TWI503155B - 利用吸附分離及分餾以回收利用生成物之方法及裝置 - Google Patents

Description

利用吸附分離及分餾以回收利用生成物之方法及裝置

本申請案主張皆於2012年3月9日提出申請之美國臨時申請案第61/609,250號及第61/609,254號以及皆於2013年2月25日提出申請之美國申請案第13/775,450及第13/775,460號之權利。

本發明係關於一種用於利用一組分與一進料流之吸附分離及分餾以回收利用生成物之過程。更特定而言，本發明係關於一種用於利用一或多個泵來將一流自一吸附分離單元泵送至一分餾塔以分離一優先吸附組分之裝置及過程。

對二甲苯及間二甲苯係化學及纖維工業中之重要原材料。自對二甲苯得到之對苯二甲酸用於生產聚脂纖維及現今廣泛利用之其他物件。間二甲苯係一種用於製造包括殺蟲劑及間苯二甲酸之許多適用生成物之原材料。鄰二甲苯用於生產供給大容量但相對較成熟之市場之鄰苯二甲酸酐。乙苯通常存在於二甲苯混合物中且偶爾回收利用於苯乙烯生產，但通常視為C8芳烴之一不太合意之組分。吸附分離、結晶化及分餾中之一者或一組合已用於獲得此等二甲苯異構體，其中吸收分離佔領主要對二甲苯異構體之新建工廠之市場份額的絕大部分。

在該等芳烴之中，二甲苯之總體重要性比得上作為工業化學品之一給料之苯之總體重要性。二甲苯及苯係藉由重整石腦油自石油來 生產，但容量不足以滿足需求，因此對其他烴之轉化對增加二甲苯及苯之產量係必要的。通常，甲苯經去烴化以生產苯或經選擇性歧化以生產苯及自其回收利用個別二甲苯異構體之C8芳烴。

一芳烴聯合裝置流程圖已由Meyers揭示於石油提煉過程手冊(由McGraw-Hill於1997年出版之第二版本)中，且以引用方式併入本文中。

<芳烴聯合裝置通常包括用於實施一或多個吸附分離以分離該等二甲苯異構體中之一或多者與包括該所期望異構體及一或多個其他異構體之一進料流之一或多個吸附分離容器。用於吸附分離之過程廣泛闡述於該文獻中。舉例而言，涉及對二甲苯回收利用之一大體說明呈現於化學工程進展(Chemical Engineering Progress) 之1970年9月版本(第9期，第66卷)之第70頁處。存在闡述適用吸附劑及脫吸劑、包括用於分配液流之旋轉閥之一模擬移動床系統之機械部分、吸附劑室及控制系統之內部構件之可用參考之漫長歷史。利用一模擬移動床以藉由與一固體吸附劑接觸來連續分離一流體混合物之組分之原理如US 2,985,589中所述。US 3,997,620將模擬移動床之原理應用於自含有C₈ 芳烴之一進料流回收利用對二甲苯，且US 4,326,092教示自一C8芳烴流回收利用間二甲苯回收利用。

處理C8芳烴之吸附分離單元通常利用該吸附劑及該進料流之一模擬逆流移動。此模擬係利用其中使該吸附劑保持就位於一或多個圓柱形吸附劑室中之既定商業技術來執行且該過程中所涉及之流進入及離開該等室之位置沿著該等床之長度緩慢移位。一典型吸附分離單元圖解說明於圖6中且包括此程序中所採用之至少四個流(進料、脫吸劑、萃取物及萃餘物)且該等進料及脫吸劑流進入該室以及該等萃取物及萃餘物流離開該室之位置同時以設定間隔沿同一方向移位。輸送點位置之每一移位將液體輸送至該室內之一不同床或自該室內之一不 同床移除液體。一般而言，為模擬該吸附劑在該室內相對於該流體流之逆流移動，該等流在該室內沿大致液流方向(亦即，下游方向)移位以模擬該固體吸附劑沿相反(亦即，上游)方向移動。

此項技術認識到殘留化合物於輸送管線中之存在可對一模擬移動床過程產生有害影響。US 3,201,491、US 5,750,820、US 5,884,777、US 6,004,518及US 6,149,874教示對用於將進料流輸送至吸附劑室之管線之沖洗作為用以提高所回收利用萃取物或吸附物組分之純度之一手段。除上文所述之四個主要管線之外，額外沖洗流亦可存在於一吸附分離過程或單元中。

生產二甲苯之芳烴聯合裝置係能量消費大戶，特別是在用以製備給料並使生成物與轉化過程分離之蒸餾/分餾操作中。二甲苯與重芳烴之分離特定而言提供實質能量節約潛能。

最近，已藉由對傳統芳烴流程圖之修改達成芳烴聯合裝置之能量效率。此等過程中之能量節約不僅減少處理成本而且可解決關於碳排放之當前關注。各自以全文引用的方式併入本文中之美國專利申請案第12/868,286號、第12/868,309號、第12/868,179號及第12/868,123號提供用於包括經由吸附分離之二甲苯異構體分離之重烴蒸餾中之能量節約之裝置及過程。

上文所識別之申請案中所述之系統至少部分地自分餾塔之間的熱整合得到能量效率。為此目的，芳烴聯合裝置內之一或多個蒸餾塔在相對於先前聯合裝置設計且相對於彼此不同之壓力下操作包括在某些方法中萃取物及/或萃餘物蒸餾塔。應注意，蒸餾與分餾在本文中可互換利用。亦可在包括一萃取物塔進料管線之聯合裝置中之各個位置處存在更多熱交換器。更特定而言，藉由在不同壓力下操作蒸餾塔，則可使用來自一塔之熱量來提供熱量以再煮沸一或多個其他塔。在某些方法中，可利用直接熱交換。舉例而言，承壓萃取物蒸餾塔可 提供熱量以再煮沸苯分餾塔及成品塔中之一或多者。一承壓萃餘物蒸餾塔可提供熱量以再煮沸一重整生成物分離塔、一甲苯蒸餾塔及一脫庚烷塔中之一或多者。在相同或其他方法中，直接熱交換亦可經由產生中壓蒸汽來提供。舉例而言，高壓二甲苯塔133可提供熱量以再煮沸低壓二甲苯塔130及萃取物塔152，而此又會再煮沸苯塔123及成品塔155。

就此而言，已發現，儘管在升高之壓力下操作萃取物蒸餾塔及/或萃餘物蒸餾塔，連同在萃取物及/或萃餘物塔進料管線中包括額外熱交換器可提供能量節約，但升高之壓力通常對於吸附分離單元與分餾塔之間的壓力差太高以至於不能提供用於使流體自吸附分離單元移動穿過一管線或管道並進入其中吸附分離單元在傳統條件及壓力下操作之分餾塔之驅動機構。吸附區段之操作壓力傳統上經設定以確保室中之過程流體保持處於液相下並且使得諸如萃取物及萃餘物之輸出流可被迫進入至下游蒸餾塔中而無需泵。此等流必須始終加以精心控制以達成吸附分離單元之正確操作。由於吸附分離單元與萃取物及萃餘物蒸餾塔之間的壓力差提供用於使萃取物流及萃餘物移動至其之驅動機制，因而此等塔中之增加之壓力可影響萃取物流及萃餘物流之正確流動。就此而言，吸附分離單元中之壓力必須足夠高於傳統操作壓力以提供用於驅動該液流之一壓力差，從而慮及該流體流在退出吸附分離單元與流動穿過連接吸附分離單元與分餾塔之管線或管道以及沿著該管線所遇到之任一其他設備之間經歷之壓力損失。

