TW202219261A - 從含有苯之粗製烴流製備純化苯組合物的方法和設備 - Google Patents

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Abstract

本發明係關於一種從含有至少10體積%之苯的粗製烴流製備純化苯組合物的方法，其包含以下步驟： a)  使該粗製烴流及在步驟d)中再循環之另外的含苯流進行溶劑系萃取，以產生苯增加之芳香族流及苯耗盡之非芳香族流， b)  使在步驟a)中所得的該苯增加之芳香族流進行加氫脫硫，以獲得脫硫芳香族流， c)  使在步驟b)中所得的該脫硫芳香族流進行蒸餾，以產生純化苯流及具有在低於100重量%與共沸苯濃度之間的苯濃度之另外的含苯流，及 d)  將在步驟c)中所得的該另外的含苯流至少部分再循環至步驟a)。

Description

從含有苯之粗製烴流製備純化苯組合物的方法和設備
本發明係關於一種從含有苯之粗製烴流製備純化苯組合物的方法和設備。
苯是一種合成多種化學化合物諸如乙苯、異丙苯、環己烯、硝基苯等的重要原料。這些化合物轉而是合成其他化合物(諸如苯乙烯、苯酚、丙酮、環己醇及苯胺，其為聚合物諸如聚苯乙烯、苯乙烯－丁二烯橡膠、聚醯胺及環氧樹脂之重要前驅物)、清洗活性物質(諸如烷基苯磺酸)、溶劑、殺蟲劑、顏料等的原料。由於此理由，苯事實上是世界上最多產之化學品之一。 已知有數種製造苯之方法諸如催化重組、蒸氣裂解、甲苯之加氫脫烷(HAD)、甲苯歧化(TDP)、焦炭爐輕油(COLO)萃取、LPG Cyclar、氣體至芳香族等。然而，優勢製造途徑是蒸氣裂解及催化重組。在這些製造途徑之任一者中，使用溶劑系萃取單元以供從來自蒸氣裂解器之熱解汽油(也稱為pygas)或源自催化重組之重組油萃取石油化學級之苯。在精製機之間有從流體催化裂解(FCC)汽油萃取芳香族(例如苯)的增加趨勢。此趨勢是因為預計之石油化學品的成長，而不是減低或蕭條的精煉燃料需求。在傳統上，為管理汽油苯，在FCC汽油中所含之苯已被視為從利用FCC汽油之石油腦分離器的苯心(benzene heart)餾分。然後將富苯餾分送至專用的苯飽和單元或輕石油腦異構化或催化重組單元中任一者。這些措施中任一者有二個主要缺點。首先，該富苯心餾分具有多量的高辛烷值烯烴，其當送至石油腦異構化或催化重組單元之石油腦加氫處理器上游時變飽和。可選擇地，若送至專用的苯飽和單元，辛烷也損失。此辛烷損失則須要藉由該精煉辛烷製造單元諸如異構化、重組、烷基化等所補償。再者，苯之存在是輕石油腦異構化進料之無用的特性。其次，在類似異構化或苯飽和之途徑中，作為石油化學日用品之苯的值會損失。 因此，因為在現有之苯管理措施中之上述缺點及石油化學品比精煉燃料上之預計的增加趨勢，精煉器如今關注從FCC汽油萃取芳香族(例如苯)的選項，但同時，避免因該高辛烷值烯烴的飽和所致之辛烷損失。然而，這並非簡單且直接的。與重組油或熱解汽油相對地，FCC汽油對於溶劑萃取是具挑戰性的原料，因為高度存在環烷烴、環烯烴及烯烴。這些化合物由於其極性，有沸點接近及共沸物形成的行為，難以從芳香族中分離。該富苯和C 6-C 8-FCC石油腦餾分在饋至溶劑系萃取蒸餾構造中的時候，產生以下流：首先，富烯烴萃餘物，其然後直接送到用於摻混之汽油槽，因為大部分的硫已經萃取出；以及其次，含硫物質之富苯或芳香族(苯、甲苯及混合型二甲苯)的萃取物。 對於類似苯之經萃取的芳香族，為要合於石油化學級的規格，需要低於1ppmw(每百萬重量分)之總硫規格及低於1ppmw之總氮規格。對於類似甲苯及混合型二甲苯之芳香族，該硫規格相對不嚴苛，且依據下游應用，經常是低於10ppmw。如以上說明的，從FCC汽油萃取芳香族也使類似硫醇、二硫化物及噻吩之硫物質被附帶移除，其順序是噻吩＞二硫化物＞硫醇。加氫脫硫(HDS)單元區塊被放置在經萃取芳香族的下游，以滿足所需之硫和氮規格。在設計此HDS單元時，一些關鍵設計考量需要被考慮，包括一前一後地合適選擇觸媒及類似壓力和溫度之操作條件，及合適設計上游的萃取蒸餾單元及選擇溶劑。這需要是由於以下理由：首先，芳香族飽和(類似於苯被飽和成環己烷(環損失))需要被最小化，否則下游苯產物之純度會不可逆地被影響，因為在此系統中沒有其他恢復苯純度的方法。若在實際操作時遭遇高於設計值之苯環損失(一般限於低於0.1wt%之環損失)，則僅再萃取或利用大量重組油稀釋溶液或熱解汽油萃取之苯槽或送至下游的重組單元是關於該精煉器之可行選擇。這些措施中任一者表示與該精煉器相關之經濟損失，因為這暗含額外的成本和水電瓦斯費用(在再萃取情況下)或影響整體之精煉苯純度(在藉由稀釋溶液的情況下)或花費額外的容量(在重組器途徑的情況下)，其在其他情況下已能用於藉由推動重石油腦重組器原料的額外通過量而推動更多的苯製造。其次，該HDS觸媒具有始於開始運作(SOR)至結束運作(EOR)之跨越其循環長度的操作範圍。在SOR條件的期間，環損失可低於設計值。然而，隨著該觸媒老化，將該反應器之入口溫度提高以補償觸媒活性的損失。溫度提高能再次催發高於設計值之環損失，使苯純度受影響。第三，精煉器現今在其殘餘物流體催化裂解(RFCC)或流體催化裂解(FCC)單元中處理較重且具挑戰性之原料。這能在該HDS反應器之入口，導致高於期望的硫含量，而再次使環損失高於設計值。第四，在該HDS反應器之入口，要使該烯烴含量最小化。這大抵藉由合適之溶劑選擇及該上游萃取單元之設計而完成。雖然滿足硫規格(諸如低於1ppmw)，流過HDS時發生烯烴飽和而導致放熱。該放熱再次能導致高於期望之環損失。最後，在經萃取之芳香族中，微量C 6-環烯烴(諸如環己烯或甲基環戊烯)的存在能再次引起苯純度議題。該C 6-環烯烴大抵在該上游萃取區中被移除。然而，可能有一些滑移至萃取液中，因為這些化合物難以在溶劑系萃取蒸餾系統中從芳香族分離出。這些環烯烴將在流過該HDS時被飽和成C 6-環烷烴(環己烷或甲基環戊烷)，同時滿足所需之硫規格。因此，苯純度可能受影響，因為C6環烯烴從上游萃取蒸餾單元區塊滑移至萃取物中。
