CS261891B2

CS261891B2 - Method of gaseous phase heat utilization from second fractionating column head during alkylaromatic hydrocarbon winning from efflux leaving alkylation zone for benzene or toluene alkylation

Info

Publication number: CS261891B2
Application number: CS857459A
Authority: CS
Inventors: Dennis J Ward
Original assignee: Uop Inc
Priority date: 1985-10-18
Filing date: 1985-10-18
Publication date: 1989-02-10
Also published as: CS745985A2

Abstract

Výtolk z alkylační zóny se zavádí do první frakcionační kolony, z jejíhož dna se odvádí kapalný podíl, který se zavádí do druhé frakcionační kolony. Ze dna této druhé frakcionační kolony se odvádí vedlejší meziprodukt, zatímco z hlavy této kolony se odvádí plynný finální alkylaromatický uhlovodík, který se alespoň zčásti kondenzuje ve vařáku, vyhřívaném kapalinou odváděnou z mezilehlého bodu první fralkcionační kolony.The release from the alkylation zone is introduced into the first a fractionation column from the bottom a liquid portion which is introduced into the other fractionation columns. From the bottom of this other the fractionation column is discharged, while out of the head of this column with Gases the final alkylaromatic hydrocarbon, which at least partially condenses in the reboiler heated by the liquid discharged from the intermediate point of the first fractionalization columns.

Description

Výtolk z alkylační zóny se zavádí do první frakcionační kolony, z jejíhož dna se odvádí kapalný podíl, který se zavádí do druhé frakcionační kolony. Ze dna této druhé frakcionační kolony se odvádí vedlejší meziprodukt, zatímco z hlavy této kolony se odvádí plynný finální alkylaromatický uhlovodík, který se alespoň zčásti kondenzuje ve vařáku, vyhřívaném kapalinou odváděnou z mezilehlého bodu první fralkcionační kolony.The effluent from the alkylation zone is fed to a first fractionation column, from whose bottom a liquid fraction is withdrawn and fed to a second fractionation column. A secondary intermediate is removed from the bottom of the second fractionation column, while the gaseous final alkylaromatic hydrocarbon is discharged from the top of the column and at least partially condensed in a digester heated by the liquid removed from the intermediate point of the first fractionation column.

281891281891

Řešení se týká způsobu využití tepla plynné fáze z hlavy druhé frakcionační Ikolony při získání alkylaromatického uhlovodíku z výtoku opouštějícího alkylační zónu pro alkylaci benzenu nebo toluenu.The invention relates to a method for utilizing the gas phase heat from the top of a second fractionation column to obtain an alkylaromatic hydrocarbon from the effluent leaving the alkylation zone for the alkylation of benzene or toluene.

Alkylace aromatického uhlovodíku je rozsáhle provozovaným průmyslovým procesem. Tento alkylační proces je zaměřen bud na výrobu alkylaromatického uhlovodíku jako finálního produktu, nebo na výrobu tohoto uhlovodíku představujícího meziprodukt, který tvoří výchozí produkt pro určitý další zpracovatelský stupeň. Například benzen může být uveden v reakci s lineárním olefinem za vzniku lineárního alkylbenzenu, který je zase vhodný pro konverzi na detergent. Vynález je zaměřen na alkylační procesy, při kterých se aromatický uhlovodík uvádí v reakci s jiným uhlovodíkem tvořeným ethylenem nebo propylenem. V tomto případě je rozdíl v molekulové hmotnosti a těkavosti výchozího aromatického uhlovodíku a vyrobeného alkylaromatického uhlovodíku menší než v případě výroby alkylátového detergentu, neboť olefin, který se přivádí jako výchozí produkt do alkylační zóny pro výrobu detergentu, obsahuje asi 8 až asi 15 atomů uhlíku v molekule.Alkylation of an aromatic hydrocarbon is a widely operated industrial process. This alkylation process is directed either to the production of an alkylaromatic hydrocarbon as the final product, or to the production of this intermediate hydrocarbon, which constitutes the starting product for a further processing step. For example, benzene can be reacted with a linear olefin to form a linear alkylbenzene, which in turn is suitable for conversion to a detergent. The invention is directed to alkylation processes in which an aromatic hydrocarbon is reacted with another ethylene or propylene hydrocarbon. In this case, the difference in molecular weight and volatility of the starting aromatic hydrocarbon and the alkylaromatic hydrocarbon produced is smaller than in the case of alkylate detergent production, since the olefin that is fed to the detergent alkylation zone contains about 8 to about 15 carbon atoms molecule.

Z dosud známých alkylačních procesů nejvíce s vynálezem souvisí proces, který je popsán v patentu US 4 051 191. Tento patent se týká provozu alkylační zóny a frakcionačního systému, použitelných při výrobě kumenu alkylaci benzenu propylenem. Popisuje se zde zavádění kapalné fáze, tvořící výtok z alkylační zóny, do první frakcionační kolony, která je zde označena jako recirkulační kolona. Nezreagovaný benzen se izoluje v této recirkulační koloně ve formě čistého produktu odváděného z hlavy této kolony; tento produkt se vrací zpět do alkylační zóny. Produkt odváděný ze dna této recirkulační kolony se potom zavádí do druhé frakcionační kolony, ve které se kumen, tvořící finální produkt uvedené alkylace, odvádí ve formě čistého produktu z hlavy této druhé frakcionační kolony. Toto dvoukolonové uspořádání je obdobné jako uspořádání podle tohoto vynálezu.Of the known alkylation processes so far most closely related to the invention is the process described in U.S. Patent 4,051,191. This patent relates to the operation of an alkylation zone and a fractionation system useful in the production of cumene by alkylation of benzene with propylene. Disclosed herein is the introduction of an effluent from the alkylation zone into a first fractionation column, referred to herein as a recirculation column. Unreacted benzene is isolated in this recirculation column as pure product removed from the top of the column; this product is returned to the alkylation zone. The product discharged from the bottom of the recirculation column is then fed to a second fractionation column in which the cumene forming the final product of said alkylation is removed as pure product from the top of the second fractionation column. This two-column configuration is similar to that of the present invention.

Odborníkům je známo, že lze značných úspor při frakcionačním procesu dosáhnout tím, že se teplo získané z produktu odváděného z hlavy frakcionační kolony použije v některém stupni tohoto frakcionačního procesu. Proto se uvedená plynná fáze vystupující z hlavy frakcionační kolony může chladit nepřímou tepelnou výměnou pomocí kapaliny, kterou potřebujeme ohřát nebo odpařit. Jakožto příklad takovéhoto postupu je možné uvést obsah patentového spisu US 3 414 484, ve kterém je popsáno stlačení plynné fáze opouštějící hlavu aromatické frakcionační kolony za účelem získání fáze, která má teplotu dostatečnou k vyhřívání kolony, z jejíž hlavy byla odtažena. Tento mechanismus je zde označen jako frakcionační systém s čerpaným teplem.It is known to those skilled in the art that considerable savings in the fractionation process can be achieved by using the heat obtained from the product removed from the top of the fractionation column at some stage in the fractionation process. Therefore, the gas phase exiting the top of the fractionation column can be cooled by indirect heat exchange with the liquid that we need to heat or evaporate. An example of such a process is U.S. Pat. No. 3,414,484, which describes compressing a gas phase leaving the head of an aromatic fractionation column to obtain a phase having a temperature sufficient to heat the column from which it was withdrawn. This mechanism is referred to herein as a pumped heat fractionation system.