為了在新方案中保持吸附區段之傳統設計，必須增加吸附分離室之操作壓力。雖然可修改如圖6中所示之萃取物及萃餘物塔底部處之當前泵以便產生此增加之壓力，但此已發現由於至少下述原因而不合需要。首先，此增加包括吸附分離單元及室之整個芳烴聯合裝置中之壓力。由於吸附分離單元經精心校準以提供對首選二甲苯異構體之 最大分離，因而操作壓力之此改變可對吸附分離室之操作產生負面影響。其次，增加吸附分離室及整個系統中之壓力伴隨可抵銷藉由上文所述之新方案所得到之能量效益之其自身能量損耗。再其次，製造能夠耐受增加之壓力之設備以及加固設備所需之基礎工程增加存在於製造中之材料及難度，且此增加芳烴聯合裝置之資本成本。

最後，某些模擬吸附分離單元包括(舉例而言)如(舉例而言)以引用方式併入本文中之US 3,040,777及US 3,422,848中所述之用於將流體引導至吸附分離室之不同出入口中之一旋轉閥。此等旋轉閥包括一旋轉閥密封片。已發現，該密封片之壽命在吸附分離室內之較高操作壓力下減少。

5‧‧‧進料流

10‧‧‧脫吸劑流

10'‧‧‧流

15‧‧‧萃取物流

15'‧‧‧管線

20‧‧‧萃餘物流

20'‧‧‧管線

25‧‧‧出入口

30‧‧‧室

35‧‧‧室

40‧‧‧泵

45‧‧‧泵

60‧‧‧萃餘物塔底部沈積物泵

65‧‧‧萃取物塔底部沈積物泵

70‧‧‧萃餘物生成物

75‧‧‧萃取物生成物

100‧‧‧脫吸劑流

110‧‧‧管線或管道

112‧‧‧熱交換器

113‧‧‧熱交換器

114‧‧‧重整油分離塔

116‧‧‧管道

117‧‧‧黏土處理器

118‧‧‧管道

120‧‧‧萃取物蒸餾過程單元

121‧‧‧管道

122‧‧‧管道

123‧‧‧分餾塔/苯塔

124‧‧‧管道

125‧‧‧管道

126‧‧‧甲苯塔

127‧‧‧管道

128‧‧‧管道

130‧‧‧低壓第一二甲苯塔

131‧‧‧管道

132‧‧‧管道

133‧‧‧高壓第二二甲苯塔

134‧‧‧管道

135‧‧‧再沸器

136‧‧‧管道

137‧‧‧再沸器

138‧‧‧管道

139‧‧‧管道

140‧‧‧轉烴化單元/轉烴化反應器

141‧‧‧管道

142‧‧‧汽提塔

143‧‧‧管道

144‧‧‧管道

145‧‧‧管道

150‧‧‧吸附分離單元/模擬逆流吸附分離單元/二甲苯異構體分離過程

151‧‧‧管道

152‧‧‧萃取物塔

153‧‧‧管道

154‧‧‧管道

155‧‧‧成品塔

156‧‧‧管道

157‧‧‧管道

158‧‧‧管道

159‧‧‧萃餘物塔

160‧‧‧管道

161‧‧‧管道

162‧‧‧異構化反應器

163‧‧‧管道

164‧‧‧脫庚烷塔

165‧‧‧管道

166‧‧‧異構油汽提塔

167‧‧‧管道

168‧‧‧管道

170‧‧‧重芳烴塔

171‧‧‧管道

172‧‧‧管道

212‧‧‧管道

213‧‧‧管道

230‧‧‧管道

235‧‧‧再沸器

236‧‧‧管道

256‧‧‧管道

257‧‧‧再沸器

258‧‧‧管道

259‧‧‧管道

260‧‧‧管道

265‧‧‧管道

270‧‧‧管道

271‧‧‧管道

300‧‧‧旋轉閥

305‧‧‧閥頭

470‧‧‧交叉管線/輸送管線

472‧‧‧密封片

474‧‧‧底板

476‧‧‧出入口

478‧‧‧軌道

480‧‧‧轉子

505‧‧‧管線

510‧‧‧分餾塔

515‧‧‧分餾塔入口

550‧‧‧泵

555‧‧‧熱交換器或再沸器

605‧‧‧第一泵/第一主泵

610‧‧‧第二泵/第二備用泵

615‧‧‧第三泵/次泵

620‧‧‧電源/第一電源

625‧‧‧電源/第二電源

630‧‧‧緩衝容器

635‧‧‧管線

640‧‧‧控制系統

圖1係具有能量節約之一芳烴聯合裝置及過程之一簡化圖；圖2展示能量節約於自重芳烴之C8芳烴蒸餾中之應用；圖3圖解說明其中直接熱交換可達成能量節約之一芳烴聯合裝置內之特定單元之實例；圖4圖解說明其中應用本文中所述之能量節約概念中之某些概念作為對其他能量節約之補充或替代之一芳烴聯合裝置；圖5圖解說明自一芳烴聯合裝置內之特定單元產生蒸汽；圖6係包括一吸附分離單元以及萃餘物及萃取物分餾塔之一傳統芳烴聯合裝置之一簡化圖；圖7係一旋轉閥之一分解圖，其中閥頭已移除；圖8係包括吸附分離單元與一分餾塔之間的至少一個泵之一芳烴聯合裝置之一簡化圖；及圖9係圖解說明多個泵系統之圖8之芳烴聯合裝置之簡化圖。

熟習此項技術者應瞭解，圖式中之元件係為了簡單及清晰而圖解說明且未必按照比例繪製。舉例而言，該等圖式中之元件中之某些 元件之尺寸及/或相對定位可相對於其他元件放大以有助於促進對本發明之各種實施例之理解。此外，在一商業可行實施例中適用或必要之常見但被充分理解元件通常未繪示以促進對本發明之此等各種實施例之一不太受阻擋觀察。應進一步瞭解，某些動作及/或步驟可按一特定發生次序闡述，但熟習此項技術者應理解，關於順序之此特徵實際上並不需要。亦應理解，本文中所使用之術語及措詞除本文中已以其他方式陳述不同特定含義之情形以外具有如熟習上述技術領域者賦予此等術語及措詞之尋常技術含義。

至本過程及裝置之進料流通常包含通式C6H(6-n)Rn之烷基芳烴，其中n係從0到5之一整數且每一R可係呈任一組合形式之CH3、C2H5、C3H7、或C4H9。至本發明之過程之富含芳烴的進料流可自各種源得到，包括但不限於對石腦油、蒸餾液或其他烴之觸媒重整、蒸汽熱解以產生輕烯烴及富含較重芳烴的副生成物(包括通常稱作「混合芳烴」之汽油範圍材料)及對蒸餾液或重油之觸媒裂化或熱裂化以產生處於汽油範圍內之生成物。通常將在填充至該聯合裝置之前根據業內習知之過程對來自熱解操作或其他裂化操作之生成物作氫化處理以移除將影響生成物品質及/或損害用於處理此等給料之觸媒之硫磺、烯烴及其他化合物。亦可有利地根據已知技術對來自觸媒裂化之輕循環油作氫化處理及/或氫化裂解以產生處於汽油範圍內之生成物；氫化處理較佳亦包括觸媒重整以產生富含芳烴的進料流。若進料流係觸媒重整生成物，則重整裝置較佳在高強度下操作以達成具有該生成物中之一低非芳烴濃度之高芳烴收率。

根據本發明之過程及裝置包括用於分離一烴流之組分之一吸附分離單元150。吸附分離應用於對各種烴及其他化學產品之回收利用。已揭示之利用此方法之化學分離包括將芳烴混合物分離成來自非 線性脂肪族及烯烴之線性、來自包含芳烴及石蠟兩者之一進料混合物之石蠟或芳烴、用於藥物及精細化學品之手性化合物、諸如乙醇及乙醚之充氧劑及諸如糖之碳水化合物之特定芳烴異構體。芳烴分離包括經二烴基取代單環芳烴及二甲基萘之混合物。