鑒於以上，本發明之目的是要提供一種從含有苯之粗製烴流(諸如，尤其是FCC汽油或COLO之C 6-餾分或C 6-C 8-餾分)製備純化苯組合物之方法和設備，其包含溶劑系萃取步驟和加氫脫硫步驟，其因為以上說明之因素，即使在該加氫脫硫步驟之期間具有高於期望之苯環損失的情況下，可靠地確保高純度苯產物，其中該苯之該高純度在C 6-環烯烴或C 7-異烷烴從該上游萃取區滑移的情況下甚至不受影響。 根據本發明，此目的係藉由提供一種從含有至少10體積%之苯的粗製烴流製備純化苯組合物的方法滿足，其包含以下步驟： a)  使該粗製烴流及在步驟d)中再循環之另外的含苯流進行溶劑系萃取，以產生苯增加之芳香族流及苯耗盡之非芳香族流， b)  使在步驟a)中所得的該苯增加之芳香族流進行加氫脫硫，以獲得脫硫芳香族流， c)  使在步驟b)中所得的該脫硫芳香族流進行蒸餾，以產生純化苯流及具有在低於100重量%與共沸苯濃度之間的苯濃度之另外的含苯流，及 d)  將在步驟c)中所得的該另外的含苯流至少部分再循環至步驟a)。 『具有在低於100重量%與共沸苯濃度之間的苯濃度之另外的含苯流』一詞根據本發明是指一流，其中該流具有在低於100重量%與最終共沸苯濃度(藉由在該另外之含苯流中所含之化合物的蒸氣－液體平衡所指明的)之間的苯濃度，其中該另外之含苯流包含苯和環己烷、甲基環戊烷、2,3-二甲基戊烷及2,4-二甲基戊烷中至少一者。換言之，當該另外之含苯流僅含有苯和環己烷時，該共沸苯濃度是在由此二成分所形成之共沸物(亦即苯和環己烷之共沸物)中之苯的濃度。若該另外之含苯流含有苯、環己烷和甲基環戊烷，則該共沸苯濃度是在由此三成分所形成之共沸物(亦即苯、環己烷和甲基環戊烷之共沸物)中之苯的濃度。對『含苯和環己烷之流』之所有後續的引用事實上是指另外之含苯流，其具有在低於100重量%與該共沸苯濃度之間的苯濃度，其中該另外之含苯流包含苯和環己烷、甲基環戊烷、2,3-二甲基戊烷及2,4-二甲基戊烷中至少一者。因此，該另外之含苯流是含有苯和環己烷、甲基環戊烷、2,3-二甲基戊烷及2,4-二甲基戊烷中至少一者的流。 藉由在步驟c)中進行該蒸餾以致在步驟b)之加氫脫硫中所得之該脫硫芳香族流被分成純化苯流和另外之含苯流(其除了含有苯之外，在上述苯濃度下，還含有環己烷、甲基環戊烷、2,3-二甲基戊烷及2,4-二甲基戊烷中至少一者)，且藉由至少部分地及較佳完全地再循環該另外之含苯流至步驟a)之該溶劑系萃取，在該另外之含苯流中所含之苯並無損失或即使有也僅是極小量的損失。更特別地，在該溶劑系萃取至該萃餘物(或分別地，苯耗盡之非芳香族流)中的期間，即使有也僅損失可忽略量之在該另外之含苯流中所含之苯，同時實際上，所有的該苯係藉由該溶劑被萃取至該苯增加之芳香族流中。藉由在該溶劑系萃取之後，使該苯增加之芳香族流進行加氫脫硫以獲得脫硫芳香族流且使其進行該蒸餾，該最終苯產物之純度仍不變，即使在加氫脫硫步驟期間遭遇高於期望之環損失(例如0.4wt%之實際操作相對0.1wt%之設計值)。另外，即使有C 6-環烯烴及/或C 7-異烯烴從該溶劑系萃取步驟滑移至該苯增加之芳香族流中，這些化合物也可靠地由該苯分離出，因為這些化合物之飽和型(亦即C 6-環烷烴或C 7-異烷烴)隨著彼等在該加氫脫硫步驟的期間被形成，也與苯形成共沸物。本發明之方法的另一重要特性是：不需要在步驟d)之蒸餾中製造具有最終共沸組成之另外的含有苯及環己烷、甲基環戊烷、2,3-二甲基戊烷及2,4-二甲基戊烷中至少一者的流。反而，僅另外之含有苯及環己烷、甲基環戊烷、2,3-二甲基戊烷及2,4-二甲基戊烷中至少一者的流(其苯濃度趨於該共沸組成)滿足該目的。換言之，在所說之0.4 wt%的較高環損失的情況下，能設計加氫脫硫下游的蒸餾步驟以製造具有約95wt%而非52wt%(其為在苯和環己烷之共沸物中的苯濃度)之苯濃度的另外之含苯流，這表示約5%之在加氫脫硫步驟下游的流中的總苯量。因此，該另外之含苯流的再循環對整體設備成本和水電瓦斯費用的影響是最小的，其中設備在此是指該溶劑系萃取單元、該加氫脫硫單元和該(共沸)蒸餾單元之組合。尤其，當使用FCC汽油或COLO的C 6-餾分或C 6-C 8-餾分作為該方法之原料時，獲得這些有利效果。此外，即使在包括觸媒開始運作至結束運作之操作溫度範圍的極長操作時間的情況下，在比被饋至該FCC、RFCC或COLO之期望的原料重的情況下或在C 6-環烯烴及/或C 7-異烯烴滑移至在該溶劑系萃取步驟中所得之該苯增加之芳香族流中的情況下，獲得這些有利的效果。更特別地，所得之純化苯流一般具有超過99.8%之苯純度且含硫化合物和含氮化合物之含量低於1ppmw。所得的苯產物是合格的石油化學品級且不需要進一步加工諸如再萃取或以大的熱解汽油或重組油之苯池(benzene pool)稀釋。 