CN113121300B - 一种对二甲苯的生产装置及生产方法 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种对二甲苯的生产装置及生产方法。该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、抽出液塔、抽余液塔、成品塔、成品塔再沸器I、成品塔再沸器II、换热器II和换热器III；所述的异构化反应单元，包括异构化反应器、加氢反应器、异构化产物分馏塔、异构化反应加热炉、换热器IV、换热器V和压缩机。本发明同时提供了对二甲苯生产工艺。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，提高了异构化产物脱除烯烃和羰基等不饱和烃的效率，解决了频繁更换废白土和污染环境的问题，同时优化换热网络，大幅降低能耗，提高了经济效益和社会效益。
Description
技术领域
本发明涉及一种对二甲苯的生产装置及生产方法。
背景技术
工业上一般采用吸附分离法获得高纯度对二甲苯产品，原料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，利用吸附剂对四种同分异构体选择性的不同，分离出富对二甲苯组分和贫对二甲苯组分。富对二甲苯作为抽出液塔进料，组分经过一系列精馏过程可以获得对二甲苯产品，贫对二甲苯作为抽余液进料，组分通过异构化反应转化成平衡浓度的C8芳烃混合物，回到二甲苯塔进行分馏。此工艺过程中，成品塔再沸器的热量由解吸剂和二甲苯塔底液提供，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，二甲苯塔再沸炉燃料用量增加。同时，异构化产物存在先全部冷却再重新加热的能量利用不合理现象。此外，工业上通常采用白土处理异构化反应产物中的烯烃和羰基等不饱和烃，其中白土使用周期较短，失活较快，吸附能力有限导致吸附效率差，且废白土需要经常更换且对环境造成污染。
发明内容
针对现有技术的不足，本发明提供一种对二甲苯的生产装置及生产方法，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，提高异构化反应产物中烯烃和羰基等不饱和烃的脱除效率，解决了废白土更换和污染环境的问题，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。
本发明通过以下技术方案实现以上技术目的：
本发明第一方面提供了一种对二甲苯的生产装置，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；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二甲苯再沸炉的进料管线；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、抽出液塔、抽余液塔、换热器II和换热器III；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吸附分离进料管线，进料管线连接吸附分离塔前，管线依次连接成品塔再沸器II、换热器IV、换热器II和换热器III，分别与成品塔塔底物料、异构化反应进料、抽出液塔进料和成品塔进料换热；将分离出的富对二甲苯抽出液送至抽出液塔的管线，进料管线在连接抽出液塔前，连接换热器II的管线，将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；将抽出液塔塔顶物料送至成品塔的进料管线，进料管线在连接成品塔前，连接换热器III的管线，将成品塔塔顶物料至甲苯出料管线，塔底物料至对二甲苯出料管线；将换热后的抽出液塔塔底物料管线和抽余液塔底物料管线连接成品塔再沸器I的管线；将抽余液塔上部侧线出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、加氢反应器、异构化产物分馏塔、异构化反应加热炉、换热器IV、换热器V和压缩机；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IV、换热器V和异构化反应加热炉；将异构化反应产物进料加氢反应器，进料管线在连接加氢反应器前，经换热器V连接加氢反应器进料管线，加氢产物至异构化产物分馏塔的进料管线；将异构化产物分馏塔塔顶物料C7以下轻烃和氢气排出的排出管线；将异构化产物分馏塔侧线物料进料至吸附分离进料管线；将异构化产物分馏塔塔底产物排出的排出管线；氢气经进料管线进入压缩机升压，压缩机出口管线并入异构化反应器的进料管线，一部分经压缩机出口管线并入加氢反应器的进料管线。
所述的二甲苯塔用于分离C8组分与C9 +组分，为板式精馏塔。
所述的换热器I用于将二甲苯塔塔顶物流作为抽余液塔再沸器和抽出液塔再沸器的热源。
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。
所述的抽出液塔用于分离富对二甲苯抽出液中的C8组分与解吸剂，抽出液塔塔顶物料为富对二甲苯C8组分，塔底出料为解吸剂。
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。
所述的成品塔用于分离富对二甲苯中的对二甲苯和甲苯，成品塔塔顶物料为甲苯，塔底出料为对二甲苯。
所述的成品塔有两个再沸器提供热量，成品塔再沸器I热源为抽出液塔和抽余液塔塔底解吸剂，降低解吸剂温度至返回吸附分离塔适宜温度；所述的成品塔再沸器II热源为吸附分离进料，吸附分离进料进一步与异构化反应进料换热后进入吸附分离塔。
所述的换热器II用于将吸附分离进料与抽出液塔进料换热，提高抽出液塔进料温度，降低抽出液塔塔底热负荷。
所述的换热器III用于将吸附分离进料与成品塔进料进行换热，提高异成品塔进料的温度，降低成品塔塔底热负荷，同时降低吸附分离进料温度至进入吸附分离塔适宜温度。
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。
所述的加氢反应器用于脱除异构化产物中少量的烯烃和羰基等不饱和烃杂质，满足产品质量要求。
