Энергосбережение при ректификации тяжелых углеводородов
Изобретение относится к установке для получения пара-ксилола, которая предполагает ряд возможных путей энергосбережения за счет осуществления обмена теплотой в пределах установки. Одна ранее не принятая во внимание благоприятная возможность экономии энергии заключается в использовании двух аналогичных ректификационных колонн, работающих при различных давлениях, для отделения ароматических соединений С8 от ароматических соединений С9+. При этом поток, отводимый с низа второй ксилольной колонны на стадии ректификации, обеспечивает подвод теплоты к ребойлеру находящейся под давлением колонны рафината. Указанные аналогичные колонны обеспечивают дополнительные возможности для энергосбережения в пределах установки за счет обмена теплотой с взаимосвязанными с ними техническими средствами, задействованными в извлечении ксилола. 24 з.п. ф-лы, 8 ил., 1 пр.
Настоящая заявка испрашивает приоритет по заявке на патент США №12/868286, дата подачи 25.08.2010.
Область техники, к которой относится изобретение
Настоящее изобретение относится к усовершенствованному способу экономии энергии при ректификации (перегонке) углеводородов. В частности, настоящее изобретение относится к энергосбережению в установке для получения изомеров ксилола из ароматических соединений.
Уровень техники
Изомеры ксилола производят в больших объемах из сырой нефти и используют в качестве исходного сырья для множества важных промышленных химических веществ. Наиболее важным из изомеров ксилола является пара-ксилол, основное сырье для получения полиэфира, производство которого продолжает возрастать высокими темпами из-за большой потребности в нем как базовом продукте. Орто-ксилол используют для производства фталиевого ангидрида, который удовлетворяет потребности объемного и относительно насыщенного рынка. Мета-ксилол используют в меньших, но возрастающих объемах для производства таких продуктов, как пластифицирующие добавки, азокрасители и защитные средства для деревянных изделий. В смесях, содержащих ксилол, обычно присутствует этилбензол, который при необходимости извлекают для производства стирола, но обычно его считают менее желательным компонентом ароматических соединений Cg.
Среди ароматических углеводородов общая коммерческая важность ксилолов конкурирует с коммерческой важностью бензола как сырья для промышленных химических веществ. Ксилолы и бензол производят из нефти посредством риформинга нафты, но объемы этого производства недостаточны для удовлетворения существующей потребности в этих продуктах, и, следовательно, для увеличения производства ксилолов и бензола необходима конверсия других углеводородов. Во многих случаях толуол деалкилируют для получения бензола или селективно диспропорционируют для получения бензола и ароматических соединений С8, из которых извлекают индивидуальные изомеры ксилола.
Технологическая схема установки для переработки ароматических соединений приведена Мейером (Meyers) в справочнике: Handbook of Petroleum Refining Processes, 2d. Edition in 1997 by McGraw-Hill и включена в настоящее описание посредством ссылки.
Установки для получения ксилолов из ароматических соединений являются потребителями значительного количества энергии, в особенности, в операциях ректификации (перегонки), используемых для подготовки исходного сырья и разделения продуктов процессов конверсии. Отделение ксилолов от тяжелых ароматических соединений, в частности, предоставляет основную возможность экономии энергии. Энергосбережение при проведении таких процессов может не только уменьшить стоимость переработки, но может также способствовать решению существующих первостепенных проблем, касающихся снижения выбросов углерода.
Раскрытие изобретения
Общим случаем осуществления настоящего изобретения является способ получения пара-ксилола из потоков сырья, содержащих ароматические соединения С8 и С9, а также более тяжелые ароматические соединения. Способ включает: (а) процесс ректификации, включающий использование двух ксилольных колонн, отделяющих ароматические соединения С8 от С9 и более тяжелых ароматических соединений, содержащихся в по меньшей мере одном потоке сырья с более низкой температурой кипения и в по меньшей мере в одном потоке сырья, имеющем более высокую температуру кипения. Указанный, по меньшей мере, один поток сырья с более высокой температурой кипения характеризуется более высоким содержанием С9 и более тяжелых ароматических соединений по сравнению с по меньшей мере одним потоком сырья, имеющим более низкую температуру кипения. Процесс ректификации включает ректификацию, по меньшей мере, одного потока сырья, имеющего более высокую температуру кипения, в первой ксилольной колонне при первом давлении для отделения первого потока ароматических соединений С8 от первого потока С9 и более тяжелых ароматических соединений, и ректификацию, по меньшей мере, одного потока сырья, имеющего более низкую температуру кипения, во второй ксилольной колонне при втором давлении для отделения второго потока ароматических соединений С 8 от второго потока С9 и более тяжелых ароматических соединений. Величина второго давления выше первого давления, и поток продукта, отводимого с верха второй ксилольной колонны, обменивается теплотой с ребойлером первой ксилольной колонны. Далее способ включает (b) процесс отделения пара-ксилола для извлечения пара-ксилола из одного или из обоих из первого и второго потоков ароматических соединений С8 путем подачи одного или обоих потоков ароматических соединений С8 и потока десорбента в процесс адсорбции для получения первой смеси, содержащей пара-ксилол и десорбент, и второй смеси, содержащей рафинат (очищенный углеводородный продукт) и десорбент. Способ также включает (с) процесс извлечения десорбента для разделения второй смеси со стадии (b) путем ее ректификации в колонне для отгона легких фракций (также называемой предфракционатором), за которой размещена находящаяся под давлением колонна рафината, в которой получают поток рафината и поток десорбента, и возвращения потока десорбента в процесс отделения пара-ксилола. Поток, отводимый с низа второй ксилольной колонны на стадии (а), обеспечивает подвод теплоты к ребойлеру находящейся под давлением колонны рафината.
Дополнительные объекты, воплощения и детали настоящего изобретения могут быть получены и выявлены из нижеследующего подробного описания изобретения.
Краткое описание чертежей
Фиг.1 - схема установки для переработки ароматических соединений, в которой может быть применена концепция энергосбережения.