在以上列出的，在步驟c)中，使在步驟b)中所得之脫硫芳香族流進行蒸餾，以製造純化苯流及另外之含苯流(其具有在低於100wt%與該共沸苯濃度之間的苯濃度)。較佳地，在步驟b)中進行蒸餾，以製造純化苯流及另外之含苯流(其具有在低於99wt%，更佳低於98wt%，更佳低於97wt%且甚至更佳低於96wt%與該共沸苯濃度之間的苯濃度，例如90至96wt%之苯濃度)。或者較佳的是：進行在步驟b)中之蒸餾，以製造純化苯流及另外之含苯流(其具有低於90wt%，更佳低於80wt%且更佳至多70wt%之苯濃度，例如70至90wt%之苯濃度)。 在以上所列出的，本發明之特別優點是：從含有至少10體積%之苯的粗製烴流製備純化苯組合物的方法尤其適合處理具有相當低的苯含量的粗製烴流，諸如FCC或RFCC石油腦或COLO，尤其是來自其C 6-餾分或來自C 6-C 8-餾分者。然而，當該粗製烴流含有較高量之苯(諸如較佳地，以100重量%計，至少20體積%，更佳地至少30體積%且甚至更佳地至少50體積%之苯)時，也獲得良好結果。 例如，根據本發明之方法能從粗製烴流高產率地獲得高純化苯，其在芳香族之外，還含有以100重量%，i)20至60體積%且較佳地30至50體積%之烷烴，ii)10至50體積%且較佳地20至30體積%之烯烴及iii)5至40體積%且較佳地10至25體積%之環烷烴。 當饋至根據本發明之方法中的粗製烴流是來自流體催化裂解石油腦的C 6-餾分或C 6-C 8-餾分或來自焦炭爐輕油之C 6-餾分或C 6-C 8-餾分。 根據本發明，對該粗製烴流和在步驟d)中再循環之另外之含苯流進行溶劑系萃取以製造苯增加之芳香族流及苯耗盡之非芳香族流。這根據本發明是指：該粗製烴流和在步驟d)中再循環之另外之含苯流彼此分開地饋至該溶劑系萃取單元，諸如溶劑系萃取蒸餾單元，或該粗製烴流和在步驟d)中再循環之另外之含苯流在被饋至該溶劑系萃取單元(其中進行該溶劑系萃取)之前，彼此混合成結合的進料流。 因此，根據本發明之特佳具體例，在步驟a)中，該粗製烴流與在步驟d)中再循環之另外之含苯流混合以獲得進料流，對其進行該溶劑系萃取。藉由使用混合器諸如靜態混合器及/或動態混合器，或在沒有任何特別混合裝置下，僅藉由結合具有該粗製烴流之管線和具有該再循環之另外之含苯流的管線成一管線，可以混合該粗製烴流與該再循環之另外之含苯流。 根據本發明之替代的具體例，該粗製烴流和在步驟d)中再循環之該另外之含苯流彼此分開地被饋至該溶劑系萃取單元中，諸如被饋至萃取蒸餾塔中。例如，該烴流可被饋入該萃取蒸餾塔之下端，但在步驟d)中再循環之該另外之含苯流被饋至其上方之該萃取蒸餾塔，反之亦可。 本發明在步驟a)中所進行之溶劑系萃取的類型上不特別受限。因此，原則上，該溶劑系萃取可在萃取塔中進行，該塔中不使用填料或使用填料(諸如結構化填料及/或無規填料)，或使用塔板，該塔板使該溶劑與，一方面，該粗製烴流以及與，另一方面，再循環之另外之含苯流的接觸面積理想化。較佳地，該溶劑系萃取係在含有塔板之萃取塔中進行。 當在步驟a)中對該粗製烴流和在步驟d)中再循環之該另外之含苯流進行萃取蒸餾時，尤其獲得良好結果。在該萃取蒸餾中，在該蒸餾塔之頂上獲得該苯耗盡之非芳香族流，但在該蒸餾塔底部獲得包含該芳香族和該溶劑之流。包含該芳香族和該溶劑之流則可導至第二蒸餾塔中，其中該芳香族(若使用C 6-餾分，則主要是苯，或若使用帶有在該烴進料流中所含之硫物質的C 6-C 8-餾分，則為苯、甲苯和混合型二甲苯之混合物)從該溶劑分離出，以致在該第二蒸餾塔(其經常被稱為溶劑回收塔)的底部獲得該溶劑，但在該蒸餾塔之頂上獲得該苯增加之芳香族流。該溶劑回收塔較佳在其一部件中含有填料且在另一部件中含有塔板。 為要在步驟a)中，該溶劑系萃取期間將該芳香族完全地從該非芳香族分離，在本發明之概念的進一步發展時建議在步驟a)中使用具有相當高極性及相對高沸點的溶劑。此種溶劑使該溶劑中之苯和其他芳香族能優越地從該非芳香族中分離出，因為彼等對苯和其他芳香族有高溶解度，但對於類似環己烷(其可能是來自環損失或在該加氫脫硫期間從該溶劑系萃取之環己烯滑移及該飽和)、甲基環戊烷(其來自在該加氫脫硫期間從該溶劑系萃取之甲基環戊烯滑移及該飽和)及2,3-二甲基戊烷和2,4-二甲基戊烷(彼等可來自在該加氫脫硫期間從該溶劑系萃取的C 7-異烯烴滑移及該飽和)之物質顯出高排斥行為。再者，有利的是：該溶劑顯出高烯烴(包括環烯烴)之排斥行為，以致加氫脫硫反應器下游的入口具有最少的烯烴含量。這是有利的，因為在該加氫脫硫反應器中烯烴之存在由於飽和可導致放熱。該放熱能觸發高於設計之苯環損失。 當在步驟a)中使用之溶劑係選自由下列組成之群組時，特別獲得良好結果：環丁碸、3-甲基環丁碸、2,4-二甲基環丁碸、3-乙基環丁碸、N-甲基吡咯啶酮、2-吡咯啶酮、N-乙基吡咯啶酮、N-丙基吡咯啶酮、N-甲醯基嗎福林、二甲基碸、二乙基碸、甲基乙基碸、二丙基碸、二丁基碸、四乙二醇、三乙二醇、二甲二醇、乙二醇、碳酸乙二酯、碳酸丙二酯及其二或多者之隨意的組合。 根據本發明之另一特佳具體例，在步驟a)中使用之溶劑包含與作為共溶劑之3-甲基環丁碸、N-甲醯基嗎福林、2-吡咯啶酮、二丙基碸、四乙二醇、水、來自FCC汽油之重硫殘餘物或彼等之混合物結合的環丁碸。 本發明對於根據本發明之方法的步驟b)中所進行之加氫脫硫類型並無特別限制。