CN109665932B - 邻二甲苯与对二甲苯吸附分离装置进料的联产方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及芳烃生产领域，具体涉及一种邻二甲苯与对二甲苯吸附分离装置进料的联产方法。包括：将歧化装置、异构化装置及重整装置制备的C8及以上芳烃原料进行分配，分别送入对二甲苯生产装置中的第一二甲苯分馏塔和第二二甲苯分馏塔进行分馏；第一二甲苯分馏塔的塔顶馏分和第二二甲苯分馏塔的塔顶馏分为对二甲苯吸附分离装置进料；第一二甲苯分馏塔的塔底馏分送入邻二甲苯分馏塔进一步分馏得到的塔顶馏分为邻二甲苯产品；第一二甲苯分馏塔和第二二甲苯分馏塔采用不同的操作压力，采用高压的二甲苯分馏塔的塔顶冷凝热的至少一部分作为采用低压的二甲苯分馏塔的重沸热源。本发明的方法大大降低二甲苯分馏塔及邻二甲苯分馏塔的综合能耗。
Description
技术领域
本发明涉及芳烃生产领域，更具体地，涉及一种邻二甲苯与对二甲苯吸附分离装置进料的联产方法。
背景技术
邻二甲苯(OX)是从炼厂或烯烃装置生产芳烃物流转化得到的几种二甲苯异构体之一，它是生产苯酐、染料、杀虫剂等的化工原料，具有重要的工业应用价值。
邻二甲苯通常由混合二甲苯通过分离而制得。二甲苯来源较广，由炼厂得到的混合二甲苯来自重整装置，由芳烃联合装置得到的为对二甲苯，同时可联产邻二甲苯。由于不同装置生产的C8及以上混合芳烃中C9芳烃的组成不同，邻二甲苯与对二甲苯的分离难度不同。然而，现有装置生产邻二甲苯时通常不考虑这种差异，导致生产邻二甲苯能耗较大。
现有对二甲苯(PX)生产装置中的C8芳烃通常来源于重整装置，歧化装置以及异构化装置，通常设置一台二甲苯分馏塔，用来分离C8芳烃与C9+芳烃，有时也兼顾生产邻二甲苯。随着对二甲苯生产装置的大型化，仅设置一台二甲苯分馏塔会使设备规格超大，设备制造、运输、安装难度增加，在工程中不易实施。目前的大型对二甲苯生产装置通常设置两台平行的二甲苯分馏塔，不同来源的C8及以上混合芳烃一分为二分别进入两台二甲苯分馏塔进行分馏，两台二甲苯分馏塔操作条件一致，塔顶得到C8芳烃，进入PX吸附分离装置，生产对二甲苯产品。由于两台二甲苯塔采用相同的操作压力，操作压力提高会导致物料分离难度增加，设备规格加大，造成能耗增加和设备投资增加。
可见，现有技术的邻二甲苯分馏塔和二甲苯分馏塔各自存在能耗较高的问题，因此，亟待开发一种降低邻二甲苯分馏塔和二甲苯分馏塔综合能耗的方法。
发明内容
本发明的发明人经过研究发现，采用两台二甲苯分馏塔，合理配置进入两台二甲苯分馏塔的原料组成并相应控制两台二甲苯分馏塔的操作条件，能够降低邻二甲苯分馏塔及二甲苯分馏塔的综合能耗，降低设备投资。
为了实现上述目的，本发明提供了一种邻二甲苯与对二甲苯吸附分离装置进料的联产方法，其包括：将歧化装置、异构化装置及重整装置制备的C8及以上芳烃原料进行分配，分别送入对二甲苯生产装置中的第一二甲苯分馏塔和第二二甲苯分馏塔进行分馏；第一二甲苯分馏塔的塔顶馏分和第二二甲苯分馏塔的塔顶馏分为对二甲苯吸附分离装置进料；第一二甲苯分馏塔的塔底馏分送入邻二甲苯分馏塔进一步分馏得到的塔顶馏分为邻二甲苯产品；第一二甲苯分馏塔和第二二甲苯分馏塔采用不同的操作压力，具有相对高比例的异构化装置制备的C8及以上芳烃原料进料的二甲苯分馏塔采用高压，并且采用高压的二甲苯分馏塔的塔顶冷凝热的至少一部分作为采用低压的二甲苯分馏塔的重沸热源。
