JP6986574B2 - 蒸留装置および蒸留方法 - Google Patents

蒸留装置および蒸留方法 Download PDF

Info

Publication number
JP6986574B2
JP6986574B2 JP2019566597A JP2019566597A JP6986574B2 JP 6986574 B2 JP6986574 B2 JP 6986574B2 JP 2019566597 A JP2019566597 A JP 2019566597A JP 2019566597 A JP2019566597 A JP 2019566597A JP 6986574 B2 JP6986574 B2 JP 6986574B2
Authority
JP
Japan
Prior art keywords
distillation column
distillation
flow
outlet
column
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Active
Application number
JP2019566597A
Other languages
English (en)
Other versions
JP2020522376A (ja
Inventor
キム、テ−ウ
イ、ソン−キュ
シン、チュン−ホ
チュ、ヨン−ウク
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
LG Chem Ltd
Original Assignee
LG Chem Ltd
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by LG Chem Ltd filed Critical LG Chem Ltd
Publication of JP2020522376A publication Critical patent/JP2020522376A/ja
Application granted granted Critical
Publication of JP6986574B2 publication Critical patent/JP6986574B2/ja
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Images

Classifications

    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D1/00—Evaporating
    • B01D1/28—Evaporating with vapour compression
    • B01D1/284—Special features relating to the compressed vapour
    • B01D1/2856—The compressed vapour is used for heating a reboiler or a heat exchanger outside an evaporator
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D1/00—Evaporating
    • B01D1/28—Evaporating with vapour compression
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/007—Energy recuperation; Heat pumps
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/14—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column
    • B01D3/143—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column by two or more of a fractionation, separation or rectification step
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D5/00—Condensation of vapours; Recovering volatile solvents by condensation
    • B01D5/0057—Condensation of vapours; Recovering volatile solvents by condensation in combination with other processes
    • B01D5/006—Condensation of vapours; Recovering volatile solvents by condensation in combination with other processes with evaporation or distillation
    • B01D5/0063—Reflux condensation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/005—Processes comprising at least two steps in series
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/04—Purification; Separation; Use of additives by distillation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G53/00—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by two or more refining processes
    • C10G53/02—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by two or more refining processes plural serial stages only
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G55/00—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by at least one refining process and at least one cracking process
    • C10G55/02—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by at least one refining process and at least one cracking process plural serial stages only
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G7/00—Distillation of hydrocarbon oils
    • C10G7/12—Controlling or regulating
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/20—C2-C4 olefins
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/22—Higher olefins

