[0001] 本发明涉及一种用于降低轻解吸剂系统中的解吸剂回收成本的方法和设备。更具体地，本发明涉及包括两个萃取塔的用于预分馏萃取塔进料的另选流程方案，所述另选流程方案降低了轻解吸剂系统中的解吸剂回收成本。

[0002] 本发明描述了一种用于解吸剂回收的方法。由选择性吸附系统生产的对二甲苯产生萃余液和由解吸剂和进料组分混合物组成的萃取中间产物料流。解吸剂可被表征为轻或重的以指示其相对于进料成分的沸点。需要解吸剂回收系统来分离解吸剂以便再循环。轻解吸物(诸如甲苯)的回收需要能量密集的蒸馏，其中解吸剂作为塔顶馏出物产物被回收。

[0003] 与具有较高分子量的重解吸剂相比，甲苯具有相对较低的露点温度。因此，需要更高的冷凝压力才能满足芳烃联合装置内典型的热回收温度方法。随着相对挥发性降低，较高压力的塔操作固有地能量效率较低，并且随着设备变得更厚和更重而更加资本密集。

[0004] 目前用于解吸剂回收的方法采用高压萃余液塔。操作压力足够高以利用塔顶蒸气冷凝料流来向低压塔再沸器(包括萃取塔再沸器)提供热输入。这是公认的做法，然而来自解吸剂回收的不可接受的大量热最终被排放到大气中。因此，需要一种降低轻解吸剂系统中解吸剂回收成本的方法。

[0005] 本发明为一种用于解吸剂回收的方法。本发明是包括预分馏萃取塔进料的另选流程方案。还提供了预分馏萃余液塔进料的第二实施方案。现有技术不包括这些附加的塔。预分馏塔在大气压下操作，使得它们为下游高压塔冷凝负荷提供散热器(再沸器负荷)。这种方法通过消除经由空气冷却损失到大气中的浪费的热来节省能量。本发明的技术有益效果通过降低操作成本来实现。在所提供的示例中，可实现相当于总热公用设施消耗的10％的相当大的蒸气输出额度。在一些地点，蒸气可能过剩，并且不能获得输出额度。在那些情况下，第二示例展示了在没有蒸气输出的情况下总燃料消耗如何能够减少7％(不包括充料加热器)。

[0006] 在前述内容中，所有温度均以摄氏度示出，并且所有份数和百分比均按重量计，除非另外指明。通过以下具体实施方式和附图，本发明的其它目的、优点和应用对于本领域的技术人员将变得显而易见。示例的附加的目的、优点和新颖特征将在后面的描述中部分地阐述，并且部分地对于本领域的技术人员而言在检查了以下描述和附图之后将变得显而易见，或可通过示例的生产或操作来了解。可通过在所附权利要求书中所特别指出的方法、工具以及组合来实现和获得概念的目的和优点。

[0007] 图1示出了用于解吸剂回收的现有技术状态。

[0008] 图2示出了用于包括预分馏萃取塔进料的解吸剂回收的方法和设备。

[0009] 定义

[0010] 如本文所用，术语“料流”可包括各种烃分子和其他物质。

[0011] 如本文所用，术语“料流”、“进料”、“产物”、“部件”或“部分”可包括各种烃分子诸如直链和支链烷烃、环烷烃、烯烃、链二烯和炔烃，和任选地其他物质诸如气体例如氢气，或杂质诸如重金属，以及硫和氮化合物。以上每者还可包括芳烃和非芳烃。

[0012] 如本文所用，术语“塔顶料流”可以意指在容器(诸如塔)的顶部或附近抽出的料流。

[0013] 如本文所用，术语“塔底料流”可意指在容器(诸如塔)底部或附近抽出的料流。

[0014] 烃分子可缩写为C1、C2、C3、Cn，其中“n”表示一个或多个烃分子中的碳原子数，或者缩写可用作例如非芳烃或化合物的形容词。相似地，芳烃化合物可缩写为A6、A7、A8、An，其中“n”表示一个或多个芳烃分子中的碳原子数。此外，下标“+”或“‑”可用于缩写的一种或多种烃符号，例如C3+或C3‑，其包括缩写的一种或多种烃。作为示例，缩写“C3+”意指一个或多个具有三个或更多个碳原子的烃分子。