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，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；其中塔顶物料主要为C7以下轻烃和氢气，塔底物料主要为C9+芳烃组分，侧线物料主要为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。
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IV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。
所述的换热器V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。
所述的压缩机用于进入异构化反应器的氢气加压。
本发明第二方面提供了一种对二甲苯的生产方法，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，经成品塔再沸器I、换热器IV、换热器II和换热器III，分别与成品塔塔底物料、异构化反应进料、抽出液塔进料和成品塔进料换热后，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经换热器II，与吸附分离进料换热后进入抽出液塔分馏，塔底物料为解吸剂，与抽余液塔塔底物料混合后，作为成品塔再沸器I的热源，换热后返回吸附分离塔；抽出液塔塔顶物料为富对二甲苯C8组分，塔底出料为解吸剂；富对二甲苯C8组分经换热器III，与吸附分离进料换热后进入成品塔进行进一步分离，塔顶物料为甲苯，塔底出料为对二甲苯；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，上部侧线物料依次经换热器IV和换热器V，分别与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V换热后，进入加氢反应器脱除不饱和烃，加氢反应产物进入异构化产物分馏塔；异构化产物分馏塔塔顶物料为C7以下轻烃和氢气；异构化产物分馏塔侧线物料与吸附分离进料混合，异构化产物分馏塔塔底出料为C9 +芳烃。
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0.3~2.5MPa，优选为0.5~1.8MPa，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0.1～1.0MPa，优选常压操作，塔顶温度为120～170℃。
所述的成品塔操作条件为：塔顶压力为0.1～0.5MPa，优选常压操作，塔顶温度为100～220℃，优选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。异构化产物分馏塔再沸热量通过异构化反应加热炉对流段加热提供，不足之处由再沸炉提供。
所述的加氢反应器操作条件为：反应温度120～250℃，优选130～240℃，压力为0.2～2.0MPa，优选0.4～1.8MPa，质量空速为2～8h-1，优选2～6h-1，反应氢/烃体积比为200～500：1，优选230～450：1。
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。
所述的异构化单元中，加氢反应器中装填选择性加氢脱烯烃催化剂，保证烯烃等杂质加氢饱和快速完成，同时减少芳烃饱和和加氢裂化等反应。所述的选择性加氢脱烯烃催化剂为γ-Al2O3和/或分子筛载体上负载Pt、Pd等一种或几种的活性组分，并添加有助剂。
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）常规工艺中，成品塔再沸炉热负荷由解析剂和二甲苯塔底液提供，吸附分离进料即二甲苯塔顶液与脱庚烷塔进料换热后进入吸附分离塔，二甲苯塔顶物料的热量没有被充分利用；发明人通过优化成品塔再沸器热源和装置内换热网络，充分利用二甲苯塔顶物料的热量，从而降低二甲苯再沸炉的负荷，节省了二甲苯塔再沸炉燃料气用量；
（2）通过设置加氢反应器，取消常规工艺中的白土塔，使得异构化反应产物在选择性加氢脱烯烃催化剂的作用下，反应产物中烯烃等杂质可以快速加氢饱和，同时减少芳烃饱和和加氢裂化等反应；从而解决了常规工艺中白土失活较快、吸附能力有限导致吸附效率差、废白土需要经常更换且对环境造成污染等问题；
（3）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，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
以下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。
图1为实施例1的二甲苯分馏单元示意图；
图2为实施例1的吸附分离单元示意图；
图3为实施例1的异构化反应单元示意图；
其中，101.二甲苯塔101，102.换热器I，103.二甲苯再沸炉，201.吸附分离塔，202.抽出液塔，203.成品塔，204.抽余液塔，205.成品塔再沸器I，206.成品塔再沸器II，207.换热器II，208.换热器III，301.异构化反应器，302.加氢反应器，303.异构化产物分馏塔，304.压缩机，305.异构化反应加热炉，306.换热器IV，307.换热器V；
图4为对比例1的二甲苯分馏单元示意图；
图5为对比例1的吸附分离单元示意图；
图6为对比例1的异构化反应单元示意图；
其中，401.二甲苯塔，402.换热器I，403.二甲苯再沸炉，501.吸附分离塔，502.抽出液塔，503.抽余液塔，504.成品塔，505.成品再沸器I，506.成品再沸器II，601.异构化反应器，602.脱庚烷塔，603.白土塔，604.气液分离罐，605.异构化反应加热炉，606.换热器III，607.换热器IV，608.换热器V，609.换热器VI，610.压缩机，611.空冷器，612.水冷器。
具体实施方式
下面结合具体附图对本发明的对二甲苯的生产装置和生产方法做更详细的说明。
实施例1
