可以互换，并且是指包括将两个甲苯分子转变成一个苯和一个二甲苯分子的化学过程，如下所示：
所述二甲苯产物可以是任何二甲苯异构体，包括邻二甲苯、对二甲苯和间二甲苯。
当在本文中使用时，术语“烷基转移”是指包括一个或多个烷基组成部分从一个分子向另一个分子转移的一系列化学反应。例如，“甲苯烷基转移”包括将甲苯分子和C9芳烃分子转变成两个二甲苯分子，如下所示：
其他烷基转移反应可以涉及C9芳烃(或更高级芳烃)，并且可以包括与苯反应以产生甲苯和二甲苯，例如
烷基转移反应中的二甲苯产物和反应物可以是任何二甲苯异构体，包括邻二甲苯、对二甲苯和间二甲苯。
甲苯歧化和C9/C10烷基转移是现代芳烃联合装置中二甲苯的重要来源。通常，将甲苯、C9芳烃和C10芳烃混合，与富含H2的再循环气体合并并送往含有催化剂的反应容器，产生含有所需苯和二甲苯以及未反应的原料和轻质烃气体的混合物。催化剂是容易获得的，并且通常在高的温度和压力下运行。这一过程中的显著成本是将反应物加热到反应温度和从产物中分离反应物所需的能量。开发具有高能源效率的改进的过程，是合乎需要的。本公开包括提高这一过程的能源效率的几种实施方式。
一般来说，用于生产二甲苯的任何过程的经济可行性取决于几个因素。其中最重要的因素之一是有价值的芳烃包括苯和二甲苯的得率和总体回收率。这些芳烃损失到燃料气和过度再循环为过程强加了沉重的经济负担。商业化过程的成功中的另一个重要经济因素是设备例如塔、反应器和管线以及运行所述过程必需的催化剂的初始资本成本。最后，成功的过程应该是高能效的。这通过过程的总体运行成本来度量，包括诸如与反应器和分馏塔相关的加热和冷却料流的实用品和在压缩或泵送各种流体料流中花费的能量。
在本文公开的方法和装置的一个实施方式中，使用进料-流出物热交换来提高能源效率，在所述热交换中，热的反应器流出物在热交换器中与冷的反应器进料相接触。密切接近的温度对于最大化能源效率来说是理想的。例如，在某些实施方式中，将反应器进料加热到反应器流出物温度的50℉(10℃)以内。当所述反应器流出物被冷却时，重质烃(主要是苯、甲苯、二甲苯和C9+芳烃)开始冷凝，形成两相混合物。所述两种相可以被分离并导向过程的不同部分。
在本文公开的方法和装置的另一个实施方式中，冷凝在至少两个步骤中进行，其中最后一步发生在环境温度附近，之前的步骤发生在环境温度与反应器温度之间。然后，将在每一步中形成的液体和气相分离，并将所述液体和气相产物导向过程的不同部分。
例如，可能希望使用进料-流出物热交换器来冷却反应器流出物并形成可以在高温分离器中分离的两相混合物。来自于所述高温分离器的气相可以被几种介质包括反应器进料冷却，以产生两相混合物。来自于所述高温分离器的液体通常不含轻质烃，并且可以被直接加工(例如在苯塔中)并可以绕过稳定塔。稳定塔在最终的环境温度的低温分离器中从形成的液体中除去溶解的轻质烃。由于来自于高温分离器的材料绕过稳定塔，这导致显著的分馏能量节约。
本文公开的方法和装置的另一个实施方式涉及用来自于高温分离器的热蒸气加热低温分离器液体。这减少了稳定塔中所需的能量。
与本文公开的方法和装置联合使用的具体歧化和烷基转移条件，部分取决于用于反应的催化剂及其活性，以及歧化或烷基转移原料的组成。一般来说，歧化或烷基转移条件包括高温，例如从约100℃至约425℃，或从约200℃至约400℃。在商业化设施中，通常提高歧化或烷基转移温度以补偿催化剂活性的任何降低。可以首先将通往歧化或烷基转移反应器的进料加热。然后将所述进料通过反应区，其可以包括一个或多个含有催化剂的个体反应器。催化剂通常是二氧化硅-氧化铝或沸石类的脱铝丝光沸石、超稳定Y-沸石、ZSM-12或沸石β。可商购的催化剂包括由Zeolyst International和SK Innovation提供的ATA-12和ATA-21，由UOP提供的TA-20和PXP-300以及由Axens提供的TransPlus。
烷基转移或歧化条件包括约100kPa至约10MPa(绝对)或约0.5MPa至约5MPa(绝对)范围内的压力。反应可以在广范围的空间速度下进行。重量时空速度(WHSV)通常在约0.1hr-1至约30hr-1或约0.5hr-1至约20hr-1的范围内，或约1hr-1至约5hr-1之间。例如，烷基转移催化剂反应器条件可能如下：
