專利名稱：利用氨吸收致冷來回收對二甲苯的方法
背景技術：
對二甲苯是日用化學品，它被氧化成對苯二甲酸并純化，以產(chǎn)生純化的對苯二甲酸，這是制備聚酯的中間體。在2001年，全世界對二甲苯的安裝容量為約21MMTA(百萬公噸/年)，在美國為4.3MMTA。
用合適的基本烴原料(substantially hydrocarbon feedstock)開始制備對二甲苯。用于本文時，適合制備對二甲苯的該基本烴原料可以來自幾個來源，可以分成高對二甲苯濃度和低對二甲苯濃度。術語“基本烴原料”是指包括和經(jīng)?；旧嫌梢冶健Χ妆?、間二甲苯、鄰二甲苯、和任選的芳族和脂族烴雜質組成的烴原料。
從中回收對二甲苯的大多數(shù)原料源自許多煉油廠的催化重整工藝。重整產(chǎn)物通常包括C6至C11芳族化合物，其中C8芳族化合物餾分通常包括間二甲苯、鄰二甲苯、對二甲苯和乙苯。重整反應的其它副產(chǎn)物為氫、輕氣、石蠟、環(huán)烷和C12+重質芳族化合物。含對二甲苯的原料還可以包括裂解汽油、常規(guī)的甲苯歧化產(chǎn)物、常規(guī)的烷基轉移產(chǎn)物、和對二甲苯回收工藝的級內(nèi)產(chǎn)物。
在所有這些原料中，二甲苯異構體通常接近它們的平衡分布，即約25％對二甲苯、約50％間二甲苯、和約25％鄰二甲苯。這些原料的C8蒸餾餾分通常包括所有的C8芳族異構體，因為它們的沸點密切接近。對二甲苯的低平衡濃度由于乙苯的存在而被進一步稀釋，從而使通過從重整產(chǎn)物(重整二甲苯)蒸餾得到的C8餾分典型地包括約10wt％至約20wt％乙苯，更典型地包括約15wt％至約18wt％乙苯。裂解汽油的C8餾分典型地包括高至約30wt％至約60wt％乙苯，而常規(guī)甲苯歧化的C8餾分典型地僅包括約2wt％至約7wt％乙苯。乙苯的稀釋和二甲苯異構體的平衡分布將這些原料的對二甲苯含量減到低至約10wt％至約25wt％對二甲苯，而重整二甲苯典型地包含約15wt％至約20wt％對二甲苯。應理解，可以將這些原料預處理以選擇性除去間二甲苯或鄰二甲苯，這能增加對二甲苯的濃度。因此，具有低對二甲苯濃度的基本烴原料通常包括小于約50wt％的對二甲苯、通常小于約30wt％的對二甲苯、有時小于約20wt％的對二甲苯。
具有高對二甲苯濃度的基本烴原料通常包括至少約50wt％的對二甲苯、通常至少約70wt％的對二甲苯、有時至少約80wt％的對二甲苯。具有高對二甲苯濃度的基本烴原料來自如下來源，包括通過選擇性甲苯歧化(STDP)、選擇性烷基化、或選擇性烷基轉移制備的原料，如美國專利4,097,543和美國專利4,117,026、和W.W.Kaeding等人，J.Catal.，67，159(1981)中所述。在多級結晶方法的第二級或后續(xù)級中也發(fā)現(xiàn)了它們，該結晶方法用于從具有低對二甲苯濃度的基本烴原料中回收對二甲苯。具有高對二甲苯濃度的基本烴原料還包括富含對二甲苯的物流，該物流產(chǎn)生于吸附/結晶對二甲苯混合型工藝的選擇性吸附區(qū)域，如美國專利5,329,060中所述。
可用于回收對二甲苯的兩種工藝是低溫結晶和在分子篩上選擇性吸附?！癙arex”是最廣泛使用的分子篩吸附工藝，如D.P.Thornton，Hydrocarbon Proc.49(1970)在pp.151-155中所述，該文獻被引入本文以供參考。這種工藝基于使用固體吸附劑的固定床在液相中連續(xù)選擇性吸附的原理。由沸石制備吸附劑，分離技術基于對吸附劑親和力的微小差異。對二甲苯對吸附劑的親和力最強，因此優(yōu)先被吸附。解吸附液體的親和力介于對二甲苯和其它進料組分的親和力之間。當解吸附劑親和力太低時，從吸附劑上除去對二甲苯很費力。如果親和力太高，則對二甲苯不能從吸附劑中置換解吸附劑。此外，解吸附劑的揮發(fā)性應該與進料化合物的揮發(fā)性充分不同，以允許通過蒸餾分離含對二甲苯的解吸附劑和無對二甲苯的解吸附劑的混合物。
也可以使用結晶方法從基本烴原料中回收對二甲苯。這種對二甲苯結晶方法包括異構化部分、分餾部分和結晶部分。或者，這種結晶方法包括用于制備具有高對二甲苯濃度的基本烴原料的部分、分餾部分和結晶部分。
為了有效地從這些基本烴原料中回收純化的對二甲苯，結晶方法包括一個或多個通常包括套層結晶器的結晶級，該套層結晶器典型地為具有冷卻套層的刮壁導管，汽化的致冷劑從該套層中通過。結晶級還可以包括至少一個重新制漿的桶(drum)。結晶級還可以包括刮壁換熱器，其中正在結晶的材料通過換熱器的刮壁管側面，汽化致冷劑通過換熱器的殼側面。
乙烯通常被用作致冷劑以在使用基本烴原料的對二甲苯結晶方法中回收對二甲苯，因為從這些稀釋的對二甲苯流中有效地回收對二甲苯需要低至約-90的溫度。由于正在結晶的材料的傳熱而從結晶級的乙烯液體中產(chǎn)生乙烯蒸氣，其蒸氣壓在這些低溫下仍然高于大氣壓，因此可以方便地用于典型的蒸氣再壓縮致冷回路(loop)中。當使用烴致冷劑如乙烯時，希望在結晶部分所處溫度下致冷劑的蒸氣壓高于大氣壓，以防止氧從潛在的漏洞中進入，這會導致爆炸性混合物。
但是，因為乙烯的臨界溫度為約49，通過空氣冷卻或水冷卻在換熱器中冷凝乙烯通常是不可能或不實際的。因此，通過與另一種致冷劑(典型是為丙烷或丙烯)交換，將離開結晶器的乙烯蒸氣壓縮并冷凝。丙烷或丙烯在另一個蒸氣再壓縮回路里循環(huán)，通過空氣或水冷卻的交換器冷凝丙烷蒸氣或丙烯蒸氣。因此，對二甲苯結晶方法的典型實施使用這種級聯(lián)的乙烯/丙烷或乙烯/丙烯致冷周路(circuit)。
授予Lammers的美國專利3,177,265公開了用于從C8或混合的二甲苯進料中回收對二甲苯的多級結晶方法，其中使用乙烯致冷劑冷卻第一級，使用丙烷冷卻后面的級。Lammers工藝的商業(yè)變體也利用丙烷致冷劑冷凝乙烯致冷劑和任選地使其脫過熱，以用于其它各種致冷要求如結晶器進料的微調(diào)冷卻(trim cooling)，以及冷卻分餾體系的尾氣以改善苯向輕質芳族化合物副產(chǎn)物流的回收。
授予Eccli等人的美國專利5,448,005公開了用于回收對二甲苯的結晶方法，其中使用單溫度結晶制備級從具有上述對二甲苯平衡濃度的進料中制備對二甲苯，例如從選擇性甲苯歧化工藝中制備對二甲苯。該工藝使用致冷體系冷卻至約-20的溫度，可以用丙烷或丙烯作為致冷劑。
上述工藝利用丙烷或丙烯蒸氣壓縮冷卻回路來回收對二甲苯。在這些回路中，通過傳熱產(chǎn)生的丙烷或丙烯蒸氣隨后被壓縮至更高的壓力，然后可以通過空氣冷卻或水冷卻的換熱器冷凝蒸氣。丙烷或丙烯致冷壓縮機是昂貴、復雜和低效率的機器，需要大量的能量來運行。減小這些機器的尺寸或省去這些機器會大量減少建造對二甲苯設備所需要的資金成本，還能減少能量消耗和運行成本。除了冷卻器設備本身的高成本，這些工藝還需要昂貴的換熱裝置以進行致冷劑冷卻。因此，需要更成本有效的機理在對二甲苯回收工藝中進行致冷。
氨吸收致冷(AAR)是成本有效的節(jié)能工藝，已經(jīng)被用于提供中等溫度的致冷。在AAR中，焓源如廢熱使氨分餾器重沸，向該分餾器供給氨多于水(在圖6中也示為濃氨水)的富氨物流。分餾器將氨多于水的富氨物流分離為更高純度的氨蒸氣塔頂餾出物和水多于氨(在圖6中也示為稀氨水)的富水物流塔底流出物。通過空氣冷卻或水冷卻將氨蒸氣塔頂餾出物冷凝為液態(tài)氨致冷劑。然后將液態(tài)氨致冷劑引到致冷劑使用者。在從被致冷的材料間接地轉移焓時，液態(tài)氨致冷劑蒸發(fā)并產(chǎn)生氨致冷劑蒸氣。將氨蒸氣以及水多于氨的富水物流引入吸收器，所述物流吸收氨蒸氣，同時釋放吸收熱。典型地通過冷卻吸收器的水除去吸收熱。
