CN105498269A - 一种基于热高分工艺的二甲苯歧化反应产物分离系统及其分离方法 - Google Patents

一种基于热高分工艺的二甲苯歧化反应产物分离系统及其分离方法 Download PDF

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Abstract

本发明提供了一种基于热高分工艺的二甲苯歧化反应产物分离系统及其分离方法，所述系统包括依次相连的歧化反应系统和反应产物分离系统，所述反应产物分离系统包括热高分罐、换热器、空冷器、水冷器和反应产物分离罐；其中，热高分罐的气体出料口依次与换热器、空冷器、水冷器和反应产物分离罐的进料口相连，反应产物分离罐的液体出料口与换热器相连。本发明在基本不影响循环氢纯度和芳烃收率的情况下，减少了热高分液的重复冷却和加热过程，降低了后续分馏系统的加热负荷，同时热高分罐气相流量明显降低，极大减少了反应产物的冷却负荷，与现有技术相比，本发明降低冷却负荷30％以上，加热负荷降低了50％以上，节能效果显著。

Description

一种基于热高分工艺的二甲苯歧化反应产物分离系统及其分离方法
技术领域
本发明属于对二甲苯歧化反应产物分离领域，涉及一种二甲苯歧化反应产物分离系统及其分离方法，尤其涉及一种基于热高分工艺的二甲苯歧化反应产物分离系统及其分离方法。
背景技术
对二甲苯(PX)装置是化纤工业的核心原料装置之一，它以重整汽油中的C7-C9芳烃为原料，生产苯、对二甲苯和邻二甲苯等产品。其中歧化反应单元以甲苯和C9-C10芳烃为原料，通过歧化及烷基转移反应，生成苯和C8芳烃。在歧化反应流程中，歧化反应产物离开反应器的温度为350～460℃，与进料换热后的温度为90～120℃，压力为2.5～3.5MPa，此时的反应产物处于气液两相状态，为了分离出产物中的氢气循环使用及外送，目前国内所有的二甲苯装置在生产或设计中，均采用空冷和水冷将反应产物温度降低到30～50℃后，再进行气液分离。上述流程得到的芳烃产物温度为40℃左右，而后续的分馏过程又需要将芳烃产物升温至较高的温度(160～200℃)，如此的重复冷却-加热过程不仅消耗了大量的冷却负荷，也增大了后续分馏流程的加热负荷。
因此，亟需研究一种可以减小歧化反应空冷器的冷却负荷和后续分馏系统的加热负荷，并且节约能耗的方法。
发明内容
针对现有技术中存在的问题，本发明提供了一种基于热高分工艺的二甲苯歧化反应产物分离系统及其分离方法。本发明根据歧化反应产物分离部分的工艺特点，采用热高分方法处理换热后温度介于90～120℃且压力介于2.5～3.5MPa的歧化反应产物，避免了芳烃产物的重复冷却-加热过程，将热量充分回收利用。
为达此目的，本发明采用以下技术方案：
第一方面，本发明提供了一种基于热高分工艺的二甲苯歧化反应产物分离系统，所述系统包括依次相连的歧化反应系统和反应产物分离系统，所述反应产物分离系统包括热高分罐、换热器、空冷器、水冷器和反应产物分离罐；
其中，热高分罐的气体出料口依次与换热器、空冷器、水冷器和反应产物分离罐的进料口相连，反应产物分离罐的液体出料口与换热器相连。上述热高分罐的气体出料口是与换热器的热媒入口相连，热高分罐的气体出料为需要冷却的物料，作为热源为换热器供热；反应产物分离罐的液体出料口与换热器冷媒入口相连。
本发明采用热高分工艺对歧化反应产物分离，热高分处理得到的液相为不需要冷却物料，其直接进入后续的分馏系统；热高分处理得到的气相为需要冷却的物料，其经过换热和冷却至30～50℃后再进入反应产物分离罐进行进一步的气液分离；反应产物分离罐分离出的液体经换热器与热高分处理得到的气相换热后再与热高分处理得到的液相混合，混合后温度可达80～120℃，充分减少了后续分馏系统的加热负荷。
作为本发明的优选方案，所述歧化反应系统包括依次相连的进料换热器、加热炉和歧化反应器；其中，歧化反应系统的进料与进料换热器的冷媒入口相连，其作为冷源用于冷却歧化反应器的出料。
优选地，所述歧化反应器的出料口经进料换热器与热高分罐的进料口相连。
作为本发明的优选方案，反应产物分离系统包括压缩机，所述反应产物分离罐的气体出口与压缩机的入口相连；反应产物分离罐产出的气相一部分作为产品氢输出，另一部分通过压缩机返回进行歧化反应。
作为本发明的优选方案，所述热高分罐的温度为90～130℃，例如90℃、100℃、110℃、120℃或130℃等，压力为2.5～3.5MPa，例如2.5MPa、2.7MPa、3MPa、3.3MPa或3.5MPa等。