温度＝400℃
压力＝1.4MPa
H2:HC(氢与烃的比例)＝4:1
WHSV＝1.0
进料组成：
组分 浓度，wt％
轻质气体 0.19
苯 0.18
甲苯 37.51
乙苯 0.04
对二甲苯 0.11
间二甲苯 0.28
邻二甲苯 0.19
丙苯 3.99
甲乙苯 30.75
三甲苯 26.08
A<sub>10</sub>+ 0.54
当在本文中使用时，术语“提取蒸馏单元”是指能够进行提取蒸馏的单元例如一个或多个蒸馏塔。当在本文中使用时，术语“提取蒸馏”是指例如在被称为溶剂或分离溶剂的可混溶、高沸点、相对非挥发性组分的存在下双组份混合物的蒸馏。所述溶剂被选择成使得它不与混合物中的其他组分形成共沸混合物。所述溶剂与混合物的组分差异相互作用，由此引起它们的相对挥发性改变。这能够使新的三部分混合物通过常压蒸馏进行分离。具有最高挥发性的组分在进入提取蒸馏单元时作为塔顶产物分离出来。塔底产物由溶剂和芳香族组分的混合物构成，其可以再次容易地分离，因为溶剂与它不形成共沸混合物。所述塔底产物可以在溶剂回收塔中分离成溶剂和芳烃组分。
提取蒸馏被用于具有接近统一的低的相对挥发性值的混合物。这些混合物不能通过简单的蒸馏分离，这是因为所述混合物中的两种组分的挥发性几乎相同，导致它们在几乎相同的温度下以相近的速率蒸发，使常压蒸馏不能实行。
对于提取蒸馏来说，重要的是选择适合的分离溶剂。为了获得成功的结果，所述溶剂必须改变相对挥发性以得到足够宽的差值。应该考虑溶剂的数量、成本和可获得性。所述溶剂应该可以容易地与塔底产物分离，应该不与所述组分或混合物发生化学反应或在设备中引起腐蚀。提取蒸馏的一个实例是苯和环己烷的共沸混合物的分离，其中苯胺、环丁砜、N-甲酰基吗啉(NFM)和N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)是适合的溶剂。在本文公开的方法和装置中，在苯不能直接通过(非提取)蒸馏生产的情况下，可以使用提取蒸馏来分离苯与环己烷、甲基环戊烷和/或C7异链烷烃。
一方面，本公开提供了包括下列步骤的过程：(a)在反应器中，将包含甲苯、C9芳烃、C10芳烃和氢的反应器进料料流在催化剂上反应，以产生包含苯和二甲苯的反应器流出料流；(b)冷却所述反应器流出料流以形成第一两相混合物；(c)将所述第一两相混合物分离成第一液体料流和第一气相料流；(d)将至少一部分所述第一液体料流提供到苯塔，其中所述第一液体料流的被提供到苯塔的部分绕过稳定塔；以及(e)在所述苯塔中从所述第一冷凝的液体料流回收苯。
另一方面，本公开提供了包括下列步骤的过程：(a)在反应器中，将包含甲苯、C9芳烃、C10芳烃和氢的反应器进料料流在催化剂上反应，以产生包含苯、甲苯和二甲苯的反应器流出料流；(b)冷却所述反应器流出料流以形成第一两相混合物；(c)将所述第一两相混合物分离成第一液体料流和第一气相料流；(d)将所述第一液体料流提供到稳定塔，以产生包含苯、甲苯和C8芳烃的侧馏料流；以及(e)将所述侧馏料流提供到提取蒸馏单元。
在某些实施方式中，所述过程还包括下列步骤：(f)冷却所述第一气相料流以形成第二两相混合物；以及(g)将所述第二两相混合物分离成第二液体料流和第二气相料流。在某些实施方式中，所述过程还包括将所述第二液体料流提供到所述稳定塔。
在某些实施方式中，所述第一液体料流基本上不含轻质烃。在某些实施方式中，所述第一液体料流仅包含约15％或约10％或约9％或约8％或约7％或约6％或约5％或约4％或约3％或约2％或约1％或少于1％的轻质烃。
在某些实施方式中，所述过程还包括使用所述反应器流出料流来加热所述反应器进料料流。在某些实施方式中，将所述反应器进料料流加热到所述反应器流出料流温度的约100或约90或约80或约70或约60或约50或约40或约30或约20℃以内。在某些实施方式中，将所述反应器进料料流加热到所述反应器流出料流温度的约50℃以内。
在某些实施方式中，所述过程还包括使用所述第一气相料流来加热所述反应器进料料流。在某些实施方式中，将所述反应器进料料流加热到所述第一气相料流温度的约100或约90或约80或约70或约60或约50或约40或约30或约20或约10℃以内。