V patentu US 3 254 024 je popsán způsob separace aromatických uhlovodíků s 8 atomy uhlíku v molekule trakční destilací. Při tomto způsobu se plynná fáze odváděná z hlavy frakcionační kolony 7 vede skrze vařáky frakeionačních kolon 2, 13. Uvedený patent tedy dokazuje, že je rovněž známo použít plynné fáze vystupující z hlavy jedné frakcionační kolony k vyhřívání libovolné jiné frakcionační kolony při vhodné volbě režimu takto spojených frakeionačních kolon.U.S. Pat. No. 3,254,024 describes a process for separating aromatic hydrocarbons having 8 carbon atoms per molecule by traction distillation. In this method, the gaseous phase discharged from the head of the fractionation column 7 is fed through the reboilers of the fractionation columns 2, 13. The patent thus demonstrates that it is also known to use gaseous phases exiting the head of one fractionation column to heat any other fractionation column coupled frakeion columns.

Podobný, ale přece jen poněkud odlišný frakcionační proces je popsán v patentu US 4 170 548. Podle tohoto patentu se plynná fáze opouštějící kolonu 12 použije jako zdroj tepla pro vařák 16 druhé kolony. Tato plynná fáze se potom kondenzuje a jímá ve sběrači. První část takto jímaného kondenzátu se vrací do kolony 12 jako reflux a druhá část se vede do druhé kolony.A similar but somewhat different fractionation process is described in U.S. Pat. No. 4,170,548. According to this patent, the gas phase leaving column 12 is used as a heat source for the second column reboiler 16. This gas phase is then condensed and collected in a collector. The first part of the collected condensate is returned to the column 12 as reflux and the second part is fed to the second column.

Předmětem vynálezu je způsob využití tepla plynné fáze z hlavy druhé frakcionační Ikolony při získání alkylaromatického uhlovodíku z výtoku opouštějícího alkylační zónu pro alkylaci benzenu nebo toluenu, zahrnující zavedení výtoku, pouštějícího alkylační zónu a obsahujícího výchozí aromatický uhlovodík ze skupiny zahrnující benzen nebo toluen, vyrobený alkylaromatický uhlovodík vytvořený monoalkylací výchozího aromatického uhlovodíku ethylenem nebo propylenem, a vedlejší alkylaromatický produkt mající vyšší teplotu varu než uvedený vyrobený alkylaromatický uhlovodík a vytvořený polyalkylací výchozího aromatického uhlovodíku ethylenem nebo propylenem, do první frakcionační kolony v prvním mezilehlém bodě, přičemž u dna této první frakcionační kolony je umístěn první vařák zásobovaný teplem, odvádění prvního čistého proudu, který převážně obsahuje výchozí aromatický uhlovodík, z hlavy první frakcionační kolony, odvádění prvního proudu, který převážně obsahuje vyrobený alkylaromatický uhlovodík a vedlejší alkylaromaticlký produkt, ze dna první frakcionační kolony a zavádění tohoto proudu ze dna uvedené kolony do druhé frakcionační kolony, která je provozována za vzniku plynné fáze v hlavě této kolony, odvádění druhého proudu, který převážně obsahuje vedlejší alkylaromatický produkt, ze dna druhé frakcionační kolony a získání produktu, který převážně obsahuje vyrobený alkylaromatický uhlovodík z plynné fáze odváděné z hlavy druhé frakcionační kolony, přičemž první frakcionační kolona je provozována při tlaku v hlavě kolony 34 'kPa až 1,034 MPa a teplotě u dna kolony 132 až 204 °C a druhá frakcionační kolona je provozována při tlaku v hlavě kolony 0,103 až 1,655 MPa a teplotě u dna kolonySUMMARY OF THE INVENTION The present invention provides a process for utilizing the gas phase head heat of a second fractionation column to obtain an alkylaromatic hydrocarbon from an effluent leaving the alkylation zone for alkylation of benzene or toluene, comprising introducing an effluent leaving the alkylation zone. formed by monoalkylating the aromatic hydrocarbon with ethylene or propylene, and an alkylaromatic by-product having a higher boiling point than said produced alkylaromatic hydrocarbon and formed by polyalkylating the aromatic hydrocarbon with ethylene or propylene, into a first fractionation column at a first intermediate first point, a first reboiler supplied with heat, discharging the first clean stream, which predominantly contains the starting aromatic hydrocarbon, zh first column fractionation column, discharging a first stream, which predominantly comprises the produced alkylaromatic hydrocarbon and an alkylaromatic by-product, from the bottom of the first fractionation column and introducing this stream from the bottom of said column to a second fractionation column which is operated to form a vapor phase at the top of the column; discharging a second stream predominantly containing the alkylaromatic by-product from the bottom of the second fractionation column and recovering a product predominantly containing the produced alkylaromatic hydrocarbon from the gas phase withdrawn from the top of the second fractionation column, wherein the first fractionation column is operated at a column head pressure of 34 kPa up to 1,034 MPa and column bottom temperature 132 to 204 ° C and the second fractionation column is operated at a column head pressure of 0,103 to 1,655 MPa and column bottom temperature

160 až 243 °C a mezilehlým bodem je bod, který je oddělen od každého z konců frakcionační kolony kontaktním materiálem typu plyn—kapalina rovným alespoň dvěma, s výhodou třem teoretickým patrům, jehož podstata spočívá v tom, že se alespoň část plynné fáze odváděné z hlavy druhé frakcionační kolony kondenzuje ve druhém vařáku nepřímou tepelnou výměnou pomocí kapaliny odváděné z první frakcionační kolony ve druhém mezilehlém bodě, nacházejícím se nad prvním vařákem a pod uvedeným prvním mezilehlým bodem, přičemž tlakové a teplotní podmínky v prvé a druhé frakcionační koloně jsou v takové vzájemné relaci, že plynná fáze odváděná z hlavy druhé frakcionační kolony má takový tlak, že dojde k její kondenzaci při teplotě kapaliny zaváděné do druhého vařáku první frakcionační kolony po ustavení teplotního spádu v tomto druhém vařáku.160 DEG-243 DEG C. and the intermediate point is a point which is separated from each end of the fractionation column by a gas-liquid contact material of at least two, preferably three, theoretical bases, characterized in that at least part of the gaseous phase is removed the heads of the second fractionation column condense in the second reboiler by indirect heat exchange with the liquid removed from the first fractionation column at the second intermediate point above and above said first intermediate point, the pressure and temperature conditions in the first and second fractionation columns being in such mutual relationship the gas phase withdrawn from the top of the second fractionation column is pressurized to condense at the temperature of the liquid introduced into the second fractionation column of the first fractionation column after the temperature gradient has been established in the second fractionation column.

Způsobem podle vynálezu se dosahuje snížení provozních nákladů získání vyrobeného alkylaromatického uhlovodíku ze směsi obsahující jak níževroucí, tak i výševroucí aromatické uhlovodíky; Při způsobu podle vynálezu se využívá tepelné energie, získané z plynné fáze odváděné z hlavy druhé frakcionační kolony, v bočním vařáku umístěném mezí nástřikovým patrem a dnem předcházející frakcionační kolony. Toto uspořádání značně snižuje spotřebu tepelné energie ve vařáku u dna první frakcionační kolony. Při způsobu podle vynálezu se výtok z reakční zóny, obsahující první aromatický uhlovodík s 6 a více atomy uhlíku v molekule (= výchozí aromatický uhlovodík], druhý vyrobený alkylaromatický uhlovodík a třetí vedlejší alkylaromatický produkt, zavádí do první frakcionační kolony v prvním mezilehlém bodě, přičemž tato první frakcionační kolona je udržována v provozu zčásti použitím prvního vařáku umístěného u dna první frakcionační kolony.The process according to the invention achieves a reduction in the operating costs of obtaining an alkylaromatic hydrocarbon produced from a mixture comprising both low-boiling and high-boiling aromatic hydrocarbons; In the method of the invention, the thermal energy obtained from the gaseous phase removed from the top of the second fractionation column is utilized in a side-boiler located between the feed tray and the bottom of the preceding fractionation column. This arrangement greatly reduces the heat energy consumption in the digester at the bottom of the first fractionation column. In the process of the present invention, the effluent from the reaction zone comprising a first aromatic hydrocarbon having 6 or more carbon atoms in the molecule (= starting aromatic hydrocarbon), a second alkylaromatic hydrocarbon produced and a third alkylaromatic by-product is fed to a first fractionation column at a first intermediate point. the first fractionation column is maintained in operation in part by using a first reboiler located at the bottom of the first fractionation column.

