JPS62220585A - 混合供給原料から炭化水素を分離する方法 - Google Patents

Abstract

(57)【要約】本公報は電子出願前の出願データであるた
め要約のデータは記録されません。

Description

【発明の詳細な説明】 （技術分野） 本発明は混合供給物から炭化水素上分離する水蒸気蒸留
法に関する。

（従来技術） ベンゼン−トルエン−ＣＢ芳香族１分（Ｂ　’ｒ　Ｘと
して知られ、本書でもこの略称を用いる）は、現在では
石油化学の製造原料として、またガソリンのオクタン価
を上げるのに望ましい成分として良く知られている。Ｂ
ＴＸの分離方法には、米国特許第５７１４０５５号に記
載されている方法など数多くの方法が提案されている。

例えば３０重量％以上のような高割合で入手できるＢＴ
Ｘに対する工業的需要が、改質ガソリン、コークオープ
ン軽質油、及び分解ガソリンなどの広範囲な炭化水素供
給、原料において見られる。これらの供給原料は脂肪族
及び環状脂肪族炭化水素の両者を含んでいる。これらの
供給原料ｔｉ成する個々の炭化水素成分は良く知られて
いるので、ここでは詳しく取上げないが、ここで用いら
れる供給原料の主成分は２５℃ないし１７５℃の沸点を
有する炭化水素であｌ）、ｎ−へブタン・イソオクタン
、メチルシクロヘキセンの直鎖及び分岐鎖パラフィン及
びす７テン、及びＢＴＸなどの芳香族である。

ＢＴＸ留分はベンゼン、トルエン、及びオルトキシレン
、メタキシレン、バラキシレン及びエチルベンゼンなど
の０８　芳香族、及び存在するとしても他成分に対して
極少量のＣ９芳香族類である。

ＢＴＸの回収のために溶剤抽出−水蒸気蒸留法に用いら
れる溶剤は、少なくとも約２００’Ｃの沸点と少なくと
も＃２２５℃の分解温度を有する水混和性の有機液体（
処理温度において）である。

ここに「水混和性」とは、広い温度範囲で完全に混合し
うる溶剤並びに常温で高い部分混合性を有する溶剤（こ
のものは処理温度では通常完全に混合しうる）を指す。

溶剤はまた極性を有し、一般に炭素、水素及び酸素（た
だし例外はある）よシ構成されている。本発明で使用で
きる溶剤の例には、ジプロピレングリフール、トリプロ
ピレングリコール、ジエチレングリコール、トリブチレ
ンクリコール、エチレングリコール、ジエチレングリコ
ール、エチレングリコール七ツメチルエーテル、エチレ
ングリコールモノエチルエーテル、ジエチレングリコー
ルモノエチルエーテル、ジエチレングリコールモノエチ
ルエーテル、スルホラン、Ｎ−メチルピロリドン、トリ
エチレングリコール１エトラエチレングリコール、エチ
レングリフールジエチルエ→チル、プロピレングリコー
ルモノエチルエーテル、ペンタエチレングリコール、ヘ
キサメチレングリコール、及びこれらの混合物がある。

好ましい溶剤の群には、ポリアルキレングリコールがあ
シ、好ましい溶剤はテトラエチレングリコールである。

単独で、または他の溶剤と、または上記の溶剤と組合せ
て使用できる他の溶剤には、ホルムアミド、アセトアミ
ド、ジメチルホルムアミド、ジエチルホルムアミド及び
ジメチルアセトアミドなどのアミド類、ジエチレントリ
アミン及びトリエチレンテトラミンのようなアミン類、
モノエタノールアミン、ジェタノールアミン及びトリエ
タノールアミンのようなアルカノールアミン類、β、β
′−オキシジブロビオニトリル及びβ、β′−チオジプ
ロビオニトリル類、フェノール及びクレゾール類、メチ
ルスルフオラン類、ジメチルスルホキシド及びジエチル
スルホキシドのようなスルホキシドｆ’、ｒ−プロピオ
ラクトン及びｒ−ブチロラクトンのようなラクトン類な
どがある。