授予Zondek的美國專利4,116,652公開了通過在至少兩級中用可混溶的致冷劑直接接觸混合物，來冷凍濃縮包括溶液的液體混合物的工藝。Zondek公開了，當被濃縮產(chǎn)物為二甲苯并且致冷劑為氨時獲得了良好的結果。該工藝還允許在兩個或更多溫度下選擇性分離晶體，其中可以從第一級中除去晶體，也可以從第二級或后續(xù)級中除去晶體。
授予Kagawa的美國專利4,331,826公開了如下工藝，其包括(1)將包含對二甲苯的進料與惰性液體致冷劑混合；(2)將混合的液體輸入泡罩塔型結晶塔的較低部分；(3)蒸發(fā)致冷劑以形成對二甲苯晶體在對二甲苯進料中的漿；(4)將惰性致冷劑作為蒸氣從結晶塔上部的液體表面分離；(5)從由結晶塔上部排出的漿中分離對二甲苯晶體。惰性致冷劑的例子包括二氧化碳、氨和具有2至4個碳原子的低級烴。
′652和′826兩個專利都公開了直接接觸結晶方法，其中致冷劑被直接注入被結晶的溶液中。用致冷劑直接接觸冷卻需要昂貴的資本設備和能量消耗，以從被冷卻的烴物流中有效地分離致冷劑。因此，直接接觸冷卻的商業(yè)應用受到限制。
在涉及其它純產(chǎn)物或副產(chǎn)物的工藝的情況下，必須充分除去產(chǎn)物中所有殘余的氨。在回收對二甲苯的情況下，需要從結晶部分的廢棄濾液中將氨致冷劑減至lppmw的級別，因為它對于對二甲苯設備異構化部分中所用的酸催化劑有劇烈毒性。
由于這些以及其它問題，AAR還沒有成功用于從混合芳族化合物中分離對二甲苯。
現(xiàn)在發(fā)現(xiàn)，本發(fā)明的間接AAR能用于為對二甲苯結晶提供冷卻，同時克服直接向原料中添加氨的工藝中出現(xiàn)的問題。
還發(fā)現(xiàn)，與依賴資金和能量密集型的丙烷蒸氣再壓縮致冷體系的常規(guī)工藝相比，本發(fā)明的源自AAR工藝的致冷大大改善了對二甲苯結晶方法的經(jīng)濟性，該AAR工藝包括某些蒸發(fā)、水/氨接觸、分離和再蒸發(fā)步驟。
還發(fā)現(xiàn)，根據(jù)本發(fā)明，幾種對于對二甲苯結晶方法特有的焓源能驅動整體AAR，這大大節(jié)約了能量費用，并減少了不利的二氧化碳向大氣中的排放。
發(fā)明概述本發(fā)明的一個方面是用于從基本烴原料中回收對二甲苯的結晶方法。回收包括在至少一個已致冷的結晶級中冷卻烴原料，通過蒸發(fā)包括氨的至少一部分基本液體流來間接致冷該結晶級。
本發(fā)明的另一個方面是用于從基本烴原料中回收對二甲苯的結晶方法。回收包括在至少一個已致冷的結晶級中冷卻烴原料，通過乙烯致冷劑冷卻該結晶級。通過與包括氨的基本液體流換熱來冷卻乙烯致冷劑。
本發(fā)明的另一個方面是用于從基本烴原料中回收對二甲苯的結晶方法?；厥瞻ㄔ谥辽僖粋€已致冷的結晶級中冷卻烴原料，通過一系列冷卻子步驟冷卻該結晶級。這些子步驟包括使包括氨蒸氣的物流與水接觸，形成包括水和氨的混合物，以及從包括水和氨的混合物中進一步回收包括氨的基本液體流。通過轉移至少一部分蒸發(fā)焓以冷卻烴原料，來蒸發(fā)至少一部分包括氨的基本液體流。
本發(fā)明的另一個方面是氨吸收致冷方法，該方法包括來自各種位置的至少一個焓源。這些位置包括在回收對二甲苯的結晶方法中的蒸餾塔的冷凝塔頂蒸氣，該蒸餾塔用于分離產(chǎn)物、副產(chǎn)物和/或循環(huán)物流；在用于回收對二甲苯的結晶方法中的反應器流出物流；在用于回收對二甲苯的結晶方法中的爐煙氣；在回收對二甲苯的結晶方法過程中產(chǎn)生的蒸汽；和位于對二甲苯結晶工藝設備附近的其它化學或精煉廠工藝設備。
與其他對二甲苯回收方法相比，本發(fā)明的方法有很多優(yōu)點。
一個優(yōu)點是，按照本發(fā)明將AAR用于回收對二甲苯，這能省去在常規(guī)對二甲苯回收方法中通常所用的丙烷或丙烯致冷回路。這省去了昂貴的C3壓縮機、冷凝器、閃蒸器、和與周路相關的其它裝置，還省去了與運行C3壓縮機相關的資本設備。根據(jù)本發(fā)明，合適AAR的成本甚至顯著低于最成本有效和最有效率的丙烷蒸氣再壓縮體系。
另一個優(yōu)點是，根據(jù)本發(fā)明將AAR用于回收對二甲苯，這可以利用來自對二甲苯回收方法的廢熱焓，用于使氨分餾器重沸。廢熱基本上是免費的焓源，因為否則它會通過空氣冷卻或水冷卻損失到環(huán)境中。
另一個優(yōu)點是，AAR體系由用于運輸液體的泵驅動，而不是由用于運輸氣體的致冷壓縮機驅動。與運輸液體的泵相比，致冷壓縮機遠遠更昂貴，需要更多的能量來運行。因為壓縮機的低效，壓縮通常導致被壓縮氣體的溫度升高，所以不可避免地需要額外的冷卻設備，而能量被損失。
還一個優(yōu)點是，根據(jù)本發(fā)明將AAR用于回收對二甲苯，這還減少了溫室氣體排放。由于用AAR泵完全代替蒸氣再壓縮致冷壓縮機，在對二甲苯方法中使用廢熱動力的AAR通常導致電力消耗大為減少。減少電力消耗通常導致更少的CO2排放，因為增加的電力最經(jīng)常來自燃燒化石燃料的發(fā)電廠或工廠的加熱爐。
附圖簡述

圖1顯示了，用于從通過重整裝置處理的基本烴原料中分離混合二甲苯的方法。
圖2顯示了二甲苯的異構化方法。
圖3顯示了常規(guī)的對二甲苯結晶方法。
圖4顯示了用于對二甲苯回收方法的乙烯致冷回路。
圖5顯示了，用于從選擇性甲苯歧化(STDP)中回收對二甲苯的對二甲苯結晶方法。
圖6顯示了氨吸收致冷方法。
發(fā)明詳述通常通過一系列工藝步驟產(chǎn)生基本烴原料。圖1為用于從通過催化重整裝置處理的基本烴原料中分離混合二甲苯的框圖。物流101的芳族化合物含量低，但石蠟和環(huán)烷含量高，將物流101送入重整裝置。重整裝置將石蠟環(huán)化成環(huán)烷，將環(huán)烷脫氫以形成芳族化合物。將來自重整裝置的流出物冷凝為流出物流102。將物流102送入一個或多個蒸餾塔以除去塔頂餾出物流中較輕的烴組分，繪制為“輕餾分分離”框。例如，可以將物流102送入脫丁烷塔中，以將C4-烴塔頂餾出物作為物流103除去。底部的較重烴組分，即物流104，主要包含C5+烴。或者，輕餾分分離段可以包含幾個蒸餾塔以除去輕質烴流，并分離富含苯的餾分，然后將該餾分送入萃取設備以回收化學級的苯。將物流104送入脫甲苯器，脫甲苯器設計用于將物流104中剩余的甲苯和所有C7-烴分離到流105中。來自脫甲苯器的塔底流出物，即物流106，包含C8+組分，將其送入二甲苯分流器。二甲苯分流器將重整產(chǎn)物混合二甲苯塔頂餾出物分離為物流107(在圖2中也示為物流201)，將C9+芳族化合物塔底流出物分離為物流108。
一旦制備了源自重整產(chǎn)物的基本烴原料，就用一系列進一步的分離來分離對二甲苯異構體。圖2為二甲苯異構化方法的框圖。可以將重整產(chǎn)物原料，即物流201，作為物流202送入分餾部分(例如將它脫水)，或者作為物流203送入對二甲苯分離部分。物流201通常包含約10wt％至約20wt％乙苯、約70wt％至約87wt％以接近平衡分布存在的二甲苯異構體(對二甲苯、間二甲苯、鄰二甲苯)、和少量其它芳族和非芳族烴雜質。在這種情況下，平衡分布是指約25％對二甲苯、約50％間二甲苯和約25％鄰二甲苯。分餾部分將異構化部分中產(chǎn)生的C7-和C9+烴與C8芳族化合物充分分離。因為它們與圖1的脫甲苯器和二甲苯分流器提供相同的功能，所以可以用一套塔來處理圖1的原料設備物流104或106和圖2的物流206。