Z hlavy uvedené první frakcionační kolony se odvádí produkt, který převážně obsahuje výchozí aromatický uhlovodík. Ze dna první frakcionační kolony se odvádí proud, ktorý převážně obsahuje vyrobený alkylaromatický uhlovodík; tento proud se zavádí do druhé frakcionační kolony. Ze dna druhé frakcionační kolony se odvádí proud, který převážně obsahuje vedlejší alkylaromatický produkt, přičemž alespoň část plynné fáze odváděné z hlavy druhé frakcionační kolony se kondenzuje nepřímou tepelnou výměnou a slouží jako zdroj tepla ve druhém vařáku, ve kterém dochází k odpaření části kapaliny přítomné v první frakcionační koloně a odváděné z této kolony v uvedeném druhém mezilehlém bodě. Ze získaného kondenzátu, který rezultuje z uvedené tepelné výměny v uvedeném druhém vařáku, se potom izoluje produkt převážně obsahující požadovaný alkylaromatický uhlovodík.From the top of the first fractionation column, a product that predominantly contains a starting aromatic hydrocarbon is removed. A stream, which mainly contains the alkylaromatic hydrocarbon produced, is withdrawn from the bottom of the first fractionation column; this stream is fed to a second fractionation column. From the bottom of the second fractionation column, a stream that is predominantly containing the by-product alkylaromatic product is removed, at least a portion of the gas phase being discharged from the top of the second fractionation column is condensed by indirect heat exchange and serves as heat source in the second reboiler. a first fractionation column and withdrawn from said column at said second intermediate point. From the condensate obtained resulting from said heat exchange in said second reboiler, a product containing predominantly the desired alkylaromatic hydrocarbon is isolated.

Na připojeném obrázku je zobrazeno zjednodušené proudové schéma alkylačního procesu provozovaného za účelem výroby kumenu zlepšeným způsobem podle vynálezu.The attached figure shows a simplified flow diagram of an alkylation process operated to produce cumene by the improved method of the invention.

Výchozím aromatickým uhlovodíkem je relativně vysoce čistý benzen, který se přivádí vedením 1 do alkylační zóny 4. Do této alkylační zóny 4 se rovněž přivádí propylen — obsahující proud vedením 2 a benzenem obohacený recyklovaný proud vedením 3. V alkylační zóně 4 jsou uvedené tři složky přivedeny do styku s akylačním katalyzátorem za podmínek příznivých pro průběh alkylace benzenu propylenem, což má za následek zreagování části benzenu s veškerým dostupným propylenem.The starting aromatic hydrocarbon is relatively high-purity benzene, which is fed via line 1 to alkylation zone 4. Propylene containing a stream 2 and a benzene-enriched recycle stream 3 is also fed to line alkylation zone 4. In alkylation zone 4 the three components are introduced. contacting the alkylation catalyst under conditions favorable to the alkylation of benzene with propylene, resulting in the reaction of a portion of the benzene with all available propylene.

Podle konkrétního vytvoření alkylační zóny a použitého konkrétního propylen obsahujícího proudu může dojít k separaci již v rámci alkylační zóny, kdy může dojít k oddělení recyklovaných proudů a odplynů z reakční směsi, vytvořené v alkylační zóně 4. Tyto proudy oddělené z uvedené reakční směsi ještě v rámci alkylační zóny 4 nejsou na připojeném obrázku zobrazeny.Depending on the particular formation of the alkylation zone and the particular propylene-containing stream used, separation may already occur within the alkylation zone, whereby the recycle streams and off-gases from the reaction mixture formed in the alkylation zone 4 can be separated. the alkylation zones 4 are not shown in the attached figure.

Výtok z alkylační zóny 4 opouští tedy tuto zónu vedením 5. Tento výtok z alkylační zóny obsahuje směs benzenu, kumenu a rozličných výševroucích vedlejších uhlovodíkových produktů, které v alkylační zóně 4 vznikly jiným mechanismem, než jakým probíhá požadovaná monoalkylace benzenu propylenem.Thus, the effluent from the alkylation zone 4 leaves this zone through line 5. This effluent from the alkylation zone comprises a mixture of benzene, cumene and various high boiling hydrocarbon by-products which have formed in the alkylation zone 4 by a mechanism other than the desired monoalkylation of benzene by propylene.

Výtok z alkylační zóny 4 se zavádí do první frakcionační kolony 6 označované jako recirkulační kolona. V podstatě veškerý benzen a lehčí uhlovodíky se koncentrují v parní fázi opouštějící hlavu první recirkulační kolony 6 vedením 7. Tato parní fáze se zavádí do kondenzátu 8. Rezultující kondenzát se jímá ve sběrači 9. Případně přítomné nezkondenzované plyny a voda mohou být odvedeny neznázorněným vedením. Uhlovodíkový kondenzát je odváděn ze sběrače 9 vedením 10 a dále je rozdělen na první část, která se vrací do první frakcionační komory 6 vedením 11 jako reflux, a druhou část, která je recirkulována do alkylační zóny 4 jako benzenový recykl vedením 3.The effluent from the alkylation zone 4 is fed to a first fractionation column 6 referred to as a recirculation column. Essentially all of the benzene and lighter hydrocarbons are concentrated in the vapor phase leaving the top of the first recirculation column 6 through line 7. This vapor phase is introduced into condensate 8. The resulting condensate is collected in the collector 9. Any non-condensed gases and water present may be removed. The hydrocarbon condensate is discharged from the collector 9 via line 10 and is further divided into a first part which is returned to the first fractionation chamber 6 via line 11 as reflux and a second part which is recirculated to the alkylation zone 4 as a benzene recycle through line 3.

V podstatě všechny uhlovodíky vstupující do první frakcionační kolony 6, které jsou méně těkavé než benzen, se koncentrují v kapalném proudu odváděném ze dna první frakcionační kolony 6 vedením 12. Jedna část tohoto proudu se odchyluje do vnějšího vařáku 14 vedením 13. Kapaliny opouštějící vnější vařák 14 se potom vedou do spodní části první frakcionační kolony 6.Essentially, all hydrocarbons entering the first fractionation column 6 that are less volatile than benzene are concentrated in the liquid stream discharged from the bottom of the first fractionation column 6 via line 12. One portion of this stream deviates to the outer digester 14 via line 13. Liquids leaving the external digester 14 are then fed to the bottom of the first fractionation column 6.

Zbývající část kapalného proudu odváděného ze dna první frakcionační kolony 6 vedením 12 tvoří nástřik pro druhou frakcionační kolonu 16 přiváděný vedením 15. Tato druhá frakcionační kolona 16 je označena jako kolona finálního produktu. Relativně malé množství vysokovroucích ve261891 dlejších produktů, které je rovněž přiváděné do druhé frakcionační kolony 16, se koncentruje v kapalném proudu odváděném ze dna druhé frakcionační kolony 16 vedením 17. Tento kapalný proud se dělí na první část, která je zaváděna vedením 19 do vařáku 20, a druhou část, odtahovanou jako proud vedlejších produktů vedením 18.The remaining portion of the liquid stream discharged from the bottom of the first fractionation column 6 through line 12 forms a feed for the second fractionation column 16 supplied via line 15. This second fractionation column 16 is referred to as the final product column. The relatively small amount of high-boiling by-products, which is also fed to the second fractionation column 16, is concentrated in the liquid stream discharged from the bottom of the second fractionation column 16 via line 17. This liquid stream is divided into a first portion which is introduced via line 19 into the digester 20. , and a second portion withdrawn as a by-product stream through line 18.