[0015] 如本文所用，术语“单元”可指包括一个或多个设备项和/或一个或多个子区的区域。设备项可包括但不限于一个或多个反应器或反应器容器、分离容器、蒸馏塔、加热器、交换器、管道、泵、压缩机和控制器。另外，设备项诸如反应器、干燥器或容器还可包括一个或多个区或子区。

[0016] 术语“塔”意指用于分离一种或多种不同挥发性的组分的一个或多个蒸馏塔。除非另外指明，否则每个塔包括在塔的塔顶上的用于冷凝一部分塔顶料流并使其回流回塔的顶部的冷凝器，以及在塔的底部的用于蒸发一部分底部料流并将其送回塔的底部的再沸器。可以预热塔的进料。顶部或塔顶压力是塔的蒸气出口处塔顶蒸气的压力。底部温度是液体底部出口温度。除非另外示出，否则净塔顶管线和净塔底管线是指从任何回流或再沸的塔下游到塔的净管线。汽提塔可省略塔的底部处的再沸器，并且相反提供对液化的惰性介质(诸如蒸气)的加热要求和分离动力。

[0017] 如附图所示，附图中的工艺流程管线可互换地称为例如管线、管道、进料、气体、产物、排放物、部件、部分或料流。

[0018] 术语“传递”意指将物质从导管或容器传递到物体。

[0019] 以下详细描述本质上仅为示例性的，并且不旨在限制所描述实施方案的应用和使用。另外，不意图受前述背景技术或以下详细描述中呈现的任何理论的束缚。

[0020] 参考所附图1和图2呈现了本发明方法的描述。图1为现有技术的简化流程图。图2为本发明的优选实施方案的简化流程图，并且不旨在对本文所提供的描述和所附的权利要求书的一般广泛范围作出不当限制。已省略了某些硬件，诸如阀门、泵、压缩机、换热器、仪器和控件，因为该硬件对于清楚地理解本发明不是必需的。该硬件的使用和应用完全在本领域的技术范围内。

[0021] 本文所述的各种实施方案涉及用于解吸剂回收的方法和设备。图1中示出了目前在现有技术中所做的操作。如图1所示，将包含甲苯解吸剂、萃取的对二甲苯和一些萃取的C9‑C10的入口料流10传递到萃取塔12。第一萃取塔12在160℃至165℃的温度和0.07barg的压力下操作。包含甲苯和水的塔顶料流14离开塔12，并且被进料到冷凝和过冷却区16，该冷凝和过冷却区以料流18除去水。将包含甲苯的料流20传递回塔12。冷凝和过冷却区16可包含用于从料流14中除去热量的空气、水或工艺冷却的交换器。在侧取塔板位置从塔12中除去基本上干燥的甲苯料流19并将其再循环回到吸附室。将包含甲苯、对二甲苯和萃取的C9‑C10的塔底料流22传递到对二甲苯塔进料。将塔底料流22的一部分传递到再沸器24，该再沸器接收来自萃余液塔的蒸气料流26并产生回液28。将料流30返回到具有160℃至165℃温度的塔12中。

[0022] 在图2中，存在两个萃取塔而不是一个。此处，将包含甲苯解吸剂、萃取的对二甲苯和一些萃取的C9‑C10的入口料流10传递到第一萃取塔12。包含甲苯和水的塔顶料流14离开第一塔12，并且被进料到冷凝和过冷却区16，该冷凝和过冷却区以料流18除去水。将包含甲苯的料流20传递回第一塔12。冷凝区和过冷却区16可包含本领域技术人员已知的冷却料流14的各种装置。从第一塔12中除去基本上干燥的第一解吸剂循环料流19，并将其传递回吸附室。将包含甲苯、对二甲苯和萃取的C9‑C10的塔底料流22传递到第二萃取塔进料。将塔底料流22的一部分传递到第一再沸器24，该再沸器接收来自第二萃取塔的蒸气料流26并产生回液28。将料流30返回到具有144℃至147℃温度的第一塔12中。

