Энергосберегающая рециркуляция нафтенов посредством использования фракционирующей колонны с отбором бокового погона и частичной конденсации

Изобретение относится к способу рециркуляции нафтенов в реактор, а также к устройству. Способ предусматривает: проведение в реакторе реакции сырьевого потока реактора, содержащего изомеры ксилола, этилбензол, С8-нафтены и водород, на катализаторе изомеризации этилбензола при условиях в реакторе, причем по меньшей мере часть этилбензола в сырьевом потоке реактора превращается в изомеры ксилола так, что образуется выходящий поток реактора, содержащий изомеры ксилола и С8-нафтены; охлаждение и разделение выходящего потока реактора с образованием первого сконденсированного жидкого потока и первого парообразного потока; охлаждение и разделение первого парообразного потока с образованием второго сконденсированного жидкого потока и второго парообразного потока; подачу первого сконденсированного жидкого потока и второго сконденсированного жидкого потока в колонну с отбором бокового погона с получением потока бокового погона, содержащего С8-ароматические вещества и С8-нафтены; извлечение параксилола из потока бокового погона в секции извлечения параксилола, получая обедненный по параксилолу поток, причем обедненный по параксилолу поток содержит часть С8-нафтенов; и рециркуляцию обедненного по параксилолу потока в реактор. Обедненный по параксилолу поток рециркулируют назад в реактор, таким образом предотвращая избыточную потерю нафтенов из процессов. 2 н. и 16 з.п. ф-лы, 4 ил., 7 табл., 2 пр.

 

Ссылка на родственные заявки

Согласно настоящей заявке испрашивается приоритет в соответствии с предварительной заявкой на выдачу патента США №61/917055, поданной 17 декабря 2013 г., которая таким образом включена ссылкой во всей своей полноте.

Область техники, к которой относится настоящее изобретение

Настоящее раскрытие относится к способам и устройствам для энергосберегающей рециркуляции нафтенов при производстве параксилола. Такие способы и устройства включают схему частичной конденсации и фракционирующую колонну с отбором бокового погона.

Предшествующий уровень техники настоящего изобретения

Параксилол является полезным химическим промежуточным веществом, которое окисляется с образованием терефталевой кислоты, которая является предшественником сложного полиэфира. Установки производства параксилола (рХ) обычно содержат три секции в контуре рециркуляции: 1) секцию извлечения рХ для извлечения рХ из потоков, содержащих все три изомера ксилола, которая дает поток продукционного рХ и обедненный по рХ поток; 2) секцию изомеризации, содержащую в реакторе катализатор изомеризации ксилола, на котором изомеризуются ксилолы в обедненном по рХ потоке до практически равновесного содержания; и 3) секцию фракционирования для разделения побочных продуктов, полученных в реакторе и/или находящихся в свежем сырье. Свежее сырье для установок получения рХ и, таким образом, для секции извлечения рХ обычно также содержит этилбензол (ЕВ), который является структурным изомером ксилолов с такой же молекулярной формулой, как у изомеров ксилола. Непрактично удалять ЕВ из этих потоков при помощи дистилляции из-за того, что его температура кипения очень близка к температуре кипения изомеров ксилола. Таким образом, ЕВ следует превращать в ксилолы или в побочные продукты, которые можно легко отделять дистилляцией для предотвращения его накопления в цикле. Существует несколько типов катализаторов изомеризации ксилолов, которые превращают ЕВ различными путями. Катализаторы типа изомеризации этилбензола обеспечивают средства для превращения этилбензола в ксилолы и дают высокие выходы параксилола. Нафтены, циклические насыщенные соединения, представляют собой промежуточные соединения при конверсии ЕВ в ксилолы и находятся приблизительно в равновесии с ароматическими веществами в выходящем потоке реактора. Эти нафтеновые промежуточные соединения следует эффективно рециркулировать назад в реактор, чтобы избежать избыточной потери ксилола.

Конструкции предшествующего уровня техники для получения параксилола и рециркуляции нафтенов энергозатратные и, таким образом, дорогие в эксплуатации. Например, в некоторых способах предшествующего уровня техники используют отдельную колонну для нафтенов. Таким образом, существует потребность в энергосберегающем способе рециркуляции нафтенов в процессе производства параксилола.

Краткое раскрытие настоящего изобретения

Согласно одному аспекту обеспечивается способ, предусматривающий приведение в реакцию в реакторе сырьевого потока реактора, содержащего изомеры ксилола, этилбензол, С8-нафтены и водород, на катализаторе изомеризации этилбензола так, что получается выходящий поток реактора, содержащий изомеры ксилола и С8-нафтены; охлаждение и разделение выходящего потока реактора с образованием первого сконденсированного жидкого потока и первого парообразного потока и охлаждение и разделение первого парообразного потока с образованием второго сконденсированного жидкого потока и второго парообразного потока. Способ дополнительно предусматривает подачу первого сконденсированного жидкого потока и второго сконденсированного жидкого потока в колонну с отбором бокового погона для получения потока бокового погона, содержащего С8-ароматические вещества и часть С8-нафтенов, и извлечение параксилола из потока бокового погона в секции извлечения параксилола.

Согласно другому аспекту обеспечивается способ рециркуляции нафтенов в реактор, причем способ предусматривает приведение в реакцию в реакторе сырьевого потока реактора, содержащего изомеры ксилола, этилбензол, С8-нафтены и водород, на катализаторе изомеризации этилбензола при условиях в реакторе, причем, по меньшей мере, часть этилбензола в сырьевом потоке реактора превращается в изомеры ксилола так, что получается выходящий поток реактора, содержащий изомеры ксилола и С8-нафтены; охлаждение и разделение выходящего потока реактора с образованием первого сконденсированного жидкого потока и первого парообразного потока и охлаждение и разделение первого парообразного потока с образованием второго сконденсированного жидкого потока и второго парообразного потока. Способ дополнительно предусматривает подачу первого сконденсированного жидкого потока и второго сконденсированного жидкого потока в колонну с отбором бокового погона с получением потока бокового погона, содержащего С8-ароматические вещества и С8-нафтены, извлечение параксилола из потока бокового погона в секции извлечения параксилола, получение обедненного по параксилолу потока, причем обедненный по параксилолу поток содержит часть С8-нафтенов, и рециркуляцию обедненного по параксилолу потока в реактор.

Согласно еще одному аспекту обеспечивается устройство для рециркуляции нафтенов в реактор, причем устройство содержит подогреватель для подогрева жидкого потока, содержащего этилбензол, изомеры ксилола и С8-нафтены, с образованием подогретого жидкого потока, причем подогретый жидкий поток объединяется с потоком рециркулирующего газа, содержащим водород, с образованием сырьевого потока реактора, и реактор для проведения реакции сырьевого потока реактора с получением выходящего потока реактора, содержащего изомеры ксилола и С8-нафтены. Устройство дополнительно содержит первое охлаждающее устройство для охлаждения выходящего потока реактора с получением охлажденного выходящего потока реактора; первый барабан-сепаратор для разделения охлажденного выходящего потока реактора на первый сконденсированный жидкий поток и первый парообразный поток; второе охлаждающее устройство для охлаждения первого парообразного потока с получением охлажденного первого парообразного потока, содержащего парообразную фазу и жидкую фазу, и второй барабан-сепаратор для разделения охлажденного первого парообразного потока на второй сконденсированный жидкий поток и второй парообразный поток. Устройство также содержит колонну с отбором бокового погона для приема первого сконденсированного жидкого потока и второго сконденсированного жидкого потока и получения потока бокового погона, причем поток бокового погона содержит С8-ароматические вещества и более 70% С8-нафтенов; секцию извлечения параксилола для разделения потока бокового погона на поток продукционного параксилола и обедненный по параксилолу поток, причем обедненный по параксилолу поток содержит по существу все С8-нафтены из потока бокового погона, и рециркулирующее устройство для рециркуляции обедненного по параксилолу потока в реактор.

Краткое описание чертежей

На фиг. 1 представлено устройство для получения параксилола предшествующего уровня техники.

На фиг. 2 представлено устройство для получения параксилола с частичной конденсацией и одной колонной с отбором бокового погона.

На фиг. 3 представлена тарелка отбора бокового погона.

На фиг. 4 представлено устройство для получения параксилола с частичной конденсацией и двумя колоннами, работающими по существу как одна колонна с отбором бокового погона.

Подробное раскрытие настоящего изобретения

Смешанные ксилолы - выражение, используемое для потока, содержащего не только изомеры ксилола, а также этилбензол (ЕВ), который имеет такую же молекулярную формулу, как изомеры ксилола (C8H10), но является структурным изомером, который имеет одну этильную группу, присоединенную к бензолу, а не две метальные группы, как в случае изомеров ксилола. Существует три изомера ксилола: ортоксилол (оХ), метаксилол (mX) и параксилол (рХ). В совокупности изомеры ксилола и ЕВ называются С8-ароматические вещества или С8А. Специалисты в данной области техники поймут, что обозначение «СХ» относится к соединению, содержащему X атомов углерода, «СХ+» относится к соединениям, содержащим X или более атомов углерода, а «СХ-» относится к соединениям, содержащим X или менее атомов углерода. С8А означает ароматические вещества с восьмью углеродами. С9А+ означает ароматические вещества с девятью или более углеродами.

Порядок температур кипения при нормальных условиях для С8А представлен от низшей к высшей: ЕВ, рХ, mX и оХ. Однако, все температуры кипения С8А очень близки. Таким образом, непрактично выделять отдельные компоненты ЕВ, рХ или mX с высокой чистотой из смеси С8А дистилляцией. оХ характеризуется несколько более высокой температурой кипения, чем ЕВ, рХ и mX, и, таким образом, может быть экономично отделен от других С8А дистилляцией, и это осуществляют в промышленных масштабах. Однако, извлечение оХ дистилляцией требует дистилляционных колонн с множеством тарелок и большими количествами обратного потока и, таким образом, высокими энергозатратами. Параксилол является изомером, извлекаемым в самом большом объеме, поскольку он окисляется до терефталевой кислоты, которая является предшественником сложного полиэфира, который используют для получения волокон для одежды, пластиковых бутылок для напитков и пленок.

Установки производства параксилола (рХ) обычно содержат три секции в контуре рециркуляции: 1) секцию извлечения рХ для извлечения рХ из потоков, содержащих все три изомера ксилола, что дает поток продукционного рХ и обедненный по рХ поток; 2) секцию изомеризации, содержащую в реакторе катализатор изомеризации ксилола, на котором изомеризуются ксилолы в обедненном по рХ потоке до приблизительно равновесного содержания; и 3) секцию фракционирования для разделения побочных продуктов, полученных в реакторе и/или находящихся в свежем сырье. Параксилол обычно извлекают кристаллизацией или селективной адсорбцией, такой как в технологии Parex® от UOP.

Обычно в автономные установки получения рХ подают свежее сырье в виде С8-дистилляционной фракции продукта риформинга, полученного из нафты на установке каталитического риформинга нефтеперерабатывающего завода, или бензина пиролиза (пиробензина), который является побочным продуктом крекинг-установок олефинов. Смешанные ксилолы пиробензина обычно имеют большее содержание этилбензола, чем смешанные ксилолы, полученные из продукта риформинга. Содержание этилбензола ксилолов пиробензина может составлять до 30-60 масс. %. Содержание этилбензола смешанных ксилолов, полученных из продукта риформинга, обычно составляет приблизительно 12-20 масс. %.

Установки получения рХ часто являются частью комплекса производства/получения ароматических веществ, который содержит установку получения рХ и другие установки, которые дают смешанное ксилольное сырье, например: установки диспропорционирования (TDP) толуола (TOL); установки селективного TDP (STDP), которые дают смешанные ксилолы с очень высоким процентным содержанием (>80%) рХ среди изомеров ксилола (pX/XYL=%pX/(%pX+%mX+%oX), или установки переалкилирования TOL/A9+ или А9+. Ксилолы, полученные на установках TDP, STDP, переалкилирования TOL/A9+ или А9+, обычно имеют намного меньшее содержание этилбензола, чем смешанные ксилолы, полученные из продукта риформинга, обычно менее чем приблизительно 5 масс. % этилбензола.

Сырье в секции извлечения рХ разделяют на продукционный рХ и поток, обедненный по рХ больше, чем сырье для секции, известный как рафинат в случае селективной адсорбции или поток возвратного фильтрата в случае кристаллизации (также называемый обедненный по параксилолу поток). Этот поток рециркулируют назад в реактор. Катализатор изомеризации ксилола используют в реакторе для изомеризации изомеров ксилола в жидком сырье реактора до приблизительно равновесного содержания и для превращения, по меньшей мере, части этилбензола в ксилолы или побочные продукты, которые можно легко отделять от С8-ароматических веществ в секции фракционирования для предотвращения накопления этилбензола в контуре рециркуляции установки получения рХ. Превращение этилбензола обычно медленнее, чем изомеризация ксилола, и, таким образом, катализаторы изомеризации ксилола часто классифицируют по способу, которым они превращают этилбензол. Несколько типов катализаторов могут быть пригодны, включая те, которые участвуют в изомеризации этилбензола, деалкилировании этилбензола и переалкилировании этилбензола.

