CN1690030A - 一种改进的甲苯择形歧化工艺方法 - Google Patents
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Abstract
一种改进的甲苯择形歧化工艺方法，甲苯与甲苯择形歧化催化剂接触，反应流出物经分离得到苯、C8－C10芳烃和未反应的甲苯，其中未反应的甲苯蒸汽作为稳定塔、苯塔和任选蒸汽发生器的热源。该方法可以降低甲苯塔的能耗，回收塔顶甲苯蒸汽的潜热，同时省去了稳定塔底的高压蒸汽和苯塔塔底的中压蒸汽的消耗，降低苯塔和稳定塔的操作费用。
Description
技术领域
本发明属于一种改进的甲苯歧化和烷基转移工艺方法，更具体地说，是一种对甲苯择形歧化工艺的反应液体产物的分离部分进行改进的方法。
背景技术
单纯从催化重整油、裂解汽油和焦化轻油中直接抽提分离的芳烃(BTX)不能满足下游产品对各单个产品的需求。一般来说，相对于从以上资源直接获得的芳烃品种而言，市场对二甲苯(特别是对二甲苯)的需求量较大，不能满足需求。而甲苯和重质芳烃(C9、C10)属于过剩的品种。因此，利用甲苯和C9通过甲苯择形歧化或甲苯与C9烷基反应生成用途广泛、供应不足的苯和二甲苯，来满足市场要求是目前通用的方法。但是，这种方法中的甲苯择形歧化中，甲苯转化率并不高，单程转化率仅为30％，这对于后续的芳烃分离装置中甲苯塔塔顶的能耗非常大。在整个工艺过程中，反应段馏出物分离的公用系统消耗费用中占有显著地位。
US5573645是在传统的甲苯歧化和烷基转移工艺的基础上对芳烃分离工艺的改进，使用了一个高压甲苯塔和一个低压甲苯塔，其中高压甲苯塔在高温高压下操作，而低压甲苯塔则在低温低压下操作；将高压甲苯塔塔顶的蒸汽作为苯塔的热源，将二甲苯塔塔顶的蒸汽作为低压甲苯塔的热源。由于使用两个甲苯塔，使得流程复杂；高压甲苯塔塔顶蒸汽仅作为苯塔的热源，能耗降低的幅度不大；二甲苯塔也要加压操作，增加设备的投资。
发明内容
本发明的目的是在现有技术的基础上提供一种改进的甲苯择形歧化工艺方法，以进一步降低能耗，简化流程和操作。
本发明提供的方法包括：甲苯与甲苯择形歧化催化剂接触，在温度400～480℃、压力0.8～1.5MPa、空速1～5h-1、氢与烃的摩尔比0～3的条件下发生甲苯择形歧化反应，反应流出物经分离得到苯、C8-C10芳烃和未反应的甲苯，其中未反应的甲苯蒸汽作为稳定塔、苯塔和任选蒸汽发生器的热源。
本发明的方法可以降低甲苯塔的能耗，回收塔顶甲苯蒸汽的潜热，同时省去了稳定塔底的高压蒸汽和苯塔塔底的中压蒸汽的消耗，降低苯塔和稳定塔的操作费用；充分利用高温反应油气的热量，降低空冷器的冷却负荷。
附图说明
图1是传统的甲苯择形歧化工艺流程示意图。
图2是本发明提供的改进甲苯择形歧化工艺方法流程示意图，其中甲苯蒸汽以串联的方式作为稳定塔、苯塔和蒸汽发生器的热源。
图3是本发明提供的改进甲苯择形歧化工艺方法流程示意图，其中甲苯蒸汽以并联的方式作为稳定塔、苯塔和蒸汽发生器的热源。
具体实施方式
本发明的方法是这样具体实施的：
甲苯与甲苯择形歧化催化剂接触，在温度400～480℃、压力0.8～1.5MPa、空速1～5h-1、氢与烃的摩尔比0～3的条件下发生甲苯择形歧化反应，反应流出物包括苯、二甲苯、乙苯、C1～C7的烷烃以及重质芳烃，该反应流出物经空冷器、水冷器冷凝进入产品分离罐，在分离罐中反应产物被分成气、液两相。分离罐顶部的气相大部分经循环氢压缩机增压后与新鲜补充氢一起混合进入反应器，少部分被送入燃料气系统；分离罐中的液相产品和反应物流换热后进分离系统，首先通过稳定塔，脱除轻质烷烃，稳定塔塔底再沸器的高温物流是与苯塔换热后的甲苯塔塔顶蒸汽；然后塔底馏分进入苯塔，苯塔塔顶液一部分经泵作回流外，其余部分作为成品苯被送出界区，塔底再沸器的高温物流是甲苯塔塔顶的甲苯蒸汽；接着苯塔塔底馏分又被送入甲苯塔，甲苯塔采用加压设计操作。甲苯塔塔顶馏分为甲苯蒸汽，经过稳定塔、苯塔和任选蒸汽发生器冷却后，一部分打入甲苯塔作为回流液，另一部分循环回到反应器，塔底馏分由二甲苯、乙苯、重质芳烃构成，它们被送到二甲苯分离系统。