在某些实施方式中，冷却所述反应器流出料流以形成所述第一两相混合物的步骤在大约环境温度至所述反应器温度之间进行。在某些实施方式中，冷却所述第一气相料流以形成所述第二两相混合物的步骤在大约环境温度下进行。在某些实施方式中，所述过程还包括使用所述第一气相料流来加热所述第二冷凝的液体料流。在某些实施方式中，将所述第二冷凝的液体料流加热到所述第一气相料流温度的约100或约90或约80或约70或约60或约50或约40或约30或约20或约10℃以内。
在本文公开的过程的某些实施方式中，所述过程还包括下列步骤：(f)冷却所述第一气相料流以形成第二两相混合物；以及(g)将所述第二两相混合物分离成第二液体料流和第二气相料流。在某些实施方式中，所述过程还包括将所述第二液体料流提供到所述稳定塔。在某些实施方式中，所述第一液体料流基本上不含轻质烃。在某些实施方式中，所述第一液体料流仅包含约15％或约10％或约9％或约8％或约7％或约6％或约5％或约4％或约3％或约2％或约1％或少于1％的轻质烃。
另一方面，本公开提供了装置，其包含：(a)反应器，其用于将包含甲苯、C9芳烃、C10芳烃和氢的反应器进料料流反应，以产生包含苯、甲苯和包含二甲苯的C8芳烃的反应器流出料流；(b)第一冷却装置，其用于冷却所述反应器流出料流以产生第一两相混合物；以及(c)第一鼓式分离器，其用于将所述第一两相混合物分离成第一液体料流和第一气相料流。
在某些实施方式中，所述装置还包含：(d)第二冷却装置，其用于冷却所述第一气相料流以产生第二两相混合物；以及(e)第二鼓式分离器，其用于将所述第二两相混合物分离成第二液体料流和第二气相料流。在某些实施方式中，所述装置还包含：(f)稳定塔，其用于接收所述第二液体料流并任选地接收一部分所述第一液体料流；以及(g)苯塔，其用于接收至少一部分所述第一液体料流，其中所述第一液体料流的被提供到所述苯塔的部分绕过所述稳定塔。在其他实施方式中，所述装置还包含：(f)稳定塔，其用于接收所述第一液体料流和第二液体料流，并用于产生包含苯、甲苯和C8芳烃的侧馏料流；以及(g)提取蒸馏单元，其用于接收所述侧馏料流。
在某些实施方式中，所述第一冷却装置使用所述反应器进料料流来冷却所述反应器流出料流。在某些实施方式中，所述第一两相混合物的温度在大约环境温度至反应器温度之间。
在某些实施方式中，所述反应器温度在约380至420℃之间。在某些实施方式中，所述反应器温度在约390至410℃(或约734至约770℉)之间。
在某些实施方式中，所述第一两相混合物的温度为所述反应器温度的约25％至约40％，或所述反应器温度的约28％至约35％。在某些实施方式中，所述第一两相混合物的温度为约115至约130℃或约121至127℃(约250至约260℉)。
在某些实施方式中，所述第二冷却装置使用所述反应器进料料流来冷却所述第二冷却装置中的所述第一气相料流，由此产生所述第二两相混合物。在某些实施方式中，所述第二两相混合物的温度为大约环境温度。在某些实施方式中，所述第二两相混合物的温度为环境温度的约100％至约200％或环境温度的约120％至约150％。在某些实施方式中，所述第二两相混合物的温度为约30至约50℃或约35至约45℃或约38至约43℃(约100至约110℉)。
在某些实施方式中，所述第一冷却装置是热交换器。在某些实施方式中，所述第二液体料流用所述第一气相料流加热。在某些实施方式中，所述第一液体料流基本上不含轻质烃。
实施例
下面的实施例说明了本文中公开的方法和装置的特定实施方式及其各种不同用途。提出它们仅仅是为了解释目的，并且不应被视为限制本公开。
实施例1：带有苯回收的烷基转移过程–单分离器
如图1中所示，将包含C9+芳烃和甲苯的进料料流102在进料/流出物热交换器104中加热并在烷基转移炉108中进一步加热，然后进料到烷基转移(TA)反应器112。料流102包含进料到过程的新鲜甲苯和C9+芳烃以及所有的甲苯和C9+再循环物两者。将来自于反应器112的流出物114在TA进料料流出物热交换器104、TA稳定塔进料预热器118和TA流出物冷却器122中冷却并进入低温闪蒸罐126，在那里将它分离成气相料流128和液体料流142。因此，TA反应器流出物114既被用于在进料料流出物热交换器104中加热进料料流102，也被用于在TA稳定塔进料预热器118中预热来自于闪蒸罐142的液体料流。