Выбор катализатора изомеризации ксилола зависит от доступности сырья, поскольку три типа катализаторов изомеризации ксилола, упомянутые выше, обеспечивают различные выходы рХ из заданного количества смешанного ксилольного сырья, а также от состава сырья, в частности отношения этилбензола к изомерам ксилола в сырье. В настоящее время, наиболее распространенным типом катализатора изомеризации ксилола является катализатор типа деалкилирования этилбензола, который превращает этилбензол посредством реакции с водородом с образованием бензола и этана. Катализаторы изомеризации этилбензола также пригодны, в частности, когда недоступны большие количества сырья, или когда сырье содержит большое количество этилбензола, например, в автономной установке получения рХ, в которой обрабатывают С8А из ксилолов продукта риформинга или пиробензина. Этот катализатор способен превращать этилбензол в изомеры ксилола. Этот тип катализатора объединяет сильный катализатор гидрирования/дегидрирования и кислотный катализатор. Сильный катализатор гидрирования/дегидрирования обычно содержит благородный металл, наиболее предпочтительно платину (Pt) или Pt, легированную или промотированную другими элементами. Распространенные легирующие присадки или промоторы включают, помимо прочего, олово и рений. Этилбензол превращается в ксилолы посредством сначала насыщения ароматического кольца этилбензола на катализаторе гидрирования/дегидрирования с образованием этилгиклогексана. Кислотный катализатор затем изомеризует этилциклогексан в диметилциклогексаны через алкилциклопентановые промежуточные соединения. Катализатор гидрирования/дегидрирования затем дегидрирует диметилциклогексаны с образованием изомеров ксилола. Кислотные катализаторы включают, помимо прочего, хлорированный оксид алюминия, диоксид кремния-оксид алюминия и молекулярные сита. Морденит является распространенным типом молекулярного сита, используемым в катализаторах изомеризации этилбензола.

Сильный катализатор гидрирования/дегидрирования обычно дает приблизительно равновесное насыщение кольца между этилбензолом, ксилолами и их соответствующими насыщенными циклическими соединениями, включая этилциклогексан и диметилциклогексаны, а кислотный катализатор обычно дает приблизительно равновесное распределение С8-нафтенов или C8N (включая этилциклогексан, С8-алкилциклопентаны и диметилциклогексаны). С8-нафтены известны в общем как группа нафтенов. Группу нафтенов в выходящем потоке реактора можно эффективно улавливать и рециркулировать назад в реактор для предотвращения общей потери ценных ароматических веществ в сырье при получении малоценных неароматических побочных продуктов.

Побочные реакции, такие как реакции переалкилирования, крекинга и/или гидрокрекинга, обычно дают некоторые легкие ароматические вещества (бензол и толуол), некоторые легкие неароматические вещества (С1-С6 парафины и нафтены (С1-С6 P&N)) и тяжелые ароматические вещества (С9А+). Например, диспропорционирование ксилола дает толуол (TOL) и изомеры триметилбензола (ТМВ, С9А) из двух молекул ксилола. Легкие и тяжелые ароматические побочные продукты удаляют в секции фракционирования установки получения рХ.

Катализаторы изомеризации этилбензола доступны от ряда коммерческих поставщиков. Некоторые из катализаторов изомеризации этилбензола, которые предлагаются или предлагались, включают катализаторы I-9, I-200, I-400, предлагаемые UOP, и семейство катализаторов Oparis™ и Zapheis™, предлагаемое Zeolyst. Работа этих катализаторов от Zeolyst известна. Смотри, например, Monique van der Zon, «Xylene Isomerization Catalyst and its Latest Developments», Zeolyst Users' Conference 2012. В Sinopec также разработали свой собственный катализатор изомеризации этилбензола, RIC-200. Смотри Q. Hou and Z. Liang, Petrochemical Technology (Chinese), 40, 1325 (2011) (здесь и далее «публикация Sinopec»).

Одна общеизвестная конструкция предшествующего уровня техники для схемы установки получения рХ, в которой используют катализатор изомеризации этилбензола, содержит секцию изомеризации способа Isomar® от UOP и секцию извлечения рХ Parex® от UOP. Смотри R.A. Meyers, editor, Handbook of Petroleum Refining Processes, 3rd Edition, Mc-Graw-Hill (2004). В способе Isomar® от UOP выходящий поток реактора охлаждают в теплообменнике сырья/выходящего потока, а затем дополнительно охлаждают до приблизительно температуры окружающей среды посредством воздушного или водяного охлаждения. Охлажденный выходящий поток реактора затем обычно направляют в один барабан-сепаратор, где рециркулирующий газ отделяют от сконденсированной жидкости. Рециркулирующий газ сжимают, объединяют с подпиточным водородом перед сжатием или после него, а затем рециркулируют в реактор. Сконденсированную жидкость направляют в секцию фракционирования, состоящую из гептаноотгонной колонны и колонны отделения ксилолов. UOP рассматривает гептаноотгонную колонну как часть установки изомеризации Isomar®, а колонну отделения ксилолов - как часть установки Parex®. Однако, следует понимать, что гептаноотгонная колонна и колонна отделения ксилолов являются частью секции фракционирования общей установки получения рХ. Гептаноотгонная колонна и колонна отделения ксилолов обычно имеют отдельные подогреватели. В гептаноотгонной колонне отделяется поток легкого жидкого дистиллята, содержащего бензол (Bz), TOL и легкие неароматические вещества, из выходящего потока реактора. C8N можно отделять в кубовый продукт гептаноотгонной колонны, а затем рециркулировать в реактор через колонну для ксилолов и установку Parex®. Согласно этой схеме C8N должны выпариваться в верхней части колонны фракционирования ксилолов и снова в колонне рафинирования установки Parex® с тем, чтобы оказаться в потоке рафината для рециркуляции в реактор. Однако, C8N обычно характеризуются температурами кипения ниже, чем С8А, и, таким образом, их можно отбирать в верхней части гептаноотгонной колонны, а затем извлекать для рециркуляции в виде кубового продукта отдельной колонны для нафтенов. Смотри А. Regular, «Commercial Application of OparisPlus in ZRCC», the 2012 Zeolyst Users' Conference, Shanghai, China, May, 2012. Отдельная колонна для нафтенов необходима в этом случае для отделения бензола и толуола и других легких неароматических побочных продуктов в жидком, выходящем сверху гептаноотгонной колонны потоке от C8N.

На фиг. 1 показаны секции изомеризации и фракционирования одного устройства предшествующего уровня техники для получения параксилола, содержащего колонну для нафтенов, как обсуждалось выше. Эта схема является энергозатратной и требует капитальных затрат на колонну для нафтенов.

Давление обедненного по рХ потока 101, который является комбинацией кубового продукта 102 колонны для нафтенов и обедненного по рХ потока 103, повышают посредством насоса 104 с получением потока 105. Поток 103 представляет собой обедненный по рХ поток, выходящий из секции 106 извлечения рХ. Жидкий поток 105 можно объединять с потоком 107 рециркулирующего газа для получения сырьевого потока 108 реактора. Сырьевой поток реактора можно нагревать в первой нагревательной установке 109, которая может представлять собой холодную сторону теплообменника. В этом случае первая нагревательная установка 109 и первая холодильная установка 110 представляют собой холодную сторону и теплую сторону теплообменника, обычно известного как теплообменник сырья/выходящего потока, а пунктирная линия 111 представляет теплообмен между двумя сторонами. В этом случае холодные потоки, входящие в первую нагревательную установку 109, нагреваются горячим выходящим потоком реактора с получением нагретого сырьевого потока 112 реактора. Потоки 107 и 108 можно объединять посредством отдельных форсунок, питающих холодную сторону теплообменника. Нагретый сырьевой поток 112 реактора можно дополнительно нагревать в печи 113 и можно подавать в реактор 114, где его можно приводить в реакцию с водородом на катализаторе с получением выходящего потока 115 реактора. Катализатор может представлять собой катализатор типа изомеризации этилбензола. Выходящий поток 115 реактора можно подавать в первую холодильную установку 110 и вторую холодильную установку 116 для получения охлажденного выходящего потока 117 реактора. Выходящий поток из первой холодильной установки 110 направляют во вторую холодильную установку 116, которая может представлять собой установку с воздушным или водяным охлаждением. Охлажденный выходящий поток 117 реактора можно охлаждать приблизительно до температуры окружающей среды, предпочтительно до температуры окружающей среды в диапазоне от приблизительно 5 градусов Цельсия до приблизительно 30 градусов Цельсия. Охлажденный выходящий поток 117 реактора можно направлять в барабан-сепаратор 118 для получения парообразного потока 119 и сконденсированного жидкого потока 120. Часть парообразного потока 119 можно удалять посредством потока 121, а остальное (поток 122) можно сжимать в компрессоре 123 с образованием сжатого потока 124 и объединять с потоком подпиточного водорода 125 с образованием потока 107. Сконденсированный жидкий поток 120 можно подогревать в установке 126, которая может представлять собой теплообменник, а затем можно подавать в секцию 127 фракционирования. Секция 127 фракционирования может содержать гептаноотгонную колонну 128, колонну 129 отделения ксилолов и колонну 130 для нафтенов, причем гептаноотгонная колонна 128 и колонна 129 отделения ксилолов имеют отдельные подогреватели (подогреватель 131 гептаноотгонной колонны и подогреватель 132 колонны отделения ксилолов). Гептаноотгонная колонна 128 и колонна 129 отделения ксилолов имеют отдельные конденсаторы (конденсатор 133 гептаноотгонной колонны и конденсатор 134 колонны отделения ксилолов). Если секция 106 извлечения рХ представляет собой установку селективной адсорбции, конденсатор 134 колонны отделения ксилолов может содержать несколько конденсаторов соединенных последовательно или параллельно, и конденсирующую способность можно использовать для нагревания или подогревания потоков в секции отделения рХ или использовать для получения пара.

Сконденсированный жидкий поток 120 можно сначала подогревать в установке 126, которая может представлять собой один или несколько теплообменников, нагреваемых горячими технологическими потоками (не показаны) или паром с получением подогретого сырьевого потока 135 гептаноотгонной колонны. Поток 135 можно подавать в гептаноотгонную колонну 128, где его можно разделять на продукты верхнего погона гептаноотгонной колонны, включая парообразный продукт верхнего погона гептаноотгонной колонны (поток 136) и жидкий продукт верхнего погона гептаноотгонной колонны (поток 137), и кубовой продукт 138 гептаноотгонной колонны. Кубовой продукт гептаноотгонной колонны (поток 138) может по существу не содержать бензол и легкокипящие компоненты, но может содержать часть TOL из выходящего потока реактора, который можно удалять в секции 106 извлечения рХ. Например, если некоторое количество TOL из выходящего потока реактора остается в потоке 138, часть можно удалять в секции 106 извлечения рХ в виде потока 144. Например, часть TOL в потоке 138 можно удалять в виде продукта верхнего погона колонны доочистки в секции отделения рХ Parex® от UOP, которая дает продукционный рХ в виде потока кубового продукта этой колонны. Жидкий продукт 137 верхнего погона гептаноотгонной колонны можно подавать в колонну 130 для нафтенов для получения продукта 139 верхнего погона колонны для нафтенов и кубового продукта 102 колонны для нафтенов. Продукт 139 верхнего погона колонны для нафтенов может содержать легкие неароматические побочные продукты и легкие ароматические побочные продукты, такие как бензол и толуол. Кубовой продукт 102 колонны для нафтенов может содержать С8-нафтены. С8-нафтены можно рециркулировать в реактор 114.

Свежее сырье, содержащее смешанное ксилольное сырье, может поступать в установку получения рХ в виде потока 140, который направляют в колонну 129 отделения ксилолов. Свежее сырье для установки получения рХ в комплексе ароматических веществ может также содержать С9А+. Например, свежее сырье для установки получения рХ может содержать поток кубового продукта С8А+ находящейся выше по потоку ректификационной колонны продукта риформинга. Он может также содержать поток С8А+ из установки TDP, STDP или TOL/A9+ или А9+. С8А+ продукта риформинга и С8А+ из других установок могут поступать в колонну на одну и ту же или разные питающие тарелки. Кубовой продукт 138 гептаноотгонной колонны можно также подавать в колонну 129 отделения ксилолов, где его можно разделять на продукт 141 верхнего погона колонны отделения ксилолов и кубовой продукт 142 колонны отделения ксилолов. Продукт верхнего погона 141 колонны отделения ксилолов может содержать главным образом С8-ароматические вещества, а кубовой продукт 142 колонны отделения ксилолов может содержать главным образом С9+ ароматические вещества. Кубовой продукт 142 колонны отделения ксилолов можно использовать в качестве потока побочного продукта, пригодного в качестве потока высокооктановой бензиновой смеси. Альтернативно, кубовой продукт 142 колонны отделения ксилолов можно деалкилировать и диспропорционировать сам по себе или с добавлением толуола для получения дополнительного сырья из изомеров ксилола для установки переалкилирования TOL/A9+ или А9+ (не показана). Продукт 141 верхнего погона колонны отделения ксилолов можно подавать в секцию 106 извлечения параксилола, что может давать поток 143 продукционного параксилола, обедненный по параксилолу поток 103 и поток 144 концентрированного TOL. Обедненный по рХ поток 103 можно объединять с кубовым продуктом 102 колонны для нафтенов и рециркулировать в реактор 114.

Альтернативно, С8-нафтены из сырьевого потока 135 гептаноотгонной колонны можно разделять с высоким выходом на поток 138 кубового продукта гептаноотгонной колонны и разделять с высоким выходом на поток 141 верхнего погона колонны отделения ксилолов и направлять в секцию 106 извлечения рХ. В этом случае колонну 130 для нафтенов и потоки 102 и 139 можно исключать, а нафтены можно рециркулировать в реактор 114 посредством потока 103.

