TWI589548B - 回收低溫熱之方法及用於芳香族化合物複合廠之方法的應用 - Google Patents

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Description

回收低溫熱之方法及用於芳香族化合物複合廠之方法的應用
本發明係關於利用至少一種分餾塔及產生低壓蒸汽的精煉及石化製程的領域。
本發明特定言之應用於使用大量蒸餾塔之芳香族化合物複合廠的情形。本發明之原理係基於某些塔中產生之低壓(LP)蒸汽，該如此產生之LP蒸汽在有或沒有中間壓縮下可用作熱傳輸流體，從而例如再沸可能已經經歷減壓之其他塔，使得該等塔之再沸器在更低的溫度下起作用。
所產生之LP蒸汽亦可在有或沒有中間壓縮下使用以預熱溫度低於所產生之蒸汽之溫度的其他流體。
更一般言之，該製程之操作條件及/或組態可經修改以一方面減少其高溫熱之消耗，另一方面利於其低溫熱之消耗(該低溫熱可在該複合廠中產生)。
應用如此產生、與修改一些塔之操作條件結合的LP蒸汽對於芳香族化合物複合廠而言在燃料及電的消耗方面實質上提供總體的能量增加。該等增加在減少能量成本的環境下極其重要及可應用於不同的製程，特定言之芳香族化合物複合廠。
本發明詳細指明能將由於其低溫(約100°至180℃)而視為損失的熱量加以回收的裝置，其係藉由產生取決於應用可能再次壓縮的低壓蒸 汽以在一些塔之再沸器及/或一些加工流體之預熱器中用作熱傳輸流體。
增進該等製程之能量效率為當前經濟氣候下的基本趨勢。直到最近，在一些交換器，及尤其在冷卻塔中可獲得之在100℃至180℃之範圍內的溫度下的熱量視為損失。事實上，在該溫度水平下的熱量未經由與來自精煉或石化製程(例如芳香族化合物複合廠)之「冷」製程流體直接交換而加以使用。
熟習此項技術者知曉藉由修改該製程之操作條件及/或藉由使得製程流程本身更複雜而升高該等逐漸重要之含量的熱量的溫度。
例如，在分餾單元(諸如蒸餾塔)的情形下，熟習此項技術者知曉可以增加該蒸餾塔的壓力，接著在高溫下可獲得頂餾分(輕餾分)蒸汽。然而，該操作壓力之增加不可避免地伴隨再沸器所需之熱量的含量的增加，其隨後在更高的溫度下操作。
1‧‧‧管線
10‧‧‧管線
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20‧‧‧管線
20A‧‧‧再沸器
20B‧‧‧再沸器
20C‧‧‧再沸器
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100‧‧‧管線
100A‧‧‧再沸器
100B‧‧‧再沸器
100C‧‧‧再沸器
101‧‧‧管線
102‧‧‧管線
110‧‧‧管線
111‧‧‧管線
112‧‧‧管線
AER‧‧‧冷卻塔
BFW‧‧‧鍋爐補給水
C1‧‧‧重組物塔
C2‧‧‧二甲苯塔
C3‧‧‧重芳香族化合物塔
C4‧‧‧萃餘物塔
C5‧‧‧萃取塔
C6‧‧‧純化塔
C7‧‧‧脫庚烷塔
C8‧‧‧汽提塔
C9‧‧‧苯塔
C10‧‧‧甲苯塔
C11‧‧‧穩定塔
CD1‧‧‧回流燒瓶
CD2‧‧‧冷凝物
COL1‧‧‧根據先前技術之塔
ECH1‧‧‧交換器
F1‧‧‧爐
f1)‧‧‧流程
f2)‧‧‧流程
f3)‧‧‧流程
LSEP1‧‧‧液體
OGC1‧‧‧冷凝器
OVD1‧‧‧氣體
OVD2‧‧‧頂部蒸汽
OVDC1‧‧‧頂部氣體壓縮器
P1‧‧‧萃取蒸餾單元
P2‧‧‧對二甲苯吸附單元
P3‧‧‧二甲苯異構化單元
P4‧‧‧烷基移轉單元
RD1‧‧‧回流燒瓶
REB1‧‧‧再沸器
