(57)【要約】【課題】芳香族炭化水素製造の消費エネルギーを削減する。【解決手段】Ｃ８＋アロマ富化留分とより軽い成分の富化留分とを得る第一蒸留装置；Ｃ８＋アロマ富化留分からＣ８アロマ富化留分とＣ９＋アロマ富化留分とを得る第二蒸留装置；Ｃ８アロマ富化留分からパラキシレン含有エキストラクトとキシレン異性体含有ラフィネートとを得る吸着分離装置；エキストラクトからパラキシレン富化留分と脱離剤富化留分とを得る第三蒸留装置；及びラフィネートからキシレン異性体富化留分と脱離剤富化留分とを得る第四蒸留装置を含む芳香族炭化水素製造装置であって、第二蒸留装置が濃縮部を含みより高圧で気液接触を行う高圧部；回収部を含みより低圧で気液接触を行う低圧部；低圧部塔頂蒸気を高圧部塔底部に導くライン；高圧部塔底液を低圧部塔頂部に導くライン；及び濃縮部から回収部に熱を移動させる熱交換構造を含む。【選択図】図１
2014097966.tif 000002
【特許請求の範囲】
【請求項１】
原料から、蒸留によって、炭素数８以上の芳香族炭化水素が富化された留分と、炭素数８以上の芳香族炭化水素より軽質な成分が富化された留分とを得る第一の蒸留装置と、
第一の蒸留装置から得られる、炭素数８以上の芳香族炭化水素が富化された留分から、蒸留によって、炭素数８の芳香族炭化水素が富化された留分と、炭素数９以上の芳香族炭化水素が富化された留分とを得る第二の蒸留装置と、
第二の蒸留装置から得られる、炭素数８の芳香族炭化水素が富化された留分から、吸着分離によって、パラキシレンを分離し、パラキシレンおよび脱離剤を含む流れであるエキストラクトと、パラキシレン以外のキシレン異性体および脱離剤を含む流れであるラフィネートとを得る吸着分離装置と、
前記エキストラクトから、蒸留によって、パラキシレンが富化された留分と、脱離剤が富化された留分とを得る第三の蒸留装置と、
前記ラフィネートから、蒸留によって、パラキシレン以外のキシレン異性体が富化された留分と、脱離剤が富化された留分とを得る第四の蒸留装置と、
を含む芳香族炭化水素製造装置であって、
前記第二の蒸留装置が、
濃縮部の全部もしくは一部を含み、相対的に高圧で気液接触を行う高圧部と、
回収部の全部もしくは一部を含み、相対的に低圧で気液接触を行う低圧部と、
前記低圧部の塔頂蒸気を前記高圧部の塔底部に導くラインと、
前記高圧部の塔底液を前記低圧部の塔頂部に導くラインと、
濃縮部から回収部に熱を移動させる熱交換構造と
を含む蒸留装置である
芳香族炭化水素製造装置。
【請求項２】
前記第一の蒸留装置が、直列に配置された、相対的に低圧で運転される低圧蒸留塔と、相対的に高圧で運転される高圧蒸留塔とを含み、
第一の蒸留装置の低圧蒸留塔は、原料から、炭素数８以上の芳香族炭化水素が富化された留分と、炭素数８以上の芳香族炭化水素より軽質な成分が富化された留分とを得る蒸留塔であり、
第一の蒸留装置の高圧蒸留塔は、第一の蒸留装置の低圧蒸留塔から得られる、炭素数８以上の芳香族炭化水素より軽質な成分が富化された留分から、炭素数６及び７の炭化水素が富化された留分と、炭素数６及び７の炭化水素より軽質な成分が富化された留分とを得る蒸留塔である
請求項１記載の装置。
【請求項３】
第一の蒸留装置の低圧蒸留塔に備わるリボイラーおよび第三の蒸留装置に備わるリボイラーからなる群から選ばれる一以上のリボイラーの熱源に、第四の蒸留装置の塔頂蒸気が利用されるよう構成された
請求項２記載の装置。
【請求項４】
第三の蒸留装置から得られる、パラキシレンが富化された留分に含まれるパラキシレンを、蒸留によって、精製する第五の蒸留装置を含み、
第五の蒸留装置に備わるリボイラーの熱源に、第四の蒸留装置の塔頂蒸気が利用されるよう構成された
請求項３記載の装置。
【請求項５】
第四の蒸留装置が、並列に配置された、相対的に低圧で運転される低圧蒸留塔と、相対的に高圧で運転される高圧蒸留塔とを含み、
第四の蒸留装置の低圧蒸留塔は、前記ラフィネートの一部から、パラキシレン以外のキシレン異性体が富化された留分と、脱離剤が富化された留分とを得る蒸留塔であり、
第四の蒸留装置の高圧蒸留塔は、前記ラフィネートの別の一部から、パラキシレン以外のキシレン異性体が富化された留分と、脱離剤が富化された留分とを得る蒸留塔であり、
前記第四の蒸留装置の塔頂蒸気が、第四の蒸留装置の高圧蒸留塔の塔頂蒸気である
請求項３または４記載の装置。
【請求項６】
第四の蒸留装置の低圧蒸留塔に備わるリボイラーの熱源に、第四の蒸留装置の高圧蒸留塔の塔頂蒸気が利用されるよう構成された
請求項５記載の装置。
【請求項７】
第一の蒸留装置の高圧蒸留塔から得られる、炭素数６及び７の炭化水素が富化された留分から、溶剤抽出によって、炭素数６及び７の芳香族炭化水素が富化された流れと、炭素数６及び７の非芳香族炭化水素が富化された流れとを得る芳香族抽出装置と、
芳香族抽出装置から得られる、炭素数６及び７の芳香族炭化水素が富化された流れから、蒸留によって、ベンゼンが富化された留分と、ベンゼンより重質な成分が富化された留分とを得る第六の蒸留装置と、
第六の蒸留塔から得られる、ベンゼンより重質な成分が富化された留分から、蒸留によって、トルエンが富化された留分と、トルエンより重質な成分が富化された留分とを得る第七の蒸留装置とをさらに含み、
第七の蒸留装置に備わるリボイラーの熱源に、第四の蒸留装置の塔頂蒸気が利用されるよう構成された
請求項３または４記載の装置。
【請求項８】
第四の蒸留装置が一つの蒸留塔からなり、前記第四の蒸留装置の塔頂蒸気が、この一つの蒸留塔の塔頂蒸気である
請求項７記載の装置。
【請求項９】
吸着分離装置と第四の蒸留装置との間に、前記ラフィネートに含まれる不純物を、蒸留によって取り除く第八の蒸留装置が配された
請求項１〜８の何れか一項記載の装置。
【請求項１０】
請求項２に記載される芳香族炭化水素製造装置を運転する方法であって、
第一の蒸留装置の低圧蒸留塔に備わるリボイラーおよび第三の蒸留装置に備わるリボイラーからなる群から選ばれる一以上のリボイラーの熱源に、第四の蒸留装置の塔頂蒸気を利用する、
芳香族炭化水素製造装置の運転方法。
【請求項１１】
前記芳香族炭化水素製造装置が、第三の蒸留装置から得られる、パラキシレンが富化された留分に含まれるパラキシレンを、蒸留によって、精製する第五の蒸留装置を含み、
第五の蒸留装置に備わるリボイラーの熱源に、第四の蒸留装置の塔頂蒸気を利用する
請求項１０記載の方法。
【請求項１２】
第四の蒸留装置が、並列に配置された、相対的に低圧で運転される低圧蒸留塔と、相対的に高圧で運転される高圧蒸留塔とを含み、
第四の蒸留装置の低圧蒸留塔は、前記ラフィネートの一部から、パラキシレン以外のキシレン異性体が富化された留分と、脱離剤が富化された留分とを得る蒸留塔であり、
第四の蒸留装置の高圧蒸留塔は、前記ラフィネートの別の一部から、パラキシレン以外のキシレン異性体が富化された留分と、脱離剤が富化された留分とを得る蒸留塔であり、
前記第四の蒸留装置の塔頂蒸気として、第四の蒸留装置の高圧蒸留塔の塔頂蒸気を用いる
請求項１０または１１記載の方法。
【請求項１３】
第四の蒸留装置の低圧蒸留塔に備わるリボイラーの熱源に、第四の蒸留装置の高圧蒸留塔の塔頂蒸気を利用する
請求項１２記載の方法。
【請求項１４】
前記芳香族炭化水素製造装置が、
第一の蒸留装置の高圧蒸留塔から得られる、炭素数６及び７の炭化水素が富化された留分から、溶剤抽出によって、炭素数６及び７の芳香族炭化水素が富化された流れと、炭素数６及び７の非芳香族炭化水素が富化された流れとを得る芳香族抽出装置と、
芳香族抽出装置から得られる、炭素数６及び７の芳香族炭化水素が富化された流れから、蒸留によって、ベンゼンが富化された留分と、ベンゼンより重質な成分が富化された留分とを得る第六の蒸留装置と、
第六の蒸留塔から得られる、ベンゼンより重質な成分が富化された留分から、蒸留によって、トルエンが富化された留分と、トルエンより重質な成分が富化された留分とを得る第七の蒸留装置とをさらに含み、
第七の蒸留装置に備わるリボイラーの熱源に、第四の蒸留装置の塔頂蒸気を利用する
請求項１０または１１記載の方法。
【請求項１５】
第四の蒸留装置が一つの蒸留塔からなり、前記第四の蒸留装置の塔頂蒸気として、この一つの蒸留塔の塔頂蒸気を用いる
請求項１４記載の方法。
【請求項１６】
前記芳香族炭化水素製造装置が、吸着分離装置と第四の蒸留装置との間に、前記ラフィネートに含まれる不純物を、蒸留によって取り除く第八の蒸留装置を含む
請求項１０〜１５の何れか一項記載の方法。
【発明の詳細な説明】
【技術分野】
【０００１】
本発明は、改質ガソリンなどの芳香族炭化水素を含む原料から芳香族炭化水素を得るための芳香族炭化水素製造装置に関する。
【背景技術】
【０００２】
芳香族炭化水素の中でもベンゼン及びキシレンは様々な工業製品の原料となる重要な基礎化学品の一つである。ベンゼンは主にポリスチレンやＡＢＳ樹脂の原料となるスチレンモノマー誘導体に用いられ、キシレンの中でもポリエステル繊維・樹脂の原料となるパラキシレンは、最も需要の多い基礎化学品の一つである。
【０００３】
改質ガソリンや分解ガソリンなどの芳香族炭化水素を含む原料から、ベンゼンを分離する芳香族抽出装置及び同原料からパラキシレンを分離するパラキシレン製造装置を含む、芳香族炭化水素製造装置（アロマティクス・コンプレックスとも呼ばれる）には、多数の蒸留塔が設置される。蒸留はエネルギーを多く消費する単位操作であり、芳香族炭化水素製造における消費エネルギーは大きい。
【０００４】
消費エネルギーの削減を図るため、従来から、アロマティクス・コンプレックス内に設置されている蒸留塔間で多重効用法が用いられている。代表的には、もともと塔底温度が高く、加熱炉が必要となるキシレン塔の操作圧力を上げ、キシレン塔の塔頂蒸気を他の蒸留塔のリボイラー熱源として用いることができるようにしている。しかしながら、キシレン塔自体の必要エネルギーが本質的に大きいため、キシレン塔自体の必要エネルギーを削減することなくキシレン塔の塔頂蒸気を他の蒸留塔のリボイラー熱源とすることで省エネを図るだけでは、プロセス全体の消費エネルギー削減量には限界がある。
【０００５】
特許文献１および２では、キシレン塔として低圧キシレン塔および高圧キシレン塔の二つの蒸留塔を用いることで省エネを図っている。これら文献には、高圧キシレン塔の塔頂蒸気を低圧キシレン塔のリボイラーの熱源及び、その他の蒸留塔のリボイラー熱源として利用する技術が開示されている。
【０００６】
一方、特許文献３〜５には、蒸留の消費エネルギーを低減できる内部熱交換型蒸留塔（Ｈｅａｔ  Ｉｎｔｅｇｒａｔｅｄ  Ｄｉｓｔｉｌｌａｔｉｏｎ  Ｃｏｌｕｍｎ、以下、ＨＩＤｉＣと称することがある。）が開示されている。ＨＩＤｉＣにおいては、蒸留塔の濃縮部（原料供給位置より上の部分）から回収部（原料供給位置より下の部分）へ熱交換によって熱を移動させることによって、リボイラーにおける入熱量およびコンデンサーにおける除熱量を削減し、もって熱効率を高めている。
【先行技術文献】
【特許文献】
【０００７】
【特許文献１】ＵＳ２０１２／００４８７１１Ａ１
【特許文献２】ＵＳ２０１２／００４８７１８Ａ１
【特許文献３】特開平８−６６６０１号公報
【特許文献４】特開２００４−１６９２８号公報
【特許文献５】国際公開第２０１１／０４３１９９号パンフレット
【発明の概要】
【発明が解決しようとする課題】
【０００８】
本発明の目的は、芳香族炭化水素製造における消費エネルギーをいっそう削減することである。
【課題を解決するための手段】
【０００９】
本発明の態様により、以下の芳香族炭化水素製造装置もしくはその運転方法が提供される。
【００１０】
１）原料から、蒸留によって、炭素数８以上の芳香族炭化水素が富化された留分と、炭素数８以上の芳香族炭化水素より軽質な成分が富化された留分とを得る第一の蒸留装置と、
第一の蒸留装置から得られる、炭素数８以上の芳香族炭化水素が富化された留分から、蒸留によって、炭素数８の芳香族炭化水素が富化された留分と、炭素数９以上の芳香族炭化水素が富化された留分とを得る第二の蒸留装置と、
第二の蒸留装置から得られる、炭素数８の芳香族炭化水素が富化された留分から、吸着分離によって、パラキシレンを分離し、パラキシレンおよび脱離剤を含む流れであるエキストラクトと、パラキシレン以外のキシレン異性体および脱離剤を含む流れであるラフィネートとを得る吸着分離装置と、
前記エキストラクトから、蒸留によって、パラキシレンが富化された留分と、脱離剤が富化された留分とを得る第三の蒸留装置と、
