CN103845915A - 一种甲苯歧化反应流出物的多级闪蒸分离设备及其分离方法 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种甲苯歧化反应流出物的多级闪蒸分离设备及其分离方法包括：甲苯歧化反应流出物经冷却器降温后进入一级闪蒸罐，闪蒸气相再经过冷却器降温后进入二级闪蒸罐，二级闪蒸罐气相作为循环氢使用，液相进入汽提塔；汽提塔顶气相进入冷却器降温后，再进入回流罐，不凝气从回流罐顶部排出，液相一部分作为回流，另一部分作为产品轻烃输出；汽提塔底液相进入苯塔上部，一级闪蒸罐底液相进入苯塔下部，苯塔塔顶得到产品苯，塔底液相进入甲苯塔；甲苯塔顶得到甲苯，塔底得到产品二甲苯。本发明使用多级闪蒸与精馏混合工艺中，降低了甲苯歧化反应流出物分离过程的能耗，显著减少了汽提塔处理量，有利于工业化生产、扩产和节能改造。
Description
技术领域
本发明涉及一种甲苯歧化反应流出物的多级闪蒸分离设备及其分离方法。
背景技术
在传统能源日趋枯竭和自然环境保护日益严格的背景下，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。然而，我国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%。因此，如何通过技术创新提高工艺过程能量利用效率显得尤为重要。
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。甲苯歧化反应流出物包括循环氢、轻烃、苯、甲苯和二甲苯等。由于反应流出物的分离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）为分离反应流出物中的循环氢，高温反应流出物全部冷却至常温，并通过闪蒸罐实现气液分离，液相再升温进入精馏塔，反应流出物存在重复降温、升温的过程；（2）反应流出物中的苯、甲苯和二甲苯均是近沸点物质，导致分离流程复杂、设备投资大、能耗高。因此，甲苯歧化反应流出物高耗能分离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，提供一种多级闪蒸、能耗小的甲苯歧化反应流出物分离设备及方法。
本发明的目的是通过以下技术方案予以实现：
一种甲苯歧化反应流出物的多级闪蒸分离设备，包括反应流出物冷却器、一级闪蒸罐、闪蒸冷却器、二级闪蒸罐、汽提塔、汽提塔顶冷却器、汽提塔顶回流罐、汽提塔重沸器、苯塔、苯塔顶冷却器、苯塔顶回流罐、苯塔重沸器、甲苯塔、甲苯塔顶冷却器、甲苯塔顶回流罐和甲苯塔重沸器；
其中，反应流出物冷却器壳程入口与甲苯歧化反应流出物管道出口连接，壳程出口与一级闪蒸罐入口连接，一级闪蒸罐顶部气相出口与闪蒸冷却器壳程入口连接，一级闪蒸罐底部液相出口与苯塔下部入口连接，闪蒸冷却器壳程出口与二级闪蒸罐入口连接，二级闪蒸罐顶部气相出口与循环氢管道入口连接，二级闪蒸罐底部液相与汽提塔入口连接；汽提塔顶部气相出口与汽提塔顶冷却器壳程入口连接，汽提塔顶冷却器壳程出口与汽提塔顶回流罐入口连接，汽提塔顶回流罐气相出口与燃料气产品管道入口连接，汽提塔顶回流罐液相出口分别与汽提塔顶回流入口和轻烃产品管道入口连接，汽提塔底液相出口分别与汽提塔重沸器壳程入口和苯塔上部入口连接，汽提塔重沸器壳程出口与汽提塔底部入口连接；苯塔顶部气相出口与苯塔顶冷却器壳程入口连接，苯塔顶冷却器壳程出口与苯塔顶回流罐入口连接，苯塔顶回流罐液相出口分别与苯塔顶回流入口和苯产品管道入口连接，苯塔底液相出口分别与苯塔重沸器壳程入口和甲苯塔入口连接，苯塔重沸器壳程出口与苯塔底部入口连接；甲苯塔顶部气相出口与甲苯塔顶冷却器壳程入口连接，甲苯塔顶冷却器壳程出口与甲苯塔顶回流罐入口连接，甲苯塔顶回流罐液相出口分别与甲苯塔顶回流入口和循环甲苯管道入口连接，甲苯塔底液相出口分别与甲苯塔重沸器壳程入口和二甲苯产品管道入口连接，甲苯塔重沸器壳程出口与甲苯塔底部入口连接。