因此，該加氫脫硫可如在先前技術中已知且使用地進行。當該苯增加之芳香族流在步驟b)中200至500℃之溫度下與氫一同碰到選自由含鈷和鉬或含鎳和鉬之合金和化合物的觸媒時，尤其獲得良好結果。更佳地，該溫度是245℃(SOR)至300℃(EOR)且在該加氫脫硫期間的壓力是25巴，其中氫分壓較佳是在5至7巴之範圍內。該加氫脫硫單元較佳也移除在該苯增加之芳香族流中所含的該氮物質，以確保所製造之脫硫芳香族流符合該總氮規格。 在本發明之概念的另一發展中，經建議：在步驟c)中，對該脫硫芳香族流中進行一或多個步驟，其中至少一個蒸餾步驟係利用具有5至100個理論階段之蒸餾塔進行。然而，更佳的是：在步驟c)中，對該脫硫芳香族流進行具有比一般在先前技術者更多的理論階段的至少一個蒸餾步驟，為要在步驟c)中可靠地將該脫硫芳香族流分成純化苯流和另外之含苯流。當在步驟c)中，對該脫硫芳香族流進行一或多個蒸餾步驟時，尤其獲得良好結果，其中至少一個蒸餾步驟係利用具有5至100且較佳地具有10至80個理論階段的蒸餾塔進行。當在步驟c)中，至少一個蒸餾步驟係利用具有15至60，較佳地20至60且最佳地30至60個理論階段的蒸餾塔進行時，獲得最佳結果。 該蒸餾塔在其底部經常具有再沸器且在其頂上部分具有冷凝器。若使用頂部分隔壁型塔，在其頂上部分可提供二個冷凝器，在該頂上部分之每一側有一個。 在以上所列的，在步驟c)中將該脫硫芳香族流分成純化苯流和另外之含苯流。依據該粗製烴流的組成，在該另外之含苯流中除了含有苯，還可含有環己烷、甲基環戊烷、2,3-二甲基環戊烷及2,4-二甲基環戊烷之單一者，環己烷、甲基環戊烷、2,3-二甲基環戊烷及2,4-二甲基環戊烷之二者，環己烷、甲基環戊烷、2,3-二甲基環戊烷及2,4-二甲基環戊烷之三者，或環己烷、甲基環戊烷、2,3-二甲基環戊烷及2,4-二甲基環戊烷之全部。 較佳地，在步驟c)中之蒸餾係在0.01至1.0MPa，更佳地0.05至0.5 MPa，還更佳地0.13至0.17 MPa及最佳地0.10至0.20 MPa，諸如約0.15 MPa之壓力下進行。 再者，較佳是：在步驟c)中之蒸餾係在80至180℃，更佳地90至160℃，還更佳地90至140℃且最佳地90至100℃之溫度下進行。 根據本發明之另一特佳具體例，在步驟c)中，對該脫硫芳香族流進行一或多個蒸餾步驟，其中利用分隔壁型塔(亦即，一種塔，其中壁與該垂直方向垂直延伸)進行至少一個蒸餾步驟。當利用頂部分隔壁型塔進行至少一個蒸餾步驟時，獲得特別良好結果。與用於經過該設備獲得該整體結果的一般3餾分型塔比較，對於相同數目之總理論階段，頂部分隔壁型塔提供高度減少且能量較少的優點。要注意：在比較理論階段的總數時，在該壁之任一面上的階段需要與該壁以下的階段一起計算。當使用來自流體催化裂解之石油腦的C 6餾分或C 6-C 8餾分或來自焦炭爐輕油之C 6餾分或C 6-C 8餾分時，這具體例是特別佳的。 根據本具體例之第一變化型，在步驟c)中，進行一蒸餾步驟且該頂部分隔壁型塔之壁從該頂部分隔壁型塔之上端向下延伸過該頂部分隔壁型塔高度之20至70%且較佳延伸過20至50%。在此具體例中，在該分隔壁型塔之頂上左側，獲得含低分子量烴之廢氣流(諸如氫、硫化氫、甲烷、乙烷、丙烷及丁烷)，但在該分隔壁型塔之頂上右側，獲得該另外之含苯流且在該分隔壁型塔之底部，獲得該純化苯。當使用來自流體催化裂解之石油腦或流的C 6餾分或來自焦炭爐輕油之C 6餾分作為粗製烴流時，此具體例是特別適合的。 當使用來自流體催化裂解之石油腦的C 6-C 8餾分或來自焦炭爐輕油之C 6-C 8餾分作為粗製烴流時，該第一變化型也特別適合。在此情況下，在該分隔壁型塔之底部並非獲得純化苯流(亦即不是C 6流)，而是獲得純化的C 6-C 8芳香族流。該C 6-C 8芳香族流則可例如在一般蒸餾塔中容易地加工，以將該C 6-C 8芳香族流分成純化苯流及一或多個其他芳香族流。 根據本發明之特別適合的替代具體例，當使用流體催化裂解之石油腦或來自焦炭爐輕油之C 6-C 8餾分作為粗製烴流時，在步驟c)中，對在步驟b)中獲得之該脫硫芳香族流進行二個蒸餾步驟。在此具體例中較佳的是：在第一蒸餾塔中，對在步驟b)中獲得之該脫硫芳香族流進行第一蒸餾步驟，以在該第一蒸餾塔之頂上獲得含低分子量烴之廢氣流(亦即氫、硫化氫、C 1-C 4烴諸如甲烷、乙烷、丙烷及丁烷)，但在該第一蒸餾塔底部獲得具有殘餘化合物流之液體。較佳地，在第二蒸餾塔中，對此液流進行第二蒸餾步驟，以獲得作為該第二蒸餾塔之支流的該純化苯流，在該蒸餾塔之頂上獲得該另外之含苯流且在該第二蒸餾塔底部獲得C 7+流。 在本發明之另一較佳具體例中，在步驟c)中，對該脫硫芳香族流進行二個蒸餾步驟，其中在第一蒸餾塔中，對該脫硫芳香族流進行第一蒸餾步驟，以在該第一蒸餾塔之頂上獲得含低分子量烴之廢氣流(亦即氫、硫化氫、甲烷、乙烷、丙烷及丁烷)，但在該第一蒸餾塔底部獲得具有殘餘化合物流之液體。較佳地，在第二分隔壁型塔中，對此液流進行第二蒸餾步驟，以獲得作為該第二蒸餾塔之第一支流的該純化苯流，作為該第二蒸餾塔之第二支流的富苯流，在該蒸餾塔之頂上獲得該另外之含苯流且在該第二蒸餾塔底部獲得二甲苯增加之流。較佳地，該第二分隔壁型塔是一種中間分隔壁型塔，其為一種壁與該垂直方向垂直延伸的塔。