CN103755515A - 一种甲苯歧化生产苯和二甲苯的方法及其设备 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种甲苯歧化生产苯和二甲苯的方法及其设备。由原料预热器、原料换热器、原料加热器、反应精馏塔、反应精馏塔重沸器、反应精馏塔顶冷却器、反应精馏塔顶回流罐、汽提塔、汽提塔进料预热器、汽提塔重沸器、汽提塔顶冷却器、二甲苯产品冷却器、苯产品冷却器和汽提塔顶回流罐组成；本发明使用反应精馏生产苯和二甲苯的方法，实现了甲苯歧化反应单程95~99wt%的转化率；本发明的方法消除了传统甲苯歧化过程中大量甲苯循环的流程，避免了甲苯升温、汽化、降温、冷凝、再升温和汽化的过程，节约能耗46%~80%；本发明使用反应精馏塔和汽提塔替代了原有的反应器、汽提塔、苯塔和甲苯塔，流程结构简单，设备投资显著降低。
Description
技术领域
本发明涉及苯和二甲苯的生产工艺，具体地说，涉及一种甲苯歧化生产苯
和二甲苯的方法及其设备。
背景技术
我国工业能耗约超过全社会总能耗70％，许多能量密集工业过程的单位产品能耗水平比国际先进水平高30～80%。高耗能工业的节能减排增效是社会、经济和环境可持续发展的迫切需要。
苯和二甲苯是重要的化工溶剂和基本有机化工原料，广泛用于制取工业溶剂、塑料、橡胶、纤维、药品、染料、杀虫剂等。利用甲苯制取苯和二甲苯是以反应、分离等热加工过程为主的高能耗、高物耗过程工业。现有甲苯歧化制取苯和二甲苯涉及反应器、汽提塔、苯塔和甲苯塔等重要耗能设备，缺乏考虑能量综合优化的工艺创新设计和全局集成，存在主要问题如下：（1）甲苯歧化反应受化学平衡限制，二甲苯单程转化率低；（2）在甲苯歧化反应器中，反应产物二甲苯无法及时移出反应体系，导致副反应增多，目标产物二甲苯收率进一步降低；（3）未反应的甲苯、反应产物苯和二甲苯均是近沸点物质，导致流程复杂、分离设备投资大、能耗高；（4）大量未反应完全的甲苯在整个流程中循环，存在反复的升温、汽化、降温、冷凝、再升温和汽化的过程，能量浪费严重。因此，甲苯歧化高耗能过程的节能型工艺创新对降低苯和二甲苯生产成本、减少能源和资源消耗极为重要。
发明内容
本发明的目的是针对现有工艺技术中存在的不足，提供一种流程简单、能耗小的甲苯歧化生产苯和二甲苯的方法及其设备。
本发明的目的是通过以下技术方案予以实现：
一种甲苯歧化生产苯和二甲苯的设备，由原料预热器、原料换热器、原料加热器、反应精馏塔、反应精馏塔重沸器、反应精馏塔顶冷却器、反应精馏塔顶回流罐、汽提塔、汽提塔进料预热器、汽提塔重沸器、汽提塔顶冷却器、二甲苯产品冷却器、苯产品冷却器和汽提塔顶回流罐组成；
原料预热器出口通过管道与原料换热器进口连接，原料换热器出口通过管道与原料加热器进口连接，原料加热器出口通过管道与反应精馏塔进料入口连接，反应精馏塔的底部通过管道分别与反应精馏塔重沸器入口和原料换热进口连接，反应精馏塔重沸器出口通过管道与反应精馏塔底部的入口连接，原料换热器出口通过管道与二甲苯产品冷却器入口连接，二甲苯产品冷却器出口通过管线与二甲苯产品出装置线路连接，反应精馏塔顶部通过管道与原料预热器入口连接，原料预热器出口通过管道与反应精馏塔顶冷却器入口连接，反应精馏塔顶冷却器出口通过管道与反应精馏塔顶回流罐入口连接，反应精馏塔顶回流罐气相出口通过管道与燃料气出装置线路连接，反应精馏塔顶回流罐液相出口通过管道分别与反应精馏塔顶部的回流入口和汽提塔进料预热器入口连接，汽提塔进料预热器出口通过管道与汽提塔进料入口连接，汽提塔底部通过管道分别与汽提塔重沸器入口和汽提塔进料预热器进口连接，汽提塔重沸器出口通过管道与汽提塔底部的入口连接，汽提塔进料预热器出口通过管道与苯产品冷却器的入口连接，苯产品冷却器的出口通过管道与苯产品出装置线路连接，汽提塔顶部通过管道与汽提塔顶冷却器入口连接，汽提塔顶冷却器出口通过管道与汽提塔顶回流罐入口连接，汽提塔顶回流罐气相出口通过管线与燃料气出装置线路连接，汽提塔顶回流罐液相出口通过管线分别与汽提塔顶和轻烃产品出装置线路连接。
