Тепловая интеграция в процессах диспропорционирования или переалкилирования

Изобретение относится к двум вариантам способа переалкилирования и установке. При этом один из вариантов способа предусматривает стадии: (a) проведения в реакторе реакции потока сырья реактора, содержащего толуол, С9-ароматические вещества, С10-ароматические вещества и водород, на катализаторе для получения выходящего потока реактора, содержащего бензол и ксилолы; (b) охлаждения выходящего потока реактора с получением первой двухфазной смеси; (c) разделения первой двухфазной смеси на первый жидкий поток и первый парообразный поток; (d) подачи, по меньшей мере, части первого жидкого потока в колонну получения бензола, причем часть первого жидкого потока, подаваемого в колонну получения бензола, обходит стабилизационную колонну; и (e) извлечения бензола из первого сконденсированного жидкого потока в колонне получения бензола. Предложенное изобретение позволяет повысить энергоэффективность процессов. 3 н. и 28 з.п. ф-лы, 3 табл., 8 пр., 4 ил.

 

Ссылка на родственные заявки

Согласно настоящей заявке испрашивается приоритет в соответствии с предварительной заявкой на выдачу патента США с серийным №62/033696, поданной 6 августа 2014 г., под названием «Тепловая интеграция в процессе диспропорционирования или переалкопирования», которая таким образом включена в настоящий документ ссылкой во всей своей полноте.

Предшествующий уровень техники настоящего изобретения

Изомеры ксилола получают в больших количествах из нефти, и они служат в качестве сырья для ряда важных промышленных химических веществ. Параксилол является основным сырьем для сложного полиэфира. Ортоксилол используют для получения фталевого ангидрида. Метаксилол используют для таких продуктов, как пластификаторы, азокрасители и консерванты для древесины. Этилбензол обычно присутствует в ксилольных смесях, и иногда его извлекают для получения стирола, но обычно он является менее желательным компонентом С8-ароматических веществ.

Среди ароматических углеводородов ксилолы и бензол имеют особое значение. Ни ксилолы, ни бензол не получают из нефти путем риформинга нафты в достаточном объеме для удовлетворения спроса, и конверсия других углеводородов необходима для повышения выхода ксилолов и бензола. Чаще всего толуол, С9-ароматические вещества и С10-ароматические вещества приводят в реакцию для получения бензола и С8-ароматических веществ, из которых извлекают изомеры ксилола. Способы для осуществления этого называются диспропорционированием толуола, селективным диспропорционированием толуола и переалкилированием. Хотя сырье для этих способов может изменяться в зависимости от его доступности и экономических факторов, все оно имеет одинаковую цель, состоящую в максимизации получения изомеров ксилола обычно посредством реакций передачи метила. В некоторых случаях эти способы также предусматривают реакции, в которых молекулы, такие как метилэтилбензол, превращаются в этан и толуол, и этот толуол, в свою очередь, дает еще больше бензола и изомеров ксилола. Другие общие элементы этих процессов диспропорционирования и переалкилирования включают условия высокотемпературных реакций, потребление и рециркуляцию дорогостоящего водорода, однократные конверсии значительно ниже 100%, что приводит к большим количествам рециркулирующих веществ и энергоемким дистилляциям для извлечения бензола и С8-ароматических веществ из непрореагировавшего сырья. Остается необходимость в данной области техники в повышении эффективности получения параксилола этими способами посредством снижения стоимости сырьевых материалов и снижения энергозатрат.

Процессы диспропорционирования и переалкилирования обычно размещают вблизи установок получения параксилола на больших производственных предприятиях, называемых комплексы производства ароматических углеводородов. Помимо установок диспропорционирования, переалкилирования и получения параксилола, комплексы производства ароматических углеводородов также содержат установки для очистки главным образом бензола и толуола посредством экстракции жидкости жидкостью или экстрактивной дистилляции. Установки получения параксилола обычно включают одну из двух технологий. Эти две технологии представляют собой селективную адсорбцию и кристаллизацию. Установки селективной адсорбции для получения параксилола являются намного более энергозатратными, чем установки кристаллизации. Следовательно, наибольшим потребителем энергии в комплексах производства ароматических углеводородов, в которых используют селективную адсорбцию, является блок селективной адсорбции, и недостаточно внимания уделялось энергоэффективности других блоков в комплексе производства ароматических углеводородов, таких как блоки диспропорционирования и переалкилирования. С увеличением интереса к энергоэффективному процессу кристаллизации для получения параксилола встала необходимость в повышении энергоэффективности блоков диспропорционирования и переалкилирования, поскольку эти блоки теперь становятся наибольшими потребителями энергии в комплексе производства ароматических углеводородов.

Краткое раскрытие настоящего изобретения

В настоящем раскрытии обеспечиваются некоторые преимущества и улучшения относительно уровня техники. В частности, настоящее раскрытие обеспечивает способы и устройства для увеличения энергоэффективности процессов диспропорционирования и переалкилирования.

Согласно одному аспекту настоящее раскрытие обеспечивает способы, предусматривающие стадии: (а) проведения в реакторе реакции потока сырья реактора, содержащего толуол, С9-ароматические вещества, С10-ароматические вещества и водород, на катализаторе для получения выходящего потока реактора, содержащего бензол и ксилолы; (b) охлаждения выходящего потока реактора с получением первой двухфазной смеси; (с) разделения первой двухфазной смеси на первый жидкий поток и первый парообразный поток; (d) подачи, по меньшей мере, части первого жидкого потока в колонну получения бензола, причем часть первого жидкого потока, подаваемого в колонну получения бензола, обходит стабилизационную колонну; и (е) извлечения бензола из первого сконденсированного жидкого потока в колонне получения бензола. Согласно некоторым вариантам осуществления способы также предусматривают стадии: (f) охлаждения первого парообразного потока с получением второй двухфазной смеси и (g) разделения второй двухфазной смеси на второй жидкий поток и второй парообразный поток.

Согласно другому аспекту настоящее раскрытие обеспечивает способы, предусматривающие стадии: (а) проведения в реакторе реакции потока сырья реактора, содержащего толуол, С9-ароматические вещества, С10-ароматические вещества и водород, на катализаторе для получения выходящего потока реактора, содержащего бензол, толуол и ксилолы; (b) охлаждения выходящего потока реактора с получением первой двухфазной смеси; (с) разделения первой двухфазной смеси на первый жидкий поток и первый парообразный поток; (d) подачи первого жидкого потока в стабилизационную колонну для получения потока бокового погона, содержащего бензол, толуол и С8-ароматические вещества; и (е) подачи потока бокового погона в установку экстрактивной дистилляции. Согласно некоторым вариантам осуществления способы также предусматривают стадии: (f) охлаждения первого парообразного потока с получением второй двухфазной смеси и (g) разделения второй двухфазной смеси на второй жидкий поток и второй парообразный поток.

Согласно другому аспекту настоящее раскрытие обеспечивает устройства, содержащие: (а) реактор для проведения реакции потока сырья реактора, содержащего толуол, С9-ароматические вещества, С10-ароматические вещества и водород, для получения выходящего потока реактора, содержащего бензол, толуол и С8-ароматические вещества, включая ксилолы; (b) первое охлаждающее устройство для охлаждения выходящего потока реактора для получения первой двухфазной смеси и (с) первый барабан-сепаратор для разделения первой двухфазной смеси на первый жидкий поток и первый парообразный поток. Согласно некоторым вариантам осуществления устройства также содержат: (d) второе охлаждающее устройство для охлаждения первого парообразного потока для получения второй двухфазной смеси и (е) второй барабан-сепаратор для разделения второй двухфазной смеси на второй жидкий поток и второй парообразный поток. Согласно некоторым вариантам осуществления устройства также содержат (f) стабилизационную колонну для приема второго жидкого потока и необязательно части первого жидкого потока и (g) колонну получения бензола для приема, по меньшей мере, части первого жидкого потока, причем часть первого жидкого потока, подаваемого в колонну получения бензола, обходит стабилизационную колонну. Согласно другим вариантам осуществления устройства также содержат: (f) стабилизационную колонну для приема первого жидкого потока и второго жидкого потока и для получения потока бокового погона, содержащего бензол, толуол и С8-ароматические вещества; и (g) установку экстрактивной дистилляции для приема потока бокового погона.

Краткое описание Фигур

Следующее подробное описание вариантов осуществления настоящего раскрытия можно понять наилучшим образом при прочтении совместно со следующими фигурами, на которых:

на фиг. 1 представлен схематический вид процесса переалкилирования с извлечением бензола, причем весь жидкий поток, выходящий из низкотемпературного испарительного барабана, направляют в стабилизационную колонну;

на фиг. 2 представлен схематический вид процесса переалкилирования с извлечением бензола, причем часть жидкого потока обходит стабилизационную колонну и направляется в колонну получения бензола;

на фиг. 3 представлен схематический вид процесса переалкилирования, где кубовый поток стабилизационной колонны направляют в колонну получения толуола;

на фиг. 4 представлен схематический вид процесса переалкилирования с извлечением легких ароматических веществ при помощи только одной дистилляционной колонны.

Специалисты в данной области техники будут учитывать, что элементы на фигурах показаны для простоты и ясности и не обязательно были изображены в масштабе. Например, размеры некоторых элементов на фигурах могут быть увеличены относительно других элементов для того, чтобы способствовать лучшему пониманию варианта(ов) осуществления настоящего раскрытия.

Подробное раскрытие настоящего изобретения

Все публикации, патенты и патентные заявки, цитируемые в настоящем документе, таким образом специально включены ссылкой для всех целей.