SEP1‧‧‧燒瓶
ST1‧‧‧壓縮階段
ST2‧‧‧壓縮階段
ST3‧‧‧壓縮階段
STG1‧‧‧熱交換器
TES‧‧‧LP蒸汽渦輪機
VSEP1‧‧‧氣體
圖1a為根據先前技術之流程圖，其顯示配有其頂部冷凝器及其底部再沸器之蒸餾塔的基礎組態，該再沸器為加熱爐。
根據本發明之圖1b顯示其如何可藉由一種用於壓縮及冷卻來自該塔之頂部蒸汽而降低蒸餾塔的操作壓力。操作壓力之修改使得熱流體之溫度可為再沸該塔所需，及因此降低進行該再沸所需的熱量的含量。
根據本發明之圖2說明來自表示為C4之塔的頂部冷凝器的低壓及中壓蒸汽的產生，及作為熱傳輸流體之中壓蒸汽於表示為C7之塔的再沸器的用途。
圖3為一種根據先前技術之芳香族化合物複合廠的製程流程。
圖4為一種根據本發明之芳香族化合物複合廠(即包括與某些數量 之塔有關的若干低壓蒸汽線路(以粗體線表明))的製程流程。
本發明可定義為一種用於回收在後文所稱之「複合廠」的精煉或石化製程的一些熱交換器中所含的低溫熱的方法。
形成本發明之目的的方法主要由產生自某些熱源產生之低壓(LP)蒸汽網路、再次壓縮(完全或部分)該低壓蒸汽以將其轉換成中壓(MP)蒸汽，及將用作熱源之如此產生之蒸汽(LP及MP)用於各種功能的製程中而組成。特定言之，可使用產生之LP及MP蒸汽以在可能已經降低該等塔之操作壓力從而降低其再沸器的操作溫度之後提供某些數量之蒸餾塔的再沸器所需的熱量。
在本發明之範圍中，低壓(LP)蒸汽為具有在1至7巴(絕對)之範圍內的壓力的蒸汽。中壓(MP)蒸汽定義為具有在7巴(絕對)至介於15與17巴(絕對)之間的數值之範圍內的壓力的蒸汽，及高壓(HP)蒸汽定義為具有高於17巴(絕對)的壓力的蒸汽。
更具體言之，根據本發明之方法可定義為一種用於回收在所稱之「複合廠」及包括至少一種蒸餾塔的精煉或石化製程中的低溫熱(即介於100℃與180℃之間)的方法，該方法係由以下步驟組成：1)藉由與至少一種低溫熱源交換，產生低壓蒸汽(即在1巴(絕對)與7巴(絕對)(abs)之間的壓力下(1巴=0.1MPa))，2)在至少一個壓縮階段中增加所產生蒸汽的壓力，以產生MP蒸汽，3)修改該製程之操作條件及/或組態從而一方面減少高溫熱之消耗，另一方面利於低溫熱之消耗，4)利用獲自階段1之至少一部分LP蒸汽及獲自階段2之MP蒸汽以對獲自階段3之低溫熱消耗單元供應必要的熱量。
根據本發明之一個變式，獲自階段1之其他部分蒸汽用於發電。
根據本發明之一個變式，藉由兩階段壓縮器進行階段2。
根據本發明之另一變式，藉由利用HP蒸汽作為原動流體之噴射器進行階段2。
可以互不排斥的各種方式進行階段3，即實行階段3之各種方式的任何組合仍是本發明之範圍內。
- 在第一實施例中，藉由降低製程之一或多個蒸餾塔中之操作壓力以將其再沸器之溫度降至低於獲自階段2之蒸汽的溫度而進行階段3。
- 在第二實施例中，藉由修改交換器網路以預熱複合廠之蒸餾塔的原料而進行階段3。
根據本發明之方法，能夠產生低壓(LP)蒸汽的至少一些低溫熱源係選自形成第一組E1之複合廠的一些蒸餾塔的冷凝器。
根據本發明之一個變式，獲自階段1之低壓蒸汽直接用作供應至複合廠之一些塔的再沸器的熱傳輸流體。
根據本發明之另一變式，獲自階段1之低壓蒸汽在再次壓縮之後用作供應至複合廠之一些塔的再沸器的熱傳輸流體。
再沸器於其中直接或壓縮之後利用獲自階段1之低壓蒸汽的塔形成不同於E1之第二組E2。不同的組在本發明之範圍內表示E1及E2不具有相同的塔。
根據與前兩個變式兼容之另一變式，獲自階段1或階段2之低壓蒸汽用作熱傳輸流體以供應熱量至熱交換器中之製程流體。