Секция 106 извлечения рХ показана в виде одного блока, но будет обычно содержать ряд элементов оборудования. Для более подробного описания секции селективной адсорбции Parex® для извлечения рХ смотри R.A. Meyers, editor, Handbook of Petroleum Refining Processes, 3rd Edition, Mc-Graw-Hill (2004).

Аббревиатура ERTVRE относится к количеству энергии, требуемой для испарения жидкости, сконденсированной из выходящего потока реактора, который направляют в секцию фракционирования. Секция фракционирования, описанная в вышеуказанной схеме предшествующего уровня техники, требует, по меньшей мере, однократного ERTVRE для разделения легких и тяжелых побочных продуктов из потока, содержащего по существу С8А, и обычно требует более чем двукратного ERTVRE.

Эффективный катализатор изомеризации ксилола дает минимальное количество С9А+ побочных продуктов. Таким образом, легкие побочные продукты, С8А и C8N в выходящем потоке реактора составляют обычно более 90%, и часто более 95%, и во многих случаях более 99% углеводородов в выходящем потоке реактора. В секциях фракционирования предшествующего уровня техники легкие побочные продукты и С8А подают сверху в гептаноотгонную колонну и колонну отделения ксилолов, соответственно. C8N подают сверху в гептаноотгонную колонну или колонну отделения ксилолов. Если эти колонны были бы идеальными сепараторами, минимальное количество энергии, требуемое для перевода этих продуктов в верхнюю часть колонны, представляло бы собой количество энергии, требуемое для испарения этих продуктов и, таким образом, было бы близким к однократному ERTVRE, поскольку С9А+ составляют меньше 5% и во многих случаях менее чем приблизительно 1% конденсируемого выходящего потока реактора. Поскольку эти колонны не являются идеальными сепараторами, они требуют обратного потока, и коэффициенты обратного потока для этих колонн обычно больше единицы и более типично больше двух. Таким образом, на практике количество энергии, требуемое для гептаноотгонной колонны и колонны отделения ксилолов, обычно больше двукратного ERTVRE для этих секций фракционирования предшествующего уровня техники.

Настоящее раскрытие направлено на использование секции фракционирования, содержащей колонну с отбором бокового погона или двух отдельных колонн, работающих главным образом как одна колонна с отбором бокового погона, которые при объединении со схемой, известной как «частичная конденсация», могут обеспечивать соответствующее отделение побочных продуктов от потока, выходящего из реактора, в котором используют катализатор изомеризации этилбензола, в то же время требуя менее чем однократного ERTVRE и обычно менее чем приблизительно 60% ERTVRE. При помощи этой схемы C8N эффективно улавливают в потоке, содержащем главным образом С8А, который направляют в поток извлечения рХ. C8N отделяют от продукционного рХ в секции извлечения рХ в обедненный по рХ поток секции извлечения рХ, а затем рециркулируют в реактор, таким образом предотвращая их потерю из контура рециркуляции.

На фиг. 2 показана одна конструкция секции изомеризации и фракционирования настоящего раскрытия, которая содержит одну колонну с отбором бокового погона и секцию извлечения рХ кристаллизацией. Давление обедненного по рХ (возвратного фильтрата) потока 201, возвращающегося из секции 202 извлечения рХ, повышают посредством насоса 203 с получением жидкого потока 204.

Боковой погон обычно отводят с полуглухой тарелки. Изображение полуглухой тарелки 301 показано на фиг. 3. Пару 302 с тарелки ниже полуглухой тарелки позволяют проходить через вертикальные трубки и направляться на тарелку выше полуглухой тарелки. Жидкость 303 с тарелки выше полуглухой тарелки направляют в пространство вокруг вертикальных трубок. Регулируемое количество 304 жидкого бокового погона отбирают для поддержания уровня жидкости вокруг вертикальных трубок.

На фиг. 2 жидкий поток 204 можно подавать в первую нагревательную установку 205 и вторую нагревательную установку 206 для получения подогретого жидкого потока 207. Жидкий поток 204 может содержать этилбензол, изомеры ксилола и С8-нафтены. Подогретый жидкий поток 207 можно объединять с потоком 208 рециркулирующего газа с получением сырьевого потока 209 реактора.

Сырьевой поток 209 реактора можно дополнительно нагревать в третьей нагревательной установке 210. Первая нагревательная установка 205, вторая нагревательная установка 206 и третья нагревательная установка 210 могут представлять собой теплообменники. Установка 205 может представлять собой холодную сторону теплообменника с установкой 211 в качестве соответствующей теплой стороны. В этом случае пунктирная линия 212 представляет теплообмен между теплой стороной и холодной стороной, и, таким образом, холодный жидкий поток 204 можно подогревать горячим потоком 213. Установка 206 может представлять собой холодную сторону теплообменника с установкой 214 в качестве его соответствующей теплой стороны. В этом случае пунктирная линия 215 представляет теплообмен между теплой стороной и холодной стороной, и, таким образом, холодный жидкий поток 216 можно подогревать горячим потоком 217 бокового погона. Установка 210 может представлять собой холодную сторону теплообменника с установкой 218 в качестве его соответствующей теплой стороны, а затем пунктирная линия 219 представляет теплообмен между теплой стороной и холодной стороной, и, таким образом, холодный сырьевой поток 209 реактора можно подогревать горячим выходящим потоком 220 реактора с получением подогретого сырьевого потока 221 реактора. Температуру потока 221 можно дополнительно увеличивать путем нагревания в установке 222, которая может представлять собой печь, до желаемой температуры на входе в реактор.

Подогретый сырьевой поток 221 реактора можно подавать в реактор 223, где он может реагировать с водородом на катализаторе с получением выходящего потока 220 реактора. Катализатор может представлять собой катализатор типа изомеризации этилбензола. Катализатор изомеризации этилбензола может содержать кислотный катализатор и сильный катализатор гидрирования, способный гидрировать и дегидрировать ароматические кольца в сырьевом потоке реактора с получением приблизительно равновесного распределения ароматических веществ и нафтенов. Выходящий поток 220 реактора можно подавать в первую холодильную установку 218 с получением первого охлажденного выходящего потока 224 реактора, который имеет температуру выше, чем у холодного сырьевого потока 209 реактора. Первая холодильная установка 218 может представлять собой теплообменник.

Первый охлажденный выходящий поток 224 реактора можно направлять в высокотемпературный сепаратор 225, где его можно разделять с получением первого парообразного потока 226 и первого сконденсированного жидкого потока 227. Первый парообразный поток 226 можно использовать для подогрева жидкого потока 204 в первой нагревательной установке 205, после того как использовали для подогрева сырьевого потока 228 колонны с отбором бокового погона. Первый парообразный поток 226 можно охлаждать во второй холодильной установке 229, третьей холодильной установке (теплообменной установке 211) и четвертой холодильной установке 230 с получением охлажденного первого парообразного потока 231, который охлаждается приблизительно до температуры окружающей среды, предпочтительно до температуры окружающей среды в диапазоне от приблизительно 5 градусов Цельсия до приблизительно 30 градусов Цельсия. Поток 231 может быть двухфазным потоком, содержащим как пар, так и жидкость. Вторая холодильная установка 229 и третья холодильная установка 211 могут представлять собой теплообменники. Четвертая холодильная установка 230 может представлять собой установку с воздушным или водяным охлаждением. Охлажденный первый парообразный поток 231 можно направлять в низкотемпературный сепаратор 232, где его можно разделять с получением второго парообразного потока 233 и второго сконденсированного жидкого потока 234. Первый сконденсированный жидкий поток 227 и второй сконденсированный жидкий поток 234 можно подавать в колонну 235 с отбором бокового погона. Первый сконденсированный жидкий поток 227 можно подавать в колонну 235 с отбором бокового погона в месте ниже отбора потока 236 бокового погона, а второй сконденсированный жидкий поток 234 можно подавать в колонну 235 с отбором бокового погона в месте выше отбора потока 236 бокового погона. Второй сконденсированный жидкий поток 228 можно объединять со свежим смешанным ксилольным сырьем для установки получения рХ, потоком 237, и подогревать в установке 238 с получением подогретого второго сконденсированного жидкого потока 239 перед подачей в колонну 235 с отбором бокового погона. Установка 238 может представлять собой холодную сторону теплообменника с установкой 229 в качестве соответствующей теплой стороны. Пунктирная линия 240 представляет теплообмен между установками 238 и 229.

Если свежее сырье для установки получения рХ содержит менее чем приблизительно 3 масс. % А9+, тогда свежее сырье предпочтительно вводят посредством потока 237. Примеры потоков смешанного ксилольного сырья, содержащих менее чем приблизительно 3 масс. % А9+, представляют собой потоки смешанного ксилольного сырья, которые соответствуют условиям максимум 1 масс. % С9 и высококипящих ароматических углеводородов согласно ASTM D5211-07 «Стандартные технические требования для ксилолов для пара-ксилольного сырья». Однако, если поток свежего сырья для установки получения рХ содержит большие количества А9+, предпочтительно вводить такой сырьевой поток в колонну с отбором бокового погона в месте на тарелку ниже отбора бокового погона посредством потока 260. Потоки свежего сырья установки получения рХ, содержащие большие количества А9+, могут содержать поток кубового продукта, содержащий А8+, находящейся выше по потоку ректификационной колонны продукта риформинга или поток А8+ из установок TDP, STDP, переалкилирования TOL/A9+ или А9+. Если есть множество потоков свежего сырья в установку получения рХ, может быть желательно направлять их на ту же самую или различные питающие тарелки в колонне с отбором бокового погона. Подача сырьевого потока в колонну с отбором бокового погона посредством потока 237 будет сохранять энергию относительно подачи этого потока посредством потока 260.

Второй парообразный поток 233 может содержать водород и может быть рециркулирован в реактор. Часть потока 233 можно удалять посредством потока 241. Остальное (поток 242) можно сжимать в компрессоре 243 с получением выходящего потока 244 компрессора. Выходящий поток 244 компрессора можно объединять с потоком 245 подпиточного водорода с образованием потока 208.

Колонна 235 с отбором бокового погона может содержать подогреватель 246 колонны с отбором бокового погона и конденсатор 247 колонны с отбором бокового погона. Колонна 235 с отбором бокового погона может давать поток 236 бокового погона, поток 248 отходящего газа колонны с отбором бокового погона, жидкий продукт 249 верхнего погона и кубовой продукт 250 колонны с отбором бокового погона. Поток 236 бокового погона может содержать С8-ароматические вещества и С8-нафтены. Поток 236 бокового погона может также содержать более 70% С8-нафтенов из выходящего потока 220 реактора. Продукты верхнего погона колонны с отбором бокового погона могут содержать выходящий из верхней части колонны парообразный поток (поток 248 отходящего газа колонны с отбором бокового погона), содержащий легкие фракции, и выходящий из верхней части колонны жидкий поток (жидкий продукт 249 верхнего погона), содержащий С7-углеводороды. Кубовой продукт 250 колонны с отбором бокового погона может содержать С9+ углеводороды.

Поток 236 бокового погона (или, по меньшей мере, его часть) можно подавать в секцию 202 извлечения параксилола, в которой можно получать поток 251 параксилола и обедненный по параксилолу поток 201. Секция 202 извлечения рХ может представлять собой секцию извлечения рХ кристаллизацией. Секция 202 извлечения рХ показана в виде одного блока. Однако, она может содержать множество элементов оборудования, таких как насосы, теплообменники, кристаллизаторы и/или барабаны ресуспендирования, устройства отделения твердых веществ и пр. Кристаллизаторы могут представлять собой кристаллизаторы с рубашкой, охлаждаемые пропусканием хладагента по рубашкам. Секция извлечения рХ кристаллизацией может содержать секцию охлаждения, такую как каскадная секция охлаждения этиленом/пропаном или этиленом/пропиленом. Некоторые кристаллизаторы можно охлаждать этиленовым хладагентом, а некоторые можно охлаждать пропановым или пропиленовым хладагентом.

Обедненный по параксилолу поток 201 может содержать часть С8-нафтенов и может быть рециркулирован в реактор 223. Согласно типичному варианту осуществления обедненный по параксилолу поток 201 может содержать по меньшей мере 80% и предпочтительно по существу все С8-нафтены из сырьевого потока 252 секции кристаллизации. Поток 252 можно охлаждать в одной или нескольких холодильных установках (не показаны) перед направлением в установку 202 извлечения рХ. Часть потока 236 бокового погона можно также использовать для подогрева жидкого потока 204 во второй нагревательной установке 206. Эту часть можно пропускать через установку 214, которая может представлять собой теплую сторону теплообменнику с установкой 206 в качестве его соответствующей холодной стороны.

На фиг. 4 показана установка получения рХ с секцией 435 фракционирования, содержащей две отдельные колонны, гептаноотгонную колонну (установку 446) и колонну отделения ксилолов (установку 447), которые работают главным образом в качестве одной колонны с отбором бокового погона. Давление обедненного по рХ потока 401, возвращающегося из секции 402 отделения рХ, повышают насосом 403 с получением потока 404. Жидкий поток 404 можно подавать в первую нагревательную установку 405 и вторую нагревательную установку 406 с получением подогретого жидкого потока 407. Жидкий поток 404 может содержать этилбензол, изомеры ксилола и С8-нафтены. Подогретый жидкий поток 407 можно объединять с потоком 408 рециркулирующего газа с получением сырьевого потока 409 реактора.

