CN110937973B - 一种生产对二甲苯的装置及工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种生产对二甲苯的装置及工艺。本发明的生产对二甲苯的装置，包括二甲苯分馏单元，吸附分离单元和异构化反应单元；所述的吸附分离单元，包括吸附分离塔、抽出液分馏塔、抽余液塔和换热器II；所述的异构化反应单元，包括异构化反应器、异构化产物分馏塔、白土塔、气液分离罐、异构化反应加热炉、换热器III、换热器IV、换热器V、换热器VI、压缩机和空冷器。本发明同时提供了一种生产对二甲苯工艺。本发明减少了设备投资和占地面积，降低了二甲苯塔操作负荷，节约了二甲苯再沸炉和异构化反应加热炉燃料气用量，同时优化换热网络，大幅降低能耗，提高经济效益和社会效益。
Description
技术领域
本发明涉及一种生产对二甲苯的装置及工艺。
背景技术
对二甲苯是石化工业重要的基本有机原料之一，主要用于制取对苯二甲酸（PTA）及对苯二甲酸二甲酯（DMT），被广泛应用于化纤、合成树脂、农药、医药、塑料等生产领域。2017 年我国对二甲苯 表观消费量将达到2400×104t，对二甲苯装置产能达816×104t，占全球产能约为20%，我国已是世界上最大的对二甲苯生产国。
C8芳烃包括邻二甲苯、对二甲苯、间二甲苯和，乙苯四种同分异构体，其中对二甲苯的市场最大，所以工业上通常更希望提高由特定C8芳烃原料源生产对二甲苯甚至使之最大化。由于因为它们的化学结构和物性相似且分子量相同，一般通过异构化反应把贫对二甲苯C8芳烃转化成平衡浓度的C8芳烃混合物，然后再通过精馏和吸附分离等技术手段获得高纯度的对二甲苯产品，贫对二甲苯C8芳烃在系统循环重新进行异构化反应。
对二甲苯的分离在工业上一般采用结晶法和吸附分离法，其中吸附分离法应用较多。吸附分离的原料是混合C8芳烃，利用对C8芳烃的四种异构体的选择性不同，优先吸附对二甲苯，然后再用解吸剂将吸附剂上的对二甲苯解吸下来。抽出液为富对二甲苯物料，通过精馏得到高纯度的对二甲苯产品；抽余液为贫对二甲苯物料，经抽余液塔分离出解吸剂后，通过异构化反应得到平衡浓度的C8芳烃混合物，然后循环回二甲苯进行分馏。此工艺过程中，抽出液精馏为抽出液塔和成品塔双塔流程，能耗较大，且异构化产物经脱庚烷塔除去C7以下轻烃后，大部分循环回二甲苯塔，增大二甲苯塔的操作负荷，二甲苯再沸炉燃料用量增加。同时，异构化产物与进料换热后全部冷却，分离出氢气后再重新加热，存在能量利用不合理现象。
发明内容
针对现有技术的不足，本发明的目的是提供一种生产对二甲苯的装置及工艺，本发明减少了设备投资和占地面积，降低了二甲苯塔操作负荷，节约了二甲苯再沸炉和异构化反应加热炉燃料气用量，同时优化换热网络，大幅降低能耗，提高经济效益和社会效益。
本发明的生产对二甲苯的装置，包括二甲苯分馏单元，吸附分离单元和异构化反应单元；
所述的二甲苯分馏单元，包括二甲苯塔、换热器I和二甲苯再沸炉。
所述的二甲苯塔用于分离C8组分与C9 +组分，一般为板式精馏塔。
所述的换热器I用于将二甲苯塔顶物流作为抽余液塔再沸器和抽出液分馏塔再沸器的热源，换热后的冷凝液一部分作为回流返回二甲苯塔，另一部分作为吸附分离进料。
所述的二甲苯再沸炉用于加热循环回塔底的物料，为二甲苯塔提供再沸热量。
所述的二甲苯分馏单元还包括，将含C8芳烃混合物原料进料至二甲苯塔的进料管线；将塔顶出料送至换热器I的管线；将一部分经换热器I换热后的塔顶出料循环回二甲苯塔的管线；将另一部分经换热器I换热后的塔顶出料送至吸附分离单元的管线；将一部分塔底物料送至塔底再沸炉的进管线；用于将经塔底再沸炉加热的塔底物料循环回二甲苯塔的管线；将另一部分塔底物料排出二甲苯塔的管线；其中所述的塔顶出料为C8芳烃，塔底物料为C9 +芳烃。
所述的吸附分离单元，包括吸附分离塔、抽出液分馏塔、抽余液塔和换热器II。