根據(jù)圖2的分餾部分產(chǎn)生四種物流1)尾氣，物流208；2)輕質芳族化合物，物流209；3)重質芳族化合物，物流210；和4)C8芳族化合物中心餾分(heart cut)，物流204。尾氣流208主要包含氫(如果異構化反應在氫存在的情況下發(fā)生，這在多數(shù)市售對二甲苯設備中是典型的)、以及由乙苯脫烷基化和/或進料中存在的非芳族化合物的裂解產(chǎn)生的輕質烴如乙烷、丙烷、丁烷、戊烷、苯等。
物流204主要包含C8芳族化合物，但也可以包含少量輕質副產(chǎn)物如苯和甲苯，和少量重質芳族化合物如C9+芳族化合物。不能通過蒸餾經(jīng)濟地分離對二甲苯與其它二甲苯異構體，因為它們各自的沸點很接近。因此，在對二甲苯分離部分中，通過結晶方法或選擇性吸附方法除去物流204(在圖3中也示為物流301)中的一部分對二甲苯。
當通過結晶分離對二甲苯時，結晶部分通常包括單獨或組合的結晶器、刮壁換熱器、或重新制漿桶。對二甲苯分離部分產(chǎn)生兩種物流對二甲苯產(chǎn)物，即物流211，和缺乏對二甲苯的物流，即物流205。在圖3中物流211也示為物流336，物流205也示作物流312。
在除去基本部分的對二甲苯后，將物流205引入異構化部分，該部分會催化重建二甲苯異構體平衡約25％對二甲苯、約50％間二甲苯、和約25％鄰二甲苯。異構化部分還將乙苯轉化為副產(chǎn)物，這些副產(chǎn)物比C8芳族化合物更輕或更重，在分餾部分被蒸餾。還會發(fā)生包括二甲苯歧化的副反應將兩摩爾二甲苯轉化為一摩爾甲苯和一摩爾三甲基苯。
通常，乙苯轉化和副反應會導致形成沸點低于C8芳族化合物的副產(chǎn)物、和沸點高于C8芳族化合物的副產(chǎn)物。在異構化部分的排出氣即物流207和分餾部分的尾氣即物流208中，將輕質石蠟副產(chǎn)物如乙烷和丙烷從方法中除去。主要的輕質芳族副產(chǎn)物包括苯和甲苯，它們在分餾部分中作為物流209被除去。主要的重質副產(chǎn)物主要是在物流210中被除去的C9和C10芳族化合物。
異構化部分中的乙苯轉化典型地為約20％至約80％。由于乙苯的不完全轉化和對二甲苯異構體異構化的平衡限制，在部分之間建立了充分的循環(huán)回路。當處理重整產(chǎn)物混合二甲苯原料時，物流204中對二甲苯的濃度典型地僅為約19wt％至約23wt％對二甲苯。
與通過分餾分離相比，通過結晶分離二甲苯異構體在工業(yè)上更可行，因為二甲苯異構體的沸點全都相互很接近。在C8芳族異構體中，對二甲苯的熔點最高(對二甲苯的熔點為約55.9，間二甲苯的熔點為約-54.2，鄰二甲苯的熔點為約-13.4)，當結晶部分進料的溫度降低時，它是第一個結晶的異構體。最終，當另一種二甲苯異構體開始共結晶時，達到了足夠低的溫度。對于對二甲苯方法通常出現(xiàn)的物流組合物，這通常是間二甲苯，但取決于組成，也可以是鄰二甲苯。對于重整產(chǎn)物混合二甲苯，間二甲苯開始共結晶的溫度稱為對二甲苯-間二甲苯共晶溫度，為約-90。即使在這樣的低溫下，對二甲苯在液相中仍然具有明顯的溶解度，為約7.3mol％。希望在共晶溫度附近的溫度下回收對二甲苯，以降低對二甲苯的溶解度，并因此減少整個方法的循環(huán)。通常不希望在共晶溫度以下結晶，因為會發(fā)生其它異構體的共結晶，這會導致循環(huán)增加或下游裝置的問題。
圖3為3級對二甲苯結晶部分的詳細圖，該部分包括第一(回收)級、第二(產(chǎn)物)級和第三(效率)級。結晶部分產(chǎn)生兩種物流1)最終的高純度對二甲苯產(chǎn)物，物流336；和2)廢棄濾液，物流312。圖3的物流312是圖2的物流205。物流312包含約7wt％至約12wt％對二甲苯，物流336典型地含至少約99wt％對二甲苯，更典型地含至少約99.7wt％對二甲苯。將物流312循環(huán)回到圖2的異構化部分，在這里將富含鄰二甲苯和對二甲苯的異構體異構化至接近平衡，并將乙苯轉化為輕質和重質副產(chǎn)物。通過在圖2的分餾部分中蒸餾，可以容易地從C8芳族化合物中分離這些副產(chǎn)物。
在圖3中，將結晶部分的進料，即物流301，引入第一(回收)級，其對二甲苯含量為約15wt％至約25wt％，更典型地為約19wt％至約23wt％。通過與物流312換熱，將物流301冷卻至開始形成對二甲苯晶體的溫度附近。該步驟在圖3中未顯示。該步驟可以包括任選的微調(diào)冷卻器。
當從進料中除去對二甲苯時，流出物的質量比原始的結晶進料少，因此不能提供足夠的冷卻以達到所需的溫度。在本發(fā)明中，除了由物流312提供的冷卻外，還可以利用來自AAR的沸騰液態(tài)氨致冷劑向任選的微調(diào)冷卻器提供增加的冷卻。
將物流301引入第一(回收)級，通過經(jīng)過一系列致冷劑冷卻的結晶器CR301、CR302、CR303，物流301在這里被冷卻到共晶溫度附近。合適的致冷劑的例子包括但不限于氨、氨/水混合物、乙烯、乙烷、和二氧化碳。優(yōu)選的致冷劑為乙烯。
使用高壓(約80psia至約122psia)乙烯致冷劑將CR301內(nèi)的物質典型地冷卻到約-45至約-65。這使乙烯蒸發(fā)溫度比結晶器內(nèi)物質的溫度低約25。需要致冷劑和結晶器內(nèi)物質之間的溫差來影響本發(fā)明的間接傳熱。間接傳熱是指致冷劑不與被冷卻的材料直接接觸，而是致冷劑與被冷卻的材料位于傳熱表面的相對側面。對于本發(fā)明，致冷劑是包括氨的基本液體流，被冷卻的材料為基本烴原料。將CR301的流出物，即物流302，輸送到結晶器CR302。使用中等壓力(約59psia至約91psia)的乙烯致冷劑將CR302內(nèi)的物質冷卻到約-65至約-80。將來自CR302的流出物，即物流303，輸送到結晶器CR303中，它在這里被低壓(約42psia至約58psia)乙烯致冷劑冷卻到對二甲苯-間二甲苯共晶溫度附近，典型地為約-80至約-93。將來自CR303的流出物，即物流304，輸送到固/液分離裝置SD301中。來自CR303的物流304的溫度典型地為約-80至約-95。
SD301可以是離心機(優(yōu)選篩網(wǎng)轉筒離心機)、過濾器(例如旋轉真空過濾器)、或一些其它的固/液分離裝置。SD301將物流304分離成流306和307、和對二甲苯濕餅305。在廢棄濾液桶RFD301中收集物流306，循環(huán)回到圖2的異構化部分。如果SD301為篩網(wǎng)轉筒離心機，可以任選地將富含對二甲苯的篩網(wǎng)濾液流，即物流307，分離并送入篩網(wǎng)濾液桶SFD301，然后通過物流308和309循環(huán)回到結晶器CR301。物流308和309典型地具有高于物流301的對二甲苯含量，因此被循環(huán)回到CR301。
對二甲苯濕餅305也從SD301中產(chǎn)生。該餅含有高濃度的其它C8芳族化合物。因此，餅305沒有純到足以作為最終的對二甲苯產(chǎn)物。餅305通常包括至少70wt％對二甲苯，優(yōu)選至少約80wt％對二甲苯。將餅305引入餅熔化桶CMD301，通過將餅熔化物循環(huán)通過熔化加熱器E301并回到CMD301，使它在這里熔化。典型地通過對二甲苯設備暖流或通過蒸汽向E301提供熱量。將物流311作為滑流從餅熔化桶CMD301的出口(物流310)除去，并如上所述循環(huán)通過E301。CMD301典型地位于級聯(lián)至流量控制器的液面控制器(level control)上，流量控制器將物流310的其它部分引到第二或后續(xù)的結晶級。將這部分物流310與固體控制物流即物流323混合。