Перед более подробным описанием способов и устройств настоящего раскрытия будет определен ряд терминов. При использовании в настоящем документе формы единственного числа включают ссылки на множественное число, если контекст явно не указывает иное. Например, ссылка на «нуклеиновую кислоту» означает одну или несколько нуклеиновых кислот.

Следует отметить, что такие выражения как «предпочтительно», «обычно» и «типично» не используются в настоящем документе для ограничения объема заявленных способов и устройств или не подразумевают, что определенные признаки являются критичными, необходимыми или даже важными для создания или работы заявленных способов и устройств. Скорее, эти термины предназначены только для того, чтобы подчеркнуть альтернативные или дополнительные признаки, которые можно использовать или можно не использовать в конкретном варианте осуществления способов и устройств настоящего изобретения.

Для целей описания и определения способов и устройств настоящего изобретения следует отметить, что выражение «по существу» используют в настоящем документе для представления собственной степени неопределенности, которая может быть связана с любым количественным сравнением, значением, измерением или другим представлением. Выражение «по существу» также используется в настоящем документе для представления степени, на которую количественное представление может отличаться от указанного значения, не приводя при этом к изменению основной функции интересующего объекта.

Ксилолы являются очень ценным сырьем для многих широко используемых нефтехимических продуктов и пластмасс. Различные коммерческие способы, таким образом, были разработаны, которые превращают толуол и С9-алкилароматические вещества в ксилол. Эти способы включают молекулярные перегруппировки, такие как передача метальных групп толуола с получением бензола и ксилолов или передача метальных групп толуола и триметилбензолов с получением ксилолов. Другие С9-ароматаческие вещества можно подвергать другим типам реакций. Например, этильные группы можно переалкилировать или деалкилировать. Эти способы иногда называют процессами диспропорционирования или переалкилирования.

При использовании в настоящем документе выражения «диспропорционирование» или «диспропорционирование толуола» являются взаимозаменяемыми и относятся к химическому процессу, включающему превращение двух молекул толуола в один бензол и одну молекулу ксилола, как показано ниже:

Продукционный ксилол может представлять собой любой изомер ксилола, включая ортоксилол, параксилол и метаксилол.

При использовании в настоящем документе выражение «переалкилирование» относится к ряду химических реакций, включающих передачу или одного, или нескольких алкильных фрагментов от одной молекулы к другой. Например, «переалкилирование толуола» включает конверсию молекулы толуола и молекулы С9-ароматического вещества в две молекулы ксилола, как показано ниже:

Другие реакции переалкилирования могут включать С9-ароматические вещества (или высшие ароматические вещества) и могут включать реакцию с бензолом для получения толуола и ксилола, например:

Ксилольные продукты и реагенты в реакциях переалкилирования могут представлять собой любой изомер ксилола, включая ортоксилол, параксилол и метаксилол.

Диспропорционирование толуола и переалкилирование С9/С10 являются существенным источником ксилолов в современном комплексе производства ароматических углеводородов. Обычно толуол, С9-ароматические вещества и С10-ароматические вещества смешивают, объединяют с обогащенным Н2 рециркулирующим газом и направляют в реакторную емкость, содержащую катализатор, получая смесь, содержащую желательные бензол и ксилолы в дополнение к непрореагировавшему сырью и легким углеводородным газам. Катализаторы доступны и обычно работают при повышенной температуре и давлении. Значительные затраты в этом процессе приходятся на энергию, требуемую для подогрева реагентов до температуры реакции и отделения реагентов от продуктов. Желательно разработать улучшенные способы с повышенной энергоэффективностью. Настоящее раскрытие предусматривает несколько вариантов осуществления, которые повышают энергоэффективность данного процесса.

В общем, рентабельность любого способа получения ксилолов зависит от нескольких факторов. Одним из наиболее важных является выход и общее извлечение ценных ароматических веществ, включая бензол и ксилолы. Потеря этих ароматических веществ с топочным газом и избыточный рецикл увеличивают экономические затраты при осуществлении способа. Другим важным экономическим фактором в успехе коммерческого способа являются начальные капитальные затраты на оборудование, такое как колонны, реакторы и трубопроводы, и катализатор, необходимый для работы процесса. Наконец, результативный способ должен быть энергоэффективным. Это измеряется общими эксплуатационными расходами способа, которые включают такие общие пункты как нагревающие и охлаждающие потоки, связанные с реакторами и фракционирующими колоннами, и энергия, используемая при сжатии или перекачивании различных жидких потоков.

Согласно одному варианту осуществления способов и устройств, раскрытых в настоящем документе, теплообмен между сырьем и выходящим потоком, при котором горячий выходящий поток реактора контактирует в теплообменнике с холодным сырьем реактора, используют для увеличения энергоэффективности. Наиболее небольшой перепад температуры в теплообменнике желателен для максимизации энергоэффективности. Например, согласно некоторым вариантам осуществления сырье реактора нагревают до уровня в пределах 50°F (10°С) температуры выходящего потока реактора. Когда выходящий поток реактора охлаждается, тяжелые углеводороды (главным образом бензол, толуол, ксилолы и С9+ароматические вещества) начинают конденсироваться, образуя двухфазную смесь. Две фазы можно разделять и направлять в различные части способа.

Согласно другому варианту осуществления способов и устройств, раскрытых в настоящем документе, конденсацию проводят по меньшей мере в две стадии, где конечная стадия происходит при температуре вблизи температуры окружающей среды, а предыдущая стадия(и) происходит при температуре в диапазоне от температуры окружающей среды до температуры реактора. Затем жидкость и пар, образовавшиеся на каждой стадии, разделяют, и жидкие и парообразные продукты направляют в различные части способа.

Например, может быть желательным использование теплообменника сырье-выходящий поток для охлаждения выходящего потока реактора и получения двухфазной смеси, которую можно разделять в высокотемпературном сепараторе. Пар из высокотемпературного сепаратора можно охлаждать несколькими средами, включая сырье реактора, для получения двухфазных смесей. Жидкость из высокотемпературного сепаратора обычно не содержит легкие углеводороды, и ее можно непосредственно перерабатывать (например, в колонне получения бензола), и она может обходить стабилизационную колонну. В стабилизационной колонне удаляют растворенные легкие углеводороды из жидкости, образующейся в последнем, работающем при температуре окружающей среды, низкотемпературном сепараторе. Это приводит к значительной экономии энергии на фракционирование, поскольку материал из высокотемпературного сепаратора обходит стабилизационную колонну.

Другой вариант осуществления способов и устройств, раскрытых в настоящем документе, включает нагревание жидкости низкотемпературного сепаратора при помощи горячего пара из высокотемпературного сепаратора. Это снижает энергию, требуемую в стабилизационной колонне.

Конкретные условия для диспропорционирования и переалкилирования, используемые совместно со способами и устройствами, раскрытыми в настоящем документе, отчасти зависят от катализатора, используемого для реакции, и его активности, а также состава сырья для диспропорционирования или переалкилирования. В общем, условия диспропорционирования или переалкилирования включают повышенные температуры, например, от приблизительно 100°С до приблизительно 425°С или от приблизительно 200°С до приблизительно 400°С. На коммерческих установках температуру диспропорционирования или переалкилирования часто повышают для компенсации любого снижения активности катализатора. Сырье для реактора диспропорционирования или переалкилирования можно сначала нагревать. Сырье затем пропускают через зону реакции, которая может содержать один или несколько отдельных реакторов, содержащих катализатор. Катализатор обычно представляет собой диоксид кремния-оксид алюминия или цеолит, такой как деалюминированный морденит, сверхстабильный Y-цеолит, ZSM-12 или цеолит бета. Коммерчески доступные катализаторы включают АТА-12 и АТА-21, предлагаемые компаниями Zeolyst International и SK Innovation, ТА-20 и РХР-300, предлагаемые компанией UOP, и TransPlus, предлагаемый компанией Axens.

Условия переалкилирования или диспропорционирования включают давления в диапазоне от приблизительно 100 кПа до приблизительно 10 МПа (абсолютное) или от приблизительно 0,5 МПа до приблизительно 5 МПа (абсолютное). Реакции можно осуществлять в широком диапазоне объемных скоростей. Среднечасовая объемная скорость (WHSV) обычно находится в диапазоне от приблизительно 0,1 ч-1 до приблизительно 30 ч-1, или от приблизительно 0,5 ч-1 до приблизительно 20 ч-1, или от приблизительно 1 ч-1 до приблизительно 5 ч-1. Например, условия в реакторе каталитического переалкилирования могут быть следующими:

Температура = 400°С

Давление = 1,4 МПа

Ш : НС (отношение водорода к углеводородам)=4:1

WHSV=1,0

Состав сырья:

При использовании в настоящем документе выражение «установка экстрактивной дистилляции» относится к установке, такой как одна или несколько дистилляционных колонн, которые допускают проведение экстрактивной дистилляции. При использовании в настоящем документе выражение «экстрактивная дистилляция» относится к дистилляции, например, двухкомпонентной смеси в присутствии смешиваемого, высококипящего, относительно нелетучего компонента, называемого растворитель или растворитель для разделения. Растворитель выбирают так, чтобы он не образовывал азеотропную смесь с другими компонентами в смеси. Растворитель взаимодействует непосредственно с компонентами смеси, при этом вызывая изменение их относительной летучести. Это облегчает разделение новой трехкомпонентной смеси обычной дистилляцией. Компонент с наибольшей летучестью, когда он входит в установку экстрактивной дистилляции, отделяется в виде головного продукта. Кубовый продукт состоит из смеси растворителя и ароматического компонента, которую можно снова легко разделять, поскольку растворитель не образует с ним азеотропную смесь. Кубовый продукт можно разделять в колонне извлечения растворителя на растворитель и ароматический компонент.