Сырьевой поток 409 реактора можно дополнительно нагревать в третьей нагревательной установке 410. Первая нагревательная установка 405, вторая нагревательная установка 406 и третья нагревательная установка 410 могут представлять собой теплообменники. Установка 405 может представлять собой холодную сторону теплообменника с установкой 411 в качестве соответствующей теплой стороны. В этом случае пунктирная линия 412 представляет теплообмен между горячей стороной и холодной стороной, и, таким образом, холодный жидкий поток 404 можно подогревать горячим потоком 413. Установка 406 может представлять собой холодную сторону теплообменника с установкой 414 в качестве ее соответствующей теплой стороны. В этом случае пунктирная линия 415 представляет теплообмен между горячей стороной и холодной стороной, и, таким образом, холодный жидкий поток 416 можно подогревать горячим потоком 417 бокового погона. Установка 410 может представлять собой холодную сторону теплообменника с установкой 418 в качестве ее соответствующей теплой стороны, и тогда пунктирная линия 419 представляет теплообмен между горячей стороной и холодной стороной, и, таким образом, холодный сырьевой поток 409 реактора можно подогревать горячим выходящим потоком 420 реактора с получением подогретого сырьевого потока 421 реактора. Температуру потока 421 можно дополнительно повышать нагреванием в установке 422, которая может представлять собой печь, до желаемой температуры на входе в реактор.

Подогретый сырьевой поток 421 реактора можно подавать в реактор 423, где он может реагировать с водородом на катализаторе с получением выходящего потока 420 реактора. Катализатор может представлять собой катализатор типа изомеризации этилбензола. Катализатор изомеризации этилбензола может содержать кислотный катализатор и сильный катализатор гидрирования, способный гидрировать и дегидрировать ароматические кольца в сырьевом потоке реактора с образованием приблизительно равновесных уровней ароматических веществ и соответствующих нафтенов. Выходящий поток 420 реактора можно подавать в первую холодильную установку 418 для получения первого охлажденного выходящего потока 424 реактора, который имеет температуру выше, чем у потока 409. Первая холодильная установка 418 может представлять собой теплообменник.

Первый охлажденный выходящий поток 424 реактора можно направлять в высокотемпературный сепаратор 425, где его можно разделять с получением первого парообразного потока 426 и первого сконденсированного жидкого потока 427. Первый парообразный поток 426 можно использовать для подогрева жидкого потока 404 в первой нагревательной установке 405, после того как его использовали для подогрева сырьевого потока 428 колонны с отбором бокового погона. Первый парообразный поток 426 можно охлаждать во второй холодильной установке 429, третьей холодильной установке (теплообменной установке 411) и четвертной холодильной установке 430 с получением охлажденного первого парообразного потока 431, который имеет температуру, близкую к температуре окружающей среды, предпочтительно температуре окружающей среды в диапазоне от приблизительно 5 градусов Цельсия до приблизительно 30 градусов Цельсия. Поток 231 может быть двухфазным потоком, содержащим как пар, так и жидкость. Вторая холодильная установка 429 и третья холодильная установка 411 могут представлять собой теплообменники. Четвертая холодильная установка 430 может представлять собой установку с воздушным или водяным охлаждением. Охлажденный первый парообразный поток 431 можно направлять в низкотемпературный сепаратор 432, где его можно разделять с получением второго парообразного потока 433 и второго сконденсированного жидкого потока 434. Первый сконденсированный жидкий поток 427 и второй сконденсированный жидкий поток 434 можно подавать в колонну 435 с отбором бокового погона для получения потока бокового погона 436.

Второй парообразный поток 433 может содержать водород и может быть рециркулирован в реактор. Часть потока 433 можно отбирать в виде отходящего потока 441. Остальное (поток 442) можно сжимать в компрессоре 443 с получением выходящего потока 444 компрессора. Выходящий поток 444 компрессора можно объединять с потоком 445 подпиточного водорода с образованием потока 408.

В данной конструкции колонна 435 с отбором бокового погона может содержать гептаноотгонную колонну 446, которая служит также в качестве стабилизатора, и колонну 447 отделения ксилолов. Стабилизатор 446 может содержать конденсатор 448 стабилизатора, а колонна отделения ксилолов может содержать подогреватель 449 колонны отделения ксилолов. Подогреватель гептаноотгонной колонны/стабилизатора и конденсатор колонны отделения ксилолов схемы предшествующего уровня техники (фиг. 1) исключались. Колонна 447 отделения ксилолов может давать продукт 450 верхнего погона колонны отделения ксилолов и кубовой продукт 451 колонны отделения ксилолов. Кубовой продукт 451 колонны отделения ксилолов может содержать С9А+ углеводороды. Продукт 450 верхнего погона колонны отделения ксилолов может представлять собой парообразный поток, направляемый в куб стабилизатора 446, по существу обеспечивая подогрев для стабилизатора 446. Куб стабилизатора 446, где накапливается жидкость бокового погона, по существу эквивалентен площади вокруг полуглухой тарелке 301 (фиг. 3). Таким образом, стабилизатор 446 и колонна 447 отделения ксилолов работают главным образом в виде одной колонны с отбором бокового погона. Стабилизатор 446 может давать отходящий из верхней части стабилизатора газообразный продукт, содержащий легкие фракции 452, и выходящий из верхней части стабилизатора жидкий продукт 453, содержащий С7, и кубовой продукт стабилизатора, который является потоком 436 бокового погона. Первый сконденсированный жидкий поток 427 можно подавать в колонну 447 отделения ксилолов, а второй сконденсированный жидкий поток 434 можно подавать в стабилизатор 446 в месте над отбором потока 436 бокового погона. Второй сконденсированный жидкий поток 434 можно объединять с потоком 437, который является свежим смешанным ксилольным сырьем для установки получения рХ, и подогревать в установке 438 с получением подогретого второго сконденсированного жидкого потока 439 перед направлением в стабилизатор 446. Установка 438 может представлять собой холодную сторону теплообменника с установкой 429 в качестве соответствующей теплой стороны. Пунктирная линия 440 представляет теплообмен между установками 438 и 429.

Если свежее сырье для установки получения рХ содержит менее чем приблизительно 3 масс. % А9+, тогда свежее сырье предпочтительно вводят посредством потока 437. Примеры потоков смешанного ксилольного сырья, содержащих менее чем приблизительно 3 масс. % А9+, представляют собой потоки смешанного ксилольного сырья, которые соответствуют условиям максимум 1 масс. % С9 и высококипящих ароматических углеводородов согласно ASTM D5211-07 «Стандартные технические требования для ксилолов для пара-ксилольного сырья». Однако, если поток свежего сырья для установки получения рХ содержит большие количества А9+, предпочтительно вводить этот сырьевой поток в колонну 447 на тарелку ниже отбора бокового погона посредством потока 460. Потоки свежего сырья установки получения рХ, содержащие большие количества А9+, могут содержать поток кубового продукта, содержащего А8+, находящейся выше по потоку ректификационной колонны продукта риформинга или поток А8+ из установки TDP, STDP, переалкилирования TOL/A9+ или А9+. Если есть множество потоков свежего сырья в установку получения рХ, может быть желательно направлять их на одну и ту же или различные питающие тарелки в колонне с отбором бокового погона. Подача сырьевого потока в колонну с отбором бокового погона посредством потока 437 будет сохранять энергию относительно подачи этого потока посредством потока 460.

Поток бокового погона 436 может содержать С8-ароматические вещества и С8-нафтены. Поток бокового погона 436 может также содержать более 70% С8-нафтенов из выходящего потока 420 реактора. Поток бокового погона 436 (или, по меньшей мере, его часть) можно подавать в секцию 402 извлечения параксилола, которая может давать поток 455 продукционного параксилола и обедненный по параксилолу поток 401. Обедненный по параксилолу поток 401 может содержать часть С8-нафтенов и может быть рециркулирован в реактор 423. Согласно типичному варианту осуществления обедненный по параксилолу поток 401 может содержать по меньшей мере 80% и предпочтительно по существу все С8-нафтены в сырьевом потоке 456 секции кристаллизации. Поток 456 можно дополнительно охлаждать в одной или нескольких холодильных установках (не показаны) перед направлением в установку 402 извлечения рХ. Часть потока 436 бокового погона можно также использовать для подогрева жидкого потока 404 во второй нагревательной установке 406.

Секция 402 извлечения рХ предпочтительно представляет собой секцию извлечения рХ кристаллизацией. Она показана в виде одного блока. Однако, она будет содержать множество элементов оборудования, таких как кристаллизаторы, барабаны для ресуспендирования, насосы, теплообменники, емкости и пр. Кристаллизаторы могут представлять собой кристаллизаторы с рубашкой, охлаждаемые пропусканием хладагента через рубашки. Секция извлечения рХ кристаллизацией может содержать секцию охлаждения, такую как каскадная секция охлаждения этиленом/пропаном или этиленом/пропиленом. Некоторые кристаллизаторы можно охлаждать этиленовым хладагентом, а некоторые можно охлаждать пропановым или пропиленовым хладагентом.

Согласно некоторым вариантам осуществления часть первого сконденсированного жидкого потока 227 или 427 можно подавать в место над отбором потока 236 или 436 бокового погона, что будет приводить к дополнительному снижению нагрузки подогревателя, но будет приводить к худшему отделению легких фракций и тяжелых фракций от потока бокового погона. Предпочтительно, хотя и не обязательно, направлять часть первого сконденсированного жидкого потока 227 или 427 на ту же питающую тарелку, что и второй сконденсированный жидкий поток 239 или 439. Часть второго сконденсированного жидкого потока 239 или 439 можно подавать в место ниже отбора потока 236 или 436 бокового погона. Это будет повышать нагрузку подогревателя, поскольку любая жидкость, направляемая в колонну 447 отделения ксилолов ниже отбора бокового погона, должна испаряться в поток 450 верхнего погона колонны отделения ксилолов фиг. 4 или в верхнюю часть колонны 235 с отбором бокового погона фиг. 2. Однако, это будет обычно улучшать общее отделение побочных продуктов от потока бокового погона. Часть потока 236 или 436 бокового погона можно рециркулировать в место ниже отбора потока бокового погона. Это будет улучшать отделение легких фракций и тяжелых фракций из бокового погона, но будет повышать нагрузку подогревателя. Объем потока 227 или 427, направляемого выше отбора бокового погона, объем потока 239 или 439, направляемого ниже отбора бокового погона, и объем жидкого потока 258 или 457, направляемого ниже отбора бокового погона, можно оптимизировать при помощи поточного оптимизатора.

В секциях изомеризации и фракционирования фиг. 2 и фиг. 4 используют схему «частичной конденсации». В схеме частичной конденсации конденсируемые углеводороды в выходящем потоке реактора конденсируются в по меньшей мере двух барабанах-сепараторах. Конденсируемые углеводороды означают все углеводороды, которые конденсируются из выходящего потока реактора в барабанах-сепараторах. Выходящий поток реактора сначала охлаждают до температуры по существу выше температуры окружающей среды, например, образуется первый сконденсированный жидкий поток, который представляет только часть конденсируемых углеводородов, и этот первый сконденсированный жидкий поток разделяют в первом барабане-сепараторе, высокотемпературном барабане-сепараторе (HTS), а несконденсировавшийся пар из этого барабана затем дополнительно охлаждают, чтобы образовался второй сконденсированный жидкий поток и разделился во втором барабане, низкотемпературном барабане-сепараторе (LTS). На фиг. 2 установка 225 представляет собой барабан HTS, а установка 232 представляет собой барабан LTS. На фиг. 4 установка 425 представляет собой барабан HTS, а установка 432 представляет собой барабан LTS.

Может быть желательно конденсировать менее чем приблизительно 70% и предпочтительно менее чем приблизительно 60%, например, менее чем приблизительно 50%, конденсируемых углеводородов из выходящего потока реактора в барабане HTS. Этого можно достичь путем использования неэффективного теплообменника сырья/выходящего потока (установок 210 и 218 или установок 410 и 418) или предпочтительно путем использования более эффективного теплообменника сырья/выходящего потока, но путем подогрева рециркулирующего газа и/или нагрева потоков, содержащих сырье реактора, до более высокой температуры перед теплообменником сырья/выходящего потока. Использование более эффективного теплообменника сырья/выходящего потока предпочтительно, поскольку это приводит к снижению энергозатрат в секции изомеризации. Однако, менее эффективный теплообменник сырья/выходящего потока меньше, требует меньшей площади поверхности и, таким образом, менее дорогостоящий, чем более эффективный теплообменник сырья/выходящего потока. Подогрев этих потоков и использование менее эффективного теплообменника сырья/выходящего потока дает более горячий выходящий поток теплой стороны теплообменника сырья/выходящего потока и меньшую конденсацию в барабане HTS.

На фиг. 2 и фиг. 4 жидкое сырье изомеризации (потоки 204 или 404) сначала подогревают горячим паром, выходящим из барабана HTS, после того как использовали для подогрева сырья колонны, а затем горячим жидким боковым погоном из колонны с отбором бокового погона. Подогрев сначала паром из барабана HTS также служит для охлаждения парообразного потока HTS перед окончательным охлаждением конечным устройством с воздушным или водяным охлаждением перед барабаном LTS, что снижает производительность, требуемую конечным охлаждающим устройством, и делает этот теплообменник меньше.

В колонну отделения ксилолов фиг. 4 поступает жидкое сырье, представляющее только часть конденсируемых углеводородов в выходящем потоке реактора, и разделяется этот поток на выходящий сверху колонны отделения ксилолов парообразный поток и жидкий поток кубового продукта колонны отделения ксилолов (поток А9+ побочных продуктов). Как указано выше, эффективный катализатор изомеризации этилбензола дает очень мало А9+ побочных продуктов, поэтому поток кубового продукта очень небольшой по сравнению с сырьевым потоком колонны отделения ксилолов.