利用上述设备生产苯和二甲苯的方法，包括如下步骤：
（1）原料甲苯经升压至1.8~3.6MPa后，进入原料预热器与反应精馏塔顶气相换热，然后进入原料换热器与产品二甲苯换热，再进入原料加热器升温至240~300℃经反应精馏塔的反应段进行歧化反应；
（2）反应精馏塔底二甲苯经原料换热器与进料甲苯换热后，再进入二甲苯产品冷却器冷却至40~60℃作为产品送出装置；
（3）反应精馏塔顶气相经原料预热器与进料甲苯换热后，再经过反应精馏塔顶冷却器冷却至35~45℃后进入反应精馏塔顶回流罐，不凝气直接出装置作为燃料气使用，回流罐液相分两路：一路液相返回反应精馏塔顶部，另一路进入汽提塔进料预热器，与产品苯换热后进入汽提塔；
（4）汽提塔底苯经汽提塔进料预热器与汽提塔进料换热后，再进入苯产品冷却器冷却至40~60℃作为产品送出装置；
（5）汽提塔顶气相经汽提塔顶冷却器冷却至35~45℃后进入汽提塔顶回流罐，不凝气直接出装置作为燃料气使用，回流罐液相分两路：一路液相返回汽提塔顶部，另一路作为轻烃产品出装置。
在上述生产方法中，所述反应精馏塔顶压力为1.6~3.6MPa，塔顶温度为220～270℃，塔底温度为260~320℃；所述汽提塔顶压力为0.5~0.9MPa，塔顶温度为120～150℃，塔底温度为160～220℃。
在上述生产方法中，本发明所用的原料是纯度为90.0wt% 以上的甲苯，产品苯纯度为96.0~99.6 wt%，产品二甲苯纯度为95.0~99.0wt%。
与现有技术相比，本发明具有如下有益效果：
（1）本发明使用反应精馏生产苯和二甲苯的方法，通过反应产物苯和二甲苯的连续移出反应体系，使甲苯歧化反应不断向目的方向移动，实现了甲苯歧化反应单程95~99 wt%的转化率；
（2）本发明方法通过甲苯歧化反应与苯、二甲苯分离过程的耦合，消除了传统甲苯歧化过程中大量甲苯循环的流程，避免了甲苯升温、汽化、降温、冷凝、再升温和汽化的过程，节约能耗46%~80%；
（3）本发明使用反应精馏塔和汽提塔替代了原有的反应器、汽提塔、苯塔和甲苯塔，流程结构简单，设备投资显著降低。
附图说明
图1为甲苯歧化生产苯和二甲苯的设备结构示意图。
图2为利用本发明设备的生产工艺流程图。
其中，1为原料预热器，2为原料换热器，3为原料加热器，4为反应精馏塔，5为反应精馏塔重沸器，6为二甲苯产品冷却器，7为反应精馏塔顶冷却器，8为反应精馏塔顶回流罐，9为汽提塔进料预热器，10为汽提塔，11为汽提塔重沸器，12为苯产品冷却器，13为汽提塔顶冷却器，14为汽提塔顶回流罐。
具体实施方式
如图1所示，一种甲苯歧化生产苯和二甲苯的设备，由原料预热器1、原料换热器2、原料加热器3、反应精馏塔4、反应精馏塔重沸器5、反应精馏塔顶冷却器7、反应精馏塔顶回流罐8、汽提塔10、汽提塔进料预热器9、汽提塔重沸器11、汽提塔顶冷却器13、二甲苯产品冷却器6、苯产品冷却器12和汽提塔顶回流罐14组成；原料预热器1出口通过管道与原料换热器2进口连接，原料换热器2出口通过管道与原料加热器3进口连接，原料加热器3出口通过管道与反应精馏塔4进料入口连接，反应精馏塔4的底部通过管