CN102267860B - 一种生产对二甲苯的方法及吸附设备 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种生产对二甲苯的方法及吸附设备。其主要技术方案是：含C8芳烃原料于吸附设备内在吸附剂和解吸剂存在下进行连续吸附和解吸，分离为抽出液和抽余液，抽出液分离为解吸剂和富对二甲苯物流，解吸剂循环使用，富对二甲苯物流经过结晶分离生产高纯度对二甲苯产品，所述吸附设备包括4个切换操作的吸附区，分别为吸收区、缓冲区、解吸区和纯化区。使用本发明可简化吸附分离工艺，减少吸附剂装量，并可优化结晶工艺和操作条件。
Description
技术领域
本发明属于石油化工领域，涉及一种对二甲苯的生产方法及该方法所用的吸附设备。
背景技术
C8烃的四种同分异构体物性相似、沸点相差小，用常规的精馏方法难以分离，必须采用特殊的分离工艺。目前国内外工业应用比较成熟的主要有深冷结晶工艺和吸附分离工艺。
深冷结晶利用四种C8芳烃同分异构体结晶点差异较大的原理(对二甲苯结晶点+13.26℃，其余三种C8芳烃同分异构体结晶点低于-47.8℃)，通过深度冷却的方法分离生产高纯度对二甲苯(以下简称PX)。深冷结晶工艺需要两段深冷结晶(一段结晶温度-65℃左右，二段结晶温度-25℃左右)，传统深冷结晶工艺受对二甲苯单程收率低、公用工程消耗大，操作和维修费用高等不利因素限制未得到广泛应用，近年来，结晶工艺在技术上不断完善和改进，与传统的深冷结晶工艺相比技术经济指标显著提高(对二甲苯单程收率提高，操作费用降低)。
吸附分离是利用沸石吸附剂对四种C8芳烃同分异构体的吸附选择性差异，优先吸附对二甲苯，再利用解吸剂(对二乙基苯)将吸附的对二甲苯解吸出来，然后通过精馏实现对二甲苯与解吸剂的分离，从而生产高纯度对二甲苯，吸附分离采用模拟移动床设备实现液固逆流接触。吸附分离工艺主要有两种专利技术，即美国UOP公司的PAREX工艺和法国AXENS公司的ELUXYL工艺，目前已投产和在建的PX装置绝大部分采用吸附分离工艺。
深冷结晶工艺和吸附分离工艺各有优缺点。深冷结晶工艺的优点是投资低、产品纯度可靠、进料杂质含量要求低，缺点是单程回收率低、操作费用高；吸附分离工艺采用模拟移动床设备，优点是单程回收率高，缺点是投资高，产品纯度风险大。总体来说：深冷结晶工艺适合PX纯化，由于收率低不适于PX提浓，相反，吸附分离工艺适合PX提浓，但受EB影响生产高纯度PX比较困难。
深冷结晶工艺虽投资低，但收率低、操作费用高，吸附分离工艺产品收率高，但投资也高，两种工艺的PX生产成本均较高。因此如何充分发挥两种工艺的优势和特点，扬长避短，结合深冷结晶和吸附分离两种工艺开发一种生产成本低、产品具有竞争力的PX生产工艺，具有比较重要的开发意义和广阔的应用前景。
法国石油公司在中国申请的“采用模拟移动床吸附和结晶从碳八芳烃中分离对二甲苯的方法”专利(专利号92111073.1)，是结合深冷结晶和吸附分离两种工艺的各自特点，由吸附分离PX进行提浓，再由结晶对PX进行提纯(至少一段结晶)。
发明内容
本发明的目的是提供一种简化的吸附-结晶分离对二甲苯的方法及吸附设备，使用本发明可减少吸附剂用量，优化结晶工艺和操作条件。
本发明提供一种生产对二甲苯的方法，含C8芳烃原料于吸附设备内在吸附剂和解吸剂的存在下进行连续吸附和解吸，分离为抽出液和抽余液，抽出液分离为解吸剂和富对二甲苯物流，解吸剂循环使用，富对二甲苯物流经过结晶分离生产高纯度对二甲苯产品，其结晶母液返回与含C8芳烃原料混合；抽余液通过精馏进一步分离为贫对二甲苯物流和解吸剂，贫对二甲苯物流送往异构化单元进料，解吸剂循环使用。其特征在于：吸附设备包括4个切换操作的吸附区，分别为吸收区、缓冲区、解吸区和纯化区，含C8芳烃原料在吸附设备的四个吸附区进行连续吸附和解吸，分离为抽出液和抽余液。