根據亦與前者兼容之另一變式，獲自階段1或階段2之低壓蒸汽用作熱傳輸流體以供應熱量至空氣預熱器中之加熱爐的燃燒空氣。
最後，根據本發明之方法的一個變式，組E2之一些蒸餾塔在更低的操作壓力下起作用從而降低其再沸所需的溫度。
本發明可應用至具有能產生低壓蒸汽之低溫熱源的所有類型的 製程中。
特定言之，本發明應用至所稱之「芳香族化合物複合廠」製程，其利用至少一個萃取蒸餾單元(P1)、對二甲苯吸附單元(P2)、二甲苯異構化單元(P3)及烷基移轉單元(P4)，來自該等單元之流出物在表示為具有以下含義的C1至C11的蒸餾塔中分離：C1重組物塔、C2二甲苯塔、C3重芳香族化合物塔、C4萃餘物塔、C5萃取塔、C6純化塔、C7脫庚烷塔、C8汽提塔、C9苯塔、C10甲苯塔、C11穩定塔，在芳香族化合物複合廠中：- 在組E1中選擇之藉由能產生低壓(LP)蒸汽之以下蒸餾塔C3、C4及C5形成的低溫熱源，- 釋放壓力及在壓縮藉由組E1(或任何一個其子組)產生之LP蒸汽之後呈中壓(MP)蒸汽形式的熱量被供應至其的塔，其係選自由以下塔C7、C8、C10、C11形成的組，- 在無壓力降低下，藉由組E1(或任何一個其子組)產生之低壓蒸汽熱被供應至其的塔。在應用至芳香族化合物複合廠的情形下，其為塔C9。
在應用至芳香族化合物複合廠的情形下，利用藉由塔E1所產生之蒸汽的塔的組E2因此由塔C7、C8、C9、C10及C11組成。
在以下敘述中，術語「製程」或「複合廠」用於表示包括至少兩種蒸餾塔的任何精煉或石化製程。
該定義極廣及包括例如汽油之催化分解製程，及由所稱之「芳香族化合物複合廠」芳香族化合物餾分中產生對二甲苯或間二甲苯的製程。
在芳香族化合物複合廠的情形下提供說明本發明之以下敘述及實例，儘管當然可理解這僅為一種應用情形及絕不限制揭示方法的範 圍。
根據本發明之方法一般可定義為一種方法，其用於回收低溫熱，從而產生低壓蒸汽，其在再次壓縮之後可用於各種目的，包括可能在降低該等塔之操作壓力以使得該等塔之再沸器在更低的溫度下操作之後加熱相關製程之一些塔的再沸器。
根據本發明之回收低溫熱的方法主要在於從可於芳香族化合物複合廠中獲得之低溫熱產生蒸汽。
實際上，該等熱源係由一些塔之頂部蒸汽的冷卻塔形成，及LP蒸汽之產生係藉由以稱為LP蒸汽汽化器或產生器的交換器替換冷卻塔而達成。
如此產生之蒸汽具有通常介於100℃與170℃之間的溫度。
具有介於100℃與170℃之間的溫度的該LP蒸汽可以各種方式使用：
a)可直接作為熱傳輸流體傳送該蒸汽以在芳香族化合物複合廠之不同點使用，特定言之(及以非限制性方式)在一些塔之再沸器中。該應用對應於圖2之流程f1的線路。
b)或其可於包括產生能夠產生一或多種超熱流體之中壓(MP)蒸汽的一或多個壓縮階段的壓縮線路中傳送。接著在芳香族化合物複合廠之不同位置，特定言之在操作壓力可能已經降低之一些塔的再沸器處冷凝該等超熱流體，從而釋放其冷凝熱。為了獲得充分有效的熱交換，據認為熱流體之溫度較佳應高於發生熱轉移之區域的溫度在5℃與15℃之間。該應用對應於圖2之流程f3的線路。
c)或可將該LP蒸汽引入膨脹機中來發電。在該情形下，較佳使用渦輪膨脹機，從而容許在低於大氣壓下冷凝該蒸汽(簡稱為「真空渦輪膨脹機」)。該應用對應於圖2之流程f2的線路。
來自應用a)、b)或c)之LP蒸汽係以冷凝態存在，及可在冷凝物網 路中處理所得流體，從而形成能夠以形成封閉水/蒸汽環路(其中供應去礦物質水)的方式再循環至各種汽化器之入口的流體。