在第二(產(chǎn)物)或后續(xù)結晶級中回收對二甲苯產(chǎn)物。由于餅305的對二甲苯濃度更高，可以通過在接近純對二甲苯熔點的溫度處結晶來實現(xiàn)對二甲苯的回收。第二(產(chǎn)物)級結晶器CR304典型地在約35至約44下運行。在本發(fā)明的方法中，優(yōu)選用包括氨和/或氨和水的混合物為CR304和任選的E304提供冷卻，下面將會討論。
將來自CR304的流出物，即物流315，傳輸?shù)焦?液分離裝置SD302。SD302優(yōu)選為壓式離心機。SD302將物流315分離為至少兩種物流，包括對二甲苯濕餅316和物流317。在廢棄濾液桶RFD302中收集物流317。通過物流321將餅316引入餅熔化桶CMD302，通過將餅熔化物循環(huán)通過熔化加熱器E302并回到CMD302，使它在這里熔化。當餅316被洗滌后，分離洗滌濾液流，即物流318，通過物流318將其送入洗滌濾液桶WFD302，通過物流313、314和320循環(huán)回到CR304。廢棄濾液即物流319相比物流314缺乏對二甲苯，但通常比物流301或物流312含更多的對二甲苯。通過物流323將一部分物流319循環(huán)到CR304，以將CR304中的固含量控制在所需水平，即典型地為約35wt％至約50wt％固體。通過物流324將物流319的其它部分送到第三或后續(xù)結晶級。
在比第二級結晶器CR304更低的溫度下運行第三(效率)級的結晶器CR305。典型地在約-10至約20的范圍內(nèi)運行CR305。該第三級的目的是從第二級廢棄濾液即物流324中結晶并回收對二甲苯，使回到第二級的循環(huán)最少化。這改善了整個結晶方法的效率。
將來自CR305的流出物，即物流326，泵送到固/液分離裝置SD303。SD303優(yōu)選為壓式離心機。SD303將物流326分成至少兩種物流，包括餅327和物流328。通過物流333將餅327引入餅熔化桶CMD303，通過將餅熔化物循環(huán)通過熔化加熱器E303并回到CMD303，使它在這里熔化。在廢棄濾液桶RFD303中收集物流328。如果SD303是壓式離心機，則任選地將分離的洗滌濾液流即物流329分離并送到洗滌濾液桶WFD303，通過物流325和330循環(huán)回到CR305。將一部分來自RFD303的物流，即物流331，循環(huán)回到CR305，以將CR305中的固含量控制在約30wt％至約50wt％固體的范圍內(nèi)。通過物流332將來自RFD303的物流平衡循環(huán)回到CR301。
在圖3中，分別通過熔化加熱器E302和E303將餅316和餅327熔化。一部分來自CMD302的循環(huán)熔化物作為對二甲苯產(chǎn)物即物流336離開。物流336通常含至少約99wt％對二甲苯，典型地為至少約99.7wt％對二甲苯。將其它部分供回到SD302，用作高純度餅洗滌物流322(在圖3中示作HP洗滌液)。將來自CMD303的部分第三級餅熔化物任選地用作SD303和/或SD302中的低純度餅洗滌液(在圖3中示為LP洗滌液)，通過物流334和335將部分第三級餅熔化物循環(huán)到第二級結晶器CR304。
在從源自重整產(chǎn)物的基本烴原料中回收對二甲苯的3級結晶部分的替換實施方案中，將餅305引入重新制漿桶，該桶代替了圖3的結晶器CR304。這樣做來代替將物流305引入到熔化桶CMD301。物流305沒有被熔化。將物流305在固體控制循環(huán)即物流323中制漿，任選地通過交換器E304加熱，以將制漿桶中的溫度控制在約-10至約20。
同樣，沒有將餅316引入熔化桶CMD302中，而是將餅316引入到代替CR305的第二制漿桶中。因此，不存在熔化桶CMD302和交換器E302。將餅316在固體控制循環(huán)物流即物流325中制漿，以在重新制漿桶中獲得約30wt％至約50wt％固體的固體濃度。此外，通過任選地在物流325中添加換熱，將第二制漿桶中的溫度控制在約30至約45，優(yōu)選約37至約42。將餅327熔化，將一部分作為最終的高純度(至少約99.7wt％對二甲苯)產(chǎn)物，一部分用作SD303中的餅的高純度餅洗滌液。
因為在將餅305和316引入重新制漿桶前，沒有將餅305和316分別熔化，所以不需要通過致冷從重新制漿桶中散熱。在本發(fā)明的方法中，結晶部分第一級中所用的致冷負荷(duty)優(yōu)選為用于冷卻結晶器CR301、CR302、和CR303的乙烯致冷，AAR優(yōu)選在結晶部分進料/流出物換熱順序的微調(diào)冷卻器中提供致冷負荷，并冷凝用于冷卻第一級結晶器的乙烯。
雖然可以使用許多致冷劑中的任何一種，這些致冷劑包括但不限于乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、氨和氨/水混合物，但乙烯致冷回路是冷卻第一級結晶器的優(yōu)選來源。
圖4顯示了用于圖3的3級結晶方法的乙烯致冷回路。在圖4中，通過使壓縮的乙烯氣體，即物流401、402、403、和404，通過一個或多個任選的交換器E400、E401、和/或E402，將它們?nèi)芜x地脫過熱。在交換器E403中冷凝壓縮的乙烯氣體。
將冷凝的乙烯，即物流405，加壓進入乙烯積聚器D404。用圖3的物流312使物流406在E405中任選地過冷，然后作為物流407送入低壓乙烯頭桶D401中。D401典型地高于CR301。通過物流408和409利用熱虹吸作用使來自D401的液體乙烯循環(huán)通過CR301的套層。
通過壓力控制閥V401控制D401的壓力，以將循環(huán)乙烯保持在比CR301內(nèi)的物質低約20至約35的溫度，從而提供足夠的傳熱速率。通過物流416和419將離開D401的蒸氣送到乙烯壓縮機C401的低壓級。當從CR301內(nèi)的物質向乙烯傳熱時，乙烯至少部分蒸發(fā)。將通過傳熱產(chǎn)生的蒸氣如上所述送入壓縮機C401。
通過物流410將低壓(約42psia至約58psia)乙烯從D401加壓進入中壓乙烯頭桶D402。通過物流411和412利用熱虹吸作用將來自D402的液體乙烯循環(huán)通過CR302的套層。通過壓力控制閥V402控制D402的壓力。通過物流417和420將離開D402的蒸氣送到乙烯壓縮機C401的中壓級?？刂艱402的壓力以使循環(huán)通過物流411和412的乙烯溫度比CR302內(nèi)的物質低約20至約35。
通過物流413將中壓(約59psia至約91psia)乙烯從D402加壓進入到高壓乙烯頭桶D403。通過物流414和415利用熱虹吸作用將高壓(約80psia至約122psia)乙烯循環(huán)通過CR303的套層。通過壓力控制閥V403控制D403的壓力，以使物流415的乙烯溫度比CR303內(nèi)的物質低約20至約35。通過物流418和421將來自D403的蒸氣引到壓縮機C401的抽氣機。
將上述離開結晶器套層的乙烯蒸氣壓縮到足夠高的壓力，以使它能在合適的溫度下被冷凝。乙烯壓縮機出口壓力典型地為約250psig至約350psig，更典型地為約275psia至約310psia。將乙烯壓縮到能在空氣冷卻或水冷卻的交換器中冷凝的壓力通常是不實際的，因為乙烯的臨界溫度(約49)典型地低于大多數(shù)位置的環(huán)境空氣或可獲得的冷卻水的溫度。