所述的吸附分离塔用于分离来自二甲苯分馏单元的物料中的对二甲苯及其异构体。
所述的抽出液分馏塔用于分离富对二甲苯抽出液中的甲苯、对二甲苯和解吸剂，获得高纯度的对二甲苯产品。所述的抽出液分馏塔采用分壁塔，塔底物料为解吸剂，塔顶物料为甲苯，侧线物料为对二甲苯产品。
所述的抽余液塔用于分离贫对二甲苯抽余液中的C8组分与解吸剂，抽余液塔上部侧线出料为贫对二甲苯C8组分，塔底出料为解吸剂。
所述的换热器II用于将解吸剂与异构化进料进行换热，提高异构化进料的温度，降低异构化反应加热炉负荷；同时降低解吸剂温度至返回吸附分离塔适宜温度。
所述的吸附分离单元还包括，将换热后的二甲苯分馏单元的塔顶出料进料至吸附分离塔的管线，将分离出的富对二甲苯抽出液送至抽出液分馏塔的管线，将经吸附分离塔吸附分离得到的贫对二甲苯抽余液送至抽余液塔的管线；将抽出液分馏塔塔顶物料排出的管线，将抽出液分馏塔侧线物料排出的管线；将抽出液分馏塔塔底物料送至换热器II的管线，将抽余液塔底物料（解吸剂）送至换热器II的管线，将换热后的抽出液分馏塔塔底物料和抽余液塔底物料送至吸附分离塔的管线；将抽余液塔上部侧线出料经换热器II换热后进料至异构化反应单元的管线。
所述的异构化反应单元，包括异构化反应器、异构化产物分馏塔、白土塔、气液分离罐、异构化反应加热炉、换热器III、换热器IV、换热器V、换热器VI、压缩机和空冷器。
所述的异构化反应器用于将来自吸附分离单元的贫对二甲苯C8组分转化为富对二甲苯C8组分。
所述的异构化产物分馏塔用于分离异构化反应器出料富对二甲苯C8组分中的C7以下轻烃、C8芳烃以及C9+芳烃组分，异构化产物分馏塔采用分壁塔形式，其中塔顶物料为C7以下轻烃和氢气，塔底物料为C9+芳烃组分，侧线物料为C8芳烃。
所述的异构化反应单元，氢气来自于重整单元。适当的氢烃比有利于保持异构化催化剂的活性和稳定性。随着异构化反应的进行，循环氢气纯度逐渐降低，因此需外排一部分低纯度含氢气体，同时补入高纯度的氢气，维持循环氢气纯度。所述的白土塔用于除去异构化产物分馏塔侧线物料中少量烯烃和羰基等不饱和烃。
所述的气液分离罐用于分离异构化产物分馏塔塔顶物料C7以下轻烃中的氢气等组分，气相部分外排，部分经加压，换热和/或加热，返回异构化反应器；液相经换热后，作为轻烃产物出装置。
所述的异构化反应加热炉用于控制异构化反应进料温度。
所述的换热器III用于吸附分离塔进料与异构化反应进料换热，提高异构化进料温度，降低异构化反应加热炉负荷。同时降低吸附分离塔进料温度至适宜温度。
所述的换热器IV用于异构化进料与异构化反应产物（富对二甲苯C8组分）的换热，进一步提高异构化进料温度，降低异构化反应加热炉负荷。
所述的换热器V用于气液分离罐液相轻烃产物与异构化产物分馏塔塔顶物料（C7以下轻烃和氢气）换热。
所述的换热器VI用于作为白土塔进料的异构化产物分馏塔侧线物料（C8芳烃）与白土塔出料换热，提高白土塔出料温度；换热后的白土塔出料与二甲苯塔顶换热后的物料混合后，作为吸附分离塔进料，进一步分离出对二甲苯。
所述的压缩机用于进入异构化反应器的补充氢气和经气液分离罐分离得到的气相的加压。
所述的空冷器用于进一步异构化产物分馏塔塔顶物料（C7以下轻烃和氢气）的温度。
所述的异构化反应单元还包括，将异构化反应进料至异构化反应器的进料管线，进料管线在连接异构化反应器前，依次连接换热器III、换热器IV和异构化反应加热炉；将异构化反应产物进料至异构化产物分馏塔的进料管线，进料管线在连接异构化产物分馏塔前，连接换热器IV；将异构化产物分馏塔塔顶物料进料至气液分离罐的进料管线，进料管线在连接气液分离罐前，依次连接换热器V和空冷器；将异构化产物分馏塔侧线物料进料至白土塔的进料管线，进料管线连接白土塔前，连接换热器VI；将白土塔塔底出料管线连接换热器VI，换热后管线连接吸附分离进料管线；将异构化产物分馏塔塔底产物排出的排出管线；将气液分离罐分离出的气相至少一部分外排的排出管线，以及将剩余部分气相循环回异构化反应器的循环气相管线；用于补充氢气的补充氢进料管线；循环气相管线与补充氢气相管线合并后连接经压缩机；将气液分离罐分离出的液相排出的排出管线。