基於如下如此構建一種封閉的實用線路：- 在第一系列之蒸餾塔之冷凝器中產生低壓蒸汽，- 該蒸汽(壓縮或未壓縮)用作用於一些該製程之冷流體，特定言之第二系列之蒸餾塔的再沸器的熱傳輸劑，或用作發電之原動流體，及接著，- 在處理之後回收冷凝物以重構欲用於汽化之流體。
圖式之詳細敘述
圖1a顯示一種根據先前技術之塔(COL1)，其設有一利用一冷卻來自該塔之頂部流的冷卻塔(AER)的回流燒瓶(CD1)，及一再沸器，其為一加熱爐(F1)。
可最小化該塔之壓力從而在至少高於可利用冷設備之溫度的溫度下能夠冷凝蒸汽，同時限制通過塔頂處之脫氣流體的產品的損失。為了穩定來自包含具有大範圍不同揮發性之物質的混合物的反應區段的排出物，這意味著在低於5至12巴(絕對)等級的壓力下操作該等塔。
圖1b顯示必須在塔(COL1)頂做出之修改從而抵銷該塔之操作壓力的下降，及回收因該壓力下降所致之氣相補充。
在塔底，已經藉由在更低溫度下操作的熱交換器替換加熱爐。
更具體言之，可按如下敘述根據本發明修改之用於冷凝來自塔(COL1)之頂部蒸汽的系統：例如在冷卻塔(AER)中部分冷凝來自塔(COL1)之頂部蒸汽及在塔之回流燒瓶(RD1)中呈混合相的形式回收。從該回流燒瓶(RD1)逸出之氣體OVD1通至頂部氣體壓縮器(OVDC1)之通入口。
在壓縮器(OVDC1)之出口處的氣體係經由冷凝器(OGC1)部分(或 完全)冷凝。回收離開該冷凝器(OGC1)之流及在燒瓶(SEP1)中分離。
將來自該燒瓶(SEP1)之液體(LSEP1)再次送返至該回流燒瓶(RD1)及將獲自該燒瓶(SEP1)之氣體VSEP1送至單元之另一部分或單元末端。
圖2說明對應於獲自來自塔之頂部蒸汽的冷凝的LP蒸汽的流程f2)及f3)的線路的應用。
來自塔C4之頂部蒸汽(OVD2)的冷凝的熱量使得液體流體經由熱交換器(STG1)汽化。選擇該液體之壓力從而其汽化溫度小於待冷凝之蒸汽OCD2之汽化溫度。
如此獲得之低壓蒸汽分成遵循不同線路的三種流程f1)、f2)及f3)，其可以下列方式敘述：
- 流程f1)：一部分該LP蒸汽可如熱傳輸流體直接通至一些塔之再沸器。圖2中未說明對於熟習此項技術者而言極常用的該LP蒸汽的應用。
- 流程f2)：另一部分該LP蒸汽通至兩個壓縮階段(ST1及ST2)與於兩個壓縮階段之間引入的鍋爐補給水(BFW)從而產生用作脫庚烷塔C7之再沸器(REB1)的熱傳輸流體的中壓蒸汽。蒸汽於再沸器(REB1)的下游冷凝(CD1)。該應用符合本發明。
- 流程f3)：另一部分該LP蒸汽引入一LP蒸汽渦輪機(TES)中從而發電。在該蒸汽渦輪機(TES)之出口處，流體在冷凝塔中完全冷凝從而產生冷凝物(CD2)。
該應用亦符合本發明。
圖3顯示一種根據先前技術之芳香族化合物複合廠的典型的製程流程，及在以下段落中將詳細敘述。
圖4涵蓋芳香族化合物複合廠之區域，其係藉由以虛線圍起該等區域，相比先前技術(圖3)之典型製程而根據本發明修改。
為了簡化回流區段，圖2及4中未顯示回流燒瓶或冷凝器區段。
實例：
以下實例為上述方法在芳香族化合物複合廠之情形下的應用。該申請案之充分理解需要尤其芳香族化合物複合廠的敘述，其係就根據先前技術之圖3所提供。
根據本發明之圖4顯示已根據本發明之方式修改之芳香族化合物複合廠的區域：- 降低該複合廠之一些塔的操作壓力，- 利用一些塔之頂部排出物以產生蒸汽，- 利用在該芳香族化合物複合廠內產生的蒸汽。
諸如以下實例中所述之芳香族化合物複合廠可定義為一系列欲從富含從苯至來自催化重組物單元之具有多於10個碳原子之芳香族化合物(表示成C10+)之範圍的芳香族化合物的原料產生具有8個碳原子之芳香族化合物(稱為二甲苯)，及更特定言之表示為PX之對二甲苯的轉化及分離階段。