进一步地，所述歧化装置及异构化装置制备的C8及以上芳烃原料送入第一二甲苯分馏塔进行分馏，所述重整装置制备的C8及以上芳烃原料送入第二二甲苯分馏塔进行分馏。
进一步地，所述歧化装置及第一部分异构化装置制备的C8及以上芳烃原料送入第一二甲苯分馏塔进行分馏，所述重整装置及第二部分异构化装置制备的C8及以上芳烃原料送入第二二甲苯分馏塔进行分馏。
进一步地，所述异构化装置制备的50～80％的C8及以上芳烃原料送入第一二甲苯分馏塔，所述异构化装置制备的20～50％的C8及以上芳烃原料送入第二二甲苯分馏塔。
进一步地，所述第一二甲苯分馏塔采用高压，第二二甲苯分馏塔采用低压；所述第一二甲苯分馏塔的塔顶冷凝热的一部分作为第二二甲苯分馏塔的重沸热源，塔顶冷凝热的剩余部分为对二甲苯生产装置中的精馏塔提供重沸热源；所述第二二甲苯分馏塔的塔顶冷凝热为对二甲苯生产装置中的常压或低压操作精馏塔提供重沸热源。
进一步地，所述第一二甲苯分馏塔的塔顶压力为0.7～2.0MPag，所述第二二甲苯分馏塔的塔顶压力为0.2～0.7MPag。
进一步地，所述歧化装置制备的C8及以上芳烃原料送入第一二甲苯分馏塔进行分馏，所述重整装置及异构化装置制备的C8及以上芳烃原料送入第二二甲苯分馏塔进行分馏。
进一步地，所述第二二甲苯分馏塔采用高压，第一二甲苯分馏塔采用低压；所述第二二甲苯分馏塔的塔顶冷凝热的一部分作为第一二甲苯分馏塔的重沸热源，塔顶冷凝热的剩余部分为对二甲苯生产装置中的精馏塔提供重沸热源；所述第一二甲苯分馏塔的塔顶冷凝热为对二甲苯生产装置中的常压或低压操作精馏塔提供重沸热源。
进一步地，所述第二二甲苯分馏塔的塔顶压力为0.7～2.0MPag，所述第一二甲苯分馏塔的塔顶压力为0.2～0.7MPag。
进一步地，所述对二甲苯吸附分离装置进料含有小于500ppm的C9芳烃，其余为C8芳烃；所述邻二甲苯产品的纯度为98％以上。
本发明可以根据C8及以上芳烃原料来源及组成不同以及邻二甲苯产量要求，分配第一二甲苯分馏塔及第二二甲苯分馏塔进料，同时通过两台二甲苯分馏塔适度加压操作，并回收利用二甲苯分馏塔顶的热量，大大降低二甲苯分馏塔及邻二甲苯分馏塔的综合能耗，降低设备投资。
本发明的其它特征和优点将在随后具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
通过结合附图对本发明示例性实施方式进行更详细的描述，本发明的上述以及其它目的、特征和优势将变得更加明显，其中，在本发明示例性实施方式中，相同的参考标号通常代表相同部件。
图1示出了根据本发明的一个实施例的邻二甲苯与对二甲苯吸附分离装置进料的联产方法的工艺示意图。
图2示出了根据本发明的一个实施例的邻二甲苯与对二甲苯吸附分离装置进料的联产方法的工艺示意图。
图3示出了根据本发明的一个实施例的邻二甲苯与对二甲苯吸附分离装置进料的联产方法的工艺示意图。
附图标记说明
1第一二甲苯分馏塔、2第二二甲苯分馏塔、3邻二甲苯分馏塔、11异构化装置制备的C8及以上芳烃原料、12第一二甲苯分馏塔塔顶馏分、13第一二甲苯分馏塔塔底馏分、14邻二甲苯分馏塔塔顶馏分、15邻二甲苯分馏塔塔底馏分、16重整装置制备的C8及以上芳烃原料、17第二二甲苯分馏塔塔顶馏分、18第二二甲苯分馏塔塔底馏分、19歧化装置C8及以上芳烃原料馏分、Q1第一二甲苯分馏塔的塔顶冷凝热的一部分、Q2第一二甲苯分馏塔的塔顶冷凝热的剩余部分、Q3第二二甲苯分馏塔的塔顶冷凝热。