Экстрактивную дистилляцию используют для смесей с низким значением относительной летучести, практически одинаковой. Такие смеси нельзя разделять простой дистилляцией, поскольку летучесть двух компонентов в смеси практически одинакова, что вызывает их испарение при практически одинаковой температуре с одинаковой скоростью, что делает обычную дистилляцию нецелесообразной.

Важно выбирать подходящий растворитель для разделения для экстрактивной дистилляции. Растворитель должен изменять относительную летучесть на достаточно большую величину для успешного результата. Следует рассматривать количество, стоимость и доступность растворителя. Растворитель должен легко отделяться от кубового продукта и не должен химически реагировать с компонентами или смесью или вызывать коррозию оборудования. Один пример экстрактивной дистилляции представляет собой разделение азеотропной смеси бензола и циклогексана, где анилин, сульфолан, N-формилморфолин (NFM) и N-метил-2-пирролидон (NMP) являются подходящими растворителями. В способах и устройствах, раскрытых в настоящем документе, экстрактивную дистилляцию можно использовать для разделения бензола и циклогексана, метилциклопропана и/или С7-изопарафинов в случаях, где бензол нельзя получить непосредственно путем (неэкстрактивной) дистилляции.

Согласно одному аспекту настоящее раскрытие обеспечивает способы, предусматривающие стадии: (а) проведения в реакторе реакции потока сырья реактора, содержащего толуол, С9-ароматические вещества, С10-ароматические вещества и водород, на катализаторе для получения выходящего потока реактора, содержащего бензол и ксилолы; (b) охлаждения выходящего потока реактора с получением первой двухфазной смеси; (с) разделения первой двухфазной смеси на первый жидкий поток и первый парообразный поток; (d) подачи, по меньшей мере, части первого жидкого потока в колонну получения бензола, причем часть первого жидкого потока, подаваемого в колонну получения бензола, обходит стабилизационную колонну; и (е) извлечения бензола из первого сконденсированного жидкого потока в колонне получения бензола.

Согласно другому аспекту настоящее раскрытие обеспечивает способы, предусматривающие стадии: (а) проведения в реакторе реакции потока сырья реактора, содержащего толуол, С9-ароматические вещества, С10-ароматические вещества и водород, на катализаторе для получения выходящего потока реактора, содержащего бензол, толуол и ксилолы; (b) охлаждения выходящего потока реактора с получением первой двухфазной смеси; (с) разделения первой двухфазной смеси на первый жидкий поток и первый парообразный поток; (d) подачи первого жидкого потока в стабилизационную колонну для получения потока бокового погона, содержащего бензол, толуол и С8-ароматические вещества; и (е) подачи потока бокового погона в установку экстрактивной дистилляции.

Согласно некоторым вариантам осуществления способы также предусматривают стадии: (f) охлаждения первого парообразного потока с получением второй двухфазной смеси и (g) разделения второй двухфазной смеси на второй жидкий поток и второй парообразный поток. Согласно некоторым вариантам осуществления способы также предусматривают подачу второго жидкого потока в стабилизационную колонну.

Согласно некоторым вариантам осуществления первый жидкий поток по существу не содержит легкие углеводороды. Согласно некоторым вариантам осуществления первый жидкий поток содержит только приблизительно 15%, или приблизительно 10%, или приблизительно 9%, или приблизительно 8%, или приблизительно 7%, или приблизительно 6%, или приблизительно 5%, или приблизительно 4%, или приблизительно 3%, или приблизительно 2%, или приблизительно 1%, или менее 1% легких углеводородов.

Согласно некоторым вариантам осуществления способы также предусматривают использование выходящего потока реактора для нагревания потока сырья реактора. Согласно некоторым вариантам осуществления поток сырья реактора нагревают до уровня в пределах приблизительно 100, или приблизительно 90, или приблизительно 80, или приблизительно 70, или приблизительно 60, или приблизительно 50, или приблизительно 40, или приблизительно 30, или приблизительно 20 градусов Цельсия относительно выходящего потока реактора. Согласно некоторым вариантам осуществления поток сырья реактора нагревают до уровня в пределах приблизительно 50 градусов Цельсия относительно выходящего потока реактора.

Согласно некоторым вариантам осуществления способы также предусматривают использование первого парообразного потока для нагревания потока сырья реактора. Согласно некоторым вариантам осуществления поток сырья реактора нагревают до уровня в пределах приблизительно 100, или приблизительно 90, или приблизительно 80, или приблизительно 70, или приблизительно 60, или приблизительно 50, или приблизительно 40, или приблизительно 30, или приблизительно 20, или приблизительно 10 градусов Цельсия относительно первого парообразного потока.

Согласно некоторым вариантам осуществления стадию охлаждения выходящего потока реактора для получения первой двухфазной смеси проводят при температуре в диапазоне от приблизительно температуры окружающей среды до температуры реактора. Согласно некоторым вариантам осуществления стадию охлаждения первого парообразного потока с получение второй двухфазной смеси проводят при температуре, приблизительно равной температуре окружающей среды. Согласно некоторым вариантам осуществления способы также предусматривают использование первого парообразного потока для нагревания второго сконденсированного жидкого потока. Согласно некоторым вариантам осуществления второй сконденсированный жидкий поток нагревают до уровня в пределах приблизительно 100, или приблизительно 90, или приблизительно 80, или приблизительно 70, или приблизительно 60, или приблизительно 50, или приблизительно 40, или приблизительно 30, или приблизительно 20, или приблизительно 10 градусов Цельсия относительно первого парообразного потока.

Согласно некоторым вариантам осуществления способов, раскрытых в настоящем документе, способы также предусматривают стадии: (f) охлаждения первого парообразного потока с получением второй двухфазной смеси и (g) разделения второй двухфазной смеси на второй жидкий поток и второй парообразный поток. Согласно некоторым вариантам осуществления способы также предусматривают подачу второго жидкого потока в стабилизационную колонну. Согласно некоторым вариантам осуществления первый жидкий поток по существу не содержит легкие углеводороды. Согласно некоторым вариантам осуществления первый жидкий поток содержит только приблизительно 15%, или приблизительно 10%, или приблизительно 9%, или приблизительно 8%, или приблизительно 7%, или приблизительно 6%, или приблизительно 5%, или приблизительно 4%, или приблизительно 3%, или приблизительно 2%, или приблизительно 1%, или менее 1% легких углеводородов.

Согласно другому аспекту настоящее раскрытие обеспечивает устройства, содержащие: (а) реактор для проведения реакции потока сырья реактора, содержащего толуол, С9-ароматические вещества, С10-ароматические вещества и водород, для получения выходящего потока реактора, содержащего бензол, толуол и С8-ароматические вещества, включая ксилолы; (b) первое охлаждающее устройство для охлаждения выходящего потока реактора для получения первой двухфазной смеси и (с) первый барабан-сепаратор для разделения первой двухфазной смеси на первый жидкий поток и первый парообразный поток.

Согласно некоторым вариантам осуществления устройства также содержат: (d) второе охлаждающее устройство для охлаждения первого парообразного потока для получения второй двухфазной смеси и (е) второй барабан-сепаратор для разделения второй двухфазной смеси на второй жидкий поток и второй парообразный поток. Согласно некоторым вариантам осуществления устройства также содержат: (f) стабилизационную колонну для приема второго жидкого потока и необязательно части первого жидкого потока и (g) колонну получения бензола для приема, по меньшей мере, части первого жидкого потока, причем часть первого жидкого потока, подаваемого в колонну получения бензола, обходит стабилизационную колонну. Согласно другим вариантам осуществления устройства также содержат: (f) стабилизационную колонну для приема первого жидкого потока и второго жидкого потока и для получения потока бокового погона, содержащего бензол, толуол и С8-ароматические вещества; и (g) установку экстрактивной дистилляции для приема потока бокового погона.

Согласно некоторым вариантам осуществления в первом охлаждающем устройстве используют поток сырья реактора для охлаждения выходящего потока реактора. Согласно некоторым вариантам осуществления температура первой двухфазной смеси составляет от приблизительно температуры окружающей среды до температуры реактора.

Согласно некоторым вариантам осуществления температура реактора составляет от приблизительно 380 до 420 градусов Цельсия. Согласно некоторым вариантам осуществления температура реактора составляет от приблизительно 390 до 410 градусов Цельсия (или от приблизительно 734 до приблизительно 770 градусов по Фаренгейту).

Согласно некоторым вариантам осуществления температура первой двухфазной смеси находится в диапазоне от приблизительно 25% до приблизительно 40% температуры реактора или от приблизительно 28% до приблизительно 35% температуры реактора. Согласно некоторым вариантам осуществления температура первой двухфазной смеси находится в диапазоне от приблизительно 115 до приблизительно 130 градусов Цельсия или от приблизительно 121 до 127 градусов Цельсия (от приблизительно 250 до приблизительно 260 градусов по Фаренгейту).

Согласно некоторым вариантам осуществления во втором охлаждающем устройстве используют поток сырья реактора для охлаждения первого парообразного потока во втором охлаждающем устройстве, при этом получая вторую двухфазную смесь. Согласно некоторым вариантам осуществления температура второй двухфазной смеси представляет собой приблизительно температуру окружающей среды. Согласно некоторым вариантам осуществления температура второй двухфазной смеси составляет от 100% до приблизительно 200% относительно температуры окружающей среды или от приблизительно 120% до приблизительно 150% относительно температуры окружающей среды. Согласно некоторым вариантам осуществления температура второй двухфазной смеси составляет от приблизительно 30 до приблизительно 50 градусов Цельсия, или от приблизительно 35 до приблизительно 45 градусов Цельсия, или от приблизительно 38 до приблизительно 43 градусов Цельсия (от приблизительно 100 до приблизительно 110 градусов по Фаренгейту).