На фиг. 4 нагрузка подогревателя колонны отделения ксилолов, т.е. количество энергии, требуемое секцией фракционирования, равно количеству энергии, которое она потребляет для превращения любых потоков 427 и 457 жидкого сырья, подаваемых в эту колонну, в выходящий сверху колонны парообразный поток 450 и поток 451 кубового продукта, содержащий А9+. Когда свежее сырье содержит главным образом С8А с небольшим количеством С9А+, количество энергии, которое требуется для создания потока А9+, очень мало, поскольку расход этого потока небольшой, и требуется только физическое тепло для нагрева компонентов в потоке А9+ от температуры HTS до более высокой температуры потока А9+. Поскольку теплота испарения сильно превышает физическое тепло, большая часть энергии подогревателя колонны отделения ксилолов связана с превращением компонентов в потоках жидкого сырья в колонне в состояние выходящего из верхней части колонны отделения ксилолов пара, т.е. теплом, требуемым для испарения большей части жидкого потока HTS до состояния пара в потоке 450. На фиг. 2 и фиг. 4 показано, что часть бокового погона можно подавать в качестве обратного потока в секцию ниже отбора бокового погона. Этот поток можно направлять на тарелку ниже отбора бокового погона. Однако, может быть необходимо подавать этот обратный поток для обеспечения желаемого разделения легких и тяжелых побочных продуктов, когда боковой погон служит в качестве сырьевого потока, содержащего главным образом С8А, в секцию извлечения рХ кристаллизацией.

Если обратный поток бокового погона равен нулю, и поскольку жидкий поток HTS предпочтительно составляет менее чем приблизительно 50-70% конденсируемых углеводородов из выходящего потока реактора, количество энергии, требуемое для проведения разделений в этой схеме, составляет менее чем приблизительно 50-70% ERTVRE. Более низкая нагрузка подогревателя по сравнению со схемами предшествующего уровня техники означает меньшую скорость выкипания, меньший массообмен как в верхней, так и нижней секциях колонны с отбором бокового погона фиг. 2, или как в стабилизаторе, так и колонне отделения ксилолов фиг. 4 и, таким образом, меньший диаметр и меньшую стоимость колонн. В дополнение к экономии энергии, снижение капитальных затрат является другим преимуществом схемы фракционирования, использованной в настоящем раскрытии.

Согласно некоторым вариантам осуществления углеводороды в парообразном потоке барабана HTS можно частично конденсировать в одном или нескольких дополнительных среднетемпературных барабанах-сепараторах (MTS) перед тем, как дополнительные количества углеводородов сконденсируются в барабане LTS. Например, потоки 213 или 413 могут представлять собой две фазы с паром и жидкостью, и этот поток можно пропускать в барабан MTS для отделения пара от жидкости. Жидкость, отделенную в этих барабанах MTS, можно направлять на питающие тарелки или над, или под отбором бокового погона. Направление их над отбором бокового погона приводит к более низкой нагрузке подогревателя, чем направление их ниже отбора бокового погона, но снижает общее отделение побочных продуктов от потока бокового погона.

Как указано выше, часть 253 бокового погона фиг. 2 или часть 457 кубового продукта колонны стабилизатора фиг. 4 («боковой погон» фиг. 4) можно направлять ниже отбора бокового погона для обеспечения обратного потока в нижнюю часть колонны с отбором бокового погона фиг. 2 или колонны отделения ксилолов фиг. 4. Это будет улучшать отделение побочных продуктов от потока бокового погона, но будет приводить к повышенным энергозатратам, поскольку этот обратный поток необходимо испарять. Обратный поток можно также подавать внутри в колонне с отбором бокового погона фиг. 2, например, путем перелива полуглухой тарелки, используемой для сбора жидкого бокового погона в колонне с отбором бокового погона. Предпочтительно, никакую часть бокового погона не используют в качестве обратного потока таким образом.

Согласно другим вариантам осуществления свежее сырье для установки получения рХ представляет собой С8+ поток, полученный как кубовый продукт ректификационной колонны продукта риформинга установки каталитического риформинга, потоки свежего сырья 237 фиг. 2 или поток 437 фиг. 4 можно предпочтительно направлять на тарелку ниже отбора бокового погона в нижней секции колонны 235 с отбором бокового погона или колонны 447 отделения ксилолов в виде потоков 260 или 460.

Использование схемы разделения, содержащей колонну с отбором бокового погона, как показано на фиг. 2, или схемы с двумя колоннами, которая работает главным образом как одна колонна с отбором бокового погона, как на фиг. 4, сохраняет энергию и капитальные затраты относительно последовательных стабилизатора, гептаноотгонной колонны и колонны отделения ксилолов, используемых в схемах разделения предшествующего уровня техники, описанных выше (например, на фиг. 1). Авторы настоящего изобретения неожиданно обнаружили, что при использовании схем разделения фиг. 2 или фиг. 4 с частичной конденсацией для отделения побочных продуктов из выходящего потока реактора, в котором используют катализатор изомеризации этилбензола, С8-нафтены можно извлекать эффективно в виде бокового погона, в то же время снижая энерго- и капитальные затраты относительно схем с последовательными колоннами предшествующего уровня техники. Нафтены можно затем пропускать через секцию извлечения рХ и направлять в обедненный по рХ поток извлечения рХ, а затем эффективно рециркулировать в реактор изомеризации, без необходимости в отдельной колонне для нафтенов.

Примеры

Сравнительный пример 1

Данный пример показывает количество энергии, требуемое для отделения побочных продуктов от выходящего потока реактора изомеризации, содержащего катализатор типа изомеризации ЕВ, используя последовательные гептаноотгонную колонна и колонну отделения ксилолов как в предшествующем уровне техники.

Программу моделирования способа Aspen Plus от Aspen Technology, Inc. использовали для моделирования части секций изомеризации и фракционирования установки получения рХ, в которой используют катализатор типа изомеризации ЕВ и последовательные гептаноотгонную колонну и колонну отделения ксилолов как в предшествующем уровне техники, которая может давать поток, подходящий в качестве сырья для секции селективной адсорбции рХ. Выбранные условия и составы потока из модели представлены в таблице 1 ниже.

Рафинат установки адсорбции, который получали в виде выходящего из верхней части колонны рафинирования потока в секции селективной адсорбции рХ, охлаждали до 125 градусов Цельсия для превращения в жидкое сырье изомеризации. При моделировании С9А+ в сырье изомеризации предполагали содержащим 0,05 масс. % метилэтилбензолов и 0,03 масс. % триметилбензолов.

Жидкое сырье изомеризации смешивали с рециркулирующим газом, который для целей данного моделирования предполагали содержащим 100 мольн. % водорода при мольном отношении Н2 : Нс 4. Температура объединенного рециркулирующего газа и жидкого сырья изомеризации после подогрева боковым погоном составляла 228 градусов по Фаренгейту (108,9 градусов Цельсия). Подогретое жидкое сырье изомеризации, смешанное с рециркулирующим газом, нагревали до температуры 640 градусов по Фаренгейту (338 градусов Цельсия) в теплообменнике сырья/выходящего потока и дополнительно нагревали в печи для обеспечения условий на входе в реактор Т=720 градусов по Фаренгейту (382 градусов Цельсия) и Р=105 фунтов/дюйм2 (825,3 кПа абсолютное (кПа(а))).

Реактор моделировали при помощи двух блоков ASPEN, блока ASPEN RSTOIC и блока ASPEN REQUIL. Параметры выбирали для этих блоков для обеспечения выходящего потока реактора с составом, показанным в таблице 1.

Параметры блока REQUIL устанавливали для обеспечения моделирования равновесного распределения изомеров ксилола и C8N-изомеров. Таким образом, блоки реактора точно моделировали работу катализатора RIC-200 от Sinopec, как сообщается в ссылке. Смотри Q. Hou and Z. Liang, Petrochemical Technology (Chinese), 40, 1325 (2011).

Выходящий поток реактора охлаждали в теплообменнике сырья/выходящего потока и дополнительно охлаждали в устройстве с воздушным охлаждением и направляли в сепаратор пара и жидкости, где его разделяли при условиях: Т=43 градуса Цельсия, Р=728,7 кПа. Жидкость барабана-сепаратора подогревали до 204 градусов Цельсия, а затем направляли в гептаноотгонную колонну.

Моделировали гептаноотгонную колонну, содержащую 42 теоретические ступени, и сырье направляли на 28 теоретическую ступень сверху. Технические условия конструкции для гептаноотгонной колонны были следующими: 1) температура обратного потока барабана = 120 градусов по Фаренгейту = 48,9 градусов Цельсия, а 2) извлечение C8N в кубовом продукте гептаноотгонной колонны составляло 97,1%. Моделировали давление в верхней части колонны как составляющее 55,5 фунтов/дюйм2 = 484,0 кПа(а). Падение давления на барабане обратного потока предполагался составляющим 3 фунтов/дюйм2 = 20,7 кПа. Перепад давлений колонны предполагался составляющим 4 фунтов/дюйм2 = 27,7 кПа. Температуру куба гептаноотгонной колонны рассчитывали как составляющую 210,8 градусов Цельсия.

Жидкий кубовый продукт гептаноотгонной колонны пропускали через колонну очистки глинами для удаления олефинов, что необходимо для защиты молекулярного сита, используемого в качестве адсорбента в секции селективной адсорбции рХ. После теплообменника сырья/выходящего потока вокруг колонны очистки глинами температуру кубового продукта гептаноотгонной колонны регулировали на 191 градусе Цельсия перед направлением в колонну отделения ксилолов на 26 теоретическую ступень сверху. Моделировали в колонне отделения ксилолов всего 122 теоретические ступени. Давление в верхней части колонны отделения ксилолов моделировали составляющим 90 фунтов/дюйм2 = 721,9 кПа(а). Падение давления на барабане обратного потока моделировали составляющим 5 фунтов/дюйм2 = 34,5 кПа. Перепад давления колонны отделения ксилолов моделировали составляющим 16 фунтов/дюйм2 = 110,3 кПа.

Температуру выходящего из верхней части колонны отделения ксилолов пара рассчитывали как составляющую 230,5 градусов Цельсия, что достаточно для подогрева гептаноотгонной колонны и колонн извлечения, очистки и рафинирования секции селективной адсорбции.

Технические условия для моделирования колонны отделения ксилолов представляют собой 2 масс. % С8А в кубовом продукте колонны отделения ксилолов и 100 массовых частей на миллион метилэтилбензола (МЕВ) в содержащем С8А выходящем из верхней части колонны потоке. Содержащий С8А выходящий из верхней части колонны поток направляют в качестве сырья в секцию селективной адсорбции рХ. Условие в 100 массовых частей на миллион метилэтилбензолов является обычным условием для сырья селективной адсорбции рХ для предотвращения загрязнения десорбента, который обычно представляет собой пара-диэтилбензол.

Рассчитанная используемая нагрузка подогревателя для колонны отделения ксилолов составляет 324,4 МБТЕ/ч (342,2 ГДж/ч). Рассчитанная нагрузка, требуемая для испарения всей жидкости барабана-сепаратора, которая равна общему количеству конденсируемых веществ из выходящего потока реактора, от условий подогретого сырья для гептаноотгонной колонны до условий выходящего из верхней части колонны отделения ксилолов пара (Р=90 фунтов/дюйм2 (721,9 кПа(а)) составляет 144,60 МБТЕ/ч (152,6 ГДж/ч). Таким образом, нагрузка подогревателя колонны отделения ксилолов в 2,24 раза больше ERTVRE. Главным образом все С8-нафтены в кубовом продукте гептаноотгонной колонны извлекают в содержащем С8А выходящем из верхней части колонны отделения ксилолов потоке. Этот поток затем направляют в секцию селективной адсорбции рХ, где по существу все С8-нафтены извлекают в рафинат, а затем рециркулируют в реактор.

Пример 1

Программу моделирования способа Aspen Plus от Aspen Technology, Inc. использовали для моделирования части секций изомеризации и фракционирования установки получения рХ кристаллизацией, в которой используют катализатор типа изомеризации ЕВ и частичную конденсации и колонну фракционирования с отбором бокового погона в соответствии с идеями настоящего изобретения. Подробности моделирования представлены ниже.

Состав жидкого сырья реактора показан в таблице 2 ниже. Расход сырья изомеризации 1000000 фунтов/час (453592 кг/ч) предполагался для моделирования. Это такой же расход и состав как для сравнительного примера 1. Выбранные условия и состав потока для имитации представлены в таблице 2 ниже.

Жидкое сырье изомеризации подогревали в схеме частичной конденсации так же, как на фиг. 2, до конечной температуры 320 градусов по Фаренгейту (160 градусов Цельсия) путем теплообмена с паром из барабана HTS и, наконец, теплообменом с горячим боковым погоном. Температуру бокового погона для этого моделирования рассчитывали как составляющую 391,1 градусов по Фаренгейту (199,5 градусов Цельсия). При моделировании С9А+ в сырье изомеризации предполагали как составляющее 0,05 масс. % метилэтилбензолов и 0,03 масс. % триметилбензолов.

Жидкое сырье изомеризации смешивали с рециркулирующим газом, который для целей данного моделирования предполагали содержащим 100 мольн. % водорода при мольном отношении Н2 : Нс 4. Температура объединенного рециркулирующего газа и жидкого сырья изомеризации после подогрева боковым погоном составляла 228 градусов по Фаренгейту (108,9 градусов Цельсия). Подогретое жидкое сырье изомеризации, смешанное с рециркулирующим газом, нагревали до температуры 640 градусов по Фаренгейту (338 градусов Цельсия) в теплообменнике сырья/выходящего потока и дополнительно нагревали в печи для обеспечения условий на входе в реактор Т=720 градусов по Фаренгейту (382 градусов Цельсия) и Р=105 фунтов/дюйм2 (825,3 кПа(а)).