Фиг.2 - схема установки для обработки ароматических соединений, в которой осуществляется энергосбережение.
Фиг.2А - альтернативное воплощение, относящееся к ксилольной колонне и колонне рафината.
Фиг.2В - альтернативное воплощение, относящееся к колонне рафината.
Фиг.3 - применение энергосбережения при ректификации, осуществляемой для отделения ароматических соединений С8 от тяжелых ароматических соединений.
Фиг.4 - примеры конкретных аппаратов, используемых в установке для обработки ароматических соединений, в которой экономию энергии может обеспечить непосредственный обмен теплотой.
Фиг.5 - установка для обработки ароматических соединений, в которой некоторые из раскрытых в описании принципов энергосбережения энергии применяются в качестве дополнения или заменены на другие.
Фиг.6 - генерирование пара с использованием конкретных аппаратов в установке для превращения ароматических соединений.
Подробное описание изобретения
Поток исходного сырья для предложенного способа обычно включает алкилароматические углеводороды общей формулы С6Н(6-n)Rn, где n - целое число в интервале от 0 до 5, и каждый R может представлять собой СН3, С2Н5, С3Н7 или С4Н9 в любой комбинации. Для способа, соответствующего настоящему изобретению, поток сырья, богатый ароматическими соединениями, может быть получен из ряда источников, включающих, но не в качестве ограничения, каталитический риформинг, пиролиз нафты, дистиллятов или других углеводородов, проводимый в потоке водяного пара, с получением легких олефинов и побочных продуктов, богатых тяжелыми ароматическими соединениями (включая продукт в температурном интервале кипения бензиновой фракции, который часто называют «пиробензин»), и каталитический или термический крекинг дистиллятов и тяжелой нефти с получением продуктов в температурном интервале кипения бензиновой фракции. Продукты пиролиза или других процессов крекинга перед их вводом в установку обычно подвергают гидрообработке хорошо известными из уровня техники способами для того, чтобы удалить серу, олефины и другие соединения, которые будут оказывать влияние на качество продукта и/или приводить к порче катализаторов или адсорбентов, используемых в этих процессах. Легкий рецикловый газойль из каталитического крекинга также может быть выгодным образом подвергнут гидрообработке и/или гидрокрекингу в соответствии с известной технологией с получением продуктов в температурном интервале кипения бензиновой фракции; гидрообработка предпочтительно также включает каталитический риформинг с получением потока сырья, богатого ароматическими соединениями. Если поток сырья представляет собой продукт каталитического риформинга, по установке риформинга предпочтительно работает с высокой жесткостью режима для получения высокого выхода ароматических соединений с низкой концентрацией неароматических соединений в продукте.
На фиг.1 представлена упрощенная технологическая схема типичной установки для обработки углеводородов, из известных в уровне техники, предназначенной для получения, по меньшей мере, одного изомера ксилола. Установка может перерабатывать богатое ароматическими соединениями сырье, полученное, например, при проведении каталитического риформинга. Обычно поток такого сырья очищали для удаления из него олефиновых соединений и легких (низкокипящих) фракций, например, бутанов и более легких углеводородов и предпочтительно пентанов. Однако удаление указанных компонентов не является существенным для общего случая осуществления настоящего изобретения. Поток сырья, содержащий ароматические соединения, включает бензол, толуол, ароматические соединения С8 и, как правило, более тяжелые ароматические соединения и алифатические углеводороды, включая углеводороды нафтенового ряда.
Сырьевой поток по трубопроводу 10 и через теплообменник 12 направляют в колонну 14 разделения риформата для отделения потока, содержащего С8 и более тяжелые ароматические соединения, отводимого в качестве кубового потока по трубопроводу 16, от толуола и более легких углеводородов, отводимых с верха колонны через трубопровод 18. Толуол и более легкие углеводороды направляют в технологический аппарат 20 экстрактивной ректификации (перегонки), который отделяет, в значительной степени, алифатический рафинат, отводимый по трубопроводу 21, от потока ароматических соединений, включающих бензол и толуол, транспортируемого по трубопроводу 22. Поток ароматических соединений, транспортируемых через трубопровод 22, вместе с продуктом переалкилирования, полученным в стриппинг-колонне, транспортируемым по трубопроводу 45, и продуктом, отбираемым с верха конечной пара-ксилоловой колонны, транспортируемым по трубопроводу 57, разделяют в бензольной колонне 23 на поток, содержащий бензол, отводимый через трубопровод 24, и поток, содержащий толуол и более тяжелые ароматические соединения, который по трубопроводу 25 направляют в толуольную колонну 26. Толуол отбирают с верха этой колонны посредством трубопровода 27, и этот толуол может быть частично или полностью направлен, как показано на фигуре, в реактор 40 переалкилирования, рассмотренный ниже.
Кубовый поток из толуольной колонны 26, подаваемый по трубопроводу 28, вместе с кубовым потоком из колонны разделения риформата, отводимым по трубопроводу 16, после его обработки в аппарате 17 для очистки отбеливающими глинами, и рециклом ароматических соединений С8, транспортируемым по трубопроводу 65, направляют в колонну 30 фракционирования.
Колонна фракционирования 30 отделяет концентрированные ароматические соединения С8, отводимые с верха колонны через трубопровод 31, от потока высококипящих фракций, содержащего С9, С10 и более тяжелые ароматические соединения, отводимого в качестве кубового потока по трубопроводу 32. Указанный кубовый поток через трубопровод 32 поступает в колонну 70 тяжелых фракций. В указанной колонне для тяжелых ароматических соединений получают продукт, содержащий углеводороды С9 и, по меньшей мере, некоторые ароматические соединения С10, отводимые с верха колонны через трубопровод 71, а соединения с более высокой температурой кипения, главным образом С11 и высшие алкилароматические соединения, отводят из колонны в качестве кубового потока через трубопровод 72.