4第一二甲苯分馏塔、5第二二甲苯分馏塔、6邻二甲苯分馏塔、21歧化装置制备的C8及以上芳烃原料、22第一二甲苯分馏塔塔顶馏分、23第一二甲苯分馏塔塔底馏分、24邻二甲苯分馏塔塔顶馏分、25邻二甲苯分馏塔塔底馏分、26重整装置制备的C8及以上芳烃原料、27第二二甲苯分馏塔塔顶馏分、28第二二甲苯分馏塔塔底馏分、29异构化装置制备的C8及以上芳烃原料、Q11第二二甲苯分馏塔塔的塔顶冷凝热的一部分、Q12第二二甲苯分馏塔的塔顶冷凝热的剩余部分、Q13第一二甲苯分馏塔的塔顶冷凝热。
7第一二甲苯分馏塔、8第二二甲苯分馏塔、9邻二甲苯分馏塔、31第一部分异构化装置制备的C8及以上芳烃原料、32第一二甲苯分馏塔塔顶馏分、33第一二甲苯分馏塔塔底馏分、34邻二甲苯分馏塔塔顶馏分、35邻二甲苯分馏塔塔底馏分、36重整装置制备的C8及以上芳烃原料、37第二二甲苯分馏塔塔顶馏分、38第二二甲苯分馏塔塔底馏分、39歧化装置制备的C8及以上芳烃原料、40第二部分异构化装置制备的C8及以上芳烃原料、Q21第一二甲苯分馏塔塔的塔顶冷凝热的一部分、Q22第一二甲苯分馏塔的塔顶冷凝热的剩余部分、Q23第二二甲苯分馏塔的塔顶冷凝热。
具体实施方式
下面将参照附图更详细地描述本发明的优选实施方式。虽然附图中显示了本发明的优选实施方式，然而应该理解，可以以各种形式实现本发明而不应被这里阐述的实施方式所限制。
本发明提供了一种邻二甲苯与对二甲苯吸附分离装置进料的联产方法，其包括：将歧化装置、异构化装置及重整装置制备的C8及以上芳烃原料(包含C8及以上混合芳烃)进行分配，分别送入对二甲苯生产装置中的第一二甲苯分馏塔和第二二甲苯分馏塔进行分馏；第一二甲苯分馏塔的塔顶馏分和第二二甲苯分馏塔的塔顶馏分为对二甲苯吸附分离装置进料；第一二甲苯分馏塔的塔底馏分送入邻二甲苯分馏塔进一步分馏得到的塔顶馏分为邻二甲苯产品；第一二甲苯分馏塔和第二二甲苯分馏塔采用不同的操作压力，具有相对高比例的异构化装置制备的C8及以上芳烃原料进料的二甲苯分馏塔采用高压，并且采用高压的二甲苯分馏塔的塔顶冷凝热的至少一部分作为采用低压的二甲苯分馏塔的重沸热源，塔顶冷凝热的剩余部分为对二甲苯生产装置中的精馏塔提供重沸热源，所述精馏塔包括但不限于抽余液塔、抽出液塔。其中，第一二甲苯分馏塔的塔底馏分包括邻二甲苯及C9+芳烃，邻二甲苯分馏塔的塔底馏分为C9+芳烃；第二二甲苯分馏塔塔底馏分为C9+芳烃。
本发明中，所述“高压”和“低压”是针对两台二甲苯分馏塔之间相比较而言。
本发明中，“具有相对高比例的异构化装置制备的C8及以上芳烃原料进料”也是针对两台二甲苯分馏塔之间相比较而言。
本发明可以根据C8及以上芳烃原料来源及组成不同，以及邻二甲苯产量要求，分配第一二甲苯分馏塔及第二二甲苯分馏塔进料，适宜生产邻二甲苯的C8及以上芳烃原料进入第一二甲苯分馏塔，塔底馏分送入邻二甲苯分馏塔进一步分馏，生产邻二甲苯。本发明的发明人经研究发现，两个二甲苯分馏塔中，进料异构化装置制备的C8及以上芳烃原料的二甲苯分馏塔采用高压，或者当异构化装置制备的C8及以上芳烃原料以不同量分配至两个二甲苯分馏塔时，具有较高比例的异构化装置制备的C8及以上芳烃原料进料的二甲苯分馏塔采用高压，才能够实现降低邻二甲苯分馏塔及二甲苯分馏塔的综合能耗，降低设备投资。
在根据本发明的邻二甲苯与对二甲苯吸附分离装置进料的联产方法中，生产的对二甲苯吸附分离装置进料含有小于500ppm(质量)C9芳烃、其余为C8芳烃；生产的邻二甲苯产品纯度为98％(质量)以上。