Реактор моделировали при помощи двух блоков ASPEN, блока ASPEN RSTOIC и блока ASPEN REQUIL. Параметры выбирали для этих блоков для обеспечения выходящего потока реактора с составом, показанным в таблице 2. Параметры блока REQUIL устанавливали для моделирования равновесного распределения изомеров ксилола и C8N-изомеров. Таким образом, блоки реактора точно моделируют работу катализатора RIC-200 от Sinopec, как сообщается в ссылке. Смотри Q. Hou and Z. Liang, Petrochemical Technology (Chinese), 40, 1325 (2011).

Выходящий поток реактора охлаждали в теплообменнике сырья/выходящего потока, разделяли на парообразный и жидкий поток в сепараторе HTS, а затем пар барабана HTS дополнительно охлаждали посредством нескольких теплообменников, а затем разделяли на парообразный поток и жидкий поток в потоке LTS. Моделируемые условия для сепаратора HTS представляли собой Т=268,3 градусов по Фаренгейту (131,3 градусов Цельсия) и Р=94 фунтов/дюйм2 (749,4 кПа(a)). Моделируемые условия для сепаратора LTS представляли Т=100 градусов по Фаренгейту (38 градусов Цельсия) и Р=85 фунтов/дюйм2 (687,4 кПа(а)).

Моделируемый расход жидкости HTS составлял 486109 фунтов/час (220495 кг/ч), а моделируемый расход жидкости LTS составлял 493826 фунтов/час (223996 кг/ч). Таким образом, фракция конденсируемых веществ в барабане HTS составляла 49,6%. Жидкость LTS подогревали до 240 градусов по Фаренгейту (116 градусов Цельсия) перед направлением в колонну с отбором бокового погона. Для этого случая 100000 фунтов/час (45359 кг/ч) подогретой жидкости LTS направляли на верхнюю тарелку колонны отделения ксилолов (тарелку ниже отбора бокового погона). Это доводило общую фракцию конденсируемых веществ выходящего потока реактора, подаваемую в колонну отделения ксилолов, которую необходимо испарить, до условий выходящего из верхней части колонны отделения ксилолов пара до 59,8%.

Стабилизатор и колонну отделения ксилолов моделировали как сконструированные для работы главным образом в виде одной колонны с отбором бокового погона как на фиг. 4. Стабилизатор моделировали как содержащий 51 теоретическую ступень, а колонну отделения ксилолов моделировали как содержащую 31 теоретическую ступень. Питающую тарелку стабилизатора моделировали как находящуюся на 16ой теоретической ступени сверху, а питающую тарелку колонны отделения ксилолов моделировали как ее верхнюю тарелку, т.е. тарелку ниже отбора бокового погона. По существу никакого (0,001 фунт/час (0,0005 кг/ч)) обратного потока бокового погона не обеспечивали в колонне отделения ксилолов. Давление в верхней части стабилизатора моделировали как составляющее 40 фунтов/дюйм2 (377,1 кПа(а)). Перепад давления на тарелке 0,1 фунтов/дюйм2 (0,69 кПа) предполагали для каждой теоретической ступени обеих колонн. Рассчитанная нагрузка подогревателя для колонны отделения ксилолов составляла 117,5 МБТЕ/ч (124,0 ГДж/ч). В отдельной модели подогретую жидкость LTS, подаваемую в стабилизатор, и жидкость HTS, подаваемую в колонну отделения ксилолов, объединяли, а затем испаряли в нагревательном блоке Aspen Plus при давлении в верхней части колонны отделения ксилолов и паровой фракции 1,0. Рассчитанная нагрузка, требуемая для испарения объединенного потока, составляла 201,3 МБТЕ/ч (212,4 ГДж/ч). Таким образом, нагрузка подогревателя составляла только 0,584 ERTVRE.

Модель предполагает, что 97,1% C8N в жидких потоках HTS и LTS извлекают в боковой погон и, таким образом, будут эффективно рециркулировать в реактор посредством пропускания через секцию извлечения рХ, где по существу все C8N будут оказываться в обедненном по рХ потоке секции извлечения рХ кристаллизацией, который станет жидким сырьем изомеризации.

Сравнительный пример 2

Для сравнительного примера 1, как обсуждалось выше, программу моделирования Aspen Plus использовали для моделирования части секции изомеризации и секции фракционирования установки получения рХ, в которой используют катализатор типа изомеризации ЕВ и последовательные гептаноотгонную колонну и колонну отделения ксилолов. Модель не пытается закрыть цикл рециркулирующего газа или основной жидкостной цикл установки получения рХ. Целью сравнительного примера 1 является показать, что нафтены в выходящем потоке реактора можно эффективно улавливать в С8-потоке, который является выходящем из верхней части колонны отделения ксилолов потоком, который можно направлять в установку селективной адсорбции для извлечения рХ. Блоки реактора в модели точно моделируют работу катализатора RIC-200 от Sinopec, как сообщается в ссылке. Смотри Q. Hou and Z. Liang, Petrochemical Technology (Chinese), 40, 1325 (2011) для установленного сырья с составом, представленным в этой публикации. Причина не закрывать циклы состоит в том, что публикация не представляет состав свежего сырья для установки получения рХ.

Способ, смоделированный для сравнительного примера 2, является таким, как показано на фиг. 1, с двумя исключениями: 1) характеристики колонн выбраны так, чтобы С8-нафтены главным образом извлекались в поток 138, а не поток 137, и, таким образом, колонна 130 для нафтенов и потоки 102 и 139 исключаются; и 2) как типично для способа селективной адсорбции Parex® от UOP некоторая часть толуола попадает в поток 138 кубового продукта стабилизатора. Этот TOL поступает в верхнюю часть колонны 129 отделения ксилолов и подается в секцию 106 извлечения рХ селективной адсорбцией. Большая часть этого TOL удаляется в колонне доочистки в установке Parex® в виде потока 144. Таким образом, модель включает блок сепаратора, который отделяет часть этого TOL в виде потока чистого TOL от потока 103, так что содержание TOL в потоке 101 снижается до 0,52 масс. %, что соответствует TOL в жидком сырье реактора в столбце 1 таблицы 8 публикации Sinopec.

Для сравнительного примера 2 цикл рециркулирующего газа и основные жидкостные циклы закрыты, состав свежего сырья установлен, и параметры реакции в блоках реактора ASPEN изменяются, чтобы точно соответствовать как составу жидкого сырья (поток 105 фиг. 1), так и составу выходящего потока реактора, представленного составом жидкости барабана-сепаратора (поток 120 фиг. 1). Это соответствует сырью реактора и составу продукта первого столбца таблицы 8 публикации Sinopec. Методом проб и ошибок, можно определить отношение ЕВ к изомерам ксилола в свежем сырье, которое будет соответствовать содержанию ЕВ жидкого сырья публикации Sinopec. Отношение, которое получают, ниже чем обычно для свежего сырья, полученного только в виде фракции дистилляции продукта риформинга, что показывает, что сырье вероятно является комбинацией продукта риформинга С8А+ и потока С8А+ с низкой концентрацией ЕВ, например, из установки переалкилирования TOL/A9+.

Необходимо допускать некоторое количество С9А+ в свежем сырье. Количество С9А+, как предполагают, дает обычное отношение С9А+ к С8А в объединенных сырьевых потоках для комплекса ароматических веществ из ксилолов продукта риформинга и потока С8А+, поступающего с установки переалкилирования TOL/A9+. Для целей данного примера точное отношение С9А+ к С8А в свежем сырье неважно, поскольку С9А+ будет очень эффективно отделяться в поток кубового продукта колонны отделения ксилолов. Однако, важно использовать такой же состав свежего сырья при сравнении сравнительного примера 2 с примером 2.

Следуя стадиям, отмеченным выше, обнаружили, что свежее сырье с составом из таблицы 3 вместе с повторяемыми предполагаемыми параметрами работы реактора могут точно соответствовать как составу сырья реактора, так и продукта, как сообщается в столбце 1 таблицы 8 публикации Sinopec, как показано в таблице 4. Расход свежего сырья для сравнительного примера 2 составляет 389655 фунтов/час (176746 кг/ч).

Другие соответствующие требования для сравнительного примера 2 являются следующими. Жидкость барабана-сепаратора подогревали до температуры 204 градусов Цельсия перед подачей на 28 теоретическую ступень сверху гептаноотгонной колонны, что имела всего 42 теоретические ступени. Рассчитанная используемая нагрузка для гептаноотгонной колонны составляла 76,7 МБТЕ/ч (80,9 ГДж/ч). Следующие требования предполагаются для моделирования гептаноотгонной колонны: 1) температура на выходе конденсатора сверху колонны 120 градусов по Фаренгейту (48,9 градусов Цельсия); 2) 1 масс. % С8А в выходящем из верхней части гептаноотгонной колонны потоке жидкого продукта и 0,55 масс. % TOL в потоке кубового продукта гептаноотгонной колонны. Установка получения рХ селективной адсорбцией будет обычно пропускать некоторое количество TOL в поток кубового продукта гептаноотгонной колонны, и этот TOL будет в основном оказываться в извлекаемом потоке установки селективной адсорбции, а затем большая часть будет удаляться в виде продукционного TOL из доочистки TOL селективной адсорбции в виде потока 144 фиг. 1. TOL отбирают в виде выходящего из верхней части колонны потока этой колонны, а продукционный рХ отбирают в виде потока кубового продукта.

Технические условия для колонны отделения ксилолов представляют 2 масс. % С8А в содержащем С9А+ потоке кубового продукта колонны отделения ксилолов и 100 массовых частей на миллион МЕВ в содержащем С8А выходящем из верхней части колонны отделения ксилолов потоке, который является сырьем для установки селективной адсорбции.

Кубовый продукт гептаноотгонной колонны (поток 138 фиг. 1) подают на 26 теоретическую ступень сверху колонны отделения ксилолов, которая имеет 112 теоретических ступеней. Объединенное свежее сырье, как предполагается, находилось при температуре 178,3 градусов Цельсия, подаваемое в виде кубового продукта находящихся выше по потоку колонн и подаваемое на 66 теоретическую ступень сверху (поток 140 фиг. 1).

Используемую нагрузку для гептаноотгонной колонны рассчитывали как составляющую 76,6 МБТЕ/ч (80,9 ГДж/ч), а используемую нагрузку для колонны отделения ксилолов рассчитывали составляющей 343,3 МБТЕ/ч (362,2 ГДж/ч). Рассчитанная нагрузка, требуемая для испарения жидкости барабана-сепаратора при давлении выходящего с верхней тарелки колонны отделения ксилолов пара (Р=90 фунтов/дюйм2 (721,9 кПа(а))), составляла 121,8 МБТЕ/ч (128,5 ГДж/ч). Таким образом, нагрузка подогревателя для колонны отделения ксилолов составляла 2,82 ERTVRE. Объединенная используемая нагрузка для гептаноотгонной колонны и колонны отделения ксилолов составляла 3,45 ERTVRE.

Некоторые рассчитанные составы потоков, расходов и условий для сравнительного примера 2 представлены в таблице 5.

Модель предполагает, что 85,8% нафтенов в жидкости барабана-сепаратора, которую подают в колонны фракционирования, извлекают в выходящей из верхней части колонны отделения ксилолов жидкости.

Пример 2

Например 1, как обсуждалось выше, программу моделирования Aspen Plus использовали для моделирования части секции изомеризации и секции фракционирования установки получения рХ, в которой используют катализатор типа изомеризации ЕВ, колонну с отбором бокового погона и схему частичной конденсации. Модель не предполагает закрытия цикла рециркулирующего газа или основного жидкостного цикла установки получения рХ. Целью примера 1 было показать, что нафтены в выходящем потоке реактора можно эффективно улавливать в потоке бокового погона, который можно направлять в установку извлечения рХ кристаллизацией. Блоки реактора в модели точно соответствуют работе катализатора RIC-200 от Sinopec, как сообщается в ссылке. Смотри Q. Hou and Z. Liang, Petrochemical Technology (Chinese), 40, 1325 (2011) для установленного сырья с составом, представленным в этой публикации.

В этом примере оценивается работа катализатора изомеризации ЕВ в установке получения рХ с секцией извлечения рХ кристаллизацией, чтобы показать, что С8-нафтены в выходящем потоке реактора можно эффективно улавливать в боковом погоне установки получения рХ, в которой используют колонну с отбором бокового погона и частичную конденсацию. Контуры рециркулирующего газ и основной контур рециркуляции жидкости сходятся. Использовали такой же состав свежего сырья и расход, как предполагается в сравнительном примере 2 и представлено в таблице 3. Модель моделирует способ, показанный на фиг. 4, со следующим исключением: состав свежего сырья такой же, как предполагается в сравнительном примере 2, и подается на 22 теоретическую ступень колонны 447 в виде потока 460 фиг. 4, которая имеет всего 41 теоретическую ступень. Ничего не подают посредством линии 437.

Другие соответствующие требования для примера 2 следующие: 100000 фунтов/час (45359 кг/ч) бокового погона подают в виде обратного потока 457 на верхнюю тарелку колонны 447. Жидкое сырье изомеризации подогревают до 115,6 градусов Цельсия в блоке 405, затем до 182,2 градусов Цельсия в блоке 406 в качестве части схемы частичной конденсации. Объединенные жидкое сырье и рециркулирующий газ (поток 409) нагревают горячим выходящим потоком реактора до 641,4 градусов Цельсия в блоке 409. Печь 422 нагревает сырье реактора до 383 градусов Цельсия.