形成先前參考文獻及本發明之下述說明(但本發明並不受限於此)之焦點之一主要商業應用係因對此等生成物之通常高純度要求而自C₈ 芳烴混合物回收利用二甲苯及/或間二甲苯。此類C₈ 芳烴通常係藉由石腦油觸媒重整後跟萃取及分餾或者藉由在芳烴聯合裝置中對富含芳烴作轉烴化或異構化而在此類聯合裝置內導出；該類C₈ 芳烴通常包含二甲苯異構體與乙苯之一混合物。利用模擬移動床吸附來處理C₈ 芳烴通常涉及回收利用高純度對二甲苯或高純度間二甲苯；高純度通常定義為所期望生成物之至少99.5重量%且較佳至少99.7重量%。應理解，雖然下述詳細說明著重於自一混合之二甲苯與乙苯流回收利用高純度對二甲苯，但本發明並不受限於此，且亦適用於將其他組分與包含兩個或兩個以上組分之一流分離。如本文中所使用，術語優先吸附組分係指一進料流之比該進料流之一或多個非優先吸附組分更優先吸附之一組分或若干組分。

圖1係根據本發明之各種實施之一實例性具能量效率芳烴聯合裝置。該進料流經由經由使該進料流之溫度升高之熱交換器112及113之管線或管道110傳遞至重整油分離塔114。熱交換如本章節中稍後所述分別自淨對二甲苯生成物及來自吸附分離過程之所回收利用脫吸劑經由管道212及213供應。

在一項實例中，C8及較重芳烴作為管道116中之一底部沈積物流排出而經由管道118之甲苯及較重烴回收塔頂餾出物傳送至將管道121中之一主要脂肪族萃餘物與管道122中之一苯-甲苯芳烴流分離開之萃取物蒸餾過程單元120。管道122中之芳烴流在分餾塔123中連同管道 145中之經汽提轉烴化生成物以及來自管道157中之對二甲苯成品塔之塔頂餾出物分離成管道124中之一苯流及傳送至一甲苯塔126之管道125中之一甲苯及較重芳烴流。甲苯係自管道127中之此塔之回收塔頂餾出物且可如下文所示及所述部分或全部傳送至一轉烴化單元140。

來自甲苯塔126之一底部沈積物流連同在經由黏土處理器117處理之後來自管道116中之重整油分離塔之底部沈積物以及管道138中之一重芳烴吹掃流經由管道128傳遞至一低壓第一二甲苯塔130。至此塔之進料流表徵為一較高沸點進料流，因為其通常含有超過5重量%的C9+芳烴及通常超過10重量%的C9+芳烴。具有較高C9及重芳烴含量之其他C8芳烴流(包括自該聯合裝置外部之源獲得之流)亦可添加至此較高沸點進料流；亦可依據總體能量平衡包括流165中之脫庚烷塔底部沈積物之一部分。該低壓二甲苯塔將作為管道131中之塔頂餾出物之濃縮第一C8芳烴流與作為管道132中之一底部沈積物流之包含C9、C10及較重芳烴之一高沸點第一C9及較重流分離。

同時，一異構化C8芳烴流經由管道165傳遞至一高壓第二二甲苯塔133。此表徵為含有較至塔130之進料為低之易受分解之重材料濃度之一較低沸點進料流，且因此可增加第二塔壓力以實現能量節約。具有類似低C9與重芳烴含量之其他含C8芳烴流(包括自該聯合裝置外部之源獲得之流)亦可含於至此塔之進料流中。第二二甲苯塔將作為管道134中之塔頂餾出物之一第二C8芳烴流與管道132中之一第二C9及較重流分離。來自管道134中之高壓二甲苯塔之塔頂汽相之至少一部分較佳用於在再沸器135中再煮沸低壓二甲苯塔130，從而留下作為管道136中之對二甲苯分離過程150之一冷凝液以及至塔133之回流(未展示)。另外，管道134中之塔頂餾出物可用於為萃取物塔152之再沸器提供能量或稍後闡述或對熟習此項技術者顯而易見之其他此類服務。

傳遞至再沸器137之C9+底部沈積物流可經由用於分別再煮沸重 芳烴塔170及萃餘物塔159中之一者或兩者之管道270中之再沸器之前的流及來自管道259中之再沸器之經加熱流中之一者或兩者來提供能量；該底部沈積物流在熱交換之後將傳送至重芳烴塔170。其他類似熱交換服務將對熟習此項技術者顯而易見。管道138中之淨底部沈積物流通常通過塔130傳遞或者可在管道139中直接與通至重組分塔170之管道132中之流組合。該重組分塔提供含有C9及C10芳烴中至少一些之管道171中之一塔頂流，其中較高沸點化合物(主要為C11及較高烷基芳烴)作為一底部沈積物流經由管道172排出。此塔可如上文所述由管道270中之二甲苯塔底部沈積物再煮沸。來自塔130及170之塔頂汽相亦可產生如所指示分別經由管道230及271之流，其中冷凝液分別在流131或171中充當至每一塔之回流或充當淨塔頂餾出物。

來自管道171中之重組分塔之C9+芳烴與含於管道127中之含甲苯塔頂餾出物組合作為至轉烴化反應器140之進料以產生含有二甲苯之一轉烴化生成物。管道141中之轉烴化生成物在汽提塔142中經汽提以移除管道143中之氣體以及經由管道144傳回至萃取物蒸餾120以用於在異構油汽提塔166中穩定之後的輕芳烴回收利用之C7及較輕液體。來自該汽提塔之底部沈積物在管道145中傳送至苯塔123以回收苯生成物及未轉化甲苯。

由二甲苯塔130及133提供之含有對二甲苯、鄰二甲苯及乙苯之第一及第二C8芳烴流經由管道131及136傳遞至二甲苯異構體分離過程150。本文中之說明可適用於除對二甲苯之外的一或多個二甲苯異構體之回收利用；然而，該說明係為了便於理解而針對對二甲苯呈現。該分離過程在吸附分離單元150中進行，該吸附分離單元經由一移動床吸附過程操作以經由管道151為萃取物塔152提供對二甲苯與脫吸劑之一第一混合物，該吸附分離單元將經由管道153之對二甲苯與管道154中之傳回脫吸劑分離。在一種方法中，該吸附分離單元係如 下文所述之一模擬逆流吸附分離單元150。

藉由一種方法，萃取物塔152較佳在至少300 kPa且更佳500 kPa或更高之一升高壓力下操作，以使得來自該塔之塔頂餾出物處於足夠的壓力及溫度下以再煮沸經由管道256之成品塔155或經由管道265之脫庚烷塔164。經由管道256及265供應用於再煮沸義務之熱量導致此等流中之單獨或同時回流至塔152(未展示)或作為管道153中之一淨流傳送至成品塔155之萃取物冷凝。該對二甲苯在成品塔155中淨化，從而產生經由管道156之一對二甲苯生成物及經由管道157傳回至苯塔123之輕材料。

作為C8芳烴之一非平衡摻合物之萃餘物與來自分離過程150之脫吸劑之一第二混合物經由管道158傳送至將用以在管道160中異構化之一萃餘物與管道161中之傳回脫吸劑分離之萃餘物塔159。該萃餘物塔可在較高壓力下操作以產生經由管道260之流或在該聯合裝置之其他區域中交換熱量；來自此熱交換之冷凝液充當至該萃餘物塔之回流或充當管道160中之淨塔頂餾出物。在一種方法中，該萃餘物塔在至少300 kPA且更佳500 kPA或更高之一升高壓力下操作。管道154及161中之所回收利用脫吸劑以及淨成品塔底部沈積物可分別經由管道213及212來加熱管道110中之傳入進料流。