[0023] 塔底料流22进入第二萃取塔32。第二萃取塔32在200℃至205℃的温度和2.5barg至3.0barg的压力下操作。将包含对二甲苯和萃取的C9‑C10的混合物的塔底料流34传递到对二甲苯塔进料。将塔底料流34的一部分传递到第三再沸器36，该再沸器接收来自萃余液塔的蒸气料流38并产生回液40。此处，萃余液塔包括料流38中的专用蒸气侧馏分。使用蒸气侧馏分代替塔顶蒸气以使第二萃取塔32再沸。这使得能够在不改变第二萃取塔32热侧蒸气入口温度的情况下降低萃余液塔的操作压力。这不仅能够降低燃料消耗，而且还降低萃余液塔操作压力。

[0024] 将料流42返回到具有200℃至205℃温度的第二萃取塔32。将塔顶产物44传递到料流26，该料流进入第一再沸器24并且还被传递到第二再沸器31。离开第二再沸器31的冷凝料流46被传递到塔顶接收器48，该塔顶接收器产生被传递回第二塔32的解吸剂料流50和再循环回到吸附室的第二解吸剂再循环料流52。预期其他实施方案可包括多于两个萃取塔。

[0025] 第二萃取塔32的操作压力必须足够高，以使料流26在比料流30适当热的温度下冷凝。期望最小的操作压力以实现最小的能量成本。通过使用多于一个的工艺再沸器进行能量回收，料流26的冷凝温度现在必须大于最热再沸器所需的操作温度，该最热再沸器可能不是第一再沸器24。因此，当第二再沸器31在等于或低于第一再沸器24所需温度的温度下操作时，实现了最大的能量节省。此处，将新的上部再沸器添加到苯甲苯分隔壁塔中，以在不大于第一再沸器24的温度下为第二萃取塔32塔顶蒸气44提供散热器。该方法没有来自第二萃取塔32塔顶冷凝的过量热量，并且不排放热量以实施冷却(诸如空气冷却)。苯甲苯分隔壁塔上部再沸器为过量的第二萃取塔32冷凝负荷提供有效的散热器，因此对第一萃取塔12再沸器与第二萃取塔32冷凝器之间的匹配不再存在约束。因此，可将第一萃取塔12制造得更小并提高能量效率。然后优化第一萃取塔12中的甲苯回收以实现较低的塔底温度，随后降低第二萃取塔所需的最小操作压力和总能量成本两者。