Согласно некоторым вариантам осуществления первое охлаждающее устройство представляет собой теплообменник. Согласно некоторым вариантам осуществления второй жидкий поток нагревают первым паровым потоком. Согласно некоторым вариантам осуществления первый жидкий поток по существу не содержит легкие углеводороды.

Примеры

Следующие примеры показывают конкретные варианты осуществления способов и устройств, раскрытых в настоящем документе, и их различные применения. Они представлены только с целями пояснения и не предназначены для ограничения настоящего раскрытия.

Пример 1: Процесс переалкилирования с извлечением бензола - один сепаратор Как показано на фиг. 1, поток 102 сырья, содержащий С9+ароматические вещества и толуол, нагревают в теплообменнике 104 сырье/выходящий поток и дополнительно нагревают в печи 108 переалкилирования, а затем подают в реактор 112 переалкилирования (ТА). Поток 102 содержит как свежий толуол и С9+ароматические вещества, подаваемые в процесс, а также весь рецикл толуола и С9+. Выходящий поток 114 из реактора 112 охлаждают в теплообменнике 104 сырье-выходящий поток ТА, подогревателе 118 сырья стабилизационной колонны ТА и охлаждающем устройстве 122 выходящего потока ТА, и он поступает в низкотемпературный испарительный барабан 126, где его разделяют на парообразный поток 128 и жидкий поток 142. Таким образом, выходящий поток 114 реактора ТА используют как для нагревания потока сырья 102 в теплообменнике 104 сырье-выходящий поток, так и для подогрева жидкого потока из испарительного барабана 142 в подогревателе 118 сырья стабилизационной колонны ТА.

Парообразный поток 128 из испарительного барабана 126 разделяют, причем часть 130 потока отводят в виде топочного газа, а другую часть 132 объединяют с потоком 134 подпиточного водорода, затем сжимают в компрессоре 138 рециркулирующего газа ТА в рециркулирующий поток 140, который рециркулируют в поток 102 сырья реактора ТА.

Жидкий поток 142 из испарительного барабана 126 нагревают в подогревателе 118 сырья стабилизационной колонны с получением потока 144 сырья стабилизационной колонны, который затем подают в стабилизационную колонну 146, в которой разделяют поток 144 сырья стабилизационной колонны на головной поток 148 стабилизационной колонны, содержащий легкие углеводороды, и кубовый поток 166 стабилизационной колонны, содержащий бензол и С7+углеводороды, включая толуол, ксилолы и тяжелые ароматические вещества.

Головной поток 148 стабилизационной колонны конденсируется в конденсаторе 150 стабилизационной колонны с получением двухфазной смеси 152, которую разделяют в сборнике 154 орошающей фракции стабилизационной колонны на парообразный отходящий поток 156 стабилизационной колонны и жидкий поток 158. Жидкий поток 158 проходит через насос 160 для орошения стабилизационной колонны, после чего его разделяют на продукционный поток 162 легких углеводородов и поток 164 флегмы, последний направляют назад в стабилизационную колонну 146.

Кубовый поток 166 стабилизационной колонны направляют через насос 168 кубового потока стабилизационной колонны, затем делят на два потока 170 и 176. Первый поток 170 направляют через подогреватель 172 стабилизационной колонны, а полученный подогретый поток 174 направляют назад в стабилизационную колонну 146. Второй поток 176 представляет собой поток сырья колонны получения бензола, который направляют в колонну 178 получения бензола.

Сырье для колонны 178 получения бензола включает поток 176 и поток 177. Поток 177 объединяют с потоком 176 перед подачей в колонну 178 получения бензола. В комплексе производства ароматических углеводородов бензол извлекают как в установках диспропорционирования или переалкилирования, так и установках экстрактивной дистилляции и очищают. Для этого вместо строительства двух колонн получения бензола в большинстве комплексов производства ароматических углеводородов используют одну колонну получения бензола, т.е. общую. Поток 177 извлекают из установки экстрактивной дистилляции в комплексе производства ароматических углеводородов. В колонне 178 получения бензола разделяют поток 176 сырья колонны получения бензола и поток 177 на головной поток 180 колонны получения бензола, включающий бензол, и кубовый поток 194 колонны получения бензола, содержащий С7+углеводороды, включая толуол, ксилолы и тяжелые ароматические вещества. Головной поток 180 колонны получения бензола конденсируют в конденсаторе 182 колонны получения бензола с получением потока 184, который направляют через сборник 186 орошающей фракции колонны получения бензола и насос 188 для орошения колонны получения бензола, затем разделяют на поток 189 примесей колонны получения бензола и поток 192 флегмы колонны получения бензола, который возвращают в колонну 178 получения бензола. Колонна получения бензола имеет поток 190 бокового погона, расположенный над подачей сырья, где получают поток бензола. Поток 189 примесей колонны получения бензола обычно имеет нулевую скорость потока. Однако, если вещества с температурами кипения меньшими, чем у бензола, находятся в колонне получения бензола, поток примесей колонны получения бензола можно использовать для сбора примесей, распределения их соответствующим образом, например, рециркуляции их в установку экстрактивной дистилляции, и продолжения получения бензола, который соответствует требованиям по чистоте.

Кубовый поток 194 колонны получения бензола направляют через насос 195 кубового потока колонны получения бензола, затем разделяют на два потока 196 и 199. Первый поток 196 направляют через подогреватель 197 колонны получения бензола, а полученный подогретый поток 198 направляют назад в колонну 178 получения бензола. Второй поток 199 представляет собой поток продукционных С7+, который содержит толуол, ксилолы и тяжелые ароматические вещества. Поток 199 обычно направляют в колонну получения толуола установки переалкилирования (не показана для этого примера).

Для иллюстрации улучшенной энергоэффективности настоящего раскрытия, создавали компьютерную модель при помощи Aspen Plus для имитации способа, показанного на фиг. 1. Условия в реакторе переалкилирования, показанные выше, использовали для имитации работы реактора. При этих условиях однократная конверсия толуола составляла 31,1%, а однократная конверсия С9-ароматических веществ составляла 47,6%. Выходы реактора были аналогичны обычным выходам, наблюдаемым при работе. Обычные рабочие параметры использовали при компьютерной имитации для другого оборудования, показанного на фиг. 1. Скорость потока 189 составляла 0,0 кг/ч.

Полученные результаты показаны в таблице 1. В этом случае перепад температуры 28°С (50°F) использовали в теплообменнике 104. Нагрузка для печи 108, показанная в таблице 1, была относительно небольшой и намного меньшей, чем нагрузки для подогревателей 172 и 197. Это показывает, что большая часть энергии, потребляемой в процессе переалкилирования, нужна для дистилляции.

Пример 2А: Процесс переалкилирования с извлечением бензола - два сепаратора Как показано на фиг. 1, поток сырья 202, содержащий С9+ароматические вещества и толуол, нагревают в печи 208 переалкилирования, а затем подают в реактор 212 переалкилирования (ТА). Поток 202 содержит как свежий толуол и С9+ароматические вещества, подаваемые в процесс, так и весь рецикл толуола и С9+. Выходящий поток 214 реактора ТА затем используют для нагревания потока 202 сырья в теплообменнике 204 сырье/выходящий поток, что дает двухфазную смесь 216 с высокой температурой. Двухфазную смесь 216 с высокой температурой направляют в высокотемпературный испарительный барабан 218, где ее разделяют на жидкий поток 220 с высокой температурой и парообразный поток 222 с высокой температурой.

Парообразный поток 222 из высокотемпературного испарительного барабана 218 используют для подогрева жидкого потока 242 из низкотемпературного испарительного барабана 228 в подогревателе 223 сырья стабилизационной колонны ТА. Парообразный поток 224 затем дополнительно охлаждают в охлаждающем устройстве 225 выходящего потока ТА для получения двухфазной смеси 226 с низкой температурой. Двухфазную смесь 226 с низкой температурой направляют в низкотемпературный испарительный барабан 228, в котором разделяют двухфазную смесь 226 с низкой температурой на парообразный поток 230 с низкой температурой и жидкий поток 242 с низкой температурой.

Парообразный поток 230 с низкой температурой разделяют, причем часть потока 232 отводят в виде топочного газа, а другую часть 234 объединяют с потоком 235 подпиточного водорода с получением потока 236, затем сжимают в компрессоре 238 рециркулирующего газа с получением рециркулирующего потока 240. Рециркулирующий поток 240 рециркулируют в поток 202 сырья реактора ТА.

Жидкий поток 242 с низкой температурой из низкотемпературного испарительного барабана 228 подогревают при помощи парообразного потока 222 из высокотемпературного испарительного барабана 218 в подогревателе 223 сырья стабилизационной колонны с получением потока 244 сырья стабилизационной колонны, который затем подают в стабилизационную колонну 246. Также в стабилизационную колонну необязательно подают часть 248 жидкого потока 220 с высокой температурой из высокотемпературного испарительного барабана 218.

В стабилизационной колонне 246 разделяют входящие потоки на головной поток 252 стабилизационной колонны, содержащий легкие углеводороды, и кубовый поток 262 стабилизационной колонны, содержащий бензол и С7+углеводороды, включая толуол, ксилолы и тяжелые ароматические вещества.

Головной поток 252 стабилизационной колонны конденсируется в конденсаторе 253 стабилизационной колонны, и полученную двухфазную смесь 254 разделяют в сборнике 255 орошающей фракции стабилизационной колонны, а парообразный поток 256 отводят в атмосферу. Жидкий поток 257 из барабана направляют через насос 258 для орошения стабилизационной колонны, а затем разделяют на продукционный поток 260 легких углеводородов и поток 261 флегмы, последний направляют назад в стабилизационную колонну 246.