Landscapes

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

Description

［関連出願との相互引用］
本出願は２０１７．０６．０８付韓国特許出願第１０−２０１７−００７１６４９号に基づいた優先権の利益を主張し、該当韓国特許出願の文献に開示されたすべての内容は本明細書の一部として含まれる。
［技術分野］
本出願は二つの蒸留塔を利用した蒸留装置に関し、蒸気再圧縮機を利用してエネルギー消費を節減できる蒸留装置および前記蒸留装置を利用した蒸留方法に関する。
原油（Ｃｒｕｄｅ Ｏｉｌ）等のような各種原料物質は通常多くの化学物質の混合物である場合が多いため、それ自体として産業に利用されることは珍しく、それぞれの化合物に分離された後で使用されるのが普通である。混合物を分離する化学工程のうち代表的なものが蒸留工程である。
一般的に蒸留工程は、供給原料の中に存在する２成分系以上の混合物質を沸点差によって蒸発させて分離する。このような蒸留工程に使用される蒸留装置は、蒸留塔（ｄｉｓｔｉｌｌａｔｉｏｎ ｃｏｌｕｍｎ）、精溜塔（ｒｅｃｔｉｆｉｃａｔｉｏｎ ｃｏｌｕｍｎ）、脱去塔（ｓｔｒｉｐｐｉｎｇ ｃｏｌｕｍｎ）、または脱去槽（ｓｔｒｉｐｐｉｎｇ ｖｅｓｓｅｌ）等が利用される。蒸留装置の上部で低沸点物質が塔頂蒸気の形態で排出され、蒸留装置の下部で高沸点物質が塔底凝縮液の形態で分離される。
一般的にエチレン／エタンまたはプロピレン／プロパンのような同じ炭素数のアルカン／アルケンの分離は、非揮発度が１．０４〜１．５水準と非常に低いため、高い還流比（Ｒｅｆｌｕｘ ｒａｔｉｏ）と多い理論段数を必要とする。このため、実際の工程では第１蒸留塔の塔底と第２蒸留塔の塔頂が互いに連結されて二つの蒸留塔を一つの蒸留塔のように使用する直列に連結構造を有する場合が多い。
このような蒸留装置の処理量を高めるために、二つの蒸留塔を並列に連結して蒸留する多様な方法を考慮することができる。例えば第１蒸留塔を精溜塔（Ｒｅｃｔｉｆｉｅｒ）として使用し、第２蒸留塔と並列に連結された構造を使用して蒸留する場合、供給される原料を一次的に第１蒸留塔で蒸留した後、分離対象物質が残留する原料を第２蒸留塔に流入させて蒸留する。図３は二つの蒸留塔を並列に連結構造に連結した蒸留装置の一例を示した概略図である。図３は、流入する原料１０１１の流れを第１蒸留塔１０１で蒸留し、第１蒸留塔の上部に生成物流出の流れ１０４１が流出し、第１蒸留塔の塔底流れ１０５５を第２蒸留塔２０１に流入させて蒸留し、第２蒸留塔の上部に生成物流出の流れ２０６１が流出する装置の構成を示している。
図３のように蒸留塔を並列に連結して運転する場合、二つの蒸留塔を運転するのと同じ容量を処理することができるが、第２蒸留塔に流入する流れ１０５５を熱交換器２３１を通じて加熱しなければならず、第２蒸留塔の塔頂蒸気を凝縮機２１１を通じて凝縮しなければならない。この場合、熱交換器２３１および凝縮機２１１にそれぞれエネルギーが消費され、特に分離対象物質が低い沸点を有する物質である場合、冷凍機を介した凝縮に多くのエネルギーが消費される問題点がある。
日本登録特許第５７５６９００号
本出願は蒸留装置および蒸留方法に関するものであって、エネルギー消費量が節減された蒸留装置および蒸留方法を提供することを目的とする。
本出願は蒸留装置に関するものである。例示的な前記蒸留装置は並列に連結された二つの蒸留塔および蒸気再圧縮機を含むことができる。前記蒸留装置を利用すると、再沸器および／または凝縮機に供給されるエネルギー消費を最小化しながらも、高純度の生成物を分離精製することができる。以下、図面を参照して前記装置を説明するが、前記図面は例示的なものであり、前記装置の範囲は図面によって制限されるものではない。
本明細書で「および／または」は、前後に羅列した構成要素のうち少なくとも一つ以上を含む意味で使用される。
本明細書で「第１」、「第２」、「一側」および「他側」等の用語は、一つの構成要素を他の構成要素から区別するために使用されるものであって、各構成要素は前記用語によって制限されるものではない。以下、本出願を説明するにおいて、関連した公知の汎用的な機能または構成に対する詳細な説明は省略する。
本明細書で用語「ライン」とは、装置を連結する配管と実質的に同じ意味であり得、「流れ」とは、ラインまたは配管を介しての流体の移動を意味し得、本明細書でライン、配管および流れは同じ図面符号を共有することができる。
図１は、本出願の蒸留装置を例示的に示す図面である。
例えば、本出願に係る蒸留装置は、第１蒸留塔１０２；第２蒸留塔２０２；蒸気再圧縮機２４２；および熱交換器２３２を含むことができる。前記第１蒸留塔１０２は塔頂凝縮機１１２を具備し、塔頂流出口および塔底流出口が形成され、上部流入口および上部流出口が形成されており、下部流入口が形成されていることができる。前記第２蒸留塔２０２は塔頂凝縮機２１２を具備し、塔頂流出口および塔底流出口が形成され、上部流入口および上部流出口が形成されており、下部流入口が形成されていることができる。また、蒸留装置は、前記第１蒸留塔１０２の下部流入口に原料を供給できる第１供給ライン１０１２；前記第１蒸留塔の塔底流出口から排出された流れが前記熱交換器を経て第２蒸留塔の下部流入口に導入されるように形成された第１連結ライン１０５２；前記第２蒸留塔の塔頂流出口から排出された流れが蒸気再圧縮機を経た後に前記熱交換器を第２蒸留塔の塔頂凝縮機に導入されるように形成された第２連結ライン２０１２、２０２２、２０３２を含むことができる。前記第１連結ライン１０５２を流れる流れと第２連結ライン２０１２、２０２２、２０３２を流れる流れが前記熱交換器２３２で熱交換されるように形成されていることができる。
前記蒸気再圧縮機２４２に流入する第２蒸留塔２０２の塔頂蒸気を圧縮して前記熱交換器２３２で第１連結ライン１０５２を介して前記熱交換器２３２に流入する第１蒸留塔１０２の塔底流れと熱交換することで、前記第２蒸留塔２０２の塔頂凝縮機２１２で第２蒸留塔２０２の塔頂蒸気を凝縮するために消費されるエネルギーを節減できる。
本出願の蒸留装置に使用できる蒸留塔１０２、２０２の具体的な種類は特に制限されない。例えば、一般的な構造の蒸留塔を使用することができ、精製効率などを考慮して蒸留塔の段数および内径などは適切に調節され得る。前記「熱交換器」は蒸留装置の外部に別途に設置され、互いに温度が異なる二つの流体の流れの間に熱伝達が円滑に行われるように熱交換を遂行する装置であり得、その種類は特に制限されない。また、前記「凝縮機」は蒸留装置とは別途に設置された装置であって、前記蒸留装置から流出した物質を外部から流入した冷却水と接触させるなどの方式で冷却させるための装置を意味し得る。
本明細書で「上部」は前記蒸留装置内で相対的に上側の部分を意味し、より具体的には、前記蒸留装置を縦方向、例えば、蒸留装置の長さまたは高さ方向に垂直に２等分した時、分けられた２つの領域のうち上側の部分を意味し得る。また、前記で「下部」は前記蒸留装置内で相対的に下側の部分を意味し、より具体的には、前記蒸留装置を縦方向、例えば、蒸留装置の長さまたは高さ方向に垂直に２等分した時、分けられた２つの領域のうち下側の部分を意味し得る。また、前記蒸留装置の「塔頂」とは、前記蒸留装置の最も頂き部分を意味し、前述した蒸留装置の上部に位置し得る。前記蒸留装置の「塔底」は前記蒸留装置の塔の最も底の部分を意味し、前述した蒸留装置の下部に位置し得る。一つの例示において、前記蒸留装置の上部と下部の間には中間部領域が存在し得、前記蒸留装置の上部、中間部、下部領域は互いに相対的な概念として本明細書で使用され得る。例えば、前記蒸留装置を縦方向に２等分した時は、前記蒸留装置は上部および下部領域に分けられ得、この場合、蒸留は前記上部領域および下部領域で行われ得る。また、前記蒸留装置を縦方向に３等分した場合には、前記蒸留装置は、上部、中間部および下部領域に分けられ得、この場合、蒸留は上部、中間部および下部領域のすべてにおいて行われ得る。