前記ラフィネートから、蒸留によって、パラキシレン以外のキシレン異性体が富化された留分と、脱離剤が富化された留分とを得る第四の蒸留装置と、
を含む芳香族炭化水素製造装置であって、
前記第二の蒸留装置が、
濃縮部の全部もしくは一部を含み、相対的に高圧で気液接触を行う高圧部と、
回収部の全部もしくは一部を含み、相対的に低圧で気液接触を行う低圧部と、
前記低圧部の塔頂蒸気を前記高圧部の塔底部に導くラインと、
前記高圧部の塔底液を前記低圧部の塔頂部に導くラインと、
濃縮部から回収部に熱を移動させる熱交換構造と
を含む蒸留装置である
芳香族炭化水素製造装置。
【００１１】
２）前記第一の蒸留装置が、直列に配置された、相対的に低圧で運転される低圧蒸留塔と、相対的に高圧で運転される高圧蒸留塔とを含み、
第一の蒸留装置の低圧蒸留塔は、原料から、炭素数８以上の芳香族炭化水素が富化された留分と、炭素数８以上の芳香族炭化水素より軽質な成分が富化された留分とを得る蒸留塔であり、
第一の蒸留装置の高圧蒸留塔は、第一の蒸留装置の低圧蒸留塔から得られる、炭素数８以上の芳香族炭化水素より軽質な成分が富化された留分から、炭素数６及び７の炭化水素が富化された留分と、炭素数６及び７の炭化水素より軽質な成分が富化された留分とを得る蒸留塔である
前記１）に記載の装置。
【００１２】
３）第一の蒸留装置の低圧蒸留塔に備わるリボイラーおよび第三の蒸留装置に備わるリボイラーからなる群から選ばれる一以上のリボイラーの熱源に、第四の蒸留装置の塔頂蒸気が利用されるよう構成された
前記２）に記載の装置。
【００１３】
４）第三の蒸留装置から得られる、パラキシレンが富化された留分に含まれるパラキシレンを、蒸留によって、精製する第五の蒸留装置を含み、
第五の蒸留装置に備わるリボイラーの熱源に、第四の蒸留装置の塔頂蒸気が利用されるよう構成された
前記３）に記載の装置。
【００１４】
５）第四の蒸留装置が、並列に配置された、相対的に低圧で運転される低圧蒸留塔と、相対的に高圧で運転される高圧蒸留塔とを含み、
第四の蒸留装置の低圧蒸留塔は、前記ラフィネートの一部から、パラキシレン以外のキシレン異性体が富化された留分と、脱離剤が富化された留分とを得る蒸留塔であり、
第四の蒸留装置の高圧蒸留塔は、前記ラフィネートの別の一部から、パラキシレン以外のキシレン異性体が富化された留分と、脱離剤が富化された留分とを得る蒸留塔であり、
前記第四の蒸留装置の塔頂蒸気が、第四の蒸留装置の高圧蒸留塔の塔頂蒸気である
前記３）または４）に記載の装置。
【００１５】
６）第四の蒸留装置の低圧蒸留塔に備わるリボイラーの熱源に、第四の蒸留装置の高圧蒸留塔の塔頂蒸気が利用されるよう構成された
前記５）に記載の装置。
【００１６】
７）第一の蒸留装置の高圧蒸留塔から得られる、炭素数６及び７の炭化水素が富化された留分から、溶剤抽出によって、炭素数６及び７の芳香族炭化水素が富化された流れと、炭素数６及び７の非芳香族炭化水素が富化された流れとを得る芳香族抽出装置と、
芳香族抽出装置から得られる、炭素数６及び７の芳香族炭化水素が富化された流れから、蒸留によって、ベンゼンが富化された留分と、ベンゼンより重質な成分が富化された留分とを得る第六の蒸留装置と、
第六の蒸留塔から得られる、ベンゼンより重質な成分が富化された留分から、蒸留によって、トルエンが富化された留分と、トルエンより重質な成分が富化された留分とを得る第七の蒸留装置とをさらに含み、
第七の蒸留装置に備わるリボイラーの熱源に、第四の蒸留装置の塔頂蒸気が利用されるよう構成された
前記３）または４）に記載の装置。
【００１７】
８）第四の蒸留装置が一つの蒸留塔からなり、前記第四の蒸留装置の塔頂蒸気が、この一つの蒸留塔の塔頂蒸気である
前記７）に記載の装置。
【００１８】
９）吸着分離装置と第四の蒸留装置との間に、前記ラフィネートに含まれる不純物を、蒸留によって取り除く第八の蒸留装置が配された
前記１）〜８）の何れかに記載の装置。
【００１９】
１０）前記２）に記載される芳香族炭化水素製造装置を運転する方法であって、
第一の蒸留装置の低圧蒸留塔に備わるリボイラーおよび第三の蒸留装置に備わるリボイラーからなる群から選ばれる一以上のリボイラーの熱源に、第四の蒸留装置の塔頂蒸気を利用する、
芳香族炭化水素製造装置の運転方法。
【００２０】
１１）前記芳香族炭化水素製造装置が、第三の蒸留装置から得られる、パラキシレンが富化された留分に含まれるパラキシレンを、蒸留によって、精製する第五の蒸留装置を含み、
第五の蒸留装置に備わるリボイラーの熱源に、第四の蒸留装置の塔頂蒸気を利用する
前記１０）に記載の方法。
【００２１】
１２）第四の蒸留装置が、並列に配置された、相対的に低圧で運転される低圧蒸留塔と、相対的に高圧で運転される高圧蒸留塔とを含み、
第四の蒸留装置の低圧蒸留塔は、前記ラフィネートの一部から、パラキシレン以外のキシレン異性体が富化された留分と、脱離剤が富化された留分とを得る蒸留塔であり、
第四の蒸留装置の高圧蒸留塔は、前記ラフィネートの別の一部から、パラキシレン以外のキシレン異性体が富化された留分と、脱離剤が富化された留分とを得る蒸留塔であり、
前記第四の蒸留装置の塔頂蒸気として、第四の蒸留装置の高圧蒸留塔の塔頂蒸気を用いる
前記１０）または１１）に記載の方法。
【００２２】
１３）第四の蒸留装置の低圧蒸留塔に備わるリボイラーの熱源に、第四の蒸留装置の高圧蒸留塔の塔頂蒸気を利用する
前記１２）に記載の方法。
【００２３】
１４）前記芳香族炭化水素製造装置が、
第一の蒸留装置の高圧蒸留塔から得られる、炭素数６及び７の炭化水素が富化された留分から、溶剤抽出によって、炭素数６及び７の芳香族炭化水素が富化された流れと、炭素数６及び７の非芳香族炭化水素が富化された流れとを得る芳香族抽出装置と、
芳香族抽出装置から得られる、炭素数６及び７の芳香族炭化水素が富化された流れから、蒸留によって、ベンゼンが富化された留分と、ベンゼンより重質な成分が富化された留分とを得る第六の蒸留装置と、
第六の蒸留塔から得られる、ベンゼンより重質な成分が富化された留分から、蒸留によって、トルエンが富化された留分と、トルエンより重質な成分が富化された留分とを得る第七の蒸留装置とをさらに含み、
第七の蒸留装置に備わるリボイラーの熱源に、第四の蒸留装置の塔頂蒸気を利用する
前記１０）または１１）に記載の方法。
【００２４】
１５）第四の蒸留装置が一つの蒸留塔からなり、前記第四の蒸留装置の塔頂蒸気として、この一つの蒸留塔の塔頂蒸気を用いる
前記１４）に記載の方法。
【００２５】
１６）前記芳香族炭化水素製造装置が、吸着分離装置と第四の蒸留装置との間に、前記ラフィネートに含まれる不純物を、蒸留によって取り除く第八の蒸留装置を含む
前記１０）〜１５）の何れかに記載の方法。
【発明の効果】
【００２６】
本発明によれば、芳香族炭化水素製造における消費エネルギーをいっそう削減することができる。
【図面の簡単な説明】
【００２７】
【図１】本発明の一形態に係る芳香族炭化水素製造装置の概略プロセスフロー図である。
【図２】芳香族炭化水素製造装置の参考例の概略プロセスフロー図である。
【図３】実施例１の概略プロセスフロー図である。
【図４】実施例２の概略プロセスフロー図である。
【図５】比較例の概略プロセスフロー図である。
【図６】ＨＩＤｉＣの一例の全体構成図である。
【図７】図６の液抜き部の構成図である。
【図８】図６の濃縮塔内に配置されたチューブバンドル型熱交換器の周辺構成を示す図である。
【図９】ＨＩＤｉＣの別の例の全体構成図である。
【図１０】図９の回収塔内に配置されたチューブバンドル型熱交換器の周辺構成を示す図である。
【発明を実施するための形態】
【００２８】
本発明に係る芳香族炭化水素製造装置は、原料から少なくともパラキシレン、およびパラキシレン以外のキシレン異性体（オルソキシレン、メタキシレンおよびエチルベンゼンのうちの一以上）を製造する装置である。芳香族炭化水素製造装置によって、ベンゼンおよびトルエンをさらに製造することもできる。
【００２９】
本発明によれば、第二の蒸留装置（キシレン塔）としてＨＩＤｉＣを採用することで、さらには多重効用法を採用することで、芳香族炭化水素製造の消費エネルギーを大幅に削減することができる。
【００３０】
以下、炭素数を「Ｃ」を用いて表記することがある。例えば「Ｃ８」は「炭素数８」を意味し、「Ｃ８＋」は「炭素数８以上」を意味する。また芳香族炭化水素を「アロマ」と称することがある。また、圧力の単位における「Ａ」は当該圧力が絶対圧であることを意味する。
【００３１】
本発明に係る芳香族炭化水素製造装置は、第一の、第二の、第三の、および第四の蒸留装置と、吸着分離装置を少なくとも含む。
【００３２】
〔第一の蒸留装置〕
第一の蒸留装置（リフォーメートスプリッターと呼ばれることがある）は、蒸留によって、原料から、炭素数８以上の芳香族炭化水素が富化された留分（例えば後述の重質リフォーメート：例えばＣ８アロマ４０〜６０質量％）と、炭素数８以上の芳香族炭化水素より軽質な成分が富化された留分とを得る蒸留装置である。後者の留分は、例えば後述の、軽質リフォーメート（例えばＣ６アロマとＣ７アロマの合計が６０〜７０質量％）と、液化石油ガス（ＬＰＧ）成分（例えばＣ４炭化水素およびＣ５炭化水素の合計が９０〜９９質量％）とを含む流れである。軽質リフォーメートの流れと、軽質リフォーメートより軽い成分からなる流れ（主に液化石油ガス成分からなる流れ）を別々に得てもよい。
【００３３】
第一の蒸留装置が、直列に配置された、相対的に低圧で運転される低圧蒸留塔（例えば図１に示される、低圧リフォーメートスプリッター１０１ａ）と、相対的に高圧で運転される高圧蒸留塔（例えば図１に示される、高圧リフォーメートスプリッター１０１ｂ）とを含むことができる。ここでいう「相対的に低圧もしくは高圧」は、第一の蒸留装置における低圧蒸留塔と高圧蒸留塔の運転圧力の比較に関する。つまり、第一の蒸留装置の低圧蒸留塔は、第一の蒸留装置の高圧蒸留塔よりも低い圧力で運転される。
【００３４】
第一の蒸留装置の低圧蒸留塔は、原料から、炭素数８以上の芳香族炭化水素が富化された留分（例えば後述の重質リフォーメート：Ｃ８アロマ４０〜６０質量％）と、炭素数８以上の芳香族炭化水素より軽質な成分が富化された留分（例えば後述の、軽質リフォーメートと、液化石油ガス成分とを含む流れ）とを得る蒸留塔である。
【００３５】
第一の蒸留装置の高圧蒸留塔は、第一の蒸留装置の低圧蒸留塔から得られる、炭素数８以上の芳香族炭化水素（例えば、重質リフォーメート）より軽質な成分が富化された留分から、炭素数６及び７の炭化水素が富化された留分（例えば後述の、軽質リフォーメート：例えばＣ６アロマとＣ７アロマの合計が６０〜７０質量％）と、炭素数６及び７の炭化水素より軽質な成分が富化された留分（例えば後述の、主に液化石油ガス成分からなる軽質分：例えばＣ４炭化水素とＣ５炭化水素の合計が９０〜９９質量％）とを得る蒸留塔である。
【００３６】
〔第二の蒸留装置〕
第二の蒸留装置は、第一の蒸留装置から得られる、炭素数８以上の芳香族炭化水素が富化された留分（例えばＣ８アロマ４０〜６０質量％）から、蒸留によって、炭素数８の芳香族炭化水素が富化された留分（例えばＣ８アロマ９５〜９９．９質量％）と、炭素数９以上の芳香族炭化水素が富化された留分（例えばＣ９＋アロマ９５〜９９．９質量％）とを得るＨＩＤｉＣ（例えば図１に示される、ＨＩＤｉＣ１０２）である。
【００３７】
第一の蒸留装置から得られる、炭素数８以上の芳香族炭化水素が富化された留分を、そのままＨＩＤｉＣに供給してもよいが、この留分を他の装置（例えば後述の、クレイトリーター）で処理した後にＨＩＤｉＣに供給することもできる。
【００３８】
〔吸着分離装置〕
吸着分離装置（例えば図１に示される、吸着塔１０３）は、第二の蒸留装置から得られる、炭素数８の芳香族炭化水素が富化された留分から、吸着分離によって、パラキシレンを分離し、パラキシレンおよび脱離剤を含む流れであるエキストラクトと、パラキシレン以外のキシレン異性体および脱離剤を含む流れであるラフィネートとを得る装置である。この装置では、吸着剤によりパラキシレンを選択的に吸着し、脱離剤により吸着剤からパレキシレンを脱着し、パラキシレン以外のキシレン異性体と分離する。
【００３９】
〔第三の蒸留装置（および第五の蒸留装置）〕
第三の蒸留装置（例えば図１に示される、エキストラクト塔１０４）は、蒸留によって、エキストラクトから、パラキシレンが富化された留分（例えばパラキシレン９５〜９９．９質量％）と、脱離剤が富化された留分（例えば脱離剤９５〜９９．９質量％）とを得る蒸留装置である。第三の蒸留装置は、一つの蒸留塔で構成されることができる。
【００４０】