包含二甲苯異構體與乙苯之一不平衡摻合物之萃餘物經由管道160傳送至異構化反應器162。在異構化反應器162中，萃餘物經異構化以提供接近平衡C8芳烴異構體濃度之一生成物。該生成物經由管道163傳遞至移除C7及較輕烴且較佳利用管道265中來自萃取物塔152之塔頂餾出物來再煮沸之脫庚烷塔164。來自該脫庚烷塔之底部沈積物經由管道165傳遞至二甲苯塔133以將C9及較重材料與經異構化C8芳烴分離。來自脫庚烷塔164之塔頂液體傳送至將管道167中之輕材料塔頂餾出物與經由管道168傳送至萃取物蒸餾單元120以用於苯值及甲 苯值之回收利用及淨化之C6及C7材料分離之汽提塔166。脫庚烷塔164及汽提塔166之壓力經選擇而以類似於本說明書中之其他地方所述之二甲苯塔之一方式交換熱量或產生蒸汽。

圖2更詳細地展示本發明於平行二甲苯蒸餾塔130及133之間的熱交換。至低壓二甲苯塔130之進料包含經由管道128來自該甲苯塔之底部沈積物、管道116中來自該重整油分離塔之經黏土處理底部沈積物及管道138中之吹掃C8芳烴且可包含不適合於在高壓二甲苯塔中處理之其他含C8芳烴流以及能量平衡需要時經脫庚烷流165之一部分。重重整油與甲苯塔底部沈積物之組合進料可含有容易在高溫下降解之重芳烴，且在低於800 kPa之一壓力下操作使得溫度能夠保持在該塔及再沸器之底部中從而避免此類分解。該低壓二甲苯塔將作為管道131中之塔頂餾出物之濃縮C8芳烴與作為管道132中之一底部沈積物流之包含C9、C10及較重芳烴之一高沸點流分離。來自塔130之塔頂流可至少部分地經由圖1之管道230使用以產生蒸汽或再煮沸如先前所述之其他塔且因此冷凝以提供至該塔之回流以及至管道131中之二甲苯分離塔之淨塔頂餾出物。

同時，一經異構化C8芳烴流經由管道165傳遞至高壓二甲苯塔133；此流含有較至塔130之流為低之易受分解之重材料濃度；該塔壓力如先前所述相對於根據本發明之低壓二甲苯塔之溫度升高，以經由可用於交換處於適用位準下之熱量之伴隨更高溫度來實現能量節約。來自高壓二甲苯塔133之塔頂汽相之溫度因此足以為一芳烴聯合裝置中之其他服務提供適用能量。如所示，塔頂汽相之溫度足以在再沸器135中再煮沸低壓二甲苯塔130，從而提供至塔133之回流及管道136中之一淨流。管道138中之一小淨底部沈積物流較佳傳送至低壓塔130以用於剩餘C8芳烴之回收利用。

另一選擇為或另外，來自高壓二甲苯塔133之塔頂汽相之溫度足 以產生適用於加熱服務之蒸汽或再煮沸其他處理單元中之塔。此蒸汽係在超過300 kPa、較佳至少500 kPa且最佳1000 kPa或更高之一壓力下產生。該塔頂流可與進給一汽鼓之一水迴路間接熱交換。最通常，鍋爐進水在與該汽鼓解耦之熱交換器中加熱。伺服不同交換器之多個水迴路彼此平行配置且進給一單個汽鼓以提供其只需要一套儀器之一所期望壓力之一蒸汽生成物。此等蒸汽系統係習知的，且詳細資料可經由存在於以引用方式併入本文中之US 7,730,854中之此等教示添加。

通常涉及過程流體之間的接近溫度方法之根據本發明之能量回收由於利用具有增強型泡核沸騰表面而得到改良。此增強型沸騰表面可以如(舉例而言)皆以引用方式併入本文中之US 3,384,154、US 3,821,018、US 4,064,914、US 4,060,125、US 3,906,604、US 4,216,826、US 3,454,081、US 4,769,511及US 5,091,075中所述之各種方式來實現。此高通量管道系統特別適用於在第二高壓二甲苯塔之塔頂與第一低壓二甲苯塔之再沸器之間交換熱量。

通常，此等增強型泡核沸騰表面併入於一管殼式熱交換器之導管上。此等增強型導管係以此項技術中習知之各種不同方式製成。舉例而言，此等導管可包含沿著機械加工該導管製造之導管表面延伸之環形或螺旋形空腔。另一選擇為，可在該表面上提供若干翼片。另外，可刻劃該等導管以提供若干翼肋、若干凹槽、一多孔層及諸如此類。

通常，更有效增強型導管係具有位於該導管之沸騰側上之一多孔層之導管。該多孔層可以此項技術中習知之許多種不同方式提供。此等多孔表面之最有效部分具有經由受限空腔開口將汽相陷獲於該層之空腔中之稱作再入式空腔之部分。在如US 4,064,914中所述之一種此類方法中，該多孔沸騰層接合至一導熱壁之一側。該多孔表面層之 一本質特性係毛細管大小之互連孔隙，該等互連孔隙中之某些互連孔隙與外部表面連通。欲再煮沸之液體經由外部孔隙及下表面互連孔隙進入表面下空腔，且由形成該等空腔之壁之金屬加熱。該液體之至少一部分在該空腔內汽化且所得氣泡生長抵靠在空腔壁上。該液體之一部分最終經由該等外部孔隙自該空腔出現且隨後經由在該多孔層上方之液膜上升以脫離至該液膜上方之氣體空間中。額外液體自該等互連孔隙流動至該空腔中且該機制不斷地重複。含有一多孔沸騰層之一增強型導管可在由伊利諾斯州Des Plaines之UOP公司製造之商標名稱High Flux Tubing下購得。

圖3利用來自圖1之過程之數字標號來圖解說明其中來自一或多個較高溫塔之塔頂餾出物或一或多個較低溫塔之再沸器之直接熱交換可達成能量節約之一芳烴聯合裝置內之特定單元之實例。管道134中來自高壓二甲苯塔133之塔頂餾出物具有足以提供能量以經由再沸器235再煮沸萃取物塔152從而使管道236中之二甲苯塔頂餾出物冷凝以作為回流或淨塔頂餾出物傳回至133之一溫度。可對該萃取物塔加壓以使得管道256中之塔頂餾出物具有一足夠溫度以經由再沸器257再煮沸成品塔155，從而使管道258中之萃取物塔塔頂餾出物冷凝。如前所述，生成物對二甲苯回收於管道156中。

圖4概述與圖1相關之若干種(非窮盡性或排他性)直接熱交換可能性。高壓二甲苯塔133可提供熱量以再煮沸低壓二甲苯塔130、萃取物塔152及萃餘物塔159中之一或多者。低壓二甲苯塔130可提供熱量以再煮沸萃取物蒸餾塔120。一承壓萃取物塔152可提供熱量以再煮沸苯塔123及成品塔155中之一或多者。一承壓萃餘物塔159可提供熱量以再煮沸重整油分離塔114、甲苯塔126及脫庚烷塔164中之一或多者。

圖5概述經由產生中壓蒸汽之間接熱交換可能性之非窮盡性實例。來自低壓二甲苯塔130之塔頂流230(圖1)及來自承壓萃餘物塔159 之塔頂流260(圖1)可產生可用於再煮沸重整油分離塔114、萃取物蒸餾塔120及甲苯塔126中之一或多者而使輸出蒸汽至其他單元的可能性增加之處於0.6至2 MPa且較佳0.7至1.5 MPa下之集合管100中之中壓蒸汽。蒸汽之此產生及用途可視為對諸如圖4中所述之其他能量節約之一補充或替代。舉例而言，高壓二甲苯塔133可提供熱量以再煮沸低壓二甲苯塔130及萃取物塔152，而此又會再煮沸苯塔123及成品塔155。