优选地，所述反应产物分离罐的压力为2.4～3.4MPa，例如2.4MPa、2.7MPa、3MPa、3.3MPa或3.4MPa等。
第二方面，本发明提供了一种上述二甲苯歧化反应产物分离系统的分离方法，所述分离方法包括二级冷凝分离过程，歧化反应产物与反应进料换热后进行第一次气液分离，第一次气液分离得到的气相经换热和冷却后进行第二次气液分离。
作为本发明的优选方案，第二次气液分离得到的液相与第一次气液分离得到的气相换热后，与第一次气液分离得到的液相进行混合，混合后进行后续分馏操作。
优选地，歧化反应产物与反应进料换热后的温度为90～130℃，例如90℃、100℃、110℃、120℃或130℃等。
优选地，第二次气液分离得到的液相与第一次气液分离得到的气相换热后，与第一次气液分离得到的液相进行混合，混合后的温度为80～120℃，例如80℃、90℃、100℃、110℃或120℃等。
优选地，第一次气液分离得到的气相经换热和冷却后的温度为30～50℃，例如30℃、35℃、40℃、45℃或50℃等。
作为本发明的优选方案，第二次气液分离得到的气相一部分作为产品输出，另一部分返回进行歧化反应。
其中，本发明中所述的“一部分”和“另一部分”是指将物料分为两部分，分别用“一部分”和“另一部分”进行描述，属于清楚表述。
优选地，歧化反应产物与反应进料换热后不进行冷却直接进行第一次气液分离。
作为本发明的优选方案，第一次气液分离得到的气相经换热和冷却后的温度为30～50℃，例如30℃、35℃、40℃、45℃或50℃等。
作为本发明的优选方案，第一次气液分离在热高分罐中进行。
优选地，所述热高分罐的温度为90～130℃，例如90℃、100℃、110℃、120℃或130℃等，压力为2.5～3.5MPa，例如2.5MPa、2.7MPa、3MPa、3.3MPa或3.5MPa等。
作为本发明的优选方案，第二次气液分离在反应产物分离罐中进行。
优选地，反应产物分离罐的压力为2.4～3.4MPa，例如2.4MPa、2.7MPa、3MPa、3.3MPa或3.4MPa等。
上述二甲苯歧化反应产物分离系统的分离方法，具体为：
歧化反应进料作为冷媒进入进料换热器，经换热后进入加热炉和歧化反应器，在歧化反应器中进行歧化反应，歧化反应产物进入进料换热器与歧化反应进料换热后进入热高分罐，在热高分罐中进行第一次气液分离，第一次气液分离得到的气相经换热器换热后进入空冷器和水冷器进行冷却，随后进入反应产物分离罐进行第二次气液分离，第二次气液分离得到的液相与第一次气液分离得到的气相在换热器中换热后与热高分罐中第一次气液分离得到的液相进行混合，混合后进行后续分馏操作。
第二次气液分离得到的气相一部分作为产品输出，另一部分经压缩机返回进行歧化反应。
其中，热高分罐中进行第一次气液分离得到的气相主要组成为C1～C4的轻烃和C6～C10芳烃以及氢气；热高分罐中第一次气液分离得到的液相的主要组成为C6～C10芳烃。
与现有技术相比，本发明具有以下有益效果：
本发明根据歧化反应产物分离部分的工艺特点，采用热高分分离方法将经过换热后温度在90～120℃、压力介于2.5～3.5MPa的歧化反应产物气液分离，避免了芳烃产物的重复冷却-加热过程，将热量充分回收利用。
本发明所采用的热高分分离流程将经过换热后的歧化反应产物分成气液两相，液相不需要冷却直接进入后续的分馏系统；气相经过换热和冷却，温度降至30～50℃，再进入反应产物分离罐进行气液分离器；反应产物分离罐得到的液相与热高分罐得到的气相换热后，再与热高分罐液相混合后温度为80～120℃，充分减少了后续分馏系统的加热负荷，可以显著降低过程能耗，具有更为显著的节能特点。
附图说明
图1是本发明所述的二甲苯歧化反应产物分离系统及其分离方法的装置示意图；
其中，1-歧化反应进料，2-进料换热器，3-加热炉，4-歧化反应器，5-热高分罐，6-换热器，7-空冷器，8-水冷器，9-反应产物分离罐，10-压缩机，11-外送氢，12-补充氢，13-分馏系统。
具体实施方式
为更好地说明本发明，便于理解本发明的技术方案，下面对本发明进一步详细说明。但下述的实施例仅仅是本发明的简易例子，并不代表或限制本发明的权利保护范围，本发明保护范围以权利要求书为准。
实施例1：