由於該等化合物可影響在複合廠之單元中所用之一些觸媒及分子篩的性能及使用壽命，該原料應具有極低至零含量的硫及氮化合物及烯烴。
重組物塔(C1)
待處理之原料係經由管線(1)及交換器ECH1傳送至一表示成(C1)之第一蒸餾塔，其將甲苯及更輕的化合物與更重的化合物(在C8至C10+之範圍內)分離。
下表1中顯示根據先前技術之該塔的再沸器(20A)及冷凝器的組態。
萃取蒸餾單元(P1)
在塔C1之頂部處回收的甲苯及更輕的化合物係經由管線10通至一表示為(P1)之萃取蒸餾單元，其從由石臘化合物組成之稱為「萃餘 物」的產物中分離純芳族C6-C7餾分。該純芳族C6-C7餾分通過管線(12)至該苯塔(C9)之入口。該萃餘物係經由管線(13)從複合廠排出。在該萃取蒸餾單元中較佳地使用的溶劑為N-甲醯基嗎啉(NFM)。
二甲苯塔(C2)
在塔(C1)之底部處回收的C8-C10+芳族化合物係經由管線(11)通至所稱之二甲苯塔(C2)，其分離C9及更重的化合物與C8芳族化合物(稱為二甲苯)，其供應位於下游之複合廠的單元。
根據先前技術，藉由冷凝來自塔C2之頂部蒸汽而回收之熱量用於給塔C1、塔C4(所稱之萃餘物塔)及塔C5(所稱之萃取塔)供應必要的熱量，其將在後文敘述。
為此目的，一般在要求之最小壓力(一般介於7.0與9.0巴(絕對)之間)下維持塔C2之頂部的操作壓力，其可產生足以用作用於塔(C1)、(C4)及(C5)之再沸器之熱傳輸流體的來自二甲苯塔(C2)的頂部蒸汽的冷凝溫度。
下表1中顯示根據先前技術之該塔的再沸器及冷凝器的組態。
對二甲苯吸附單元(P2)
二甲苯餾分(即包含對二甲苯、間二甲苯及鄰二甲苯及乙基苯之C8芳香族化合物餾分)因此在塔C2之頂部處回收及經由管線(20)通至對二甲苯吸附單元P2，其選擇性地回收含於該餾分中之對二甲苯。該對二甲苯吸附單元P2因此產生對二甲苯及解吸劑之混合物(稱為萃取物)，及其他C8芳香族化合物及解吸劑之混合物(稱為萃餘物)。
吸附劑為專門用於吸附對二甲苯之分子篩，即其具有對於該化合物而言尤其高的親和性。
常用固體吸附劑為含與鋇或鉀交換之矽石黏合劑的模制八面沸石類沸石。較佳使用之解吸劑為對二乙基苯(PDEB)。
萃取塔(C5)
離開吸附塔及包含對二甲苯及解吸劑之萃取物流係經由管線(22) 通至萃取塔(C5)，其分離對二甲苯與解吸劑。
在塔(C5)之底部處回收的解吸劑係經由管線51返回至吸附塔。
較佳地在低壓，即在回流燒瓶中之1.0至2.0巴(絕對)之壓力範圍下操作該萃取塔，從而將再沸器(20C)之溫度以及供應至該再沸器的熱量最小化。
根據先前技術，藉由冷卻塔進行來自萃取塔(C5)之頂部蒸汽的冷凝。表1中顯示根據先前技術之該塔的再沸器及冷凝器的組態。
純化塔(C6)
來自塔(C5)之頂部流係經由管線(50)通至純化塔(C6)，其分離甲苯(其已經利用對二甲苯部分萃取)與對二甲苯。離開塔(C6)之頂部的甲苯係經由管線(60)通至苯塔(C9)之入口。在該純化塔(C6)之底部處回收產生之高純度對二甲苯及呈成品藉由泵浦經由管線(61)通至儲存設施。
較佳地在低壓(在回流燒瓶中之1.0至2.0巴(絕對)之壓力範圍)下操作該純化塔C6，從而將再沸器(100B)之溫度及供應至該再沸器的熱量最小化。
表1中顯示根據先前技術之該塔的再沸器及冷凝器的組態。
萃餘物塔(C4)
獲自對二甲苯吸附單元(P2)之萃餘物流係經由管線23傳送至萃餘物塔(C4)，其分離C8芳香族化合物(萃餘物)及解吸劑。
在塔(C4)之底部處回收的解吸劑係經由管線(41)返回至對二甲苯吸附單元(P2)。