抽出及び蒸留に用いる装置は従来のもので良い。

例えば電動機で振動される垂直軸に取付けられた複数の
多孔板を中央に収納した多段往復型の抽出塔、沈降域を
有す本ポンプを含む抽出塔、上昇管を有する多孔トレイ
、或いは単なる中空管などを有する抽出＄１−使用でき
、また蒸留は充填バブルトレイ、多孔板分留塔などが使
用できる。向流の流れを抽出及び蒸留塔のいずれにおい
ても使用できる。

主抽出塔のほかに、熱交換器、デカンタ−１貯槽、溶媒
発生器、凝縮器、圧縮器、ポンプ、その他各種抽出塔な
どを用いて所定の系統全完成する。

各種抽出塔には好ましくは単一段混合沈降器があるが、
他のどんな型式のものも使用できる。これらの装置はす
べて抽、出−蒸留工程で慣用されている。

溶剤は水を約１〜１０１４ｉｉ％、好ましくは約２〜６
重量外の範囲で含有する水性液として使用される。

一般に、抽出管行うには抽出塔中の溶剤（水は除外）対
供給原料の割合は約４〜８対１（重量比）である。この
範囲は余シ好ましくない溶剤が使用される場合には拡張
して良い。約５〜１２（溶剤）対１（供給原料）、好ま
しくは約５〜７対１が良好な溶剤の場合には使用できる
。しかし、この割合は特定の供給原料について実験に基
づいて選択できるもので、部分的には回収率の高いもの
が必要か、或いは純度の高いものが必要かにも依存する
。

工程の重要な部分である抽出帯域への還流は炭素数５〜
７を有する脂肪族約２０〜５０重量％及び芳香族約５０
〜８０重ｆｆｉ％から構成するのが一般的である。抽出
帯域における還流対供給原料の比は広くは約ＣＬ５〜１
５対１（重量比）、好ましくは約０５〜ｔｏに保たれる
。この値はしかし実験及び他の面を考慮して選択される
。還流脂肪族は頂部でラフィネートと共に取出されない
で抽出物中に入シ、これは還流デカンタから抽出塔へ戻
される。

抽出帯域の温度は約１００〜２００°Ｃ１好ましい溶媒
に対しては好ましくは約１２５〜１５０℃が用いられる
。

抽出帯域の圧力は約７５〜２００　ｐｓｉｇ　（５，２
５〜１４．　ＯＫｐ／ｄ　ゲージ）に保たれる。しかし
、周知のように選ばれた１つの圧力が抽出帯域の全体で
維持されるのではなくて、この範囲内の高い方の圧力が
帯域の底部に、低い方の圧力が帯域頂部に、また中間圧
力が帯域の中間部に存在する。帯域内の圧力は装置の設
計と温度に依存するが、上記の範囲内には調整される。

装置名としては蒸留塔またはストリッパーなどと呼ばれ
る蒸留帯域の頂部温度は、そこに存在する芳香族類混合
物の沸点であシ、一方底部温度は一般に約１５５〜２０
０°Ｃの範囲にある。

蒸留帯域の頂部圧力、この場合には上側フラッシュ帯域
の圧力は、約２０−４２０−４５ｐａｉ〜五１５Ｋｐ／
ｃＩＩゲージ）の範囲にある。上側フラッシュ帯域の直
ぐ下側の下側フラッシュ帯域の圧力は、約１ｏ　〜２５
　ｐｓｓｉｒ　（（Ｌ７〜ｔ　７　ｓＫｐ／ｃｄゲージ
）であシ、これは上側フラッシュ帯域よりも約１０〜２
０　ｐｓｌｇ　（ｒ：Ｌ７〜ｔ　４Ｋｐ／ｃｄ）低い。

残りの蒸留帯域の圧力は場所によって成る程度変動する
けれども約１５〜２５　ｐａＩｇ　（１０５〜ｔ７５Ｋ
Ｐ／ｃＩＩゲージ）に保たれる。

蒸留帯域の底へ導入される水蒸気または水蒸気−水混合
物は、約１００〜１５０℃の温度、及び約１０〜２５　
ｐｍｌｇ　（（Ｌ７〜ｔ７ｓＫｐ／ｃ１ｉ）の圧力を有
する。蒸留帯域へ注入される水蒸気または水蒸気−水の
総量は、帯域内の芳香族類１重量部に対して約１１〜Ｇ
、５部、好ましくは約０１〜ＩＩＬｓ部である。ストリ
ップ用水蒸気として用いられる水は通常ストリップ水と
呼ばれる。少量の水は溶媒中に溶解して蒸留帯域中に液
体として存在すΣ。