前記蒸気再圧縮機２４２は外部の動力を利用して蒸気を圧縮できる装置であり得、蒸気を圧縮して温度を上昇させる装置であり得、前記蒸気再圧縮機２４２で温度を上昇させた圧縮蒸気の潜熱および／または顕熱を蒸発や蒸留、乾燥などの工程の熱源として利用するための装置であり得る。本出願の蒸留装置は、前記蒸気再圧縮機２４２を利用して第２蒸留塔２０２の塔頂蒸気を圧縮し、圧縮された第２蒸留塔２０２の塔頂蒸気を第１蒸留塔１０２の塔底から流出して第２蒸留塔２０２に流入する流れと熱交換することで、第２蒸留塔２０２の塔頂凝縮機２１２で第２蒸留塔２０２の塔頂蒸気を凝縮するために消費されるエネルギーを節減できる。
本出願に係る蒸留装置は多様な形態および作動原理を有する蒸気再圧縮機を適用することができる。前記蒸気再圧縮機は特に制限されるものではないか、例えば機械式蒸気再圧縮機（ＭＶＲ、Ｍｅｃｈａｎｉｃａｌ Ｖａｐｏｒ Ｒｅｃｏｍｐｒｅｓｓｏｒ）であり得、往復圧縮機（ｒｅｃｉｐｒｏｃａｔｉｎｇ ｃｏｍｐｒｅｓｓｏｒ）、ねじ式圧縮機（ｓｃｒｅｗ ｃｏｍｐｒｅｓｓｏｒ）、回転式圧縮機（ｒｏｔａｒｙ ｃｏｍｐｒｅｓｓｏｒ）、遠心式圧縮機（ｃｅｎｔｒｉｆｕｇａｌ ｃｏｍｐｒｅｓｓｏｒ）等を使用することができるが、これに制限されるものではない。
本出願の一例において、第１蒸留塔の下部流入口は塔頂を基準として算出された理論段数の最下段に位置することができる。前記第１蒸留塔の下部流入口は塔頂を基準として算出された理論段数の８０％以上、８５％以上、９０％以上であり得、例えば９５％以上であり得、例えば、１００％以下であり得る。本明細書で、「理論段数」は蒸留塔で気相および液相のような２つの相が互いに平衡をなす仮想の領域または段数を意味し得る。前記下部流入口が塔頂を基準として算出された理論段数の８０％に位置するとは、例えば、理論段数が１００段である蒸留塔において塔頂を１段と仮定する時、８０段に位置することを意味し得る。また、前記下部流入口が塔頂を基準として算出された理論段数の１００％に位置するとは、例えば、下部流入口が蒸留塔の塔底に位置することを意味し得る。
本出願に係る蒸留装置の第１蒸留塔は下部流入口を前記範囲に位置させることによって、精留区域（ｒｅｃｔｉｆｙｉｎｇ ｓｅｃｔｉｏｎ）が脱去区域（ｓｔｒｉｐｐｉｎｇ ｓｅｃｔｉｏｎ）よりも長い形態を有することができ、第１蒸留塔の上部から流出する低沸点物質の純度を向上させることができる。また、一つの例示において、第１蒸留塔の下部流入口の位置が前記範囲を満足することによって、実質的に第１蒸留塔は精溜塔（ｒｅｃｔｉｆｙｉｎｇ ｃｏｌｕｍｎ）として機能することができる。
本出願の一例において、第２蒸留塔の下部流入口は塔頂を基準として算出された理論段数の６０％〜９０％に位置することができる。前記第２蒸留塔の下部流入口の位置は塔頂を基準として算出された理論段数の６０％以上、６５％以上、７０％以上、７５％以上であり得、例えば８０％以上であり得、９０％以下、８９％以下、８８％以下、８７％以下であり得、例えば８５％以下であり得る。本出願に係る蒸留装置の第２蒸留塔は、また、下部流入口を前記範囲に位置させることによって、精留区域（ｒｅｃｔｉｆｙｉｎｇ ｓｅｃｔｉｏｎ）が脱去区域（ｓｔｒｉｐｐｉｎｇ ｓｅｃｔｉｏｎ）よりも長い形態を有することができ、第２蒸留塔の上部から流出する低沸点物質の純度を向上させることができる。また、一つの例示において、第２蒸留塔の下部流入口の位置が前記範囲を満足することによって、実質的に第２蒸留塔は精溜塔（ｒｅｃｔｉｆｙｉｎｇ ｃｏｌｕｍｎ）として機能することができる。
一つの例示において、本出願に係る蒸留装置はナフサ分解工程で生産される基礎油分を分離するための装置であり得る。ナフサ分解工程は石油精製工程で生産されるナフサをＮＣＣ（Ｎａｐｈｔｈａ Ｃｒａｃｋｉｎｇ Ｃｅｎｔｅｒ）で熱分解してＣ２、Ｃ３、Ｃ４油分およびＢＴＸなどを生産するが、本出願に係る蒸留装置はこれらの分離精製に使用することができる。
本出願の一例において、蒸留装置の第１蒸留塔の上部流出口と第２蒸留塔の上部流出口から流出する生成物は、炭素数２〜１２、炭素数２〜１０、炭素数２〜８、炭素数２〜６または炭素数２〜４のアルケンであり得、例えばエチレン（ｅｔｈｙｌｅｎｅ）であり得る。本出願に係る蒸留装置を利用してエチレンを蒸留することによって、二つの蒸留塔を利用して高純度のエチレンを精製することができ、第２蒸留塔の塔頂凝縮機に使用される冷凍システムの負荷を減らすことができる。
一つの例示において、本出願の蒸留装置の第２蒸留塔２０２の塔頂流出口と蒸気再圧縮機２４２を連結する第２連結ライン２０１２を通過する塔頂蒸気の流れ２０１３の温度Ｔ２と第１蒸留塔１０２の塔底流出口から排出されて第１連結ライン１０５２を介して熱交換器２３２を経た後に第２蒸留塔２０２に流入する第１蒸留塔１０２の塔底流出の流れ１０５３の温度Ｔ１の差の絶対値｜Ｔ２−Ｔ１｜は、４０℃以下であり得る。前記温度の差の絶対値｜Ｔ２−Ｔ１｜は、３６℃以下、３２℃以下、２８℃以下、２４℃以下、２０℃以下または１６℃以下であり得るがこれに制限されるものではなく、下限は特に制限されないが例えば１℃以上、３℃以上、５℃以上または７℃以上であり得る。第２蒸留塔の塔頂流出口と蒸気再圧縮機を連結する第２連結ラインを通過する塔頂蒸気の流れの温度Ｔ２と第１蒸留塔の塔底流出口から排出されて第１連結ラインを通じて熱交換器を経た後に第２蒸留塔に流入する第１蒸留塔の塔底流出の流れの温度Ｔ１の差の絶対値｜Ｔ２−Ｔ１｜が前記範囲を満足することによって、蒸気再圧縮機を利用して少ない量のエネルギー供給でも優秀な熱交換効率を示すことができ、第２蒸留塔に流入する第１蒸留塔の塔底流れを加熱するために供給されるエネルギーおよび／または第２蒸留塔の塔頂凝縮機に供給されるエネルギーを節減できる。
本出願に係る一例において、第１蒸留塔１０２の塔底流出口から排出される第１蒸留塔１０２の塔底流れ１０５４の温度Ｔ３と第１蒸留塔１０２の塔底流出口から排出されて第１連結ライン１０５２を介して熱交換器２３２を経た後に第２蒸留塔２０２に流入する第１蒸留塔１０２の塔底流出の流れ１０５３の温度Ｔ４の差の絶対値｜Ｔ３−Ｔ４｜は、５℃以下であり得る。前記温度の差の絶対値は例えば４℃以下、３℃以下または２℃以下であり得、０℃以上であり得るが、これに制限されるものではない。前記第１蒸留塔の塔底流れが、熱交換器を経る前と、熱交換器を経た後の温度の差が前記範囲を満足する場合、潜熱を利用して熱交換することでエネルギー効率を高めることができ、第２蒸留塔の塔頂凝縮機に供給されるエネルギーを節減できる。
前記温度Ｔ１およびＴ４は、第１蒸留塔１０２の塔底流出口から排出されて第１連結ライン１０５２を介して熱交換器２３２を経た後、第２蒸留塔２０２に流入する同一地点の第１蒸留塔１０２の塔底流出の流れ１０５３に対する温度を示したものである。
また、本出願は蒸留方法に関するものであって、前記蒸留方法は前述した蒸留装置によって実行され得る。例示的な蒸留方法は、第１蒸留塔に原料を流入して蒸留する段階；および前記第１蒸留塔の塔底流れを第２蒸留塔に流入させて蒸留する段階を含み、前記第２蒸留塔の塔頂流れを蒸気再圧縮機に流入させて圧縮し、前記第１蒸留塔の塔底流れを前記圧縮された第２蒸留塔の塔頂流れと熱交換させて第２蒸留塔に流入させることができる。本出願の蒸留方法において、前記蒸留装置に関する詳しい説明は前述した蒸留装置の説明と同じであるため省略する。
本出願の蒸留方法に係る一例において、第２蒸留塔２０２の塔頂流出口と蒸気再圧縮機２４２を連結する第２連結ライン２０１２を通過する塔頂蒸気の流れ２０１３の温度Ｔ２と第１蒸留塔１０２の塔底流出口から排出されて第１連結ライン１０５２を介して熱交換器２３２を経た後に第２蒸留塔２０２に流入する第１蒸留塔１０２の塔底流出の流れ１０５３の温度Ｔ１の差の絶対値｜Ｔ２−Ｔ１｜は４０℃以下であり得る。前記温度の差の絶対値｜Ｔ２−Ｔ１｜は３６℃以下、３２℃以下、２８℃以下、２４℃以下、２０℃以下または１６℃以下であり得るがこれに制限されるものではなく、下限は特に制限されないが例えば１℃以上、３℃以上、５℃以上または７℃以上であり得る。第２蒸留塔の塔頂流れの温度Ｔ２と熱交換器から流出して第２蒸留塔に流入する第１蒸留塔の塔底流れの温度Ｔ１の差の絶対値｜Ｔ２−Ｔ１｜が前記範囲を満足することによって、蒸気再圧縮機を利用して少ない量のエネルギー供給でも優秀な熱交換効率を示すことができ、第２蒸留塔に流入する第１蒸留塔の塔底流れを加熱するために供給されるエネルギーおよび／または第２蒸留塔の塔頂凝縮機に供給されるエネルギーを節減できる。