本发明同时提供了一种生产对二甲苯的工艺，包括如下内容：含有C8芳烃混合物原料进入二甲苯塔进行分馏，塔顶物流经换热器I换热后，一部分作为回流返回二甲苯塔，另一部分作为吸附分离进料，经换热器III与异构化反应进料换热后，送至吸附分离塔；塔底物流经二甲苯再沸炉升温后返回二甲苯塔，另一部分塔底物料为C9 +芳烃；吸附分离进料经吸附分离塔吸附分离，得到的富对二甲苯抽出液进入抽出液分馏塔分馏，塔底物料为解吸剂，与抽余液塔塔底物料混合后，经换热器II与异构化反应进料换热，返回吸附分离塔；抽出液分馏塔塔顶物料为甲苯，侧线物料为对二甲苯；吸附分离塔吸附分离得到的贫对二甲苯抽余液进入抽余液塔进行分馏，上部侧线物料依次流经换热器II，换热器III和换热器IV，分别与解吸剂、吸附分离进料和异构化反应产物换热，然后经异构化反应加热炉加热后进入异构化反应器进行异构化反应，反应产物经换热器IV换热后，进入异构化产物分馏塔；异构化产物分馏塔塔顶物料经换热器V换热后，经异构化反应产物空冷器冷却，进入气液分离罐，分离为气液两相；气相从气液分离罐顶部排出分为两股：一股外排氢送到变温吸附单元（TSA单元）或加氢车间，也可送到燃料气系统；另一股与补充氢气混合后，经压缩机增压后，与异构化反应进料混合；气液分离罐分离得到的液相物料经换热器V换热后，作为C7 以下轻烃；异构化产物分馏塔侧线物料经换热器VI换热，进入白土塔脱除烯烃等不饱和烃，与白土塔进料换热后作为吸附分离进料，异构化产物分馏塔塔底出料为C9 +芳烃。
所述的抽出液分馏塔和异构化产物分馏塔为分壁塔形式，一般是在传统精馏塔中间位置放置一块竖直的隔板，将精馏塔分成上部公共精馏段、下部公共提馏段及由隔板隔开的精馏进料段和侧线采出段四个部分。
所述的含C8 芳烃原料主要为含有乙苯、对二甲苯、邻二甲苯和间二甲苯的混合烃，还包括C7以下轻烃和C9以上重烃。其中C7 以下轻烃是指碳原子数为7 以下的芳烃、烷烃或者环烷烃等烃类，C9 以上重烃是指碳原子数为9 以上的芳烃、烷烃、环烷烃等烃类。
所述的二甲苯塔塔顶压力为0.3~2.5 MPa，优选为0.5~1.8 MPa，塔顶温度为50～300℃、优选110～280℃。二甲苯塔优选为板式塔，塔板数为150~200。
所述的吸附分离单元的操作条件为：温度为100～300℃、优选150～200℃，压力为0.2～1.5MPa、优选0.6～1.0MPa。
所述的吸附分离单元中，吸附分离塔采用固定床，通过变换固定床吸咐设备的物料进出口位置，产生相当于吸附剂连续向下移动，而物料连续向上移动的效果。床层内部装填对对二甲苯具有高选择性的吸附剂。所述的吸附剂的活性组分为Ba或BaK的X 型沸石或Y型分子筛，粘结剂选自高岭土、二氧化硅或氧化铝。解吸剂不仅与原料中各个组份互溶，而且与C8芳烃中各组份的沸点相差较大，易于回收利用，优选为对二乙苯或甲苯。
所述的抽出液分馏塔操作条件为：塔顶压力为0.1～0.5MPa，优选常压操作，塔顶温度为50～200℃，优选100～150℃。
所述的抽余液塔操作条件为：塔顶压力为0.1～1.0 MPa，优选常压操作，塔顶温度为120～170℃。
所述的异构化单元操作条件为：反应温度300～450℃，优选330～400℃，压力为0.1～2.0MPa，优选0.4～1.5MPa，质量空速为2～10h-1，优选3～6h-1，反应氢/烃摩尔比为2～8，优选3～6。
所述的异构化单元中，异构化反应器中装填异构化催化剂，所述的异构化催化剂为分子筛和/或无机氧化物载体上负载有Pt、Sn、Mg、Bi、Pb、Pd、Re、Mo、W、V 和稀土金属中一种或几种的活性组分。所述的分子筛为五元环分子筛、丝光沸石、EUO 型分子筛和MFI 分子筛中的一种或几种的混合物。所述的无机氧化物为氧化铝和/或氧化硅。