将来自于闪蒸罐126的气相料流128分拆，其中将所述料流的一部分130作为燃料气体排出，并将另一部分132与氢补充料流134合并，然后在TA再循环气体压缩机138中压缩成再循环料流140，将其再循环到TA反应器进料料流102。
将来自于闪蒸罐126的液体料流142在稳定塔进料预热器118中加热以形成稳定塔进料料流144，然后将其提供到稳定塔146，其将稳定塔进料料流144分离成包含轻质烃的稳定塔顶部料流148和包含苯和C7+烃类包括甲苯、二甲苯和重质芳烃的稳定塔底部料流166。
将稳定塔顶部料流148在稳定塔冷凝器150中冷凝，以形成两相混合物152，将其在稳定塔回流罐154中分离成气相稳定塔排出料流156和液体料流158。液体料流158通过稳定塔回流泵160，在其后将它分拆成轻质烃产物料流162和回流料流164，将后者送回到稳定塔146。
将稳定塔底部料流166通过稳定塔底部泵168输送，然后分拆成两个料流170和176。第一料流170被输送通过稳定塔重沸器172，并将得到的重沸料流174送回到稳定塔146。第二料流176是苯塔进料料流，其被送往苯塔178。
通往苯塔178的进料包括料流176和料流177。在进料到苯塔178之前将料流177与料流176合并。在所述芳烃联合装置中，苯从歧化或烷基转移单元和提取蒸馏单元两者回收，并被纯化。为了做到这一点，不是建造双重苯塔，而是大多数芳烃联合装置使用共享的单一苯塔。在芳烃联合装置中从提取蒸馏单元提取料流177。苯塔178将苯塔进料料流176和料流177分离成包含苯的苯塔顶部料流180和包含C7+烃类包括甲苯、二甲苯和重质芳烃的苯塔底部料流194。苯塔顶部料流180在苯塔冷凝器182中冷凝以形成料流184，其被送过苯塔回流罐186和苯塔回流泵188，然后分拆成苯拖曳料流189和苯回流料流192，后者返回到苯塔178。苯塔具有侧馏料流190，其位于所述进料上方，苯蒸气在那里产生。苯拖曳料流189通常具有零流速。然而，如果在苯塔中存在沸点比苯更低的物质，则苯拖曳料流可用于收集所述杂质，将它们按适当路线发送，例如将它们再循环到提取蒸馏单元，并继续生产满足纯度规格要求的苯。
将苯塔底部料流194送过苯塔底部泵195，然后分拆成两个料流196和199。第一料流196被送过苯塔重沸器197，并将得到的重沸料流198送回到苯塔178。第二料流199是C7+产物料流，其包含甲苯、二甲苯和重质芳烃。料流199通常被送往烷基转移单元甲苯塔(对于本实施例来说未示出)。
为了说明本公开的提高的能源效率，使用Aspen Plus建立计算机模型来模拟图1中示出的过程。使用上面示出的烷基转移反应器条件模拟反应器运行。在这些条件下，甲苯单程转化率为31.1％，C9芳烃单程转化率为47.6％。反应器得率与运行期间观察到的典型得率相近。将典型的运行参数用于图1中示出的其他设备的计算机模拟。料流189的流速为0.0kg/h。
获得的结果示出在表1中。在这种情况下，在交换器104中使用28℃(50℉)的进入温度。表1中示出的炉108的负荷相对温和，并远小于重沸器172和197的负荷。这说明在烷基转移过程中消耗的大部分能量是用于蒸馏。
表1–图1中的过程的Aspen Plus模拟的结果
实施例2A：带有苯回收的烷基转移过程–双重分离器
如图2中所示，将包含C9+芳烃和甲苯的进料料流202在烷基转移炉208中加热，然后进料到烷基转移(TA)反应器212。料流202包含进料到所述过程的新鲜甲苯和C9+芳烃以及所有的甲苯和C9+再循环物两者。然后在进料/流出物热交换器204中使用TA反应器流出物214加热进料料流202，这产生高温两相混合物216。将高温两相混合物216送往高温闪蒸罐218，在那里将它分离成高温液体料流220和高温气相料流222。
在TA稳定塔进料预热器223中，使用来自于高温闪蒸罐218的气相料流222预热来自于低温闪蒸罐228的液体料流242。然后将气相料流224在TA流出物冷却器225中进一步冷却，以产生低温两相混合物226。将低温两相混合物226送往低温闪蒸罐228，其将低温两相混合物226分离成低温气相料流230和低温液体料流242。
将低温气相料流230分拆，其中一部分料流232作为燃料气体排出，将另一部分234与氢补充料流235合并以形成料流236，然后在再循环气体压缩机238中压缩以产生再循环料流240。将再循环料流240再循环到TA反应器进料料流202。