对二甲苯的生产装置，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如图1所示，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IV306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如图2所示，包括：将换热后的二甲苯分馏单元的塔顶出料105进料至吸附分离塔的管线110，管线110进入吸附分离塔前，管线228、214、215、216依次连接成品塔再沸器II206、换热器IV306、换热器II207和换热器III208，分别与成品塔塔底物料、异构化反应进料、抽出液塔进料和成品塔进料换热；将吸附分离塔201分离出的富对二甲苯抽出液管线217连接换热器II207，经换热后送至抽出液塔202的管线218，将经吸附分离塔201吸附分离得到的贫对二甲苯抽余液送至抽余液塔204的管线224；将抽出液塔202塔顶物料送至成品塔203的进料管线219，进料管线219在连接成品塔203前，连接换热器III208的管线220，将成品塔203塔顶物料至甲苯209出料管线221，塔底物料210至对二甲苯出料管线222；将换热后的抽出液塔202塔底物料管线223和抽余液塔204塔底物料管线225连接成品塔再沸器I205的管线226；将抽余液塔204上部侧线211出料至异构化反应单元的管线227。
所述的异构化反应单元如图3所示，包括：将异构化反应进料211进料至异构化反应器301的进料管线227，进料管线227在连接异构化反应器301前，通过管线311、312、313依次连接换热器IV306、换热器V307和异构化反应加热炉305；氢气308自进料管线320至压缩机304，压缩机出口管线321连接至异构化反应器301的进料管线311，与异构化进料212混合，一部分经压缩机出口管线322并入加氢反应器的进料管线315；将异构化反应产物进料至加氢反应器302的进料管线314，进料管线314在连接加氢反应器302前，经换热器V307连接加氢反应器进料管线315，将加氢反应产物进料至异构化产物分馏塔303的进料管线316；异构化产物分馏塔303塔顶物料309的出料管线317；将异构化产物分馏塔303侧线物料进料至吸附分离进料管线110；将异构化产物分馏塔303塔底产物310排出的排出管线319。
本发明的装置生产对二甲苯的方法为：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，经成品塔再沸器I205、换热器IV306、换热器II207和换热器III208，分别与成品塔塔底物料、异构化反应进料、抽出液塔进料和成品塔进料换热后，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206经吸附分离塔201吸附分离，得到的富对二甲苯抽出液经换热器II205，与吸附分离进料换热后进入抽出液塔202分馏，塔底物料为解吸剂，与抽余液塔204塔底物料混合后，作为成品塔再沸器I205的热源，换热后返回吸附分离塔201；抽出液塔202塔顶物料为富对二甲苯C8组分，塔底出料为解吸剂；富对二甲苯C8组分经换热器III208，与吸附分离进料换热后进入成品塔203进行进一步分离，塔顶物料为甲苯209，塔底出料为对二甲苯210。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204进行分馏，上部侧线物料先后经换热器IV306和换热器V307，分别与吸附分离进料和异构化反应产物换热；氢气308经压缩机304升压后，与异构化反应物料212混合进入换热器V307，一部分与加氢反应进料混合；混合物料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V307换热后，进入加氢反应器302脱除烯烃，加氢反应产物进入异构化产物分馏塔302；异构化产物分馏塔303塔顶物料为C7以下轻烃及氢气309；异构化产物分馏塔303侧线物料与吸附分离进料212混合；异构化产物分馏塔303塔底出料310为C9 +芳烃。
对比例1
常规二甲苯装置的工艺流程如图4、图5和图6所示，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。
实施例1和对比例1中生产对二甲苯所用设备和能耗分别见表1和表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个气液分离罐、空冷器和水冷器的投资，增加1个反应器，取消了白土塔。采用本发明提供的方法，不仅减少设备台数，而且能耗降低19.4%。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。提高了异构化产物脱除烯烃和羰基等不饱和烃的效率，解决了频繁更换废白土和污染环境的问题，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，避免物料出现先冷却后加热的问题，大幅降低能耗，提高经济效益和社会效益。
Claims (22)
1.一种对二甲苯的生产装置，其特征在于，其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；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二甲苯再沸炉的进料管线；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、抽出液塔、抽余液塔、换热器II和换热器III；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吸附分离进料管线，进料管线连接吸附分离塔前，通过管线依次连接成品塔再沸器II、换热器IV、换热器II和换热器III，分别与成品塔塔底物料、异构化反应进料、抽出液塔进料和成品塔进料换热；将分离出的富对二甲苯抽出液送至抽出液塔的管线，进料管线在连接抽出液塔前，连接换热器II的管线，将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；将抽出液塔塔顶物料送至成品塔的进