Převážná část frakce, která je přiváděna do druhé frakcionační kolony 16, se koncentruje v plynné fázi odváděné z hlavy druhé frakcionační kolony 16 vedením 21. Tato plynná fáze se vede do bočního vařáku 22, kde se kondenzuje za vzniku kondenzátu, který se vede do sběrače 25. Tento kondenzát se ze sběrače 25 odvádí vedením 26 a dále se rozděluje na první část recirkulovanou zpět do druhé frakcionační kolony 61 vedením 28, a druhou část odváděnou ve formě finálního kumenového produktu vedením 27.The bulk of the fraction that is fed to the second fractionation column 16 is concentrated in the gas phase discharged from the top of the second fractionation column 16 through line 21. This gas phase is fed to the side digester 22 where it condenses to form condensate, which is fed to the collector. 25. This condensate is removed from the collector 25 via line 26 and is further divided into a first portion recirculated back to the second fractionation column 61 via line 28, and a second portion discharged in the form of the final cumene product through line 27.

Podstatný podíl tepla předaného plynnou fází odtahovanou z hlavy druhé frakcionační kolony 16 přejímá kapalný proud odtahovaný v druhém mezilehlém bodě, nacházejímí se ve spodní polovině první frakcionační kolony 6, vedením 23. Tento kapalný proud je výhodně částečně odpařen v bočním vařáku 22 za vzniku směsné fáze, která se zavádí zpět do první frakcionační kolony 6 vedením 24. Uvedené vedení 24 ústí do první frakcionační kolony 6 v bodě, který se nachází alespoň o několik pater výše, než je zaústěno do první frakcionační kolony 6 vedení 13, přivádějící do této kolony páry produkované ve vařáku 14, nacházejcím se u dna první frakcionační kolony 6.A substantial proportion of the heat transferred by the gaseous phase drawn off from the top of the second fractionation column 16 receives the liquid stream drawn off at the second intermediate point located in the lower half of the first fractionation column 6 through line 23. This liquid stream is preferably partially vaporized in the sideboiler 22 to form a mixed phase The line 24 leads to the first fractionation column 6 at a point at least a few levels higher than that of the first fractionation column 6 of the line 13 feeding steam to the column. produced in the digester 14 at the bottom of the first fractionation column 6.

Zobrazené příkladné provedení způsobu podle vynálezu má pouze ilustrační účel a rozsah vynálezu daný definicí předmětu vynálezu nikterak neomezuje.The illustrated embodiment of the method according to the invention is for illustrative purposes only and is not to be construed as limiting the scope of the invention.

Alkylace aromatických uhlovodíků se průmyslově realizuje v širokém měřítku. Příkladem takové alkylace je alkylace benzenu propylenem za vzniku kumenu, který se potom použije k výrobě fenolu a acetonu. Tato alkylace se obvykle provádí s úmyslem vyrobit jediný alkylaromatický produkt a nikoliv směs takových alkylaromatických produktů. Avšak přes všechny úspěchy, kterých bylo v oboru alkylace aromatických uhlovodíků dosaženo, jsou produkty dosud prováděné průmyslové alkylace aromatických uhlovodíků tvořeny zpravidla směsí, která vedle požadovaného produktu obsahuje také malé množství vedlejších produktů, které musí být z produktu opouštějícího alkylační zónu odstraněny. Kromě toho se za účelem vytvoření optimálních podmínek pro průběh pouze monoalkylaění reakce obvykle používá přebytek výchozího aromatického uhlovodíku, který má být alkylován. Proto také výtok z alkylační zóny obvykle obsahuje směs výchozího aromatického uhlovodíku, vyrobeného alkylaromatického uhlovodíku a alespoň jednoho výševroucího vedlejšího alkylaromatického produktu. Rozdělení těchto tří složek obsažených ve výtoku z alkylační zóny se zpravidla průmyslově provádí frakční destilací.The alkylation of aromatic hydrocarbons is industrially carried out on a large scale. An example of such alkylation is the alkylation of benzene with propylene to form cumene, which is then used to produce phenol and acetone. This alkylation is usually carried out with the intention of producing a single alkylaromatic product and not a mixture of such alkylaromatic products. However, in spite of all the successes achieved in the field of aromatic hydrocarbon alkylation, the products of the aromatic hydrocarbon industrial alkylation carried out so far are generally a mixture which, in addition to the desired product, also contains a small amount of by-products which must be removed from the product leaving the alkylation zone. In addition, in order to create optimum conditions for the only monoalkylation of the reaction, an excess of the starting aromatic hydrocarbon to be alkylated is usually used. Therefore, also the effluent from the alkylation zone typically comprises a mixture of an aromatic hydrocarbon feedstock, an alkylaromatic hydrocarbon produced, and at least one higher boiling alkylaromatic by-product. The separation of the three components contained in the effluent from the alkylation zone is generally carried out by fractional distillation.

Rozdělení těchto mnohdy blízkovroucích uhlovodíků ve velkém měřítku a při požadavku vysoké čistoty požadovaného finálního produktu si vyžaduje rozměrné frakcionační zařízení a spotřebu velkého množství energie. Provozní náklady tohoto frakcionačního procesu zahrnují jednak náklady spojené s teplem dodaným do vařáku frakcionační kolony a jednak náklady spojené s kondenzací plynné fáze finálního produktu pouštějícího hlavu poslední frakcionační kolony, přičemž se získá odpadní voda s nízkým tepelným obsahem. Vzhledem k tomu tvoří provozní náklady spojené s rozdělením výtoku z alkylační zóny podstatnou část nákladů uvedeného alkylačního procesu.Large-scale separation of these often near-boiling hydrocarbons and requiring high purity of the desired end product requires a large fractionation apparatus and a large amount of energy consumption. The operating costs of this fractionation process include, on the one hand, the costs associated with the heat supplied to the fractionator column digester and, on the other hand, the costs associated with condensing the gas phase of the final product leaving the head of the last fractionation column. Accordingly, the operating costs associated with partitioning the effluent from the alkylation zone form a substantial part of the cost of said alkylation process.

Proto tedy vznikla potřeba snížení nákladů spojených s provozem frakcionační sekce procesu alkylace aromatických uhlovodíků. Pozornost se přitom soustředila na využití tepla, které obsahuje plynná fáze opouštějící hlavu druhé frakcionační kolony při dvoukolonovém frakcionačním systému separace uvedených uhlovodíkových produktů, a zejména na snížení provozních nákladů vařáku první frakcionační kolony při výrobě kumenu alkylací benzenu.Therefore, there is a need to reduce the costs associated with operating the fractionating section of the aromatic hydrocarbon alkylation process. Attention was directed to utilizing the heat contained in the gas phase leaving the head of the second fractionation column in a two-column fractionation system for separating said hydrocarbon products, and in particular to reduce the operating costs of the first fractionation column reboiler in the production of cumene by alkylation of benzene.

Způsob podle vynálezu může být využit pro separaci výtoků z reakčních zón pro transalkylaci, alkylaci aromatických uhlovodíků, izomeraci, aromatizaci a podobně. Nicméně se způsobu podle vynálezu využívá při alkylaci aromatických uhlovodíků, a proto bude způsob podle vynálezu v následující části popisu detailněji popsán právě na alkylaci aromatických uhlovodíků.The process of the invention can be used to separate effluents from reaction zones for transalkylation, alkylation of aromatic hydrocarbons, isomerization, aromatization and the like. However, the process of the invention is used in the alkylation of aromatic hydrocarbons, and therefore, the process of the invention will be described in more detail below for the alkylation of aromatic hydrocarbons.