第三の蒸留装置から得られる、パラキシレンが富化された留分に含まれるパラキシレンを、蒸留によって精製する第五の蒸留装置（例えば図１に示される、パラキシレン精製塔１０５）を、芳香族炭化水素製造装置が含むことができる。第五の蒸留装置は、一つの蒸留塔で構成されることができる。
【００４１】
第五の蒸留装置からは、精製されたパラキシレンが得られ、また、軽質分としてトルエンを含む流れを得ることができる。この軽質分の流れは、粗トルエンとして、後述する第六の蒸留装置（例えば図１に示されるベンゼン塔１０９）に供給することができる。
【００４２】
〔第四の蒸留装置（および第八の蒸留装置）〕
第四の蒸留装置は、ラフィネートから、蒸留によって、パラキシレン以外のキシレン異性体が富化された留分（例えばパラキシレン以外のキシレン異性体９５〜９９．９質量％）と、脱離剤が富化された留分（例えば脱離剤９５〜９９．９質量％）とを得る蒸留装置である。
【００４３】
第四の蒸留装置は、一つの蒸留塔で構成されることができる。あるいは、第四の蒸留装置が、並列に配置された、相対的に低圧で運転される低圧蒸留塔（例えば図１に示される、低圧ラフィネート塔１０６ａ）と、相対的に高圧で運転される高圧蒸留塔（例えば図１に示される、高圧ラフィネート塔１０６ｂ）とを含むことができる。ここでいう「相対的に低圧もしくは高圧」は、第四の蒸留装置における低圧蒸留塔と高圧蒸留塔の運転圧力の比較に関する。つまり、第四の蒸留装置の低圧蒸留塔は、第四の蒸留装置の高圧蒸留塔よりも低い圧力で運転される。
【００４４】
第四の蒸留装置の低圧蒸留塔は、前記ラフィネートの一部から、パラキシレン以外のキシレン異性体が富化された留分と、脱離剤が富化された留分とを得る蒸留塔である。
【００４５】
第四の蒸留装置の高圧蒸留塔は、前記ラフィネートの別の一部から、パラキシレン以外のキシレン異性体が富化された留分と、脱離剤が富化された留分とを得る蒸留塔である。
【００４６】
吸着分離装置から得られるラフィネートをそのまま第四の蒸留装置に供給することも可能だが、吸着分離装置から得られるラフィネートを他の装置で処理したうえで、第四の蒸留装置に供給することもできる。例えば、吸着分離装置と第四の蒸留装置との間に、ラフィネートに含まれる不純物（特には、水、及び脱離剤の重合化によって形成される重質芳香族）を、蒸留によって取り除く第八の蒸留装置（例えば図１に示される、脱離剤再生塔１０７）を配することができ、吸着分離装置から得られるラフィネートを第八の蒸留装置で精製処理したうえで、第四の蒸留装置に供給することができる。第八の蒸留装置は一つの蒸留塔で構成されることができる。
【００４７】
例えば、吸着分離装置から得られるラフィネートを、必要に応じて第八の蒸留装置で精製処理した後（不純物を除去した後）、二つの流れに分岐し、一方を第四の蒸留装置の低圧蒸留塔に供給し、他方を第四の蒸留装置の高圧蒸留塔に供給することができる。二つの流れへの分配量は適宜調節弁を用いて調節することができる。
【００４８】
〔芳香族抽出装置〕
芳香族抽出装置（例えば図１に示される、芳香族抽出装置１０８）は、第一の蒸留装置の高圧蒸留塔から得られる、炭素数６及び７の炭化水素が富化された留分から、溶剤抽出によって、炭素数６及び７の芳香族炭化水素が富化された流れと、炭素数６及び７の非芳香族炭化水素が富化された流れとを得る装置である。この装置では、溶剤に対する溶解度の差を利用して芳香族炭化水素と非芳香族炭化水素に分離する。
【００４９】
〔第六の蒸留塔〕
第六の蒸留装置（例えば図１に示される、ベンゼン塔１０９）は、芳香族抽出装置から得られる炭素数６及び７の芳香族炭化水素が富化された流れから、蒸留によって、ベンゼンが富化された留分とベンゼンより重質な成分が富化された留分とを得る蒸留装置である。
【００５０】
第六の蒸留装置は、一つの蒸留塔で構成されることができる。
【００５１】
〔第七の蒸留塔〕
第七の蒸留装置（例えば図１に示される、トルエン塔１１０）は、第六の蒸留装置から得られる、ベンゼンより重質な成分が富化された留分から、蒸留によって、トルエンが富化された留分と、トルエンより重質な成分が富化された留分とを得る蒸留装置である。トルエンより重質な成分が富化された留分には、しばしば炭素数８以上の芳香族炭化水素（Ｃ８＋アロマ）が含まれ、この留分は第二の蒸留装置（例えば図１に示されるＨＩＤｉＣ１０２）に供給することができる。この場合、この留分は、第一の蒸留装置から得られる炭素数８以上の芳香族炭化水素が富化された留分（例えば重質リフォーメート）と混合したうえで、第二の蒸留装置に供給することができる。
【００５２】
第七の蒸留装置は、一つの蒸留塔で構成されることができる。
【００５３】
〔原料〕
原料は、次の成分を少なくとも含む（ここに記載する質量％は原料における各成分の含有率の例に関する）：
・炭素数８の芳香族炭化水素（例えば、パラキシレン３〜１０質量％と、パラキシレン以外のキシレン異性体１０〜３０質量％とを含む）。
・炭素数９以上の芳香族炭化水素（例えば、１０〜３０質量％（例えばクメン、ノルマルプロピルベンゼン））。
・炭素数８の芳香族炭化水素より軽質な成分（例えば、炭素数６および７の芳香族炭化水素としてベンゼン３〜１５質量％、トルエン１０〜３０質量％；炭素数６および７の非芳香族炭化水素１０〜３０質量％；および炭素数６および７の炭化水素より軽質な成分として炭素数４〜５の炭化水素１〜５質量％）。
【００５４】
〔多重効用〕
芳香族炭化水素製造装置が、第一の蒸留装置の低圧蒸留塔（例えば後述の、低圧リフォーメートスプリッター）に備わるリボイラーおよび第三の蒸留装置（例えば後述の、エキストラクト塔）に備わるリボイラーからなる群から選ばれる一以上のリボイラーの熱源に、第四の蒸留装置の塔頂蒸気が利用されるよう構成されることが好ましい。
【００５５】
或る蒸留塔もしくは蒸留装置（例えばエキストラクト塔）のリボイラーの熱源に、第四の蒸留装置の塔頂蒸気を利用するために、第四の蒸留装置の塔頂蒸気と、この蒸留塔もしくは蒸留装置（例えばエキストラクト塔）の塔底部の流体との間の熱交換を行う熱交換構造を、このリボイラー（例えばエキストラクト塔のリボイラー）が備えることができる。
【００５６】
芳香族炭化水素製造装置が、第五の蒸留装置（例えば後述の、パラキシレン精製塔）を含む場合、第五の蒸留装置に備わるリボイラーの熱源に、第四の蒸留装置の塔頂蒸気が利用されるよう構成することができる。
【００５７】
また、前述のように第四の蒸留装置が低圧蒸留塔および高圧蒸留塔（例えば図１に示される、低圧ラフィネート塔１０６ａおよび高圧ラフィネート塔１０６ｂ）を含む場合、リボイラーの熱源として利用する「第四の蒸留装置の塔頂蒸気」として、第四の蒸留装置の高圧蒸留塔（例えば高圧ラフィネート塔１０６ｂ）の塔頂蒸気を用いることができる。
【００５８】
また、第四の蒸留装置が低圧蒸留塔および高圧蒸留塔を含む場合、第四の蒸留装置の低圧蒸留塔（例えば低圧ラフィネート塔１０６ａ）に備わるリボイラーの熱源に、第四の蒸留装置の高圧蒸留塔（例えば高圧ラフィネート塔１０６ｂ）の塔頂蒸気を利用することができる。
【００５９】
芳香族炭化水素製造装置が、芳香族抽出装置、第六の蒸留装置および第七の蒸留装置（例えば図１に示される芳香族抽出装置１０８、ベンゼン塔１０９およびトルエン塔１１０）を含む場合、第七の蒸留装置に備わるリボイラーの熱源に、第四の蒸留装置の塔頂蒸気が利用されるよう構成することができる。この場合、第四の蒸留装置が一つの蒸留塔からなり、前記「第四の蒸留装置の塔頂蒸気」として、この一つの蒸留塔の塔頂蒸気を用いることが好ましい。ただし、芳香族炭化水素製造装置が、芳香族抽出装置、第六の蒸留装置および第七の蒸留装置を含む場合であっても、第四の蒸留装置が前述の低圧蒸留塔と高圧蒸留塔とを含み、「第四の蒸留装置の塔頂蒸気」としてこの高圧蒸留塔の塔頂蒸気を用いることもできる。
【００６０】
第一の蒸留装置の低圧蒸留塔（例えば、後述の低圧リフォーメートスプリッター）に備わるリボイラー、第一の蒸留装置の高圧蒸留塔（例えば、後述の高圧リフォーメートスプリッター）に備わるリボイラー、第六の蒸留装置（例えば、後述のベンゼン塔）に備わるリボイラーからなる群から選ばれる一以上のリボイラーの熱源に、第二の蒸留装置の高圧部（例えば後述の、ＨＩＤｉＣの高圧キシレン塔）の塔頂蒸気を熱源として発生させたスチームが利用されるよう構成されることが好ましい。
【００６１】
〔参考用の芳香族炭化水素製造装置の構成〕
以下において、図面を参照しつつ本発明を詳細に説明するが、本発明はこれによって限定されるものではない。
【００６２】
ここでまず、本発明のよりよい理解のために、本発明によらない参考用の芳香族炭化水素製造装置、すなわちキシレン塔として従来の蒸留塔（単一の塔）を用いた芳香族炭化水素製造装置の構成例について図２を参照しつつ説明する。
【００６３】
ナフサの改質プロセスから製造される改質ガソリン（リフォーメート）は、多量の芳香族炭化水素を含有し、芳香族炭化水素の原料として、特にはベンゼン及びパラキシレンの原料として利用される。芳香族炭化水素の原料としては、他にも、ナフサクラッカーからのナフサ分解残油（分解ガソリン）などがある。リフォーメートは、軽質リフォーメートと重質リフォーメートに分離され、軽質リフォーメートはベンゼン、トルエン製造の原料となり、重質リフォーメートはキシレン製造の原料となる。
【００６４】
図２に示すように、改質プロセスで製造されたリフォーメートはスプリッター（リフォーメートスプリッター２０１）によって、例えば次の留分に分離される。
・主に炭素数４〜５の液化石油ガス成分（ＬＰＧ）からなる軽質分（炭素数６及び７の炭化水素より軽質な成分が富化された留分として）。
・主に炭素数６及び７の炭化水素からなる軽質リフォーメート（炭素数６及び７の炭化水素が富化された留分として）。
・主に混合キシレンおよび炭素数８以上の芳香族炭化水素からなる重質リフォーメート（Ｃ８＋アロマ）（炭素数８以上の芳香族炭化水素が富化された留分として）。
【００６５】
リフォーメートスプリッターのサイドカットから得られる軽質リフォーメートは芳香族抽出装置２０８に送られ、塔底から得られる重質リフォーメートは、適宜クレイトリーター（不図示）でオレフィン分を処理した後に、キシレン塔２０２に送られる。
【００６６】
軽質リフォーメートは、芳香族抽出装置にて、芳香族炭化水素と非芳香族炭化水素に分離される。分離された芳香族（主にＣ６〜７アロマ）はベンゼン塔２０９に送られ、炭素数７以上の芳香族炭化水素が分離され、ベンゼンが製造される。軽質リフォーメートに加えて、不均化プロセスから送られてくる炭素数６〜９の芳香族炭化水素（Ｃ６〜Ｃ９アロマ）を含むストリーム（流れ）を、ベンゼン塔２０９に供給することもできる。さらに、パラキシレン精製塔の塔頂から得られる、トルエンを含むストリーム（粗トルエン）をベンゼン塔に供給することもできる。
【００６７】
ベンゼン塔２０９にて分離された主に炭素数７以上の芳香族炭化水素は、ベンゼン塔の塔底からトルエン塔２１０に送られ、トルエンと炭素数８以上の芳香族炭化水素が分離される。分離されたトルエンはトルエン塔の塔頂から不均化プロセスに送られることもあれば、製品トルエンとして抜き出すこともある。分離された炭素数８以上の芳香族炭化水素はトルエン塔の塔底からキシレン塔２０２に送られる。
【００６８】
重質リフォーメートが供給されたキシレン塔の塔底から、主に炭素数９以上の芳香族炭化水素からなる重質芳香族炭化水素（Ｃ９＋アロマ）が分離される。また、キシレン塔に送られるストリームとして、異性化プロセスからのストリーム、不均化プロセスからのストリーム（不均化プロセスからのストリームは、図２では、ベンゼン塔２０９、トルエン塔２１０でＣ６アロマ、Ｃ７アロマを分離後に、キシレン塔に送られる。すなわちトルエン塔２１０の塔底液の一部としてキシレン塔に送られる。ただし、不均化プロセス内に別途Ｃ６アロマ、Ｃ７アロマを分離する機能を備えていれば、Ｃ６〜Ｃ７アロマが除去された不均化プロセスからのストリームが直接、すなわちベンゼン塔２０９およびトルエン塔２１０を経ること無くキシレン塔に送られる）、及び、芳香族抽出の後に分離されたキシレンを含むストリーム（トルエン塔２１０の塔底液）をキシレン塔に送ることができる。
【００６９】