萃餘物(C8芳香族化合物餾分)係呈側流萃取及經由管線(40)呈用於二甲苯異構化單元(P3)之原料輸送。
較佳地在低壓(在回流燒瓶中之1.0至2.0巴(絕對)之壓力範圍)下操作該塔(C4)，從而將再沸器(20B)之溫度以及供應至該再沸器的熱量 最小化。根據先前技術，藉由冷卻塔進行來自萃餘物塔(C4)之頂部蒸汽的冷凝。
表1中顯示根據先前技術之該塔的再沸器及冷凝器的組態。
解吸劑塔(圖3或4中未顯示)
在對二甲苯吸附單元(P2)中循環之小部分解吸劑通至所稱之解吸劑塔從而除去不然會在環路中積聚的重化合物。
表1中顯示根據先前技術之該塔的再沸器及冷凝器的組態。
二甲苯異構化單元(P3)
二甲苯異構化單元(P3)用於在熱動力平衡下將缺少對二甲苯之原料轉化成二甲苯流。
能夠異構化具有8個碳原子之烴的任何類型的觸媒可用於本發明中。較佳使用包含脫氫金屬(諸如鉑、鈀或鎳)及酸性相之觸媒，例如摻雜之氧化鋁，沸石諸如絲光沸石、MFI、Y沸石，或表現一定酸度之沸石型或非沸石型分子篩，諸如鋁磷(AlPO、SAPO)。因此，如在專利US 4,640,829、EP-B-042226或EP-B-051318中所述，更佳可使用包含EUO結構型沸石(諸如沸石EU1、沸石ZSM 50或沸石TPZ3)的異構化觸媒。
脫庚烷塔(C7)及汽提塔(C8)
來自異構化反應器(區段(P3))之排出物係經由管線42通至脫庚烷塔(C7)，其分離異構體(C8+芳香族化合物)與在該脫庚烷塔(C7)之頂部處回收之輕C7餾分。該C7餾分係經由管線(71)通至汽提塔(C8)從而分離輕化合物與C7餾分。該輕化合物通過管線(80)離開該汽提塔(C8)與通過管線(70)離開該脫庚烷塔(C7)之該輕C7餾分匯流。
在該汽提塔(C8)之底部處回收經如此穩定之C7餾分，從而經由管線(81)再循環及與來自塔(C1)之餾出物結合，然後通至萃取蒸餾單元(P1)。
根據先前技術，藉由利用冷卻塔，視需要繼之以水冷卻器進行 來自脫庚烷塔(C7)之頂部蒸汽的部分冷凝。
決定脫庚烷塔(C7)之操作壓力的限制性參數為通過回流燒瓶中之脫氣產物損失的可回收化合物(諸如苯)的量。為了最小化該等損失，脫庚烷塔(C7)之回流燒瓶中之操作壓力一般維持在介於5.0與8.0巴(絕對)之間的壓力範圍內。
在脫庚烷塔(C7)之底部處的所得溫度一般介於230℃與250℃之間，其需要應用處於高於250℃之溫度下的熱源。所用之發熱流體一般為高壓蒸汽、加熱爐或熱油。
在脫庚烷塔(C7)之底部處回收的由二甲苯及重化合物組成的C8+餾分係經由管線(72)再循環至二甲苯塔(C2)之入口。
表1中顯示根據先前技術之該等塔(C7)及(C8)的再沸器及冷凝器的組態。
重芳香族化合物塔(C3)
在二甲苯塔(C2)之底部處回收的C9+芳香族化合物流係經由管線(21)通至重芳香族化合物塔(C3)，其分離C9及C10芳香族化合物與更重的化合物(諸如萘)，其對烷基移轉觸媒具有有害的影響。該更重的化合物通過管線(31)離開該重芳香族化合物塔(C3)。一般在低壓(即在回流燒瓶中之1.0至2.0巴(絕對)之壓力範圍)下操作該重芳香族化合物塔，從而將溫度以及供應至該塔之再沸器的熱量的含量最小化。
表1中顯示根據先前技術之該塔C3的再沸器及冷凝器的組態。
烷基移轉單元(P4)