具体地，本发明可采用以下三种实施方式之一：
根据本发明第一种优选实施方式，将重整装置制备的C8及以上芳烃原料用于生产PX吸附分离装置进料，歧化装置和/或异构化装置制备的C8及以上芳烃原料用来生产PX吸附分离装置进料，同时兼顾生产邻二甲苯。重整装置制备的C8及以上芳烃原料中，以C8及以上芳烃原料总量为基准C9+占40～60％(重量)，邻二甲苯占10～15％；歧化装置制备的C8芳烃中以C8及以上芳烃原料总量为基准C9+占30～45％(重量)，邻二甲苯占10～17％；异构化装置制备的C8芳烃中以C8及以上芳烃原料总量为基准C9+占5～15％(重量)，邻二甲苯占15～22％。邻二甲苯分馏塔分离的关键组分是C9和邻二甲苯。根据不同装置制备的C8及以上芳烃原料中C9+含量不同，分别进入不同的二甲苯分馏塔。用C9+含量低的C8及以上芳烃原料生产邻二甲苯，减少了邻二甲苯分馏塔的分离难度，使邻二甲苯分馏塔的操作负荷远低于传统工艺，节约了能量。
在一实施例中，如图1所示，将来自歧化装置制备的C8及以上芳烃原料19、异构化装置制备的C8及以上芳烃原料11送入第一二甲苯分馏塔1进行分馏，第一二甲苯分馏塔1的塔顶馏分12为PX吸附分离装置进料。第一二甲苯分馏塔1的塔底馏分13为邻二甲苯及C9+芳烃，送入邻二甲苯分馏塔3，邻二甲苯分馏塔的塔顶馏分为邻二甲苯14，邻二甲苯分馏塔3的塔底馏分15为C9+芳烃。将来自重整装置制备的C8及以上芳烃原料16送入第二二甲苯分馏塔2进行分馏，第二二甲苯分馏塔2的塔顶馏分17为PX吸附分离装置进料，塔底馏分18为C9+芳烃，送入其他芳烃生产单元。
在一实施例中，如图1所示，第一二甲苯分馏塔1采用高压操作，第二二甲苯分馏塔2采用低压操作。第一二甲苯分馏塔1的塔顶冷凝热的一部分Q1作为第二二甲苯分馏塔2的重沸热源，塔顶冷凝热的剩余部分Q2为抽余液塔及抽出液塔等对二甲苯生产装置精馏塔提供重沸热源。第二二甲苯分馏塔2的塔顶冷凝热Q3为对二甲苯生产装置中的常压或低压操作精馏塔提供重沸热源。
为了充分利用二甲苯分馏塔的塔顶冷凝热，将其中一台二甲苯分馏塔加压操作，另一台低压操作，高压二甲苯分馏塔的塔顶冷凝热作为低压二甲苯分馏塔的的重沸热源。在一实施例中，如图1所示，第一二甲苯分馏塔1采用高压操作，塔顶压力为0.7～2.0MPag，塔顶温度为240～305℃，第二二甲苯分馏塔2采用低压操作，塔顶压力为0.2～0.7MPag，塔底温度为220～290℃，此时能量利用的经济效益最佳。因此，所述第一二甲苯分馏塔1的条件包括塔顶压力为0.7～2.0MPag，优选为1.2～1.4MPag，塔顶温度为240～305℃。第二二甲苯分馏塔2的条件包括塔顶压力为0.2～0.7MPag，优选为0.3～0.6MPag，塔底温度为220～290℃。
根据本发明第二种优选实施方式，如图2所示，将来自歧化装置制备的C8及以上芳烃原料21送入第一二甲苯分馏塔4，第一二甲苯分馏塔4的塔顶馏分22为PX吸附分离装置进料。塔底馏分为邻二甲苯及C9+芳烃23，送入邻二甲苯分馏塔6，邻二甲苯分馏塔的塔顶馏分为邻二甲苯24，邻二甲苯分馏塔6的塔底馏分25为C9+芳烃。将来自重整装置制备的C8及以上芳烃原料26、异构化装置制备的C8及以上芳烃原料29送入第二二甲苯分馏塔5，塔顶馏分27为PX吸附分离装置进料，塔底馏分28为C9+芳烃，送入其他芳烃生产单元。