キシレン塔にて重質芳香族炭化水素から分離された主に炭素数８の芳香族炭化水素からなるストリーム（Ｃ８アロマ）は、キシレン塔の塔頂から吸着分離プロセスに送られる。具体的には炭素数８の芳香族炭化水素のストリームが吸着塔２０３に送られてパラキシレンが分離され、エキストラクトとして主にパラキシレンと脱離剤からなるストリームが得られ、ラフィネートとして主にパラキシレン以外のキシレン異性体（オルソキシレン、メタキシレン及びエチルベンゼンのうちの少なくとも一つ）と脱離剤からなるストリームが得られる。吸着分離プロセスは、溶出クロマトグラフの原理に基づいたプロセスで、炭素数８の芳香族炭化水素が吸着層を移動していく間に、吸着剤に対し親和性の高いパラキシレンが吸着剤に吸着し、パラキシレン以外のキシレン異性体と分離される。吸着したパラキシレンは脱離剤（例えば、パラジエチルベンゼン）により吸着剤から脱離され、吸着塔から抜き出される。エキストラクトは吸着塔に供給された成分のうち吸着力の強い成分（主にパラキシレン）と、脱離剤とから実質的になるストリームであり、ラフィネートは、吸着塔に供給された成分のうち吸着力の弱い成分（主に、オルソキシレン、メタキシレン及びエチルベンゼン）と、脱離剤とから実質的になるストリームである。
【００７０】
脱離剤とともに吸着プロセスから抜き出されたパラキシレンはエキストラクト塔２０４に送られ、ここでパラキシレンと脱離剤が分離される。分離された脱離剤は吸着塔に再循環される。脱離剤を分離したパラキシレン（粗パラキシレン）はパラキシレン精製塔２０５に送られ、微量の軽質分（主にトルエン）が分離され、製品パラキシレンが製造される。主にトルエンからなる微量の軽質分（粗トルエン）は、ベンゼン塔２０９に送ることができる。
【００７１】
一方、吸着塔から抜き出されたキシレン異性体（オルソキシレン、メタキシレン及び、エチルベンゼンのうちの少なくとも一つ）は脱離剤とともにラフィネート塔２０６に送られ、ここでキシレン異性体と脱離剤が分離される。エキストラクト塔と同様に、ラフィネート塔で分離された脱離剤は吸着塔に再循環される。脱離剤の再循環を続けていると、重合化により重質芳香族炭化水素が形成されることがあるため、ラフィネート塔で分離された脱離剤の一部は脱離剤再生塔２０７に送られ、ここで重質芳香族炭化水素（重質アロマ）が除去される。重質アロマが除去された脱離剤はラフィネート塔に戻される。また、重合化により減少した脱離剤を補うために、新たな脱離剤を脱離剤再生塔に供給し、系内の脱離剤量を保つことができる（不図示）。ラフィネート塔の塔頂では、少量含まれる水が分離される（不図示）。ラフィネート塔のサイド留分であるキシレン異性体（パラキシレン以外）は異性化プロセスに送ることができる。
【００７２】
図２に示された装置において、リフォーメートスプリッター２０１、キシレン塔２０２、エキストラクト塔２０４、パラキシレン精製塔２０５、ラフィネート塔２０６、脱離剤再生塔２０７、ベンゼン塔２０９及びトルエン塔２１０のそれぞれは、蒸留塔（単一の塔）であり、塔頂部にコンデンサーを備え、塔底部にリボイラーを備える。
【００７３】
芳香族炭化水素製造装置内には上記の通り多数の蒸留塔が設置されているため、多重効用法にて消費エネルギーを削減することが望まれる。上述の参考用の芳香族炭化水素製造装置においては、塔底留分が比較的重質であるキシレン塔２０２のリボイラーとして加熱炉を用い、キシレン塔の操作圧力を上げたうえで、キシレン塔の塔頂蒸気をリフォーメートスプリッター２０１、エキストラクト塔２０４およびラフィネート塔２０６のリボイラー熱源とすることが好ましいと考えられる。また、トルエン塔２１０の操作圧力を上げたうえで、トルエン塔の塔頂蒸気をベンゼン塔２０９のリボイラー熱源とすることも好ましいと考えられる。
【００７４】
〔本発明に係る芳香族炭化水素製造装置の構成〕
次に、図１を参照しつつ、本発明の一形態に係る芳香族炭化水素製造装置の構成につき説明する。図１に示される装置と図２に示される装置とでは、図示される概略プロセスフローに関して、リフォーメートスプリッターの構成、キシレン塔の構成、ラフィネート塔の構成、およびラフィネート塔と脱離剤再生塔の配置が異なり、その他は同様である。もちろん、図１に示される装置と図２に示される装置とは、図示されない構成、例えば熱の利用に関する構成においては、相違することもあり、また各機器の詳細仕様も相違することがある。
【００７５】
ここで注意すべきは、図２に示されるプロセスフローが本発明に従わない理由は、第二の蒸留装置としてＨＩＤｉＣを用いていないことだけであり、図２においてキシレン塔２０２をＨＩＤｉＣに替えれば、図２は本発明の一形態を表すことになることである。
【００７６】
・リフォーメートスプリッター
リフォーメートスプリッターとして、図２に示される装置では単一の塔（リフォーメートスプリッター２０１）が用いられているが、本形態の装置は、スプリッターとして、直列に配置された低圧リフォーメートスプリッター１０１ａおよび高圧リフォーメートスプリッター１０１ｂとを有する。低圧リフォーメートスプリッターの運転圧力は高圧リフォーメートスプリッターの運転圧力より低い。原料（リフォーメート）が低圧リフォーメートスプリッター１０１ａに供給され、主に混合キシレンおよび炭素数８以上の芳香族炭化水素からなる重質リフォーメート（Ｃ８＋アロマ）が塔底から得られ、塔頂から得られたストリーム（Ｃ８＋アロマより軽質な成分が富化された留分）が高圧リフォーメートスプリッター１０１ｂに供給される。高圧リフォーメートスプリッターの塔頂から、主に炭素数４〜５の液化石油ガス成分（ＬＰＧ）からなる軽質分が得られ、塔底から主に炭素数６及び７の炭化水素からなる軽質リフォーメートが得られる。
【００７７】
・キシレン塔
図２に示される装置ではキシレン塔２０２として従来型の蒸留塔（単一の塔）が用いられているが、本発明ではキシレン塔としてＨＩＤｉＣ１０２が用いられる。
【００７８】
低圧リフォーメートスプリッター１０１ａの塔底から得られる重質リフォーメートがＨＩＤｉＣ１０２に供給される。また、異性化プロセスからのストリーム、不均化プロセスからのストリーム、及び、芳香族抽出プロセス内で分離されたキシレンを含むストリーム（トルエン塔１１０の塔底液）をＨＩＤｉＣに送ることができることは図２に示される装置と同様である。ＨＩＤｉＣの塔底流体（具体的には、後述する低圧キシレン塔の塔底流体）として、主に炭素数９以上の芳香族炭化水素からなる重質芳香族炭化水素（Ｃ９＋アロマ）が分離され、塔頂流体（具体的には、後述する高圧キシレン塔の塔頂流体）として、重質芳香族炭化水素が分離された主に炭素数８の芳香族炭化水素からなるストリーム（Ｃ８アロマ）が得られる。
【００７９】
ＨＩＤｉＣは、低圧キシレン塔及び高圧キシレン塔を備えることができる。低圧キシレン塔は高圧キシレン塔より低い圧力で運転される。低圧キシレン塔と高圧キシレン塔のそれぞれは、単一の塔（蒸留塔）であるが、これらが構造物として一体化されていてもよい。ＨＩＤｉＣがさらにコンプレッサー、コンデンサー及びリボイラーを有することができる（ＨＩＤｉＣについては後に詳述する）。ただし、必ずしも二つの塔を用いる必要はなく、ダブルチューブ構造もしくは、プレートフィン型の熱交換器を用いたＨＩＤｉＣなどを用いることもできる。
【００８０】
高圧キシレン塔と低圧キシレン塔との間で熱交換が行われる（あるいはこれに相当する熱交換が行われる）。これにより、キシレン塔全体のリボイラー負荷は劇的に削減される。ＨＩＤｉＣを用いることにより、キシレン塔の塔底温度（低圧キシレン塔の塔底温度）を下げることができ、キシレン塔のリボイラーの加熱源として、加熱炉は必要とせず、石油精製プラントなどに一般的に存在する高圧スチーム（例えば、飽和温度：２５０℃）を用いることができる。
【００８１】
・ラフィネート塔の構成およびラフィネート塔と脱離剤再生塔との位置関係
図２に示された装置では、吸着塔２０３から得られるラフィネートがラフィネート塔（単一の塔）２０６に供給され、ラフィネート塔の塔底液の一部が脱離剤再生塔２０７に供給される。本形態の装置では、吸着塔１０３から得られるラフィネートが直接脱離剤再生塔１０７に送られ、ここで重質芳香族炭化水素（脱離剤の再循環に起因して、重合化により形成される成分）が塔底から除去され、塔頂から少量の水が除去され（不図示）、これら重質芳香族炭化水素および水が分離されたストリーム（主にパラキシレン以外のキシレン異性体および脱離剤からなる）がサイドカットとして得られる。
【００８２】
このサイドカットを高圧ラフィネート塔１０６ｂに供給する。高圧ラフィネート塔の塔底から脱離剤が分離され、塔頂からキシレン異性体が得られる。高圧ラフィネート塔で分離された脱離剤は、吸着塔１０３に戻される。
【００８３】
系内の熱収支しだいでは低圧ラフィネート塔を備えることが、系内の消費エネルギー削減に効果的である。その場合、脱離剤再生塔から分離されたサイドカットを二つのストリームに分岐して低圧ラフィネート塔１０６ａおよび高圧ラフィネート塔１０６ｂに供給する。この場合、ラフィネート塔が、並列に配置された二つの蒸留塔で構成される。低圧および高圧ラフィネート塔のそれぞれにおいて、塔底から脱離剤が分離され、塔頂からキシレン異性体（オルソキシレン、メタキシレン及び、エチルベンゼンのうちの少なくとも一つ）が得られる。低圧および高圧ラフィネート塔のそれぞれで分離された脱離剤は、いずれも吸着塔１０３に戻される。並列に配置された低圧ラフィネート塔を備える場合、芳香族炭化水素製造装置内の系内の熱収支が変わった際（例えば、原料組成が変わったとき）でも、高圧ラフィネート塔のリフラックス比を調整して塔頂蒸気量を調整するのではなく、低圧ラフィネート塔と高圧ラフィネート塔への供給流体の分配比を調整することで、このような変動に対応することが可能である。そのため、リフラックス比を上げることによる余分な加熱炉への負荷（熱負荷）を必要としない。
【００８４】
なお、図１に示された装置において、低圧リフォーメートスプリッター１０１ａ、高圧リフォーメートスプリッター１０１ｂ、エキストラクト塔１０４、パラキシレン精製塔１０５、低圧ラフィネート塔１０６ａ、高圧ラフィネート塔１０６ｂ、脱離剤再生塔１０７、ベンゼン塔１０９およびトルエン塔１１０のそれぞれは、蒸留塔（単一の塔）であり、塔頂部にコンデンサーを備え、塔底部にリボイラーを備える。
【００８５】
・多重効用について
図２に示される参考用の芳香族炭化水素製造装置においては、多重効用の熱源としてキシレン塔を用いることが好ましいと考えられる。しかしキシレン塔としてＨＩＤｉＣを用いる場合、キシレン塔から取り出すことの出来る熱が減少するため、多重効用の仕方を再構築することが好ましい。図１に示した形態の装置において、以下のような多重効用の仕方を採用することが好ましい。
【００８６】
多重効用の熱源に関しては、ラフィネート塔の操作圧力を上げ（したがって操作温度を上げることができる）、ラフィネート塔の塔頂蒸気を多重効用の熱源とする。系内の熱収支によっては、ラフィネート塔を低圧ラフィネート塔１０６ａと高圧ラフィネート塔１０６ｂとに二塔化（並列配置）し、高圧ラフィネート塔の操作圧力を比較的高くし、高圧ラフィネート塔を芳香族炭化水素製造装置内の多重効用の熱源とする。高圧ラフィネート塔のリボイラーに加熱炉を備える。
【００８７】
具体的には、高圧ラフィネート塔１０６ｂの塔頂蒸気を、低圧リフォーメートスプリッター１０１ａのリボイラーにおける熱源、およびエキストラクト塔１０４のリボイラーにおける熱源のうちの少なくとも一つの熱源として用いることができる。高圧ラフィネート塔の塔頂蒸気を、パラキシレン精製塔１０５のリボイラーの熱源として用いることもでき、低圧ラフィネート塔１０６ａのリボイラーの熱源として用いることもでき、トルエン塔１１０のリボイラーの熱源として用いることもできる。ここに述べた五つの熱源の全てとして、高圧ラフィネート塔の塔頂蒸気を用いることもできる。
【００８８】
例えば、低圧ラフィネート塔のリボイラーの熱源として高圧ラフィネート塔の塔頂蒸気を用いるためには、低圧ラフィネート塔の塔底部から流体を抜き出し、適宜の熱交換構造（熱交換器）を用いて高圧ラフィネート塔の塔頂蒸気と熱交換させた後に、低圧ラフィネート塔に戻すことができる。これにより、低圧ラフィネート塔のリボイラーへの入熱の一部もしくは全部を、高圧ラフィネート塔の塔頂蒸気から供給することができる。
【００８９】
本発明者らの検討によれば、図１に示した形態の装置において、エキストラクト塔１０４のリボイラーへの入熱の全部と、パラキシレン精製塔１０５のリボイラーへの入熱の全部と、低圧ラフィネート塔１０６ａのリボイラーへの入熱の全部と、トルエン塔１１０のリボイラーへの入熱の全部と、低圧リフォーメートスプリッター１０１ａのリボイラーへの入熱の一部とを、高圧ラフィネート塔の塔頂蒸気によってまかなうことが可能であることが分かっている。