溶剤抽出−水蒸気蒸留の工程においては、供給原料は予
熱されてから主抽出塔の中間トレイの個所へ送入される
。水性溶剤液（含溶剤と呼ばれる）は抽出塔の頂部トレ
イへ入シ、塔を下降して供給原料から芳香族類を除去す
る。芳香族がほぼ無くなったラフィネートは塔の頂部か
ら出て行く。ラフィネートから溶剤と残シの芳香族類及
び洗剤に用いられた水ｔ−＋４収するための手段が用い
られる。

抽出塔の下半分では、芳香族の溶剤溶液が底部トレイの
下から抽出塔に入って来る還流液と向流接触する。還流
は抽出塔の下半分を上昇する間に次第に芳香族の溶剤溶
液中に溶けてその純化を行う。

抽出物（富溶剤と呼ばれる）は抽出塔の底から出て行き
、次いで蒸留塔（ストリッパー、または蒸留帯域）の上
側７，７ツシユ室（上側フラッシュ帯域）へ流入する。

抽出物の１部はフラッシュ室に入ると直ぐに蒸発し、気
体として頂部に分離され、残シの抽出物は液体として下
側フラッシュ室（下側クラッシュ帯域）へ流れる。ここ
でも抽出物の１部は頂部でフラツシユ蒸留し、残）の抽
出物（少なくとも約８０重量％）は塔を流下して分留帯
域に入シ、そこでストリップ蒸気（水蒸気）と向流接触
し、さらに蒸気が生成される。蒸気の１部は塔の頂部へ
昇って行き、そこでフラッシュ蒸発された蒸気と混合し
て塔頂蒸留物を形成する。

この塔頂蒸留物は抽出塔のための還流を提供する。

富溶剤が塔を約半分まで下降したとき、実質的に脂肪族
類は存在しなくなる。この点で、蒸気の側留分は除去さ
れる。この側留分は芳香族と溶剤−水成分とに分離され
、芳香族は回収され水は系に戻される。との側留分から
の水と系からの他の水とは蒸留塔の底に水蒸気亥たは水
蒸気−水混合物として戻される・液状の水と溶剤は蒸留
塔の底から出て行く。この溶液の一部はりボイラーに送
られ、そこで気化されて再び蒸留塔の底部トレイの下か
ら送入されて熱を供給する。残シの溶剤−水溶液は主抽
出塔の頂部トレイへ戻される。

上記の方法には多くの変形例があるが、それらは装置上
の要件、投入資金１工ネルギー消費１各種部品の効率的
な利用、純度条件などを考慮して決定される。

溶剤抽出−蒸留法は少ないエネルギー消費量で効率の良
い実施が必要であるが、現在までのところ十分な方法は
提案されていない。

（発明の目的） 本発明はエネルギー消費量が少なく、能率の良い溶剤抽
出−蒸留法により混合供給原料から炭化水素を分離する
方法を提供することを目的とする。

（発明の概要） ゛　　本発明においては、蒸留帯域における圧力よりも
低圧の水を、蒸留帯域からの塔頂物流と間接熱交換する
ことにより、低エネルギー消費量で水蒸気蒸留を実施す
る。この低圧力は水を気化させるのに十分な圧力であシ
、この圧力は気化した塔頂物を、供給物流或いは水蒸気
のような蒸留帯域へ流入するよシ高圧の流れが通される
流体ニジエフ　　、ターの低圧口へ流すことにより維持
される。さらに、熱交換器からの未気化水を水蒸気発生
器へ送り、発生した動力水蒸気管流体エジェクター用の
流体として使用すれば、エネルギー消費量はさらに減じ
る。

本発明は単にエネルギー消費量を減じるだけでなく、ス
トリップ水の再利用を可能にする。多くの水蒸気蒸留方
法においては、蒸留帯域からの塔頂物中のストリップ水
は分離すべき少量成分を含有している。従って、ストリ
ップ水は廃棄したシ、水蒸気ボイ２−など系内の他の装
置に用いるのは適当でない。本発明の方法はとのス）　
ＩＪツブ水を経済的かつ能率的に水蒸気蒸留塔に再循環
させることができるもので、熱は塔頂物水蒸気から回収
されて能率良く水蒸気蒸留帯域へ戻されることになる。