Ароматические соединения С9+, отведенные из колонны для тяжелых углеводородов посредством трубопровода 71, объединяются с содержащим толуол потоком, отводимым с верха толуоловой колонны по трубопроводу 27, и смешанный поток в качестве исходного материала поступает в реактор 40 переалкилирования, в котором находится катализатор переалкилирования, известный из уровня техники. Реактор переалкилирования служит для получения продукта переалкилирования, содержащего ароматические соединения в диапазоне от бензола до С11+ ароматических соединений, из которых ксилол является целевым продуктом. Продукт переалкилирования, проходящий по трубопроводу 41, обрабатывают в стриппинг-колонне 42 для удаления газов, отводимых посредством трубопровода 43, и углеводородов С6 и более легких углеводородов, которые возвращают посредством трубопровода 44 на проведение экстрактивной перегонки в колонну 20 для извлечения легких ароматических соединений и очистки бензола. Кубовый поток стриппинг-колонны через трубопровод 45 направляют в бензольную колонну 23 для извлечения продукта, содержащего бензол, и непревращенного толуола.
Ароматические соединения С8, полученные в колонне 30 фракционирования и отводимые с верха колонны, включают пара-ксилол, мета-ксилол, орто-ксилол и этилбензол, и через трубопровод 31 эти соединения направляются в аппарат 50 для отделения пара-ксилола. Аппарат для отделения пара-ксилола предпочтительно работает с использованием процесса адсорбции и десорбента, для получения смеси пара-ксилола и десорбента, отводимой через трубопровод 51, в колонну 52 отделения пара-ксилола, в которой происходит отделение пара-ксилола, отводимого по трубопроводу 53, от десорбента, возвращаемого посредством трубопровода 54 в разделительный аппарат 50. Пара-ксилол очищают в конечной колонне 55, из которой выходит полученный продукт, содержащий пара-ксилол, транспортируемый через трубопровод 56, и легкий продукт, который возвращают в бензольную колонну 23 по трубопроводу 57. Неравновесная смесь рафината, содержащего ароматические соединения Cg, и десорбента из разделительного аппарата 50 через трубопровод 58 направляют в колонну 59 для рафината, в которой осуществляется отделение рафината для изомеризации, транспортируемого по трубопроводу 60, от десорбента, возвращаемого в устройство 50 по трубопроводу 61.
Рафинат, содержащий неравновесную смесь изомеров ксилола и этилбензола, по трубопроводу 60 направляют в реактор 62 изомеризации. Рафинат изомеризуется в реакторе 62, который содержит катализатор изомеризации, обеспечивающий получение продукта с концентрацией изомеров ароматических соединений С8, приближающейся к равновесной концентрации. Продукт направляют через трубопровод 63 в гептаноотгонную колонну 64, в которой извлекают С7 и более легкие углеводороды, при этом кубовый поток направляется по трубопроводу 65 в ксилоловую колонну 30 для отделения С9 и более тяжелых углеводородов от изомеризованных ароматических соединений С8. Жидкий продукт, отводимый с верха гептаноотгонной колонны 64, направляют в стриппинг-колонну 66, в которой происходит отделение легких продуктов, отводимых с верха колонны в трубопровод 67, от углеводородов С6 и С7, которые через трубопровод 68 направляют в аппарат 20 экстрактивной ректификации для извлечения объемов бензола и толуола.
Из уровня техники известно много возможных вариантов этой схемы, которые могут быть приняты во внимание специалистом. Например, весь риформат С6-С8 или только его часть, содержащая бензол, может быть подвергнута экстракции. Пара-ксилол может быть извлечен из смеси, содержащей ароматические соединения С8, путем кристаллизации, вместо адсорбции. Мета-ксилол, а также пара-ксилол могут быть извлечены из смеси, содержащей ароматические соединения С8, с помощью адсорбции, а орто-ксилол может быть извлечен путем фракционирования. В качестве альтернативы, поток С9 и более тяжелых углеводородов или поток тяжелых ароматических соединений обрабатывают, используя экстракцию растворителем или отгонку растворителем с помощью полярного растворителя или отгонку водяным паром или другой средой для отделения в высокой степени конденсируемых ароматических соединений в качестве потока остаточного продукта от рецикла С9+, направляемого на переалкилирование. В некоторых случаях весь поток тяжелых ароматических соединений может быть обработан непосредственно в реакторе переалкилирования. Настоящее изобретение может быть полезным в этих и других вариантах обработки ароматических соединений, аспекты которых раскрыты в патентном документе US 6740788, включенном в настоящее описание посредством ссылки.
Отделение ароматических соединений С8 от тяжелых ароматических соединений в колонне 30 фракционирования относится к ситуации, в которой процесс ректификации согласно изобретению в целом является эффективным. Процесс ректификации согласно настоящему изобретению представлен двумя или большим количеством ксилоловых колонн, в каждой из которых осуществляется по существу одинаковое разделение ароматических соединений С8 и С9+, содержащихся в двух или более внутренних или внешних сырьевых потоках, используемых в установке для переработки ароматических соединений, названных здесь первым сырьевым потоком и вторым сырьевым потоком, соответственно. Предпочтительно эти два потока представляют собой первый сырьевой поток, который имеет более высокую температуру кипения, и второй сырьевой поток, имеющий более низкую температуру кипения, при этом первый сырьевой поток с более высокой температурой кипения характеризуется более высоким содержанием углеводородов С9+, чем второй сырьевой поток. Изобретение включает ректификацию первого сырьевого потока, по меньшей мере, в одной первой колонне функционирования при низком давлении для отделения первого потока ароматических соединений С8 от первого потока С9 и более тяжелых ароматических соединений, ректификацию второго сырьевого потока во второй колонне фракционирования при повышенном давлении для отделения второго потока ароматических соединений С8 от второго потока С9 и более тяжелых ароматических соединений, и циркуляцию потока, отводимого с верха второй колонны, для подвода теплоты к ребойлеру первой колонны. Величина низкого давления обычно находится в интервале от 100 до 800 кПа, а повышенное давление выбирают для обеспечения передачи теплоты от второй колонны к первой колонне, и, как правило, оно, по меньшей мере, на 400 кПа превышает низкое давление. Изложенная концепция разных давлений в одинаковых колоннах является, в особенности, ценной в том случае, когда тяжелые углеводородные компоненты, присутствующие в сырьевом потоке с более высокой температурой кипения, подвергаются разложению при температурах в ребойлере, необходимых для разделения легких и тяжелых компонентов.