【００９０】
低圧リフォーメートスプリッター１０１ａのリボイラーへの入熱の残りの部分と高圧リフォーメートスプリッター１０１ｂのリボイラーへの入熱の全部とベンゼン塔１０９のリボイラーへの入熱の全部については、キシレン塔１０２で発生させた中圧スチーム（例えば、飽和温度：１８５℃）でまかなうことが可能であり、熱源として、別途設けたボイラーで発生させたスチーム（例えば、飽和温度：２５０℃）を用いることも可能である。脱離剤再生塔１０７のリボイラーの熱源としては、高圧ラフィネート塔の塔底流体を用いることができる。
【００９１】
・その他
リフォーメートスプリッターの二塔化による塔底温度の緩和及びエキストラクト塔、低圧ラフィネート塔の操作圧力を下げることによる塔底温度の緩和により、従来のキシレン塔（操作圧力：９００ｋＰａＡ〜１，１００ｋＰａＡ）ほど、高圧ラフィネート塔の操作圧力を上げる必要はない（例えば操作圧力３００ｋＰａＡ〜９００ｋＰａＡでよい）。
【００９２】
従来、投資コスト削減及びプロット削減を図るため、リフォーメートスプリッターを単一の塔で構成し、炭素数４〜５の炭化水素、軽質リフォーメート及び重質リフォーメートの分離を行っている。しかし、一塔の場合は、塔頂における炭素数４〜５の炭化水素の凝縮を冷却水で行うために、操作圧力を上げなければならず、塔底温度が高くなってしまう傾向があるため、リフォーメートスプリッターを二塔で構成することが好ましい。
【００９３】
リフォーメートスプリッター（例えば操作圧力：３００ｋＰａＡ〜４００ｋＰａＡ）を、低圧リフォーメートスプリッター（例えば操作圧力：常圧〜３００ｋＰａＡ）と高圧リフォーメートスプリッター（例えば操作圧力：３００ｋＰａＡ〜４００ｋＰａＡ）とに二塔化することができる。低圧リフォーメートスプリッターにて重質リフォーメートの分離を行い、高圧リフォーメートスプリッターにて炭素数４〜５の炭化水素と軽質リフォーメートとの分離を行う。二塔化することにより、重質リフォーメート分離のための低圧リフォーメートスプリッターの操作圧力を低くすることができ、その塔底温度を下げることができる。塔底温度を下げることができるため、低圧リフォーメートスプリッターのリボイラー熱源として高圧ラフィネート塔の塔頂蒸気を利用する（多重効用）際に、高圧ラフィネート塔の塔頂温度が緩和され、高圧ラフィネート塔の操作圧力を下げることが可能である。
【００９４】
また、エキストラクト塔の塔底温度を緩和するため、エキストラクト塔の操作圧力を２０ｋＰａＡ〜１５０ｋＰａＡとすることができ、同様に、低圧ラフィネート塔の塔底温度を緩和するため、低圧ラフィネート塔の操作圧力を２０ｋＰａＡ〜１５０ｋＰａＡとすることができる。
【００９５】
以上述べた構成により、次のような効果が得られる。
【００９６】
１）ＨＩＤｉＣをキシレン塔に適用し、またリフォーメートスプリッターを二塔で構成し、さらには、全体の消費エネルギーの削減を可能とする多重効用の再構築により、図２に示されるような装置と比較して約１割以上の消費エネルギー削減（一次エネルギー換算量）が達成できる。
【００９７】
２）全体の多重効用を再構築する際に、ラフィネート塔の操作圧力を上げ、多重効用の熱源とする。系内の熱収支しだいでは、ラフィネート塔への供給流体を分割し、並列に設けられた高圧ラフィネート塔と低圧ラフィネート塔とに供給する。そして、高圧ラフィネート塔の塔頂蒸気を、低圧ラフィネート塔や他の蒸留塔のリボイラー熱源として利用すること（多重効用）ができる。
【００９８】
３）キシレン塔としてＨＩＤｉＣを用いることにより、キシレン塔の塔底温度（低圧キシレン塔の塔底温度）を下げることができ、したがってキシレン塔のリボイラーの熱源として加熱炉は必要とせず、高圧スチームで足りる。
【００９９】
４）低圧ラフィネート塔を備える場合、プロセス安定性（負荷変動に対する柔軟性）に関しては、芳香族炭化水素製造装置内のリボイラー負荷が変動する場合においても、低圧ラフィネート塔と高圧ラフィネート塔への供給流体の分配量を調整することにより、ラフィネート塔のリフラックス比を変えることなく、多重効用のエネルギー交換量を調整することができる。
【０１００】
なお、不均化プロセスは、２分子のトルエン（Ｃ７アロマ）から１分子ずつのベンゼン（Ｃ６アロマ）とキシレン（Ｃ８アロマ）に変換する不均化反応と、トルエン（Ｃ７アロマ）とトリメチルベンゼン（Ｃ９アロマ）を反応させて２分子のキシレン（Ｃ８アロマ）とするトランスアルキル化反応により、需要の高いベンゼンとキシレンを製造するプロセスである。
【０１０１】
また、異性化プロセスは、ラフィネート塔で分離されたパラキシレン以外のキシレン異性体をパラキシレンに転換することにより、需要の高いパラキシレンを製造するプロセスである。
【０１０２】
〔ＨＩＤｉＣの基本構成〕
本発明においては、以下に説明される高圧部（または、ＨＩＤｉＣの例において説明される高圧塔）として、高圧キシレン塔を用いることができ、以下に説明される低圧部（またはＨＩＤｉＣの例において説明される低圧塔）として、低圧キシレン塔を用いることができる。
【０１０３】
ＨＩＤｉＣは次のものを含む。
【０１０４】
・濃縮部の全部もしくは一部を含み、相対的に高圧で気液接触を行う高圧部
・回収部の全部もしくは一部を含み相対的に低圧で気液接触を行う低圧部
蒸留操作における「濃縮部」および「回収部」は、蒸留装置、特には連続蒸留装置に関して、古くから使用されている用語である。濃縮部は、単一の塔で構成される従来型の蒸留塔における原料供給位置よりも上の部分に相当する。回収部は、従来型の蒸留塔における原料供給位置よりも下の部分に相当する。つまり、濃縮部は、原料と比較してより軽質な留分が流れる、蒸留装置（典型的には塔）の部分である。また、回収部は、原料と比較してより重質な留分が流れる、蒸留装置（典型的には塔）の部分である。
【０１０５】
濃縮部の温度を回収部より高くし、間接的熱交換によって濃縮部から回収部への熱移動が可能となるように、高圧部の運転圧力が低圧部の運転圧力より高く設定される。ここでいう「相対的に高圧もしくは低圧」は、低圧部と高圧部の圧力の比較に関する。
【０１０６】
高圧部は基本的には濃縮部に相当し、低圧部は基本的には回収部に相当する。したがって、ＨＩＤｉＣの最も基本的な構成においては、高圧部が濃縮部を含むが回収部は含まず、低圧部が回収部を含むが濃縮部は含まない。つまり高圧部が濃縮部の全部を含み、低圧部が回収部の全部を含む。しかし、この限りではなく、低圧部が回収部の全部と濃縮部の一部を含み、高圧部が濃縮部の残りの部分を含むことができる。あるいは、高圧部が濃縮部の全部と回収部の一部を含み、低圧部が回収部の残りの部分を含むことができる。
【０１０７】
換言すれば、ＨＩＤｉＣの基本構成は、従来型の蒸留塔を、原料供給位置を境に二つの領域（濃縮部の全部を含む高圧部、および、回収部の全部を含む低圧部）に区画したような構成である。しかしＨＩＤｉＣの構成は、この構成に限定されるわけではない。従来型の蒸留塔の原料供給位置より上において二つの領域に区画したような構成、すなわち、濃縮部の中間位置を境に単一の塔を二つの領域（回収部の全部と濃縮部の一部とを含む低圧部、および、回収部を含まず濃縮部の残りの部分を含む高圧部）に区画したような構成が可能である。あるいは、従来型の蒸留塔を、回収部の中間位置を境に二つの領域（濃縮部の全部と回収部の一部を含む高圧部、および、濃縮部を含まず回収部の残りの部分を含む低圧部）に区画したような構成も可能である。
【０１０８】
なお、当然ではあるが、高圧部および低圧部の一方が濃縮部と回収部との両者を含む場合、他方が濃縮部と回収部の両方を含むことはない。
【０１０９】
高圧部および低圧部はそれぞれ典型的には一つの塔（容器）によって形成される。高圧部を形成する高圧塔と、低圧部を形成する低圧塔とが、互いに離れて設けられていてもよい。あるいは、高圧塔と低圧塔とが構造物として一体的に設けられていてもよく、例えば単一の容器の内部を隔壁（流体が通過不能な部材）によって区画することにより、二つの領域を形成し、一方の領域を高圧塔として利用し、他方の領域を低圧塔として利用することができる。
【０１１０】
・低圧部の塔頂蒸気を高圧部の塔底部に導くライン
従来型の蒸留塔では、塔の下部（回収部）から上部（濃縮部）へと蒸気が上昇する。ＨＩＤｉＣでは基本的には回収部と濃縮部とが分離（区画）されているため、この蒸気の流れを実現するために、このラインを設ける。
【０１１１】
このラインには低圧部（相対的に低圧）から高圧部（相対的に高圧）に蒸気を送るために、コンプレッサーなどの昇圧手段が設けられる。
【０１１２】
・高圧部の塔底液を低圧部の塔頂部に導くライン
従来の蒸留塔では、塔の上部（濃縮部）から下部（回収部）へと液が下降する。ＨＩＤｉＣでは基本的には回収部と濃縮部とが分離（区画）されているため、この液の流れを実現するために、このラインを設ける。この流れを「中間還流」と呼ぶことがあり、このラインを「中間還流ライン」と呼ぶことがある。
【０１１３】
・濃縮部から回収部に熱を移動させる熱交換構造
特許文献３もしくは４に記載されるように、管の内部および外部を濃縮部（高圧部）および回収部（低圧部）として利用する場合、管壁が伝熱面として機能する。つまり、シェルアンドチューブ型の熱交換構造を採用することができる。
【０１１４】
特許文献５に記載されるようなＨＩＤｉＣの場合、熱交換構造は、次のａおよびｂのうちの一方または両方を含むことができる。
ａ）濃縮部（典型的には高圧部に含まれる濃縮部）に設けられた熱交換器と、回収部（典型的には低圧部に含まれる回収部）から液を抜き出してこの熱交換器を経由してこの回収部に戻すライン、
ｂ）回収部（典型的には低圧部に含まれる回収部）に設けられた熱交換器と、濃縮部（典型的には高圧部に含まれる濃縮部）から蒸気を抜き出してこの熱交換器を経由してこの濃縮部に戻すライン。
【０１１５】
あるいは、高圧部の外部かつ低圧部の外部（典型的には高圧塔の外部かつ低圧塔の外部）に熱交換器を設け、回収部（典型的には低圧部に含まれる回収部）から液を抜き出してこの熱交換器を経由してこの回収部に戻すとともに、濃縮部（典型的には高圧部に含まれる濃縮部）から蒸気を抜き出してこの熱交換器を経由してこの濃縮部に戻し、これら流体の間で熱交換を行う構造を採用することもできる。
【０１１６】
また、熱交換構造は、結果的に濃縮部から回収部に熱を移動させることのできる構造であればよく、濃縮部内の流体および回収部内の流体のいずれも直接用いなくともこの熱交換構造は実現できる。例えば、濃縮部内の流体に替えて、濃縮部から排出された相対的に高圧（高温）の流体を用いることができる。また、回収部内の流体に替えて、回収部に流入する相対的に低圧（低温）の流体を用いることができる。例えば、回収部（典型的には低圧部に含まれる回収部）に流入する原料と濃縮部（典型的には高圧部に含まれる濃縮部）の塔頂から抜き出された塔頂蒸気を熱交換させれば、濃縮部から回収部に熱を移動させることができる。
【０１１７】
熱交換構造は一つだけ用いてもよく、あるいは複数の熱交換構造を用いてもよい。
【０１１８】
ここで、低圧部が回収部の全部と濃縮部の一部とを含み、高圧部が濃縮部の一部を含む場合を考える。例えば、低圧塔が回収部の上に濃縮部の一部を有し、高圧塔が濃縮部の残りの部分を含む形態が、この場合に含まれる。このような形態では、低圧塔の塔頂流体（低圧塔に含まれる濃縮部から排出される流体）を、コンプレッサーを経由して高圧塔の塔底部に送ることができるが、このとき、コンプレッサーの出口流体が持つ熱を、低圧塔の回収部内の流体に、熱交換によって与えることができる。例えば、低圧塔の回収部内（例えば低圧塔の塔底部のすぐ上の段）に熱交換構造を設け、低圧塔の塔頂流体を、コンプレッサーとこの熱交換構造を経て高圧塔の塔底部に供給することができる。このような熱交換によって、低圧塔に含まれる濃縮部から、低圧塔に含まれる回収部へと熱を移動させることができる。このような構成の例は、特願２０１２−０８０５２５号に提案されている。
【０１１９】
本願出願人と同一の出願人によって出願された特願２０１２−０８０５２５号および国際出願ＰＣＴ／ＪＰ２０１０／０６６４９８（国際公開第２０１１／０４３１９９号パンフレット）の全体が、参照によって本明細書に取り込まれる。
【０１２０】
〔好適なＨＩＤｉＣの例〕
ダブルチューブ構造もしくは、プレートフィン型の熱交換器を用いたＨＩＤｉＣの場合、製品のサイドカットを行うこと、原料供給段（フィード段）の最適化を行うこと、等が困難である。この観点から、特許文献５に記載されるような蒸留装置が好ましく用いられる。したがって、本発明において、次のようなＨＩＤｉＣを好適に用いることができる。