しかも、この方法は装置費用をほとんど必要とせず、ま
た必要以上の保守も必要としない。

これは熱交換器内に低圧ｔａ持するのに流体エジェクタ
ーを用いるからである◇ 本発明の方法は、水と混和し得ない成分の分離を行う各
種水蒸気蒸留に適している。分離は炭化水素、精油、脂
肪酸、ターペンタイン、撥油、しょうのう、重合体中の
単量体などに対して行われ、また酸性ガスの除去、ペン
フィールド法、アルカノールアミン酸性ガス処理装置、
等に応用しうる。

本発明は、（ｉ）富溶剤がフラッシュ蒸留される１次フ
ラッシュ帯域を蒸留帯域の頂部に有し、又は（或いは同
時に）αυ蒸留帯域の中間から側留分蒸気を取出す手段
を有している水蒸気蒸留方法における改良である。

本発明の特徴は、（ａ）フラッシュ蒸留された富溶剤蒸
気または側留分蒸気をストリップ水と熱交換することに
より、ストリップ水の蒸気及び少なくとも水の沸点近く
にあるストリップ水を形成し、（ｂ）工程（ａ）からの
ストリップ水の蒸気を水蒸気エジェクターに送、！７、
（ｃ）工程（ａ）からのストリップ水を動力蒸気発生器
へ送ってこのストリップ水管加圧下に気化し、（ｄ）工
程（ｃ）からのストリップ水の蒸気を工ｔＬＡ（ｂ）の
水蒸気エジェクターへ送り、そして（ｅ）工程（ｂ）及
び（ｄ）にょシ水蒸気エジェクターへ導入されたストリ
ップ水の蒸気ｔ−蒸留帯域の下半分へ送ることにある。

本発明の他の特徴によると、蒸留帯域からの塔頂物水蒸
気は、熱交換圧力下で少なくとも水の沸点近くの温度に
おいてス）　ＩＪツブ水と熱交換され、これによりス）
　ＩＪツブ水の蒸気が形成され、そして水蒸気エジェク
ターに送られる。高い圧力のこの水蒸気は水蒸気エジェ
クターを通って蒸留帯域に送られ、それにより熱交換器
の圧力は水蒸気蒸留帯域の圧力よ）も低くなる。

本発明のさらに他の特徴によると、水と混和しない少な
くとも１種の被分離成分を含有している供給物流と、水
及び水蒸気の少なくとも１種とが、温度及び圧力を含む
水蒸気蒸留条件下にある水蒸気蒸留帯域に導入され、そ
れにょシ少なくとも１種の被分離成分を含有するガス状
塔頂物流と液状底部留分とが形成される。液状底部留分
は塔の下部から抜出され、塔頂物流は塔の頂部から抜出
されて間接熱交換器に送られる。塔頂物流は凝縮されて
少なくとも１種の被分離成分を富化した流体流と水流と
を生じる。水流の少なくとも１部は熱交換媒体として間
接熱交換器へ送られ、少なくとも一部は水蒸気蒸留帯域
（＃Ｅ）内の圧力よりも低圧で気化する０この気化した
流れは、高い圧力で少なくとも１種の供給流及び少なく
とも一部の動作流とが流れている流体エジェクターの低
圧入口へ送られ・そこから水蒸気蒸留塔へ送入される。

これにより間接熱交換器の熱交換媒体側は塔頂物流中に
含まれている熱を用いて水蒸気を発生するのに充分な低
い絶対圧力に維持される。

（発明の詳細な説明） 半抽出塔、供給原料、溶剤、温度、及び圧力は必要な変
更を除けば既に述べた通シのものｔ本発明でも用いる。

本発明は、主フラッシュ帯域及び／又は側留分蒸気取出
部のある任意の水蒸気蒸留法に適用できるが、特に興味
ある用途は芳香族炭化水、素の回収を行う溶剤抽出−水
蒸気蒸留法である０ 図面を参照して本発明の詳細な説明する。抽出塔（図示
せずからの富溶剤は約１００〜１５０℃の温度を有する
。富溶剤は管路１から蒸留塔（ストリッパー）３の頂部
の１次フラッシュ室２へ入る。１次フラッシュ室２は約
２０〜６０　ｐｇｉｇ（１４〜４．２　ＫＰ／ｃｒＩゲ
ージ）の圧力に維持されている。