本出願に係る一例において、第２蒸留塔の塔頂流れの温度Ｔ２と熱交換器から流出して第２蒸留塔に流入する第１蒸留塔の塔底流れの温度Ｔ１は、第２蒸留塔の塔頂流れの温度Ｔ２と熱交換器から流出して第２蒸留塔に流入する第１蒸留塔の塔底流れの温度Ｔ１の差の絶対値｜Ｔ２−Ｔ１｜が前記範囲を満足するのであれば、特に制限されない。第２蒸留塔の塔頂流れの温度Ｔ２と熱交換器から流出して第２蒸留塔に流入する第１蒸留塔の塔底流れの温度Ｔ１は、分離しようとする対象物質および分離条件などにより変わり得、例えば、第１蒸留塔の上部流出口と第２蒸留塔の上部流出口から流出する生成物がエチレンの場合であれば、第１蒸留塔の塔底流出口に流出する塔底流れの温度は−１５℃〜−３０℃であり得、第２蒸留塔の塔頂流れの温度は−２０℃〜−３５℃であり得るが、これに制限されるものではない。
本出願の蒸留方法に係る一例において、第１蒸留塔１０２の塔底流出口から排出される第１蒸留塔１０２の塔底流れ１０５４の温度Ｔ３と第１蒸留塔１０２の塔底流出口から排出されて第１連結ライン１０５２を介して熱交換器２３２を経た後に第２蒸留塔２０２に流入する第１蒸留塔１０２の塔底流出の流れ１０５３の温度Ｔ４の差の絶対値｜Ｔ３−Ｔ４｜は５℃以下であり得る。前記温度の差の絶対値は例えば４℃以下、３℃以下または２℃以下であり得、０℃以上であり得るが、これに制限されるものではない。前記第１蒸留塔の塔底流れが、熱交換器を経る前と、熱交換器を経た後の温度の差が前記範囲を満足する場合、前記第１蒸留塔の塔底流出口から排出される第１蒸留塔の塔底流れは熱交換器を経る過程で気化され得る。本明細書で「気化」されるとは、物質が液相から気相に変化することを意味し得、例えば液体が気体になることを意味し得る。第１蒸留塔の塔底流れの潜熱を利用して熱交換することでエネルギー効率を高めることができ、第２蒸留塔の塔頂凝縮機に供給されるエネルギーを節減できる。
本出願の蒸留方法は、第１蒸留塔の塔底流出口から流出する塔底流れの温度と圧縮された第２蒸留塔の塔頂流れと熱交換された後に第２蒸留塔に流入する第１蒸留塔の塔底流れの温度および／または第２蒸留塔の塔頂流出口から流出する第２蒸留塔の塔頂流れの温度を前記範囲に制御することによって、第１蒸留塔および第２蒸留塔の上部流出口から流出する生成物を高純度に精製することができ、蒸気再圧縮機を通じての熱交換効率を向上させることによって凝縮のために冷凍システムを要求する多様な工程のエネルギー消費量を節減することができ、特に、アルカン／アルケン分離工程のエネルギー消費量を大きく節減できる。
一つの例示において、本出願に係る蒸留方法は、第１蒸留塔の上部と第２蒸留塔の上部で低沸点物質を流出し、第２蒸留塔の塔底で高沸点物質を流出することができる。本明細書で「高沸点物質」とは、混合物内で他の物質に比べて相対的に沸点が高い物質を意味し、「低沸点物質」とは、混合物内で他の物質に比べて相対的に沸点が低い物質を意味し得る。前記高沸点物質は常温（２５℃）および常圧（１気圧）で沸点が−１２０℃以上または−１１０℃以上である物質を意味し得、上限は特に制限されない。前記低沸点物質は常温（２５℃）および常圧（１気圧）で沸点が２００℃以下であり得、下限は特に制限されない。前記沸点は物質の沸点を意味し得、物質の種類によって同じであるか異なり得、温度および／または圧力により変わり得る。前記高沸点物質と低沸点物質は、相対的な沸点の高低差によって分けることができる。本明細書で高沸点物質は混合物を分離するための温度と圧力で低沸点物質に比べて沸点が高い物質であり、低沸点物質は混合物を分離するための温度と圧力で高沸点物質に比べて沸点が低い物質を意味し得る。
一つの例示において、本出願に係る蒸留方法は、低沸点物質の純度が９９重量％以上となるように制御することができ、また高沸点物質の純度が９９重量％以上となるように制御することができる。本出願の蒸留方法は、前述した蒸留装置を利用することによって第１蒸留塔および／または第２蒸留塔の上部から流出する低沸点物質を前記純度を満足するように制御することができ、第２蒸留塔の塔底から流出する高沸点物質を前記純度を満足するように制御することができる、
本出願の一例において、前記低沸点物質はアルケンであり、高沸点物質はアルカンであり得、例えば、炭素数２〜１２、炭素数２〜１０、炭素数２〜８、炭素数２〜６または炭素数２〜４のアルケン、および／または、炭素数１〜１２、炭素数１〜１０、炭素数２〜８、炭素数２〜６または炭素数２〜４のアルカンであり得る。前記アルケンおよび／またはアルカンは例えばナフサ（Ｎａｐｈｔｈａ）分解工程の生成物であり得、高沸点物質でエタン（ｅｔｈａｎｅ）を流出し、低沸点物質でエチレン（ｅｔｈｙｌｅｎｅ）を流出したり、または高沸点物質でプロパン（ｐｒｏｐａｎｅ）と低沸点物質でプロピレン（ｐｒｏｐｙｌｅｎｅ）を流出することができるが、これに制限されるものではない。
本出願の蒸留装置によると、第２蒸留塔の塔頂蒸気を蒸気再圧縮機で圧縮した後に熱交換器に流入して第１蒸留塔の塔底流れを加熱することによって、第２蒸留塔に流入する第１蒸留塔の塔底流れを加熱するために供給されるエネルギーを節減できる。また、第２蒸留塔の塔頂蒸気を凝縮するために供給される凝縮機のエネルギー消費量を節減させて全工程で使用されるエネルギーを節減できる。
本出願に係る蒸留装置の一例を示した概略図。 二つの塔を連結した蒸留装置の一例を示した概略図。 二つの塔を連結した蒸留装置の他の一例を示した概略図。
以下、本出願に従う実施例を通じて本出願をより詳細に説明するが、本出願の範囲は下記に提示された実施例によって制限されるものではない。
＜実施例＞
図１に例示された蒸留装置を利用してナフサ分解工程で生産されたＣ２成分のうちエチレンとエタンを分離した。図１に例示された通り、第１原料供給ライン１０１２を第１蒸留塔１０２の下部流入口と連結し、第１蒸留塔１０２の塔底流出口を第１連結ライン１０５２を介して熱交換器２３２および第２蒸留塔２０２の下部流入口と連結した。第２蒸留塔２０２の塔頂流出口と蒸気再圧縮機２４２、熱交換器２３２、バルブ２５２および第２蒸留塔２０２の塔頂凝縮機２１２を第２連結ライン２０１２、２０２２、２０３２を介して連結した。前記熱交換器２３２は第１連結ライン１０５２と第２連結ライン２０１２、２０２２、２０３２を熱交換できるように設置した。
第１原料供給ライン１０１２を介して原料物質を１９８，８４６ｋｇ／ｈｒで第１蒸留塔１０２の下部流入口に流入させて蒸留し、第１蒸留塔１０２の塔底流出口から流出する流れを第１連結ライン１０５２を介して第２蒸留塔２０２の下部流入口に流入させて蒸留した。
第１蒸留塔１０２の塔頂流出ライン１０２２を経て第１蒸留塔１０２の塔頂凝縮機１１２に流入した第１蒸留塔１０２の塔頂蒸気を凝縮して貯蔵タンク１２２に流入させて貯蔵した後に、第１蒸留塔１０２の上部流入ライン１０３２を介して第１蒸留塔１０２に還流させるか、製品排出ライン１０３０を介して製品として排出した。
第２蒸留塔２０２の塔頂蒸気を第２連結ライン２０１２、２０２２、２０３２を介して第２蒸留塔２０２の塔頂凝縮機２１２に流入させ、これを凝縮して貯蔵タンク２２２に流入させて貯蔵した後に、前記第２蒸留塔２０２の上部流入ライン２０５２を介して第２蒸留塔２０２に還流させた。第１蒸留塔１０２の上部流出ライン１０４２および第２蒸留塔２０２の上部流出ライン２０６２で低沸点物質であるエチレンを分離し、第２蒸留塔２０２の塔底流出ライン２０７２で高沸点物質であるエタンを分離した。