在本發(fā)明中，通過與氨致冷劑交換將乙烯冷凝并任選地脫過熱。氨冷凝器中氨的蒸發(fā)溫度典型地為約-10至約-50。在本發(fā)明的方法中，液態(tài)氨致冷劑也可以用于為三級結晶方法的一個級或多個級或全部三個級提供致冷或冷卻。優(yōu)選地，液態(tài)氨致冷劑被用于第二和/或第三級結晶器中的一個，或優(yōu)選用于第二和/或第三級兩者的結晶器中。通過從其中使用氨的第二和第三級結晶器間接傳遞的熱使氨蒸發(fā)。間接傳熱是指致冷劑不與被冷卻的材料直接接觸，而是致冷劑與被冷卻的材料處于傳熱表面的相對側面。通過來自第一級結晶器的傳熱使液體乙烯致冷劑蒸發(fā)，通過蒸發(fā)氨液體將乙烯蒸氣壓縮、冷凝、和任選地脫過熱。
用于制備對二甲苯的另一種基本烴原料是在選擇性甲苯歧化(STDP)部分中形成的混合二甲苯物流。該物流通常包含在該物流中大于約70wt％的對二甲苯。在典型的STDP部分中，將新鮮的甲苯進料和任選的循環(huán)甲苯進料引入STDP反應器。STDP反應器具有在富氫循環(huán)氣體存在的情況下，在蒸氣相中在催化劑上運行STDP反應所需的完整的蒸氣相反應器部分，包括反應器、加熱爐、預換熱器和反應器流出物冷卻器、分離器桶、循環(huán)氣體壓縮機等STDP反應器產(chǎn)生了冷凝的反應器流出物，其中包含苯和具有高對二甲苯濃度的C8餾分、以及未反應的甲苯和輕質及重質副產(chǎn)物。將該流出物送到穩(wěn)定器以產(chǎn)生穩(wěn)定器尾氣，該尾氣主要包含溶于冷凝的反應器流出物中的氫和通過在催化劑上發(fā)生的裂解反應產(chǎn)生的輕質烴。穩(wěn)定器還產(chǎn)生了塔底流出物，將它送入脫甲苯器。
脫甲苯器產(chǎn)生了C7-塔頂餾出物流，主要包含苯聯(lián)產(chǎn)品和未反應的甲苯加上沒有在穩(wěn)定器中被除去的少量輕質烴副產(chǎn)物和C8+塔底流出物。將脫甲苯器塔頂餾出物送入苯塔，它會產(chǎn)生1)作為側餾分的高純度苯聯(lián)產(chǎn)品；2)苯牽引流，包含來自脫甲苯器塔頂餾出物的小部分苯和輕質烴；和3)循環(huán)甲苯進料，隨后將其引入STDP反應器。將脫甲苯器塔底流出物引入二甲苯塔，它產(chǎn)生1)對二甲苯高濃度物流，典型地包含至少約70wt％對二甲苯，優(yōu)選至少約80wt％對二甲苯，隨后將其引入對二甲苯結晶部分；和2)重質芳族化合物流，包括C9+芳族化合物。對二甲苯結晶部分產(chǎn)生最終的高純度對二甲苯流，包含至少約99.7wt％對二甲苯。
在圖5中提供了對二甲苯結晶部分的框圖，該結晶部分用于具有高對二甲苯濃度的基本烴原料，即STDP二甲苯原料。結晶部分的這個具體結構由三個級組成，其中每個級由以下裝置組成在具體的級溫度下運行的結晶器、對二甲苯固體分離裝置如過濾器或離心機等，類似于圖3中所示的能從重整二甲苯中回收對二甲苯的對二甲苯方法的結晶部分級。
對于用于處理STDP二甲苯的實施方案，將來自各個級的餅熔化，從第一級回收對二甲苯產(chǎn)物。第二和第三級具有清除(scavenger)功能，這會增加方法的總體對二甲苯回收率。物流501的對二甲苯重量百分比優(yōu)選為至少70wt％，將它供入第一級，該級典型地在約35至約43的溫度下運行，更典型地在約37至約42的溫度下運行。
對于本發(fā)明，從結晶部分的級中散熱。這可以通過用氨致冷劑間接傳熱來進行。第一級產(chǎn)生兩種物流高純度對二甲苯產(chǎn)物，即物流503，和第一級廢棄濾液，即物流502。將物流502供給到第二級，第二級是清除級，其典型地在約-10至約20運行。第二級產(chǎn)生兩種物流第二級餅熔化物，即物流505，和第二級廢棄濾液，即物流504。物流505具有高對二甲苯濃度，但沒有高到足以成為最終的對二甲苯產(chǎn)物。因此，將物流505循環(huán)到第一級。將物流504供入第三級。第三級產(chǎn)生兩種物流第三級餅熔化物，即物流507，它被循環(huán)回到第一級，和第三級廢棄濾液或廢棄二甲苯，即物流506。
具體級的廢棄濾液中對二甲苯的濃度主要取決于級溫度，次要地取決于對二甲苯固體分離裝置的效率。如果方法僅在第一級運行，則對二甲苯回收率會低。這是因為許多對二甲苯會通過物流502損失，因為在運行第一級所需的高溫下，對二甲苯在物流502中的溶解度很高。這通常證明與添加具有清除功能的另一級(在本文中為第二級)相關的資金和能量費用是合理的。相似地，對二甲苯在物流504中的相對高溶解度、以及隨后它的高體積，也通常證明添加另一級(在本文中為第三級)是合理的，這取決于物流501中雜質(對二甲苯以外的化合物)的濃度。
如果物流501中對二甲苯的濃度足夠低，也許低到約50wt％、約60wt％或甚至約70wt％，那么在足夠低的溫度(約-30至約-50)下運行第三級結晶器以要求乙烯致冷是有利的。
對于本發(fā)明，可以通過從第一和第二級結晶器間接傳遞的焓來蒸發(fā)氨。對于本發(fā)明的目的，間接傳熱是指致冷劑沒有直接與被冷卻的材料接觸，而是致冷劑與被冷卻的材料處于傳熱表面的相對側面上。通常，通過來自第三級結晶器的傳熱來蒸發(fā)液體乙烯致冷劑，對于本發(fā)明，通過氨液體的蒸發(fā)將其冷凝和任選的脫過熱。
在包括氨致冷劑的AAR體系中可以容易地獲得低到約-50的氨蒸發(fā)溫度。這足以在典型的乙烯壓縮機排出壓力下冷凝乙烯，以提供冷卻負荷，從而在圖3的第一級、但優(yōu)選第二和第三級和圖5的第一和第二級中幫助對二甲苯結晶，為方法中的所有其它冷卻器服務，達到使該服務能夠切實可行地被C3致冷劑冷卻的程度。例如，在約321.4psia壓力下，乙烯在約-13的溫度下冷凝，而在約243.6psig的壓力下，乙烯在約-31的溫度下冷凝。
在圖6中顯示單效AAR循環(huán)。將液體氨，即物流601，傳輸?shù)桨闭舭l(fā)器。對于本發(fā)明中所述的方法，氨蒸發(fā)器是除去工藝熱的冷凝器。將來自對二甲苯結晶方法的工藝熱傳遞到氨致冷劑，這引起氨蒸發(fā)。
物流602上所用的壓力控制閥V601被用于控制氨蒸發(fā)器的氨一側的壓力。在較低壓力下，氨在較低溫度下沸騰。在蒸發(fā)器的氨和工藝側流體之間需要溫差以提供傳熱。在氨冷卻的換熱器中，該溫差典型地在約4至約15的范圍內(nèi)。在結晶器中，該溫差典型地為約15至約40，更典型地為約20至約30。因此，通過壓力控制閥V601控制氨蒸發(fā)器的壓力。
將氨蒸氣，即物流602，送入吸收器，它在這里與稀氨水溶液(水多于氨)即物流603接觸。將氨吸收到水中是放熱的。因此，用冷凝水冷卻吸收器以推動吸收。吸收器產(chǎn)生濃氨水溶液(氨多于水)，即物流604，將它作為物流605泵入氨分餾器。
廢熱焓源可以并且優(yōu)選被用來使氨分餾器重沸。非常純的氨蒸氣(典型地為至少約99wt％)占據(jù)氨分餾器的頂部。通常用空氣冷凝、或更典型地用冷卻水來冷凝氨分餾器的塔頂蒸氣，即物流606。通常通過從烴原料向所述的冷凝氨間接傳熱來蒸發(fā)至少一部分該冷凝氨。間接傳熱是指致冷劑不與被冷卻的材料直接接觸，而是致冷劑與被冷卻的材料處于傳熱表面的相對側面。通過物流607將冷凝氨引入氨致冷劑桶。用泵將來自回流桶的回流液送到氨分餾器，如物流608和609中所示。