料管线，进料管线在连接成品塔前，连接换热器III的管线，将成品塔塔顶物料至甲苯出料管线，塔底物料至对二甲苯出料管线；将换热后的抽出液塔塔底物料管线和抽余液塔底物料管线连接成品塔再沸器I的管线；将抽余液塔上部侧线出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、加氢反应器、异构化产物分馏塔、异构化反应加热炉、换热器IV、换热器V和压缩机；所述的异构化产物分馏塔为分壁塔，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；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IV、换热器V和异构化反应加热炉；将异构化反应产物进料加氢反应器，进料管线在连接加氢反应器前，经换热器V连接加氢反应器进料管线，加氢产物至异构化产物分馏塔的进料管线；将异构化产物分馏塔塔顶物料C7以下轻烃和氢气排出的排出管线；将异构化产物分馏塔侧线物料进料至吸附分离进料管线；将异构化产物分馏塔塔底产物排出的排出管线；氢气经进料管线进入压缩机升压，压缩机出口管线并入异构化反应器的进料管线，一部分经压缩机出口管线并入加氢反应器的进料管线。
2.根据权利要求1所述的生产装置，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.根据权利要求1所述的生产装置，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。
4.根据权利要求1所述的生产装置，其特征在于，所述的抽出液塔用于分离富对二甲苯抽出液中的C8组分与解吸剂，抽出液塔塔顶物料为富对二甲苯C8组分，塔底出料为解吸剂。
5.根据权利要求1所述的生产装置，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。
6.根据权利要求1所述的生产装置，其特征在于，所述的成品塔用于分离富对二甲苯中的对二甲苯和甲苯，成品塔塔顶物料为甲苯，塔底出料为对二甲苯。
7.根据权利要求1所述的生产装置，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。
8.根据权利要求1所述的生产装置，其特征在于，所述的加氢反应器用于脱除异构化产物中的不饱和烃杂质。
9.根据权利要求1所述的生产装置，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，其中塔顶物料主要为C7以下轻烃和氢气，塔底物料主要为C9+芳烃组分，侧线物料主要为C8芳烃。
10.利用权利要求1-9任意一项所述的生产装置生产对二甲苯的方法，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，经成品塔再沸器I、换热器IV、换热器II和换热器III，分别与成品塔塔底物料、异构化反应进料、抽出液塔进料和成品塔进料换热后，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经换热器II，与吸附分离进料换热后进入抽出液塔分馏，塔底物料为解吸剂，与抽余液塔塔底物料混合后，作为成品塔再沸器I的热源，换热后返回吸附分离塔；抽出液塔塔顶物料为富对二甲苯C8组分，塔底出料为解吸剂；富对二甲苯C8组分经换热器III，与吸附分离进料换热后进入成品塔进行进一步分离，塔顶物料为甲苯，塔底出料为对二甲苯；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，上部侧线物料依次经换热器IV和换热器V，分别与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V换热后，进入加氢反应器脱除不饱和烃，加氢反应产物进入异构化产物分馏塔；异构化产物分馏塔塔顶物料为C7以下轻烃和氢气；异构化产物分馏塔侧线物料与吸附分离进料混合，异构化产物分馏塔塔底出料为C9 +芳烃。
11.根据权利要求10所述的方法，其特征在于，所述含有C8芳烃混合物原料为含有乙苯、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。
12.根据权利要求10所述的方法，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℃；二甲苯塔塔板数为150~200。
13.根据权利要求12所述的方法，其特征在于，所述的二甲苯塔塔顶压力为0.5~1.8MPa，塔顶温度为110～280℃。
14.根据权利要求10所述的方法，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。
15.根据权利要求10所述的方法，其特征在于，吸附分离塔采用固定床，床层内部装填对对二甲苯具有高选择性的吸附剂。
16.根据权利要求10所述的方法，其特征在于，所述的抽出液塔操作条件为：塔顶压力为0.1～0.5MPa，塔顶温度为50～200℃。
17.根据权利要求10所述的方法，其特征在于，所述的抽余液塔操作条件为：塔顶压力为0.1～1.0MPa，塔顶温度为120～170℃。
18.根据权利要求10所述的方法，其特征在于，所述的成品塔操作条件为：塔顶压力为0.1～0.5MPa，塔顶温度为100～220℃。
19.根据权利要求10所述的方法，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.根据权利要求10所述的方法，其特征在于，所述的加氢反应器操作条件为：反应温度120～250℃，压力为0.2～2.0MPa，质量空速为2～8h-1，反应氢/烃体积比为200～500：1。
21.根据权利要求10所述的方法，其特征在于，所述的异构化单元中，异构化反应器中装填异构化催化剂，加氢反应器中装填选择性加氢脱烯烃催化剂。
22.根据权利要求10所述的方法，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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