前記第２蒸留塔２０２の塔頂蒸気は第２連結ライン２０１２を経て蒸気再圧縮機２４２に流入させて圧縮した後、これを第２連結ライン２０２２を介して熱交換器２３２に流入させた。前記第１連結ライン１０５２を介して流入する第１蒸留塔１０２の塔底流出の流れを第２連結ライン２０１２、２０２２を介して流入する第２蒸留塔２０２の塔頂蒸気と熱交換器２３２を通じて熱交換した後に第２蒸留塔２０２の下部流入口に流入させた。前記第１蒸留塔１０２の塔底流出口を介して流出して第２蒸留塔２０２の下部流入口に流入する流れは、１５３，２４４ｋｇ／ｈｒに維持したし、第２蒸留塔２０２の塔底再沸器（図示されず）を通じてのエネルギー供給量は１１．３６Ｇｃａｌ／ｈｒであり、蒸気再圧縮機２４２に供給されるエネルギーは１，３６７ＫＷであった。第１蒸留塔１０２の還流比は４．１８であり、第２蒸留塔２０２の還流比は３．０６となるように制御した。また、第１蒸留塔１０２の塔頂流れの温度は−３６．２４℃、圧力は１５．５４ｋｇ／ｃｍ２に維持したし、第２蒸留塔２０２の塔頂流出口と蒸気再圧縮機２４２を連結する第２連結ライン２０１２を通過する塔頂蒸気の流れ２０１３の温度Ｔ２は−３６．２４℃、圧力は１５．５４ｋｇ／ｃｍ２に維持した。第１蒸留塔１０２の塔底流出口から排出される第１蒸留塔１０２の塔底流れ１０５４の温度Ｔ３は−２４．００℃に維持したし、第１蒸留塔１０２の塔底流出口から排出されて第１連結ライン１０５２を介して熱交換器２３２を経た後に第２蒸留塔２０２に流入する第１蒸留塔１０２の塔底流出の流れ１０５３の温度Ｔ１、Ｔ４は２０．１２℃であった。
＜比較例１＞
図２で例示された通り、第１蒸留塔１０１および第２蒸留塔２０１を直列に連結してナフサ分解工程で生産されたＣ２成分のうちエチレンとエタンを分離した。第２原料供給ライン２１を介して第２蒸留塔２０１の原料流入口に原料物質を流入して蒸留し、第２蒸留塔２０１の塔頂流出ライン２４１を介して第２蒸留塔２０１の塔頂蒸気を第１蒸留塔１０１に流入させて蒸留し、第１蒸留塔１０１の塔頂流出ライン８１を経て第１蒸留塔１０１の塔頂凝縮機９１に流入した第１蒸留塔１０１の塔頂蒸気を凝縮して貯蔵タンク１３１に流入させて貯蔵した後に、第１蒸留塔１０１の上部流入ライン１１０を介して第１蒸留塔１０１に還流させるか、製品排出ライン１３０を介して製品として排出した。
第１蒸留塔１０１に流入した第２蒸留塔２０１の塔頂蒸気を蒸留して第１蒸留塔１０１の塔底流出ライン１５１を介して第１蒸留塔１０１の塔底凝縮液を第２蒸留塔２０１に流入させ、第２蒸留塔２０１の塔底再沸器２６１を通じて第２蒸留塔２０１の塔底流出ライン２５１に流出した塔底凝縮液を加熱し、第２蒸留塔２０１の下部流入ライン２１０を介して第２蒸留塔２０１に還流させた。
第１蒸留塔１０１の上部流出ライン１４１で低沸点物質であるエチレンを分離し、第２蒸留塔２０１の塔底流出ライン２７１で高沸点物質であるエタンを分離した。前記第１蒸留塔１０１の塔頂の温度は−３６．２４℃、圧力は１５．５４ｋｇ／ｃｍ２ｃｍ２に維持したし、第２蒸留塔１０１の塔底再沸器２６１を通じてのエネルギー供給量は１８．８９Ｇｃａｌ／ｈｒであり、還流比は５．３３に制御した。
＜比較例２＞
図３に例示された蒸留装置を利用してナフサ分解工程で生産されたＣ２成分のうちエチレンとエタンを分離した。図３に例示された通り、第１原料供給ライン１０１１を第１蒸留塔１０１の下部流入口と連結し、第１蒸留塔１０１の塔底流出口を第１連結ライン１０５１を介して熱交換器２３１および第２蒸留塔２０１の下部流入口と連結した。
第１原料供給ライン１０１１を介して原料物質を１９８，８４６ｋｇ／ｈｒで第１蒸留塔１０１の下部流入口に流入させて蒸留し、第１蒸留塔１０１の塔底流出口から流出する流れを第１連結ライン１０５１を介して第２蒸留塔２０１の下部流入口に流入させて蒸留した。
第１蒸留塔１０１の塔頂流出ライン１０２１を経て第１蒸留塔１０１の塔頂凝縮機１１１に流入した第１蒸留塔１０１の塔頂蒸気を凝縮して貯蔵タンク１２１に流入させて貯蔵した後に、第１蒸留塔１０１の上部流入ライン１０３１を介して第１蒸留塔１０１に還流させるか、製品排出ライン１２０を通じて製品として排出した。
第２蒸留塔２０１の塔頂流出ライン２０１１を経て第２蒸留塔２０１の塔頂凝縮機２１１に流入した第２蒸留塔２０１の塔頂蒸気を凝縮して貯蔵タンク２２１に流入させて貯蔵した後に、前記第２蒸留塔２０１の上部流入ライン２０５１を介して第２蒸留塔２０１に還流させた。第１蒸留塔１０１の上部流出ライン１０４１および第２蒸留塔２０２の上部流出ライン２０６１で低沸点物質であるエチレンを分離し、第２蒸留塔２０１の塔底流出ライン２０７１で高沸点物質であるエタンを分離した。
前記第１連結ライン１０５１を介して流入する第１蒸留塔１０１の塔底流出の流れを熱交換器２３１に流入させて熱交換した後に第２蒸留塔２０１の下部流入口に流入させた。前記第１蒸留塔１０１の塔底流出口を通じて流出して第２蒸留塔２０１の下部流入口に流入する流れは１５３，２４４ｋｇ／ｈｒに維持したし、第２蒸留塔２０２の塔底再沸器を通じてのエネルギー供給量は１１．３５Ｇｃａｌ／ｈｒであった。第１蒸留塔１０１の還流比は４．１８であり、第２蒸留塔２０１の還流比は３．０６となるように制御した。また、第１蒸留塔１０１の塔頂流れの温度は−３６．２４℃、圧力は１５．５４ｋｇ／ｃｍ２に維持したし、第２蒸留塔２０１の塔頂流出口から排出される塔頂蒸気の流れ２０１４の温度Ｔ２は−３６．２４℃、圧力は１５．５４ｋｇ／ｃｍ２に維持した。第１蒸留塔１０１の塔底流出口から排出される第１蒸留塔１０１の塔底流れ１０５５の温度Ｔ３は−２４．００℃に維持したし、第１蒸留塔１０１の塔底流出口から排出されて第１連結ライン１０５１を介して熱交換器２３１を経た後に第２蒸留塔２０１に流入する第１蒸留塔１０１の塔底流出の流れ１０５６の温度Ｔ１、Ｔ４は９．０１℃であった。
Figure 0006986574
実施例および比較例の蒸留装置を利用してエチレンとエタンを分離する場合の原料物質の供給量、エチレンの生産量、塔底の液体の質量流量、凝縮機に供給されるエネルギー、再沸器に供給されるエネルギーおよび蒸気再圧縮機に供給されるエネルギーを表１に図示した。比較例２と実施例の場合、Ｆｅｅｄ Ｒａｔｅは第１蒸留塔の塔底から流出して第２蒸留塔に流入する流れの量を意味し、塔底の液体の質量流量は各蒸留塔でトレイごとに下の段に降りて行く液体の質量流量を意味し、Ｓｈａｆｔｗｏｒｋは蒸気再圧縮機に供給されるエネルギーの量を意味する．表１を参照すると、本出願の実施例に係る蒸留装置を利用してエチレンとエタンを分離する場合、比較例１に比べて同一大きさの蒸留塔を使用してより多くの製品を生産することができ、比較例１および２に比べて蒸気再圧縮機に１，２６７ＫＷだけを供給しても第２蒸留塔の塔頂凝縮機に要求されるエネルギー消費量を大幅に節減することができる。
１０１、１０２：第１蒸留塔
２０１、２０２：第２蒸留塔
９１、１１１、１１２：第１蒸留塔の塔頂凝縮機
２１１、２１２：第２蒸留塔の塔頂凝縮機
１２１、１２２、１３１、２２１、２２２：貯蔵タンク
２３１、２３２：熱交換器
２４２：蒸気再圧縮機
２５２：バルブ
１０１１、１０１２：第１原料供給ライン
２１：第２原料供給ライン
１５１：第１蒸留塔の塔底流出ライン
２４１、２０１１：第２蒸留塔の塔頂流出ライン
２１０：第２蒸留塔の下部流入ライン
２６１：第２蒸留塔の塔底再沸器
８１、１０２１、１０２２：第１蒸留塔の塔頂流出ライン
１４１、１０４１、１０４２：第１蒸留塔の上部流出ライン
１０５１、１０５２：第１連結ライン
２０１２、２０２２、２０３２：第２連結ライン
２０６１、２０６２：第２蒸留塔の上部流出ライン
１２０、１３０、１０３０：製品排出ライン
１１０、１０３１、１０３２：第１蒸留塔の上部流入ライン
２０５１、２０５２：第２蒸留塔の上部流入ライン
２０６１、２０６２：第２蒸留塔の上部流出ライン
２５１、２７１、２０７１、２０７２：第２蒸留塔の塔底流出ライン
１０５４、１０５５：第１蒸留塔の塔底流出口から排出される第１蒸留塔の塔底流れ
１０５３、１０５６：第１蒸留塔の塔底流出口から排出されて第１連結ラインを介して熱交換器を経た後に第２蒸留塔に流入する第１蒸留塔の塔底流出の流れ
２０１３、２０１４：第２蒸留塔の塔頂流出口から排出される塔頂蒸気の流れ

