CN104974002B - 由c8混合芳烃分离生产对二甲苯的方法 - Google Patents
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Abstract
一种由C8混合芳烃分离生产对二甲苯的方法，该方法包括将C8混合芳烃送入吸附分离塔中进行吸附分离，并将吸附分离得到的抽出液和抽余液分别送入抽出液精馏塔和抽余液精馏塔中进行精馏，抽出液精馏塔塔顶馏分经冷却后得到对二甲苯，抽余液精馏塔塔顶馏分冷却后作为全回流返回抽余液精馏塔、侧线抽出得到贫对二甲苯混合C8芳烃物流，其特征在于，所述抽余液精馏塔的精馏的条件包括塔顶压力大于0.1兆帕。本发明的方法，能够使得精馏塔的低温热源得以回收利用，打破了本领域常规的通过常压操作来实现节能降耗的思维定势。此外，本发明优选实施方式使得将现有技术的空冷换为用水介质冷却成为可能，有效解决了现有因泄漏损坏装置内吸附分离吸附剂、异构化催化剂等化工原材料的问题，从而能够长期正常运行。
Description
技术领域
本发明涉及一种由C8混合芳烃分离生产对二甲苯的方法。
背景技术
芳烃联合装置流程长，循环物料多、分离过程多、精馏塔多、塔顶冷凝低温热源多，精馏塔顶大部分的低温热由于温位较低，一般在90～160℃，难以在装置内部得到回收利用。因此，过去的芳烃联合装置的这部分低温热没有得到很好的利用，只能是采用空冷或水冷进行冷却。芳烃联合装置是高耗能装置，低温热得不到有效利用是非常重要的原因之一。
吸附分离单元抽余液精馏塔和吸附分离单元抽出液精馏塔是芳烃联合装置中塔顶低温热量最大的两个系统，在传统的常规设计中均采用常压塔，塔顶温度通常为145℃左右，由于温位较低，正常情况下难以回收利用，而且为了防止采用水冷时可能发生泄漏损而坏联合装置内的吸附分离吸附剂、异构化催化剂等化工原材料，这部分热量只能采用大量空冷进行冷却，不仅造成装置一次性投资大、空冷占地面积广，且空冷电机连续耗电，能耗和生产成本较高。
发明内容
本发明的目的就在于解决上述现有常规技术的不足之处，针对芳烃联合装置吸附分离单元抽余液精馏塔和抽出液精馏塔塔顶低温热源不能得到有效利用的缺点，提供一种新的能够有效利用吸附分离单元抽余液精馏塔和抽出液精馏塔热量的由C8混合芳烃分离生产对二甲苯的方法。
本发明提供了一种由C8混合芳烃分离生产对二甲苯的方法，该方法包括将C8混合芳烃送入吸附分离塔中进行吸附分离，并将吸附分离得到的抽出液和抽余液分别送入抽出液精馏塔和抽余液精馏塔中进行精馏，抽出液精馏塔塔顶馏分经冷却后得到对二甲苯，抽余液精馏塔塔顶馏分冷却后作为全回流返回抽余液精馏塔、侧线抽出得到贫对二甲苯混合C8芳烃物流，其特征在于，所述抽余液精馏塔的精馏的条件包括塔顶压力不低于0.1兆帕。
本发明提供的C8混合芳烃分离生产对二甲苯的方法，通过将精馏塔的精馏条件由常规的常压精馏改为加压精馏，使得精馏塔的低温余热得以回收利用，打破了本领域常规的通过常压操作来实现节能降耗的思维定势。此外，通过本发明优选实施方式的使用高通量管和双管板换热器进行冷却，使得将现有技术的空冷换为用水介质冷却成为可能，有效解决了现有因泄漏损坏装置内吸附分离吸附剂、异构化催化剂等化工原材料的问题，从而能够长期正常运行。采用本发明的方法回收的低温余热可以用于发生蒸汽，发生的蒸汽用于驱动透平、发电、除氧器除氧、管线伴热及再沸器热源等用途。
本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：
图1为现有技术由C8混合芳烃生产对二甲苯的方法的工艺流程图。
图2为本发明提供的由C8混合芳烃生产对二甲苯的方法的一种优选实施方式的工艺流程图。
图3为本发明优选实施方式使用的双管板式蒸汽发生器示意图。
附图标记说明
图1中：1-吸附分离塔；2-抽出液精馏塔；3-抽余液精馏塔；4-抽出液精馏塔顶空冷；5-抽出液精馏塔塔顶回流罐；6-抽出液精馏塔塔底加热器；7-抽余液精馏塔顶空冷；8-抽余液精馏塔塔顶回流罐；9-抽余液精馏塔塔底加热器；
图2中：1-吸附分离塔；2-抽出液精馏塔；3-抽余液精馏塔；5-抽出液精馏塔塔顶回流罐；6-抽出液精馏塔塔底加热器；8-抽余液精馏塔塔顶回流罐；9-抽余液精馏塔塔底加热器；10-抽出液精馏塔塔顶蒸汽发生器；11-抽余液精馏塔塔顶蒸汽发生器。