[0026] 虽然用目前被认为是优选的实施方案描述了本发明，但应当理解本发明不限于所公开的实施方案，而是旨在涵盖所附权利要求的范围内所包括的各种修改和等效布置。

[0027] 具体的实施方案

[0028] 虽然结合具体的实施方案描述了以下内容，但应当理解，该描述旨在说明而不是限制前述描述和所附权利要求书的范围。

[0029] 本发明的第一实施方案是用于解吸剂回收的方法，该方法包括将烃料流传递到第一萃取塔以产生第一塔顶料流、第一解吸剂再循环料流和第一塔底料流；将第一塔顶料流传递到第一冷凝和过冷却区以产生水料流和被送回第一萃取塔的第一解吸剂回流料流；将第一解吸剂再循环料流传递到吸附室；将第一塔底料流的第一部分传递到第一再沸器，并且将第一塔底料流的第二部分传递到第二萃取塔以产生第二塔顶料流和第二塔底料流；将第二塔顶产物传递到第一再沸器以产生冷凝液体料流，该冷凝液体料流被送至塔顶产物接收器以产生第二解吸剂再循环料流和第二解吸剂回流料流，将第二解吸剂回流料流传递到第二萃取塔；将第二解吸剂再循环料流传递到吸附室；并且将第二塔底料流的第一部分传递到第三再沸器，其中该第三再沸器接收来自萃余液塔的侧取塔板蒸气料流和回液，并且将第二塔底料流的第二部分传递到对二甲苯塔。本发明的一个实施方案是本段中的一个、任一个或所有先前实施方案直到本段中的第一实施方案，其中烃料流包含甲苯解吸剂、萃取的对二甲苯和萃取的C9‑C10。本发明的一个实施方案是本段中的一个、任一个或所有先前实施方案直到本段中的第一实施方案，其中第一萃取塔在144℃至147℃的温度下操作。本发明的一个实施方案是本段中的一个、任一个或所有先前实施方案直到本段中的第一实施方案，其中第二萃取塔在0.07barg的压力下操作。本发明的一个实施方案是本段中的一个、任一个或所有先前实施方案直到本段中的第一实施方案，其中第二萃取塔在200℃至205℃的温度下操作。本发明的一个实施方案是本段中的一个、任一个或所有先前实施方案直到本段中的第一实施方案，其中第二萃取塔在2.5barg至3.0barg的压力下操作。本发明的一个实施方案是本段中的一个、任一个或所有先前实施方案直到本段中的第一实施方案，其中第一解吸剂是重解吸剂。本发明的一个实施方案是本段中的一个、任一个或所有先前实施方案直到本段中的第一实施方案，其中第一解吸剂是轻解吸剂。本发明的一个实施方案是本段中的一个、任一个或所有先前实施方案直到本段中的第一实施方案，其中第二解吸剂是重解吸剂。本发明的一个实施方案是本段中的一个、任一个或所有先前实施方案直到本段中的第一实施方案，其中第二解吸剂是轻解吸剂。

[0030] 本发明的第二实施方案是用于解吸剂回收的设备，该设备包括：用于将烃料流从吸附室引入第一塔的管线；第一萃取塔，该第一萃取塔具有与冷凝和过冷却区直接连通的第一塔萃取管线、第二塔萃取管线和与第二萃取塔直接连通的第三塔萃取管线；以及第二萃取塔，该第二萃取塔具有与第一再沸器直接连通的第二塔萃取管线、与第二再沸器直接连通的第二塔萃取管线和与第三再沸器直接连通的第三塔萃取管线。本发明的一个实施方案是本段中的一个、任一个或所有先前实施方案直到本段中的第二实施方案，其中第一萃取塔使用重解吸剂。本发明的一个实施方案是本段中的一个、任一个或所有先前实施方案直到本段中的第二实施方案，其中第一萃取塔使用轻解吸剂。本发明的一个实施方案是本段中的一个、任一个或所有先前实施方案直到本段中的第二实施方案，其中第二萃取塔使用重解吸剂。本发明的一个实施方案是本段中的一个、任一个或所有先前实施方案直到本段中的第二实施方案，其中第二萃取塔使用轻解吸剂。本发明的一个实施方案是本段中的一个、任一个或所有先前实施方案直到本段中的第二实施方案，其中烃料流包含甲苯解吸剂、萃取的对二甲苯和萃取的C9‑C10。本发明的一个实施方案是本段中的一个、任一个或所有先前实施方案直到本段中的第二实施方案，其中第一萃取塔在144℃至147℃的温度下操作。本发明的一个实施方案是本段中的一个、任一个或所有先前实施方案直到本段中的第二实施方案，其中第一萃取塔在0.07barg的压力下操作。本发明的一个实施方案是本段中的一个、任一个或所有先前实施方案直到本段中的第二实施方案，其中第二萃取塔在200℃至205℃的温度下操作。本发明的一个实施方案是本段中的一个、任一个或所有先前实施方案直到本段中的第二实施方案，其中第二萃取塔在2.5barg至3.0barg的压力下操作。

[0031] 尽管没有进一步的详细说明，但据信，本领域的技术人员通过使用前面的描述可最大程度利用本发明并且可容易地确定本发明的基本特征而不脱离本发明的实质和范围以作出本发明的各种变化和修改，并且使其适合各种使用和状况。因此，前述优选的具体的实施方案应理解为仅例示性的，而不以无论任何方式限制本公开的其余部分，并且旨在涵盖包括在所附权利要求书的范围内的各种修改和等效布置。

[0032] 在前述内容中，所有温度均以摄氏度示出，并且所有份数和百分比均按重量计，除非另外指明。