在一实施例中，当用歧化装置制备的C8及以上芳烃原料生产邻二甲苯的经济产量小于所需邻二甲苯产量时，可考虑采用第二二甲苯分馏塔5配套生产邻二甲苯。
在一实施例中，如图2所示，第二二甲苯分馏塔5采用高压操作，第一二甲苯分馏塔4采用低压操作。第二二甲苯分馏塔5的塔顶冷凝热的一部分Q11作为第一二甲苯分馏塔4的重沸热源，塔顶冷凝热的剩余部分Q12为抽余液塔及抽出液塔等对二甲苯生产装置精馏塔提供重沸热源。第一二甲苯分馏塔4的塔顶冷凝热Q13为对二甲苯生产装置中的常压或低压操作精馏塔提供重沸热源。
在一实施例中，如图2所示，第二二甲苯分馏塔5采用高压操作，塔顶压力为0.7～2.0MPag，塔顶温度为240～305℃，第一二甲苯分馏塔4采用低压操作，塔顶压力为0.2～0.7MPag，塔底温度为220～290℃，此时能量利用的经济效益最佳。因此，所述第二二甲苯分馏塔5的条件包括塔顶压力为0.7～2.0MPag，优选为1.2～1.4MPag，塔顶温度为240～305℃，优选为250～295℃。第一二甲苯分馏塔4的条件包括塔顶压力为0.2～0.7MPag，优选为0.1～0.6MPag，更优选为0.2～0.6MPag，进一步优选为0.3～0.6MPag，塔底温度为200～290℃，优选为220～290℃。
根据本发明第三种优选实施方式，如图3所示，将来自歧化装置制备的C8及以上芳烃原料39及第一部分异构化装置制备的C8及以上芳烃原料31送入第一二甲苯分馏塔7，此时，相对于异构化装置制备的C8及以上芳烃原料，第一部分异构化装置制备的C8及以上芳烃原料31比例为50～80％，塔顶馏分32为PX吸附分离装置进料。塔底馏分33为邻二甲苯及C9+芳烃，送入邻二甲苯分馏塔9，邻二甲苯分馏塔9的塔顶馏分34为邻二甲苯，邻二甲苯分馏塔3的塔底馏分35为C9+芳烃。将来自重整化装置制备的C8及以上芳烃原料36、第二部分异构化装置制备的C8及以上芳烃原料40送入第二二甲苯分馏塔8，相对于异构化装置制备的C8及以上芳烃原料，第二部分异构化装置制备的C8及以上芳烃原料40比例为20～50％，塔顶馏分37为PX吸附分离装置进料，塔底馏分38为C9+芳烃，送入芳烃生产其他单元。
在一实施例中，如图3所示，第一二甲苯分馏塔7采用高压操作，第二二甲苯分馏塔8采用低压操作。第一二甲苯分馏塔7的塔顶冷凝热的一部分Q21作为第二二甲苯分馏塔8的重沸热源，塔顶冷凝热的剩余部分Q22为抽余液塔及抽出液塔等对二甲苯生产装置精馏塔提供重沸热源。第二二甲苯分馏塔8的塔顶冷凝热Q23为对二甲苯生产装置中的常压或低压操作精馏塔提供重沸热源。
在一实施例中，如图3所示，第一二甲苯分馏塔7采用高压操作，塔顶压力为0.7～2.0MPag，塔顶温度为240～305℃，第二二甲苯分馏塔8采用低压操作，塔顶压力为0.2～0.7MPag，塔底温度为220～290℃，此时能量利用的经济效益最佳。因此，优选情况下，所述第一二甲苯分馏塔7的条件包括塔顶压力为0.7～2.0MPag，优选为1.2～1.4MPag，塔顶温度为240～305℃。第二二甲苯分馏塔8的条件包括塔顶压力为0.2～0.7MPag，优选为0.3～0.6MPag，塔底温度为220～290℃。
关于两台二甲苯分馏塔压力的选取，高压二甲苯分馏塔塔顶温位应满足低压二甲苯分馏塔塔底重沸要求，同时两台塔的塔顶温位还应满足芳烃装置中其它由二甲苯分馏塔供热的分馏塔塔底温位要求。此外，高压操作二甲苯分馏塔塔顶多余冷凝热以及低压操作二甲苯分馏塔塔顶冷凝热可以根据供方和需方的温位情况合理联合，为对二甲苯生产装置中其它精馏塔提供热量。