如先前所提及，根據本發明之系統及裝置包括用於分離對二甲苯之至少一個吸附分離單元150。圖6圖解說明展示具有萃取物及萃餘物分餾塔之圖1之芳烴回收過程流程圖內之一簡化傳統吸附分離單元。

在一種方法中，吸附分離單元150模擬吸附劑及周圍液體之逆流移動，但其亦可實施成諸如US 4,402,832及US 4,478,721中所揭示之一順流連續過程。液體分量層析分離中之吸附劑及脫吸劑之功能及性質係習知的，且可參考併入本文中之US 4,642,397，以獲得對此等吸附基本原理之額外說明。逆流移動床或模擬移動床逆流流動系統對於此等分離具有比固定床系統大得多的分離效率，因為吸附及脫吸操作隨著一連續進料流及萃取物及萃餘物之連續產生而連續進行。對模擬移動床過程之一透徹解釋可參見第563頁上之Adsorptive Separation section of the Kirk-Othmer Encyclopedia of Chemical Technology。

單元150之吸附分離過程依序以含於容器中之吸附劑及一脫吸劑流10來接觸一進料流5以分離一萃取物流15與一萃餘物流20。在該模擬移動床逆流流動系統中，多個液體進料及生成物存取點或出入口25順著一吸附劑室30及35之漸進移位模擬含於該室中之吸附劑之向上移動。一模擬移動床吸附過程中之吸附劑含於一或多個容器或室中之多個床中；圖6中展示兩個串聯室30及35，但亦可利用一單個室或其他 數目個串聯室。每一容器30及35含有處理空間中之多個吸附劑床。該等容器中之每一者具有與該數目個吸附劑床有關之若干個出入口25，且進料流5、脫吸劑流10、萃取物流15及萃餘物流20之位置沿著出入口25移位以模擬一移動吸附劑床。包含脫吸劑、萃取物及萃餘物之循環液體分別經由泵40及45循環經過該等室。用以控制循環液體流動之系統闡述於US 5,595,665中，但此等系統之細節並非對本發明不可缺少。如(舉例而言)US 3,040,777及US 3,422,848中所表徵之一轉盤式閥300實現該等流沿著該吸附劑室移位以模擬逆流流動。儘管本文中闡述轉盤閥300，但本文中亦涵蓋用於使該等流沿著該吸附劑室移位之其他系統及裝置，包括如(舉例而言)US 6,149,874中所述利用多個閥來控制該等流至及自吸附室30及/或35之流動之系統。

參見圖7，繪示用於一吸附分離系統及過程之一例示性轉盤閥300之一簡化分解圖。一底板474包括若干個出入口476。該若干個出入口476等於該(該等)室上之輸送管線之總數。底板474亦包括若干個軌道478。該若干個軌道478等於用於該吸附分離單元(未展示於圖7中)之淨輸入、輸出及沖洗管線之數目。該等淨輸入、輸出及沖洗管線各自與一專用軌道478流體連通。交叉管線470將一既定軌道478放置成與一既定出入口476流體連通。在一項實例中，該等淨輸入包括一進料輸入及一脫吸劑輸入，該等淨輸出包括一萃取物輸出及一萃餘物輸出，且該等沖洗管線包括介於一個與四個之間的沖洗管線。當轉子480如所指示旋轉時，每一軌道478放置成藉由交叉管線470與下一連續出入口476流體連通。亦提供一密封片472以在該旋轉閥以分級方式旋轉從而使輸送管線470移動至不同出入口476時之操作期間將該等流密封於轉盤閥300內。該旋轉閥亦包括圖6中所圖解說明之包封該旋轉閥之一閥頭305。對閥頭305加壓以便使密封片472保持抵靠在底板474上。如先前所提及，已發現，在較高壓力下操作該吸附分離單元 需要閥頭305內之壓力亦在較高壓力下操作從而導緻密封片472之早期降解。

吸附條件通常包括從20℃到250℃之一溫度範圍，其中從60℃至200℃對於對二甲苯分離較佳。吸附條件亦包括可從大氣到2 MPa之足以保持液相之一壓力。脫吸條件通常包括與用於吸附條件相同之溫度及壓力範圍。不同條件可能對於其他萃取化合物較佳。

如圖式中所圖解說明及下文關於本文中所述之本發明之各種態樣進一步論述之模擬移動床吸附中所涉及之各種流可表徵如下。一「進料流」係一或多個萃取物組分或優先吸附組分及一或多個萃餘物組分或含有欲由該過程分離之非優先吸附組分之一混合物。該「萃取物流」包含由該吸附劑更選擇性或優先吸附之萃取物組分，通常所期望生成物。該「萃餘物流」包含不太選擇性吸附或非優先吸附之一或多個萃餘物組分。「脫吸劑」係指通常對進料流之組分呈惰性且容易(舉例而言)經由蒸餾與萃取物及萃餘物分離之能夠脫附一萃取物組分之一材料。

所圖解說明方案中之萃取物流15及萃餘物流20含有處於介於0%與100%之間的相對於來自該過程之各別生成物之濃度下之脫吸劑。該脫吸劑通常分別在如圖6中所圖解說明之萃餘物塔159及萃取物塔152中藉由習用分餾與萃餘物及萃取物組分分離且藉由萃餘物塔底部沈積物泵60及萃取物塔底部沈積物泵65循環至一流10'以傳回至該過程。圖6將該脫吸劑展示為來自各別塔之底部沈積物，然而，在某些應用中，該脫吸劑可在沿著分餾塔152及159之一不同位置處分離。來自該過程之萃餘物生成物70及萃取物生成物75在各別塔159及152中自該萃餘物流及該萃取物流回收利用；來自C₈ 芳烴分離之萃取物生成物75通常主要包含對二甲苯及間二甲苯中之一或多者，其中萃餘物生成物70主要係非吸附C₈ 芳烴。

來自該吸附分離單元之萃取物及萃餘物流動在該吸附分離過程之操作中很重要。特定而言，該吸附分離單元依靠達成該吸附分離室內之介於該室內之該等不同組分(包括至少該優先吸附組分、該一或多個非優先吸附組分及該脫吸劑)之間的一成分剖面。該成分剖面在吸附分離單元150之操作期間與移位進料及回收流一同沿著該(該等)室移位。萃取物及萃餘物流依據特定口處之成分剖面在不同出入口25處自該室排出以便達成高純度流。舉例而言，一萃取物流在該流體之成分包括優先吸附組分之一高量及非優先吸附組分之一低量時自沿著該室之一位置排出吸附分離室30及35。該系統傳統上已依靠被動方式(亦即，吸附分離單元150與下游分餾塔159及152之間的一壓力差)來達成萃取物及萃餘物流遠離吸附分離單元150之流動從而避免在利用冒失效或故障危險之主動方式來產生並控制流動之情況下達成生成物純度中之問題。此已視為對分離單元150之成功分離重要，此乃因該等萃取物及/或萃餘物流之一備份可改變吸附分離單元150內之流動樣式及因此成分剖面。此可對由該系統達成之輸送量及生成物純度產生潛在影響。由於許多吸附分離系統需要高純度，因而此可對商業產生不利影響。