如图1所示，本发明提供了一种基于热高分工艺的二甲苯歧化反应产物分离系统，所述系统包括依次相连的歧化反应系统和反应产物分离系统，所述反应产物分离系统包括热高分罐5、换热器6、空冷器7、水冷器8和反应产物分离罐9；热高分罐5的气体出料口依次与换热器6、空冷器7、水冷器8和反应产物分离罐9的进料口相连，反应产物分离罐9的液体出料口与换热器6相连。
歧化反应系统包括依次相连的进料换热器2、加热炉3和歧化反应器4；歧化反应器4的出料口经进料换热器2与热高分罐5的进料口相连。
反应产物分离系统包括压缩机10，所述反应产物分离罐9的气体出口与压缩机10的入口相连。
实施例2：
以炼油厂140万吨/年歧化单元为例，采用实施例1中所述的装置进行二甲苯歧化反应产物的分离。
歧化反应进料1作为冷媒进入进料换热器2，经换热后进入加热炉3和歧化反应器4，在歧化反应器4中进行歧化反应，其中歧化反应的温度为350～460℃，反应压力为2.88～3.08MPa，歧化反应产物(其具体成分如表1所示)进入进料换热器2与歧化反应进料换热后温度达到100～120℃，换热后不经冷却进入热高分罐5，在热高分罐5中进行第一次气液分离，其中热高分罐的温度为120～130℃，压力为2.6MPa，第一次气液分离后，热高分罐5得到的气相物流流量为49930kg/h，在换热器6中与反应产物分离罐9的液相换热后经空冷器7和水冷器8冷却至温度为40℃，其冷却负荷为8.1MW；
热高分罐5得到的液相物流流量为135666kg/h，其与反应产物分离罐9的液相混合后温度达到100℃，较未经本发明改造的物流温度提高了60℃。
后续分馏操作需要将芳烃产物换热升温到170℃，采用本实施例所述的装置处理后的物料所需要的加热负荷为5.9MW。
采用本实施例所述的装置处理后的反应产物分离罐9得到的循环氢的纯度列于表2中。
对比例1：
以炼油厂140万吨/年歧化单元为例，采用现有技术中未经改造的装置(即一级冷凝分离过程)进行二甲苯歧化反应产物的分离。
本对比例的歧化反应过程与实施例2中相同，所得歧化反应产物与歧化反应进料换热后温度为106℃，与歧化反应进料换热后的物料经经空冷器7和水冷器8冷却至温度为40℃后进入与反应产物分离罐9进行气液分离，其中反应产物分离罐9的压力为2.6MPa，反应产物分离罐9的冷却物流流量为216740kg/h，经模拟计算，其冷却负荷为12.1MW；经反应产物分离罐9得到液相芳烃产物的温度为40℃，而后续分馏操作需要将芳烃产物换热升温到170℃，故需要加热负荷12.4MW；本对比例反应产物分离罐9得到的循环氢的纯度列于表2中。
表1：实施例2中歧化反应产物的组成表
表2：实施例2和对比例1中循环氢的纯度表
根据实施例2和对比例1的结果可以看出，实施例2中的热高分分离流程可减少冷却负荷4MW，节省33％；同时减少后续分馏系统加热负荷6.5MW，节省52.4％。
实施例3：
除了进料换热器2与歧化反应进料换热后温度达到90～100℃，热高分罐的温度为90～100℃，压力为2.5MPa，换热器6中与反应产物分离罐9的液相换热后经空冷器7和水冷器8冷却至温度为30℃，反应产物分离罐9的压力为2.4MPa，热高分罐5得到的液相与反应产物分离罐9的液相混合后温度达到80℃外，其他操作过程与物料用量均与实施例2中相同。
实施例4：
除了进料换热器2与歧化反应进料换热后温度达到120～130℃，热高分罐的温度为120～130℃，压力为3.5MPa，换热器6中与反应产物分离罐9的液相换热后经空冷器7和水冷器8冷却至温度为50℃，反应产物分离罐9的压力为3.4MPa，热高分罐5得到的液相与反应产物分离罐9的液相混合后温度达到120℃外，其他操作过程与物料用量均与实施例2中相同。
综合实施例1-4和对比例1的结果可以看出，本发明所采用的热高分分离流程将经过换热后的歧化反应产物分成气液两相，液相不需要冷却直接进入后续的分馏系统；气相经过换热和冷却，温度降至30～50℃，再进入歧化反应产物分离罐进行气液分离器；歧化反应产物分离罐得到的液相与热高分罐得到的气相换热后，再与热高分罐液相混合后温度为80～120℃，充分减少了后续分馏系统的加热负荷，可以显著降低过程能耗，具有更为显著的节能特点。
申请人声明，本发明通过上述实施例来说明本发明的详细方法，但本发明并不局限于上述详细方法，即不意味着本发明必须依赖上述详细方法才能实施。所属技术领域的技术人员应该明了，对本发明的任何改进，对本发明产品各原料的等效替换及辅助成分的添加、具体方式的选择等，均落在本发明的保护范围和公开范围之内。