在重芳香族化合物塔(C3)之頂部處回收的C9及C10芳香族化合物係經由管線(30)輸送以與獲自甲苯塔(C10)之甲苯混合從而饋入烷基移轉單元(P4)。該單元將獲自重組物及單元(P3)之異構化物的甲苯及C9+芳香族化合物經由受熱動力學限制的反應轉化成二甲苯及苯的混合物。所有類型的烷基移轉觸媒可用於根據本發明之方法中，例如如在美國專利3,437,710中所述之基於絲光沸石或八面沸石的觸媒或如在 美國專利5,030,787中所述之基於MCM-22或β沸石的觸媒，或諸如如在美國專利申請案2012/0065446中所述之基於絲光沸石及MFI沸石的觸媒。該等觸媒一般亦包括較佳地選自由錸、鎳、鈷、鉬、鎢、鈀及鉑組成之群的金屬化合物。
穩定塔(C11)
包含苯、未轉化之甲苯及C8及C9+芳香族化合物的來自烷基移轉單元(P4)的排出物係經由管線(102)通至穩定塔(C11)，其分離輕於苯之化合物與苯及藉由C7+表示之更重的芳香族化合物。
該苯及更重的芳香族化合物離開該穩定塔(C11)經由管線(112)進入苯塔(C9)之入口。離開該穩定塔(C11)之回流燒瓶的氣體係經由管線(110)通至芳香族化合物複合廠的末端。
未純化之苯餾分係呈側流回收及經由管線(111)通至汽提塔(C8)，其使得該餾分之輕化合物分離。
根據先前技術，藉由利用冷卻塔，視需要繼之水冷卻器進行來自該穩定塔C11之頂部蒸汽的部分冷凝。
決定該穩定塔(C11)之操作壓力的限制性參數為通過離開回流燒瓶中之氣體損失的可回收化合物(諸如苯)的含量。
為了最小化該等損失，該穩定塔(C11)之回流燒瓶中之操作壓力一般維持在介於回流燒瓶中之5.0與8.0巴(絕對)之間的壓力範圍內。
再沸器(100C)之所得溫度一般介於210℃與230℃之間，其需要應用熱源以升高該再沸器的溫度至230℃以上(及其一般係由高壓蒸汽、加熱爐或熱油組成)。
表1中顯示根據先前技術之該塔的再沸器及冷凝器的組態。
苯塔(C9)
苯係經由管線(90)呈最終產物從苯塔(C9)之頂部提取。C7+餾分係在該塔(C9)之底部處提取及經由管線(91)通至甲苯塔(C10)。
在於回流燒瓶中之1.0至2.0巴(絕對)之範圍的低壓下較佳地操作 該塔(C9)，從而將溫度以及添加至該再沸器(100A)的熱量的含量最小化。
表1中顯示根據先前技術之該塔的再沸器及冷凝器的組態。
甲苯塔(C10)
在甲苯塔(C10)之頂部處回收的甲苯係經由管線(100)呈用於烷基移轉單元之原料輸送。在該塔(C10)之底部處提取的C8+餾分係經由管線(101)再循環至該二甲苯塔(C2)，其分離該等C9+及更重的化合物與饋入芳香族化合物複合廠之C8芳香族化合物餾分。
根據先前技術，冷凝來自甲苯塔(C10)之頂部蒸汽的一部分熱量用於給苯塔(C9)之再沸器供應必要的熱量。
為此目的，該甲苯塔(C10)之頂部托架的操作壓力一般介於5.0與7.0巴(絕對)之間，其容許足以用於再沸苯塔(C9)之來自甲苯塔(C10)之頂部蒸汽的冷凝溫度。
在甲苯塔(C10)之底部處的相應溫度係介於約240℃與250℃之間，其需要熱源給在高於250℃之溫度下的再沸器供熱(其一般係由高壓蒸汽、加熱爐或熱油組成)。
表1中顯示根據先前技術之該塔的再沸器及冷凝器的組態。
根據先前技術之表1概括用於冷凝頂部蒸汽及再沸芳香族化合物複合廠的塔底的裝置。
根據本發明之表2顯示以下特徵：
- 根據圖2之原理用於產生低壓蒸汽的塔的組E1(在根據本發明之實例中，塔C3、C4、C5)。
- 利用產生之蒸汽以給再沸器供熱的塔的組E2(在根據本發明之實例中，塔C7、C8、C9、C10、C11)。
在該組中，一些塔在更低的操作壓力下起作用：根據圖1b之流程圖，該等塔(在根據本發明之實例中，塔C7、C8、C10、C11)及某些塔(在根據本發明之實例中，塔C7及C11)因此需要用於其頂部氣體 之再次壓縮階段。