【０１２１】
１）濃縮部として利用される棚段塔部或いは充填塔部を含む高圧塔と、
前記高圧塔よりも高い位置に配置され、回収部として利用される棚段塔部或いは充填塔部を含む低圧塔と、
前記低圧塔の塔頂部と前記高圧塔の塔底部を連通させる第一の配管と、
前記第一の配管の途中に設置され、前記低圧塔の塔頂部からの蒸気を圧縮して前記高圧塔の塔底部に送るコンプレッサーと、
前記高圧塔（特には高圧塔に含まれる濃縮部）の所定の段に配置された熱交換器と、
前記低圧塔（特には低圧塔に含まれる回収部）の所定の段に配置され、該所定の段から一部の液を塔外部へ抜き出す液抜き部と、
前記液抜き部からの液を前記熱交換器へ導入する第二の配管と、
前記第二の配管を経由して前記熱交換器へ導入された後に該熱交換器より流出する流体を前記液抜き部の直下の段へ導入する第三の配管と、
を備えたＨＩＤｉＣ。
【０１２２】
２）濃縮部として利用される棚段塔部或いは充填塔部を含む高圧塔と、
前記高圧塔よりも高い位置に配置され、回収部として利用される棚段塔部或いは充填塔部を含む低圧塔と、
前記低圧塔の塔頂部と前記高圧塔の塔底部を連通させる第一の配管と、
前記第一の配管の途中に設置され、前記低圧塔の塔頂部からの蒸気を圧縮して前記高圧塔の塔底部に送るコンプレッサーと、
前記低圧塔（特には低圧塔に含まれる回収部）の所定の段に設けられ、上から流下してきた液を溜める液溜め部と、
前記低圧塔の前記液溜め部内に配置された熱交換器と、
前記高圧塔（特には高圧塔に含まれる濃縮部）の所定の位置に設けられた、上下の段を完全に仕切る仕切板と、
前記仕切板の下側の蒸気を前記熱交換器へ導入する第二の配管と、
前記第二の配管を経由して前記熱交換器へ導入された後に前記熱交換器より流出する流体を前記仕切板の上側へ導入する第三の配管と、
を備えたＨＩＤｉＣ。
【０１２３】
３）前記仕切板を挟んで上下に位置する空間を連通させる、制御弁を備えた配管をさらに備えた、２）に記載のＨＩＤｉＣ。
【０１２４】
４）前記低圧塔の塔頂部に、及び／又は、前記棚段塔部或いは充填塔部の所定の段に原料を供給する原料供給配管をさらに備えた、１）から３）のいずれか１項に記載のＨＩＤｉＣ。
【０１２５】
５）前記高圧塔の塔底部に溜まった液を前記原料供給配管へ圧送するためのポンプ及び配管をさらに備えた、４）に記載のＨＩＤｉＣ。
【０１２６】
〔前述のＨＩＤｉＣの例１の詳細〕
図６は前述の１）の例のＨＩＤｉＣの全体構成図を示している。このＨＩＤｉＣは、高圧塔１と、高圧塔１よりも高い位置に配置された低圧塔２とを有している。高圧塔１は、塔底部１ａと、棚段塔部（或いは充填塔部）１ｂと、塔頂部１ｃとから構成されている。低圧塔２もまた、塔底部２ａと、棚段塔部（或いは充填塔部）２ｂと、塔頂部２ｃとから構成されている。
【０１２７】
棚段塔部１ｂ，２ｂは塔内に水平な棚板（トレイ）をいくつも設置したタイプの塔である。それぞれの棚板間の空間を段という。各段では気液接触が促進され物質移動が行われる結果、より揮発性の高い成分に富むことになった気相は上の段に送られ、より揮発性の低い成分に富むことになった液相は下の段へ流れ落ち、そこでまた新たな液相、或いは気相と気液接触を行い物質移動が行われる。このようにして塔の上部の段ほど揮発性の高い成分に富み、下部の段ほど揮発性の低い成分に富むことになり、蒸留操作が行われる。
【０１２８】
棚段塔部に置換可能な充填塔部は中空の塔内に何らかの充填物を入れ、その表面で気液接触を行わせるタイプの塔である。棚段塔部と同じ機構により塔の上部ほど揮発性の高い成分に富み、下部ほど揮発性の低い成分に富むことになり、蒸留操作が行われる。
【０１２９】
図６では棚段塔部１ｂ，２ｂ（或いは充填塔部）の内部が空白に描かれているが、実際は上記のような構造が採られている。
【０１３０】
さらに高圧塔１および低圧塔２の各々について個別に詳述する。まずは、低圧塔２を説明する。
【０１３１】
低圧塔２の塔底部２ａの外側には、リボイラーと呼ばれる加熱器３が配設されており、配管２１が塔底部２ａの空間下部から加熱器３を介して塔底部２ａの空間上部へ設けられている。したがって、低圧塔２の棚段塔部２ｂ（或いは充填塔部）を流下した液は塔底部２ａに溜まり、この液の一部は加熱器３で加熱されて蒸気になって塔底部２ａに戻る。また、塔底部２ａの最底から、揮発性の低い成分に富んだ缶出液が配管２２を通して得られる。
【０１３２】
低圧塔２の塔頂部２ｃは原料を供給する位置となっている。塔頂部２ｃはコンプレッサー４を介して高圧塔１の塔底部１ａに、配管（低圧部の塔頂蒸気を高圧部の塔底部に導くライン）２３を用いて接続されている。ここでは原料供給位置を低圧塔２の塔頂部２ｃとしたが、原料供給位置は棚段塔部２ｂ（或いは充填塔部）の任意の段であってもよい。この場合、低圧塔の原料供給位置より上の部分は濃縮部であり、低圧塔の原料供給位置より下の部分は回収部であり、高圧塔の内部は濃縮部である。
【０１３３】
また、原料供給箇所は１カ所のみであってもよいが、原料が複数存在してもよく（すなわち原料供給箇所が相異なる複数の箇所であってもよく）、この場合例えば、原料供給位置は低圧塔２の塔頂部２ｃと、それ以外の任意の段（高圧塔１の段も含む）とすることも可能である。本発明に関して、原料供給位置が複数存在する場合、複数の原料供給位置のうちの任意の一つを選び、その選んだ原料供給位置を境に、上の部分を濃縮部、下の部分を回収部と考えることができる（ここでいう「上」および「下」は、蒸留操作の観点からの上および下を意味し、機器の実際の配置とは必ずしも一致しない。高圧塔が低圧塔より低い位置に配置されていたとしても、高圧塔の内部は、常に低圧塔の内部より「上」である。）
加えて、低圧塔２の棚段塔部２ｂ（或いは充填塔部）は所定の段（特には回収部内の段）に液抜き部２ｄを有している。液抜き部２ｄは、図７に示すように、低圧塔２の上部から流下してきた液１０を液溜め用棚板５に溜め、液１０の一部を低圧塔２の外部へ抜き出す。液抜き部２ｄには、液１０の一部を高圧塔１へ向かわせる配管２４が接続されている。また、液抜き部２ｄの直ぐ下の段には、高圧塔１側からの配管２５が低圧塔２の外壁を貫通して挿入されている。液抜き部２ｄの直ぐ下の段に挿入された配管２５からは、後述するように蒸気１１と液１２が混ざった流体が導入され、蒸気１１は上昇し、液１２は下へ落ちる。
【０１３４】
さらに高圧塔１を説明する。
【０１３５】
高圧塔１の塔底部１ａの最底には配管２６の一端が接続されており、この配管２６の他端は、低圧塔２の塔頂部２ｃへ原料を供給する配管２７と接続されている。高圧塔１の塔底部１ａに溜まった液を、高圧塔１よりも高い位置に位置する低圧塔２の塔頂部２ｃに還流するため、配管２６の途中には送出ポンプ６が必要となる。配管２６および配管２７の一部（配管２６の合流点から下流）によって、高圧部の塔底液を低圧部、特には低圧部の塔頂部に導くラインが形成される。
【０１３６】
高圧塔１の塔頂部１ｃの外側には、コンデンサーと呼ばれる凝縮器７が配設されており、配管２８が塔頂部１ｃの空間上部から凝縮器７へ設けられている。したがって、高圧塔１の塔頂部１ｃに移動してきた蒸気は凝縮器７で冷却されて液体になり、揮発性の高い成分に富んだ留出液が得られる。また、その液体の一部は必要に応じて塔頂部１ｃに還流される。
【０１３７】
加えて、高圧塔１の棚段塔部１ｂ（或いは充填塔部）には所定の段（特には濃縮部内の段）にチューブバンドル型熱交換器８が差し込まれている。チューブバンドル型熱交換器８のＵ形チューブにおける平行なチューブ部分は、凝縮した液を一度溜め、また上昇蒸気を整流するための液溜め用トレイ９に沿って配されている。該平行なチューブ部分のうち下側のチューブ部分８ａは、低圧塔２の液抜き部２ｄに接続された配管２４と繋がっている。そして上側のチューブ部分８ｂは、液抜き部２ｄの直ぐ下の段に挿入されている配管２５と繋がっている。
【０１３８】
ここで、チューブバンドル型熱交換器８の作用について説明する。
本装置では低圧塔２の塔頂部２ｃから出た蒸気はコンプレッサー４にて昇圧および昇温されて高圧塔１の塔底部１ａに供給される。この昇温された蒸気１３（図８参照）は棚段塔部１ｂに導入されて上昇し、チューブバンドル型熱交換器８のＵチューブと接触する。このとき、熱交換器８の下側のチューブ部分８ａには低圧塔２の任意の段（特には回収部内の段）における液が配管２４により導入されているため、このチューブ部分８ａ内の液が蒸気１３の熱で加熱されるとともに、チューブ部分８ａに接触した蒸気１３の一部は液１４となって下へと落ちる。さらに、熱交換器８の上側のチューブ部分８ｂも蒸気１３の熱で加熱されているので、配管２４から熱交換器８内に導入された液体は下側のチューブ部分８ａから上側のチューブ部分８ｂを移動するにつれて、液相と気相が混ざった流体に変わる。そして、この流体は塔外の配管２５を通って低圧塔２の液抜き部２ｄの直ぐ下の段に導入される（図６参照）。このような流体の循環においては、本構成がサーモサイフォン方式となっているため、ポンプなどの圧送手段を特に必要としない。
【０１３９】
つまり、低圧塔２の液抜き部２ｄから高圧塔１の熱交換器８の下側のチューブ部分８ａまでを配管２４で接続し、さらには、高圧塔１の熱交換器８の上側のチューブ部分８ｂから低圧塔２の液抜き部２ｄの直ぐ下の段までを配管２５で接続しているため、低圧塔２から高圧塔１へ重力により液体が流れ、これによって上記の流体はポンプが無くても高圧塔１から低圧塔２へ押し流される。
【０１４０】
以上のように本例では、熱交換器８によって高圧塔１内の蒸気の熱を奪い、この熱を配管２５によって高圧塔１（特には濃縮部）から低圧塔２（特には回収部）へ移動させることができる。本例のように配管２４，２５および熱交換器８を用いた熱移動システムは、あたかも、高圧塔１の任意の段（特には濃縮部内の段）にサイドコンデンサーが設置されると同時に低圧塔２の任意の段（特には回収部内の段）にサイドリボイラーが設置されているかのような構成である。したがって、上記熱移動システムを備えない蒸留装置と比べて、高圧塔１のコンデンサー７の除熱量が小さくでき、低圧塔２のリボイラー３の入熱量も小さくでき、結果、エネルギー効率の極めて高い蒸留装置を提供することができる。
【０１４１】
なお、図６では上記熱移動システムが１セットだけ示されているが、例えば全理論段数の１０〜３０％に相当するセット数の熱移動システムを設置することができる。勿論、熱移動システムの設置数、熱交換器や配管の配置位置は設計に応じて任意に決められている。
【０１４２】
〔前述のＨＩＤｉＣの例２の詳細〕
次に前述の２）の例のＨＩＤｉＣを説明するが、１）の例と同じ構成要素については同じ符号を使用して説明することにする。
【０１４３】
図９は前述の２）の例の熱交換型蒸留装置の全体構成図を示している。この蒸留装置は、高圧塔１と、高圧塔１よりも高い位置に配置された低圧塔２とを有している。高圧塔１は、塔底部１ａと、棚段塔部（或いは充填塔部）１ｂと、塔頂部１ｃとから構成されている。低圧塔２もまた、塔底部２ａと、棚段塔部（或いは充填塔部）２ｂと、塔頂部２ｃとから構成されている。棚段塔部或いは充填塔部の具体的構成は１）の例と同様である。
【０１４４】
この例は、チューブバンドル型熱交換器８が低圧塔２（特には回収部）側に配置されている点が１）の例と異なっている。
【０１４５】
本例の低圧塔２については、塔底部２ａと塔頂部２ｃに付属する構成（リボイラー３、配管２１，２２，２３，２７など）は図９に示すように前述の１）の例と同じであるが、棚段塔部２ｂ（或いは充填塔部）に関する構成が１）の例と比べて変更されている。
【０１４６】
棚段塔部２ｂ（或いは充填塔部）は所定の段（特には回収部内の段）に液溜め部２ｅを有している。液溜め部２ｅは、上から流下してきた液１０を液溜め用棚板１５上に所定量貯留し、液溜め用棚板１５から溢れた液は下へ落とせるようになっている。液溜め部２ｅに貯留された液の中にチューブバンドル型熱交換器８のＵチューブが浸漬されるように、液溜め部２ｅ内にチューブバンドル型熱交換器８が差し込まれている（図１０参照）。チューブバンドル型熱交換器８のＵ形チューブにおける平行なチューブ部分８ａ，８ｂは、液溜め用棚板１５に沿って配されている。
【０１４７】
該平行なチューブ部分のうち上側のチューブ部分８ｂには、高圧塔１から低圧塔２へ流体を送る配管２９（図９参照）が接続されている。下側のチューブ部分８ａには、低圧塔２から高圧塔１へ流体を送る配管３０（図９参照）が接続されている。
【０１４８】