道分别与反应精馏塔重沸器5入口和原料换热器2进口连接，反应精馏塔重沸器5出口通过管道与反应精馏塔4底部的入口连接，原料换热器2出口通过管道与二甲苯产品冷却器6入口连接，二甲苯产品冷却器6出口通过管线与二甲苯产品出装置线路连接，反应精馏塔4顶部通过管道与原料预热器1入口连接，原料预热器1出口通过管道与反应精馏塔顶冷却器7入口连接，反应精馏塔顶冷却器7出口通过管道与反应精馏塔顶回流罐8入口连接，反应精馏塔顶回流罐8气相出口通过管道与燃料气出装置线路连接，反应精馏塔顶回流罐8液相出口通过管道分别与反应精馏塔4顶部的回流入口和汽提塔进料预热器9入口连接，汽提塔进料预热器9出口通过管道与汽提塔10进料入口连接，汽提塔10底部通过管道分别与汽提塔重沸器11入口和汽提塔进料预热器9进口连接，汽提塔重沸器11出口通过管道与汽提塔10底部的入口连接，汽提塔进料预热器9出口通过管道与苯产品冷却器12的入口连接，苯产品冷却器12的出口通过管道与苯产品出装置线路连接，汽提塔10顶部通过管道与汽提塔顶冷却器13入口连接，汽提塔顶冷却器13出口通过管道与汽提塔顶回流罐14入口连接，汽提塔顶回流罐14气相出口通过管线与燃料气出装置线路连接，汽提塔顶回流罐14液相出口通过管线分别与汽提塔顶和轻烃产品出装置线路连接。
生产时，将含甲苯与少量C9的混合进料输入到工艺中，催化剂采用固体装填式，工艺如下：
（1）原料甲苯经升压至1.8~3.6MPa后，进入原料预热器与反应精馏塔顶气相换热，然后进入原料换热器与产品二甲苯换热，再进入原料加热器升温至240~300℃经反应精馏塔的反应段进行歧化反应；
（2）反应精馏塔底二甲苯经原料换热器与进料甲苯换热后，再进入二甲苯产品冷却器冷却至40~60℃作为产品送出装置；
（3）反应精馏塔顶气相经原料预热器与进料甲苯换热后，再经过反应精馏塔顶冷却器冷却至35~45℃后进入反应精馏塔顶回流罐，不凝气直接出装置作为燃料气使用，回流罐液相分两路：一路液相返回反应精馏塔顶部，另一路进入汽提塔进料预热器，与产品苯换热后进入汽提塔；
（4）汽提塔底苯经汽提塔进料预热器与汽提塔进料换热后，再进入苯产品冷却器冷却至40~60℃作为产品送出装置；
（5）汽提塔顶气相经汽提塔顶冷却器冷却至35~45℃后进入汽提塔顶回流罐，不凝气直接出装置作为燃料气使用，回流罐液相分两路：一路液相返回汽提塔顶部，另一路作为轻烃产品出装置。
甲苯进入反应精馏塔温度为273~284℃，压力为2.9~3.3MPa。反应精馏塔顶压力为2.7~2.9MPa，塔顶温度为242～247℃，塔底温度为296~303℃；汽提塔顶压力为0.7~0.8MPa，塔顶温度为138～142℃，塔底温度为199～207℃。
运用化工流程模拟软件ASPEN PLUS对反应精馏塔、汽提塔全流程进行模拟计算，反应精馏塔计算结果如表1所示，二甲苯产品纯度可达到98.5 wt%，甲苯含量为0.8 wt%；汽提塔计算结果如表2所示，苯产品纯度可达99.3 wt%。
表1表明，通过实施此工艺，在反应精馏塔塔底几乎可以得到全部的对二甲苯产品；表2表明，在汽提塔中，几乎所有的产品苯都可以分离。同时，在产品苯和二甲苯中，原料甲苯的含量均低于1%，说明甲苯单程转化率显著提高。
与传统甲苯歧化生产苯和二甲苯相比，本工艺单程可以实现甲苯99%以上转化，消除了传统未反应完全的甲苯的分离和循环流程，降低能耗62~68%。
表1 Aspen Plus 反应精馏塔模拟计算组成（质量分数）
表2 Aspen Plus 汽提塔模拟计算组成（质量分数）
Claims (3)