富溶剤中の炭化水素及び水の一部は、フラッシュ蒸留し
て塔頂物蒸気１として管路４に出て、約９０−１４０℃
の温度及び約１５〜５５　ｐｇｉｇ　（１０５〜５．８
５ＫＰ／ｃｄゲージ）の圧力で管路５を流れ、次いでス
トリップ水気化器である熱交換器６へ入る。

ストリップ水は約３５〜８５℃°の温度で管路７か熱交
換器６に入る。１次フラッシュ蒸留した蒸気が凝縮して
来ると、ストリップ水の温度は約１００℃に上昇する。

これは大気圧における水の沸点に相当する。ストリップ
水の一部は大気圧下で蒸発し、他の部分は液体のままで
ある。熱交換器６が大気圧以下で動作する場合には、水
の肺臓は尚然低下する。

ストリップ水は２つの流れに分れて蒸気管路９及び液体
管路１０に流れる。凝縮した１次７ラッシュ蒸気は管路
５をさらに流れて２次フラッシュ室１１からの蒸気及び
蒸留塔３の頂部からのそれぞれの管路１２．１３の合併
流１４と合流する。

流れ５．１２．１３は塔頂留分である。流れ５．１４は
合体して管路１５に入シ、還流凝縮器１６に入る。凝縮
器１６でａ！！縮された蒸気はデカンタ−１７に導かれ
て、炭化水素還流相が水性相から分離される。還流は抽
出塔へ再循環され、水性相はデカンタ−２９からの水性
相と合併されてストリップ水として再使用のためポンプ
１８に送られる。デカンタ−１７からの水性相は管路１
７Ａから、またデカンタ−２９からの水性相は管路２９
から来る。約２５〜８０℃の範囲の温度を有するストリ
ップ水はポンプ１８から管路７に進み、すでに述べたス
）　ＩＪツブ水気化器（熱交換器）６に入る。

釣１００℃のストリップ水は管路１０からポンプ１９に
、次いで動力水蒸気発生器２０に導かれ、そこで約１７
０〜２５０°Ｃの温度及び約１００〜ａ　ｏ　ｏ　ｐｓ
ｉｇ　（７，０〜２８ＫＰ／ｃ＋＋！ゲージ）の圧力の
高圧水蒸気に変換される。これは約１２５〜４５０ｐｓ
ｉｇ（ａ７５〜５ｔ５Ｋｐ／にｄゲージ）の圧力含有す
る水蒸気を動力水蒸気発生器２０に導入することにより
達成される。発生器２０からのストリップ水蒸気（動力
水蒸気）は管路２２を経て水蒸気エジェクター２３に入
シ、そのための駆動力となる０１００℃のストリップ水
蒸気は管路９から水蒸気エジェクター２３に入って蒸留
塔３へ放出される。

水蒸気エジェクターのほぼ全部が蒸留塔３へ圧送される
。

発生器２０へ入って来るストリップ水中の溶剤含有率は
約ＩＩｉ量％よりも小さい。この少量の溶剤は発生器２
０中で濃縮され、発生器２０から追出され、図示してい
ないパージ手段によって蒸留塔３へ送入される。

発生器２０で用いられる水蒸気は管路２１の下流へ進み
、次いでリボイラー２４に入シ、そこで蒸留塔５の底か
ら管路２５に出る含溶剤水溶液の一部を気化する。氷−
気は凝縮されて管路２１に出て行き、含溶剤水溶液の蒸
気は管路２５の下流に流れて蒸留塔５へ戻される。含溶
剤水溶液は管路２６を経て主抽出塔の頂部へ送られる。

側留分蒸気は蒸留塔３の中間から管路２７に引出されて
凝縮器２８に送られる。こうして液化され先側留分はデ
カンタ−２９において芳香族相と水性相に分離される。

水性相はストリップ水としてポンプ１８にσ］かれ、一
方芳香族相はさらに蒸留及び分離ヲ行うために回収され
る。

図示しない別法としては、側留分の蒸気を１次フラッシ
ュ蒸気として用いる。側留分の蒸気は約９０〜１４０℃
の温度と約０〜２０　ｐｓｉｇ　（０−１４に５Ｊ／ｉ
ゲージ）の圧力でストリップ水気化器である熱交換器６
に入る。その他の構成は１次フラッシュ蒸気について述
べたものと同一である。