較佳地，從該第二蒸餾塔之底部至頂上所見的，該壁從位於該第二蒸餾塔之底部至頂上的10至30%距離的點延伸至位於該第二蒸餾塔之底部至頂上的70至90%距離的點。 較佳地，在步驟c)中所得之該另外之含苯流對該純化苯流的比是1至50體積%，較佳是2至30體積%，更佳是2至20體積%，還更佳是3至10體積%且最佳是5至10體積%。 根據本發明，在步驟d)中，在步驟c)中所得之該另外之含苯流至少部分地再循環至步驟a)，亦即該溶劑系萃取。更佳地，在步驟d)中，將至少50體積%，甚至更佳地至少80體積%，還更佳地至少90體積%且最佳地所有的在步驟c)中所得之該另外之含苯流再循環至步驟a)，亦即該溶劑系萃取。 本發明之另一態樣係關於一種純化含有至少10體積%之苯的粗製烴流的設備，其包含： i)  溶劑系萃取單元，其具有至少一入口管線及用於苯增加之芳香族流的出口管線， ii) 加氫脫硫單元，其具有與該溶劑系萃取單元的出口管線連接之入口管線，且具有用於脫硫芳香族流之出口管線， iii) 蒸餾單元，其具有與該加氫脫硫單元的出口管線連接之入口管線，用於純化苯流之出口管線以及用於另外之含苯流之出口管線，及 iv) 再循環管線，其連接用於該蒸餾單元之另外含苯流的出口管線與該溶劑系萃取單元之至少一入口管線之一。 較佳地，該設備另外包含用於混合該粗製烴流與經由該再循環管線再循環之該另外之含苯流的混合單元，其中該混合單元具有用於該粗製烴流之入口管線、用於該另外之含苯流的入口管線及用於該粗製烴流和該另外之含苯流之混合物(其也稱為進料流)的入口管線。 在本發明之概念的進一步發展中，經建議：該蒸餾單元包含單一蒸餾塔，其具有5至100，較佳地10至80，更佳地15至60，還更佳地20至60且最佳地30至60個理論階段。 根據本發明之另一較佳具體例，較佳是：該設備之蒸餾塔是一種頂部分隔壁型塔。 當該頂部分隔壁型塔之壁由該頂部分隔壁型塔之上端向下垂直延伸過該頂部分隔壁型塔之高度的20至70%且較佳20至50%，該高度為該蒸餾塔之底部至頂上的距離。 在本發明之替代具體例中，較佳是：該蒸餾單元包含二個蒸餾塔，其中該二蒸餾塔之一具有5至100，較佳10至80，更佳15至60，還更佳20至60且最佳30至60個理論階段。 較佳地，該二蒸餾塔之第一者具有與該加氫脫硫單元之出口管線連接之入口管線，具有5至30且較佳15至20個理論階段且在其底部具有用於液流的出口管線，其中該二個蒸餾塔之第二者具有與用於該第一蒸餾塔之液流的出口管線連接之入口管線，具有用於純化苯流之出口管線且具有用於另外之含苯流的出口管線。 特佳的是：該第二蒸餾塔是中間分隔壁型塔。當從該第二蒸餾塔底部至頂上所見的，該中間分隔壁型塔之壁係從定位在該第二蒸餾塔之底部至該頂上之距離的10至30%之點延伸至定位在該第二蒸餾塔之底部至頂上之距離的70至90%的點時，尤其獲得良好結果。 在圖1a和1b中顯示之根據該先前技術之設備(10)包含溶劑系萃取單元(12)、加氫脫硫單元(14)及蒸餾單元(16)。該溶劑系萃取單元(12)包含用於將粗製烴流饋至該溶劑系萃取單元(12)之入口管線(18)、用於苯增加之芳香族流之出口管線(20)及用於苯耗盡之非芳香族流之出口管線(22)。該用於苯增加之芳香族流之出口管線(20)也是用於該加氫脫硫單元(14)之入口管線，該加氫脫硫單元(14)另外具有用於氫之入口管線(23)以及用於該脫硫芳香族流之出口管線(24)。用於該脫硫芳香族流之出口管線(24)是用於該蒸餾單元(16)之入口管線，該蒸餾單元(16)另外具有用於純化苯流之出口管線(26)以及用於廢氣之出口管線(28)。該蒸餾單元(16)包含一蒸餾塔(16’)，其具有16個理論階段。 該溶劑系萃取單元(12)在圖1b中更詳細地被顯示且包含第一蒸餾塔(30)和第二蒸餾塔(32)。用於饋送粗製烴流之入口管線(18)與第一蒸餾塔(30)之中間部分連接。再者，溶劑(再循環)管線(34)導至該第一蒸餾塔(30)之上部。在該蒸餾期間，苯耗盡之非芳香族流被製造以作為頂上流且經由該出口管線(22)從該第一蒸餾塔(30)被抽出。在第一蒸餾塔(30)之底部，獲得溶劑和苯增加之芳香族流的混合物，其係經由該管線(36)從第一蒸餾塔(30)抽出且然後饋至該第二蒸餾塔(32)中，其中該溶劑從該苯增加之芳香族流分離出。在該再生之溶劑係經由該溶劑(再循環)管線(34)從該第二蒸餾塔(32)之底部導回到該第一蒸餾塔(30)之上部中的同時，該苯增加之芳香族流係經由管線(20)從該第二蒸餾塔(32)之頂上抽出且饋至該加氫脫硫單元(14)中。 在該設備(10)之操作期間，該苯增加之芳香族流係經由管線(20)且氫係經由入口管線(23)饋至該加氫脫硫單元(14)中，其中將作為雜質之該含硫化合物脫硫成非硫化合物和硫化氫。該加氫脫硫單元也移除在該苯增加之芳香族流中所含之氮物質，以確保所製造之脫硫芳香族流滿足總氮規格。所製造之脫硫芳香族流係經由管線(24)饋至該蒸餾塔(16’)中。在該蒸餾期間所得之作為頂上產物且含有低分子量烴(諸如C 1-C 5烴，尤其是甲烷、乙烷、丙烷、丁烷)、氫(在該加氫脫硫後殘存者)以及硫化氫(在該加氫脫硫期間所製造者)的廢氣係經由出口管線(28)從該蒸餾塔(16’)抽出，但所得之作為底部產物的該純化苯流係經由出口管線(26)從該蒸餾塔(16’)抽出。 