Výhodným výchozím aromatickým uhlovodíkem určeným k alkylování je benzen. Výhodný výchozí aromatický uhlovodík může být obecně charakterizován jako aromatický uhlovodík s 6 a více atomy uhlíku v molekule, jakým je například benzen, toluen, xylen nebo ethylbenzen. Aromatické uhlovodíky s vyšší molekulovou hmotností však mohou být rovněž použity jako výchozí aromatický uhlovodík pro alkylaci.A preferred starting aromatic hydrocarbon to be alkylated is benzene. A preferred starting aromatic hydrocarbon may generally be characterized as having an aromatic hydrocarbon having 6 or more carbon atoms per molecule, such as benzene, toluene, xylene or ethylbenzene. However, higher molecular weight aromatic hydrocarbons can also be used as the starting aromatic hydrocarbon for alkylation.

Alkylačním činidlem, které reaguje s výchozím aromatickým uhlovodíkem za vzniku požadovaného alkylaromatického uhlovodíku, může být sloučenina působící při alkylaci jako olefin, jako například alkohol, ether nebo ester včetně alkylhalogenidů, alkylsulfátů a alkylfosfátů. S výhodou je tímto alkylačním činidlem mono- nebo diolefin se dvěma až pěti atomy uhlíku v molekule. Výhodnými monoolefiny jsou ethylen, propylen, 1-buten, 2-buten a isobutylen. Tyto olefiny mohou být použity jako relativně čisté reakční složky obsahující vždy pouze jediný uhlovodík. Rovněž je možné použít směs jediného olefinu a odpovídajícího pa2B1S91The alkylating agent that reacts with the parent aromatic hydrocarbon to form the desired alkylaromatic hydrocarbon may be an alkylating compound such as an olefin, such as an alcohol, an ether or an ester including alkyl halides, alkyl sulfates and alkyl phosphates. Preferably, the alkylating agent is a mono- or diolefin having two to five carbon atoms per molecule. Preferred monoolefins are ethylene, propylene, 1-butene, 2-butene and isobutylene. These olefins can be used as relatively pure reactants containing only one hydrocarbon at a time. It is also possible to use a mixture of a single olefin and the corresponding pa2B1S91

Β rafinn nebo směs dvou nebo více olefinických uhlovodíků. Obvyklým vyrobeným finálním uhlovodíkem je kumen, eíhylbenzen nebo cymen (isopropyltoluen).Β Raffin or a mixture of two or more olefinic hydrocarbons. The usual finished hydrocarbon produced is cumene, ethylbenzene or cymene (isopropyltoluene).

Uhlovodíkový proud přiváděný do frakcionační zeny je tvořen výtokem ze zóny konverze uhlovodíku. Tento výtok je s výhodou již výsledkem částečné separace uskutečněné v konverzní zóně, přičemž je výtok z reakční zóny konvertován na ivýtok z konverzní zóny, obsahující méně než 10 molárních procent jakéhokoliv uhlovodíku majícího méně uhlíkových atomů v molekule, než kolik jich má uhlovodík, který je získán jako produkt odváděný z hlavy první frakcionační kolony.The hydrocarbon stream fed to the fractionation wall is formed by the effluent from the hydrocarbon conversion zone. This effluent is preferably already the result of a partial separation carried out in the conversion zone, wherein the effluent from the reaction zone is converted to a flux from the conversion zone containing less than 10 mole percent of any hydrocarbon having fewer carbon atoms per molecule than the hydrocarbon that is obtained as the overhead product of the first fractionation column.

S výhodou je toho dosaženo částečnou kondenzací směsi sloučenin skutečně vystupujících z reaktoru za vzniku kapalné uhlovodíkové fáze a plynné fáze obsahující velký procentuální obsah vodíku a při normální teplotě plynných uhlovodíků, které opouštějí katalyzátorové lože. Takto získaná kapalná fáze může být stripováním zbavena rozpuštěných lehkých plynů dříve, než se zavede do frakcionační zóny podle vynálezu.Preferably, this is achieved by partially condensing a mixture of the compounds actually exiting the reactor to form a liquid hydrocarbon phase and a gas phase containing a high percentage of hydrogen and at normal temperature of the gaseous hydrocarbons leaving the catalyst bed. The liquid phase thus obtained can be stripped of dissolved light gases by stripping before it is introduced into the fractionation zone according to the invention.

Zlepšený separační postup podle vynálezu může být obecně aplikován pro separaci výtoku z libovolné reakční zóny, obsahujícího směs uhlovodíků, majících vhodné teploty varu. Nicméně s výhodou se způsobu podle vynálezu používá pro separaci z alkylační zóny, ve které se výchozí uhlovodík konvertuje alkylační reakcí na uhlovod^fk s vyšší molekulovou hmotností.The improved separation process of the invention may generally be applied to separate effluent from any reaction zone containing a mixture of hydrocarbons having suitable boiling points. Preferably, however, the process of the invention is used for separation from an alkylation zone in which the starting hydrocarbon is converted by an alkylation reaction to a higher molecular weight ^f hydrocarbon.

Alkylace může být katalyzována použitím rozličných vhodných katalyzátorů, jakými jsou například fluorid boritý, rozličné zeolitické sloučeniny, fluorovodík a podobně. Výhodným katalyzátorem pro použití v alkylační zóně je katalyzátor označovaný jako pevná kyselina fosforečná nebo SPA-katalyzátor (SPA = solid phosphoric acid).The alkylation can be catalyzed using a variety of suitable catalysts such as boron trifluoride, various zeolite compounds, hydrogen fluoride and the like. A preferred catalyst for use in an alkylation zone is a catalyst referred to as solid phosphoric acid or SPA (solid phosphoric acid).

Vhodné SPA-katalyzátory jsou komerčně dostupné. Pcd pojmem SPA-katalyzátor nebo jeho ekvivalent je zde míněn pevný katalyzátor, který jako jednu z jeho základních složek obsahuje kyselinu fosforečnou, jako například kyselinu orthofosforečnou, kyselinu pyrofosforečnou nebo kyselinu tetrafosforečnou. Tyto katalyzátory se obvykle připraví smíšením uvedené kyseliny s pevným křemičitým nosičem za vzniku bokré pasty. Tato pasta potom může být kalcinovóna a rozdrcena za vzniku katalyzátorových částic anebo může být uvedená pasta před kalclnací vytlačena extrudérem nebo peletizována za vzniku katalyzátorových částic, které mají ve srovnání s prvně uvedenými částicemi pravidelnější tvar a velikost.Suitable SPA catalysts are commercially available. As used herein, the term SPA-catalyst or equivalent is a solid catalyst which, as one of its constituents, comprises phosphoric acid, such as orthophosphoric acid, pyrophosphoric acid, or tetraphosphoric acid. These catalysts are usually prepared by mixing said acid with a solid silica support to form a side paste. The paste may then be calcined and crushed to form catalyst particles, or the paste may be extruded or pelletized prior to calendering to form catalyst particles having a more regular shape and size compared to the first particles.