Как указано выше, для установки кристаллизации массовый процент рХ в возвратном фильтрате секции кристаллизации, который становится потоком жидкого сырья для реактора, выше, чем в установке селективной адсорбции, вследствие ограничения, связанного с эвтектической смесью. Для сравнительного примера 2 массовый процент рХ в потоке рафината установки селективной адсорбции, который становится жидким сырьем реактора, составляет 0,64 масс. %, что соответствует столбцу 1 таблицы 8 публикации Sinopec. Для примера 2 концентрация рХ в потоке 401 возвратного фильтрата предполагалась составляющей 9 масс. %.

Для примера 2 работу катализатора изомеризации ЕВ в установке получения рХ кристаллизацией оценивали путем снижения доли ЕВ, превратившегося в ксилолы, пока отношение EB/XYL в сырье реактора, где XYL представляет собой сумму массовых процентов изомеров ксилола в жидком сырье реактора, не становилось незначительно больше, чем отношение EB/XYL для сравнительного примера 2, чтобы обеспечить достаточную движущую силу для превращения ЕВ в ксилолы. Для упрощения превращения всех побочных реакций предполагают сниженными на ту же долю от их значений, определенных для сравнительного примера 2. Блок Aspen REQUIL используют для установления равновесия между С8А, C8N и среди C8N-изомеров.

Предполагаемый состав сырья и выходящего потока реактора для данного примера сравнивают с таким в столбце 1 таблицы 8 публикации Sinopec в таблице 5.

Отметим, что в случае кристаллизации (пример 2) превращение ЕВ снижается до приблизительно 12% с получением отношения EB/XYL в сырье реактора, которое больше, чем для случая селективной адсорбции (сравнительный пример 2, где превращение ЕВ составляло 22,9%). Это повысит степень рециркуляции. Однако, при более низкой конверсии ЕВ предполагалось, что процент потерь С8А, процент потерь циклических соединений и степень других побочных реакций снижались, что может приводить к увеличению выхода рХ.

Точная работа катализатора в установке кристаллизации будет зависеть от выбора катализатора и оптимизированных условий реактора, включая процент превращения ЕВ. Целью данного примера является показать, что при использовании колонны с отбором бокового погона и частичной конденсации в установке получения рХ кристаллизацией С8-нафтены можно эффективно извлекать в боковом погоне и, таким образом, эффективно рециркулировать в реактор со значительным снижением энергии подогрева, чем требуется для селективной адсорбции сравнительного примера 2.

Некоторые составы потоков и условия для примера 2 показаны в таблице 7.

Модель предполагает, что 91,7% нафтенов в жидкостях барабана-сепаратора, которые подают в колонну с отбором бокового погона, извлекают в поток бокового погона.

Рассчитанная используемая нагрузка подогревателя для колонны 447 составляла 201,0 МБТЕ/ч (212,1 ГДж/ч). Рассчитанная нагрузка, требуемая для превращения жидкостей барабанов-сепараторов HTS и LTS в пар при условиях в верхней части колонны 447 (60 фунт/дюйм2 = 413,7 кПа(a)), составляла 375,0 МБТЕ/ч (395,6 ГДж/ч). Таким образом, ERTVRE составляла 0,536. Отметим, что хотя степени рециркуляции выше для случая кристаллизации (по сравнению с расходами сырья изомеризации для сравнительного примера 2 и примера 2), абсолютная нагрузка, требуемая для выполнения разделения в секции фракционирования, намного ниже для кристаллизации примера 2, чем для селективной адсорбции сравнительного примера 2.

Хотя настоящее изобретение было описано выше согласно его предпочтительным вариантам осуществления, его можно модифицировать в пределах сущности и объема настоящего раскрытия. Настоящая заявка, таким образом, предназначена охватывать любые изменения, использования или адаптации настоящего изобретения, используя общие принципы, раскрытые в настоящем документе. Кроме того, настоящая заявка предназначена охватывать такие отклонения от настоящего раскрытия, которые входят в пределы известной или общепринятой практики в области техники, к которой настоящее изобретение относится и которые попадают в пределы следующей формулы изобретения.

1. Способ рециркуляции нафтенов в реактор, причем способ предусматривает:

проведение в реакторе реакции сырьевого потока реактора, содержащего изомеры ксилола, этилбензол, С8-нафтены и водород, на катализаторе изомеризации этилбензола при условиях в реакторе, причем по меньшей мере часть этилбензола в сырьевом потоке реактора превращается в изомеры ксилола так, что образуется выходящий поток реактора, содержащий изомеры ксилола и С8-нафтены;

охлаждение и разделение выходящего потока реактора с образованием первого сконденсированного жидкого потока и первого парообразного потока;

охлаждение и разделение первого парообразного потока с образованием второго сконденсированного жидкого потока и второго парообразного потока;

подачу первого сконденсированного жидкого потока и второго сконденсированного жидкого потока в колонну с отбором бокового погона с получением потока бокового погона, содержащего С8-ароматические вещества и С8-нафтены;

извлечение параксилола из потока бокового погона в секции извлечения параксилола, получая обедненный по параксилолу поток, причем обедненный по параксилолу поток содержит часть С8-нафтенов; и

рециркуляцию обедненного по параксилолу потока в реактор.

2. Способ по п. 1, в котором первый сконденсированный жидкий поток подают в колонну с отбором бокового погона в месте ниже отбора потока бокового погона, и при этом второй сконденсированный жидкий поток подают в колонну с отбором бокового погона в месте выше отбора потока бокового погона.

3. Способ по п. 1, в котором часть первого сконденсированного жидкого потока подают в место выше отбора потока бокового погона.

4. Способ по п. 1, в котором часть второго сконденсированного жидкого потока подают в место ниже отбора потока бокового погона.

5. Способ по п. 1, в котором часть потока бокового погона рециркулируют в место ниже отбора потока бокового погона.

6. Способ по п. 1, в котором катализатор изомеризации этилбензола содержит кислотный катализатор и сильный катализатор гидрирования, способный гидрировать и дегидрировать ароматические кольца в сырьевом потоке реактора с образованием приблизительно равновесного распределения ароматических веществ и нафтенов.

7. Способ по п. 1, дополнительно предусматривающий

подогрев жидкого потока, содержащего этилбензол, изомеры ксилола и С8-нафтены, с образованием подогретого жидкого потока;

объединение подогретого жидкого потока с потоком рециркулирующего газа, содержащим водород, с образованием сырьевого потока реактора и

подачу сырьевого потока реактора в реактор.

8. Способ по п. 7, в котором жидкий поток подогревают потоком бокового погона.

9. Способ по п. 8, в котором жидкий поток подогревают первым парообразным потоком.

10. Способ по п. 1, дополнительно предусматривающий рециркуляцию второго парообразного потока в реактор.

11. Способ по п. 1, в котором масса первого сконденсированного жидкого потока составляет меньше чем приблизительно 70% суммы масс первого сконденсированного жидкого потока и второго сконденсированного жидкого потока.

12. Способ по п. 1, дополнительно предусматривающий выделение более чем 70% С8-нафтенов из выходящего потока реактора в обедненный по параксилолу поток.

13. Способ по п. 1, в котором колонна с отбором бокового погона содержит одну дистилляционную колонну.

14. Способ по п. 1, в котором колонна с отбором бокового погона содержит более одной дистилляционной колонны.

15. Способ по п. 1, дополнительно предусматривающий:

получение в колонне с отбором бокового погона выходящего из верхней части колонны парообразного потока, содержащего легкие фракции, выходящего из верхней части колонны жидкого потока, содержащего С7-углеводороды, потока кубового продукта, содержащего С9+углеводороды, и потока бокового погона, содержащего С8-ароматические вещества и содержащего более 70% С8-нафтенов из выходящего потока реактора.

16. Устройство для рециркуляции нафтенов в реактор, причем устройство содержит:

подогреватель для подогрева жидкого потока, содержащего этилбензол, изомеры ксилола и С8-нафтены, с образованием подогретого жидкого потока, причем подогретый жидкий поток объединяется с потоком рециркулирующего газа, содержащим водород, с образованием сырьевого потока реактора;

реактор для проведения реакции сырьевого потока реактора с получением выходящего потока реактора, содержащего изомеры ксилола и С8-нафтены;

первое охлаждающее устройство для охлаждения выходящего потока реактора с получением охлажденного выходящего потока реактора;

первый барабан-сепаратор для разделения охлажденного выходящего потока реактора на первый сконденсированный жидкий поток и первый парообразный поток;

второе охлаждающее устройство для охлаждения первого парообразного потока с получением охлажденного первого парообразного потока, содержащего паровую фазу и жидкую фазу;

второй барабан-сепаратор для разделения охлажденного первого парообразного потока на второй сконденсированный жидкий поток и второй парообразный поток;

колонну с отбором бокового погона для приема первого сконденсированного жидкого потока и второго сконденсированного жидкого потока и получения потока бокового погона, причем поток бокового погона содержит С8-ароматические вещества и более 70% С8-нафтенов;

секцию извлечения параксилола для разделения потока бокового погона на поток продукционного параксилола и обедненный по параксилолу поток, причем обедненный по параксилолу поток содержит С8-нафтены из потока бокового погона; и

рециркулирующее устройство для рециркуляции обедненного по параксилолу потока в реактор.

17. Устройство по п. 16, в котором колонна с отбором бокового погона содержит одну дистилляционную колонну.

18. Устройство по п. 16,

в котором колонна с отбором бокового погона содержит нижнюю колонну и верхнюю колонну, и

причем выходящий из верхней части нижней колонны парообразный поток подается в нижнюю часть верхней колонны, а поток бокового погона получается в виде потока жидкого кубового продукта верхней колонны.



 

Похожие патенты:

Изобретение относится к способу получения дистиллята, включающему в себя: подачу потока сырья для олигомеризации, содержащего С4 олефины, в зону олигомеризации; рециркуляцию потока бензина, содержащего C8 олефины, в указанную зону олигомеризации; олигомеризацию С4 олефинов с С4 олефинами и С8 олефинами в указанной зоне олигомеризации; причем указанный способ включает в себя олигомеризацию большей доли нормальных бутенов, чем изобутенов.

Изобретение относится к способу извлечения углеводородов из установки для получения полиолефинов. Способ включает следующие действия: i) введение углеводородсодержащего инертного газа из блока для отделения остаточных мономеров установки для получения полиолефинов в устройство для конденсации и разделения, причем углеводороды представляют собой пропилен и необязательно пропан или этилен и необязательно этан, а инертный газ представляет собой азот, ii) введение жидкого азота в устройство для конденсации и разделения, iii) конденсацию по меньшей мере части углеводородов из углеводородсодержащего инертного газа в устройстве для конденсации и разделения с использованием энергии испарения жидкого азота, iv) разделение конденсированного углеводородсодержащего инертного газа на конденсированный углеводородсодержащий продукт, а также очищенный инертный газ в устройстве для конденсации и разделения и v) введение конденсированного углеводородсодержащего продукта из устройства для конденсации и разделения в расположенное ниже по потоку дополнительное разделительное устройство, в котором отделяют растворенные газы от конденсированного углеводородсодержащего продукта.

Изобретение относится к способу переработки природного углеводородного газа с варьируемым содержанием азота, включающему стадию подготовки газа к криогенному разделению, стадию криогенного разделения газов с использованием метана в качестве хладагента в криогенном блоке, стадию компримирования внутренних и внешних технологических продуктов, стадию фракционирования тяжелой углеводородной части природного газа (С2 и выше).

Изобретение относится к вариантам способа изомеризации парафинов. Один из вариантов включает стадии: разделения отходящего продукта изомеризации на поток продукта, который содержит разветвленные и неразветвленные парафины, и поток пара стабилизатора, который содержит HCl, Н2 и С6- углеводороды; разделения потока пара стабилизатора на пар сухого газа, содержащий HCl, Н2 и С5- углеводороды, и поток жидкости, который содержит С2- и С3+ углеводороды; разделения пара сухого газа на фазу, обогащенную С5- углеводородами, и поток, обогащенный HCl и Н2, в охлаждающей установке; активирования катализатора изомеризации при использовании по меньшей мере части потока, обогащенного HCl и Н2, для получения катализатора изомеризации, промотированного хлоридом, при этом по крайней мере часть потока, обогащенного HCl и Н2, направляют непосредственно на рецикл от разделения пара сухого газа для активирования катализатора изомеризации; и введения в контакт потока парафинового подаваемого исходного сырья с катализатором изомеризации, промотированным хлоридом, в присутствии водорода для изомеризации парафинов.

Изобретение относится к способу дистилляции углеводородов, который включает в себя: подачу потока углеводородного сырья в зону фракционирования в первом местоположении; фракционирование потока углеводородного сырья с образованием головного потока и донного потока; нагревание первой части головного потока до температуры выше температуры конденсации головного потока; сжатие нагретой первой части головного потока; удаление части потока из зоны фракционирования во втором местоположении, расположенном ниже первого местоположения; нагревание удаленной части потока за счет косвенного контакта удаленной части потока с сжатой первой частью головного потока; возвращение нагретой удаленной части потока в зону фракционирования в третьем местоположении, расположенном выше второго и ниже первого местоположения; снижение давления сжатой первой части головного потока с образованием головного потока пониженного давления; возвращение части головного потока пониженного давления наверх зоны фракционирования; в котором нагревание первой части головного потока включает в себя косвенный контакт первой части головного потока с сжатой первой частью головного потока после косвенного контакта удаленной части потока с сжатой первой частью головного потока и до снижения давления указанной сжатой первой части головного потока.