所述的气液分离罐的操作条件：操作温度35~40℃，压力0.5~1.1 MPa。
所述的异构化产物分馏塔的操作条件为：塔顶压力为0.2～2.0MPa，优选0.5～1.5MPa，塔顶温度为50～250℃，优选130～170℃。
与现有技术相比较，本发明具有如下优点：
（1）发明人通过在吸附分离单元中设置分壁塔结构的抽出液分馏塔，取消常规工艺中的抽出液塔和成品塔，不仅减少了分离组分中对二甲苯的返混程度，提高了分离的热力学效率，同时避免了常规工艺中抽出液塔将甲苯和对二甲苯组分全部冷却，再加热进入成品塔分离的热量不合理利用现象；常规工艺中，抽出液塔和成品塔的再沸负荷分别由二甲苯塔顶和塔底物料、解吸剂提供，设置分壁塔结构的抽出液分馏塔，再沸负荷可以全部由二甲苯塔顶物料提供，充分回收二甲苯塔顶物料热量，减少二甲苯塔底物料热量的使用，从而节省了二甲苯塔再沸炉燃料气用量，同时抽出液分馏塔塔顶只需冷却甲苯和部分对二甲苯组分，冷凝负荷降低；抽出液分馏塔和抽余液塔塔底解吸剂物料不再作为成品塔再沸器热源，而是用于预热异构化反应进料，提高反应进料进异构化加热炉的温度，降低异构化反应加热炉燃料气用量；
（2）通过设置分壁塔结构的异构化分馏塔，取消常规工艺中的脱庚烷塔，巧妙的将异构化反应产物进行通过异构化分馏塔预先分离，将异构化反应产物中的塔底C9 +芳烃和塔顶C7以下轻烃提前分离出装置，而侧线物料为C8芳烃，直接与吸附分离进料混合，而常规工艺中，由于脱庚烷塔没有对C9 +芳烃进行分离，既增加了白土塔的操作负荷，同时通过白土塔的物料需要再次进入二甲苯塔，大大增加了二甲苯的操作负荷，本发明降低了二甲苯塔的操作负荷，节省了二甲苯塔再沸炉燃料气用量，同时节省了冷凝和再沸负荷，减少了设备投资和占地面积，减少了物料的返混，提高了分离的热力学效率；相比于常规工艺的异构化反应产物需要全部经过空冷器和水冷器冷却后，经气液分离罐分离出氢气等气相组分，液相组分重新加热，经过脱庚烷塔分离出C7 -轻组分，C8 +组分返回二甲苯塔进一步分离出C8组分，这一过程中冷却负荷大，且分离出氢气等气相组分后，液相组分重新加热。本发明解决了常规工艺的先冷却后加热的能量利用不合理现象，大大降低了冷却负荷。常规工艺流程中异构化反应单元异构化反应进料进异构化反应加热炉温度约为280~300℃；本发明的异构化反应单元由于取消脱庚烷塔，同时通过优化换热网络，异构化反应进料不再经历先冷却后加热的过程，即避免了异构化反应进料（抽余液塔上部侧线物料）的热量加热冷却后的脱庚烷塔进料，合理匹配冷热物流，提高异构化反应进料炉前温度至310~330℃，从而降低了异构化反应加热炉燃料气的用量，大幅降低能耗，提高经济效益和社会效益。
附图说明
图1、图2和图3分别为本发明二甲苯装置的二甲苯分馏单元、吸附分离单元和异构化反应单元流程示意图。
其中，图1为二甲苯分馏单元，包括二甲苯塔101、换热器I102和二甲苯再沸炉103；图2为吸附分离单元，包括吸附分离塔201、抽出液分馏塔202、抽余液塔203和换热器II204；图3为异构化反应单元，包括异构化反应器301、异构化产物分馏塔302、白土塔303、气液分离罐304、异构化反应加热炉305、换热器III306、换热器IV307、换热器V308、换热器VI309、压缩机310和空冷器311。
图4、图5和图6分别为常规二甲苯装置的二甲苯分馏单元、吸附分离单元和异构化反应单元流程示意图。
其中，图4为二甲苯分馏单元，包括二甲苯塔401、换热器I402和二甲苯再沸炉403；图5为吸附分离单元，包括吸附分离塔501、抽出液塔502、抽余液塔503、成品塔504成品再沸器I505、成品再沸器II506；图6为异构化反应单元，包括异构化反应器601、脱庚烷塔602、白土塔603、气液分离罐604、异构化反应加热炉605、换热器III606、换热器IV607、换热器V608、换热器VI609、压缩机610、空冷器611、水冷器612。