如許多文獻所述的高級AAR循環(huán)，包括多級吸收-致冷體系、多揚程(multiple-lift)致冷循環(huán)、高級吸收蒸氣交換GAX循環(huán)、和多效吸收循環(huán)，被引入本文以供參考，這些文獻為美國專利5,097,676、美國專利5,966,948、Erickson和Tang，“對用于廢熱驅動致冷的兩次循環(huán)的評價”(″Evaluation of Double-Lift Cycles for Waste Heat PoweredRefrigeration)，Intl.Absorption Conf.；Montreal，Canada，Sept.17-22(1996)、Erickson、Potnis、和Tang，“三倍效果的吸收循環(huán)”(Triple EffectAbsorption Cycles)，Proc.Intersoc.Energy Convers.Eng.Conf.(1996)，31st，1072-1077、Rane和Erickson，“高級吸收循環(huán)蒸氣交換GAX”(Advanced absorption cyclevapor exchange GAX)，Am.Soc.Mech.Eng.(1994)25-32、和Richter，“多級吸收致冷體系”(Multi-Stage AbsorptionRefrigeration Systems)，Journal of Refrigeration，September/October1962。使用高級AAR循環(huán)提供致冷來冷凝乙烯并結晶對二甲苯也可以用于本發(fā)明，因為與更簡單的AAR循環(huán)相比，這些循環(huán)使用較少的熱量和較低溫度的熱源，它們可以在多個溫度水平下提供致冷，并在多個溫度水平下提供熱源。高級AAR循環(huán)可以具有多個吸收器和多個氨分餾器。
在圖4中，對于本發(fā)明，E403、和任選的E400、E401、E402乙烯脫過熱器也可以用作氨蒸發(fā)器。因此，AAR將乙烯蒸氣冷凝和任選地脫過熱，在從低對二甲苯濃度物流中結晶對二甲苯的過程中產(chǎn)生該蒸氣。當在套層的刮壁結晶器中用AAR從高對二甲苯濃度的物流中結晶對二甲苯時，套層為圖6的氨蒸發(fā)器。
通常最優(yōu)選用AAR周路完全省略或代替丙烷或丙烯致冷周路，因為這能完全省去能量密集型C3壓縮機、冷凝器、閃蒸器、和與周路相關的其它裝置，并且省去與運行C3壓縮機相關的設備消耗。蒸發(fā)器通常是致冷周路和方法之間的界面。被冷卻的混合二甲苯流位于蒸發(fā)器的熱側面，而蒸發(fā)的致冷劑位于蒸發(fā)器的冷側面。因此，當改造AAR來代替C3致冷周路時，可以在適當?shù)奈恢帽Ａ粽舭l(fā)器，用沸騰的氨致冷劑代替蒸發(fā)器冷側面上沸騰的C3致冷劑。
用AAR體系改造的具有C3致冷周路的對二甲苯回收設備通常會導致更低的電力消耗和更高的廢熱利用。對常規(guī)C3致冷循環(huán)的主要能量輸入是用于驅動壓縮機發(fā)動機的電力或蒸汽的形式。AAR設備的主要能量是用于使氨分餾器重沸的廢熱焓源。廢熱基本上是免費的能量，因為否則它就會通過空氣或水冷卻損失到環(huán)境中。因此，用AAR致冷循環(huán)代替C3致冷循環(huán)通常導致至少節(jié)約了驅動常規(guī)對二甲苯設備的丙烷或丙烯壓縮機的驅動器所需的電力或蒸汽，因為僅需要少量的電力或蒸汽來驅動與AAR相關的泵的驅動器。
對于本發(fā)明，優(yōu)選用于AAR分餾器的至少一部分廢熱焓源來自在對二甲苯設備中可獲得的熱源、來自為對二甲苯設備產(chǎn)生進料的設備、或來自位于對二甲苯設備附近的設備。AAR氨分餾器的合適熱源是在供應溫度為至少200可獲得的熱源，為了得到最好的結果，優(yōu)選為在至少250可獲得的熱源。更高的焓源流溫度是優(yōu)選的，因為它們通常導致更高的AAR方法效率。
對二甲苯設備上的一個合適焓源是熱異構化反應器的流出物。使用該物流作為熱源也能達到冷卻該物流以從循環(huán)氣體中分離可冷凝烴的目的，在將該氣體送回循環(huán)氣體壓縮機抽氣機之前，這是需要的。
另一個合適的焓源是存在于對二甲苯或相關運行設備中的任何分餾部分穩(wěn)定器或二甲苯分流器柱的冷凝塔頂蒸氣。使用這些物流作為熱源達到了如下目的對這些物流進行所需冷凝，同時減少了冷卻設備的需要。
還一個合適的焓源可以是在傳送到對二甲苯方法內(nèi)下一個單元操作之前必須被冷卻的工藝物流。使用這些物流作為AAR焓源也達到了如下目的，即在將它們送到對二甲苯方法內(nèi)下一個單元操作之前將這些物流冷卻。
關于對二甲苯設備的其它合適焓源包括異構化部分加熱爐的煙氣或分餾部分重沸器的煙氣，其中這些重沸器是火焰加熱器。
本發(fā)明中用于AAR設備的合適焓源包括冷凝塔頂蒸氣或熱產(chǎn)物流，它們來自烴原料制備工藝步驟中的脫甲苯器和二甲苯分流器塔。如圖1中所示，將對二甲苯設備混合的二甲苯進料從重整產(chǎn)物中分離的原料制備設備通常包括至少兩個分餾塔。一個塔是脫甲苯器，它將較輕沸點的化合物如苯、甲苯、和輕質非芳族化合物與沸點接近的C8芳族化合物分離，另一個塔是二甲苯分流器段，它將C8芳族化合物與較高沸點的C9和較重的芳族化合物和較高沸點的非芳族化合物分離。本發(fā)明中用于AAR設備的合適焓源包括來自這些塔的冷凝塔頂蒸氣或熱產(chǎn)物流。使用這些物流作為熱源還能達到冷卻這些物流的目的，這減少了將這些物流冷卻到其目標溫度所需的設備尺寸，在一些情況下省去了對額外設備的需要，減少了冷卻設備的消耗。
用于AAR的焓源不限于上述的那些。焓源還包括在其它附近的化學或精煉廠工藝設備中可獲得的熱源，和從這些設備或位置實用設備(site utilities units)中可獲得的蒸汽。使用來自對二甲苯工藝物流的廢熱焓源、來自為對二甲苯設備制備進料流的工藝熱、或在位于對二甲苯設備附近的其它化學或精煉廠工藝設備中可獲得的熱源，能在對二甲苯方法和這些其它方法之間提供協(xié)同作用。
與替換的對二甲苯回收方法相比，本發(fā)明的方法具有很多優(yōu)點。一個優(yōu)點是，按照本發(fā)明將AAR用于對二甲苯回收，這能省去常規(guī)對二甲苯回收方法中通常所用的丙烷或丙烯致冷回路。這省去了昂貴的C3壓縮機、冷凝器、閃蒸器、和與周路相關的其它設備，還省去了與運行C3壓縮機相關的資本設備。按照本發(fā)明，合適AAR的成本甚至大大低于最成本有效和最有效的丙烷蒸氣再壓縮體系。
另一個優(yōu)點是，將AAR用于對二甲苯回收，即代替C3致冷循環(huán)將導致節(jié)約能量，因為僅需要少量的電力或蒸汽來驅動與AAR相關的泵的驅動器，節(jié)約的能量約等于驅動常規(guī)對二甲苯設備的丙烷或丙烯壓縮機的驅動器所需的電力或蒸汽。
另一個優(yōu)點是，根據(jù)本發(fā)明將AAR用于對二甲苯回收，這消耗了來自對二甲苯回收方法的廢熱焓，用于使氨分餾器重沸。廢熱基本上是免費的焓源，因為否則它會通過空氣或水冷卻損失到環(huán)境中。
另一個優(yōu)點是，AAR體系由用于運輸液體的泵驅動，而不是由用于運輸氣體的致冷壓縮機驅動。致冷壓縮機遠遠比運輸液體的泵更昂貴，需要更多的能量來運行。由于壓縮機低效，壓縮通常導致被壓縮氣體的溫度升高，所以不可避免地需要額外的冷卻設備，能量被損失。
另一個優(yōu)點是，按照本發(fā)明將AAR用于對二甲苯回收還能減少溫室氣體排放。在對二甲苯方法中使用廢熱驅動的AAR，通常導致電力消耗大為減少，這是因為用AAR泵全部取代了蒸氣再壓縮致冷壓縮機。減少電力消耗通常導致更低的CO2排放，因為增加的電力最通常來自燃燒化石燃料的發(fā)電廠或工廠加熱爐。