Claims (14)

  1. 塔頂流出口、塔底流出口、上部流入口、上部流出口および下部流入口が形成されている第１蒸留塔；塔頂凝縮機と塔底再沸器を具備し、塔頂流出口、塔底流出口、上部流入口、上部流出口および下部流入口が形成されている第２蒸留塔；蒸気再圧縮機；および熱交換器を含み、
    前記第１蒸留塔の下部流入口に原料を供給できる第１供給ライン；前記第１蒸留塔の塔底流出口から排出された流れが前記熱交換器を経て第２蒸留塔の下部流入口に導入されるように形成された第１連結ライン；前記第２蒸留塔の塔頂流出口から排出された流れの全てが蒸気再圧縮機を経た後に前記圧縮された第２蒸留塔の塔頂流れの全てが前記熱交換器を経て第２蒸留塔の塔頂凝縮機に導入されるように形成された第２連結ラインを含み、
    前記第１連結ラインを流れる流れと第２連結ラインを流れる流れが前記熱交換器で熱交換される、蒸留装置。
  2. 蒸気再圧縮機は機械式蒸気再圧縮機（ＭＶＲ）である、請求項１に記載の蒸留装置。
  3. 第１蒸留塔の下部流入口は塔頂を基準として算出された理論段数の８０％〜１００％に位置する、請求項１または２に記載の蒸留装置。
  4. 第２蒸留塔の下部流入口は塔頂を基準として算出された理論段数の６０％〜９０％に位置する、請求項１〜３のいずれかに記載の蒸留装置。
  5. 第１蒸留塔の上部流出口と第２蒸留塔の上部流出口から流出する生成物は炭素数２〜１２のアルケンである、請求項１〜４のいずれかに記載の蒸留装置。
  6. 第２蒸留塔の塔頂流出口から流出する流れの温度Ｔ２と第１蒸留塔の塔底流出口から排出されて熱交換器を経た後に第２蒸留塔に流入する第１蒸留塔の塔底流れの温度Ｔ１の差の絶対値｜Ｔ２−Ｔ１｜は、４０℃以下である、請求項１〜５のいずれかに記載の蒸留装置。
  7. 第１蒸留塔の塔底流出口から排出される第１蒸留塔の塔底流れの温度Ｔ３と第１蒸留塔の塔底流出口から排出されて熱交換器を経た後に第２蒸留塔に流入する第１蒸留塔の塔底流れの温度Ｔ４の差の絶対値｜Ｔ３−Ｔ４｜は、５℃以下である、請求項１〜６のいずれかに記載の蒸留装置。
  8. 請求項１〜４のいずれかに記載された蒸留装置を使用して原料を蒸留する方法であって、第１蒸留塔に原料を流入して蒸留する段階；および前記第１蒸留塔の塔底流れを第２蒸留塔に流入させて蒸留する段階を含み、
    前記第２蒸留塔の塔頂流れの全てを蒸気再圧縮機に流入させて圧縮した後、前記第１蒸留塔の塔底流れを前記圧縮された第２蒸留塔の塔頂流れの全てと熱交換された後に第２蒸留塔に流入させる、蒸留方法。
  9. 第２蒸留塔の塔頂流れの温度Ｔ２と第１蒸留塔の塔底流出口から排出されて熱交換器を経た後に第２蒸留塔に流入する第１蒸留塔の塔底流れの温度Ｔ１の差の絶対値｜Ｔ２−Ｔ１｜は、４０℃以下である、請求項８に記載の蒸留方法。
  10. 第１蒸留塔の塔底流出口から排出される第１蒸留塔の塔底流れの温度Ｔ３と第１蒸留塔の塔底流出口から排出されて熱交換器を経た後に第２蒸留塔に流入する第１蒸留塔の塔底流れの温度Ｔ４の差の絶対値｜Ｔ３−Ｔ４｜は、５℃以下である、請求項８または９に記載の蒸留方法。
  11. 第１蒸留塔の塔底流出口から排出される第１蒸留塔の塔底流れは熱交換器を経る過程で気化する、請求項１０に記載の蒸留方法。
  12. 第１蒸留塔の上部と第２蒸留塔の上部で低沸点物質を流出し、第２蒸留塔の塔底で高沸点物質を流出する、請求項８〜１１のいずれかに記載の蒸留方法。
  13. 前記低沸点物質と高沸点物質の純度が９９重量％以上となるように制御する、請求項１２に記載の蒸留方法。
  14. 前記低沸点物質は炭素数２〜１２のアルケンであり、高沸点物質は炭素数１〜１２のアルカンである、請求項１２または１３に記載の蒸留方法。
JP2019566597A 2017-06-08 2018-06-08 蒸留装置および蒸留方法 Active JP6986574B2 (ja)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
KR10-2017-0071649 2017-06-08
KR20170071649 2017-06-08
PCT/KR2018/006502 WO2018226056A1 (ko) 2017-06-08 2018-06-08 증류 장치 및 증류 방법