Во второй колонне фракционирования обрабатывают второй сырьевой поток, имеющий более низкую концентрацию подверженных разложению тяжелых веществ по сравнению с сырьем, подаваемым в первую колонну, а давление при этом может быть более высоким для того, чтобы можно было сэкономить энергию за счет теплообмена между первой и второй колоннами при отсутствии потерь выхода продукта или опасности загрязнения оборудования. Это сырье предпочтительно содержит большую часть или все ароматические соединения С8, отводимые из реактора изомеризации, после прохождения которого осуществляется дегептанизация, но может также содержать другие потоки ароматических соединений С8 с низкими концентрациями тяжелых ароматических соединений. Поток, направляемый во вторую колонну, обычно содержит менее 10 мас.% ароматических соединений С9+, чаще содержит менее 5 мас.% ароматических соединений С9+ и часто - менее 2 мас.% ароматических соединений С9+. По существу способ включает функционирование второй колонны при давлении, которое создает возможность получения в этой колонне верхнего потока, обеспечивающего подвод теплоты к ребойлеру первой колонны и предпочтительно к ребойлеру, по меньшей мере, одной другой колонны и/или парогенератора в соответствующей технологической установке.
В другом воплощении способ включает функционирование второй колонны фракционирования при давлении, которое создает возможность получения в этой колонне верхнего потока, обеспечивающего теплоту для генерирования пара, используемого в соответствующей технологической установке. Кроме того, аппарат для фракционирования ароматических соединений С8 может включать три или большее число колонн, имеющих дополнительный теплообмен между отборами с верха колонн и ребойлерами, по аналогии с тем, как описано выше.
На фиг.2 представлена энергоэкономичная установка для переработки ароматических соединений, в которой использован ряд концепций настоящего изобретения. Для легкости отсылки на фиг.1 и фиг.2 используется сходная нумерация позиций. Сырьевой поток по трубопроводу 110 и затем через теплообменники 112 и 113, которые повышают температуру сырьевого потока, направляют в колонну 114 разделения риформата. Теплообменники снабжаются через трубопроводы 212 и 213 теплоносителями соответственно в виде конечного продукта, содержащего пара-ксилол, и десорбента, извлеченного в процессе его отделения от пара-ксилола, описанном в этом разделе описания ниже.
Как и в соответствии с фиг.1, С8 и более тяжелые ароматические соединения отводят в качестве кубового потока по трубопроводу 116, в то же время толуол и более легкие углеводороды, отводимые с верха колонны через трубопровод 118, направляют в аппарат 120 экстрактивной ректификации, который отделяет в значительной степени алифатический рафинат, отводимый по трубопроводу 121, от потока ароматических соединений, включающего бензол и толуол, транспортируемого по трубопроводу 122. Поток ароматических соединений, транспортируемый через трубопровод 122, вместе с продуктом переалкилирования, полученным в стриппинг-колонне, транспортируемым по трубопроводу 145, и продуктом, отбираемым с верха конечной пара-ксилоловой колонны, подаваемым через трубопровод 157, разделяют в колонне 123 фракционирования на поток, содержащий бензол, отводимый по трубопроводу 124, и поток ароматических соединений, содержащий толуол и более тяжелые ароматические углеводороды, который через трубопровод 125 направляют в толуольную колонну 126. Толуол отбирают с верха этой колонны посредством трубопровода 127, и он может быть частично или полностью направлен в реактор 140 переалкилирования, показанный и рассмотренный ниже.
Кубовый поток из толуоловой колонны 126, подаваемый через трубопровод 128, вместе с кубовым потоком из колонны разделения риформата, отводимым по трубопроводу 116 и обработанным затем в аппарате 117 для очистки отбеливающими глинами, и рециклом ароматических соединений С8, возвращаемым по трубопроводу 138, направляют в ксилольную колонну 130 низкого давления. Другие потоки ароматических соединений, включающие С8, имеющие значительные содержания С9 и более тяжелых ароматических соединений, включая потоки, полученные из источников, находящихся вне установки, также могут быть подвергнуты обработке в этой колонне. Обработке может быть также подвержена часть кубового потока, полученного в гептаноотгонной колонне и отведенного по трубопроводу 165, в зависимости от общих энергетических балансов установки. В ксилоловой колонне низкого давления происходит отделение концентрированных ароматических соединений, содержащих С8, отводимых с верха колонны через трубопровод 131, от потока с высокой температурой кипения, содержащего углеводороды С9, С10 и более тяжелые ароматические соединения, отводимого в качестве кубового потока через трубопровод 132.
Одновременно поток изомеризованных ароматических соединений, содержащих С8, по трубопроводу 165 направляют во вторую ксилольную колонну 133 высокого давления. Этот поток может быть охарактеризован как сырьевой поток с более низкой температурой кипения, который содержит более низкие концентрации подверженных разложению тяжелых веществ, по сравнению с потоком сырья, поступающим в колонну 130, поэтому в целях экономии энергии давление в колонне может быть повышено. В сырьевом потоке, поступающем в эту колонну, могут также содержаться другие потоки, включающие ароматические соединения С8, имеющие также низкие содержания С9 и более тяжелых ароматических соединений, включая потоки, полученные из других источников, находящихся вне установки. Во второй ксилольной колонне осуществляется отделение второго потока, содержащего ароматические соединения С8, отводимого с верха колонны по трубопроводу 134, от второго потока С9 и более тяжелых ароматических соединений, отводимых через трубопровод 132. По меньшей мере, часть паров, отводимых с верха ксилольной колонны высокого давления и транспортируемых через трубопровод 134, предпочтительно используют для кипячения в ребойлере 135 ксилольной колонны 130 низкого давления, и после кипячения сконденсированную из паров жидкость отводят по трубопроводу 136 в устройство 150 для отделения ксилола, а также направляют эту жидкость в качестве флегмы (не показано) в колонну 133. Кроме того, указанные отводимые с верха колонны и проходящие через трубопровод 134 пары предпочтительно используют для подвода теплоты к ребойлеру колонны 152 отделения пара-ксилола, а также для таких целей, которые описаны ниже или будут очевидны для специалиста.