Кубовый поток 262 стабилизационной колонны направляют через насос 263 кубового потока стабилизационной колонны, затем делят на поток 268 сырья колонны получения бензола и поток 264, который подогревают в подогревателе 265 стабилизационной колонны. Подогретый поток 266 направляют назад в стабилизационную колонну. Поток 268 сырья колонны получения бензола направляют в колонну 270 получения бензола.

По меньшей мере, часть 250 жидкого потока 220 с высокой температурой из высокотемпературного испарительного барабана 218 подают непосредственно в колонну 270 получения бензола, и он обходит стабилизационную колонну 246.

В колонне 270 получения бензола разделяют потоки 250, 251 и 268 сырья колонны получения бензола на головной поток 272 колонны получения бензола, содержащий бензол, и кубовый поток 290 колонны получения бензола, содержащий С7+углеводороды, включая толуол, ксилолы и тяжелые ароматические вещества. Поток 251 объединяют с потоком 268 перед подачей в колонну 270 получения бензола. Поток 251 извлекают из установки экстрактивной дистилляции. Головной поток 272 колонны получения бензола конденсируют в конденсаторе 274 колонны получения бензола с получением потока 276, который направляют в сборник 278 орошающей фракции колонны получения бензола и насос 282 для орошения колонны получения бензола, затем разделяют на поток 283 примесей колонны получения бензола и поток 288 флегмы, который возвращают в колонну 270 получения бензола. Колонна получения бензола имеет поток 286 бокового погона, расположенный над подачей сырья, где получают поток бензола.

Кубовый поток 290 колонны получения бензола направляют в насос 291 кубового потока колонны получения бензола и разделяют на подогретый поток 298, который возвращают в колонну 270 получения бензола, и продукционный поток 292 С7+, содержащий толуол, ксилолы и тяжелые ароматические вещества.

Модель Aspen Plus, описанную выше, модифицировали для имитации способа, показанного на фиг. 2. Для данного примера все условия оставляли такими же, как в примере 1, и весь поток 220 направляли в стабилизационную колонну посредством потока 248 (т.е. поток 250=0,0 кг/ч). В таблице 2 показаны результаты данной имитации. Поскольку реактор работал так же, как в примере 1, продукт реактора был таким же, и предполагали, что направление материала в стабилизационную колонну будет также давать такую же нагрузку в подогревателе стабилизационной колонны. Было неожиданным, когда результаты показали, что нагрузка была приблизительно на 7% меньше. В комплексе производства ароматических углеводородов с установкой получения параксилола с неэффективной селективной адсорбцией энергию для подогревателя стабилизационной колонны подавали посредством избыточного сбросного тепла с установки селективной адсорбции, поэтому экономия энергии в подогревателе стабилизационной колонны может быть не очень важной. Однако, когда установку получения параксилола с энергосберегающей кристаллизацией используют в комплексе производства ароматических углеводородов, экономия энергии, показанная в таблице 2А, значительна.

Пример 2 В: Процесс переалкилирования с извлечением бензола - два сепаратора

Данный пример показывает, что использовали регулирование условий процесса переалкилирования для еще большего снижения нагрузки подогревателя стабилизационной колонны.

В таблице 2А показано, что поток сброса в атмосферу от ТА несколько больше, и количество подпиточного Н2 несколько больше, чем в примере 1. Это очевидно происходит из-за того, что использование высокотемпературного испарительного барабана 218 изменяет состав материала в низкотемпературном испарительном барабане, что приводит к несколько большему количеству бензола в потоке 230. В имитациях для примеров 1 и 2А содержание Н2 в потоке 240 рециркулирующего газа оставалось таким же, на уровне 80 мольн. %. Когда содержание бензола в потоке 218 увеличивалось в примере 2А, это приводило к большему потоку сброса в атмосферу. Больший поток сброса в атмосферу также увеличивал потери Н2 и увеличивал количество подпиточного Н2.

В данном примере параметры, используемые в имитации Aspen Plus, были такими же, как в примере 2А, за исключением того, что перепад температуры в теплообменнике 204 повышали до 33°С (60°F). В таблице 2 В показано, что нагрузка подогревателя стабилизационной колонны в данном примере приблизительно на 9% ниже, чем нагрузка стабилизационной колонны из примера 1, что приводит к еще большей экономии энергии. В таблице 2В показано, что существует дополнительная экономия при работе способа при этих условиях, поскольку количество подпиточного Н2 значительно снизилось, а поток сброса в атмосферу упал до нуля. Водород является дорогостоящим сырьевым материалом для процесса переалкилирования, поэтому эта экономия очень важна. Важно отметить, что снижение перепада температуры в теплообменнике 204 немного увеличило нагрузку печи 208. В зависимости от источников топлива и энергии в комплексе производства ароматических углеводородов это небольшое увеличение может быть несущественным. Может быть экономически выгодным работать в этом режиме по сравнению с режимом, показанным в примере 2А.

Пример 2С: Процесс переалкилирования с извлечением бензола - два сепаратора

В этом примере показано, что достигалась даже большая экономия энергии, когда материал из высокотемпературного испарительного барабана направляли в колонну получения бензола при помощи потока 250. Модель Aspen Plus работала при таких же условиях, как примеры 1, и 20% материала из потока 220 подавали в колонну получения бензола посредством потока 250. Результаты показаны в таблице 2С. Было очень неожиданным то, что отведение 20% потока 220 в колонну получения бензола снижало нагрузку стабилизационной колонны на 20%, в то же время увеличивая только нагрузку подогревателя 296 колонны получения бензола только на 1%. Эти результаты показали, что было возможным значительное снижение энергии, используемой в установке переалкилирования, когда часть жидкости из высокотемпературного испарительного барабана обходила стабилизационную колонну и направлялась в колонну получения бензола. Расход потока примесей составлял только 876 кг/ч в этом случае. Этот поток рециркулируют назад в установку экстрактивной дистилляции. Еще большая экономия энергии была возможна, когда более чем 20% жидкости с высокой температурой обходили стабилизационную колонну. Величина экономии энергии ограничена только увеличением нагрузки подогревателя 296 и расходом потока 189.

Пример 3: Процесс переалкилирования с извлечением легких ароматических веществ - один сепаратор

На фиг. 3 показан процесс переалкилирования в случае, когда бензол нельзя получить непосредственно дистилляцией. Можно ли получить бензол непосредственно дистилляцией или нет, зависит главным образом от работы катализатора переалкилирования и свойств сырья установки переалкилирования. Когда бензол нельзя получить непосредственно дистилляцией, бензол обычно извлекают с жидким потоком легких углеводородов, выходящим из стабилизационной колонны, а кубовый поток стабилизационной колонны направляют в колонну получения толуола.

Поток 302 сырья, содержащий С9+ароматические вещества и толуол, нагревают в теплообменнике 304 сырье/выходящий поток, а затем нагревают в печи 308 переалкилирования, и затем подают в реактор 312 переалкилирования (ТА). Поток 302 содержит как свежий толуол и С9+ароматические вещества, подаваемые в процесс, так и весь рецикл толуола и С9+. Выходящий поток 314 затем охлаждают в теплообменнике 304 сырье-выходящий поток ТА, подогревателе 318 сырья стабилизационной колонны ТА и охлаждающем устройстве 322 выходящего потока ТА, и он затем поступает в низкотемпературный испарительный барабан 326, где его разделяют на парообразный поток 328 и жидкий поток 342. Таким образом, выходящий поток 314 реактора ТА используют как для нагревания потока 302 сырья в теплообменнике 304 сырье-выходящий поток, так и для подогрева жидкого потока из испарительного барабана 342 в подогревателе 318 сырья стабилизационной колонны ТА.

Парообразный поток 328 из испарительного барабана 326 разделяют, причем часть 330 потока отводят в виде топочного газа, а другую часть 332 объединяют с потоком 334 подпиточного водорода, затем сжимают в компрессоре 338 рециркулирующего газа ТА в рециркулирующий поток 340, который рециркулируют в поток 302 сырья реактора ТА.

Жидкий поток 342 из испарительного барабана 326 нагревают в подогревателе 318 сырья стабилизационной колонны и затем подают в стабилизационную колонну 346, в которой разделяют поток 344 сырья стабилизационной колонны на головной поток 348 стабилизационной колонны, содержащий легкие углеводороды и бензол, и кубовый поток 366 стабилизационной колонны, содержащий бензол и С7+углеводороды, включая толуол, ксилолы и тяжелые ароматические вещества.

Головной поток 348 стабилизационной колонны конденсируется в конденсаторе 350 стабилизационной колонны с получением двухфазной смеси 352, которую разделяют в сборнике 354 орошающей фракции стабилизационной колонны на парообразный отходящий поток 356 стабилизационной колонны и жидкий поток 358. Жидкий поток 358 проходит через насос 360 для орошения стабилизационной колонны, после чего его разделяют на продукционный поток 362 легких углеводородов и поток 364 флегмы, последний направляют назад в стабилизационную колонну 346. Большую часть бензола в сырье стабилизационной колонны извлекают с жидкими легкими углеводородами и рециркулируют в установку экстрактивной дистилляции.

Кубовый поток 366 стабилизационной колонны направляют через насос 368 кубового потока стабилизационной колонны, затем делят на два потока 370 и 376. Первый поток 370 направляют через подогреватель 372 стабилизационной колонны, а полученный подогретый поток 374 направляют назад в стабилизационную колонну 346. Второй поток 376 представляет собой поток сырья колонны получения толуола, который направляют в колонну 378 получения толуола. Поток 376 содержит практически весь толуол и только небольшую часть бензольного сырья стабилизационной колонны. В комплексе производства ароматических углеводородов кубовый поток из колонны получения бензола установки экстрактивной дистилляции (не показана) подают в колонну 378 получения толуола установки переалкилирования. Этот кубовый поток колонны получения бензола представляет собой поток 379.