Publications (2)

Publication Number Publication Date
JP2020522376A JP2020522376A (ja) 2020-07-30
JP6986574B2 true JP6986574B2 (ja) 2021-12-22

Family

ID=64566190

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
JP2019566597A Active JP6986574B2 (ja) 2017-06-08 2018-06-08 蒸留装置および蒸留方法

Country Status (5)

Country Link
US (1) US11103803B2 (ja)
JP (1) JP6986574B2 (ja)
KR (1) KR102387634B1 (ja)
CN (1) CN110741067B (ja)
WO (1) WO2018226056A1 (ja)

Families Citing this family (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN111484870A (zh) * 2019-01-29 2020-08-04 中石化广州工程有限公司 一种分馏塔换热方法
GB202004347D0 (en) * 2020-03-25 2020-05-06 Clean Water Designs Ltd Distillation apparatus
KR102482497B1 (ko) * 2020-06-16 2022-12-29 태광산업주식회사 증류 장치 및 이의 용도
KR102454907B1 (ko) * 2020-06-16 2022-10-17 태광산업주식회사 증류장치 및 증류방법
KR20220045372A (ko) * 2020-10-05 2022-04-12 주식회사 엘지화학 스트리핑 장치 및 스트리핑 방법
EP4091688A1 (de) * 2021-05-21 2022-11-23 GEA Wiegand GmbH Anlage und verfahren zum aufreinigen von rückgewonnenem nmp
CN114307219B (zh) * 2022-02-23 2023-03-17 万华化学集团股份有限公司 丙烯精馏塔精馏调节方法、设备及计算机可读存储介质