在稳定塔进料预热器223中，将来自于低温闪蒸罐228的低温液体料流242用来自于高温闪蒸罐218的气相料流222预热以形成稳定塔进料料流244，然后将其提供到稳定塔246。还向稳定塔任选地提供来自于高温闪蒸罐218的高温液体料流220的一部分248。
稳定塔246将进入料流分离成包含轻质烃的稳定塔顶部料流252和包含苯和C7+烃类包括甲苯、二甲苯和重质芳烃的稳定塔底部料流262。
将稳定塔顶部料流252在稳定塔冷凝器253中冷凝，将得到的两相混合物254在稳定塔回流罐255中分离，并将气相料流256排出。将来自于所述罐的液体料流257送过稳定塔回流泵258，然后分拆成轻质烃产物料流260和回流料流261，后者被送回到稳定塔246。
将稳定塔底部料流262送过稳定塔底部泵263，然后分拆成苯塔进料料流268和在稳定塔重沸器265中重沸的料流264。将重沸料流266送回到稳定塔。将苯塔进料料流268送往苯塔270。
将来自于高温闪蒸罐218的高温液体料流220的至少一部分250直接提供到苯塔270并绕过稳定塔246。
苯塔270将苯塔进料料流250、251和268分离成包含苯的苯塔顶部料流272和包含C7+烃类包括甲苯、二甲苯和重质芳烃的苯塔底部料流290。在进料到苯塔270中之前，将料流251与料流268合并。料流251从提取蒸馏单元提取。将苯塔顶部料流272在苯塔冷凝器274中冷凝以形成料流276，其被送往苯塔回流罐278和苯塔回流泵282，然后分拆成苯拖曳料流283和回流料流288，后者被送回到苯塔270。苯塔具有位于所述进料上方的侧馏料流286，苯蒸气在其中产生。
将苯塔底部料流290送往苯塔底部泵291并分拆成被送回到苯塔270的重沸料流298和包含甲苯、二甲苯和重质芳烃的C7+产物料流292。
对上面描述的Aspen Plus模型进行修改，以模拟图2中示出的过程。对于本实施例来说，所有条件保持与实施例1相同，并将所有料流220经料流248送往稳定塔(即料流250＝0.0kg/h)。表2示出了该模拟的结果。由于反应器的运行与实施例1中相同，因此反应器产物相同，并且预期将材料导向稳定塔也将在稳定塔重沸器中产生相同负载。令人吃惊的是，结果显示负载降低接近7％。在具有低效的基于选择性吸附的对二甲苯工厂的芳烃联合装置中，用于稳定塔重沸器的能量由来自于选择性吸附工厂的剩余废热供应，因此节省稳定塔重沸器中的能量可能不是非常重要。然而，当在芳烃联合装置中使用低能的基于结晶的对二甲苯工厂时，表2A中示出的能量节省是显著的。
表2A-在交换器进入温度＝28℃时，图2中的过程的Aspen Plus模拟的结果
实施例2B：带有苯回收的烷基转移过程–双重分离器
本实施例说明了用于甚至更多地降低稳定塔重沸器负载的烷基转移过程条件的调整。
表2A显示与实施例1相比，TA排气略微更大并且H2补充略微更大。这显然是因为使用高温闪蒸罐218改变了低温闪蒸罐中材料的组成，导致料流230中苯略微更多。用于实施例1和2A的模拟将再循环气体料流240的H2含量保持相同，为80mol％。当在实施例2A中料流218中的苯含量提高时，引起更大的排气。更大的排气也增加了H2损耗，并且H2补充增加。
在本实施例中，在Aspen Plus模拟中使用的参数与实施例2A相同，区别在于将热交换器204中的进入温度提高到33℃(60℉)。表2B显示，在本实施例中稳定塔重沸器负载比来自于实施例1的稳定塔负载降低约9％，这引起甚至更多的能量节约。表2B显示，在这些条件下存在来自于运行所述过程的另外的节约，因为H2补充显著减少并且排气下降到零。氢是用于烷基转移过程的昂贵原材料，因此这些节约是非常重要的。重要的是注意到降低交换器204中的进入温度轻度提高了炉208的负载。取决于芳烃联合装置中燃料和能量的来源，这种轻度提高可能不是显著的。与实施例2A中说明的模式相比，以这种模式运行可能在经济上是有利的。
表2B–在交换器进入温度＝33℃时，图2中的过程的Aspen Plus模拟的结果
实施例2C：带有苯回收的烷基转移过程–双重分离器