Nosičem je s výhodou v přírodě se vyskytující porézní oxidokřemičitý materiál, jako například křemelina, kaolín, infuzoriová hlinka a rozsivková zemina. K tomuto nosiči mohou být přidána malá množství rozličných přísad, jakými jsou například minerál10 ní talek, plnivové hlinky a sloučeniny železa včetně oxidů železa, za účelem zvýšení jeho pevnosti a tvrdosti. Uvedená kompozice nosiče a uvedených přísad zpravidla tvoří asi 15 až 30 % hmotnosti katalyzátoru, přičemž zbytek je tvořen kyselinou fosforečnou. Nicméně množství kyseliny fosforečné použité při přípravě katalyzátoru se může pohybovat od asi 8 do asi 80 % hmotnosti katalyzátoru, jak je to popsáno v patentovém spisu US 3 402 130. Množství uvedených přísad může tvořit asi 3 až 20 % hmotnosti nosiče. Další podrobnosti týkající se přípravy SPA-katalyzátorů jsou uvedeny například z patentech US 3 050 472, 3 050 473 a 3 132 109.The carrier is preferably a naturally occurring porous silica material such as diatomaceous earth, kaolin, diatomaceous earth and diatomaceous earth. Small amounts of various additives, such as mineral talc, filler clays and iron compounds including iron oxides, may be added to the support to increase its strength and hardness. The carrier / additive composition typically comprises about 15 to 30% by weight of the catalyst, the remainder being phosphoric acid. However, the amount of phosphoric acid used in preparing the catalyst may range from about 8 to about 80% by weight of the catalyst, as described in U.S. Pat. No. 3,402,130. The amount of said additives may comprise about 3 to 20% by weight of the carrier. Further details regarding the preparation of SPA catalysts are given, for example, in U.S. Patents 3,050,472, 3,050,473 and 3,132,109.

Je známo, že aromatický uhlovodík procházející skrze alkylační zónu jeví tendenci k loužení chemicky vázané vody z katalyzátoru. Tato skutečnost je popsána v patentech US 3 510 534 a 3 520 945, přičemž druhý z uvedených patentů řeší kontrolu stupně hydratace katalyzátoru. Obsah vody v katalyzátoru je důležitou charakteristikou uvedeného typu alkylačního katalyzátoru, neboť dehydratace katalyzátoru má za následek zhoršení jeho vlastností v důsledku rozpadu katalyzátorových částic na prášek a spékání tohoto prášku, zatímco zvýšený obsah vody v katalyzátoru způsobuje, že katalyzátor změkne a v krajním případě se změní na kal, který může ucpat alkylační reaktor.It is known that the aromatic hydrocarbon passing through the alkylation zone tends to leach chemically bound water from the catalyst. This is described in U.S. Pat. Nos. 3,510,534 and 3,520,945, the latter of which patents control the degree of hydration of the catalyst. The water content of the catalyst is an important characteristic of said type of alkylation catalyst, since dehydration of the catalyst results in a deterioration of its properties due to the disintegration of the catalyst particles into a powder and sintering of the powder, while increased water content of the catalyst causes the catalyst to soften and ultimately change to sludge that can clog the alkylation reactor.

Za účelem neustálého zachování požadovaného stupně hydratace uvedeného katalyzátoru a tedy i za účelem nahrazení vody, která byla z katalyzátoru vytoužena, procházejícím uhlovodíkem, se do proudu přiváděného výchozího uhlovodíku vstřikuje voda. Jelikož je velikosti průtoku vstřikované vody použito pro regulaci stupně hydratace katalyzátoru, je proud výchozího uhlovodíku udržován před stykem se vstřikovanou vodou v pokud možno co nejsušším stavu. Tím se dosáhne toho, že celkový obsah vody ve výchozím uhlovodíku po styku se vstřikovanou vodou je v podstatě roven množství vstřikované vody. Obvyklý průtok vstřikované vody vede k obsahu vody asi 100 až 2 000 hmotnostních ppm při procesu alkylace aromatických uhlovodíků. Výhodný přídavek vody při výrobě kumenu vede k obsahu 200 až 300 hmotnostních ppm, vztaženo na hmotnost nástřiku do reakční zóny.Water is injected into the feed hydrocarbon feed stream to continuously maintain the desired degree of hydration of the catalyst and thus to replace the water that has been leached from the catalyst with the hydrocarbon passing through it. Since the injection water flow rate is used to control the degree of hydration of the catalyst, the hydrocarbon feed stream is kept as dry as possible before contact with the injected water. As a result, the total water content of the starting hydrocarbon after contact with the injected water is substantially equal to the amount of injected water. The usual injection water flow results in a water content of about 100 to 2,000 ppm by weight in the alkylation process of aromatic hydrocarbons. The preferred addition of water in the production of cumene results in a content of 200 to 300 ppm by weight, based on the weight of the feed to the reaction zone.

Výchozí uhlovodík, libovolný recyklovaný proud nebo proudy a sloučenina působící při alkylaci jako olefin se s výhodou nejdříve smísí a teprve potom se zavádí do reakční zóny. Tato reakční zena se provozuje za podmínek příznivě ovlivňujících alkylační reakci, tj. při tlaku asi 2,068 až 6,895 MPa a teplotě asi 149 až 316 °C. Hodinová prostorová rychlost reakčních složek činí asi 0,5 až 2,5 h^_1. S výhodou se v reakční zóně použije přebytku aromatického uhlovodíku.Preferably, the hydrocarbon feedstock, any recycle stream (s) and alkylation compound such as olefin are first mixed and then introduced into the reaction zone. The reaction woman is operated under conditions favorably affecting the alkylation reaction, i.e. at a pressure of about 20 psi to about 20 psi and a temperature of about 149 to about 316 ° C. Hourly space velocity of the reactants is about 0.5 to 2.5 h ^_1. Preferably, an excess of the aromatic hydrocarbon is used in the reaction zone.

Molární poměr aromatického uhlovodíku k olefinu by měl být v širokém rozmezí 3 : 1 až 20 : 1. Pro výrobu kumenu tento poměr s výhodou činí 8 :1.The molar ratio of aromatic hydrocarbon to olefin should be in the wide range of 3: 1 to 20: 1. For the production of cumene, this ratio is preferably 8: 1.

Je výhodné, jestliže je proud reakčních složek procházejících reaktorem směsnou fází. Proto tento proud s výhodou obsahuje některé nereaktivní lehké parafiny mající stejný počet atomů uhlíku v molekule jako výchozí olefin. Při výrobě kumenu je výhodné, když množství propanu v proudu vstupujícím do reakčni zóny je alespoň rovné množství propylenu v tomto proudu. Toho lze dosáhnout buď použitím zředěného propylenového výchozího proudu, nebo recyklováním propanu.Preferably, the stream of reactants passing through the reactor is a mixed phase. Therefore, this stream preferably comprises some non-reactive light paraffins having the same number of carbon atoms in the molecule as the starting olefin. In the production of cumene, it is preferred that the amount of propane in the stream entering the reaction zone is at least equal to the amount of propylene in that stream. This can be achieved either by using a diluted propylene feed stream or by recycling propane.

Při výhodném provedení způsobu podle vynálezu se výtok z alkylačního reaktoru vede do první rektifikačnl kolony umístěné v komplexu označovaném jako alkylační zóna. Tato kolona je zpravidla spojena buď se druhou rektifikační kolonou a absorbérem, nebo depropanizátorem (v- případě alkylace za použití propylenu). Přesná forma tohoto systému na způsob podle vynálezu nemá vliv. Funkcí této Části alkylační zóny je oddělit z proudu reakčni směsi veškerou přítomnou sloučeninu působící při alkylaci jako olefin za účelem její recirkulace zpět do alkylačního reaktoru a odstranit z tohoto proudu veškeré lehké uhlovodíky, Ikteré byly zavedeny do alkylační zóny. Výhodná forma této části alkylační zóny je popsána již ve dříve uvedeném patentu US č. 4 051191 a v patentu US 3 510 534.In a preferred embodiment of the process of the invention, the effluent from the alkylation reactor is fed to a first rectification column located in a complex termed the alkylation zone. This column is typically coupled to either a second rectification column and an absorber or a depropanizer (in the case of alkylation using propylene). The exact form of this system does not affect the process of the invention. The function of this part of the alkylation zone is to separate from the reaction mixture stream any compound present in the alkylation as olefin for recirculation back to the alkylation reactor and to remove from this stream any light hydrocarbons introduced into the alkylation zone. A preferred form of this portion of the alkylation zone is described in the aforementioned U.S. Pat. No. 4,051,191 and U.S. Pat. No. 3,510,534.