熱が側留分蒸気から回収された後、残シの蒸気は凝縮器
２Ｂへ流れ、凝縮物は管路２７の下流へ流れる。さらに
、他の方法を追加しても良い。例え＃ｉ１次フラフラッ
シュ蒸気留分蒸気から熱を回収することができる。とれ
を行うには、追加のストリップ水気化器と管路を用いて
側留分蒸気を処理する必要がある。エネルギー回収に重
要なポイントは、膨張前の加圧゛状態、すなわち１次ク
ラッシュ蒸気にあっては約２０〜６０　ｐｓｉｇ　（ｔ
４〜４．２ＫＩＰ／ｄゲージ）、及び側留分蒸気にあっ
ては約０〜２　ｓ　ｐｅｌｔ　（ｏ　〜ｔ７ｓＪ１／−
ゲージ）の圧力下に゛あるこれら蒸気を利用することで
ある。好ましい例（すなわち最高の熱回収）は、第１に
側留分蒸気の利用、第２にこれと１次フラッシュ蒸気の
利用、第５に１次クラッシュ蒸気の利用であるが、この
順序は本発明を適用する対象によって変わシうる。

蒸気からの熱の回収は高熱束管式熱交換器を用いれば約
２〜３℃の接近した温度間でも実行でき、回収率が高く
できる＠側留分の純度からは、ストリップ水気化器に高
熱束管式熱交換器を用いるのが適当である。

本発明の方法の利点は次の通シである。

ｔ　高い省エネルギー。芳香族類を分離するのに用いる
ストリップ水の流量が大きい程、エネルギーの節約が得
られる。

２　溶剤から炭化水素（又は任意の溶質）ｔ−除去する
のにストリップ水を用いる任意の蒸留塔へ適用可能であ
る。

Ｓ　ストリップ水気化器（熱交換器）及び動力水蒸気発
生器に要する費用は他の同種のシステムに必要な他の熱
交換器が省略できることで相殺できる。

４、　水蒸気エジェクターは一通常の圧縮器に比べて安
価である。

本発明を次に例によって示す。なお％及び割合は重量比
である。

実施例 好ましい条件を用いて上に述べ且つ図面に示した方法を
２回実施した。１回目は１次フラッシュ蒸気を用い（方
法Ａ）、また２ｒ！２１目は側留分蒸気を用いた（方法
Ｂ）。供給原料は匙６３％ＢＴＸを含有する苛酷改質物
であシ、含溶剤溶液は約９４％のテトラエチレングリコ
ール及び約６％の水よシ成るものを用いた。

動作条件及び結果は方法Ａ、Ｂとも特記した以外は同一
であった。

蒸留塔（ストリッパー）３に入 る富溶剤の温度　　　　　　　　１３８℃ｌ　　　　　
　温度　　　　　１２５℃側留分の蒸気の温度　　　　
　　　　１２６℃蒸留＃！ｔ３の温度　　　　　　　　
　　　　　１５６℃管路９のストリップ水の温度　　　
　　　　１００℃ｐ　　　　　　ＥＥ力　　　　　　１
気圧管路７のストリップ水の温度　　　　　　　４９℃
管路１０のストリップ水の温度　　　　　　１００℃溶
剤溶液／供給原料比　　　　　　　　　　５．２回収率
（回収量／供給成分量）％ ベンゼン　　　　　　　　　　　　　　９９９７トルエ
ン　　　　　　　　　　　　　９９７８キシレン　　　
　　　　　　　　　　？ＦＬ５５クメン　　　　　　　
　　　　　　８４．４８不純物（ｐｐｍ）　　　　　　
　　　　　　　　６５２方法Ｂｔｒ　　　　　　　　　
　　　５１０方法３３　　　　　　ｐ　　　　　　　　
　　　　１２．０方法人におけるエネルギー減少見積量
（資）　１２方法Ｂｒ　　　　　　　　　　　　１９注
：エネルギー節約量及び減少量（（６）は、１次フラッ
シュ蒸気及び側留分蒸気をストリップ水の加熱に用°、
いなかった他は同一の工程及び条件で行った実験結果と
比較した。但し、富溶剤−ストリップ水熱交換器を代り
に用いてストリップ水の加ｆ！Ｐ４を行った。