- 根據圖2之流程圖(流程線路f2)，組E2之一些塔(在根據本發明之實例中，塔C7、C10、C11)利用藉由LP蒸汽之兩個壓縮階段而獲得的MP蒸汽作為用於再沸之熱傳輸流體。
下表3概括由用於根據先前技術方法之一基部1開始之根據本發明的芳香族化合物複合廠的能量增加。就燃料、蒸汽產生及電之三種消耗項目而言存在顯著的增加。
備註(n.a.)未應用備註1：(n.a.)表示未應用備註2：由於該壓力修改成塔C7之壓力，塔C8之壓力降低。
AER‧‧‧冷卻塔
BFW‧‧‧鍋爐補給水
C4‧‧‧萃餘物塔
C7‧‧‧脫庚烷塔
CD1‧‧‧回流燒瓶
CD2‧‧‧冷凝物
f1)‧‧‧流程
f2)‧‧‧流程
f3)‧‧‧流程
LSEP1‧‧‧液體
OGC1‧‧‧冷凝器
OVD1‧‧‧氣體
OVD2‧‧‧頂部蒸汽
OVDC1‧‧‧頂部氣體壓縮器
RD1‧‧‧回流燒瓶
REB1‧‧‧再沸器
SEP1‧‧‧燒瓶
ST1‧‧‧壓縮階段
ST2‧‧‧壓縮階段
ST3‧‧‧壓縮階段
STG1‧‧‧熱交換器
TES‧‧‧LP蒸汽渦輪機
VSEP1‧‧‧氣體

Claims (6)

  1. 一種自所謂的低溫熱源回收低溫熱(即介於100℃與180℃之間)的方法，其用於在包括至少一個蒸餾塔之精煉或石化製程(稱為「複合廠」)，該方法係由以下階段組成：1)藉由與至少一種選自該複合廠中的一些蒸餾塔的冷凝器的低溫熱源熱交換來產生LP(低壓，即在介於1巴(絕對)與7巴(絕對)之間的壓力下)蒸汽，其中該等產生LP蒸氣之塔形成第一組E1，2)在至少一個壓縮階段中增加所產生蒸汽的壓力，以產生MP(中壓，即介於7巴(絕對)與17巴(絕對)之間的壓力下)蒸汽，3)藉由降低該複合廠之一或多個蒸餾塔的操作壓力來修改該製程的操作條件，從而降低其再沸器之溫度至低於獲自階段2之蒸汽的溫度，4)利用獲自階段1之至少一部分LP蒸汽及獲自階段2之MP蒸汽，直接地或在再次壓縮之後，作為熱傳輸流體供應至該複合廠的一些塔的再沸器，其中該等塔形成不同於E1之第二組E2。
  2. 如請求項1之用於回收低溫熱的方法，其中使用獲自階段1之一部分該低壓蒸汽來發電。
  3. 如請求項1之用於回收低溫熱的方法，其中該階段2係藉由兩階段壓縮器進行。
  4. 如請求項1之用於回收低溫熱的方法，其中該階段2係藉由利用HP(高壓，即在17巴(絕對)以上的壓力下)蒸汽作為原動流體之噴射器進行。
  5. 如請求項1之用於回收低溫熱的方法，其中使用該獲自階段1之低壓(LP)蒸汽或該獲自階段2之中壓(MP)蒸汽作為熱傳輸流體，以供熱至空氣預熱器中之加熱爐的燃燒空氣。
  6. 一種將如請求項1至5中任一項的方法用於芳香族化合物複合廠的用途，該複合廠利用至少一個萃取蒸餾單元(P1)、對二甲苯吸附單元(P2)、二甲苯異構化單元(P3)及烷基移轉單元(P4)，來自該等單元之流出物在表示為具有以下含義的C1至C11的蒸餾塔中分離：C1重組物塔、C2二甲苯塔、C3重芳香族化合物塔、C4萃餘物塔、C5萃取塔、C6純化塔、C7脫庚烷塔、C8汽提塔、C9苯塔、C10甲苯塔、C11穩定塔，在芳香族化合物複合廠中：該低溫熱源係選自以下蒸餾塔：C3、C4及C5，其可產生LP蒸汽，該等塔形成組E1，在壓縮藉由該組E1(或任何一個其子組)產生之LP蒸汽之後及在降低該等塔之操作壓力之後呈MP蒸汽形式的熱量所被供應的塔係選自以下塔C7、C8、C10、C11，在無壓力降低下，藉由該組E1(或一個其子組)產生之熱所被供應的塔為塔C9，該等塔C7、C8、C9、C10及C11之組形成該組E2。
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