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。
具体实施方式
下面结合具体附图对本发明的对二甲苯生产工艺做更详细的说明。
所述的二甲苯分馏单元包括，将含C8芳烃混合物原料104进料至二甲苯塔的进料管线107；将塔顶出料送至换热器I102的管线108；将一部分经换热器I102换热后的塔顶出料循环回二甲苯塔的管线109；将另一部分经换热器I102换热后的塔顶出料105送至换热器III306的管线110；将一部分塔底物料111送至塔底再沸炉103的进料管线112；用于将经塔底再沸炉103加热的塔底物料循环回二甲苯塔的管线113；将另一部分塔底物料106排出二甲苯塔的管线114；其中所述的塔顶出料105为C8芳烃，塔底出料106为C9 +芳烃；
所述的吸附分离单元包括，将换热后的二甲苯分馏单元的塔顶出料205进料至吸附分离塔的管线209，将吸附分离塔201分离出的富对二甲苯抽出液送至抽出液分馏塔202的管线210，将经吸附分离塔吸附分离得到的贫对二甲苯抽余液送至抽余液塔203的管线214；将抽出液分馏塔202塔顶物料206排出的管线211，将抽出液分馏塔202侧线物料207排出的管线212；将抽出液分馏塔202塔底物料送至换热器II204的管线213，将抽余液塔底物料（解吸剂）送至换热器II204的管线217，将换热后的抽出液分馏塔202塔底物料和抽余液塔底物料送至吸附分离塔201的管线218；将抽余液塔203上部侧线出料215经换热器II204换热后进料208至异构化反应单元的管线216。
所述的异构化反应单元包括，将异构化反应进料208至异构化反应器301的进料管线318，进料管线216在连接异构化反应器前，通过管线316、317、318依次连接换热器III306、换热器IV307和异构化反应加热炉305；将异构化反应产物进料至异构化产物分馏塔302的进料管线320，进料管线320在连接异构化产物分馏塔302前，经换热器IV307连接异构化反应器出料管线319；将异构化产物分馏塔302塔顶物料进料至气液分离罐304的进料管线321，进料管线321在连接气液分离罐前，管线322、323依次连接换热器V308和空冷器311；将异构化产物分馏塔302侧线物料进料至白土塔303的进料管线331，进料管线331连接白土塔303前，管线332连接换热器VI309；将白土塔303塔底出料管线333连接换热器VI309，换热后管线334连接吸附分离进料管线110；将异构化产物分馏塔302塔底产物312排出的排出管线335；将气液分离罐304分离出的气相至少一部分外排313的排出管线325，以及将剩余部分进料至异构化反应器301的进料管线316的进料管线328，剩余部分进料至异构化反应器301的进料管线316前，首先与经补充氢进料管线326的补充氢314混合，然后进入压缩机310进料管线327；将气液分离罐304分离出的液相连接换热器V308的管线329，换热后经排出管线330排出液相产物315。
本发明的生产对二甲苯装置的工艺流程为：含有C8芳烃混合物原料104进入二甲苯塔101进行分馏，塔顶物流经换热器I102换热后，一部分作为回流返回二甲苯塔101，另一部分作为吸附分离进料105，经换热器III306与异构化反应进料换热后，送至吸附分离塔201；塔底物流经二甲苯再沸炉103升温后返回二甲苯塔101，另一部分塔底物料106为C9 +芳烃。