所述气相产品为C1～C4烷烃；所述液相产品由C5～C7烷烃、甲苯、二甲苯、乙苯、重质芳烃构成；所述重质芳烃为C9和C9以上芳烃。
所述甲苯歧化催化剂由ZSM-5分子筛和硅胶粉构成。
所述未反应的甲苯蒸汽以串联、并联或混联的方式作为稳定塔、苯塔和任选蒸汽发生器的热源。
甲苯塔的操作压力为0.8～1.1MPa，塔顶回流甲苯蒸汽的温度为207～230℃。
稳定塔塔釜温度为181～212℃，苯塔塔釜温度为148～170℃。
下面结合附图对本发明所提供的方法进行进一步的说明，但并不因此限制本发明。图中所列的仅为主要设备，其它辅助设备如阀、泵等予以忽略。
图1是传统的甲苯择形歧化工艺流程示意图。
传统的甲苯择形歧化工艺流程简述如下：
原料甲苯、循环甲苯、富含氢的循环气分别经管线1、17、5进入换热器26后送入择形歧化反应器2，从反应器2底部出来的产物依次经管线23、换热器26、管线24、空冷器21、水冷器22冷凝后，经管线3进入产品分离罐4，在分离罐4中反应后的物流被分成气、液两相，分离罐顶部的气相大部分经循环氢压缩机增压后与补充的新鲜氢混合后依次经管线5、换热器26循环至反应器2，另一部分气相则经管线6被送入燃料气系统；分离罐中的液相产品经管线7进入稳定塔8，脱除的C1～C4等轻组分经管线9引出。稳定塔8所需的热量由再沸器10提供，塔底馏分经管线10a导出，然后依次经再沸器10、管线10b回流到稳定塔8塔内。再沸器10的热源是高压蒸汽，它经管线10c导入而经管线10d导出。稳定塔8的塔底馏分由苯、甲苯、二甲苯、重质芳烃构成，它由管线11送到苯塔12。苯塔12的塔顶液除一部分经泵作回流外(图中未标出)，另一部分作为成品苯由管线13送出界区。苯塔12的塔底所需热量由再沸器14提供，塔底馏分通过管线14a导出，然后依次经再沸器14、管线14b回流到苯塔12塔内。再沸器14的热源是中压蒸汽，它经管线14c导入而经管线14d导出。苯塔12的塔底馏分由甲苯、二甲苯、重质芳烃构成，它由管线15送入甲苯塔16。甲苯塔16的塔顶馏分为甲苯，依次经管线17a、空冷器20、管线17b分为两部分，其中少部分甲苯经管线17c回流至甲苯塔16，大部分甲苯则依次经管线17、换热器26循环回反应器2，甲苯塔16的塔底馏分由二甲苯、乙苯、重质芳烃构成，它由管线18送到二甲苯分离系统(图中未标出)，甲苯塔16所需的热量由再沸器19提供。
图2是本发明提供的改进甲苯择形歧化工艺方法流程示意图，其中甲苯蒸汽以串联的方式依次作为稳定塔8、苯塔12和蒸汽发生器28的热源。
本发明提供的改进甲苯择形歧化工艺方法流程简述如下：
原料甲苯、循环甲苯、富含氢的循环气分别经管线1、17、5进入换热器26后送入择形歧化反应器2，从反应器2底部出来的产物依次经管线23、换热器26、管线24、换热器25、管线27、空冷器21、水冷器22冷凝后，经管线3进入产品分离罐4，在分离罐4中反应后的物流被分成气、液两相，分离罐顶部的气相大部分经循环氢压缩机增压后与补充的新鲜氢混合后依次经管线5、换热器26循环至反应器2，另一部分气相则经管线6被送入燃料气系统；分离罐中的液相产品经管线7进入稳定塔8，脱除的C1～C4等轻组分经管线9引出。稳定塔8所需的热量由再沸器10提供，塔底馏分经管线10a导出，然后依次经再沸器10、管线10b回流到稳定塔8塔内。再沸器10的热源是甲苯蒸汽，它来自于再沸器14，经管线10c导入而经管线10d导出至蒸汽发生器28。稳定塔8的塔底馏分由苯、甲苯、二甲苯、重质芳烃构成，它由管线11送到苯塔12。