與此相對地，在圖2至5所顯示之根據本發明之設備(10)中所進行之方法包含以下步驟：使在該加氫脫硫單元(14)中所得之脫硫芳香族流進行蒸餾以製造純化苯流和另外之含苯流的步驟，以及至少部分地或較佳完全地將所得之另外的含苯流再循環至該溶劑系萃取單元(12)中的步驟。為此目的，圖2至5顯示之根據本發明之設備(10)包含用於在該蒸餾單元(16)中所得之該另外之含苯流的再循環管線(34)，其中該再循環管線(34)連接該蒸餾塔(16)與該溶劑系萃取單元(12)。再者，該蒸餾單元(16)包含用於此目的之至少一個蒸餾塔，其具有合適高之理論階段數目以致在該加氫脫硫單元(14)中所得之該脫硫芳香族流在該蒸餾期間被分成純化苯流和另外之含苯流。較佳地，此蒸餾塔之理論階段數目是5至100，更佳地10至80，甚至更佳地15至60，還更佳地20至60且最佳地30至60個。 藉由在步驟c)中進行該蒸餾以致在步驟b)之加氫脫硫中所得之脫硫芳香族流被分成純化苯流和另外之含苯流，在該另外之含苯流中所含之作為雜質的環己烷、甲基環戊烷、2,3-二甲基戊烷及2,4-二甲基戊烷中至少一者被可靠地且接近完全地從該純化苯流中分離出，因此獲得具有極高純度，例如至少99.8體積%之苯流。因為該另外之含苯流係至少部分地且較佳地完全地再循環至步驟a)之溶劑系萃取，在該另外之含苯流中所含的苯並無損失或即使有也僅是微量損失。這是因為下述事實：該另外之含苯流在該溶劑系萃取步驟a)中分成苯增加之芳香族流及苯耗盡之非芳香族流，亦即在該另外之含苯流中所含之苯和其他芳香族係從所含之作為雜質的環己烷、甲基環戊烷、2,3-二甲基戊烷及2,4-二甲基戊烷中之至少一者或呈烯烴、烷烴、環烷烴及其他非芳香族化合物形的其他雜質中分離出。藉由使該苯增加之芳香族流在該溶劑系萃取之後進行加氫脫硫以獲得脫硫芳香族流，然後藉由使該脫硫芳香族流進行蒸餾以製造純化苯流及另外之含苯流，經由該另外之含苯流而從該蒸餾再循環至該溶劑系萃取的苯確實被回收。從各方面來說，根據本發明之方法能從含有苯之粗製烴流可靠且高產率地製備純化烴流，其具有高苯濃度(例如至少99.8體積%)以及所需之至多最小量的硫化合物雜質(例如至多1ppmw，關於總硫為合格的)，以及低於1ppmw之總氮含量。尤其，當使用FCC汽油之C 6餾分或C 6-C 8餾分或COLO之C 6餾分或C 6-C 8餾分作為該方法之原料時，甚至獲得這些有利的效果。此外，即使在包括觸媒之開始運作至結束運作之操作溫度範圍的極長操作時間的情況下，在比經饋至該FCC、RFCC或COLO之預期原料重的情況下，或在C 6-環烯烴及/或C 7-異烯烴滑移至在該溶劑系萃取步驟中所得之芳香族流中的情況下，獲得這些有利的效果。 在圖2顯示之具體例中，該蒸餾單元(16)包含一個較佳具有5至100個理論階段之蒸餾塔(16’)，其中該蒸餾較佳在0.1至0.2MPa(諸如0.15MPa)之壓力及90至100℃(諸如95℃)之溫度下進行。當使用來自流體催化裂解石油腦或焦炭爐輕油的C 6-餾分作為原料時，此具體例是特別適合的。 圖3所示之具體例異於圖2所示者之處在於該蒸餾單元(16)包含分隔壁型塔(17)且更明確地包含頂部分隔壁型塔(17)。較佳地，該頂部分隔壁型塔(17)之壁係從該頂部分隔壁型塔(17)之上端垂直向下延伸過該頂部分隔壁型塔之高度的20至70%且較佳延伸過20至50%。在此具體例中，在分隔壁型塔(17)之頂上左側，獲得含低分子量烴(諸如甲烷、乙烷、丙烷、丁烷)、氫和硫化氫之廢氣流，但在分隔壁型塔(17)之頂上右側，獲得該另外之含苯流且在分隔壁型塔(17)之底部，獲得該純化苯流。較佳地，該頂部分隔壁型塔(17)具有5至100個理論階段，其中該蒸餾較佳在0.1至0.2MPa(諸如0.15MPa)之壓力及90至100℃(諸如95℃)之溫度下進行。使用該分隔壁型塔(17)所具有之優點是：該分隔壁型塔(17)需要減低高度以獲得與非分隔壁型塔的蒸餾塔相同之分離結果，以及在操作時，比不具有分隔壁之傳統蒸餾塔需要較少能量。當使用來自流體催化裂解石油腦之C 6-餾分或來自焦炭爐輕油之C 6-餾分作為粗製烴流時，此具體例是特別適合的。 當使用來自流體催化裂解石油腦之C 6-C 8餾分或來自焦炭爐輕油之C 6-C 8餾分作為粗製烴流時，圖3所示之設備也是特別適合的。在此情況下，在該分隔壁型蒸餾塔(17)之底部，並非獲得純化苯流(亦即並非獲得C 6-流)，而是獲得C 6-C 8芳香族流。該C 6-C 8芳香族流然後可容易地在例如一般蒸餾塔中被加工，以將C 6-C 8芳香族流分成純化苯流及一或多個其他芳香族流。 在圖4所示之具體例中，該蒸餾單元(16)包含二個蒸餾塔(40、42)。該第一蒸餾塔(40)較佳具有5至30個理論階段，但該第二蒸餾塔(42)較佳具有5至100個理論階段。當在該第一蒸餾塔(40)的蒸餾較佳在0.1至0.2MPa(諸如0.15MPa)之壓力及90至100℃(諸如95℃)之溫度下進行的同時，在該第二蒸餾塔(42)的蒸餾較佳在0.2至0.3MPa(諸如0.25MPa)之壓力及90至140℃之溫度下進行。在該第一蒸餾塔(40)中進行該蒸餾期間，在該第一蒸餾塔之頂上，含低分子量烴(亦即C 1-C 4烴，諸如甲烷、乙烷、丙烷、及丁烷)、氫和硫化氫之廢氣流被獲得且經由出口管線(28)抽出，但在該第一蒸餾塔(40)之底部，獲得具有該其餘化合物流之液體。