本实施例说明了当将来自于高温闪蒸罐的材料使用料流250送往苯塔时，实现了甚至更多的能量节约。Aspen Plus模型以与实施例1相同的条件运行，并将来自于料流220的20％的材料通过料流250进料到苯塔。结果示出在表2C中。非常令人吃惊的是，将20％的料流220转向苯塔使稳定塔的负载降低20％，而苯塔重沸器296的负载仅仅提高1％。这些结果显示，当将来自于高温闪蒸罐的一部分液体绕过稳定塔并送往苯塔时，可以显著降低在烷基转移单元中使用的能量。在这种情况下，拖曳料流的流速仅为876kg/h。该料流被再循环回到提取蒸馏单元。当超过20％的高温液体绕过稳定塔时，甚至更多的能量节约是可能的。能量节约的量仅受重沸器296负载的增加和料流189的流速的限制。
表2C–在料流250＝20％的料流220时，图2中的过程的Aspen Plus模拟的结果
实施例3：带有轻质芳烃回收的烷基转移过程–单一分离器
图3示出了在不能直接通过蒸馏来生产苯的情况下的烷基转移过程。苯是否可以直接通过蒸馏来生产，主要取决于烷基转移催化剂的性能和通往烷基转移单元的进料的性质。当苯不能直接通过蒸馏生产时，苯通常被回收在离开稳定塔的轻质烃液体料流中，并将稳定塔底部残留物送往甲苯塔。
将包含C9+芳烃和甲苯的进料料流302在进料/流出物热交换器304中加热并在烷基转移炉308中进一步加热，然后进料到烷基转移(TA)反应器312。料流302包含进料到所述过程的新鲜甲苯和C9+芳烃以及所有的甲苯和C9+再循环物两者。然后将流出物314在TA进料料流出物热交换器304、TA稳定塔进料预热器318和TA流出物冷却器322中冷却，然后进入低温闪蒸罐326，在那里将它分离成气相料流328和液体料流342。因此，TA反应器流出物314既被用于在进料料流出物热交换器304中加热进料料流302，也被用于在TA稳定塔进料预热器318中预热来自于闪蒸罐342的液体料流。
将来自于闪蒸罐326的气相料流328分拆，其中将所述料流的一部分330作为燃料气体排出，并将另一部分332与氢补充料流334合并，然后在TA再循环气体压缩机338中压缩成再循环料流340，其被再循环到TA反应器进料料流302。
将来自于闪蒸罐326的液体料流342在稳定塔进料预热器318中加热，然后提供到稳定塔346，其将稳定塔进料料流344分离成包含轻质烃和苯的稳定塔顶部料流348和包含苯和C7+烃类包括甲苯、二甲苯和重质芳烃的稳定塔底部料流366。
将稳定塔顶部料流348在稳定塔冷凝器350中冷凝以形成两相混合物352，将其在稳定塔回流罐354中分离成气相稳定塔排出料流356和液体料流358。液体料流358通过稳定塔回流泵360，其后将它分拆成轻质烃产物料流362和回流料流364，后者被送回到稳定塔346。通往稳定塔的进料中大多数的苯被回收在轻质烃液体中，并被再循环到提取蒸馏单元。
将稳定塔底部料流366送过稳定塔底部泵368，然后分拆成两个料流370和376。第一料流370被送过稳定塔重沸器372，并将得到的重沸料流374送回到稳定塔346。第二料流376是甲苯塔进料料流，其被送往甲苯塔378。料流376包含几乎所有的甲苯和仅仅小部分进料到稳定塔的苯。在芳烃联合装置中，来自于提取蒸馏单元苯塔(未示出)的底部料流被进料到烷基转移单元中的甲苯塔378。该苯塔底部料流是料流379。
甲苯塔378沸腾甲苯以产生包含甲苯的甲苯塔顶部料流380和包含C8+烃类包括二甲苯和重质芳烃的甲苯塔底部料流394。将甲苯塔顶部料流380在甲苯塔冷凝器382中冷凝以形成料流384，将其送过甲苯塔回流罐386和甲苯塔回流泵388，然后分拆成包含苯、甲苯和被再循环到烷基转移单元进料的共沸非芳烃的甲苯料流390以及被返回到甲苯塔378的甲苯回流料流392。
将甲苯塔底部料流394送过甲苯塔底部泵395，然后分拆成两个料流396和399。第一料流396被送过甲苯塔重沸器397，并将得到的重沸料流398送回到甲苯塔378。第二料流399是C8+产物料流，其包含二甲苯和重质芳烃。在芳烃联合装置中，该料流被送往对二甲苯单元。
对上述Aspen Plus模型进行修改，以模拟图3中示出的过程。在这种情况下，所述模型被调整，以显示当进料料流344中的苯在顶部空间沸腾成料流356和362时，稳定塔重沸器372的负载发生的变化。表3显示，当与表1中、即大多数苯被回收在稳定塔的底部中的情况下的结果相比时，稳定塔重沸器负载增加超过一倍。正如预期的，这也导致稳定塔轻质烃塔顶液体料流的流速显著提高，因为本设计的目的在于将苯推进到那里并将它再循环回到提取蒸馏。这些结果显示，当苯不能直接通过蒸馏来生产时，在烷基转移单元中需要明显更多的能量。