Family Cites Families (39)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JPS51105028A (ja) 1975-03-12 1976-09-17 Nisshin Flour Milling Co Puropionsanjudotaino seizoho
US4277268A (en) * 1979-10-17 1981-07-07 Conoco, Inc. Heat pump fractionation process
IT1194350B (it) * 1983-07-28 1988-09-14 Snam Progetti Procedimento per la produzione di butene-1 ad elevata purezza con basso consumo di energia
JPH0637404B2 (ja) * 1986-12-19 1994-05-18 三井造船株式会社 炭化水素熱分解ガスの分離精製法
JPH035432A (ja) * 1989-06-02 1991-01-11 Tsusho Sangiyoushiyou Kiso Sangiyoukiyokuchiyou ｎ―ブタンによるアルコールの脱水方法
US5294304A (en) * 1989-11-14 1994-03-15 Ministry Of International Trade And Industry Process for the recovery of absolute ethanol by vapor compression extractive distillation
JP3128809B2 (ja) 1990-07-23 2001-01-29 東ソー株式会社 蒸留操作に於ける熱回収方法
JP3221695B2 (ja) * 1991-07-25 2001-10-22 フレゼニウス川澄株式会社 不揮発物を含む原液からのヒートポンプ方式による溶剤回収方法
US6077985A (en) * 1999-03-10 2000-06-20 Kellogg Brown & Root, Inc. Integrated deethanizer/ethylene fractionation column
KR20080089961A (ko) * 2007-04-03 2008-10-08 (주)에이피에스티 추출증류를 이용한 무수 에탄올 생산방법
US20080302650A1 (en) 2007-06-08 2008-12-11 Brandon Bello Process to recover low grade heat from a fractionation system
JP5481808B2 (ja) 2008-07-31 2014-04-23 千代田化工建設株式会社 分離プロセスモジュールを操作する方法、集積分離プロセスモジュールを操作する方法、大規模集積分離プロセスモジュールを操作する方法
US8182654B2 (en) * 2008-10-27 2012-05-22 Uop Llc Heat pump for high purity bottom product
US7982086B2 (en) * 2009-02-03 2011-07-19 Catalytic Distillation Technologies Deisobutenizer
JP4803470B2 (ja) * 2009-10-05 2011-10-26 独立行政法人産業技術総合研究所 熱交換型蒸留装置
US20120000244A1 (en) * 2010-06-30 2012-01-05 Uop Llc Heat pump distillation for <50% light component in feed
JP5656057B2 (ja) 2010-08-24 2015-01-21 Ｊｘ日鉱日石エネルギー株式会社 分離プロセスモジュール
ITPI20100114A1 (it) * 2010-10-11 2012-04-12 Sime S R L Apparecchiatura e processo per separare 1,2,4 trimetilbenzene (pseudocumene) da una miscela contenente idrocarburi aromatici
DE102011082513A1 (de) * 2011-09-12 2013-03-14 Gea Wiegand Gmbh Anlage zum Abtrennen und Konzentrieren einer Flüssigkeitskomponente aus einem flüssigen Mehrstoffgemisch
WO2013114936A1 (ja) 2012-02-01 2013-08-08 国立大学法人 東京大学 蒸留装置および蒸留方法
JP5956772B2 (ja) * 2012-02-20 2016-07-27 東洋エンジニアリング株式会社 熱交換型蒸留装置
WO2014112810A1 (ko) * 2013-01-16 2014-07-24 주식회사 엘지화학 알칸올의 제조 장치
US9919238B2 (en) * 2013-07-18 2018-03-20 Lg Chem, Ltd. Distillation apparatus
KR101550150B1 (ko) 2013-08-01 2015-09-03 주식회사 엘지화학 정제 장치 및 이를 이용한 정제 방법
KR101632772B1 (ko) * 2013-08-30 2016-06-22 주식회사 엘지화학 펜탄 혼합물 분리용 증류장치 및 이를 이용한 펜탄 혼합물 분리방법
JP6291499B2 (ja) * 2013-09-06 2018-03-14 株式会社ダイセル 再圧縮蒸気の利用方法及びプラント
JP6140591B2 (ja) * 2013-11-21 2017-05-31 東洋エンジニアリング株式会社 蒸留装置
WO2016068676A1 (ko) * 2014-10-31 2016-05-06 주식회사 엘지화학 증류 장치
EP3214062B1 (en) * 2014-10-31 2020-01-08 LG Chem, Ltd. Distillation method for the separation of n-butanal and iso-butanal
CN106794385B (zh) * 2014-10-31 2019-08-09 株式会社Lg化学 蒸馏装置
KR101811676B1 (ko) * 2015-03-12 2017-12-22 주식회사 에젤 나프타 정제 장치 및 이를 이용한 정제 방법
KR101966773B1 (ko) * 2015-05-13 2019-04-08 주식회사 엘지화학 이성질화 반응을 이용한 노말부텐의 분리방법 및 노말부텐을 분리하기 위한 공정시스템
KR101979771B1 (ko) * 2015-06-30 2019-05-17 주식회사 엘지화학 증류 장치
KR101959467B1 (ko) * 2015-07-02 2019-07-02 주식회사 엘지화학 증류 장치
JP6450292B2 (ja) * 2015-09-28 2019-01-09 株式会社ダイセル 再圧縮蒸気の利用方法及びプラント
EP3195915A1 (en) * 2016-01-20 2017-07-26 Sulzer Chemtech AG A system for the purification of an organic solvent and a process for the use thereof
CN105749573A (zh) * 2016-03-14 2016-07-13 江苏乐科节能科技股份有限公司 热泵精馏系统与方法及在乙醇回收中的应用
EP3615162A4 (en) * 2017-04-05 2021-03-03 Thermal Kinetics Systems, LLC CHEMICAL RECOVERY BY DISTILLATION OF DILUTE Aqueous SOLUTIONS PRODUCED IN ADVANCED BIOFUEL PROCESSES
JP7239167B2 (ja) 2019-03-26 2023-03-14 株式会社サンセイアールアンドディ 遊技機

Also Published As

Publication number Publication date
KR20180134307A (ko) 2018-12-18
CN110741067B (zh) 2022-04-12
US11103803B2 (en) 2021-08-31
WO2018226056A1 (ko) 2018-12-13
CN110741067A (zh) 2020-01-31
KR102387634B1 (ko) 2022-04-19
US20200179820A1 (en) 2020-06-11
JP2020522376A (ja) 2020-07-30

Similar Documents

Publication Publication Date Title
JP6986574B2 (ja) 蒸留装置および蒸留方法
EP2555842B1 (en) Process and equipment for separating 1,2,4 trimethylbenzene (pseudocumene) from a mixture containing aromatic hydrocarbons
KR101804637B1 (ko) 증류 장치
CN102271774B (zh) 具有热泵的分隔壁塔
US8197677B2 (en) Process and system for heating or cooling streams for a divided distillation column
US10315971B2 (en) Process for recovering heat from a hydrocarbon separation
US10016699B2 (en) Distillation column
JP6487543B2 (ja) 蒸留装置
RU2556214C1 (ru) Способы и устройства для производства олефина
JP6484565B2 (ja) 熱的結合を用いてエネルギー消費を低減するための方法
US2690060A (en) Fractional distillation
US10487271B2 (en) Process for improving propylene recovery from FCC recovery unit
CN111225726B (zh) 用于解吸剂回收的方法和设备
KR102454907B1 (ko) 증류장치 및 증류방법
CN105828899B (zh) 对二甲苯厂中的加强热回收
JP6656381B2 (ja) 選択蒸留装置および蒸留方法
Mancera et al. HIDiC configuration selection based on exergetic analysis
US20220134252A1 (en) Enclosed partition dividing wall distillation column and uses thereof

Legal Events

Date Code Title Description
A521 Request for written amendment filed

Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A523

Effective date: 20191202

A621 Written request for application examination

Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A621

Effective date: 20191202

A977 Report on retrieval

Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A971007

Effective date: 20201127

A131 Notification of reasons for refusal

Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A131

Effective date: 20201203

A521 Request for written amendment filed

Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A523

Effective date: 20210225

A131 Notification of reasons for refusal

Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A131

Effective date: 20210706

A521 Request for written amendment filed

Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A523

Effective date: 20211005

TRDD Decision of grant or rejection written
A01 Written decision to grant a patent or to grant a registration (utility model)

Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A01

Effective date: 20211125

A61 First payment of annual fees (during grant procedure)

Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A61

Effective date: 20211129

R150 Certificate of patent or registration of utility model

Ref document number: 6986574

Country of ref document: JP

Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: R150