藉由一種方法，提供一泵550以將該萃取物流及該萃餘物流中之一者自吸附分離單元150泵送至各別分餾塔。參見圖8之示意圖，圖解說明本發明之一項態樣之裝置及過程之一部分，以展示吸附分離單元150及一分餾塔510。為了便於解釋，將一般地關於在吸附分離單元150與一分餾塔510之間傳輸之一流體闡述該裝置及過程，然而，應理解，可對於流動穿過管線15'至萃取物分餾塔152之萃取物流及流動穿過管線20'至萃餘物分餾塔159之萃餘物流中之一者或兩者應用本發明。一管道或管線505提供於吸附分離單元150與分餾塔510之間以載送該流。在一種方法中，當吸附分離單元150包括一旋轉閥300時，管 線505耦合於旋轉閥300與分餾塔入口515之間以使得該萃取物流經由旋轉閥300之萃取物流管線與塔入口515之間的管線505傳輸。應理解，管線505可包括在吸附分離單元150與分餾塔510之間流體連通之一或多個管線。亦應理解，分餾塔510可包括串聯或並聯定位之一或多個分餾塔。另外，額外設備或裝置可沿著管線505定位但仍保持在本發明之範疇內。舉例而言，一或多個熱交換器或再沸器555可沿著管線505定位以如圖8中所圖解說明升高進入分餾塔510之流之溫度或傳輸熱量至該流或自該流傳輸熱量。

在一種方法中，如先前所提及，分餾塔510與傳統系統相比在一升高壓力下操作以便提供節能。在一種方法中，由於分餾塔510之升高內部壓力，分餾塔入口515處之壓力升高以使得來自吸附區段之流將不流動或將不以一足夠的流率流動至該分餾塔中。該吸附區段處之操作壓力將必須高於分餾塔入口515處之壓力與沿著管線505之壓力降之總和。沿著管線505之壓力降通常因流體流與壁、導管、管道系統、閥及沿著管線或管道505之其他設備(比如(舉例而言)沿著管線505定位之熱交換器或再沸器555)之間的摩擦而出現。應理解，該流將始終沿較高至較低壓力之方向流動。相對於塔入口515處之壓力之該吸附區段中之一較低壓力意謂管線505中之液體流動將朝相反方向。較低壓力將無法將該流之流動自吸附分離單元150驅動至分餾塔510中。此將包括分餾塔510由於該流在其穿過管線505時經歷一壓力降而在較沿著包括入口515之輸送管線505之一或多個位置為高之一壓力下操作。此亦可在分餾塔510在較包括室30及35之吸附分離單元150為高之一壓力下操作時出現。

參見更多細節，分餾塔510可具有介於大氣壓力與2 MPa之間的一操作壓力。在一項實例中，分餾塔510具有超過300 kPa之一操作壓力。在另一實例中，分餾塔510具有超過500 kPa之一操作壓力。在又 一實例中，分餾塔510具有介於550 kPa與2 MPa之間的一操作壓力。在又一實例中，分餾塔510具有介於550 kPa與600 kPa之間的一操作壓力。

吸附分離單元150內之吸附條件包括可從大氣到2 MPa之足以保持液相之一壓力。在另一實例中，該吸附分離單元具有介於800 kPa與1100 kPa之間的一操作壓力。在又一實例中，該吸附分離單元具有介於850 kPa與900 kPa之間的一操作壓力。在一種方法中，吸附分離室30及35與分餾塔510之間的壓力降介於600與800 kPa之間。在另一方法中，該壓力降介於700與750 kPa之間。因此，已發現，來自吸附分離單元150之壓力不足以提供該流至分餾塔510中之流動，此乃因管線505中之壓力降與入口壓力515之總和超過吸附分離單元150處之壓力。

在一種方法中，為了克服分餾塔510內之升高壓力以使得該流流動穿過吸附分離室150與分餾塔510之間的管線505，沿著萃取物流管線505提供一泵550。泵550沿著吸附分離室150與分餾塔510之間的管線505定位。泵550實質上將分餾塔510與吸附分離室150解耦以便克服使塔510在一較高壓力下操作之困難。泵550應提供足夠的壓頭以克服沿著管線505之該吸附分離室與分餾塔510之間的壓力差以便將該流泵送至分餾塔510中。換言之，泵550應供應足夠的能量至管線505中之流以使其壓力升高超過下游塔之壓力。此通常稱作泵壓頭。設備海拔將對亦包括於泵壓頭中之分餾塔510與吸附單元150之間的靜壓頭產生影響在一種方法中，泵550經安裝以自吸附劑室30及35吸取。就此而言，在一種方法中，當吸附分離單元150如圖6中所圖解說明包括一旋轉閥300時，泵550經組態以依據本發明實施方式自適當萃取物管線或萃餘物管線經由旋轉閥300吸取。

在一種方法中，可包括一個以上泵之泵550使該流壓力升高50 kPa至2.5 MPa以便將該流泵送至該分餾塔中。在另一方法中，泵550使該流壓力升高150至500 kPa。在另一方法中，泵550使該流壓力升高200至400 kPa。在又一方法中，泵550使該流壓力升高250至350 kPa。

如上所述，該流連續流動穿過管線505至分餾塔510很重要。就此而言，該泵應始終保持運轉，因而可能需要額外過程控制。在一種方法中，泵550包括一個以上泵以便限制該流之回流或在該等泵中之一者失效或不操作之情況下該流沿一下游方向之流動中之其他中斷。該流朝向吸附分離室150之回流或該流之流動中之一中斷另外可減低如先前所提及之生成物純度及或輸送量。藉由此方法，該等泵平行配置。另外，該一個以上泵可組態成如下文進一步闡述之各種操作配置以提供該流之大體不間斷流動，甚至在一泵之故障或失效期間。

根據一種方法，沿著管線505之一或多個泵係主泵且沿著管線505之一或多個其他泵係在正常操作期間處於待用模式下之備用泵。舉例而言，參見其中利用兩個泵之圖9，一第一泵605係一主泵且一第二泵610係一備用泵。第一主泵605通常將操作以在正常操作期間沿著管線505泵送該流體流並進入至分餾塔510中，而第二備用泵610可經組態以在第一泵不操作或以降低容量操作時操作。就此而言，第二泵610可經組態以在第一泵停止操作時自動開啟或在一操作員關閉第一泵605之前手動開啟。另一選擇為，第一泵及第二泵605及610可交替作為主泵及次泵，甚至當第一泵未失效時，舉例而言，以保護這兩個泵的壽命。

在另一方法中，兩個或兩個以上泵可各自提供總工作負荷之一百分比。重新參見圖9，第一泵及第二泵605及610兩者可充當主泵，其中每一泵以低於所期望操作容量的100%操作以處理該流之一部分。舉例而言，第一泵及第二泵可各自提供總操作容量的50%。一可 選第三泵615可充當上文關於該前一方法所述之一備用泵。第三泵615可在第一泵605或第二泵610停止操作時開始操作，且第三泵可提供先前已由該已不操作泵提供之該容量的該百分比。以此方式，該等主泵之泵送動作將不會在介於主泵605及610中之一者失效時與次泵615開始操作時之間的時間中完全停止。如將理解，根據此方法，可提供額外主泵及備用泵，其中每一泵提供總容量的一百分比。

根據各種方法，當泵550包括一個以上泵時，每一泵(舉例而言圖9中所圖解說明之605及610)可分別包括其自帶電源620及625。以此方式，若在操作期間出現電源620及625中之一者之一失效，以致泵605及610中之一者無法操作，則另一電源620或625可繼續供應電力至另一泵605或610以使得該流可繼續泵送至分餾塔510。