Výtok z alkylační zóny zpravidla obsahuje podstatný díl přebytku benzenu zavedeného do reakčni zóny za účelem příznivého ovlivnění monalkylační reakce, je proto obvyklou a výhodnou praxí odstranit nejdříve výchozí benzen a ostatní uhlovodíky vroucí při nižší teplotě, než při jaké vře kumen (nebo jiný finální produkt) v první frakcionační koloně označované jako benzenová nebo recirlkulační kolona.The alkylation zone effluent typically contains a substantial portion of the excess benzene introduced into the reaction zone to favor the monalkylation reaction, so it is common and convenient practice to first remove the starting benzene and other hydrocarbons boiling at a lower temperature than the boiling point (or other end product) in a first fractionation column referred to as a benzene or recirculation column.

Kumen nebo jiný alkylaromatický produkt se potom získá jako plynná fáze odváděná z hlavy druhé frakcionační kolony označované jako kumenová kolona nebo kolona finálního produktu. Další informace o výhodných alkylačních procesech ,a možných obměnách proudového schématu alkylačního procesu je možné získat v patentech US č. 3 437 706, 3 437 707, 3 437 708, 3 520 944 a 3 542 892.The cumene or other alkylaromatic product is then obtained as the gaseous phase removed from the top of a second fractionation column referred to as a cumene column or a final product column. Further information on preferred alkylation processes, and possible variations of the alkylation process flow scheme, can be obtained from U.S. Patent Nos. 3,437,706, 3,437,707, 3,437,708, 3,520,944, and 3,542,892.

Teplotní a tlakové podmínky udržované v první a druhé frakcionační koloně jsou ve vzájemné relaci. Tyto podmínky se však mohou měnit ve značných rozmezích, přičemž konkrétní provozní podmínky uvedených kolon jsou dány na základě ekonomické a provozní rozvahy a mohou být specifické pro každý individuální proces. Široké rozmezí podmínek použitelných v první frakcionační koloně zahrnuje tlak v hlavě kolony asi 34 kPa až asi 1,034 MPa a teplotu u dna kolony asi 132 až 204 °C. Široké rozmezí podmínek použitelných ve druhé frakcionační koloně zahrnuje tlak v hlavě kolony asi 0,103 až 1,655 MPa a teplotu u dna kolony asi 160 až 243 °C.The temperature and pressure conditions maintained in the first and second fractionation columns are in relation to each other. However, these conditions may vary within wide limits, the specific operating conditions of the columns being given on the basis of economic and operational considerations and may be specific to each individual process. A wide range of conditions applicable in the first fractionation column includes a head pressure of about 34 kPa to about 1.034 MPa and a bottom temperature of about 132 to 204 ° C. A wide range of conditions applicable to the second fractionation column includes a head pressure of about 0.103 to 1.655 MPa and a bottom temperature of about 160 to 243 ° C.

Tyto podmínky jsou ve vzájemné relaci v tom smyslu, že plynná fáze odváděná z hiavy druhé frakcionační kolony musí mít takový tlak, aby došlo k její kondezaci při teplotě kapaliny zaváděné do bočního vařáku první frakcionační kolony po nastavení teplotního spádu napříč tímto bočním vařákem. Výpočet takových frakcionačních podmínek je v možnostech odborníků pracujících v oboru frakcionace uhlovodíků a může být usnadněn převedením na v současnosti dostupnou počítačovou techniku. Vnitřní úprava a konstrukce používaných frakcionačních kolon může být stejná jako je tomu u kolon provozovaných v obdobných provozech.These conditions are in relation to each other in the sense that the gaseous phase withdrawn from the hiava of the second fractionation column must be at a pressure such that it condenses at the temperature of the liquid introduced into the side digester of the first fractionation column after adjusting the temperature gradient across the side digester. The calculation of such fractionation conditions is within the capabilities of those skilled in the art of hydrocarbon fractionation and may be facilitated by conversion to the currently available computer technology. The internal design and construction of the fractionating columns used may be the same as those operated in similar plants.

Při způsobu podle vynálezu je boční vařák instalován u první z obou frakcionačních kolon. Tento boční vařák je separátní a odlišný od vařáku používoného u dna frakcionačních kolon. Uvedený boční vařák se používá k odpařování kapaliny odváděné z druhého mezilehlého bodu první frakcionační kolony. Pod pojmem „mezilehlý bod“ se zde rozumí bod, který je oddělen od každého z konců frakcionační kolony kontaktním materiálem typu plyn—kapalina rovným alespoň dvěma a s výhodou třem teoretickým kontaktním patrům.In the method of the invention, the side digester is installed at the first of the two fractionation columns. This side digester is separate and different from the digester used at the bottom of the fractionation columns. Said side digester is used to vaporize liquid discharged from the second intermediate point of the first fractionation column. By "intermediate point" is meant here a point that is separated from each end of the fractionation column by a gas-liquid contact material equal to at least two and preferably three theoretical contact plates.

Uvedený boční vařák proto působí na kapalinu, která má nižší průměrnou teplotu varu, než je teplota varu kapaliny vstupující do první frakcionační kolony z vařáku uspořádaného u dna této frakcionační kolony. Boční vařák je s výhodou umístěn na poloviční cestě mezi dnem první frakcionační kolony a bodem nástřiku této kolony.The side digester therefore acts on a liquid having a lower average boiling point than the boiling point of the liquid entering the first fractionation column from the digester arranged at the bottom of the fractionation column. The side digester is preferably located halfway between the bottom of the first fractionation column and the injection point of the column.

Avšak bod nástřiku první frakcionační kolony se může měnit v závislosti na složení proudu vstupujícího do alkylační zóny a může být případně lokalizován v takové výšce první frakcionační kolony, že uvedený boční vařák je potom optimálně umístěn blížeji k vařáku u dna první frakcionační kolony než k uvedenému bodu nástřiku.However, the injection point of the first fractionation column may vary depending on the composition of the stream entering the alkylation zone and may optionally be located at a height of the first fractionation column such that said side digester is then optimally positioned closer to the bottom of the first fractionation column than injection.

Způsob podle vynálezu využívá alespoň část tepla, které musí být odebráno plynné fázi odváděné z hlavy druhé frakcionační kolony během její kondenzace. Toto teplo se při způsobu podle vynálezu převádí do první frakcionační kolony. Množství tepla, které musí být dodáno do vařáku u dna první frakcionační kolony se tímto opatřením sníží, což má za následek i snížení provozních nákladů této první frakcionační kolony. Tak například při aplikaci způsobu podle vynálezu n,a průmyslový proces výroby 1,8.10⁶kg/rok kumenu se plánuje snížení objemu tepla dodaného do vařáku u dna první frakcionační kolony ze 34,8.10⁶ kj/h na asi 19.10⁶ kj/h . To představuje podstatné snížení provozních nákladů první frakcionační kolony,The process of the invention utilizes at least a portion of the heat that must be removed from the gaseous phase removed from the head of the second fractionation column during its condensation. This heat is transferred to the first fractionation column in the process according to the invention. The amount of heat that must be supplied to the digester at the bottom of the first fractionation column is reduced by this measure, which also results in a reduction in the operating costs of the first fractionation column. For example, when applying the process of the present invention, and the industrial process of producing 1.8.10 ⁶ kg / year of cumene, it is planned to reduce the heat supplied to the digester at the bottom of the first fractionation column from 34.8.10 ⁶ kj / h to about 19.10 ⁶ kj / h. This represents a substantial reduction in the operating costs of the first fractionation column,