ここで、液溜め部２ｅでの熱交換器８の作用について説明する。
【０１４９】
本装置では低圧塔２の塔頂部２ｃから棚段或いは充填層を通って原料液が流下してくる。この液１０（図１０参照）は、任意の段（特には回収部内の段）に設けられた液溜め用棚板１５上の液溜め部２ｅに溜まる。液溜め部２ｅ内にはチューブバンドル型熱交換器８のＵ形チューブが配置されているため、該Ｕ形チューブは液１０の中に浸漬されることとなる。この状態において熱交換器８の上側のチューブ部分８ｂに高圧塔１内の高温蒸気が配管２９によって導入されたとき、高温蒸気が移動するチューブ部分８ｂ，８ａの外壁と接している液１０の一部は加熱され蒸気１８になって上昇する（図１０参照）。また配管２９から熱交換器８に導入された高温蒸気は、上側のチューブ部分８ｂから下側のチューブ部分８ａを移動するにつれて、液相と気相が混ざった流体に変わる。この流体は塔外の配管３０を通り、後述するような高圧塔１の仕切板１６上の段に導入される（図９参照）。仕切板１６上は仕切板１６下よりも低い操作圧力に設定されており、この圧力差により流体の循環が行われる。このような流体の循環においては、本構成は１）の例と同じようにポンプなどの圧送手段を特に必要としない。
【０１５０】
つまり、高圧塔１における所定の段（特には濃縮部内の段）から低圧塔２における熱交換器８の上側のチューブ部分８ｂまでを配管２９で接続し、低圧塔２における熱交換器８の下側のチューブ部分８ａから高圧塔１における前記所定の段までを配管３０で接続しているため、仕切板１６上下の圧力差により、高圧塔１内の高圧蒸気は低圧塔２における熱交換器８に向かって配管２９を上昇し、これによって、熱交換器８内で蒸気から変移した液が低圧塔２から塔外の配管３０に押し出され、高圧塔１へ重力により流れる。したがって、ポンプなどの圧送手段は不要である。
【０１５１】
さらに本例の高圧塔１を説明する。
【０１５２】
高圧塔１についても、塔底部１ａと塔頂部１ｃに付属する構成（コンデンサー７、配管２３，２６，２８など）は図９に示すように１）の例と同じであるが、棚段塔部１ｂ（或いは充填塔部）に関する構成が１）の例と比べて変更されている。具体的には、高圧塔１の棚段塔部１ｂ（或いは充填塔部）は途中の位置（特には濃縮部内の位置）で仕切板１６により上下の段が完全に仕切られている。仕切板１６の直ぐ下の段は配管２９と連通しており、この段での上昇蒸気は、鉛直方向に延びる配管２９によって、低圧塔２の液溜め部２ｅに配置された熱交換器８の上側のチューブ部分８ｂに送られる。
【０１５３】
仕切板１６の上側の段には、低圧塔２側からの配管３０が高圧塔１の外壁を貫通して挿入されている。この配管３０から仕切板１６の上側の段に、蒸気と液が混ざった流体が導入され、蒸気は上昇し、液は下へ落ちて仕切板１６上に溜まる。その上昇蒸気は塔頂部１ｃに移動すると、配管２８を通って凝縮器７で冷却される。結果、揮発性の高い成分に富んだ留出液が得られる。
【０１５４】
また仕切板１６を挟んで上下に位置する二つの段は、制御弁１７を備えた配管３１により連絡可能となっている。仕切板１６上に溜まった液は、制御弁１７の開放操作により、仕切板１６の下方の段へ適時送られる。
【０１５５】
以上のように本例では、配管２９によって高圧塔１内（特には濃縮部内）の蒸気を塔外に抜き出し、その蒸気を低圧塔２内（特には回収部内）の熱交換器８に導入することで、高圧塔１内の熱（特には濃縮部内の熱）を奪い低圧塔２内（特には回収部内）に移動させることができる。本例のように配管２９，３０および熱交換器８を用いた熱移動システムは、あたかも、高圧塔１の任意の段（特には濃縮部内の段）にサイドコンデンサーが設置されると同時に低圧塔２の任意の段（特には回収部内の段）にサイドリボイラーが設置されているかのような構成である。したがって、上記熱移動システムを備えない蒸留装置と比べて、高圧塔１のコンデンサー７の除熱量が小さくでき、低圧塔２のリボイラー３の入熱量も小さくでき、結果、エネルギー効率の極めて高い蒸留装置を提供することができる。
【０１５６】
なお、図９では上記熱移動システムが１セットだけ示されているが、本例の場合も１）の例のように、熱移動システムの設置数、熱交換器や配管の配置位置は設計に応じて任意に決められている。
【実施例】
【０１５７】
以下、実施例によって本発明を詳細に説明するが、本発明はこれによって限定されるものではない。
【０１５８】
なお図３〜５中、各装置について、操作温度（℃）が長方形の中に示され、操作圧力（ｋＰａＡ）が正方形（４５°回転させてある）の中に示され、熱負荷（ＭＷ）が長円形の中に示される。ここで、「熱負荷」は、リボイラーにおいて熱交換を行う場合は、その熱交換量（単位時間あたり）を意味し、加熱炉によって加熱を行う場合は消費する燃料の熱量（単位時間あたり）を意味し、コンプレッサーに関しては、消費する電力を一次エネルギーに換算した値（一次エネルギー換算値＝電力÷０．３６６）である。また、各熱負荷は図５（比較例）における高圧キシレン塔５０２ｂの加熱炉の熱負荷を１００とした相対値で示す。
【０１５９】
また図中、二本の線（矢印）と交わっている円はリボイラー（熱交換構造）を表している。円の中に記載されるＲやＴ等の文字は、そのリボイラーの熱源として利用される流体が次の通りであることを意味する：
Ｒ：高圧ラフィネート塔１０６ｂの塔頂蒸気、ただし、熱負荷の数値の後に「（＊）」と記載される場合は、高圧ラフィネート塔の塔底流体、
Ｔ：トルエン塔１１０の塔頂蒸気、
Ｓ：スチーム、ただし、図４においては高圧キシレン塔１０２ｂのコンデンサーで発生させた、飽和温度：１８５℃のスチーム；図５においては低圧キシレン塔５０２ａおよびラフィネート塔５０６で発生させた、飽和温度：１８５℃のスチーム、
Ｘ：高圧キシレン塔５０２ｂの塔頂蒸気、
Ｅ：エキストラクト塔５０４の塔頂蒸気。
【０１６０】
熱交換器構造を表している円に関しては、多重効用に関わるもののみを図中に示している。塔頂のコンデンサーや蒸留塔の予熱のための熱交換器などは省略している。
【０１６１】
また図中、「ＬＰＳ」、「ＭＰＳ」、「ＨＰＳ」は次のとおりのスチームを表す。
ＬＰＳ：低圧スチーム（飽和温度：１５０℃）、
ＭＰＳ：中圧スチーム（飽和温度：１８５℃）、
ＨＰＳ：高圧スチーム（飽和温度：２５０℃）。
【０１６２】
例えば、図３（実施例１）における低圧リフォーメートスプリッター１０１ａについては、塔頂温度が１１０℃、塔底温度が１７３℃、塔内圧力が１５０ｋＰａＡであり、また、熱負荷は二種類あり、高圧ラフィネート塔１０６ａの塔頂蒸気との熱交換量が１０．３ＭＷ、中圧スチームとの熱交換量が２．３ＭＷであり、合計で１２．６ＭＷの熱が低圧リフォーメートスプリッターに供給される。
【０１６３】
〔実施例１〕
図３に実施例１のプロセスフロー及び操作条件（温度、圧力、熱負荷）を示す。低圧リフォーメートスプリッター１０１ａは圧力、１５０ｋＰａＡにて運転され、リボイラーの熱源の一部として、高圧ラフィネート塔１０６ｂの塔頂蒸気を利用し、残りの熱源として中圧スチームを利用する。高圧リフォーメートスプリッター１０１ｂは圧力、３５０ｋＰａＡにて運転され、リボイラーの熱源は低圧スチームを用いる。
【０１６４】
キシレン塔として、低圧キシレン塔１０２ａおよび高圧キシレン塔１０２ｂで構成されるＨＩＤｉＣを用いる。低圧キシレン塔は圧力、１７０ｋＰａＡにて運転され、低圧キシレン塔に備わるリボイラーの熱源には高圧スチームを用いる。高圧キシレン塔は圧力、３７０ｋＰａＡにて運転される。低圧キシレン塔（特には低圧キシレン塔内の回収部）と高圧キシレン塔（特には高圧キシレン塔内の濃縮部）との内部熱交換を行うための熱交換器（Ｅ１〜Ｅ４）が、低圧もしくは高圧リフォーメートスプリッターの内部に４つ備わる。
【０１６５】
ここで低圧キシレン塔１０２ａおよび高圧キシレン塔１０２ｂの操作について説明する。低圧リフォーメートスプリッターで分離された炭素数８以上の芳香族炭化水素成分が富化された留分（重質リフォーメート）が低圧キシレン塔１０２ａの熱交換器Ｅ１より上方に供給される。なお、低圧キシレン塔に供給される前に、低圧リフォーメートスプリッター塔底液に、トルエン塔１１０の塔底液（Ｃ８＋アロマ）が混合される。一方高圧キシレン塔１０２ｂの中段あたりには異性化プロセスからの流体が供給される。
【０１６６】
低圧リフォーメートスプリッターの塔底液を供給する位置より下方（かつ熱交換器Ｅ１より下方、かつ熱交換器Ｅ２より上方）から、低圧キシレン塔の内部液が抜き出される（不図示。この流体抜き出し位置を「Ｅ３への抜き出し位置」と呼ぶ）。この抜き出された内部液は、異性化プロセスからの流体が供給される位置より上方に設置された熱交換器Ｅ３で加熱され、再びＥ３への抜き出し位置より下方かつ熱交換器Ｅ２より上方に戻される（この流体戻り位置を「Ｅ３からの戻り位置」と呼ぶ）。ここで述べた内部熱交換構造は、図６に示される内部熱交換構造と同様の構造であり、Ｅ３は図６に示される熱交換器８に相当する。
【０１６７】
また前述の液体の抜き出しとは別に、低圧キシレン塔の内部液を、Ｅ３からの戻り位置よりさらに下方かつ熱交換器Ｅ２より上方から抜き出す（不図示。この流体抜き出し位置を「Ｅ４への抜き出し位置」と呼ぶ）。この抜き出された内部液は、高圧キシレン塔の異性化プロセスからの流体が供給される位置より下方に設置された熱交換器Ｅ４で加熱され、再びＥ４への抜き出し位置より下方に戻される。ここで述べた内部熱交換構造も、図６に示される内部熱交換構造と同様の構造であり、Ｅ４も図６に示される熱交換器８に相当する。
【０１６８】
異性化プロセスからの流体の供給口より上方に設置された熱交換器Ｅ３より上方から、高圧キシレン塔の塔頂蒸気を抜き出し（不図示。この流体抜き出し位置を「Ｅ１への抜き出し位置」と呼ぶ）、Ｅ３への抜き出し位置より上方に設置された熱交換器Ｅ１で冷却する。冷却された高圧キシレン塔内部流体は、低圧キシレン塔のコンデンサー（不図示）で更に冷却されて凝縮液となり、凝縮液の一部はＨＩＤｉＣから排出されて吸着塔１０３に供給され、凝縮液の残部はＥ１への抜き出し位置より上方で高圧キシレン塔に戻される。ここで述べた熱交換構造は、図９に示される内部熱交換構造と同様の構造であり、Ｅ１は図９に示される熱交換器８に相当する。
【０１６９】
高圧キシレン塔の塔底液は熱交換器Ｅ４より下方から抜き出され、低圧キシレン塔の塔頂に供給される。低圧キシレン塔からの塔頂蒸気はコンプレッサーＣ（図６や図９に示されるコンプレッサー４に相当する）で加圧された後、低圧キシレン塔の塔底部に設置された熱交換器Ｅ２で冷却される（ただしコンプレッサーＣの出口流体が熱交換器Ｅ２を通ることは図示していない）。その後、高圧キシレン塔の塔底液抜き出し位置より上方かつ熱交換器Ｅ４より下方に供給される。
【０１７０】
低圧キシレン塔（特には低圧キシレン塔内の回収部）の内部流体と高圧キシレン塔（特には高圧キシレン塔内の濃縮部）の内部流体との内部熱交換は４か所で行われる。低圧キシレン塔に関しては、低圧リフォーメートスプリッターの塔底流体供給段よりも下方の４か所で内部熱交換が行われ、高圧キシレン塔に関しては、異性化プロセスからの供給段より上方および下方のそれぞれ１か所、及び高圧キシレン塔の塔頂蒸気とコンプレッサーの吐出ガスについて内部熱交換が行われる。
【０１７１】
具体的には、高圧キシレン塔の塔頂蒸気が熱交換器Ｅ１（低圧キシレン塔の内部熱交換４か所のうち最上方の箇所）を通って、低圧キシレン塔内部の流体と熱交換が行われる。冷却された塔頂蒸気は一部凝縮し、残りは下流の熱交換器（コンデンサー）にて全て凝縮される。
【０１７２】
Ｅ３への抜き出し位置（低圧キシレン塔の内部熱交換４か所のうち上から２番目の箇所）から抜き出された内部液が、高圧キシレン塔に設置される熱交換器Ｅ３を通って、高圧キシレン塔内部の流体と熱交換が行われる。加熱された内部流体はＥ３への抜き出し位置より下方に戻す。
【０１７３】
Ｅ４への抜き出し位置（低圧キシレン塔の内部熱交換４か所のうち上から３番目の箇所）から抜き出された内部液が、高圧キシレン塔に設置される熱交換器Ｅ４を通って、高圧キシレン塔内部の流体と熱交換が行われる。加熱された内部流体はＥ４への抜き出し位置より下方に戻す。
【０１７４】
低圧キシレン塔の塔頂蒸気がコンプレッサーで加圧された後、熱交換器Ｅ２（低圧キシレン塔の内部熱交換４か所のうち最下方の箇所）を通って、低圧キシレン塔内部の流体と熱交換が行われる。冷却された蒸気は高圧キシレン塔の最下段に供給される。
【０１７５】