本发明方法所述富对二甲苯物流结晶后的结晶母液分离出C9芳烃后返回与吸附设备含C8芳烃原料混合。
本发明方法所述抽出液分离出的解吸剂和抽余液分离出的解吸剂混合后循环回吸附设备。
本发明方法所述富对二甲苯物流的结晶分离为单段结晶分离。
本发明方法所述解吸剂为对二乙基苯。
本发明方法所述结晶分离采用对二甲苯作为反洗液。
本发明方法所述每个吸附区的温度为140～180℃。
本发明方法所述解吸区内解吸剂与进入解吸区的物流重量比为1.0～1.6。
本发明方法所述吸收区内吸附剂与进入吸收区的物流重量比为1.5～2.5。
本发明方法所述结晶温度为-20～-10℃。
本发明还提供一种吸附设备，其特征在于：吸附设备包括4个重叠布置的吸附室，每个吸附室为1个吸附区，每个吸附室的上部设置有进料口，下部设置有抽出口，进料口与进料管线相连，抽出口与出料管线相连，原料管线通过第一混合设备与进料管线相连，解吸剂注入管线通过第二混合设备与进料管线相连，抽余液管线和抽出液管线分别与出料管线相连，原料管线、解吸剂注入管线、抽余液管线和抽出液管线上均设有电磁开关阀，第一个吸附室的抽出管线终端与第二吸附室的进料管线始端相连，依次类推，第四个吸附室的出料管线终端与第一个吸附室的进料管线始端相连。
本发明吸附设备的进一步特征在于：第四个吸附室的出料管线终端通过循环泵与第一个吸附室的进料管线始端相连。
本发明与现有技术相比，其效果是：
1、本发明采用4个重叠布置的吸附室替代24床层吸附塔，吸附剂装量、内件形式和数量以及控制床层步进切换的电磁开关阀数量均大幅简化和减少。
2、本发明结晶工艺和操作条件得到进一步优化，结晶温度、结晶收率进一步改善，反洗液采用对二甲苯，进一步简化了流程，投资和操作费用均较法国石油公司的吸附结晶组合工艺进一步降低。
3、本发明方法可实现在线检修。本发明吸附设备的每个吸附室之间采用管线连接，从而可以在某个吸附室出现故障时切出，采用备用吸附室方案从而实现在线检修，而传统吸附分离工艺均采用吸附塔，无法实现在线切换检修。
4、循环物流与外部引入物流在进吸附室前管路进行预混合，不但混合更加均匀，而且吸附室内件结构进一步简化。
下面用附图和具体实施方式来详细说明本发明，但并不限制本发明的范围。
附图及附图说明
图1为本发明一种简单工艺流程示意图。
图2-图5为本发明吸附设备步进切换过程图。
图中所示附图标记为：
1-含C8芳烃原料，2-脱除C9芳烃的结晶母液，3-进料混合物，4-吸附设备，5-抽出液，6-抽余液，7-抽出液精馏塔，8-富对二甲苯的C8芳烃物流，9、17-解吸剂，10-结晶设备，11-对二甲苯产品，12-结晶母液，13-C9芳烃分离塔，14-C9芳烃物流，15-抽余液精馏塔，16-贫对二甲苯的C8芳烃物流，18-混合解吸剂，21、22、23、24-吸附室，25-原料管线，26-解吸剂注入管线，27-抽出液管线，28-抽余液管线，29-进料管线，30-第一混合设备，31-第二混合设备，32-进料口，33-出料口，34-循环泵，35-出料管线。
具体实施方式
如图1所示，含C8芳烃原料1与脱除C9芳烃的结晶母液2混合后作为进料混合物3，在混合解吸剂18存在下，进料混合物3至吸附设备4进行连续吸附和解吸，分离为抽出液5和抽余液6，抽出液5进抽出液精馏塔7进行精馏，分离为解吸剂9和富对二甲苯的C8芳烃物流8，富对二甲苯的C8芳烃物流8进入结晶设备10进行结晶分离，生产出高纯度对二甲苯产品11，其结晶母液12进C9芳烃分离塔13脱除C9芳烃，脱除C9芳烃的结晶母液2返回与含C8芳烃原料1混合，C9芳烃物流14送出装置，抽余液6进入抽余液精馏塔15进行精馏分离，分离出的贫对二甲苯的C8芳烃物流16，送出装置或送往异构化单元作为异构化装置的进料，分离出的解吸剂17与解吸剂9混合后作为混合解吸剂18，循环使用。