利用上述设备分离甲苯歧化反应流出物的方法，包括如下步骤：
（1）甲苯歧化反应流出物经冷却器降温至180～250℃后，进入一级闪蒸罐，一级闪蒸气相继续冷却，液相进入苯塔下部；
（2）一级闪蒸气相经冷却器降温至35～60℃后进入二级闪蒸罐实现气液分离，二级闪蒸气相作为循环氢使用，二级闪蒸液相经加热升温至120～200℃后进入汽提塔；
（3）汽提塔的两股进料经汽提塔分离后，塔顶气相经冷凝器后进入回流罐，回流罐气相作为燃料气产品，回流罐液相部分作为回流，至汽提塔顶部，另一部分作为轻烃产品，汽提塔底液相进入苯塔上部；
（4）苯塔将来自汽提塔底和一级闪蒸罐的进料进行分离，塔顶气相进入冷却器降温后进入回流罐，回流罐出口物料一部分进入苯塔顶部作为回流，另一部分作为产品苯，苯塔底液相进入甲苯塔；
（5）甲苯塔将来自苯塔底的物料分离为甲苯和二甲苯，甲苯塔顶气相经冷却器降温后进入回流罐，回流罐出口物料一部分作为回流返回至甲苯塔顶部，另一部分作为甲苯循环物料返回至反应器，塔底物料作为二甲苯产品。
在上述方法中，所述一级闪蒸罐压力为0.5～1.2MPa；二级闪蒸罐压力为0.5～1.0MPa；汽提塔顶压力为0.5～1.0MPa，塔顶温度为35～60℃，塔底温度为180～220℃；苯塔顶压力为0.1～0.2MPa，塔顶温度为80～130℃，塔底温度为140～180℃；甲苯塔顶压力为0.4～0.9MPa，塔顶温度为150～210℃，塔底温度为220～260℃。
与现有技术相比，本发明具有如下有益效果：
（1）本发明充分利用甲苯歧化反应流出物的高温热量，使用多级闪蒸与精馏分离相结合的分离方法，通过反应流出物多级闪蒸大幅度减少汽提塔的进料量，显著降低汽提塔底再沸器和冷凝器负荷，使甲苯歧化反应流出物的热量得到充分利用，并渐次分离，减少分离过程能量消耗和火用损，能量消耗降低11～30%；
（2）本发明方法通过多级闪蒸在减少分离过程能量消耗的同时，降低了汽提塔的处理量，可以消除甲苯歧化装置扩产的汽提塔瓶颈，降低扩产成本。
附图说明
图1为甲苯歧化反应流出物的多级闪蒸分离设备结构示意图。
图2为甲苯歧化反应流出物的多级闪蒸分离方法流程图。
其中，1反应流出物冷却器，2一级闪蒸罐，3闪蒸冷却器，4二级闪蒸罐，5汽提塔，6汽提塔顶冷却器，7汽提塔顶回流罐，8汽提塔重沸器，9苯塔，10苯塔顶冷却器，11苯塔顶回流罐，12苯塔重沸器，13甲苯塔，14甲苯塔顶冷却器，15甲苯塔顶回流罐，16甲苯塔重沸器。
具体实施方式
如图1所示，一种甲苯歧化反应流出物的多级闪蒸分离设备，包括反应流出物冷却器1、一级闪蒸罐2、闪蒸冷却器3、二级闪蒸罐4、汽提塔5、汽提塔顶冷却器6、汽提塔顶回流罐7、汽提塔重沸器8、苯塔9、苯塔顶冷却器10、苯塔顶回流罐11、苯塔重沸器12、甲苯塔13、甲苯塔顶冷却器14、甲苯塔顶回流罐15和甲苯塔重沸器16；