表3–图3中的过程的Aspen Plus模拟的结果
实施例4A：带有苯回收的烷基转移过程–双重分离器
当苯不能通过蒸馏来生产时，降低稳定塔重沸器中消耗的能量的一种方式是使用高温闪蒸罐将来自于进料/流出物热交换器的流出物分离成高温液体料流和高温气相料流，并将至少一部分高温液体料流绕过通往稳定塔或苯塔。这是在实施例2A、2B和2C中示出的本发明的另一个实施方式。
实施例4B：带有苯回收的烷基转移过程–双重分离器
当苯不能通过蒸馏来生产时，降低稳定塔重沸器中消耗的能量的另一种方式是使用高温闪蒸罐将来自于进料/流出物热交换器的流出物分离成高温液体料流和高温气相料流，并将至少一部分高温液体料流绕过通往甲苯塔，例如图3中的甲苯塔378。使用AspenPlus模型来评估本实施例。来自于高温闪蒸罐的液体料流含有苯和其他低沸点烃类。在图2中示出的实例中，这些烃类结束于苯拖曳料流中。甲苯塔通常不具有拖曳料流连接，这些烃类可以在所述连接中回收并正确按路线运送。结果，当来自于高温闪蒸罐的一部分液体料流被导向甲苯塔时，轻质烃和苯被运送，同时甲苯再循环回到烷基转移反应器。Aspen Plus模型显示，它们在这个再循环回路中积累到不可接受的水平。此外，一些再循环的苯在烷基转移反应器中被转变成低价值轻质烃。这些Aspen Plus结果显示，当苯不能通过蒸馏来生产时，使用高温闪蒸罐分离来自于进料/流出物热交换器的流出物并将至少一部分高温液体料流绕过通往甲苯塔，不改善烷基转移过程的能量消耗和过程经济学。
实施例4C：带有苯回收的烷基转移过程–双重分离器
图4示出了在苯不能直接通过蒸馏来生产的情况下的烷基转移过程，并且其与图3中示出的过程相比提供了能量节约。
将包含C9+芳烃和甲苯的进料料流402在进料/流出物热交换器404中加热并在烷基转移炉408中进一步加热，然后进料到烷基转移(TA)反应器412。料流402包含进料到所述过程的新鲜甲苯和C9+芳烃以及所有的甲苯和C9+再循环物两者。然后在进料/流出物热交换器404中用TA反应器流出物414加热进料料流402，这产生高温两相混合物416。将高温两相混合物416送往高温闪蒸罐418，在那里将它分离成高温液体料流446和高温气相料流420。
在稳定塔进料预热器422中，将来自于高温闪蒸罐418的气相料流420用于预热液体料流448，然后在流出物冷却器426中进一步冷却以产生低温两相混合物428。将低温两相混合物428送往低温闪蒸罐430，其将低温两相混合物428分离成低温气相料流432和低温液体料流448。将低温气相料流432分拆，其中将所述料流的一部分434作为燃料气体排出，将另一部分436与氢补充料流438合并，然后在再循环气体压缩机442中压缩以生产再循环料流444，其被再循环到TA反应器进料料流402。
将来自于低温闪蒸罐430的低温液体料流448用来自于高温闪蒸罐418的气相料流420预热，然后将得到的轻质芳烃塔进料料流450提供到轻质芳烃塔452。还向轻质芳烃塔452提供来自于高温闪蒸罐418的高温液体料流446。在芳烃联合装置中，来自于提取蒸馏单元苯塔(未示出)的底部料流也可以被提供到轻质芳烃塔452。该苯塔底部料流是料流453。
轻质芳烃塔452将苯和甲苯共沸，并将输入料流分离成包含轻质烃和苯的轻质芳烃塔顶部料流454、包含C8+烃类包括二甲苯和重质芳烃的轻质芳烃塔底部料流472以及包含甲苯的轻质芳烃塔侧馏料流484。轻质芳烃塔侧馏料流484在所述烷基转移单元内再循环。
将轻质芳烃塔顶部料流454在轻质芳烃冷凝器456中冷凝以产生两相混合物458，将其在轻质芳烃回流罐460中分离成轻质芳烃排出气体料流462和液体料流464。将来自于罐460的液体料流464分拆成轻质烃产物料流468和回流料流470，后者被送回到轻质芳烃塔452。
将轻质芳烃塔底部料流472送过轻质芳烃底部泵474，然后分拆成两个料流482和476。料流482是包含二甲苯和重质芳烃的C8+产物料流。将料流476在轻质芳烃重沸器478中重沸以产生重沸料流480。在芳烃联合装置中，将料流472送往对二甲苯单元。重沸料流480被送回到轻质芳烃塔452。