Кубовый поток, содержащий С9+, направляемый в ребойлер 137, может обеспечить тепловую энергию с помощью одного или двух из потоков, а именно, ответвленного перед ребойлером и проходящего по трубопроводу 270, и нагретого в ребойлере и отведенного из него потока, проходящего через трубопровод 259 для кипячения в одной или двух из колонн, а именно, колонне 170 тяжелых ароматических соединений и колонне 159 для рафината, соответственно. Указанный кубовый поток может быть направлен в колонну 170 тяжелых ароматических соединений после проведения теплообмена. Другие подобные цели передачи теплоты будут очевидны для специалиста. Чистый кубовый поток, протекающий через трубопровод 138, обычно пропускают через колонну 130, или он может быть транспортирован по трубопроводу 139 и после объединения непосредственно с потоком, протекающим по трубопроводу 132, направлен в колонну 170 тяжелых фракций. В указанной колонне для тяжелых фракций получают поток верхнего продукта, отводимый через трубопровод 171, содержащий С9 и, по меньшей мере, некоторые из ароматических соединений С 10, при этом соединения, имеющие более высокую температуру кипения, главным образом, С11 и алкилароматические соединения с большей молекулярной массой, отводятся в качестве кубового потока через трубопровод 172. Кипячение в колонне 170 может быть осуществлено с помощью кубового потока ксилоловой колонны, транспортируемого по трубопроводу 270, как было отмечено выше. Пары, отводимые с верха колонн 130 и 170 и проходящие через трубопроводы 230 и 271, также могут генерировать водяной пар, как это показано на фигуре, при этом сконденсированная жидкая фаза используется или как флегма для каждой из колонн или в качестве чистых верхних потоков 131 или 171 соответственно.
Ароматические соединения С9+ из колонны для тяжелых фракций, проходящие через трубопровод 171, объединяются с потоком, отводимым с верха колонны и проходящим через трубопровод 127, в качестве сырья для реактора 140 переалкилирования для получения продукта переалкилирования, содержащего ксилолы. Продукт переалкилирования, транспортируемый по трубопроводу 141, обрабатывают в стриппинг-колонне 142 для удаления газов, отводимых через трубопровод 143, и С7 и более легких жидких фракций, которые возвращают по трубопроводу 144 в аппарат 120 экстрактивной ректификации для извлечения легких ароматических соединений, после чего осуществляется стабилизация в стриппинг-колонне 166 изомерата. Кубовый поток, полученный в указанной стриппинг-колонне, направляют через трубопровод 145 в бензольную колонну 123 для извлечения продукта, содержащего бензол, и непревращенного толуола.
Первый и второй потоки ароматических соединений С8, полученные в ксилольных колоннах 130 и 133, содержащие пара-ксиол, мета-ксилол, орто-ксилол и этиленбензол, проходят через трубопровод 131 и 136 в аппарат 150 для разделения изомеров ксилола. Настоящее описание может относиться к извлечению одного или большего числа изомеров, отличных от пара-ксилола. Однако для легкости понимания настоящее описание приведено для случая извлечения пара-ксилола. Разделение изомеров ксилола осуществляют посредством процесса адсорбции для экстрагирования желаемого изомера, который извлекают с использованием десорбента. Адсорбент может быть использован в виде неподвижного слоя, который поочередно контактирует с сырьевым потоком и десорбентом, или в виде ряда слоев, вместе с подходящими трубопроводами и клапанами, чтобы обеспечить непрерывное прохождение сырьевого потока через один или большее число слоев адсорбента, в то время как поток десорбента проходит через другие слои адсорбента. При работе с подвижным слоем адсорбента в режиме противотока может быть достигнут стационарный профиль концентрации компонентов смеси сырья, при этом непрерывный рабочий процесс происходит с вводом сырьевого потока в определенных точках и одновременным извлечением и отводом рафината. В процессе разделения с псевдодвижущимся слоем постепенное перемещение текучих сред, вводимых через множество точек ввода, распределенных вдоль камеры с адсорбентом, моделирует перемещение адсорбента, содержащегося в одной или большем количестве камер. Принципы работы и последовательность проведения стадий в проточной системе с псевдодвижущимся слоем описаны в патентных документах US 2985589, US 3310486 и US 4385993, которые включены полностью в настоящее описание посредством ссылок.
Процесс адсорбции обеспечивает получение первой смеси пара-ксилола и адсорбента, транспортируемой по трубопроводу 151 в колонну 152 отделения пара-ксилола, в которой осуществляется отделение пара-ксилола, отводимого посредством трубопровода 153, от десорбента, возвращаемого по трубопроводу 154 в аппарат 150. Колонна 152 отделения пара-ксилола предпочтительно работает при повышенном давлении, составляющем, по меньшей мере, 300 кПа, и более предпочтительно 500 кПа или даже выше, так что отводимые с верха колонны потоки, транспортируемые по трубопроводам 256 и 265, имеют достаточную температуру для осуществления процесса кипячения в конечной колонне 155 или в гептаноотгонной колонне 164, соответственно. В результате подвода теплоты для кипячения с помощью трубопроводов 256 и 265, пара-ксилол после его отделения, содержащийся в потоках, транспортируемых по этим трубопроводам, конденсируется и стекает обратно в колонну 152 (не показано) и/или направляется в виде чистого потока по трубопроводу 153 в конечную колонну 155. Пара-ксилол очищают в конечной колонне 155, и из колонны выходит продукт, содержащий пара-ксилол, который направляется по трубопроводу 156, и легкий углеводород, который возвращают в бензольную колонну 123 через трубопровод 157.