其中，反应流出物冷却器1壳程入口与甲苯歧化反应流出物管道出口连接，壳程出口与一级闪蒸罐2入口连接，一级闪蒸罐2顶部气相出口与闪蒸冷却器3壳程入口连接，一级闪蒸罐2底部液相出口与苯塔9下部入口连接，闪蒸冷却器3壳程出口与二级闪蒸罐4入口连接，二级闪蒸罐4顶部气相出口与循环氢管道入口连接，二级闪蒸罐4底部液相与汽提塔5入口连接；汽提塔5顶部气相出口与汽提塔顶冷却器6壳程入口连接，汽提塔顶冷却器6壳程出口与汽提塔顶回流罐7入口连接，汽提塔顶回流罐7气相出口与燃料气产品管道入口连接，汽提塔顶回流罐7液相出口分别与汽提塔5顶回流入口和轻烃产品管道入口连接，汽提塔5底液相出口分别与汽提塔重沸器8壳程入口和苯塔9上部入口连接，汽提塔重沸器8壳程出口与汽提塔5底部入口连接；苯塔9顶部气相出口与苯塔顶冷却器10壳程入口连接，苯塔顶冷却器10壳程出口与苯塔顶回流罐11入口连接，苯塔顶回流罐11液相出口分别与苯塔9顶回流入口和苯产品管道入口连接，苯塔9底液相出口分别与苯塔重沸器12壳程入口和甲苯塔入口连接，苯塔重沸器12壳程出口与苯塔9底部入口连接；甲苯塔13顶部气相出口与甲苯塔顶冷却器14壳程入口连接，甲苯塔顶冷却器14壳程出口与甲苯塔顶回流罐15入口连接，甲苯塔顶回流罐15液相出口分别与甲苯塔13顶回流入口和循环甲苯管道入口连接，甲苯塔13底液相出口分别与甲苯塔重沸器16壳程入口和二甲苯产品管道入口连接，甲苯塔重沸器16壳程出口与甲苯塔13底部入口连接。
分离方法为：（1）甲苯歧化反应流出物经冷却器降温至180～190℃后，进入一级闪蒸罐，一级闪蒸气相继续冷却，液相进入苯塔下部；
（2）一级闪蒸气相经冷却器降温至38～50℃后进入二级闪蒸罐实现气液分离，二级闪蒸气相作为循环氢使用，二级闪蒸液相经加热升温至120～200℃后进入汽提塔；
（3）汽提塔的两股进料经汽提塔分离后，塔顶气相经冷凝器后进入回流罐，回流罐气相作为燃料气产品，回流罐液相部分作为回流，至汽提塔顶部，另一部分作为轻烃产品，汽提塔底液相进入苯塔上部；
（4）苯塔将来自汽提塔底和一级闪蒸罐的进料进行分离，塔顶气相进入冷却器降温后进入回流罐，回流罐出口物料一部分进入苯塔顶部作为回流，另一部分作为产品苯，苯塔底液相进入甲苯塔；
（5）甲苯塔将来自苯塔底的物料分离为甲苯和二甲苯，甲苯塔顶气相经冷却器降温后进入回流罐，回流罐出口物料一部分作为回流返回至甲苯塔顶部，另一部分作为甲苯循环物料返回至反应器，塔底物料作为二甲苯产品。
将表1中的甲苯歧化反应流出物输入到上述分离方法中，反应流出物压力为3.2～3.8MPa，温度为470～480℃；一级闪蒸罐压力为1.0～1.1MPa；二级闪蒸罐压力为0.9～1.0MPa；汽提塔顶压力为0.7～0.9MPa，塔顶温度为35～45℃，塔底温度为200～220℃；苯塔顶压力为0.10～0.12MPa，塔顶温度为85～95℃，塔底温度为145～160℃；甲苯塔顶压力为0.5～0.7MPa，塔顶温度为165～190℃，塔底温度为220～240℃。
运用化工流程模拟软件ASPEN PLUS对甲苯歧化反应流出物分离全流程进行模拟计算，各物流计算结果如表1所示，二甲苯产品纯度可达到96.3wt%，苯产品纯度可达99.7wt%。表1数据表明，通过实施此工艺，在苯塔顶部几乎可以得到全部的苯产品，在甲苯塔底部几乎可以得到全部的二甲苯产品。
流程模拟得到的各分馏塔热负荷计算结果如表2所示，与传统分离流程相比，在相同的产品纯度要求下，汽提塔再沸器负荷降低22～28%，主要是因为设置了二级闪蒸，汽提塔处理量显著降低；苯塔再沸器负荷降低11～17%，是因为二级闪蒸提高了苯塔进料温度，使装置内热量得到了充分利用。