图4中描绘的过程提供了超过图3中描绘的过程的能量节约，这是因为图4的过程仅需要单一蒸馏塔452，而图3的过程使用两个蒸馏塔——稳定塔346和轻质芳烃塔378。
已详细地并参考具体实施方式对本文公开的方法和装置进行了描述，显然，可以做出修改和改变而不背离权利要求书中提出的本公开的范围。更具体来说，尽管本公开的某些情况在本文中被鉴定为特别有利，但设想了本发明的方法和装置不必定限于这些特定情况。

Claims (17)

1.一种用于提高歧化和烷基转移过程的能源效率的过程，其包括下列步骤：
(a)在反应器中，将包含甲苯、C9芳烃、C10芳烃和氢的反应器进料料流在催化剂上反应，以产生包含苯和二甲苯的反应器流出料流；
(b)冷却所述反应器流出料流以形成第一两相混合物；
(c)将所述第一两相混合物分离成第一液体料流和第一气相料流；
(d)将至少一部分所述第一液体料流提供到苯塔，其中所述第一液体料流的被提供到苯塔的部分绕过稳定塔；
(e)在所述苯塔中从所述第一冷凝的液体料流回收苯；
(f)冷却所述第一气相料流以形成第二两相混合物；以及
(g)将所述第二两相混合物分离成第二液体料流和第二气相料流，其中所述过程还包括将所述第二液体料流提供到所述稳定塔。
2.权利要求1的用于提高歧化和烷基转移过程的能源效率的过程，其中所述第一液体料流不含轻质烃。
3.权利要求1的用于提高歧化和烷基转移过程的能源效率的过程，其还包括使用所述反应器流出料流加热所述反应器进料料流。
4.权利要求1的过程，其还包括使用所述第一气相料流加热所述反应器进料料流。
5.权利要求1的用于提高歧化和烷基转移过程的能源效率的过程，其中所述反应器进料料流被加热到所述反应器流出料流的50℃以内。
6.权利要求1的用于提高歧化和烷基转移过程的能源效率的过程，其中冷却所述反应器流出料流以形成所述第一两相混合物的步骤在环境温度至所述反应器温度之间进行。
7.权利要求1的用于提高歧化和烷基转移过程的能源效率的过程，其中冷却所述第一气相料流以形成所述第二两相混合物的步骤在环境温度下进行。
8.权利要求1的用于提高歧化和烷基转移过程的能源效率的过程，其还包括使用所述第一气相料流加热所述第二冷凝的液体料流。
9.权利要求1的用于提高歧化和烷基转移过程的能源效率的过程，其中所述第一液体料流不被导向甲苯塔。
10.一种用于提高歧化和烷基转移过程的能源效率的过程，其包括下列步骤：
(a)在反应器中，将包含甲苯、C9芳烃、C10芳烃和氢的反应器进料料流在催化剂上反应，以产生包含苯、甲苯和二甲苯的反应器流出料流；
(b)冷却所述反应器流出料流以形成第一两相混合物；
(c)将所述第一两相混合物分离成第一液体料流和第一气相料流；
(d)将所述第一液体料流提供到稳定塔，以产生包含苯、甲苯和C8芳烃的侧馏料流；
(e)将所述侧馏料流提供到提取蒸馏单元；
(f)冷却所述第一气相料流以形成第二两相混合物；以及
(g)将所述第二两相混合物分离成第二液体料流和第二气相料流，其中所述过程还包括将所述第二液体料流提供到所述稳定塔。
11.权利要求10的用于提高歧化和烷基转移过程的能源效率的过程，其中所述第一液体料流不含轻质烃。
12.权利要求10的用于提高歧化和烷基转移过程的能源效率的过程，其还包括使用所述反应器流出料流加热所述反应器进料料流。
13.权利要求10的用于提高歧化和烷基转移过程的能源效率的过程，其还包括使用所述第一气相料流加热所述反应器进料料流。
14.权利要求10的用于提高歧化和烷基转移过程的能源效率的过程，其中所述反应器进料料流被加热到所述反应器流出料流的50℃以内。
15.权利要求10的用于提高歧化和烷基转移过程的能源效率的过程，其中冷却所述反应器流出料流以形成所述第一两相混合物的步骤在环境温度至所述反应器温度之间进行。
16.权利要求10的用于提高歧化和烷基转移过程的能源效率的过程，其中冷却所述第一气相料流以形成所述第二两相混合物的步骤在环境温度下进行。
17.权利要求10的用于提高歧化和烷基转移过程的能源效率的过程，其还包括使用所述第一气相料流加热所述第二冷凝的液体料流。
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