В колонне 378 получения толуола кипит толуол с получением головного потока 380 колонны получения толуола, содержащего толуол, и кубового потока 394 колонны получения толуола, содержащего С8+углеводороды, включая ксилолы и тяжелые ароматические вещества. Головной поток 380 колонны получения толуола конденсируют в конденсаторе 382 колонны получения толуола с получением потока 384, который направляют через сборник 386 орошающей фракции колонны получения толуола и насос 388 для орошения колонны получения толуола, затем разделяют на содержащий толуол поток 390, содержащий бензол, толуол и совместно кипящие неароматические вещества, который рециркулируют в сырье установки переалкилирования, и поток 392 флегмы колонны получения толуола, который возвращают в колонну 378 получения толуола.

Кубовый поток 394 колонны получения толуола направляют через насос 395 кубового потока колонны получения толуола, затем разделяют на два потока 396 и 399. Первый поток 396 направляют через подогреватель 197 колонны получения толуола, а полученный подогретый поток 398 направляют назад в колонну 378 получения толуола. Второй поток 399 представляет собой поток продукционных С8+, который содержит ксилолы и тяжелые ароматические вещества. В комплексе производства ароматических углеводородов этот поток направляют в установку получения параксилола.

Модель Aspen Plus, описанную выше, модифицировали для имитации способа, показанного на фиг. 3. В этом случае модель регулировали так, чтобы показать, что происходит с нагрузкой подогревателя 372 стабилизационной колонны, когда бензол в потоке 344 сырья выкипает с образованием головных потоков 356 и 362. В таблице 3 показано, что нагрузка подогревателя стабилизационной колонны более чем в два раза выше при сравнении с результатами в таблице 1, где большую часть бензола извлекали с кубовым потоком стабилизационной колонны. Это также приводит к значительному увеличению расхода содержащего легкие углеводороды головного жидкого потока стабилизационной колонны, как предполагалось, поскольку целью данной конструкции является отвод здесь бензола и его рециркуляция назад на экстрактивную дистилляцию. Эти результаты показали, что значительно больше энергии требуется для установки переалкилирования, когда бензол нельзя получить непосредственно дистилляцией.

Пример 4А: Процесс переалкилирования с извлечением бензола - два сепаратора

Одним путем снижения энергии, потребляемой подогревателем стабилизационной колонны, когда бензол не получают дистилляцией, будет использование высокотемпературного испарительного барабана для разделения выходящего потока из теплообменника сырье/выходящий поток на жидкий поток с высокой температурой и парообразный поток с высокой температурой и отведение, по меньшей мере, части жидкого потока с высокой температурой в стабилизационную колонну или колонну получения бензола. Это другой вариант осуществления настоящего изобретения, показанного в примерах 2А, 2В и 2С.

Пример 4В: Процесс переалкилирования с извлечением бензола - два сепаратора

Другим путем снижения энергии, потребляемой подогревателем стабилизационной колонны, когда бензол не получают дистилляцией, будет использование высокотемпературного испарительного барабана для разделения выходящего потока из теплообменника сырье/выходящий поток на жидкий поток с высокой температурой и парообразный поток с высокой температурой и отведение, по меньшей мере, части жидкого потока с высокой температурой в колонну получения толуола, такую как колонна 378 получения толуола с фиг. 3. Модель Aspen Plus использовали для оценки этого примера. Жидкий поток из высокотемпературного испарительного барабана содержал бензол и другие низкокипящие углеводороды. В примере, показанном на фиг. 2, эти углеводороды оказывались в потоке примесей колонны получения бензола. Колонна получения толуола обычно не имеет подключения потока примесей, откуда эти углеводороды можно извлекать и соответствующим образом направлять. Следовательно, когда часть жидкого потока из высокотемпературного испарительного барабана направляли в колонну получения толуола, легкие углеводороды и бензол направляли с рециклом толуола назад в реактор переалкилирования. Модель Aspen Plus показала, что они накапливались в недопустимых количествах в этом контуре рециркуляции. Кроме того, некоторая часть рециркулированного бензола превращалась в не очень ценные легкие углеводороды в реакторе переалкилирования. Эти результаты модели Aspen Plus показали, что, когда бензол не получали дистилляцией, использование высокотемпературного испарительного барабана для разделения выходящего потока из теплообменника сырье/выходящий поток, отводя, по меньшей мере, часть жидкого потока с высокой температурой в колонну получения толуола, не уменьшало потребление энергии и экономичность способа осуществления процесса переалкилирования.

Пример 4С: Процесс переалкилирования с извлечением бензола - два сепаратора

На фиг. 4 показан процесс переалкилирования в случае, когда бензол нельзя получить непосредственно дистилляцией, и в котором предлагается экономия энергии по сравнению со способом, показанным на фиг. 3.

Поток 402 сырья, содержащий С9+ароматические вещества и толуол, нагревают в теплообменнике 404 сырье/выходящий поток, а затем нагревают в печи 408 переалкилирования, и затем подают в реактор 412 переалкилирования (ТА). Поток 402 содержит как свежий толуол и С9+ароматические вещества, подаваемые в процесс, так и весь рецикл толуола и С9+. Выходящий поток 414 реактора ТА затем используют для нагревания потока 402 сырья в теплообменнике 404 сырье/выходящий поток, что дает двухфазную смесь 416 с высокой температурой. Двухфазную смесь 416 с высокой температурой направляют в высокотемпературный испарительный барабан 418, где ее разделяют на жидкий поток 446 с высокой температурой и парообразный поток 420 с высокой температурой.

Парообразный поток 420 из высокотемпературного испарительного барабана 418 используют для подогрева жидкого потока 448 из низкотемпературного испарительного барабана 430 в подогревателе 422 сырья стабилизационной колонны, а затем дополнительно охлаждают в охлаждающем устройстве 426 выходящего потока с получением двухфазной смеси 428 с низкой температурой. Двухфазную смесь 428 с низкой температурой направляют в низкотемпературный испарительный барабан 430, в котором разделяют двухфазную смесь 428 с низкой температурой на парообразный поток 432 с низкой температурой и жидкий поток 448 с низкой температурой. Парообразный поток 432 с низкой температурой разделяют, причем часть 434 потока отводят в виде топочного газа, а другую часть 436 объединяют с потоком 438 подпиточного водорода, затем сжимают в компрессоре 442 рециркулирующего газа с получением рециркулирующего потока 444, который рециркулируют в поток 402 сырья реактора ТА.

Жидкий поток 448 с низкой температурой из низкотемпературного испарительного барабана 430 подогревают при помощи парообразного потока 420 из высокотемпературного испарительного барабана 418, затем полученный поток 450 сырья колонны получения легких ароматических веществ подают в колонну 452 получения легких ароматических веществ. Также в колонну 452 получения легких ароматических веществ подают жидкий поток 446 с высокой температурой из высокотемпературного испарительного барабана 418. В комплексе производства ароматических углеводородов кубовый поток из колонны получения бензола установки экстрактивной дистилляции (не показана) можно также подавать в колонну 452 получения легких ароматических веществ. Этот кубовый поток колонны получения бензола представляет собой поток 453.

В колонне 452 получения легких ароматических веществ совместно кипят бензол и толуол и разделяются поступающие потоки на головной поток 454 колонны получения легких ароматических веществ, содержащий легкие углеводороды и бензол, кубовый поток 472 колонны получения легких ароматических веществ, содержащий С8+углеводороды, включая ксилолы и тяжелые ароматические вещества, и боковой погон 484 колонны получения легких ароматических веществ, содержащий толуол. Боковой погон 484 колонны получения легких ароматических веществ рециркулируют в установку переалкилирования.

Головной поток 454 колонны получения легких ароматических веществ конденсируют в конденсаторе 456 колонны получения легких ароматических веществ с получением двухфазной смеси 458, которую разделяют в сборнике 460 орошающей фракции колонны получения легких ароматических веществ на парообразный отходящий поток 462 колонны получения легких ароматических веществ и жидкий поток 464. Жидкий поток 464 из барабана 460 разделяют на поток 468 продукционных легких углеводородов и поток 470 флегмы, последний направляют назад в колонну 452 получения легких ароматических веществ.

Кубовый поток 472 колонны получения легких ароматических веществ направляют через насос 474 кубового потока колонны получения легких ароматических веществ, затем разделяют на два потока 482 и 476. Поток 482 представляет собой поток продукционных С8+, содержащий ксилолы и тяжелые ароматические вещества. Поток 476 подогревают в подогревателе 478 колонны получения легких ароматических веществ с получением подогретого потока 480. В комплексе производства ароматических углеводородов поток 472 направляют в установку получения параксилола. Подогретый поток 480 направляют назад в колонну 452 получения легких ароматических веществ.

Способ, показанный на фиг. 4, обеспечивает экономию энергии относительно способа, показанного на фиг. 3, поскольку способ с фиг. 4 требует только одной дистилляционной колонны 452, тогда как в способе с фиг. 3 используют две дистилляционные колонны - стабилизационную колонну 346 и колонну 378 получения легких ароматических веществ.

С учетом более подробного описания способов и устройств, раскрытых в настоящем документе, и со ссылкой на конкретные их варианты осуществления будет очевидно, что модификации и изменения возможны без отклонения от объема настоящего раскрытия, указанного в приложенной формуле изобретения. Более конкретно, хотя некоторые аспекты настоящего раскрытия определены в настоящем документе как особенно предпочтительные, предполагается, что способы и устройства настоящего изобретения не обязательно ограничены этими конкретными аспектами.