該液流係經由液體管線(43)被饋至該第二蒸餾塔(42)中且在該第二蒸餾塔(42)中蒸餾以獲得作為該第二蒸餾塔(42)之支流而經由出口管線(26)被抽出的該純化苯流，在該第二蒸餾塔(42)之頂上而經由該再循環管線(38)被再循環至該溶劑系萃取單元(12)的該另外之含苯流，以及在該第二蒸餾塔(42)之底部而經由出口管線(44)抽出之C 7+流。當使用來自流體催化裂解石油腦或焦炭爐輕油之C 6-C 8餾分作為粗製烴流時，此具體例特別適合。 圖5所示之具體例異於圖4所示者之處在於蒸餾單元(16)包含分隔壁型塔及更明確地中間分隔壁型塔作為第二蒸餾塔(42)。較佳地，該中間分隔壁型塔(42)之壁，從該第二蒸餾塔之底部至頂上所見的，從位於該第二蒸餾塔之底部至頂上的10至30%距離的點延伸至位於該第二蒸餾塔之底部至頂上的70至90%距離的點。該第一蒸餾塔(40)較佳具有5至30個理論階段，但該第二蒸餾塔(42)較佳具有5至100個理論階段。當在該第一蒸餾塔(40)中的蒸餾較佳在0.1至0.2MPa(諸如0.15MPa)之壓力及90至100℃(諸如95℃)之溫度下進行的同時，在該第二蒸餾塔(42)中的蒸餾較佳在0.2至0.3MPa(諸如0.25MPa)之壓力及90至160℃之溫度下進行。在該第一蒸餾塔(40)中進行該蒸餾期間，在該第一蒸餾塔之頂上，含低分子量烴(亦即C 1-C 4烴，諸如甲烷、乙烷、丙烷、及丁烷)、氫和硫化氫之廢氣流被獲得且經由出口管線(28)被抽出，但在該第一蒸餾塔(40)之底部，獲得具有該其餘化合物之液體。該液流係經由液體管線(43)被饋至該第二蒸餾塔(42)中且在該第二蒸餾塔(42)中蒸餾以獲得作為該第二蒸餾塔(42)之第一支流而經由出口管線(26)被抽出的該純化苯流，作為該第二蒸餾塔(42)之第二支流而經由出口管線(46)抽出之富甲苯餾分，在該第二蒸餾塔(42)之頂上而經由該再循環管線(38)被再循環至該溶劑系萃取單元(12)的該另外之含苯流，以及在該第二蒸餾塔(42)之底部而經由出口管線(48)抽出之富含混合型二甲苯之流。當使用來自流體催化裂解石油腦或焦炭爐輕油之C 6-C 8餾分作為粗製烴流時，此具體例特別適合。 隨後，本發明引用說明性但非限制性實例來描述。
實例 利用ASPEN HYSYS軟體，已經模擬一種方法，其係在圖3所示之設備中，使用流體催化裂解石油腦之C 6餾分作為粗製烴流來進行。認定0.4wt%之環損失，其高於0.1wt%之設計值。再者，在該溶劑系萃取步驟期間已經認定高於99%之苯回收且已經設定高於99.9wt%之苯純度為目標。 該脫硫芳香族流之組成、該另外之含苯流的組成以及在該頂部分隔壁型蒸餾塔(17)中之蒸餾期間的溫度條件、壓力條件及其他參數在下表中顯示。 比較用實例 在圖1所示之設備中所進行的代表性方法已經使用流體催化裂解石油腦之C 6餾分作為粗製烴流來模擬。 該脫硫芳香族流之組成以及在該蒸餾塔(16’)中之蒸餾期間的溫度條件、壓力條件及其他參數在下表中顯示。
Figure 02_image001
要注意：在實例中，該進料是較高的，因為彼包括該再循環之另外的含苯流。
Figure 02_image003
Figure 02_image005
10:設備 12:溶劑系萃取單元 14:加氫脫硫單元 16:蒸餾單元 16’:蒸餾塔 17:(頂部)分隔壁型蒸餾塔 18:用於粗製烴流之入口管線 20:用於苯增加之芳香族流的管線 22:用於苯耗盡之非芳香族流的出口管線 23:用於氫之入口管線 24:用於脫硫芳香族流之管線 26:用於純化苯流之出口管線 28:用於廢氣之出口管線 30:該溶劑系萃取單元之第一蒸餾塔 32:該溶劑系萃取單元之第二蒸餾塔 34:溶劑(再循環)管線34 36:用於溶劑和苯增加之芳香族流的混合物的管線 38:用於該另外之含苯流的再循環管線 40:該蒸餾單元之第一蒸餾塔 42:該蒸餾單元之第二蒸餾塔 43:液體管線 44:用於C 7+流之出口管線 46:用於富甲苯餾分之出口管線 48:用於混合型二甲苯的出口管線
根據本發明之特定具體例隨後引用附圖且藉由實例被描述。 [圖1a] 是根據先前技術之從含苯之粗製烴流製備純化苯組合物的設備概圖。 [圖1b] 是作為圖1a中顯示之設備的部份的該溶劑系萃取單元的更詳細概圖。 [圖2]  是根據本發明之第一具體例之從含有苯的粗製烴流製備純化苯組合物的設備概圖。 [圖3]  是根據本發明之第二具體例之從含有苯的粗製烴流製備純化苯組合物的設備概圖。 [圖4]  是根據本發明之第三具體例之從含有苯的粗製烴流製備純化苯組合物的設備概圖。 [圖5]  是根據本發明之第四具體例之從含有苯的粗製烴流製備純化苯組合物的設備概圖。
10:設備
12:溶劑系萃取單元
14:加氫脫硫單元
16:蒸餾單元
16’:蒸餾塔
18:用於粗製烴流之入口管線
20:用於苯增加之芳香族流的管線
22:用於苯耗盡之非芳香族流的出口管線
23:用於氫之入口管線
24:用於脫硫芳香族流之管線
26:用於純化苯流之出口管線
28:用於廢氣之出口管線
38:用於該另外之含苯流的再循環管線

Claims (15)

  1. 一種從含有至少10體積%之苯的粗製烴流製備純化苯組合物的方法，其包含以下步驟： a)  使該粗製烴流及在步驟d)中再循環之另外的含苯流進行溶劑系萃取，以產生苯增加之芳香族流及苯耗盡之非芳香族流， b)  使在步驟a)中所得的該苯增加之芳香族流進行加氫脫硫，以獲得脫硫芳香族流， c)  使在步驟b)中所得的該脫硫芳香族流進行蒸餾，以產生純化苯流及具有在低於100重量%與共沸苯濃度之間的苯濃度之另外的含苯流，及 d)  將在步驟c)中所得的該另外的含苯流至少部分再循環至步驟a)。