具体实施方式
以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。
根据本发明，本发明提供了一种由C8混合芳烃分离生产对二甲苯的方法，该方法包括将C8混合芳烃送入吸附分离塔中进行吸附分离，并将吸附分离得到的抽出液和抽余液分别送入抽出液精馏塔和抽余液精馏塔中进行精馏，抽出液精馏塔塔顶馏分经冷却后得到对二甲苯，抽余液精馏塔塔顶馏分冷却后作为全回流返回抽余液精馏塔、侧线抽出得到贫对二甲苯混合C8芳烃物流，其特征在于，所述抽余液精馏塔的精馏的条件包括塔顶压力不低于0.1兆帕。
本发明的关键之一在于将精馏条件由常规的常压改为加压，并相应提高精馏温度，从而使得精馏塔顶馏出物的热量得以利用。因此，理论上，只要精馏塔的塔顶压力不低于0.1兆帕即可实现本发明的目的。本发明中，除非特别说明，压力均为表压。
本发明的发明人通过深入研究发现，当抽余液精馏塔的塔顶压力为0.15～0.6兆帕，塔顶温度为170～226℃时，能量利用的经济效益最佳，因此，优选情况下，所述抽余液精馏的条件包括塔顶压力为0.15～0.6兆帕，优选为0.2～0.4兆帕，塔顶温度为170～226℃，优选为181～206℃。塔板数优选为85～105块。塔顶回流温度优选为170～180℃。
为了充分利用精馏塔塔顶馏出物携带的能量，优选将塔顶馏出物与水(或水蒸汽)进行换热，以得到可被再次利用的水蒸汽(或过热水蒸汽)。另一方面，由于水分的存在对整个对二甲苯生产工艺极为不利，因此，本发明优选所述冷却使用卧式蒸汽发生器，如图3所示，所述卧式蒸汽发生器的换热管采用U型高通量管。进一步优选所述卧式蒸发器的浮头型式为双管板式。这种结构的蒸汽发生器可以使物料侧和蒸汽侧的传热温差减小至3～5℃，提高传热效率；双管板式结构在蒸汽侧和塔顶物料侧之间有一个常压的腔室，可以对换热器运行情况进行有效监控，防止蒸汽和塔顶物料互窜，当发生泄漏时，可及时发现并将换热器切出处理，避免了水进入吸附剂和异构化催化剂等系统事故发生。
优选换热前的水蒸汽的温度为100～110℃，压力为0.7～1.3兆帕，水蒸汽与抽余液的流量比为1:4.5～1:7.5，从而使得换热后得到的水蒸汽的温度为143～165℃，压力为0.3～0.6兆帕。
从吸附分离塔出来的抽出液进入抽出液精馏塔，抽余液进入抽余液精馏塔。为了进一步提高装置低温热量的利用，本发明的方法优选还包括将吸附分离得到的抽出液进行与抽余液类似的加压操作，即将抽出液送入抽出液精馏塔中进行精馏，所述抽出液精馏塔的精馏的条件包括塔顶压力不低于0.1兆帕。
优选情况下，所述抽出液精馏塔的精馏的条件包括塔顶压力为0.15～0.6兆帕，优选为0.2～0.4兆帕，塔顶温度为175～228℃，优选为184～209℃。塔板数优选为65～85块。塔顶回流温度优选为160～175℃。
根据本发明的另一种实施方式，本发明的方法还包括将抽出液精馏塔精馏得到的塔顶馏分使用卧式蒸汽发生器进行冷却，类似地，所述卧式蒸汽发生器的换热管采用U型高通量管，所述卧式蒸汽发生器的浮头型式为双管板式。换热前水蒸汽的温度为100～110℃，压力为0.7～1.3兆帕，水蒸汽与抽出液的流量比为1:5.5～1:8.5，从而使得得到的水蒸汽的温度为143～165℃，压力为0.3～0.6兆帕。
通过上述描述可以知道，本发明可以只对抽余液精馏塔进行加压操作，也可以同时对抽余液精馏塔和抽出液精馏塔进行加压操作，当然也可以只对抽出液精馏塔进行加压操作。
本发明中，抽余液精馏塔和抽出液精馏塔可以是对二甲苯生产领域尤其是吸附分离单元常用的各种精馏塔，二者可以相同也可以不同。为了方便描述，将用于精馏抽余液的精馏塔称为抽余液精馏塔，用于精馏抽出液的精馏塔称为抽出液精馏塔。