Изобретение относится к области нефте- и газодобывающей промышленности. Изобретение касается способа подготовки смеси газообразных углеводородов для транспортировки, в котором проводят низкотемпературную сепарацию исходной смеси газообразных углеводородов с выделением газовой фракции и нестабильного углеводородного конденсата, с последующей стабилизацией углеводородного конденсата и выделением сжиженной пропан-бутановой фракции.

Изобретение относится к области нефте- и газодобывающей промышленности. Изобретение касается установки подготовки смеси газообразных углеводородов для транспортировки, содержащей установленные последовательно магистраль подачи исходного сырьевого потока, первый сепаратор, второй сепаратор, первый рекуперативный теплообменник 4, рекуперативный теплообменник 9, подключенный к колонне деэтанизации.
Изобретение относится к стабилизации обезвоженной и обессоленной газонасыщенной нефти и может быть использовано в нефтедобывающей промышленности, в частности на промыслах или головных перекачивающих станциях.

Изобретение относится к вариантам способа отделения олефина от парафина в потоке продукта из системы дегидрирования. .
Изобретение относится к улучшенному способу получения и очистки винилароматических мономеров, включающему: а) подачу потока, состоящего из ароматического углеводорода, вместе с потоком, состоящим по существу из С2-С3 олефина, в секцию алкилирования; б) подачу продуктов реакции, выходящих из секции алкилирования, в первую секцию разделения; в) выпуск из первой секции разделения первого потока, состоящего из непрореагировавшего ароматического углеводорода, который направляют для повторного использования в секцию алкилирования, второго потока, состоящего по существу из моноалкилированного ароматического углеводорода, третьего потока, состоящего по существу из диалкилированных ароматических углеводородов, направляемого в секцию трансалкилирования, и четвертого потока, состоящего по существу из смеси полиалкилированных ароматических углеводородов; г) подачу второго потока стадии (в) в секцию дегидрирования; д) подачу продуктов реакции, выходящих из секции дегидрирования, во вторую секцию разделения/очистки, включающую по меньшей мере одну дистилляционную колонну; е) выпуск потока, состоящего из винилароматического мономера чистотой, превышающей 99,7 масс.%, из верхней части указанной по меньшей мере одной дистилляционной колонны, и характеризующемуся тем, что: после первого охлаждения с возвратом тепла покидающий стадию дегидрирования газ после промывания распыляемой водой подают в оболочку пучка труб расположенного вертикально или горизонтально теплообменника, в трубах которого течет охлаждающая текучая среда, причем в теплообменнике газ конденсируется; подачу газа осуществляют из нижней части теплообменника с жидкостью, полученной конденсацией, которая стекает противотоком и покидает теплообменник, полностью или частично, также из нижней части оболочки теплообменника и которую направляют во вторую секцию разделения/очистки (д); возможный газ и несконденсированные вещества выходят из верхней части оболочки теплообменника.

Изобретение относится к способу снижения потребления энергии в процессе перегонки с использованием тепловой связи. Перегонная установка содержит первую ректификационную колонну, имеющую верхнюю секцию и нижнюю секцию, причем верхняя секция представляет собой секцию предварительного фракционирования; вторую ректификационную колонну, имеющую верхнюю секцию и нижнюю секцию, причем нижняя секция представляет собой основную секцию второй ректификационной колонны; первый приемный резервуар головного продукта, сообщающийся по текучей среде с секцией предварительного фракционирования первой ректификационной колонны и верхней секцией второй ректификационной колонны; парциальный конденсатор, сообщающийся по текучей среде с секцией предварительного фракционирования первой ректификационной колонны и первым приемным резервуаром головного продукта; боковой ребойлер, сообщающийся по текучей среде с секцией предварительного фракционирования первой ректификационной колонны; линию подачи парообразной боковой фракции, сообщающуюся по текучей среде с секцией предварительного фракционирования первой ректификационной колонны и основной секцией и ребойлером второй ректификационной колонны; линию подачи жидкости из нижней части, сообщающуюся по текучей среде с основной секцией второй ректификационной колонны и секцией предварительного фракционирования первой дистилляционной колонны.

Представлен способ получения ароматических углеводородов с применением оксигената в качестве исходного материала. Используют: реакцию с участием оксигената в одном реакторе ароматизации, получение и разделение продукта реакции ароматизации на сепарационной установке А, в которой осуществляют охлаждение, промывку щелочью и/или водой, получение потока газообразных углеводородов X и потока жидких углеводородов Y; получение неароматических углеводородов X1 после удаления газа и/или части оксигената на сепарационной установке В, в которой осуществляется короткоцикловая безнагревная адсорбция, ректификация (разгонка) и/или адсорбция; получение Х2, содержащего неароматические углеводороды, и потока Х3, содержащего ароматические углеводороды, после удаления газа, части оксигената из потока Х на сепарационной установке В, на которой осуществляется короткоцикловая безнагревная адсорбция, ректификация и/или адсорбция, реакцией в другом реакторе ароматизации и разделением на сепарационной установке А, в которой происходит охлаждение, промывка щелочью и/или промывка водой; получение смешанного потока M ароматических углеводородов с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее и потока N остальных углеводородов непрецизионной ректификацией, объединенного потоком Y и потоком Х3, содержащего ароматические углеводороды, на сепарационной установке С.

Изобретение относится к системам фракционирования для дегидрирования короткоцепочечных насыщенных углеводородов с получением соответствующих олефинов, в частности пропилена, широко используемого в потребительских и промышленных продуктах.

Изобретение относится к способу комплексной переработки побочных продуктов процесса выделения изопрена из фракции С5 пиролиза, содержащих пипериленовую и амиленовую фракции.

Изобретение относится к способу разделения углеводородного газа, содержащего, по меньшей мере, этан и С3 и более тяжелые компоненты на фракцию, содержащую преобладающую порцию этана и более легкие компоненты, и фракцию, содержащую преобладающую порцию С3 и более тяжелые компоненты, в котором (a) сырой газ обрабатывают в одном или более теплообменниках, а также на этапах расширения для обеспечения, по меньшей мере, одного частично конденсированного углеводородного газа, обеспечивая тем самым, по меньшей мере, один первый остаточный пар и, по меньшей мере, одну С2 или С3-содержащую жидкость, которая также содержит более легкие углеводороды; и (b) по меньшей мере, одну из С2 или С3-содержащих жидкостей направляют в дистилляционную колонну, в которой упомянутую жидкость разделяют на второй остаток, содержащий более легкие углеводороды, и С2 или С3-содержащий продукт.

Изобретение относится к способу совместного получения гексанового растворителя и циклопентана из гексансодержащей фракции, выделенной из широкой фракции легких углеводородов, включающий выделение в колонне фракционирования гексансодержащей фракции, гидроочистку гексансодержащей фракции, ректификацию гидроочищенной гексансодержащей фракции для выделения изогексановой фракции и гексанового растворителя.

Изобретение относится к аппарату для получения этилена, содержащему: реактор, который применяют для дегидратации этанола и получения потока этилена, содержащего этан, этанол, этиловый эфир и побочные продукты, содержащие три или более атомов углерода; первую разделительную колонну, соединенную с реактором, которую применяют для разделения указанного потока этилена из указанного реактора, содержащего этан, этанол, этиловый эфир и побочные продукты, содержащие три или более атомов углерода, для получения первых легких компонентов, содержащих этилен, из верха вышеуказанной первой разделительной колонны, и первых тяжелых компонентов, содержащих этилен, из низа вышеуказанной первой разделительной колонны; вторую разделительную колонну, причем верхняя часть указанной второй разделительной колонны соединена с низом указанной первой разделительной колонны, верх указанной второй разделительной колонны соединен с нижней частью указанной первой разделительной колонны, указанную вторую разделительную колонну применяют для приема и разделения первых тяжелых компонентов, содержащих этилен, из низа указанной первой разделительной колонны, с получением вторых легких компонентов, содержащих этилен, из верха указанной второй разделительной колонны и вторых тяжелых компонентов из низа указанной второй разделительной колонны, причем вторые легкие компоненты возвращают в нижнюю часть указанной первой разделительной колонны и вторые тяжелые компоненты выводят; первый конденсатор, причем входной патрубок указанного первого конденсатора соединен с верхом указанной первой разделительной колонны и выходной патрубок указанного первого конденсатора соединен с верхней частью указанной первой разделительной колонны, первый конденсатор применяют для конденсации первых легких компонентов, содержащих этилен, из верха указанной первой разделительной колонны для получения первого конденсата и первую часть указанного первого конденсата возвращают в верхнюю часть указанной первой разделительной колонны; и третью разделительную колонну, которую применяют для приема и разделения второй части указанного первого конденсата из указанного первого конденсатора, для получения жидкого этилена из низа указанной третьей разделительной колонны и третьих легких компонентов из верха указанной третьей разделительной колонны.

Изобретение относится к способу разделения изопентан-пентан-изогексан-гексановой фракции, снижающему долю рецикловых потоков в системе, заключающемуся в выделении товарного изомеризата из сырьевого потока, путем последовательного прохождения последним колонны стабилизации, колонны деизопентанизации и колонны деизогексанизации.

Изобретение относится к двум вариантам способа контроля за образованием слаболетучих соединений при получении альфа-метилстирола. Один из вариантов способа включает подачу первой композиции на дистилляционную колонну, причем указанная первая композиция содержит ацетон, фенол, кумол и альфа-метилстирол; очистку первой композиции в дистилляционной колонне с получением второй композиции, содержащей по меньшей мере 1 вес.% альфа-метилстирола и по меньшей мере одну органическую кислоту, причем весовое процентное содержание альфа-метилстирола во второй композиции выше, чем в первой композиции; и добавление некоторого количества амина во вторую композицию.

Изобретение относится к способу выделения гексена-1 из смеси, полученной в реакционной секции процесса тримеризации этилена, причем указанная смесь содержит этилен, растворитель, катализатор тримеризации этилена и образованные продукты, в том числе гексен-1.

Изобретение относится к способу выделения дициклопентадиена (ДЦПД), пипериленов и изопрена из сырья С5. Способ включает следующие стадии: подача сырья С5, содержащего изопентан, изопрен, циклопентадиен и пиперилены, в колонну удаления легких компонентов; выделение изопентана из сырья С5 в первую легкую фракцию; удаление оставшегося сырья С5 в первую тяжелую кубовую фракцию из колонны удаления легких компонентов; подача первой тяжелой кубовой фракции в теплообменник; подача первой тяжелой кубовой фракции из теплообменника в первую димеризационную систему с образованием смеси димеров, содержащей ДЦПД, изопрен, пиперилены и циклопентадиен; пропускание смеси димеров через колонну отгона С5; выделение изопрена из колонны отгона С5 во вторую легкую фракцию; пропускание второй легкой фракции через двухстадийную систему экстракционной дистилляционной колонны/колонны выделения, снабженную системой удаления примесей и системой фракционирования сырого изопрена, которая находится между первой и второй системами экстракционной дистилляционной колонны/колонны выделения двухстадийной системы экстракционной дистилляционной колонны/колонны выделения; рецикл циклопентадиена (ЦПД) из системы фракционирования сырого изопрена в первую димеризационную систему; отбор второй тяжелой кубовой фракции из колонны отгона С5, содержащей ДЦПД и пиперилены; пропускание второй тяжелой кубовой фракции из колонны отгона С5 во вторую димеризационную систему; пропускание фракции, содержащей ДЦПД и пиперилены, из второй димеризационной системы в колонну отделения пипериленов для выделения пипериленов; пропускание третьей тяжелой кубовой фракции, содержащей ДЦПД, из колонны отделения пипериленов в колонну выделения ДЦПД для получения ДЦПД; и при этом система удаления примесей содержит установку удаления серы, установку удаления оксигенатов и установку удаления ацетилена, каждая из которых находится между первой экстракционной дистилляционной колонной и второй экстракционной дистилляционной колонной двухстадийной системы экстракционной дистилляционной колонны/колонны выделения.

Изобретение относится к способу рециркуляции нафтенов в реактор, а также к устройству. Способ предусматривает: проведение в реакторе реакции сырьевого потока реактора, содержащего изомеры ксилола, этилбензол, С8-нафтены и водород, на катализаторе изомеризации этилбензола при условиях в реакторе, причем по меньшей мере часть этилбензола в сырьевом потоке реактора превращается в изомеры ксилола так, что образуется выходящий поток реактора, содержащий изомеры ксилола и С8-нафтены; охлаждение и разделение выходящего потока реактора с образованием первого сконденсированного жидкого потока и первого парообразного потока; охлаждение и разделение первого парообразного потока с образованием второго сконденсированного жидкого потока и второго парообразного потока; подачу первого сконденсированного жидкого потока и второго сконденсированного жидкого потока в колонну с отбором бокового погона с получением потока бокового погона, содержащего С8-ароматические вещества и С8-нафтены; извлечение параксилола из потока бокового погона в секции извлечения параксилола, получая обедненный по параксилолу поток, причем обедненный по параксилолу поток содержит часть С8-нафтенов; и рециркуляцию обедненного по параксилолу потока в реактор. Обедненный по параксилолу поток рециркулируют назад в реактор, таким образом предотвращая избыточную потерю нафтенов из процессов. 2 н. и 16 з.п. ф-лы, 4 ил., 7 табл., 2 пр.

Наверх