1. Способ переалкилирования, предусматривающий стадии:

(a) проведения в реакторе реакции потока сырья реактора, содержащего толуол, С9-ароматические вещества, С10-ароматические вещества и водород, на катализаторе для получения выходящего потока реактора, содержащего бензол и ксилолы;

(b) охлаждения выходящего потока реактора с получением первой двухфазной смеси;

(c) разделения первой двухфазной смеси на первый жидкий поток и первый парообразный поток;

(d) подачи, по меньшей мере, части первого жидкого потока в колонну получения бензола, причем часть первого жидкого потока, подаваемого в колонну получения бензола, обходит стабилизационную колонну; и

(e) извлечения бензола из первого сконденсированного жидкого потока в колонне получения бензола.

2. Способ по п. 1, дополнительно предусматривающий стадии:

(f) охлаждения первого парообразного потока с получением второй двухфазной смеси и

(g) разделения второй двухфазной смеси на второй жидкий поток и второй парообразный поток.

3. Способ по п. 2, дополнительно предусматривающий подачу второго жидкого потока в стабилизационную колонну.

4. Способ по п. 1, в котором первый жидкий поток, по существу, не содержит легкие углеводороды.

5. Способ по п. 1, дополнительно предусматривающий использование выходящего потока реактора для нагревания потока сырья реактора.

6. Способ по п. 1, дополнительно предусматривающий использование первого парообразного потока для нагревания потока сырья реактора.

7. Способ по п. 1, в котором поток сырья реактора нагревают до уровня в пределах приблизительно 50°C относительно выходящего потока реактора.

8. Способ по п. 1, в котором стадию охлаждения выходящего потока реактора для получения первой двухфазной смеси проводят при температуре в диапазоне от приблизительно температуры окружающей среды до температуры реактора.

9. Способ по п. 2, в котором стадию охлаждения первого парообразного потока для получения второй двухфазной смеси проводят при температуре, приблизительно равной температуре окружающей среды.

10. Способ по п. 1, дополнительно предусматривающий использование первого парообразного потока для нагревания второго сконденсированного жидкого потока.

11. Способ по п. 1, в котором первый жидкий поток не направляют в колонну получения толуола.

12. Способ переалкилирования ароматических углеводородов, предусматривающий стадии:

(a) проведения в реакторе реакции потока сырья реактора, содержащего толуол, С9-ароматические вещества, С10-ароматические вещества и водород, на катализаторе для получения выходящего потока реактора, содержащего бензол, толуол и ксилолы;

(b) охлаждения выходящего потока реактора с получением первой двухфазной смеси;

(c) разделения первой двухфазной смеси на первый жидкий поток и первый парообразный поток;

(d) подачи первого жидкого потока в стабилизационную колонну для получения потока бокового погона, содержащего бензол, толуол и С8-ароматические вещества; и

(e) подачи потока бокового погона в установку экстрактивной дистилляции.

13. Способ по п. 12, дополнительно предусматривающий стадии:

(f) охлаждения первого парообразного потока с получением второй двухфазной смеси и

(g) разделения второй двухфазной смеси на второй жидкий поток и второй парообразный поток.

14. Способ по п. 13, дополнительно предусматривающий подачу второго жидкого потока в стабилизационную колонну.

15. Способ по п. 12, в котором первый жидкий поток по существу не содержит легкие углеводороды.

16. Способ по п. 12, дополнительно предусматривающий использование выходящего потока реактора для нагревания потока сырья реактора.

17. Способ по п. 12, дополнительно предусматривающий использование первого парообразного потока для нагревания потока сырья реактора.

18. Способ по п. 12, в котором поток сырья реактора нагревают до уровня в пределах приблизительно 50°C относительно выходящего потока реактора.

19. Способ по п. 12, в котором стадию охлаждения выходящего потока реактора для получения первой двухфазной смеси проводят при температуре в диапазоне от приблизительно температуры окружающей среды до температуры реактора.

20. Способ по п. 13, в котором стадию охлаждения первого парообразного потока для получения второй двухфазной смеси проводят при температуре, приблизительно равной температуре окружающей среды.

21. Способ по п. 12, дополнительно предусматривающий использование первого парообразного потока для нагревания второго сконденсированного жидкого потока.

22. Устройство для переалкилирования, содержащее:

(a) реактор для проведения реакции потока сырья реактора, содержащего толуол, С9-ароматические вещества, С10-ароматические вещества и водород, для получения выходящего потока реактора, содержащего бензол, толуол и С8-ароматические вещества, включая ксилолы;

(b) первое охлаждающее устройство для охлаждения выходящего потока реактора для получения первой двухфазной смеси и

(c) первый барабан-сепаратор для разделения первой двухфазной смеси на первый жидкий поток и первый парообразный поток;

(d) второе охлаждающее устройство для охлаждения первого парообразного потока для получения второй двухфазной смеси и

(e) второй барабан-сепаратор для разделения второй двухфазной смеси на второй жидкий поток и второй парообразный поток.

23. Устройство по п. 22, дополнительно содержащее:

(f) стабилизационную колонну для приема второго жидкого потока и необязательно части первого жидкого потока и

(g) колонну получения бензола для приема, по меньшей мере, части первого жидкого потока, причем часть первого жидкого потока, подаваемого в колонну получения бензола, обходит стабилизационную колонну.

24. Устройство по п. 22, дополнительно содержащее:

(f) стабилизационную колонну для приема первого жидкого потока и второго жидкого потока и для получения потока бокового погона, содержащего бензол, толуол и С8-ароматические вещества; и

(g) установку экстрактивной дистилляции для приема потока бокового погона.

25. Устройство по п. 22, в котором первое охлаждающее устройство использует поток сырья реактора для охлаждения выходящего потока реактора.

26. Устройство по п. 22, в котором температура первой двухфазной смеси находится в диапазоне от приблизительно температуры окружающей среды до температуры реактора.

27. Устройство по п. 22, в котором второе охлаждающее устройство использует поток сырья реактора для охлаждения первого парообразного потока.

28. Устройство по п. 22, в котором температура второй двухфазной смеси представляет собой приблизительно температуру окружающей среды.

29. Устройство по п. 22, в котором первое охлаждающее устройство представляет собой теплообменник.

30. Устройство по п. 22, в котором второй жидкий поток нагревается при помощи первого парообразного потока.

31. Устройство по п. 22, в котором первый жидкий поток, по существу, не содержит легкие углеводороды.



 

Похожие патенты:

Изобретение относится к способу увеличения суммарного выхода ксилолов в комплексе производства ароматических углеводородов. Способ включает в себя стадии: разделения продукта риформинга, обогащенного ароматическими углеводородами, на первый поток углеводородов, содержащий C7- углеводороды, второй поток углеводородов, содержащий C8-C10 ароматические углеводороды, и третий поток углеводородов, содержащий C10+ ароматические углеводороды; изомеризации второго потока углеводородов, содержащего C8-C10 ароматические углеводороды, с образованием потока продуктов изомеризации C8-C10; пропускания потока продуктов изомеризации C8-C10 в зону дегидрирования нафтеновых углеводородов, чтобы получить поток продуктов зоны дегидрирования нафтеновых углеводородов; разделения потока продуктов зоны дегидрирования нафтеновых углеводородов на первый поток продуктов зоны дегидрирования нафтеновых углеводородов, содержащий C7- углеводороды, и второй поток продуктов зоны дегидрирования нафтеновых углеводородов, содержащий C8+ ароматические углеводороды; и пропускания второго потока продуктов зоны дегидрирования нафтеновых углеводородов, содержащего C8+ ароматические углеводороды, в секцию извлечения ксилолов или зону трансалкилирования.

Изобретение относится к способу увеличения суммарного выхода ксилолов в комплексе производства ароматических углеводородов. Способ включает в себя стадии: разделения продукта риформинга, обогащенного ароматическими углеводородами, на первый поток углеводородов, содержащий C7- углеводороды, второй поток углеводородов, содержащий C8-C10 ароматические углеводороды, и третий поток углеводородов, содержащий C10+ ароматические углеводороды; изомеризации второго потока углеводородов, содержащего C8-C10 ароматические углеводороды, с образованием потока продуктов изомеризации C8-C10; пропускания потока продуктов изомеризации C8-C10 в зону дегидрирования нафтеновых углеводородов, чтобы получить поток продуктов зоны дегидрирования нафтеновых углеводородов; разделения потока продуктов зоны дегидрирования нафтеновых углеводородов на первый поток продуктов зоны дегидрирования нафтеновых углеводородов, содержащий C7- углеводороды, и второй поток продуктов зоны дегидрирования нафтеновых углеводородов, содержащий C8+ ароматические углеводороды; и пропускания второго потока продуктов зоны дегидрирования нафтеновых углеводородов, содержащего C8+ ароматические углеводороды, в секцию извлечения ксилолов или зону трансалкилирования.

Изобретение относится к способу получения одного или нескольких ксилолов, включающему: подачу первого потока, содержащего ксилолы и С9 ароматические соединения при первом соотношении между метильными и фенильными группами, на одну сторону фракционирующей колонны с разделенным корпусом, включающей вертикальную перегородку, отделяющую одну сторону от другой стороны; подачу второго потока, содержащего ксилолы и С9 ароматические соединения при втором соотношении между метильными и фенильными группами, которое является более низким, чем первое соотношение, на другую сторону фракционирующей колонны с разделенным корпусом; при этом по меньшей мере часть второго потока содержит по меньшей мере часть потока риформата; отделение потока общего головного продукта из фракционирующей колонны с разделенным корпусом, содержащего ксилолы; отделение первого потока кубового продукта с одной стороны фракционирующей колонны с разделенным корпусом и отделение второго потока кубового продукта с другой стороны фракционирующей колонны с разделенным корпусом; подачу первого потока кубового продукта в качестве подаваемого потока в зону трансалкилирования; извлечение по меньшей мере части второго потока кубового продукта в качестве компонента бензина.