Вторую смесь рафината, в виде неравновесной смеси ароматических соединений С8, и десорбента, отведенную из аппарата 150, через трубопровод 158, направляют в колонну 159 рафината, в которой рафинат отделяется от десорбента, возвращаемого по трубопроводу 161, и по трубопроводу 160 направляется на изомеризацию. Колонна для рафината может функционировать при более высоком давлении для генерирования водяного пара при отводе рафината через трубопровод 260 или для теплообмена в других зонах установки. Сконденсированные жидкие фракции после проведения такого теплообмена используют в качестве флегмы в колонне для рафината или в качестве чистого потока, отведенного с верха колонны посредством трубопровода 160. Извлеченный десорбент, транспортируемый по трубопроводам 154 и 161, и кубовый поток конечной колонны может нагревать исходный сырьевой поток, подводимый в установку по трубопроводу 110, с использованием подключенных к указанным трубопроводам трубопроводов 213 и 212 соответственно. Энергосбережение достигается посредством выбора и оптимизации оборудования и производимых операций вокруг колонны 159 рафината, иллюстрируемых на фиг.2А и 2В. Эти фигуры иллюстрируют модификации отдельных участков схемы на фиг.2.
Фиг.2А иллюстрирует экономию энергии за счет создания давления в колонне для рафината и предпринятых мер по предотвращению разложения адсорбента в ребойлере этой колонны. В находящейся под давлением колонне рафината, обычно работающей при давлении более 400 кПа и предпочтительно 500 кПа или более, выходящий с верха поток продукта обеспечивает возможность генерирования водяного пара и/или передачи полезной тепловой энергии другим потокам, циркулирующим в установке для переработки ароматических соединений. Однако такое повышение давления приводит к росту температуры в нижней части колонны, что может привести к значительному разложению десорбента. На фиг.2А показана часть установки, представленной на фиг.2, относящаяся к нижней части ксилоловой колонны 133 высокого давления и к колонне 159 для рафината. Здесь, по меньшей мере, некоторую часть выходящего из ребойлера 237 потока направляют в сепаратор 240, в котором осуществляется отделение паров, отводимых через трубопровод 242, от жидкости, отводимой посредством трубопровода 241, которую возвращают в колонну 133 вместе с остальной частью выходящего из ребойлера потока, направляемой в колонну 133 через трубопровод 238. Пары, проходящие через трубопровод 242, передают теплоту ребойлеру 243, поддерживая максимальную температуру слоя ниже пределов разложения, предпочтительно используя теплообменники, имеющие увеличенную поверхность для реализации пузырькового режима кипения, описанного ниже. Конденсатор для верхнего потока (колонны 159) предпочтительно работает при температуре, обеспечивающей получение водяного пара среднего давления, при этом чистые неравновесные смешанные ксилолы выводят через трубопровод 160.
Фиг.2В иллюстрирует альтернативный способ энергосбережения, в котором особое внимание уделено зоне размещения колонны 159 рафината в соответствии с фиг.2. Сырьевая смесь рафината и десорбента по трубопроводу 158 направляется в колонну 258 для отгонки легких фракций (предфракционатор), из которой верхний поток продукта отводится и проходит через конденсатор 261, при этом часть чистого смешанного потока изомеров ксилола затем выводится через трубопровод 262. Остальные изомеры ксилола плюс десорбент проходят по трубопроводу 264 в работающую под давлением колонну 159 для рафината. Верхний поток колонны 159, по меньшей мере, частично конденсируется, проходя через трубопровод 265 в ребойлер 263 указанной колонны отгонки легких фракций, и возвращается посредством трубопровода 266 в верх колонны для рафината, при этом остальная часть смеси ксилолов отводится по трубопроводу 160. Как и на фиг.2, кипячение в колонне осуществляется с помощью нижнего потока ксилоловой колонны высокого давления, транспортируемого по трубопроводу 259, при этом, как и раньше, весь десорбент возвращают в процесс адсорбции по трубопроводу 161.
Рафинат, содержащий неравновесную смесь изомеров ксилола и этилбензол, через трубопровод 160 направляют в реактор 162 изомеризации. В реакторе 162 изомеризации рафинат изомеризуется с получением продукта, приближающегося к равновесным концентрациям изомеров ароматических соединений С8. Продукт направляется через трубопровод 163 в гептаноотгонную колонну 164, в которой извлекают углеводороды С7 и более легкие углеводороды и предпочтительно осуществляют кипячение, используя верхний поток, проходящий через трубопровод 265 из колонны 152 отделения пара-ксилола. Кубовый поток из гептаноотгонной колонны по трубопроводу 165 транспортируется в ксилольную колонну 133 для отделения С9 и более тяжелых соединений от изомеризованных ароматических соединений С8. Отводимый с верха гептаноотгонной колонны 164 поток жидкой фракции направляют в стриппинг-колонну 166, в которой происходит отделение легких продуктов верхнего потока, проходящих через трубопровод 167, от углеводородов С6 и С7, которые через трубопровод 168 направляют в аппарат 120 экстрактивной ректификации для извлечения и очистки объемов бензола и толуола. Величины давления в гептаноотгонной колонне 164 и стриппинг-колонне 166 выбирают для теплообмена или генерирования водяного пара аналогичным образом, как и в ксилольных колоннах, согласно изложенному в других местах настоящего описания.