根據一項態樣，電源625中之一者可包括不同於第一電源620之電源類型之一替代電源類型。舉例而言，第二電源625可係一蒸汽渦輪驅動器。以此方式，若第一電源620因一電力故障或其他事件而失效，則第二蒸汽渦輪驅動器可繼續提供電力至第二泵610。一蒸汽驅動泵方法往往在其中一表面冷凝器系統針對其他過程設備而存在且可經確定大小以適應來自升壓泵驅動器之一間歇性遞增負荷之一操作地點處最經濟。其他類型之替代電源亦涵蓋且可包括(舉例而言)一燃氣渦輪驅動器、來自一蓄電池或類似本端能量儲存裝置之一不間斷電源或電網設施。

根據各種方法，包括其中包括一個以上泵之一或多個泵之泵550可包括具有變速驅動器之一變速泵。以此方式，泵550可經組態以處理退出吸附分離單元150之流之動態流動而無需控制閥。就此而言，可移除沿著管線505提供用於控制流動穿過管線505之流體量之傳統控制閥，且轉而可調整變速泵之速度以控制該流之流率。另一選擇為，可包括該控制閥以控制吸附分離單元150與分餾塔550之間的材料流 動。此可因減少設備及製造成本以及該控制閥上所需之維護而進一步提供經濟優點。

一緩衝容器630亦可提供且與管線505流體連通。緩衝容器630可供用於在泵550在一時間週期裏失效之情況下保持來自管線505之流體以使得該流無法流動至分餾塔510中。可提供主動或被動控制以將該流之至少一部分轉移至緩衝容器630中。舉例而言，一閥可在正常操作期間處於一關閉狀態，但在該泵失效之情況下開啟以允許該流經由一管線635流動至緩衝容器630中。另一選擇為，舉例而言，因流體聚積而引起之管線505內之一增加之壓力量可提供用於將流動穿過管線635之流轉移至該緩衝容器中之一驅動力。當泵操作恢復時，保持於該緩衝容器中之流體可泵送或者流回至管線505中且穿過管線505並進入至分餾塔510中。

根據各種方法，可提供一控制系統640以控制如上文所述包括一或多個泵之泵550。當如圖9中所圖解說明使用一個以上泵時，控制系統640控制泵605及610中之每一者之操作。在一項實例中，當第一泵係主泵且第二泵係備用泵時，控制系統640可偵測第一泵之一失效並起始第二泵之操作以繼續將該流泵送穿過管線505並進入至分餾塔510中。就此而言，該控制系統可包括一自動化自動啟動功能。可包括諸如電磁啟動隔離閥之適當儀器或硬體以在一主泵失效之情況下即刻將第二備用泵610帶至線上。

根據上文所述之各種方法，可提供一泵550以使一流自吸附分離單元150流動至分餾塔510，甚至在該分餾塔正在升高壓力下操作之情況下，舉例而言，以提供能量節約或出於其他原因。經由包括適當泵失效保護方案，包括(舉例而言)備用泵、緩衝容器、替代電源及/或控制系統，可減少自吸附分離單元150流動之流之繼續流動中斷之風險從而避免中斷吸附分離單元150之操作。

藉由一種方法，圖9中所圖解說明之分餾塔510係如圖1及圖6中所示之一萃取物分餾塔152且管線或管道505將萃取物流自吸附分離單元150載送至萃取物分餾塔152。藉由另一方法，圖9中所圖解說明之分餾塔510係如圖1及圖6中所示之一萃餘物分餾塔159且管線或管道505將萃餘物流自吸附分離單元150載送至萃取物分餾塔159。此外，本文中所述之發明可應用於諸如圖1至圖6中所圖解說明之一烴類轉化過程中之萃取物流及萃餘物流兩者。

根據一種方法，提供一種用於使一或多個優先吸附組分與包含該優先吸附組分及一或多個非優先吸附組分之一進料流分離之過程。該過程包括在一吸附分離過程中分離該優先吸附組分。

該過程可包括利用該吸附分離單元中之模擬逆流吸附分離來分離該優先吸附組分。在一種方法中，該過程包括將該萃取物流及該萃餘物流中之一者自該吸附分離單元輸送至一分餾塔以分離該流內之一或多個組分。

該過程亦包括在一升高壓力下操作該分餾塔。藉由一種方法，在一壓力下操作該分餾塔以使得該塔入口壓力與介於該吸附區段與該塔之間的輸送管線及設備中之壓力降之總和高於該吸附單元壓力。該過程包括將該流自該吸附分離單元沿著一輸送管線泵送至該分餾塔中以克服沿著該流及該分餾塔之一或多個位置處之一壓力差。該過程可包括如上文所述利用來自該分餾塔之一高壓流來加熱另一流、再沸器、塔或熱交換器。

在一種方法中，該過程包括將該萃取物流自該吸附分離單元輸送至一萃取物分餾塔以分離一萃取物生成物。在此方法中，該過程包括將該萃取物流泵送至該萃取物分餾塔中。在另一方法中，該過程包括將該萃餘物流自該吸附分離單元輸送至該萃餘物分餾塔以分離一萃餘物生成物。在此方法中，該過程包括將該萃餘物流泵送至該萃餘物 分餾塔中。

參見更多細節，在針對本模擬移動床過程選擇一吸附劑時，唯一的限制係所期望分離中之特定吸附劑/脫吸劑組合之有效性。一吸附劑之一重要特性係進給混合材料之萃取物組分之脫吸劑之交換速率或，換言之，該萃取物組分之相對脫吸速率。此特性與該過程中必須採用以自該吸附劑回收該萃取物組分之脫吸劑材料量直接相關。較快交換速率減少移除該萃取物組分所需之脫吸劑材料量，且因此，使得能夠減少該過程之操作成本。藉助較快交換速率，較少脫吸劑材料必須經由該過程泵送並與該萃取物流分離以便在該過程中再利用。

本發明之實施因此與對任一特定吸附劑或吸附劑/脫吸劑組合之利用無關或並不限於對任一特定吸附劑或吸附劑/脫吸劑組合之利用，因為不同篩/脫吸劑組合用於不同分離。該吸附劑既可係亦可不係沸石。可用於本發明之過程中之吸附劑之實例包括包括基於碳之分子篩之非沸石分子篩、矽沸石及分為X沸石及Y沸石之結晶鋁矽酸鹽分子篩。關於此等微孔分子篩中之諸多者之組成及合成之細節提供於併入本文中以用於此教示之US 4,793,984中。關於吸附劑之資訊亦可自US 4,385,994、US 4,605,492、US 4,310,440及US 4,440,871獲得。

在通常在實質恆定壓力及溫度下連續操作以確保液相之吸附分離過程中，該吸附劑材料必須經選擇以滿足若干準則。首先，該吸附劑材料應位移以合理質量流率來自該吸附劑之一萃取物組分而其本身不被如此強烈吸附以致不適當地阻止一萃取物組分在一接下來的吸附循環中位移該脫吸劑材料。以選擇性之術語表示，較佳該吸附劑與其相對於一萃餘物組分對該脫吸劑材料之選擇性相比相對於一萃餘物組分對所有該等萃取物組分更具有選擇性。其次，脫吸劑材料必須與特定脫吸劑及特定進給混合物相容。更特定而言，其必須不降低或破壞該吸附劑之能力或該吸附劑相對於萃餘物組分對一萃取物組分之選擇 性。另外，脫吸劑材料不應與一萃取物組分或一萃取物組分起化學反應或引起一萃取物組分與一萃取物組分之一化學反應。該萃取物流及該萃餘物流兩者通常自與脫吸劑材料之摻和物中之吸附劑空隙容量移除且涉及一脫吸劑材料與一萃取物組分或一萃餘物組分或兩者之任何化學反應將使生成物回收利用複雜化或阻止生成物回收利用。該脫吸劑亦應容易比如藉由分餾與萃取物及萃餘物組分分離。最後，脫吸劑材料應容於得到且成本合理。該脫吸劑可依據特定應用包括一重脫吸劑或輕脫吸劑。術語重及輕係指該脫吸劑相對於C8芳烴(即，鄰二甲苯、間二甲苯、對二甲苯及乙苯)之沸點。熟習此項技術者將瞭解，標示符「C8」係指包含八(8)個碳原子之一化合物。在某些實施例中，重脫吸劑係選自由以下組成之群組：對二乙苯、對二異丙苯、四氫化葵以及諸如此類、及其組合。在某些實施例中，可使用甲苯及諸如此類作為輕脫吸劑。對二乙苯(p-DEB)具有較C8芳烴異構體為高之一沸點，且正因為如此，p-DEB係當在一分餾塔中自C8異構體分離時之底部沈積物(亦即，重)生成物。類似地，甲苯具有較C8芳烴異構體為低之一沸點，且正因為如此，甲苯係當在一分餾塔中與C8異構體分離時之塔頂餾出物(亦即，輕)生成物。p-DEB已成為用作對二甲苯分離中之一脫吸劑之一商業標準。