1.一种甲苯歧化生产苯和二甲苯的设备，其特征在于由原料预热器（1）、原料换热器（2）、原料加热器（3）、反应精馏塔（4）、反应精馏塔重沸器（5）、反应精馏塔顶冷却器（7）、反应精馏塔顶回流罐（8）、汽提塔（10）、汽提塔进料预热器（9）、汽提塔重沸器（11）、汽提塔顶冷却器（13）、二甲苯产品冷却器（6）、苯产品冷却器（12）和汽提塔顶回流罐（14）组成；
原料预热器（1）出口通过管道与原料换热器（2）进口连接，原料换热器（2）出口通过管道与原料加热器（3）进口连接，原料加热器（3）出口通过管道与反应精馏塔（4）进料入口连接，反应精馏塔（4）的底部通过管道分别与反应精馏塔重沸器（5）入口和原料换热器（2）进口连接，反应精馏塔重沸器（5）出口通过管道与反应精馏塔（4）底部的入口连接，原料换热器（2）出口通过管道与二甲苯产品冷却器（6）入口连接，二甲苯产品冷却器（6）出口通过管线与二甲苯产品出装置线路连接，反应精馏塔（4）顶部通过管道与原料预热器（1）入口连接，原料预热器（1）出口通过管道与反应精馏塔顶冷却器（7）入口连接，反应精馏塔顶冷却器（7）出口通过管道与反应精馏塔顶回流罐（8）入口连接，反应精馏塔顶回流罐（8）气相出口通过管道与燃料气出装置线路连接，反应精馏塔顶回流罐（8）液相出口通过管道分别与反应精馏塔（4）顶部的回流入口和汽提塔进料预热器（9）入口连接，汽提塔进料预热器（9）出口通过管道与汽提塔（10）进料入口连接，汽提塔（10）底部通过管道分别与汽提塔重沸器（11）入口和汽提塔进料预热器（9）进口连接，汽提塔重沸器（11）出口通过管道与汽提塔（10）底部的入口连接，汽提塔进料预热器（9）出口通过管道与苯产品冷却器（12）的入口连接，苯产品冷却器（12）的出口通过管道与苯产品出装置线路连接，汽提塔（10）顶部通过管道与汽提塔顶冷却器（13）入口连接，汽提塔顶冷却器（13）出口通过管道与汽提塔顶回流罐（14）入口连接，汽提塔顶回流罐（14）气相出口通过管线与燃料气出装置线路连接，汽提塔顶回流罐（14）液相出口通过管线分别与汽提塔顶和轻烃产品出装置线路连接。
2.利用权利要求1所述设备生产苯和二甲苯的方法，其特征在于包括如下步骤：
（1）原料甲苯经升压至1.8~3.6MPa后，进入原料预热器与反应精馏塔顶气相换热，然后进入原料换热器与产品二甲苯换热，再进入原料加热器升温至240~300℃经反应精馏塔的反应段进行歧化反应；
（2）反应精馏塔底二甲苯经原料换热器与进料甲苯换热后，再进入二甲苯产品冷却器冷却至40~60℃作为产品送出装置；
（3）反应精馏塔顶气相经原料预热器与进料甲苯换热后，再经过反应精馏塔顶冷却器冷却至35~45℃后进入反应精馏塔顶回流罐，不凝气直接出装置作为燃料气使用，回流罐液相分两路：一路液相返回反应精馏塔顶部，另一路进入汽提塔进料预热器，与产品苯换热后进入汽提塔；
（4）汽提塔底苯经汽提塔进料预热器与汽提塔进料换热后，再进入苯产品冷却器冷却至40~60℃作为产品送出装置；
（5）汽提塔顶气相经汽提塔顶冷却器冷却至35~45℃后进入汽提塔顶回流罐，不凝气直接出装置作为燃料气使用，回流罐液相分两路：一路液相返回汽提塔顶部，另一路作为轻烃产品出装置。
3.如权利要求2所述的方法，其特征在于，所述反应精馏塔顶压力为1.6~3.6MPa，塔顶温度为220～270℃，塔底温度为260~320℃；所述汽提塔顶压力为0.5~0.9MPa，塔顶温度为120～150℃，塔底温度为160～220℃。
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