Изобретение относится к способу получения одного или нескольких ксилолов, включающему: подачу первого потока, содержащего ксилолы и С9 ароматические соединения при первом соотношении между метильными и фенильными группами, на одну сторону фракционирующей колонны с разделенным корпусом, включающей вертикальную перегородку, отделяющую одну сторону от другой стороны; подачу второго потока, содержащего ксилолы и С9 ароматические соединения при втором соотношении между метильными и фенильными группами, которое является более низким, чем первое соотношение, на другую сторону фракционирующей колонны с разделенным корпусом; при этом по меньшей мере часть второго потока содержит по меньшей мере часть потока риформата; отделение потока общего головного продукта из фракционирующей колонны с разделенным корпусом, содержащего ксилолы; отделение первого потока кубового продукта с одной стороны фракционирующей колонны с разделенным корпусом и отделение второго потока кубового продукта с другой стороны фракционирующей колонны с разделенным корпусом; подачу первого потока кубового продукта в качестве подаваемого потока в зону трансалкилирования; извлечение по меньшей мере части второго потока кубового продукта в качестве компонента бензина.

Изобретение относится к способу фракционирования выходящего потока реактора переалкилирования, включающему следующие стадии: (a) подачу сырьевого потока колонны предварительного фракционирования, содержащего толуол, С8 ароматические соединения и С9+ ароматические соединения, в подогреваемую ребойлером колонну предварительного фракционирования для получения головного потока колонны предварительного фракционирования и кубового потока колонны предварительного фракционирования и (b) подачу головного потока колонны предварительного фракционирования и кубового потока колонны предварительного фракционирования в колонну бокового погона для получения головного потока колонны бокового погона, содержащего толуол, и первого бокового потока колонны бокового погона, содержащего С8 ароматические соединения, и кубового потока колонны бокового погона, содержащего С9+ ароматические соединения.

Настоящее изобретение относится к каталитической композиции для алкилирования ароматических углеводородов, таких как бензол или толуол, алифатическими спиртами, содержащими от 1 до 8 атомов углерода, содержащая: цеолит типа MTW, щелочные металлы, которые являются смесью ионов натрия и ионов калия, причем количество натрия составляет от 5 до 40 частей на млн., количество калия составляет от 5 до 80 частей на млн., общее количество щелочных металлов в каталитической композиции составляет менее 200 частей на млн.

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 способу получения смеси бензола и С8-ароматических соединений. Способ предусматривает: обеспечение сырьевого потока, содержащего бензол, толуол, С8-ароматические соединения и С9-ароматические углеводороды; выделение из сырьевого потока первой фракции, содержащей С8-ароматические соединения, сырья для метилирования, содержащего толуол и не содержащего бензол, и сырья для переалкилирования, содержащего бензол и С9-ароматические углеводороды; подачу сырья для метилирования на реакцию метилирования для получения смеси С8- и С9+ ароматических соединений; подачу сырья для переалкилирования и С9+ ароматических соединений, полученных из реакции метилирования, на реакцию переалкилирования для конверсии С9-ароматических углеводородов и С9+ ароматических соединений из реакции метилирования в C8-ароматические соединения; и перенос фракции бензола и толуола, полученных из реакции метилирования, в реакцию переалкилирования для поддержания в реакции переалкилирования молярного соотношения метильной группы к фенильной группе в диапазоне 1,5-2,2.

Изобретение относится к способу получения смеси бензола и С8-ароматических соединений. Способ предусматривает: обеспечение сырьевого потока, содержащего бензол, толуол, С8-ароматические соединения и С9-ароматические углеводороды; выделение из сырьевого потока первой фракции, содержащей С8-ароматические соединения, сырья для метилирования, содержащего толуол и не содержащего бензол, и сырья для переалкилирования, содержащего бензол и С9-ароматические углеводороды; подачу сырья для метилирования на реакцию метилирования для получения смеси С8- и С9+ ароматических соединений; подачу сырья для переалкилирования и С9+ ароматических соединений, полученных из реакции метилирования, на реакцию переалкилирования для конверсии С9-ароматических углеводородов и С9+ ароматических соединений из реакции метилирования в C8-ароматические соединения; и перенос фракции бензола и толуола, полученных из реакции метилирования, в реакцию переалкилирования для поддержания в реакции переалкилирования молярного соотношения метильной группы к фенильной группе в диапазоне 1,5-2,2.

Изобретение относится кадсорбционному выделению изомеров ксилола. Способ включает разделение сырьевого потока, включающего множество ароматических углеводородов, на первый поток, содержащий толуол и изомеры ксилола, и второй поток, содержащий изомеры ксилола.

Изобретение относится к способу и устройству для опреснения воды. Способ опреснения соленой воды, в котором опресняемая соленая вода, подаваемая в виде струи или пелены, периодически подвергается воздействию сильной ударной волны и высокоскоростного потока горячих газообразных продуктов детонации, приводящему к тонкой аэродинамической фрагментации струи или пелены опресняемой соленой воды.
Изобретение относится к области предварительной обработки морской воды перед опреснением в адиабатном многоступенчатом опреснителе путем ее гидродинамической кавитационной обработки и активации атмосферным воздухом.

Изобретение относится к процессам и устройству для выделения этанола из ферментированной биомассы. Способ выделения этанола из ферментированной биомассы, при этом указанный способ включает стадии: (a) предоставления ферментированной биомассы с высоким содержанием этанола; (b) набивки указанной ферментированной биомассы с высоким содержанием этанола в вертикальную дистилляционную колонну; (c) добавления воды в нижнюю часть указанной вертикальной дистилляционной колонны; (d) нагревания нижней части указанной вертикальной дистилляционной колонны для кипячения указанной воды с получением таким образом пара из нижней части; (e) охлаждения верхней части указанной вертикальной дистилляционной колонны для конденсации пара с верхней части с получением таким образом жидкости с верхней части с высоким содержанием этанола и (f) повторного введения фракции указанной жидкости с верхней части с высоким содержанием этанола в верхнюю часть указанной вертикальной дистилляционной колонны, при этом стадии с (d) по (f) выполняют одновременно.

Изобретение относится к установкам низкотемпературной сепарации и может быть использовано в газовой промышленности для выделения углеводородов С2+ из природного газа.

Изобретение относится к установкам низкотемпературной сепарации и может быть использовано в газовой промышленности. Предложена установка, включающая в варианте 1 два рекуперационных теплообменника, внешний контур охлаждения в составе испарителя, компрессора, конденсатора и редуцирующего устройства, три редуцирующих устройства, сепаратор, дефлегматор и деметанизатор.

Изобретение относится к химической технологии элементоорганического синтеза. Предложен способ непрерывного разделения смеси этилхлорсиланов, получаемой в процессе синтеза этилхлорсиланов из кремния и хлористого этила, заключающийся в том, что разделение смеси этилхлорсиланов после предварительной очистки от хлористого этила осуществляют на двух последовательно установленных сложных ректификационных колоннах с внутренней разделяющей стенкой, имеющих собственные дефлегматоры и кипятильники.

Изобретение относится к установкам низкотемпературной сепарации и может быть использовано в газовой промышленности для выделения углеводородов С2+ из природного газа.

Изобретение относится к парожидкостному контактному тарельчатому устройству для использования в разделительной колонне. Согласно первому аспекту изобретения парожидкостное контактное тарельчатое устройство включает тарелку, имеющую множество отверстий для прохождения жидкости.

Изобретение предназначено для диспропорционирования хлорсиланов на моносилан и тетрахлорсилан при одновременном ректификационном разделении полученных при этом силанов.
Предложен способ очистки этилового спирта, содержащий стадии: перегонку в дистилляционной колонне потока поступающего сырья, содержащего этиловый спирт в количестве ниже его азеотропной концентрации, воду и примеси из одного или нескольких высших спиртов в количестве от 1 до 25000 мг/л абсолютного спирта, и сбор потока продукта, имеющего более высокую чистоту этилового спирта по сравнению с таковым в потоке поступающего сырья, сбор одного или нескольких потоков, имеющих более высокую чистоту в одном или большем количестве высших спиртов по сравнению с таковыми в потоке поступающего сырья.
Изобретение относится к способам очистки веществ и касается разработки способа глубокой очистки хладагента R717 (аммиака), используемого в двухфазных системах терморегулирования (СТР) крупногабаритных конструкций космических летательных аппаратов.

Изобретение относится к двум вариантам способа переалкилирования и установке. При этом один из вариантов способа предусматривает стадии: проведения в реакторе реакции потока сырья реактора, содержащего толуол, С9-ароматические вещества, С10-ароматические вещества и водород, на катализаторе для получения выходящего потока реактора, содержащего бензол и ксилолы; охлаждения выходящего потока реактора с получением первой двухфазной смеси; разделения первой двухфазной смеси на первый жидкий поток и первый парообразный поток; подачи, по меньшей мере, части первого жидкого потока в колонну получения бензола, причем часть первого жидкого потока, подаваемого в колонну получения бензола, обходит стабилизационную колонну; и извлечения бензола из первого сконденсированного жидкого потока в колонне получения бензола. Предложенное изобретение позволяет повысить энергоэффективность процессов. 3 н. и 28 з.п. ф-лы, 3 табл., 8 пр., 4 ил.

Наверх