根据本发明的一种优选实施方式，如图2所示，本发明提供的由C8混合芳烃分离生产对二甲苯的方法包括将C8混合芳烃送入吸附分离塔1中与解吸剂和吸附剂床层(未示出)进行接触，塔顶物料和塔底物料分别送入抽出液精馏塔2和抽余液精馏塔3中进行精馏；抽出液精馏塔2塔顶物料进入抽出液精馏塔塔顶蒸汽发生器10中与水换热后，一部分通过抽出液精馏塔塔顶回流罐5回流至抽出液精馏塔2中，另一部分作为对二甲苯产出送至下游提纯单元，换热后的水成为蒸汽用于后续用途，抽出液精馏塔2塔底部分物料通过抽出液精馏塔塔底加热器6后返回抽出液精馏塔2中，另一部分作为解吸剂送至吸附分离塔1中循环使用；抽余液精馏塔3塔顶物料进入抽余液精馏塔塔顶蒸汽发生器11中与水换热后，通过抽余液精馏塔塔顶回流罐8回流至抽余液精馏塔2中，换热后的水成为蒸汽用于后续用途，抽余液精馏塔3侧线抽出的贫对二甲苯的混合C8芳烃送至下游装置，抽余液精馏塔3塔底部分物料通过抽余液精馏塔塔底加热器9后返回抽余液精馏塔3中，另一部分作为解吸剂送至吸附分离塔1中循环使用。
图1为现有技术常压精馏的工艺流程图。将图1与图2对比可以看出，本发明优选实施方式的方法与现有方法的最主要区别包括(1)常压低温精馏改为加压高温精馏；(2)空冷改为蒸汽发生器利用水冷却。
本发明的方法可以适用于由各种方法获得的C8混合芳烃分离生产对二甲苯的工艺。例如，所述C8混合芳烃可以通过原油分馏、石脑油重整、C8芳烃异构化、甲苯歧化及烷烃转移等手段获得，通常含有以C8混合芳烃总量为基准0～6重量％的C8烷烃、3～15重量％的乙苯、15～40重量％的对二甲苯、30～50重量％的间二甲苯、15～25重量％的邻二甲苯等组分。需要说明的是，尽管上述原料中含有少量的非芳烃(C8烷烃)，但本发明仍然沿用本领域的常规叫法，称之为C8混合芳烃。
根据本发明，所述抽出液和抽余液由上述C8混合芳烃经吸附分离得到。吸附分离的操作和具体条件可以采用本领域现有的工艺进行，例如将C8混合芳烃和解吸剂以重量比1:0.8～1:2送入装填吸附剂的吸附床中进行吸附分离，吸附的具体条件包括吸附剂用量使得C8混合芳烃的每小时进料量与吸附剂装填量的重量比为0.2～0.6，吸附室入口温度为150～200℃，吸附室底部压力为0.5～2兆帕，得到具有如下组成的抽余液和抽出液：所述抽余液含有以抽余液总量为基准0～2重量％的对二甲苯、0～5重量％的C8烷烃、0～10重量％的乙苯、15～30重量％的间二甲苯、5～15重量％的邻二甲苯、40～75重量％的解吸剂等组分。所述抽出液含有以抽出液总量为基准10～40重量％的对二甲苯、60～90重量％的解吸剂等组分。所述解吸剂可以是本领域公知的各种解吸剂，优选为对二乙基苯。
根据本发明的方法，通过使用水蒸汽发生器作为抽出液精馏塔和/或抽余液精馏塔的塔顶冷凝器，获得的蒸汽可以用作装置驱动透平、发电、除氧器除氧、管线伴热及再沸器热源等。根据抽出液精馏塔和抽余液精馏塔顶压力、温度的不同，塔顶发生蒸汽的压力和流量也随之发生变化。
下面通过实施例对本发明进行详细的说明。以下实施例中，以某石化企业60万吨/年对二甲苯联合装置为基础，吸附分离的C8混合芳烃进料量为327万吨/年，C8混合芳烃通过原油分馏、石脑油重整、C8芳烃异构化、甲苯歧化及烷烃转移、二甲苯精馏等多道工艺获得，具体组成如表1所示。吸附分离条件包括吸附剂(采用中国石油化工股份有限公司石油化工科学研究院的RAX-3000型对二甲苯吸附剂)装填量1138吨、吸附室入口温度为177±3℃、吸附室底部压力为0.88±0.08兆帕、解吸剂采用对二乙基苯、C8混合芳烃和解吸剂重量比为1:1.07，得到的抽出液和抽余液组成分别如表2和表3所示。抽出液精馏塔塔板数为75块，抽余液精馏塔塔板数为95块。用于换热的水蒸汽的温度为102℃，压力为1.0兆帕。
表1 C8混合芳烃组成
| 组分名称 | 重量含量，％ |
| 甲苯 | 0.35 |
| C8烷烃 | 4.99 |
| 乙苯 | 10.12 |
| 对二甲苯 | 19.56 |
| 间二甲苯 | 45.89 |
| 邻二甲苯 | 19.00 |
| 其他 | 0.09 |
| 合计 | 100.00 |
表2 抽出液组成
| 组分名称 | 重量含量，％ |
| 甲苯 | 0.32 |
| 乙苯 | 0.01 |
| 对二甲苯 | 28.64 |
| 间二甲苯 | 0.01 |
| 对二乙基苯 | 71.02 |
| 合计 | 100.00 |
表3 抽余液组成
| 组分名称 | 重量含量，％ |
| 甲苯 | 0.09 |
| C8烷烃 | 3.06 |
| 乙苯 | 6.20 |
| 对二甲苯 | 0.36 |