表2工艺流程模拟计算结果（分馏塔热负荷,kW）
Claims (3)
1.一种甲苯歧化反应流出物的多级闪蒸分离设备，其特征在于包括反应流出物冷却器、一级闪蒸罐、闪蒸冷却器、二级闪蒸罐、汽提塔、汽提塔顶冷却器、汽提塔顶回流罐、汽提塔重沸器、苯塔、苯塔顶冷却器、苯塔顶回流罐、苯塔重沸器、甲苯塔、甲苯塔顶冷却器、甲苯塔顶回流罐和甲苯塔重沸器；
其中，反应流出物冷却器壳程入口与甲苯歧化反应流出物管道出口连接，壳程出口与一级闪蒸罐入口连接，一级闪蒸罐顶部气相出口与闪蒸冷却器壳程入口连接，一级闪蒸罐底部液相出口与苯塔下部入口连接，闪蒸冷却器壳程出口与二级闪蒸罐入口连接，二级闪蒸罐顶部气相出口与循环氢管道入口连接，二级闪蒸罐底部液相与汽提塔入口连接；汽提塔顶部气相出口与汽提塔顶冷却器壳程入口连接，汽提塔顶冷却器壳程出口与汽提塔顶回流罐入口连接，汽提塔顶回流罐气相出口与燃料气产品管道入口连接，汽提塔顶回流罐液相出口分别与汽提塔顶回流入口和轻烃产品管道入口连接，汽提塔底液相出口分别与汽提塔重沸器壳程入口和苯塔上部入口连接，汽提塔重沸器壳程出口与汽提塔底部入口连接；苯塔顶部气相出口与苯塔顶冷却器壳程入口连接，苯塔顶冷却器壳程出口与苯塔顶回流罐入口连接，苯塔顶回流罐液相出口分别与苯塔顶回流入口和苯产品管道入口连接，苯塔底液相出口分别与苯塔重沸器壳程入口和甲苯塔入口连接，苯塔重沸器壳程出口与苯塔底部入口连接；甲苯塔顶部气相出口与甲苯塔顶冷却器壳程入口连接，甲苯塔顶冷却器壳程出口与甲苯塔顶回流罐入口连接，甲苯塔顶回流罐液相出口分别与甲苯塔顶回流入口和循环甲苯管道入口连接，甲苯塔底液相出口分别与甲苯塔重沸器壳程入口和二甲苯产品管道入口连接，甲苯塔重沸器壳程出口与甲苯塔底部入口连接。
2.利用权利要求1所述设备分离甲苯歧化反应流出物的方法，其特征在于包括如下步骤：
（1）甲苯歧化反应流出物经冷却器降温至180～250℃后，进入一级闪蒸罐，一级闪蒸气相继续冷却，液相进入苯塔下部；
（2）一级闪蒸气相经冷却器降温至35～60℃后进入二级闪蒸罐实现气液分离，二级闪蒸气相作为循环氢使用，二级闪蒸液相经加热升温至120~200℃后进入汽提塔；
（3）汽提塔的两股进料经汽提塔分离后，塔顶气相经冷凝器后进入回流罐，回流罐气相作为燃料气产品，回流罐液相部分作为回流，至汽提塔顶部，另一部分作为轻烃产品，汽提塔底液相进入苯塔上部；
（4）苯塔将来自汽提塔底和一级闪蒸罐的进料进行分离，塔顶气相进入冷却器降温后进入回流罐，回流罐出口物料一部分进入苯塔顶部作为回流，另一部分作为产品苯，苯塔底液相进入甲苯塔；
（5）甲苯塔将来自苯塔底的物料分离为甲苯和二甲苯，甲苯塔顶气相经冷却器降温后进入回流罐，回流罐出口物料一部分作为回流返回至甲苯塔顶部，另一部分作为甲苯循环物料返回至反应器，塔底物料作为二甲苯产品。
3.如权利要求2所述的方法，其特征在于，所述一级闪蒸罐压力为0.5~1.2MPa；二级闪蒸罐压力为0.5~1.0MPa；汽提塔顶压力为0.5~1.0MPa，塔顶温度为35～60℃，塔底温度为180~220℃；苯塔顶压力为0.1~0.2MPa，塔顶温度为80～130℃，塔底温度为140～180℃；甲苯塔顶压力为0.4~0.9MPa，塔顶温度为150～210℃，塔底温度为220～260℃。
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