下面通过具体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90万吨/年对二甲苯联合装置为基础，重整装置制备的C8及以上芳烃原料进料量为164吨/小时。歧化装置制备的C8及以上芳烃原料94吨/小时。异构化装置制备的C8及以上芳烃原料470吨/小时。具体组成如表1所示。
表1 C8及以上芳烃原料组成(质量百分比)
实施例1
如图1所示，歧化装置制备的C8及以上芳烃原料19及异构化装置制备的C8及以上芳烃原料11送入第一二甲苯分馏塔1，第一二甲苯分馏塔1采用1.3MPag压力操作，抽出514t/h塔顶馏分12，作为吸附分离装置进料，其中C9芳烃500ppm，其余为C8芳烃。抽出50t/h塔底馏分13，含邻二甲苯25.1％，进入邻二甲苯分馏塔3，抽出13t/h塔顶馏分17得到邻二甲苯产品，产品纯度98％以上。重整装置制备的C8及以上芳烃原料16进入第二二甲苯分馏塔2，第二二甲苯分馏塔2采用0.4MPag压力操作，抽出82t/h塔顶馏分17，作为吸附分离装置进料，其中C9芳烃500ppm，其余为C8芳烃。抽出C9+芳烃82t/h塔底馏分18，进入芳烃其它装置处理。第一二甲苯分馏塔1的塔底需要热负荷140MW，塔顶冷凝负荷130MW，其中供给第二二甲苯分馏塔2热负荷43.7MW，邻二甲苯分馏塔3的塔底负荷7.48MW，其余供芳烃装置其它分馏塔使用。第一二甲苯分馏塔1的塔径为9600/11200mm，塔高为105470mm；第二二甲苯分馏塔2的塔径为6000/6400mm，塔高为84110mm；邻二甲苯分馏塔3的塔径为3000mm，塔高为64100mm；含塔盘三塔总重5849吨。
目前现有方法将歧化装置、异构化装置及重组装置制备的C8及以上芳烃原料，均匀分配至两台操作条件一样的二甲苯分馏塔中，其中塔底物流进入邻二甲苯分馏塔生产邻二甲苯。在进料组成一致，邻二甲苯产量一致的前提下，邻二甲苯分馏塔热负荷比实施例1中增加80％，两个二甲苯分馏塔的总热负荷增加了30％；三塔总重合计增加18％。
从以上结果可以看出，本发明通过优化两台二甲苯分馏塔的进料及操作压力，降低了生产邻二甲苯及吸附分离装置进料的能耗，进而降低了生产对二甲苯装置的能耗，同时节约了设备投资。
实施例2
如图2所示，按图2中示例的方法分配三种不同来源的C8及以上芳烃原料，第一二甲苯分馏塔4采用0.3MPag压力操作，第二二甲苯分馏塔5采用1.3MPag压力操作。在进料量及产品性质不变的情况下，与图1中示例的方法相比，图2示例的方法能耗接近，投资较低，降低了1％。
实施例3
如图3所示，按图3中示例的方法分配三种不同来源的C8及以上芳烃原料，55％异构化装置制备的C8及以上芳烃原料进入第一二甲苯分馏塔7，45％异构化装置制备的C8及以上芳烃原料进入第二二甲苯分馏塔8(以异构化装置制备的C8及以上芳烃原料总进入量为100％)。第一二甲苯分馏塔7采用1.3MPag压力操作，第二二甲苯分馏塔8采用0.4MPag压力操作。在进料量及产品性质不变的情况下，图3示例的方法与图1及图2中示例的方法相比，能耗最低，投资比图2示例的方法略高，但低于图1示例的方法。
以上已经描述了本发明的各实施例，上述说明是示例性的，并非穷尽性的，并且也不限于所披露的各实施例。在不偏离所说明的各实施例的范围和精神的情况下，对于本技术领域的普通技术人员来说许多修改和变更都是显而易见的。