Фиг.3 более подробно иллюстрирует обмен теплотой в соответствии с настоящим изобретением между параллельными ксилольными ректификационными колоннами 130 и 133. Сырье, подаваемое в кислольную колонну 130 низкого давления, представляет собой кубовый поток, подаваемый через трубопровод 128 из толуольной колонны, а именно, обработанный глиной кубовый поток из колонны разделения риформата, транспортируемый по трубопроводу 116, и продувочные ароматические соединения С8, транспортируемые по трубопроводу 138, и может включать другие потоки, содержащие ароматические соединения С8, которые являются неподходящими для переработки в ксилольной колонне высокого давления, а также часть дегептанизированного потока 165, если его следует принимать во внимание для энергетических балансов. Объединенные сырьевые потоки тяжелого риформата и кубового потока из толуольной колонны могут содержать тяжелые ароматические соединения, которые подвержены разложению при высоких температурах, и рабочий процесс при давлении менее 800 кПа позволяет поддерживать температуры в нижней части колонны и ребойлере, которые исключают такое разложение. Ксилольная колонна низкого давления отделяет концентрированные ароматические соединения С8, отводимые в качестве верхнего потока и транспортируемые через трубопровод 131, от потока с высокой температурой кипения, содержащего углеводороды С9, С10 и более тяжелые ароматические соединения, отводимые в качестве кубового потока и транспортируемые через трубопровод 132. Верхний поток, отводимый из колонны 130 через трубопровод 230 (см. фиг.2), может быть использован, по меньшей мере, частично для генерирования водяного пара или кипячения в других колоннах, как было отмечено выше, и в результате конденсируется с получением флегмы, направляемой в колонну, а также чистого верхнего потока, направляемого по трубопроводу 131 на отделение ксилола.
Одновременно поток изомеризованных ароматических соединений С8 через трубопровод 165 направляют в ксилольную колонну 133 высокого давления. Этот поток имеет более низкую концентрацию тяжелых углеводородов, подверженных разложению, чем сырье, поступающее в колонну 130. В соответствии с настоящим изобретением, как было отмечено выше, давление в этой колонне превышает давление в ксилоловой колонне низкого давления для того, чтобы можно было сэкономить энергию за счет одновременно более высоких температур, которые могут быть использованы для обмена теплотой на полезных энергетических уровнях. В этой связи температура паров, отводимых с верха ксилольной колонны 133 высокого давления, является достаточной для получения полезной энергии для других целей в установке для переработки ароматических соединений. Как указано выше, температура отводимых с верха паров является достаточной для кипячения в ребойлере 135 ксилольной колонны 130 низкого давления, при этом получают флегму для колонны 133 и чистый поток в трубопроводе 136. Небольшой чистый кубовый поток по трубопроводу 138 предпочтительно направляют в колонну 130 низкого давления для извлечения остальных ароматических соединений С8.
В качестве альтернативы или дополнительно, температура паров, отводимых с верха ксилольной колонны 133 высокого давления, является достаточной для генерирования водяного пара, используемого для целей нагревания или для кипячения в колоннах других установок для нефтепереработки. Такой водяной пар генерируется обычно с давлением, превышающим 300 кПа, предпочтительно, по меньшей мере, 500 кПа и наиболее предпочтительно 1000 кПа или выше. Отводимые с верха пары могут непосредственно обмениваться теплотой с водяным контуром, который питает нагревательный паровой барабан. Наиболее часто питающую воду нагревают в теплообменниках, отделенных от парового барабана. Ряд водяных контуров, обслуживающих различные теплообменники, включены параллельно друг другу и питают один паровой барабан для получения водяного пара желаемого давления, для которого необходим лишь один комплект контрольно-измерительной аппаратуры. Такие системы генерирования пара хорошо известны, и могут быть добавлены подробности с учетом изложенного в патентном документе US 7730854, полностью включенном в настоящее описание посредством ссылки.
Энергосбережение в соответствии с настоящим изобретением, обычно предполагающее минимальное сближение температур рабочих текучих сред, улучшается за счет использования теплообменников, имеющих увеличенную поверхность для пузырькового режима кипения. Увеличенная поверхность для кипения может быть создана различными путями, описанными, например, в патентных документах US 3384154, US 3821018, US 4064914, US 4060125, US 3906604, US 4216826, US 3454081, US 4769511 и US 5091075, которые включены полностью в настоящее описание посредством ссылки. Так, система труб, обеспечивающая высокую интенсивность теплового потока, является, в частности, подходящей для обмена теплотой между потоком продукта, отводимым с верха второй ксилольной колонны высокого давления, и ребойлером первой ксилольной колонны низкого давления, или для генерации водяного пара с использованием потока, отводимого с верха ксилольной колонны.
Обычно увеличенные поверхности для пузырькового кипения предусмотрены в трубах кожухотрубных теплообменников. Трубы с увеличенной поверхностью изготавливают различными способами, которые хорошо известны специалистам в данной области техники. Например, такие трубы могут содержать кольцевые или спиральные щелевые каналы, проходящие вдоль поверхности трубы, полученные путем механической обработки трубы. В качестве альтернативы, на поверхности могут быть выполнены ребра. Кроме того, трубы могут быть выполнены с рифленой поверхностью для формирования выступов и канавок, с пористым слоем и тому подобным.