吸附分离进料205经吸附分离塔201吸附分离，得到的富对二甲苯抽出液进入抽出液分馏塔202分馏，塔底物料为解吸剂，与抽余液塔203塔底物料混合后，经换热器II204与异构化反应进料换热，返回吸附分离塔201；抽出液分馏塔塔202塔顶物料为甲苯206；侧线物料为对二甲苯207；经吸附分离塔201吸附分离得到的贫对二甲苯抽余液进入抽余液塔203进行分馏，上部侧线物料先后经换热器II204，换热器III306和换热器IV307，分别与解吸剂、吸附分离进料和异构化反应产物换热，然后经异构化反应加热炉305加热后进入异构化反应器301进行异构化反应，反应产物经换热器IV307换热后，进入异构化产物分馏塔302；异构化产物分馏塔302塔顶物料经换热器V308换热后，经异构化反应产物空冷器311冷却，进入气液分离罐304，分离为气液两相；
气相从气液分离罐304顶部排出分为两股：一股外排氢313送到TSA单元（变温吸附单元）或加氢车间，也可送到燃料气系统；另一股与补充氢314混合后，经压缩机310增压后，与异构化反应进料混合；气液分离罐分离得到的液相物料经换热器V308换热后，作为C7 以下轻烃315；异构化产物分馏塔302侧线物料经换热器VI309换热，进入白土塔303脱除烯烃等不饱和烃，与白土塔303进料换热后，与吸附分离进料105混合。异构化产物分馏塔302塔底出料312为C9 +芳烃。
常规二甲苯装置的工艺流程为：含有C8芳烃混合物原料404进入二甲苯塔401进行分馏，塔顶物流经换热器I402换热后，一部分作为回流返回二甲苯塔401，另一部分作为吸附分离进料405，经换热器VI609与脱庚烷塔602进料换热后，送至吸附分离塔501；塔底物流经二甲苯再沸炉403升温后返回二甲苯塔401，另一部分塔底物料406为C9 +芳烃。塔顶物流作为主要作为抽余液塔503再沸器和抽出液塔502再沸器的热源；塔底物流主要作为成品塔再沸器506和脱庚烷塔602再沸器的热源。
吸附分离进料507经吸附分离塔501吸附分离，得到的富对二甲苯抽出液进入抽出液塔502分馏，塔底物料为解吸剂，与抽余液塔503塔底物料混合后，作为成品塔再沸器505的热源后，返回吸附分离塔501；抽出液塔502塔顶物料进入成品塔504，成品塔底物料为对二甲苯509，塔顶为甲苯508。经吸附分离塔吸附分离得到的贫对二甲苯抽余液进入抽余液塔503，上部侧线物料先后经换热器III606、换热器IV607，分别与脱庚烷塔进料和异构化反应产物换热，然后经异构化反应加热炉605加热后进入异构化反应器601进行异构化反应，反应产物经换热器IV607换热后，经空冷器611、水冷器612冷却后，进入气液分离罐604，分离为气液两相；
气相从气液分离罐604顶部排出分为两股：一股外排氢613送到TSA单元（变温吸附单元）或加氢车间，也可送到燃料气系统；另一股由与氢气614混合后，经压缩机610增压后，与异构化反应进料混合；气液分离罐604分离得到的液相物料先后经换热器III606、换热器V608、换热器VI609换热后，进入脱庚烷塔602。脱庚烷塔602塔顶物料为C7 以下轻烃615，塔底物料经换热器V608后，经白土塔603脱除烯烃等不饱和烃后，返回二甲苯塔401。
以下通过实施例具体说明本发明提供的新型对二甲苯生产方法的效果。
对比例1
对比例1说明常规对二甲苯生产工艺的方法和能耗。所用设备见表1，装置操作参数和能耗见表2。
实施例1
实施例1说明本发明提供的新型对二甲苯生产工艺的方法和能耗。所用设备见表1，装置操作参数和能耗见表2。
表1
表2
从表1 和表2 可以看出，与对比例1相比，本发明提供的生产对二甲苯的方法可以节省设备投资，各减少1 套精馏塔、冷却器和再沸器设备的投资。采用本发明提供的方法，不仅减少设备台数，而且能耗降低18.8%。因此，采用本发明提供的新型对二甲苯生产方法能够减少设备投资和占地面积，降低二甲苯塔操作负荷，节约二甲苯再沸炉燃料气用量。同时优化换热网络，提高异构化反应进料炉前温度，降低异构化反应加热炉燃料气的用量，以及异构化反应产物后水冷和空冷的冷却负荷，大幅降低能耗，提高经济效益和社会效益。
Claims (21)