  2. 如請求項1之方法，其中該粗製烴流含有以100重量%計，至少20體積%，較佳至少30體積%且更佳至少50體積%之苯。
  3. 如請求項1或2之方法，其中該粗製烴流含有以100重量%計，i)20至60體積%且較佳30至50體積%之烷烴、ii)10至50體積%且較佳20至30體積%之烯烴以及iii)5至40體積%且較佳10至25體積%之環烷烴。
  4. 如前述請求項中任一項之方法，其中該粗製烴流是從流體催化裂解石腦油之C 6餾份或C 6-C 8餾份或從焦炭爐輕油之C 6餾份或C 6-C 8餾份。
  5. 如前述請求項中任一項之方法，其中在步驟a)中該粗製烴流與在步驟d)中再循環之該另外的含苯流混合以獲得進料流，使其進行該溶劑系萃取。
  6. 如請求項1至4中任一項之方法，其中該粗製烴流和在步驟d)中再循環之該另外的含苯流彼此分開地被饋至該溶劑系萃取。
  7. 如前述請求項中任一項之方法，其中使該粗製烴流與在步驟d)中再循環之該另外的含苯流在步驟a)中進行萃取蒸餾。
  8. 如前述請求項中任一項之方法，其中在步驟a)中所用之溶劑係選自由下列者組成之群組：環丁碸、3-甲基環丁碸、2,4-二甲基環丁碸、3-乙基環丁碸、N-甲基吡咯啶酮、2-吡咯啶酮、N-乙基吡咯啶酮、N-丙基吡咯啶酮、N-甲醯基嗎福林、二甲基碸、二乙基碸、甲基乙基碸、二丙基碸、二丁基碸、四乙二醇、三乙二醇、二甲二醇、乙二醇、碳酸乙二酯、碳酸丙二酯及其二或多者之隨意的組合。
  9. 如前述請求項中任一項之方法，其中使該脫硫芳香族流在步驟c)中進行一或多個蒸餾步驟，其中至少一個蒸餾步驟係利用頂部分隔壁型塔(top divided wall column)(17)進行，其中較佳地，在步驟c)中，進行蒸餾步驟且該頂部分隔壁型塔(17)之壁從該頂部分隔壁型塔(17)之頂部上端垂直向下延伸過該頂部分隔壁型塔(17)之高度的20至70%且較佳地20至50%。
  10. 如前述請求項中任一項之方法，其中使該脫硫芳香族流在步驟c)中進行二個蒸餾步驟，其中使該脫硫芳香族流在第一蒸餾塔(40)中進行第一蒸餾步驟，以在該第一蒸餾塔(40)之頂上(overhead)獲得含有C 1-C 7烴、氫和硫化氫之廢氣流且在該第一蒸餾塔(40)之底部獲得具有殘留化合物之液流，其中使該液流在第二蒸餾塔(42)中進行第二蒸餾步驟，以獲得作為該第二蒸餾塔(42)之支流的該純化苯流，在該第二蒸餾塔(42)之頂上獲得該另外之含苯流且在該第二蒸餾塔(42)之底部獲得C 7+流。
  11. 如請求項1至9中任一項之方法，其中使該脫硫芳香族流在步驟c)中進行二個蒸餾步驟，其中使該脫硫芳香族流在第一蒸餾塔(40)中進行第一蒸餾步驟，以在該第一蒸餾塔(40)之頂上(overhead)獲得含有C 1-C 7烴、氫和硫化氫之廢氣流且在該第一蒸餾塔(40)之底部獲得具有殘留化合物之液流，其中使該液流在第二中間分隔壁型塔(42)中進行第二蒸餾步驟，以獲得作為第一支流之該純化苯流，作為第二支流之富甲苯流，在該第二蒸餾塔(42)之頂上獲得該另外之含苯流且在該第二蒸餾塔(42)之底部獲得二甲苯增加之流。
  12. 一種純化含有至少10體積%之苯的粗製烴流的設備(10)，其包含： i)  溶劑系萃取單元(12)，其具有至少一入口管線(18)及用於苯增加之芳香族流的出口管線(20)， ii) 加氫脫硫單元(14)，其具有與該溶劑系萃取單元(12)的出口管線(20)連接之入口管線(20)，且具有用於脫硫芳香族流之出口管線(24)， iii) 蒸餾單元(16)，其具有與該加氫脫硫單元(14)的出口管線(24)連接之入口管線(24)，用於純化苯流之出口管線(26)以及用於另外之含苯流之出口管線，及 iv) 再循環管線(38)，其連接用於該蒸餾單元(16)之另外含苯流的出口管線與該溶劑系萃取單元(12)之至少一入口管線(18)之一。
  13. 如請求項12之設備(10)，其中該蒸餾單元(16)包含具有5至100，較佳10至80，更佳15至60，還更佳20至60且最佳30至60個理論階段的單一蒸餾塔(16’)。
  14. 如請求項13之設備(10)，其中該蒸餾塔(16’)是頂部分隔壁型塔(17)，其中較佳地，該頂部分隔壁型塔(17)之壁從該頂部分隔壁型塔(17)之上端向下延伸過該頂部分隔壁型塔(17)之高度的20至70%且較佳20至50%。
  15. 如請求項12之設備(10)，其中該蒸餾單元(16)包含二個蒸餾塔(40、42)，其中該二個蒸餾塔之一(42)具有5至100，較佳10至80，更佳15至60，還更佳20至60且最佳30至60個理論階段，其中較佳地，該二個蒸餾塔之第一者(40)具有與該加氫脫硫單元(14)之出口管線(24)連接之入口管線，具有5至30且較佳15至20個理論階段且在其底部具有用於液流的出口管線，其中該二個蒸餾塔之第二者(42)具有與用於該第一蒸餾塔(40)之液流的出口管線連接之入口管線，具有用於純化苯流之出口管線(26)且具有用於另外之含苯流的出口管線(38)。
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