實施例1實施例1說明，如何用廢熱驅動在二甲苯異構化設備的級聯(lián)乙烯/AAR致冷部分中的AAR設備，所述廢熱可以在使用重整產(chǎn)物混合的二甲苯原料的二甲苯異構化設備中獲得，也可以來自用于將混合二甲苯原料從重整產(chǎn)物中分離的設備的塔中。
實施例1的該第一部分描述了使用丙烯致冷來提供冷卻負荷，用于比較的目的，描述本發(fā)明的工藝步驟所提供的最終優(yōu)點。在該實施例中，從計算機模擬中獲得用于對二甲苯異構化設備和塔的加熱和冷卻負荷，所述塔用于從重整產(chǎn)物中回收混合二甲苯。對于該實施例，結晶部分是圖3的三級結晶部分的替換實施方案，由第一級中乙烯冷卻的刮壁結晶器，和兩個重新制漿清除級組成。第二和第三重新制漿級不需要致冷負荷。該設備從源自混合二甲苯的重整產(chǎn)物中產(chǎn)生110,647lb/hr對二甲苯。
第一級結晶器在三個步驟溫度下運行-63、-80.5和-90。通過與第一級廢棄濾液和丙烯冷卻的微調(diào)冷卻器交換，將結晶部分的進料首先冷卻到-39。在常規(guī)的二甲苯異構化設備設計中，將在第一級結晶器套層中產(chǎn)生的乙烯蒸氣壓縮并脫過熱，然后通過液體丙烯致冷劑冷凝。丙烯致冷也用于不同的使用者，它是從分餾部分穩(wěn)定器的尾氣中回收可冷凝物的冷凝器。丙烯致冷負荷和相應的丙烯蒸發(fā)溫度列于下面負荷 丙烯蒸發(fā)溫度(MMBTU/hr) ()穩(wěn)定器反沖(knock-back)冷凝器 0.50 40.0結晶進料微調(diào)冷卻器 4.15 10.8乙烯脫過熱器 5.18 5.4乙烯冷凝器 24.79-35.0總計 34.62首先在輕餾分分離部分中處理363,354lb/hr重整產(chǎn)物以除去苯和較輕的烴，制備包含0.6wt％苯的物流，然后在兩個塔(脫甲苯器和二甲苯分流器)中處理該重整產(chǎn)物，以分離148,950lb/hr重整產(chǎn)物混合的二甲苯原料。脫甲苯器和二甲苯分流器是熱一體化的，因為二甲苯分流器的冷凝塔頂蒸氣被用于重沸脫甲苯器，在足夠的壓力下運行二甲苯分流器以為脫甲苯器重沸器提供約20Δ(delta)T。脫甲苯器塔的塔頂壓力為31psia。在常規(guī)方法中，通過空氣冷卻器來冷凝脫甲苯器的塔頂蒸氣，在將脫甲苯器的塔頂蒸氣冷凝并從274.2冷卻至256.5時，在脫甲苯器冷凝器中除去68.1MMBTU/hr。
二甲苯異構化設備的分餾部分由單獨的塔組成，該塔分離輕質芳族化合物塔頂餾出物流、重質芳族化合物塔底流出物流、和作為側餾分的C8中心餾分。在使用該物流預熱異構化部分的液體進料，然后分離掉少量物流，以給二甲苯異構化設備內(nèi)部的各種用途提供熱量之后，在常規(guī)方法中，通過水冷卻器將物流從281.8冷卻到111，在將物流送到結晶部分之前除去57.5MMBTU/hr熱量。在將其從281冷卻到196.5時，該物流可以向AAR設備供應30.1MMBTU/hr熱量。
在本發(fā)明所述的二甲苯異構化方法中，可以利用下列熱源驅動高級的多級AAR負荷(MMBTU/hr)脫甲苯器塔頂蒸氣 68.1分餾部分側餾分30.1總計 98.2常規(guī)二甲苯異構化設備的丙烯蒸發(fā)溫度在通過高級的多級AAR設備可達到的范圍內(nèi)，熱源溫度足以驅動AAR分餾器。AAR僅需要實現(xiàn)0.35的性能系數(shù)(用AAR提供的致冷負荷除以供應到AAR的廢熱源負荷)以被確定的熱源驅動，這在本發(fā)明的高級多級AAR致冷設備的范圍內(nèi)。如果需要，可以用在異構化加熱爐和/或二甲苯異構化設備分餾部分重沸器的對流部分中產(chǎn)生的蒸汽補充這些熱源。因此，通過從蒸汽中補充少量的熱或不補充熱，如本發(fā)明所述用AAR替代丙烯致冷回路是可能的。這樣做的話，能省去驅動常規(guī)設備的丙烯壓縮機的驅動器所需的電力，該電力為約5.0MW?？諝饫鋮s的脫甲苯器冷凝器和側餾分水冷卻器的尺寸可以大為減小。在二甲苯異構化設備和從重整產(chǎn)物中分離混合二甲苯的設備之間實現(xiàn)協(xié)同。
實施例2該實施例將說明，如何將在STDP設備中可利用的廢熱用于驅動級聯(lián)的乙烯/AAR致冷部分中的AAR設備，所述級聯(lián)的乙烯/AAR致冷部分用于供應結晶設備所需的冷卻，該結晶設備被設計用于從STDP混合二甲苯中回收對二甲苯。
該實施例2的第一部分描述了使用丙烯致冷提供冷卻負荷，但這樣做是為了對比的目的，以描述由AAR提供的最終節(jié)約量。STDP設備產(chǎn)生額定92,000lb/hr的STDP二甲苯，其中對二甲苯含量為約81wt％。在常規(guī)方法中，通過丙烷致冷來冷卻第一和第二級結晶器。通過乙烯致冷來冷卻第三級結晶器。還使用丙烷致冷回路來冷凝乙烯。致冷負荷和丙烷蒸發(fā)溫度列于下面負荷 丙烷蒸發(fā)溫度(MMBTU/hr) ()級1結晶器9.8 12級2結晶器5.6 -10乙烯冷凝器 4.4 -35總計 19.8將一部分脫甲苯器塔頂蒸氣用于重沸苯塔。但是在常規(guī)方法中，有補充空氣冷卻器來冷凝剩余的部分。在塔頂壓力為73.7psia下運行脫甲苯器。在將脫甲苯器塔頂蒸氣冷凝并從343.4冷卻到331.3時，該空氣冷卻器除去50.3MMBTU/hr。常規(guī)設備使用水冷卻的二甲苯塔冷凝器。在塔頂壓力為24.7psia下運行二甲苯塔。在將二甲苯塔塔頂蒸氣冷凝并從318.8冷卻到302.2時，冷凝器除去33.6MMBTU/hr。因此，在本發(fā)明描述的新型STDP/結晶方法中，這兩種熱源是STDP設備中可以用來驅動AAR設備的熱源負荷(MMBTU/hr)脫甲苯器塔頂冷凝器50.3二甲苯塔塔頂冷凝器33.6總計 83.9常規(guī)STDP設備的丙烷蒸發(fā)溫度在通過本發(fā)明AAR方法可達到的范圍內(nèi)，該熱源溫度足以驅動AAR。會有足夠的廢熱可以利用并處于足夠的溫度以驅動性能系數(shù)低至0.236的AAR。因此，從STDP設備脫甲苯器和二甲苯分流器塔中可以利用足夠的廢熱來驅動所需的AAR的分餾器，以提供本實施例所列的致冷負荷。因此，用本發(fā)明所述的AAR代替丙烷致冷回路是可能的。這樣做的話，可以省去驅動常規(guī)設備的丙烷壓縮機驅動器所需的電力，該電力為約2.7MW?？諝饫鋮s的脫甲苯器冷凝器和二甲苯塔水冷卻冷凝器的尺寸可以大為減小。在STDP部分和從STDP混合二甲苯中回收對二甲苯的結晶部分之間實現(xiàn)協(xié)同。
實施例3該實施例將說明用于從重整產(chǎn)物混合二甲苯原料中回收對二甲苯的3級結晶方法，其中使用AAR冷卻第二和第三級結晶器，將用于冷卻第一級結晶器的乙烯過冷并冷凝。
實施例3的第一部分描述了使用丙烯致冷提供冷卻負荷，但是這樣做是為了對比的目的，以描述由AAR提供的最終節(jié)約量。在該實施例中，從計算機模擬中獲得二甲苯異構化設備和塔的加熱和冷卻負荷，所述塔用于從重整產(chǎn)物中回收混合二甲苯。對于該實施例，常規(guī)的二甲苯異構化結晶部分是圖3中所示和上述的三級設計，由第一級中乙烯冷卻的刮壁結晶器、和丙烷冷卻的第二和第三級結晶器組成。該設備從源自重整產(chǎn)物的混合二甲苯中產(chǎn)生125,351lb/hr對二甲苯。