1.一种生产对二甲苯的装置，其特征在于：包括二甲苯分馏单元，吸附分离单元和异构化反应单元；所述的二甲苯分馏单元，包括二甲苯塔、换热器I和二甲苯再沸炉；所述的吸附分离单元，包括吸附分离塔、抽出液分馏塔、抽余液塔和换热器II；所述的异构化反应单元，包括异构化反应器、异构化产物分馏塔、白土塔、气液分离罐、异构化反应加热炉、换热器III、换热器IV、换热器V、换热器VI、压缩机和空冷器；
所述的二甲苯分馏单元还包括，将含C8芳烃混合物原料进料至二甲苯塔的进料管线；将塔顶出料送至换热器I的管线；将一部分经换热器I换热后的塔顶出料循环回二甲苯塔的管线；将另一部分经换热器I换热后的塔顶出料送至吸附分离单元的管线；将一部分塔底物料送至塔底再沸炉的进管线；用于将经塔底再沸炉加热的塔底物料循环回二甲苯塔的管线；将另一部分塔底物料排出二甲苯塔的管线；其中所述的塔顶出料为C8芳烃，塔底物料为C9 +芳烃；
所述的吸附分离单元还包括，将换热后的二甲苯分馏单元的塔顶出料进料至吸附分离塔的进料管线，将分离出的富对二甲苯抽出液送至抽出液分馏塔的管线，将经吸附分离塔吸附分离得到的贫对二甲苯抽余液送至抽余液塔的管线；将抽出液分馏塔塔顶物料排出的管线，将抽出液分馏塔侧线物料排出的管线；将抽出液分馏塔塔底物料送至换热器II的管线，将抽余液塔底物料即解吸剂送至换热器II的管线，将换热后的抽出液分馏塔塔底物料和抽余液塔底物料送至吸附分离塔的管线；将抽余液塔上部侧线出料经换热器II换热后进料至异构化反应单元的管线；
将异构化反应进料至异构化反应器的进料管线，进料管线在连接异构化反应器前，依次连接换热器III、换热器IV和异构化反应加热炉；将异构化反应产物进料至异构化产物分馏塔的进料管线，进料管线在连接异构化产物分馏塔前，连接换热器IV；将异构化产物分馏塔塔顶物料进料至气液分离罐的进料管线，进料管线在连接气液分离罐前，依次连接换热器V和空冷器；将异构化产物分馏塔侧线物料进料至白土塔的进料管线，进料管线连接白土塔前，连接换热器VI；将白土塔塔底出料管线连接换热器VI，换热后管线连接吸附分离进料管线；将异构化产物分馏塔塔底产物排出的排出管线；将气液分离罐分离出的气相至少一部分外排的排出管线，以及将剩余部分气相循环回异构化反应器的循环气相管线；用于补充氢气的补充氢进料管线；循环气相管线与补充氢气相管线合并后连接经压缩机；将气液分离罐分离出的液相排出的排出管线；
所述的抽出液分馏塔和异构化产物分馏塔采用分壁塔形式；所述的换热器I用于将二甲苯塔顶物流作为抽余液塔再沸器和抽出液分馏塔再沸器的热源，换热后的冷凝液一部分作为回流返回二甲苯塔，另一部分作为吸附分离进料；所述的换热器III用于吸附分离塔进料与异构化反应进料换热，提高异构化进料温度，降低吸附分离塔进料温度至适宜温度；所述的换热器V用于气液分离罐液相轻烃产物与异构化产物分馏塔塔顶物料换热。
2.按照权利要求1所述的装置，其特征在于：所述的二甲苯塔用于分离C8组分与C9 +组分，为板式精馏塔。
3.按照权利要求1所述的装置，其特征在于：所述的二甲苯再沸炉用于加热循环回塔底的物料，为二甲苯塔提供再沸热量。
4.按照权利要求1所述的装置，其特征在于：所述的吸附分离塔用于分离来自二甲苯分馏单元的物料中的对二甲苯及其异构体。
5.按照权利要求1所述的装置，其特征在于：所述的抽出液分馏塔用于分离富对二甲苯抽出液中的甲苯、对二甲苯和解吸剂，获得高纯度的对二甲苯产品；所述的抽出液分馏塔塔底物料为解吸剂，塔顶物料为甲苯，侧线物料为对二甲苯产品。
6.按照权利要求1所述的装置，其特征在于：所述的抽余液塔用于分离贫对二甲苯抽余液中的C8组分与解吸剂，抽余液塔上部侧线出料为贫对二甲苯C8组分，塔底出料为解吸剂。
7.按照权利要求1所述的装置，其特征在于：所述的换热器II用于将解吸剂与异构化进料进行换热，提高异构化进料的温度，降低异构化反应加热炉负荷；同时降低解吸剂温度至返回吸附分离塔适宜温度。
8.按照权利要求1所述的装置，其特征在于：所述的异构化反应器用于将来自吸附分离单元的贫对二甲苯C8组分转化为富对二甲苯C8组分。