上述說明及實例僅欲闡釋本發明而非限制其範疇。雖然已圖解說明並闡述了本發明之特定實施例，但應瞭解，熟習此項技術者將想到眾多改變及修改，且意欲在隨附申請專利範圍中涵蓋歸屬於本發明之真正精神及範疇之所有彼等改變及修改。

實例

在投資回報方面評估對如上文關於圖8至圖9所述用於將一流泵送至分餾塔550中之一泵550之使用。該基礎案例係如圖1及圖6中所述之一設施，但不包括如上文所述之一泵550。該基礎案例系統轉而在 整個系統中(包括在吸附分離單元150以及室30及35內)在一操作壓力下操作以便利用吸附分離單元150與分餾塔550之間的一正壓力差來提供用於使該流移動至該分餾塔中之驅動力。對本發明之初步經濟分析指示大約500,000美元之容器材料方面的資金成本節約。受影響泵迴路中之選擇交換器亦將因更低機械設計壓力而更便宜。淨能量節約估計為每年大約50,000美元。該泵或該等泵之成本預計不到100,000美元。

110‧‧‧管線或管道

112‧‧‧熱交換器

113‧‧‧熱交換器

114‧‧‧重整油分離塔

116‧‧‧管道

117‧‧‧黏土處理器

118‧‧‧管道

120‧‧‧萃取物蒸餾過程單元

121‧‧‧管道

122‧‧‧管道

123‧‧‧分餾塔/苯塔

124‧‧‧管道

125‧‧‧管道

126‧‧‧甲苯塔

127‧‧‧管道

128‧‧‧管道

130‧‧‧低壓第一二甲苯塔

131‧‧‧管道

132‧‧‧管道

133‧‧‧高壓第二二甲苯塔

134‧‧‧管道

135‧‧‧再沸器

136‧‧‧管道

137‧‧‧再沸器

138‧‧‧管道

139‧‧‧管道

140‧‧‧轉烴化單元/轉烴化反應器

141‧‧‧管道

142‧‧‧汽提塔

143‧‧‧管道

144‧‧‧管道

145‧‧‧管道

150‧‧‧吸附分離單元/模擬逆流吸附分離單元/二甲苯異構體分離過程

151‧‧‧管道

152‧‧‧萃取物塔

153‧‧‧管道

154‧‧‧管道

155‧‧‧成品塔

156‧‧‧管道

157‧‧‧管道

158‧‧‧管道

159‧‧‧萃餘物塔

160‧‧‧管道

161‧‧‧管道

162‧‧‧異構化反應器

163‧‧‧管道

164‧‧‧脫庚烷塔

165‧‧‧管道

166‧‧‧異構油汽提塔

167‧‧‧管道

168‧‧‧管道

170‧‧‧重芳烴塔

171‧‧‧管道

172‧‧‧管道

212‧‧‧管道

213‧‧‧管道

230‧‧‧管道

256‧‧‧管道

259‧‧‧管道

260‧‧‧管道

265‧‧‧管道

270‧‧‧管道

271‧‧‧管道

Claims (10)

1. 一種用於藉由模擬逆流吸附分離來分離一進料流中之組分之方法，其包含：經由沿著一多床吸附分離單元之兩個不同對應輸送管線將包含至少一個優先吸附組分及至少一個非優先吸附組分之一進料流及一脫吸劑流引入至兩個不同出入口中並經由該多床吸附分離單元之兩個不同出入口排出一萃取物流及萃餘物流；將該萃取物流及該萃餘物流中之一者引導穿過自該吸附分離單元之一出口延續至一高壓分餾塔之一入口之一管線以使得在該萃取物流及該萃餘物流中之該一者引導穿過該管線時出現一壓力降；在高於一吸附分離單元壓力減去出現在該萃取物流及該萃餘物流中之該一者中之該壓力降之一壓力下操作該高壓分餾塔；及泵送該萃取物流及該萃餘物流中之該一者以增加該流中之該壓力從而使該萃取物流及該萃餘物流中之該一者流動穿過該分餾塔之該入口。
2. 如請求項1之方法，其中引導該萃取物流及該萃餘物流中之一者包括：將該萃取物流引導至一萃取物分餾塔以用於分離該優先吸附組分與該萃取物流內之脫吸劑。
3. 如請求項1之方法，其中引導該萃取物流及該萃餘物流中之一者包括：將該萃餘物流引導至一萃餘物分餾塔以用於分離該非優先吸附組分與該萃餘物流內之脫吸劑。
4. 如請求項1之方法，其中泵送該萃取物流及該萃餘物流中之該一者包括：藉助一第一泵以低於一總操作容量的100%泵送並藉助 一第二泵以低於該總操作容量的100%泵送。
5. 如請求項1之方法，其進一步包含在正常操作期間藉助一主泵來泵送該萃取物流及該萃餘物流中之該一者並在該主泵之操作之一中斷期間藉助一備用泵來泵送該萃取物流及該萃餘物流中之該一者。
6. 如請求項1之方法，其進一步包含以一變速來泵送該萃取物流及該萃餘物流中之該一者。
7. 一種用於藉由模擬逆流吸附分離來分離一進料流中之組分之裝置，其包含：具有一吸附分離單元操作壓力之一吸附分離單元，其具有用於接收一進料流及一脫吸劑流之出入口及用於移除一萃取物流及一萃餘物流之出入口，該吸附分離單元經組態以接收該進料流並產生包括至少一個優先吸附組分之一萃取物流及包括至少一個非優先吸附組分之一萃餘物流；具有一分餾塔操作壓力之一分餾塔，其用於分離脫吸劑與該萃取物流及該萃餘物流中之一者以產生一生成物流；在該吸附分離單元與該分餾塔之間的一流體連通管線，其用於將該萃取物流及該萃餘物流中之一者自該吸附分離單元載送至該分餾塔且具有沿著該吸附分離單元與該分餾塔之間的該管線出現之一壓力損失，其中該分餾塔操作壓力大於該吸附分離單元操作壓力減去沿著該管線出現之該壓力降；及沿著該管線之一泵，其用於將該萃取物流及該萃餘物流中之該一者泵送穿過該管線並進入至該分餾塔中。
8. 如請求項7之裝置，其中該泵包括在正常操作期間操作之一主泵及在該主泵之該操作之一中斷期間操作之一備用泵。
9. 如請求項7之裝置，其中該分餾塔包括一萃取物分餾塔且該泵使 該萃取物流移動穿過該管線並進入至該萃取物分餾塔中。
10. 如請求項7之裝置，其中該分餾塔包括一萃餘物分餾塔且該泵使該萃餘物流移動穿過該管線並進入至該萃餘物分餾塔中。