281891281891

Vzhledem Ik tomu, že získané teplo se dodává do první frakcionační kolony v bodě nacházejícím se nade dnem této kolony, je požadovaná teplota plynné fáze odváděné z hlavy druhé frakcionační kolony nižší než v případě, kdy by se tato plynná fáze využívala jako zdroj tepla ve vařáku uspořádaném u dna frakcionační kolony. Schopnost využívat teplo plynné fáze odváděné z hlavy druhé frakcionační kolony a mající takovouto nižší teplotu je velmi žádaná. Tak například možnost aplikace moderních tepelně regeneračních technilk na existující pár frakcíonačních kolon může být právě omezena maximálními tlaky, při kterých jsou tyto kolony provozovány. Příkladem toho je nemožnost provozovat existující kolony při tlaku, který je dostatečně vysoký k tomu, aby byl získán plynný produkt odváděný z hlavy kolony, který by měl tak vysclkou teplotu, aby jím bylo možné vyhřívat vařák uspořádaný u dna frakcionační kolony. Na rozdíl od toho umožňuje způsob podle vynálezu využít tepla plynné fáze opouštějící hlavu frakcionační kolony v předcházející koloně při menším tlakovém rozdílu mezi oběma kolonami, než jaký je mezi dříve používanými dvěma kolonami, kde se teploplynné fáze odváděné z hlavy jedné kolony využívá ve vařáku uspořádaném u dna druhé kolony. Schopnost využívat teploplynné fáze odváděné z hlavy druhé frakcionační kolony bez nutnosti výrazně zvýšit teplotu u dna druhé frakcionační kolony je rovněž výhodná v případě, Ikdy frakcionovanými sloučeninami jsou sloučeniny choulostivé na vyšší teploty.Since the heat obtained is supplied to the first fractionation column at a point above the bottom of the column, the desired temperature of the gaseous phase removed from the head of the second fractionation column is lower than if the gas phase were used as a heat source in the digester arranged at the bottom of the fractionation column. The ability to utilize the heat of the gaseous phase removed from the top of the second fractionation column and having such a lower temperature is highly desirable. For example, the possibility of applying modern heat recovery techniques to an existing pair of fractionating columns may be precisely limited by the maximum pressures at which they are operated. An example of this is the impossibility of operating existing columns at a pressure high enough to obtain a gaseous product discharged from the top of the column at a temperature so high as to be able to heat the digester arranged at the bottom of the fractionation column. In contrast, the process according to the invention allows the use of the heat of the gas phase leaving the fractionation column head in the preceding column at a smaller pressure difference between the two columns than between the two columns previously used. bottom of the second column. The ability to utilize the gaseous phase removed from the top of the second fractionation column without the need to significantly raise the temperature at the bottom of the second fractionation column is also advantageous when the fractionated compounds are compounds that are more sensitive to higher temperatures.

Způsob podle vynálezu může tedy být charakterizován jako způsob pro oddělení alkylaromatického uhlovodíku z výtoku z alkylační zóny, ve které probíhá alkylace aromatického uhlovodíku, který zahrnuje zavedení uvedeného výtoku z alkylační zóny, který obsahuje výchozí aromatický uhlovodík, vyrobený alkylaromatický uhlovodík a vedlejší alkylaromatický produkt s vyšší teplotou varu, než jakou má výrobený alkylaromatický uhlovodík, do první frakcionační kolony v prvním mezilehlém bodě, přičemž u dna uvedené první frakcionační kolony je umístěn první vařák, odvádění prvního čistého produktu, který převážně obsahuje výchozí uhlovodík, z hlavy první frakcionační kolony, odvádění prvního proudu převážně obsahujícího vyrobený alkylaromatický uhlovodík ze dna první frakcionační kolony a zavedení tohoto proudu do druhé frakcionační kolony, odvádění druhého proudu, který převážně obsahuje vedlejší alkylaromatický produkt, ze dna druhé frakcionační Ikolony a kondenzaci alespoň části plynné fáze odváděné z hlavy druhé frakcionační kolony ve druhém vařáku nepřímou tepelnou výměnou s kapalinou odváděnou z první frakcionační kolony v druhém mezilehlém bodě nacházejícím se nad prvním vařákem a pod uvedením prvním mezilehlým bodem, jakož i získání produktu, který převážně obsahuje vyrobený alkylaromatický produkt, z rezultujícího kondenzátu.Thus, the process of the invention may be characterized as a process for separating an alkylaromatic hydrocarbon from an alkylation zone effluent in which alkylation of an aromatic hydrocarbon comprises introducing said alkylation effluent comprising an aromatic hydrocarbon starting material, an alkylaromatic hydrocarbon produced and a higher alkylaromatic by-product with a higher boiling point, than the alkylaromatic hydrocarbon produced, to a first fractionation column at a first intermediate point, wherein at the bottom of said first fractionation column a first reboiler is removed, discharging the first clean product predominantly containing the starting hydrocarbon from the first fractionation column; a stream predominantly containing the produced alkylaromatic hydrocarbon from the bottom of the first fractionation column and introducing this stream into the second fractionation column, discharging a second stream predominantly containing a second alkylaromatic product, from the bottom of the second fractionation column and condensing at least a portion of the gaseous phase discharged from the top of the second fractionation column in the second reboiler by indirect heat exchange with liquid discharged from the first fractionation column at the second intermediate point above the first reboiler; as well as obtaining a product which predominantly contains the produced alkylaromatic product from the resulting condensate.

Pod pojmem „převážně obsahující“ se zde rozumí to, že proud nebo kapalina obsahuje více než 60 molárních procent specifikované sloučeniny nebo skupiny sloučenin.The term "predominantly containing" as used herein means that the stream or liquid contains more than 60 mole percent of the specified compound or group of compounds.

Claims

Subject

A method of utilizing the vapor phase heat from the top of a second fractionation column to obtain an alkylaromatic hydrocarbon from an effluent leaving the alkylation zone for alkylation of benzene or toluene, comprising introducing an effluent leaving the alkylation zone and and an alkylaromatic by-product having a higher boiling point than said produced alkylaromatic hydrocarbon and formed by polyalkylating the aromatic hydrocarbon feedstock with ethylene or propylene to a first fractionation column at a first intermediate point, with the bottom of the first fractionation column placed at the bottom by heat, discharging the first clean stream, which mainly contains the aromatic hydrocarbon feed, from the head of the first fralkciona the column, removing a first stream, which contains predominantly made alkylaromatic

INVENTION the hydrocarbon and alkylaromatic by-product from the bottom of the first fractionation column and introducing the first stream from the bottom of said column to a second fractionation column that is operated to form a gas phase at the top of the column; bottom fractionation column az ^; product fractionation, which predominantly comprises the produced gaseous alkylaromatic hydrocarbon from the top of the second fractionation column, wherein the first fractionation column is operated at a head pressure of 34 kPa to 1.034 MPa and a bottom temperature of 132 to 204 ° C and the second fractionation column is operating at a column head thickness of 0,103 to 1,655 MPa and a column bottom temperature of 160 to 243 ° C and an intermediate point is a point separated from each end of the fractionation column by a gas-liquid contact material of at least two, preferably three, theoretical contact plates, marked

2B1891

1S by condensing at least a portion of the gaseous phase discharged from the top of the second fractionation column in the second reboiler by indirect heat exchange with liquid discharged from the first fractionation column at a second intermediate point above and above said first intermediate point, according to the first and second fractionation columns, the gaseous phase withdrawn from the head of the second fractionation column is at such a pressure that it condenses at the temperature of the liquid introduced into the second reboiler of the first fractionation column after the temperature gradient has been established in the second reboiler .

1 sheet of drawings