Claims (7)
1.一种邻二甲苯与对二甲苯吸附分离装置进料的联产方法，其特征在于，联产方法为：
将歧化装置、异构化装置及重整装置制备的C8及以上芳烃原料进行分配，分别送入对二甲苯生产装置中的第一二甲苯分馏塔和第二二甲苯分馏塔进行分馏；
第一二甲苯分馏塔的塔顶馏分和第二二甲苯分馏塔的塔顶馏分为对二甲苯吸附分离装置进料；
第一二甲苯分馏塔的塔底馏分送入邻二甲苯分馏塔进一步分馏得到的塔顶馏分为邻二甲苯产品；
第一二甲苯分馏塔和第二二甲苯分馏塔采用不同的操作压力，具有相对高比例的异构化装置制备的C8及以上芳烃原料进料的二甲苯分馏塔采用高压，并且采用高压的二甲苯分馏塔的塔顶冷凝热的至少一部分作为采用低压的二甲苯分馏塔的重沸热源；
所述将歧化装置、异构化装置及重整装置制备的C8及以上芳烃原料进行分配的方式选自如下方式之一：
方式一：
所述歧化装置及异构化装置制备的C8及以上芳烃原料送入第一二甲苯分馏塔进行分馏，所述重整装置制备的C8及以上芳烃原料送入第二二甲苯分馏塔进行分馏；
方式二：
所述歧化装置及第一部分异构化装置制备的C8及以上芳烃原料送入第一二甲苯分馏塔进行分馏，所述重整装置及第二部分异构化装置制备的C8及以上芳烃原料送入第二二甲苯分馏塔进行分馏；
所述异构化装置制备的50～80％的C8及以上芳烃原料送入第一二甲苯分馏塔，所述异构化装置制备的20～50％的C8及以上芳烃原料送入第二二甲苯分馏塔。
2.根据权利要求1中所述的邻二甲苯与对二甲苯吸附分离装置进料的联产方法，其特征在于，所述第一二甲苯分馏塔采用高压，第二二甲苯分馏塔采用低压；所述第一二甲苯分馏塔的塔顶冷凝热的一部分作为第二二甲苯分馏塔的重沸热源，塔顶冷凝热的剩余部分为对二甲苯生产装置中的精馏塔提供重沸热源；所述第二二甲苯分馏塔的塔顶冷凝热为对二甲苯生产装置中的常压或低压操作精馏塔提供重沸热源。
3.根据权利要求2所述的邻二甲苯与对二甲苯吸附分离装置进料的联产方法，其特征在于，所述第一二甲苯分馏塔的塔顶压力为0.7～2.0MPag，所述第二二甲苯分馏塔的塔顶压力为0.2～0.7MPag。
4.根据权利要求1所述的邻二甲苯与对二甲苯吸附分离装置进料的联产方法，其特征在于，所述歧化装置制备的C8及以上芳烃原料送入第一二甲苯分馏塔进行分馏，所述重整装置及异构化装置制备的C8及以上芳烃原料送入第二二甲苯分馏塔进行分馏。
5.根据权利要求4所述的邻二甲苯与对二甲苯吸附分离装置进料的联产方法，其特征在于，所述第二二甲苯分馏塔采用高压，第一二甲苯分馏塔采用低压；所述第二二甲苯分馏塔的塔顶冷凝热的一部分作为第一二甲苯分馏塔的重沸热源，塔顶冷凝热的剩余部分为对二甲苯生产装置中的精馏塔提供重沸热源；所述第一二甲苯分馏塔的塔顶冷凝热为对二甲苯生产装置中的常压或低压操作精馏塔提供重沸热源。
6.根据权利要求5所述的邻二甲苯与对二甲苯吸附分离装置进料的联产方法，其特征在于，所述第二二甲苯分馏塔的塔顶压力为0.7～2.0MPag，所述第一二甲苯分馏塔的塔顶压力为0.2～0.7MPag。
7.根据权利要求1所述的邻二甲苯与对二甲苯吸附分离装置进料的联产方法，其特征在于，所述对二甲苯吸附分离装置进料含有小于500ppm的C9芳烃，其余为C8芳烃；所述邻二甲苯产品的纯度为98％以上。
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