| 间二甲苯 | 28.13 |
| 邻二甲苯 | 11.65 |
| 对二乙基苯 | 50.46 |
| 其他 | 0.05 |
| 合计 | 100.00 |
实施例1-6
分别采用下述表4和表5所示的条件对抽出液和抽余液进行精馏，得到的对二甲苯纯度、产生的蒸汽量和回收的热量如表4和表5所示。
装置已投运140余天，塔顶蒸汽发生器没有发生水内漏现象，联合装置吸附分离吸附剂和异构化催化剂等化工原材料性能正常。
表4抽出液精馏塔提压操作条件
说明：①和②均为本实施例与采用现有常规技术(即常压精馏，除了换热不同，其他均与实施例相同)的差值。
表5 抽余液精馏塔提压操作条件
说明：①和②均为本实施例与采用现有常规技术(即常压精馏，除了换热不同，其他均与实施例相同)的差值。
从表4和表5的结果可以看出，尽管理论上一般认为常压操作能够降低生产成本，但本发明通过提压精馏不仅未提高成本，反而使得对二甲苯的生产成本较常压操作降低。
以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。
另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。
Claims (7)
1.一种由C8混合芳烃分离生产对二甲苯的方法，该方法包括将C8混合芳烃送入吸附分离塔中进行吸附分离，并将吸附分离得到的抽出液和抽余液分别送入抽出液精馏塔和抽余液精馏塔中进行精馏，抽出液精馏塔塔顶馏分经冷却后得到对二甲苯，抽余液精馏塔塔顶馏分冷却后全回流返回抽余液精馏塔、侧线抽出得到贫对二甲苯混合C8芳烃物流，其特征在于，所述抽余液精馏塔的精馏的条件包括塔顶压力为0.2～0.4兆帕，塔顶温度为181～206℃，塔顶回流温度为170～180℃，塔板数为85～105块，所述抽出液精馏塔的精馏的条件包括塔顶压力为0.15～0.6兆帕，塔顶温度为175～228℃，塔板数为65～85块，与抽余液精馏塔塔顶馏分换热前的水蒸汽温度为100～110℃，压力为0.7～1.3MPa，换热后得到的水蒸气的温度为143～165℃，压力为0.3～0.6MPa，使用卧式蒸汽发生器对抽余液精馏塔精馏得到的塔顶馏分进行冷却，所述卧式蒸汽发生器的换热管采用U型高通量管。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述抽出液精馏塔的精馏的条件包括塔顶压力为0.2～0.4兆帕，塔顶温度为184～209℃。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，使用卧式蒸汽发生器对抽出液精馏塔的塔顶馏分进行冷却，所述卧式蒸汽发生器的换热管采用U型高通量管。
4.根据权利要求3所述的方法，其中，所述卧式蒸汽发生器的浮头型式为双管板式。
5.根据权利要求1所述的方法，其中，所述卧式蒸汽发生器的浮头型式为双管板式。
6.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，所述抽余液含有以抽余液总量为基准0～5重量％的C8烷烃、0～10重量％的乙苯、0～2重量％的对二甲苯、15～30重量％的间二甲苯、5～15重量％的邻二甲苯、40～75重量％的解吸剂。
7.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，所述抽出液含有以抽出液总量为基准10～40重量％的对二甲苯、60～90重量％的解吸剂。
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|---|---|---|---|
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| PB01 | Publication | ||
| C10 | Entry into substantive examination | ||
| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
| GR01 | Patent grant | ||
| GR01 | Patent grant |