如图2-图5所示，吸附设备包括4个重叠布置的吸附室21、22、23和24，每个吸附室为1个吸附区，每个吸附室的上部设置有进料口32，下部设置有出料口33，进料口32与进料管线29相连，出料口33与出料管线35相连，原料管线25通过第一混合设备30与进料管线29相连，解吸剂注入管线26通过第二混合设备31与进料管线29相连，抽余液管线28和抽出液管线27分别与出料管线35相连，原料管线25、解吸剂注入管线26、抽余液管线28和抽出液管线27上均设有电磁开关阀，第一个吸附室21的出料管线终端与第二吸附室22的进料管线始端相连，依次类推，第四个吸附室24的出料管线终端通过循环泵34与第一个吸附室21的进料管线始端相连。
图2-图5中电磁开关阀为
时表示阀关，电磁开关阀为
时表示阀开，吸附设备的步进切换吸附具体过程如图2-图5所示。
图2中，吸附室21为解吸区，吸附室22为纯化区，吸附室23为吸收区，吸附室24为缓冲区。
图3中，吸附室21为缓冲区，吸附室22为解吸区，吸附室23为纯化区，吸附室24为吸收区。
图4中，吸附室21为吸收区，吸附室22为缓冲区，吸附室23为解吸区，吸附室24为纯化区。
图5中，吸附室21为纯化区，吸附室22为吸收区，吸附室23为缓冲区，吸附室24为解吸区。
吸收区中：进料混合物3经原料管线25进入第一混合设备30，与纯化区来的物流混合后经进料管线29进入吸附室，与吸附剂接触，优先吸附其中的对二甲苯，到达吸附区底部时，大部分对二甲苯被吸附剂吸附，吸收区底部物流为贫对二甲苯C8芳烃和解吸剂，部分作为抽余液6经抽余液管线28抽出后至抽余液精馏塔15进行进一步分离，其余进入缓冲区。
缓冲区中：自解吸区上移的解吸完全的吸附剂，与自吸收区来的物流接触，其中的贫对二甲苯C8芳烃被全部吸附，缓冲区底部物流为纯解吸剂物流，进入解吸区。
解吸区中：混合解吸剂18经解吸剂注入管线26进入第二混合设备31，与缓冲区来的解吸剂物流混合后经进料管线29进入吸附室，与自纯化区上移的吸附有高浓度对二甲苯的吸附剂接触，到解吸区底部时，吸附剂上的对二甲苯被解吸剂全部解吸出来，解吸区底部物流为对二甲苯和解吸剂，部分作为抽出液5抽出后至抽出液精馏塔7进行进一步分离，其余进入纯化区。
纯化区中：自吸附区上移的吸附剂吸附大部分对二甲苯的同时亦吸附部分其它C8芳烃同分异构体，与自解吸区来的富含对二甲苯的物流接触，吸附剂上少量其它C8芳烃同分异构体逐渐被置换出来，吸附剂吸附的对二甲苯浓度进一步提高，从而达到提浓的目的。纯化区底部物流含有自吸附剂脱附下来的C8芳烃同分异构体，与进料混合物3混合后进入吸收区。
吸附室内物流从上到下依靠重力流动，底部吸附室物流经循环泵34升压后循环回顶部吸附室，从而实现内部物流的闭环循环流动。
Claims (12)
1.一种生产对二甲苯的方法，含C8芳烃原料于吸附设备内在吸附剂和解吸剂存在下进行连续吸附和解吸，分离为抽出液和抽余液，抽出液分离为解吸剂和富对二甲苯物流，解吸剂循环使用，富对二甲苯物流经过结晶分离生产高纯度对二甲苯产品，其结晶母液返回与含C8芳烃原料混合；抽余液通过精馏进一步分离为贫对二甲苯物流和解吸剂，贫对二甲苯物流送往异构化单元，解吸剂循环使用，其特征在于：吸附设备包括4个重叠布置的吸附室，每个吸附室为1个吸附区，分别为吸收区、缓冲区、解吸区和纯化区，吸附区切换操作，最下面吸附室的出料管线通过循环泵与最上面吸附室的进料管线相连，含C8芳烃原料和结晶母液混合后作为进料混合物，在吸附设备的四个吸附区进行连续吸附和解吸，分离为抽出液和抽余液；