第一級結晶器在三個步驟溫度下運行-54.2、-71.9、和-82.8。第二級在37.5下運行。第三級在16.6下運行。通過與第一級廢棄濾液和丙烷冷卻的微調(diào)冷卻器交換，將結晶部分進料首先冷卻到-37.8。在常規(guī)的二甲苯異構化設備設計中，將在第一級結晶器套層中產(chǎn)生的乙烯蒸氣壓縮并脫過熱，然后通過丙烷致冷劑冷凝。在該實施例中，串聯(lián)使用三個脫過熱器。首先通過與冷卻工藝物流(第三級熔化物)交換將壓縮的乙烯蒸氣脫過熱，然后在丙烷冷卻的兩個脫過熱器中，用處于兩種不同蒸氣壓和因此產(chǎn)生的兩種不同蒸發(fā)溫度下的丙烷將它們進一步脫過熱，然后用處于甚至更低蒸發(fā)溫度和壓力的丙烷冷凝。在該實施例中，沒有將丙烷致冷劑用于分餾部分的反沖冷凝器中。常規(guī)對二甲苯設備的丙烷壓縮機需要7.7MW電力。
常規(guī)設備的丙烷致冷負荷和相應的丙烷蒸發(fā)溫度列于下面負荷 丙烷蒸發(fā)溫度(MMBTU/hr) ()結晶進料微調(diào)冷卻器 3.68 1.3E401乙烯脫過熱器 1.06 48.5E402乙烯脫過熱器 4.05 1.3乙烯冷凝器 29.88 -41.2級2結晶器11.28 14.3級3結晶器4.10 -7.7總計 54.05首先在輕餾分分離部分中處理450,000lb/hr重整產(chǎn)物以除去苯和較輕的烴，制備包含0.6wt％苯的物流，然后在兩個塔(脫甲苯器和二甲苯分流器)中處理該重整產(chǎn)物，以分離184,469lb/hr重整產(chǎn)物混合二甲苯原料。脫甲苯器和二甲苯分流器是熱一體化的，因為二甲苯分流器的冷凝塔頂蒸氣被用于重沸脫甲苯器，二甲苯分流器的運行壓力足以為脫甲苯器重沸器提供約20ΔT。脫甲苯器塔的塔頂壓力為31psia。在常規(guī)的塔構造中，通過空氣冷卻器來冷凝脫甲苯器塔頂蒸氣，在將脫甲苯器塔頂蒸氣冷凝并從274.2冷卻到256.5時，在脫甲苯器冷凝器中除去84.3MMBTU/hr。在對二甲苯設備異構化部分加熱爐的對流部分中產(chǎn)生5.6MMBTU/hr的150psig蒸汽。
在本發(fā)明所述的二甲苯異構化方法中，可以利用下列熱源驅動高級的多級AAR負荷(MMBTU/hr)脫甲苯器塔頂蒸氣 84.3異構化加熱爐中產(chǎn)生的蒸汽 5.6總計 89.9常規(guī)二甲苯異構化設備的丙烷蒸發(fā)溫度在本發(fā)明AAR工藝步驟可達到的范圍內(nèi)，該熱源溫度足以驅動AAR分餾器。如果高級的多級AAR設備的性能系數(shù)低至0.33，則需要163.8MMBTU/hr的熱量來產(chǎn)生所需的54.05MMBTU/hr的致冷負荷。兩個確定的對二甲苯設備熱源可以提供約55％的這種需要。為了用高級AAR完全代替常規(guī)的丙烷致冷體系，按需要引入補充蒸汽。為了減少引入蒸汽的量，可以使用其它對二甲苯設備的工藝暖流作為AAR廢熱流。
僅僅為了說明的目的，根據(jù)某些實施方案描述了本方法。但是，應該意識到，本領域技術人員可以對所述實施方案進行各種變化、添加、改善和修改，這些都落入本發(fā)明的范圍和精神內(nèi)。
權利要求
1.一種用于從基本烴原料中回收對二甲苯的結晶方法，該方法包括在至少一個已致冷的結晶級中冷卻所述烴原料，通過蒸發(fā)至少一部分包括氨的基本液體流來間接致冷該結晶級。
2.如權利要求1所述的方法，其中所述的基本烴原料包括烴，該烴基本上由乙苯、對二甲苯、間二甲苯、鄰二甲苯、和烴雜質組成。
3.如權利要求1所述的方法，其中所述的基本烴原料包括小于約50wt％對二甲苯的低對二甲苯濃度。
4.如權利要求1所述的方法，其中所述的基本烴原料包括小于約30wt％對二甲苯的低對二甲苯濃度。
5.如權利要求1所述的方法，其中所述的基本烴原料包括至少約50wt％對二甲苯的高對二甲苯濃度。
6.如權利要求1所述的方法，其中所述的基本烴原料包括至少約70wt％對二甲苯的高對二甲苯濃度。
7.如權利要求1所述的方法，其中通過與乙烯致冷劑換熱來冷卻至少一個結晶級，其中已用包括氨的物流冷卻所述的乙烯致冷劑。
8.如權利要求1所述的方法，其中所述至少一個結晶級從所述烴原料中除去含至少70wt％對二甲苯的物流，而且其中所述方法產(chǎn)生最終的對二甲苯產(chǎn)物。
9.如權利要求1所述的方法，其中通過如下步驟來致冷所述至少一個結晶級a.用來自所述結晶方法的熱源所供應的焓來蒸發(fā)至少一部分所述包括氨的基本液體流；和b.將所述來自步驟(a)的蒸發(fā)氨吸收到物流中，該物流包括水多于氨的富水混合物。
10.如權利要求1所述的方法，其中所述間接致冷包括通過從所述基本烴原料向所述包括氨的基本液體流傳熱，來蒸發(fā)包括氨的基本液體流。
11.如權利要求10所述的方法，其中所述間接致冷還包括所述包括氨的基本液體流不與所述基本烴原料直接接觸。
12.如權利要求10所述的方法，其中所述間接致冷還包括所述包括氨的基本液體流和所述基本烴原料位于傳熱表面的相對側面上。
13.一種用于從基本烴原料中回收對二甲苯的結晶方法，該方法包括在通過乙烯致冷劑冷卻的至少一個結晶級中冷卻所述烴原料，其中已通過與包括氨的基本液體流換熱來冷卻所述的乙烯致冷劑。
14.如權利要求13所述的方法，其中所述基本烴原料包括烴，該烴基本上由乙苯、對二甲苯、間二甲苯、鄰二甲苯、和烴雜質組成。
15.如權利要求13所述的方法，其中所述基本烴原料包括小于約50wt％對二甲苯的對二甲苯濃度。
16.如權利要求13所述的方法，其中所述基本烴原料包括小于約30wt％對二甲苯的對二甲苯濃度。
17.如權利要求13所述的方法，其中所述至少一個結晶級從所述烴原料中除去含至少70wt％對二甲苯的物流。
18.如權利要求17所述的方法，其中將所述物流至少制漿一次并熔化以制備最終的對二甲苯產(chǎn)物。
19.一種用于從基本烴原料中回收對二甲苯的結晶方法，該方法包括在至少一個已致冷的結晶級中冷卻所述烴原料，該結晶級通過冷卻子步驟被間接致冷，該冷卻子步驟包括a.使包括氨蒸氣的物流與包括水的物流接觸，形成包括水和氨的液體混合物；b.從所述包括水和氨的液體混合物中回收包括氨的基本液體流；和c.通過從所述烴原料向所述包括氨的基本液體流傳遞至少一部分蒸發(fā)焓，來蒸發(fā)至少一部分所述包括氨的基本液體流。
20.如權利要求19所述的方法，其中將步驟(a)的所述包括水和氨的液體混合物作為氨多于水的富氨物流進一步回收。
21.如權利要求20所述的方法，其中引導所述的氨多于水的富氨物流進行分餾，分餾為所述包括氨的基本液體流和水多于氨的富水物流。
22.一種氨吸收致冷方法，該方法包括選自下列焓源中的至少一個焓源在回收對二甲苯的結晶方法中的蒸餾塔的冷凝塔頂蒸氣，所述蒸餾塔用于分離產(chǎn)物、副產(chǎn)物和/或循環(huán)物流；用于回收對二甲苯的結晶方法中的反應器流出物流；用于回收對二甲苯的結晶方法中的爐煙氣；在用于回收對二甲苯的結晶方法過程中產(chǎn)生的蒸汽；和位于對二甲苯結晶工藝設備附近的其它化學或精煉廠工藝設備上的暖流。
23.如權利要求22所述的方法，其中在至少約200的溫度下提供所述焓源。
24.如權利要求22所述的方法，其中在至少約250的溫度下提供所述焓源。
全文摘要
本發(fā)明公開了一種從基本烴原料中回收對二甲苯的方法。回收包括在至少一個已致冷的結晶級中冷卻烴原料，通過蒸發(fā)至少一部分包括氨的基本液體流來間接致冷該結晶級。也可以通過乙烯致冷劑冷卻結晶級，已通過與包括氨的基本液體流換熱來冷卻該乙烯致冷劑。該方法還包括一系列冷卻子步驟。本發(fā)明還涉及氨吸收致冷方法，該方法由來自或接近對二甲苯回收設備的焓源驅動。
文檔編號B01D9/00GK1938247SQ200580010817
公開日2007年3月28日 申請日期2005年3月22日 優(yōu)先權日2004年4月1日
發(fā)明者杰弗里·A·阿莫爾塞 申請人:Bp北美公司