Claims (10)

1.一种基于热高分工艺的二甲苯歧化反应产物分离系统，其特征在于，所述系统包括依次相连的歧化反应系统和反应产物分离系统，所述反应产物分离系统包括热高分罐(5)、换热器(6)、空冷器(7)、水冷器(8)和反应产物分离罐(9)；
其中，热高分罐(5)的气体出料口依次与换热器(6)、空冷器(7)、水冷器(8)和反应产物分离罐(9)的进料口相连，反应产物分离罐(9)的液体出料口与换热器(6)相连。
2.根据权利要求1所述的二甲苯歧化反应产物分离系统，其特征在于，所述歧化反应系统包括依次相连的进料换热器(2)、加热炉(3)和歧化反应器(4)；
优选地，所述歧化反应器(4)的出料口经进料换热器(2)与热高分罐(5)的进料口相连。
3.根据权利要求1或2所述的二甲苯歧化反应产物分离系统，其特征在于，反应产物分离系统包括压缩机(10)，所述反应产物分离罐(9)的气体出口与压缩机(10)的入口相连。
4.根据权利要求1-3任一项所述的二甲苯歧化反应产物分离系统，其特征在于，所述热高分罐(5)的温度为90～130℃，压力为2.5～3.5MPa；
优选地，所述反应产物分离罐(9)的压力为2.4～3.4MPa。
5.根据权利要求1-4任一项所述的二甲苯歧化反应产物分离系统的分离方法，其特征在于，所述分离方法包括二级冷凝分离过程，歧化反应产物与反应进料换热后进行第一次气液分离，第一次气液分离得到的气相经换热和冷却后进行第二次气液分离。
6.根据权利要求5所述的分离方法，其特征在于，第二次气液分离得到的液相与第一次气液分离得到的气相换热后，与第一次气液分离得到的液相进行混合，混合后进行后续分馏操作；
优选地，歧化反应产物与反应进料换热后的温度为90～130℃；
优选地，第二次气液分离得到的液相与第一次气液分离得到的气相换热后，与第一次气液分离得到的液相进行混合，混合后的温度为80～120℃；
优选地，第一次气液分离得到的气相经换热和冷却后的温度为30～50℃。
7.根据权利要求5或6所述的分离方法，其特征在于，第二次气液分离得到的气相一部分作为产品输出，另一部分返回进行歧化反应；
优选地，歧化反应产物与反应进料换热后不进行冷却直接进行第一次气液分离。
8.根据权利要求5-7任一项所述的分离方法，其特征在于，第一次气液分离得到的气相经换热和冷却后的温度为30～50℃。
9.根据权利要求5-8任一项所述的分离方法，其特征在于，第一次气液分离在热高分罐(5)中进行；
优选地，所述热高分罐(5)的温度为90～130℃，压力为2.5～3.5MPa。
10.根据权利要求5-9任一项所述的分离方法，其特征在于，第二次气液分离在反应产物分离罐(9)中进行；
优选地，反应产物分离罐(9)的压力为2.4～3.4MPa。
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