Обычно более эффективные трубы с увеличенной поверхностью имеют пористый слой на той стороне трубы, где происходит кипение. Пористый слой может быть получен рядом различных способов, хорошо известных специалистам в данной области техники. Наиболее эффективные из этих пористых поверхностей имеют то, что называют проходными пустотами, которые захватывают пары в эти пустоты слоя через ограниченные отверстия в полостях. Согласно одному такому способу, описанному в US 4064914, пористый слой кипения прикрепляют к одной стороне теплопроводной стенки. Существенной особенностью слоя пористой поверхности являются взаимосвязанные поры капиллярного размера, некоторые из которых сообщаются с внешней поверхностью. Жидкость, подлежащая кипению, поступает в подповерхностные полости через внешние поры и подповерхностные взаимосвязанные поры, и она
1. Способ получения пара-ксилола из потоков сырья, содержащих ароматические соединения С8, а также С9 и более тяжелые ароматические соединения, включающий:
(a) процесс ректификации, включающий использование двух ксилольных колонн, отделяющих ароматические соединения С8 от С9 и более тяжелых ароматических соединений, содержащихся в по меньшей мере одном потоке сырья с более высокой температурой кипения и в по меньшей мере одном потоке сырья, имеющем более низкую температуру кипения, при этом указанный, по меньшей мере, один поток сырья с более высокой температурой кипения имеет более высокое содержание С9 и более тяжелых ароматических соединений, по сравнению с по меньшей мере одним потоком сырья, имеющим более низкую температуру кипения; процесс ректификации включает ректификацию, по меньшей мере, одного потока сырья, имеющего более высокую температуру кипения, в первой ксилольной колонне при первом давлении для отделения первого потока ароматических соединений С8 от первого потока С9 и более тяжелых ароматических соединений, и ректификацию, по меньшей мере, одного потока сырья, имеющего более высокую температуру кипения, во второй ксилольной колонне при втором давлении для отделения второго потока ароматических соединений С8 от второго потока С9 и более тяжелых ароматических соединений, причем величина второго давления выше первого давления, и поток продукта, отводимого с верха второй ксилольной колонны, обменивается теплотой с ребойлером первой ксилольной колонны;
(b) процесс отделения пара-ксилола для его извлечения из одного или обоих из первого и второго потоков ароматических соединений С8 путем ввода одного или обоих потоков ароматических соединений С8 и потока десорбента в процесс адсорбции для получения первой смеси, содержащей пара-ксилол и десорбент, и второй смеси, содержащей рафинат и десорбент; и
(c) процесс извлечения десорбента для разделения второй смеси со стадии (b) путем ректификации второй смеси в колонне для отгона легких фракций, за которой размещена находящаяся под давлением колонна рафината, служащая для получения потока рафината и потока десорбента, и возвращения потока десорбента в процесс отделения пара-ксилола, при этом поток, отводимый с низа второй ксилольной колонны на стадии (а), обеспечивает подвод теплоты к ребойлеру находящейся под давлением колонны рафината.
2. Способ по п.1, в котором второе давление, по меньшей мере, на 400 кПа выше первого давления.
3. Способ по п.1, в котором первое давление находится в интервале от 100 кПа до 800 кПа.
4. Способ по п.2, в котором первое давление находится в интервале от 100 кПа до 800 кПа.
5. Способ по п.1, в котором ребойлер первой ксилольной колонны имеет увеличенную поверхность для осуществления пузырькового кипения.
6. Способ по п.1, в котором, по меньшей мере, один поток сырья с более высокой температурой кипения содержит более 5 мас.% С9 и более тяжелых ароматических соединений.
7. Способ по п.2, в котором, по меньшей мере, один поток сырья с более высокой температурой кипения содержит более 5 мас.% С9 и более тяжелых ароматических соединений.
8. Способ по п.3, в котором, по меньшей мере, один поток сырья с более высокой температурой кипения содержит более 5 мас.% С9 и более тяжелых ароматических соединений.
9. Способ по п.4, в котором, по меньшей мере, один поток сырья с более высокой температурой кипения содержит более 5 мас.% С9 и более тяжелых ароматических соединений.
10. Способ по п.1, в котором, по меньшей мере, один поток сырья с более низкой температурой кипения содержит менее 5 мас.% С9 и более тяжелых ароматических соединений.
11. Способ по п.2, в котором, по меньшей мере, один поток сырья с более низкой температурой кипения содержит менее 5 мас.% С9 и более тяжелых ароматических соединений.
12. Способ по п.3, в котором, по меньшей мере, один поток сырья с более низкой температурой кипения содержит менее 5 мас.% С9 и более тяжелых ароматических соединений.
13. Способ по п.4, в котором, по меньшей мере, один поток сырья с более низкой температурой кипения содержит менее 5 мас.% С9 и более тяжелых ароматических соединений.
14. Способ по п.6, в котором, по меньшей мере, один поток сырья с более низкой температурой кипения содержит менее 5 мас.% С9 и более тяжелых ароматических соединений.
15. Способ по п.1, в котором, по меньшей мере, один поток сырья с более низкой температурой кипения содержит часть или весь кубовый поток, полученный в процессе дегептанизации продукта изомеризации ароматических соединений С8.
16. Способ по п.10, в котором, по меньшей мере, один поток сырья с более низкой температурой кипения содержит часть или весь кубовый поток, полученный в процессе дегептанизации продукта изомеризации ароматических соединений С8.
17. Способ по п.1, в котором поток, отводимый с верха находящейся под давлением колонны рафината, обменивается теплотой с парогенератором для получения водяного пара промежуточного давления.
18. Способ по п.2, в котором поток, отводимый с верха находящейся под давлением колонны рафината, обменивается теплотой с парогенератором для получения водяного пара промежуточного давления.
19. Способ по п.3, в котором поток, отводимый с верха находящейся под давлением колонны рафината, обменивается теплотой с парогенератором для получения водяного пара промежуточного давления.
20. Способ по п.1, в котором в результате теплообмена между потоком, отводимым с верха второй ксилольной колонны, и ребойлером первой ксилольной колонны, происходит конденсация потока, отводимого с верха второй ксилольной колонны.
21. Способ по п.2, в котором в результате теплообмена между потоком, отводимым с верха второй ксилольной колонны, и ребойлером первой ксилольной колонны происходит конденсация потока, отводимого с верха второй ксилольной колонны.
22. Способ по п.3, в котором в результате теплообмена между потоком, отводимым с верха второй ксилольной колонны, и ребойлером первой ксилольной колонны происходит конденсация потока, отводимого с верха второй ксилольной колонны.
23. Способ по п.1, в котором процесс отделения пара-ксилола представляет собой процесс адсорбционного разделения с псевдодвижущимся слоем.
24. Способ по п.2, в котором процесс отделения пара-ксилола представляет собой процесс адсорбционного разделения с псевдодвижущимся слоем.
25. Способ по п.3, в котором процесс отделения пара-ксилола представляет собой процесс адсорбционного разделения с псевдодвижущимся слоем.