ＨＩＤｉＣの塔頂蒸気として、高圧キシレン塔１０２ｂの塔頂蒸気（炭素数８の芳香族炭化水素が富化された留分）が、前述のように凝縮したうえで吸着塔１０３に供給される。ＨＩＤｉＣの塔底液として、炭素数９以上の芳香族炭化水素が富化された留分が、低圧キシレン塔１０２ａの塔底から排出される。
【０１７６】
ＨＩＤｉＣにより分離された炭素数８の芳香族炭化水素が富化された留分が、吸着塔１０３により、パラキシレンと脱離剤が富化された留分であるエキストラクトと、キシレン異性体（パラキシレン以外）と脱離剤が富化された留分であるラフィネートとに分離される。分離されたエキストラクトはエキストラクト塔１０４に供給され、分離されたラフィネートは低圧ラフィネート塔及び高圧ラフィネート塔に供給される。
【０１７７】
エキストラクト塔１０４は圧力３７ｋＰａＡにて運転され、リボイラーの熱源として、高圧ラフィネート塔の塔頂蒸気を利用する。
【０１７８】
低圧ラフィネート塔は圧力３７ｋＰａＡにて運転され、リボイラーの熱源として、高圧ラフィネート塔の塔頂蒸気を利用する。高圧ラフィネート塔は圧力５００ｋＰａＡにて運転され、リボイラーとして加熱炉Ｆ（熱負荷４４．８ＭＷ）を備える。
【０１７９】
パラキシレン精製塔１０５は圧力、１５０ｋＰａＡにて運転され、リボイラーの熱源の一部として、高圧ラフィネート塔の塔頂蒸気を利用する。残りの熱源として、高圧ラフィネート塔の塔底からの流体を利用する（不図示）。リボイラーの熱負荷は、これら二種類の熱源をあわせて７．５ＭＷである。
【０１８０】
脱離剤再生塔１０７は圧力１８０ｋＰａＡにて運転され、リボイラーの熱源として、高圧ラフィネート塔の塔底からの流体を利用する。
【０１８１】
高圧リフォーメートスプリッター１０１ｂにより分離された軽質リフォーメートは芳香族抽出装置１０８に供給され、芳香族炭化水と非芳香族炭化水素に分離される。分離された芳香族炭化水素は不均化プロセスからのストリーム及びパラキシレン精製塔１０５で分離された粗トルエンと混合された後、ベンゼン塔１０９に供給される。
【０１８２】
ベンゼン塔１０９は圧力１５０ｋＰａＡにて運転され、リボイラーの熱源として、トルエン塔の塔頂蒸気を利用する。
【０１８３】
トルエン塔１１０は圧力７３０ｋＰａＡにて運転され、リボイラーの熱源として、熱油（３００℃）を用いる。
【０１８４】
上記の芳香族炭化水素製造装置について、熱物質収支をとった結果として、後述の比較例に対して、燃料必要量は約５０％の削減を行うことができることがわかった。燃料必要量に、ＨＩＤｉＣで用いるコンプレッサーの電気量と芳香族炭化水素製造装置内で使用するスチームを足し合わせた総消費エネルギー量は、比較例に対して約４％の削減となる。
【０１８５】
尚、本発明内のキシレン塔にはコンプレッサーを用いているため、消費エネルギーの比較のために電力をスチーム換算量として比較している。
【０１８６】
実施例１では、キシレン製造プロセスの蒸留塔（リフォーメートスプリッター、エキストラクト塔、パラキシレン精製塔、脱離剤再生塔、低圧ラフィネート塔）のみを多重効用の対象とした。そのため、実施例２と比較して、運転優位性がある。また、低圧ラフィネート塔を備えるため、分配量調整による運転優位性の面も備える。
【０１８７】
〔実施例２〕
図４に実施例２のプロセスフロー及び操作条件（温度、圧力、熱負荷）を示す。ここでは、ベンゼン塔とトルエン塔のリボイラー熱源を変更し、実施例１と比較して、より総消費エネルギー量の削減となるフローを構築した。具体的には、トルエン塔の操作圧力を変更し、高圧ラフィネート塔の塔頂蒸気をリボイラー熱源として用いる。多重効用の熱負荷が増加するため、高圧ラフィネート塔への分配量を上げ調整した結果、低圧ラフィネート塔を設置することによる総消費エネルギー量の削減量が小さくなることがわかった。そのため、投資コスト削減の観点からラフィネート塔として、実施例１では用いていた低圧ラフィネート塔は設置せず、高圧ラフィネート塔のみを用いる。また、トルエン塔の操作圧力を変更し、多重効用の仕方（リボイラーの熱源）を変更している。さらに高圧キシレン塔１０２ｂのコンデンサーで中圧スチーム（飽和温度：１８５℃）を発生させ、低圧リフォーメートスプリッター、高圧リフォーメートスプリッター及びベンゼン塔のリボイラー熱源に利用する。これら以外は実施例１と同様にして、熱物質収支をとった。
【０１８８】
低圧リフォーメートスプリッター１０１ａは圧力、１５０ｋＰａＡにて運転され、リボイラーの熱源の一部として、高圧ラフィネート塔１０６ｂの塔頂蒸気を利用し、残りの熱源として高圧キシレン塔１０２ｂのコンデンサーで発生させた中圧スチームを利用する。高圧リフォーメートスプリッター１０１ｂは圧力３５０ｋＰａＡにて運転され、リボイラーの熱源は高圧キシレン塔１０２ｂで発生させた中圧スチームを利用する。
【０１８９】
キシレン塔としてＨＩＤｉＣを適用し、低圧キシレン塔１０２ａは圧力、１７０ｋＰａＡにて運転され、低圧キシレン塔に備わるリボイラーの熱源は高圧スチームを用いる。高圧キシレン塔１０２ｂは圧力、３７０ｋＰａＡにて運転される。低圧キシレン塔と高圧キシレン塔との内部熱交換を行うための熱交換器は４つ備わる。高圧キシレン塔に備わるコンデンサーにて中圧スチームを発生させる。
【０１９０】
エキストラクト塔１０４は圧力、３７ｋＰａＡにて運転され、リボイラーの熱源として、ラフィネート塔の塔頂蒸気を利用する。
【０１９１】
ラフィネート塔１０６ｂは圧力、５００ｋＰａＡにて運転され、リボイラーとして加熱炉Ｆを備える。
【０１９２】
パラキシレン精製塔１０５は圧力、１５０ｋＰａＡにて運転され、リボイラーの熱源の一部として、ラフィネート塔の塔頂蒸気を利用する。残りの熱源として、高圧ラフィネート塔の塔底からの流体を利用する（不図示）。リボイラーの熱負荷は、これら二種類の熱源をあわせて７．５ＭＷである。
【０１９３】
脱離剤再生塔１０７は圧力、１８０ｋＰａＡにて運転され、リボイラーの熱源として、ラフィネート塔の塔底からの流体を利用する。
【０１９４】
ベンゼン塔１０９は圧力１５０ｋＰａＡにて運転され、リボイラーの熱源として、高圧キシレン塔のコンデンサーで発生させた中圧スチームを利用する。
【０１９５】
トルエン塔１１０は圧力１５０ｋＰａＡにて運転され、リボイラーの熱源として、ラフィネート塔の塔頂蒸気を利用する。
【０１９６】
上記の芳香族炭化水素製造装置について、熱物質収支をとった結果として、後述の比較例に対して、燃料必要量は約４０％の削減を行うことができることがわかった。燃料必要量に、ＨＩＤｉＣで用いるコンプレッサーの電気量と、芳香族炭化水素製造装置内で使用するスチームを足し合わせた総消費エネルギー量は、比較例に対して約１４％の削減となる。
【０１９７】
尚、本発明におけるキシレン塔（ＨＩＤｉＣ）にはコンプレッサーを用いているため、消費エネルギーの比較のために電気量をスチーム換算量として比較している。
【０１９８】
実施例２では、キシレン製造プロセスの蒸留塔（リフォーメートスプリッター、エキストラクト塔、パラキシレン精製塔、脱離剤再生塔）のみでなくベンゼン塔及びトルエン塔も多重効用の対象とした。そのため、実施例１と比較して、省エネ優位性がある。
【０１９９】
〔比較例〕
比較例として、特許文献１（ＵＳ２０１２／００４８７１１Ａ１）に公開されているプロセスを取り上げる。
【０２００】
この比較例では、図５に示すプロセスにつき熱物質収支をとった。図５に示すようにキシレン塔が、ＨＩＤｉＣではなく、並列に配置された二つの蒸留塔、すなわち低圧キシレン塔５０２ａ及び高圧キシレン塔５０２ｂから構成される。また、リフォーメートスプリッター５０１は一つの蒸留塔で構成され、液化石油ガス成分（ＬＰＧ）と軽質リフォーメートは分離されることなく、芳香族抽出プロセスに供給される。芳香族抽出装置５０８、ベンゼン塔５０９、トルエン塔５１０に関しては、実施例１と同様である（操作条件や多重効用の仕方は異なる）。さらに、ラフィネート塔５０６は一つの蒸留塔で構成される。吸着塔５０３から得られるラフィネートが、ラフィネート塔５０６に供給され、ラフィネート塔の塔底液の一部が脱離剤再生塔５０７に供給され、脱離剤再生塔の塔頂蒸気がラフィネート塔に戻される。
【０２０１】
リフォーメートスプリッター５０１の塔底から得られる重質リフォーメート、及び芳香族抽出プロセスからのストリーム（トルエン塔５１０の塔底液）を低圧キシレン塔５０２ａにて蒸留し、異性化プロセスからのストリームを高圧キシレン塔５０２ｂにて蒸留する。高圧キシレン塔のリボイラーとして加熱炉Ｆを備える。
【０２０２】
高圧キシレン塔の塔頂蒸気を、エキストラクト塔５０４及び低圧キシレン塔５０２ａのリボイラー熱源として利用する。更に、エキストラクト塔の塔頂蒸気を、ベンゼン塔５０９及びパラキシレン精製塔５０５のリボイラー熱源として利用し、低圧キシレン塔及びラフィネート塔の塔頂蒸気を、中圧スチーム（飽和温度：１８５℃）の発生に利用する。
【０２０３】
低圧キシレン塔及びラフィネート塔の塔頂蒸気により発生させたスチームはリフォーメートスプリッターのリボイラー熱源及びトルエン塔５１０のリボイラー熱源に用いられる。なお、比較例では低圧キシレン塔とラフィネート塔の塔頂蒸気により発生させるスチームは、温度レベルが比較的低いため、利用できる量に対して余剰となるため外販などに用いられる。
【０２０４】
実施例１、２、比較例の結果（熱負荷）を表１にまとめて示す。ここに示す熱負荷、すなわち芳香族炭化水素製造装置における熱の消費量は、比較例のフローに示される、高圧キシレン塔５０２ｂのリボイラー熱源である加熱炉Ｆの燃料の熱量を１００とした場合の、エネルギー消費量である。
【０２０５】
【表１】
2014097966.tif 000003
【符号の説明】
【０２０６】
１    高圧塔（高圧部、高圧キシレン塔）
１ａ    塔底部
１ｂ    棚段塔部（或いは充填塔部）
１ｃ    塔頂部
２    低圧塔（低圧部、低圧キシレン塔）
２ａ    塔底部
２ｂ    棚段塔部（或いは充填塔部）
２ｃ    塔頂部
２ｄ    液抜き部
２ｅ    液溜め部
３    加熱器（リボイラー）
４    コンプレッサー
５    棚板
６    圧送手段
７    凝縮器（コンデンサー）
８    チューブバンドル型熱交換器
５、１５    液溜め用棚板
９    液溜め用トレイ
１０、１２、１４    液
１１、１３、１８    蒸気（ベーパー）
１６    仕切板
１７    制御弁
２１、２２、２３、２４、２５、２６、２７、２８、２９、３０、３１    配管
１０１ａ    低圧リフォーメートスプリッター
１０１ｂ    高圧リフォーメートスプリッター
１０２    ＨＩＤｉＣ（キシレン塔）
１０２ａ    ＨＩＤｉＣの低圧キシレン塔
１０２ｂ    ＨＩＤｉＣの高圧キシレン塔
１０３    吸着塔
１０４    エキストラクト塔
１０５    パラキシレン精製塔
１０６ａ    低圧ラフィネート塔
１０６ｂ    高圧ラフィネート塔
１０７    脱離剤再生塔
１０８    芳香族抽出装置
１０９    ベンゼン塔
１１０    トルエン塔
２０１    リフォーメートスプリッター
２０２    キシレン塔
２０３    吸着塔
２０４    エキストラクト塔
２０５    パラキシレン精製塔
２０６    ラフィネート塔
２０７    脱離剤再生塔
２０８    芳香族抽出装置
２０９    ベンゼン塔
２１０    トルエン塔
５０１    リフォーメートスプリッター
５０２ａ    低圧キシレン塔
５０２ｂ    高圧キシレン塔
５０３    吸着塔
５０４    エキストラクト塔
５０５    パラキシレン精製塔
５０６    ラフィネート塔
５０７    脱離剤再生塔
５０８    芳香族抽出装置
５０９    ベンゼン塔
５１０    トルエン塔
Ｃ    コンプレッサー
Ｅ１〜Ｅ４    内部熱交換器
Ｆ    加熱炉
【図１】
2014097966.tif 000004
【図２】
2014097966.tif 000005
【図３】
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【図４】
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【図５】
2014097966.tif 000008
【図６】
2014097966.tif 000009
【図７】
2014097966.tif 000010
【図８】
2014097966.tif 000011
【図９】
2014097966.tif 000012
【図１０】
2014097966.tif 000013