吸收区中：进料混合物进入第一混合设备，与纯化区来的物流混合后进入吸附室，与吸附剂接触，吸收区底部物流为贫对二甲苯C8芳烃和解吸剂，部分作为抽余液抽出后进行进一步分离，其余进入缓冲区；
缓冲区中：自解吸区上移的解吸完全的吸附剂，与自吸收区来的物流接触，其中的贫对二甲苯C8芳烃被全部吸附，缓冲区底部物流为纯解吸剂物流，进入解吸区；
解吸区中：混合解吸剂进入第二混合设备，与缓冲区来的解吸剂物流混合后进入吸附室，与自纯化区上移的吸附剂接触，到解吸区底部时，吸附剂上的对二甲苯被解吸剂全部解吸出来，解吸区底部物流为对二甲苯和解吸剂，部分作为抽出液抽出后进行进一步分离，其余进入纯化区；
纯化区中：自吸附区上移的吸附剂与自解吸区来的富含对二甲苯的物流接触，纯化区底部物流含有自吸附剂脱附下来的C8芳烃同分异构体，与进料混合物混合后进入吸收区。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述富对二甲苯物流结晶后的结晶母液分离出C9芳烃后返回与吸附设备含C8芳烃原料混合。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述抽出液分离出的解吸剂和抽余液分离出的解吸剂混合后循环回吸附设备。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述富对二甲苯物流的结晶分离为单段结晶分离。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述解吸剂为对二乙基苯。
6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述结晶分离采用对二甲苯作为反洗液。
7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述每个吸附区的温度为140～180℃。
8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述解吸区内解吸剂与进入解吸区的物流重量比为1.0～1.6。
9.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述吸收区内吸附剂与进入吸收区的物流重量比为1.5～2.5。
10.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述结晶温度为-20～-10℃。
11.一种用于权利要求1所述生产对二甲苯方法的吸附设备，其特征在于：吸附设备包括4个重叠布置的吸附室，每个吸附室为1个吸附区，每个吸附室的上部设置有进料口，下部设置有抽出口，进料口与进料管线相连，抽出口与出料管线相连，原料管线通过第一混合设备与进料管线相连，解吸剂注入管线通过第二混合设备与进料管线相连，抽余液管线和抽出液管线分别与出料管线相连，原料管线、解吸剂注入管线、抽余液管线和抽出液管线上均设有电磁开关阀，第一个吸附室的抽出管线终端与第二吸附室的进料管线始端相连，依次类推，第四个吸附室的出料管线终端与第一个吸附室的进料管线始端相连。
12.根据权利要求11所述的吸附设备，其特征在于：第四个吸附室的出料管线终端通过循环泵与第一个吸附室的进料管线始端相连。
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