9.按照权利要求1所述的装置，其特征在于：所述的异构化产物分馏塔用于分离异构化反应器出料富对二甲苯C8组分中的C7以下轻烃、C8芳烃以及C9 +芳烃组分，异构化产物分馏塔塔顶物料为C7以下轻烃和氢气，塔底物料为C9 +芳烃组分，侧线物料为C8芳烃。
10.按照权利要求1所述的装置，其特征在于：所述的白土塔用于除去异构化产物分馏塔侧线物料中少量包括烯烃和羰基不饱和烃。
11.按照权利要求1所述的装置，其特征在于：所述的气液分离罐用于分离异构化产物分馏塔塔顶物料C7以下轻烃中的氢气组分，气相部分外排，部分经加压，换热和/或加热，返回异构化反应器；液相经换热后，作为轻烃产物出装置。
12.按照权利要求1所述的装置，其特征在于：按照权利要求1所述的装置，其特征在于：所述的换热器IV用于异构化进料与异构化反应产物的换热。
13.按照权利要求1所述的装置，其特征在于：所述的换热器VI用于作为白土塔进料的异构化产物分馏塔侧线物料与白土塔出料换热，提高白土塔出料温度；换热后的白土塔出料与二甲苯塔顶换热后的物料混合后，作为吸附分离塔进料，进一步分离出对二甲苯。
14.一种生产对二甲苯的工艺，其特征在于包括如下内容：含有C8芳烃混合物原料进入二甲苯塔进行分馏，塔顶物流经换热器I换热后，一部分作为回流返回二甲苯塔，另一部分作为吸附分离进料，经换热器III与异构化反应进料换热后，送至吸附分离塔；塔底物流经二甲苯再沸炉升温后返回二甲苯塔，另一部分塔底物料为C9 +芳烃；吸附分离进料经吸附分离塔吸附分离，得到的富对二甲苯抽出液进入抽出液分馏塔分馏，塔底物料为解吸剂，与抽余液塔塔底物料混合后，经换热器II与异构化反应进料换热，返回吸附分离塔；抽出液分馏塔塔顶物料为甲苯，侧线物料为对二甲苯；经吸附分离塔吸附分离得到的贫对二甲苯抽余液进入抽余液塔进行分馏，上部侧线物料依次流经换热器II，换热器III和换热器IV，分别与解吸剂、吸附分离进料和异构化反应产物换热，然后经异构化反应加热炉加热后进入异构化反应器进行异构化反应，反应产物经换热器IV换热后，进入异构化产物分馏塔；异构化产物分馏塔塔顶物料经换热器V换热后，经异构化反应产物空冷器冷却，进入气液分离罐，分离为气液两相；气相从气液分离罐顶部排出分为两股：一股外排，另一股与补充氢气混合后，经压缩机增压后，与异构化反应进料混合；气液分离罐分离得到的液相物料经换热器V换热后，作为C7 以下轻烃；异构化产物分馏塔侧线物料经换热器VI换热，进入白土塔脱除不饱和烃后，与白土塔进料换热后作为吸附分离进料，异构化产物分馏塔塔底出料为C9 +芳烃；所述的抽出液分馏塔和异构化产物分馏塔为分壁塔形式。
15.按照权利要求14所述的工艺，其特征在于：所述的二甲苯塔塔顶压力为0.3~2.5MPa，塔顶温度为50～300℃。
16.按照权利要求14所述的工艺，其特征在于：所述的吸附分离单元的操作条件为：温度为100～300℃，压力为0.2～1.5MPa。
17.按照权利要求14所述的工艺，其特征在于：所述的抽出液分馏塔操作条件为：塔顶压力为0.1～0.5MPa，塔顶温度为50～200℃。
18.按照权利要求14所述的工艺，其特征在于：所述的抽余液塔操作条件为：塔顶压力为0.1～1.0 MPa，塔顶温度为50～300℃。
19.按照权利要求14所述的工艺，其特征在于：所述的异构化单元操作条件为：反应温度300～450℃，压力为0.1～2.0MPa，质量空速为2～10h-1，反应氢/烃摩尔比为2～8。
20.按照权利要求14所述的工艺，其特征在于：所述的气液分离罐的操作条件：操作温度35~40℃，压力0.5~1.1 MPa。
21.按照权利要求14所述的工艺，其特征在于：所述的异构化产物分馏塔的操作条件为：塔顶压力为0.2～2.0MPa，塔顶温度为50～250℃。
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