【図面の簡単な説明】

図面は本発明による方法を実施するための装置の概略図
である。 図面の浄８ζ内容に変更なし） 手続補正書（方式） ％式％ 事件の表示　昭和６１年特願第２２２２５６　　号発明
の名称　　混合供給原料から炭化水素を分離する方法補
正をする者

Claims (1)

1. 【特許請求の範囲】 １、（ｉ）蒸留帯域の頂部に富溶剤がフラツシユされる
   １次フラツシユ帯域が存在し、及び／又は（ｉｉ）蒸留
   帯域の中間から側留分蒸気が抜き出されるようになつて
   いる炭化水素回収のための水蒸気蒸留方法において、（
   ａ）フラツシユ蒸留された富溶剤蒸気または側留分蒸気
   をストリツプ水と熱交換させてストリツプ水の蒸気及び
   少なくとも水の沸点近くにあるストリツプ水を形成し、
   （ｂ）工程（ａ）からのストリツプ水の蒸気を水蒸気エ
   ジエクターに送り、（ｃ）工程（ａ）からのストリツプ
   水を動力蒸気発生器へ送つてこのストリツプ水を加圧下
   に気化し、（ｄ）工程（ｃ）からのストリツプ水の蒸気
   を前記水蒸気エジエクターへ送り、そして（ｅ）工程（
   ｂ）及び（ｄ）により水蒸気エジエクターへ導入された
   ストリツプ水の蒸気を蒸留帯域の下半分へ送入すること
   を特徴とする水蒸気蒸留方法。 ２、水蒸気蒸留方法は芳香族炭化水素の回収のための溶
   剤抽出−水蒸気蒸留方法である前記第１項記載の水蒸気
   蒸留方法。 ３、（ｉ）水と混和しない少なくとも１種の被分離成分
   を含有している供給物流と（ｉｉ）水及び水蒸気の少な
   くとも１種を含有する動作流とを水蒸気蒸留帯域へ供給
   し、温度及び圧力を含む水蒸気蒸留条件下に前記帯域を
   維持することにより少なくとも１種の被分離成分を含む
   気体状塔頂流と液状底部留分に分離し、塔頂流を抜出し
   て間接熱交換器へ通すことにより前記塔頂流を凝縮して
   少なくとも１種の被分離成分に富む液体流と水流とを形
   成し、前記水流の少なくとも１部を熱交換媒体として前
   記間接熱交換器へ送入してその少なくとも一部を前記水
   蒸気蒸留帯域中の圧力よりも低い絶対圧力で気化し、こ
   うして生成した水蒸気を流体エジエクターの低圧入口に
   導入し、前記少なくとも１種の被分離成分及び少なくと
   も１部の動作流を含む流れを高い絶対圧力で前記エジエ
   クターに流通させ、得られた流れを前記水蒸気蒸留帯域
   へ送入し、以つて前記間接熱交換器の熱交換媒体側の圧
   力を塔頂流中に含まれる熱を利用して水蒸気を発生させ
   るのに充分な低い絶対圧力に維持することを特徴とする
   水蒸気蒸留方法。 ４、流体エジエクターに流通される動作流は水蒸気であ
   る前記第３項記載の水蒸気蒸留方法。 ５、蒸留帯域中で水及び水蒸気を含有する供給流から少
   なくとも１種の水と混和しない成分を回収する方法にお
   いて、（ａ）前記蒸留帯域からの塔頂蒸気流を熱交換圧
   力下では少なくともほぼ水の沸点の温度でストリツプ水
   と間接熱交換し、（ｂ）前記工程（ａ）で生成したスト
   リツプ水の蒸気を水蒸気エジエクターの低圧側へ送り、
   そして（ｃ）前記エジエクターからの流れを前記蒸留帯
   域へ送入し、それにより前記工程（ｂ）により前記工程
   （ａ）の熱交換圧力が前記蒸留帯域の圧力よりも低くさ
   れていることを特徴とする水蒸気蒸留方法。 ６、工程（ａ）からの未気化ストリツプ水は動力水蒸気
   発生器へ送られ、そこでこのストリツプ水は気化された
   後工程（ｂ）のエジエクターに送入される前記第５項記
   載の水蒸気蒸留方法。