苯塔12的塔顶液除一部分经泵作回流外(图中未标出)，另一部分作为成品苯由管线13送出界区。苯塔12的塔底所需热量由再沸器14提供，塔底馏分通过管线14a导出，然后依次经再沸器14、管线14b回流到苯塔12塔内。再沸器14的热源是甲苯蒸汽，它来自于甲苯塔16，经管线14c导入而经管线10c导出至再沸器10。苯塔12的塔底馏分由甲苯、二甲苯、重质芳烃构成，它由管线15送入甲苯塔16。甲苯塔16的塔顶馏分为甲苯蒸汽，依次经管线14c、再沸器14、管线10c、再沸器10、管线10d、蒸汽发生器28、管线17b分为两部分，其中少部分甲苯经管线17c回流至甲苯塔16，大部分甲苯则依次经管线17、换热器26循环回反应器2，甲苯塔16的塔底馏分由二甲苯、乙苯、重质芳烃构成，它由管线18送到二甲苯分离系统(图中未标出)，甲苯塔16所需的热量由再沸器19提供。
图3是本发明提供的改进甲苯择形歧化工艺方法流程示意图，其中甲苯蒸汽以并联的方式作为稳定塔8、苯塔12和蒸汽发生器28的热源。
本发明提供的改进甲苯择形歧化工艺方法流程简述如下：
原料甲苯、循环甲苯、富含氢的循环气分别经管线1、17、5进入换热器26后送入择形歧化反应器2，从反应器2底部出来的产物依次经管线23、换热器26、管线24、换热器25、管线27、空冷器21、水冷器22冷凝后，经管线3进入产品分离罐4，在分离罐4中反应后的物流被分成气、液两相，分离罐顶部的气相大部分经循环氢压缩机增压后与补充的新鲜氢混合后依次经管线5、换热器26循环至反应器2，另一部分气相则经管线6被送入燃料气系统；分离罐中的液相产品经管线7进入稳定塔8，脱除的C1～C4等轻组分经管线9引出。稳定塔8所需的热量由再沸器10提供，塔底馏分经管线10a导出，然后依次经再沸器10、管线10b回流到稳定塔8塔内。再沸器10的热源是甲苯蒸汽，它来自于甲苯塔16，依次经管线29、30、10c导入，而经管线10d导出至甲苯塔回流罐31。稳定塔8的塔底馏分由苯、甲苯、二甲苯、重质芳烃构成，它由管线11送到苯塔12。苯塔12的塔顶液除一部分经泵作回流外(图中未标出)，另一部分作为成品苯由管线13送出界区。苯塔12的塔底所需热量由再沸器14提供，塔底馏分通过管线14a导出，然后依次经再沸器14、管线14b回流到苯塔12塔内。再沸器14的热源是甲苯蒸汽，它来自于甲苯塔16，依次经管线29、30、14c导入，而经管线14d导出至甲苯塔回流罐31。苯塔12的塔底馏分由甲苯、二甲苯、重质芳烃构成，它由管线15送入甲苯塔16。甲苯塔16的塔顶馏分为甲苯蒸汽，经管线29分为三个部分，其中第一部分依次经管线30、10c、再沸器10、管线10d返回至回流罐31，第二部分依次经管线30、14c、再沸器14、管线14d返回至回流罐31，第三部分则依次经管线17a、蒸汽发生器28、管线17b返回至回流罐31，回流罐3 1中的甲苯分为两部分，其中少部分甲苯经管线17c回流至甲苯塔16，大部分甲苯则依次经管线17、换热器26循环回反应器2，甲苯塔16的塔底馏分由二甲苯、乙苯、重质芳烃构成，它由管线18送到二甲苯分离系统(图中未标出)，甲苯塔16所需的热量由再沸器19提供。
本发明的方法可以降低甲苯塔的能耗，回收塔顶甲苯蒸汽的潜热，同时省去了稳定塔底的高压蒸汽和苯塔塔底的中压蒸汽的消耗，降低苯塔和稳定塔的操作费用；充分利用高温反应油气的热量，降低空冷器的冷却负荷。
下面的实施例将对本方法予以进一步的说明，但并不因此限制本方法。
对比例
该对比例的流程为图1的传统甲苯择形歧化工艺，甲苯塔在常压下操作，稳定塔、苯塔的再沸器热源分别是高压蒸汽、中压蒸汽。
以25000kg/h新鲜甲苯进料为例，新鲜甲苯原料来源于石油化工的芳烃联合装置，原料性质和反应液体产物组成列于表1，各塔的温度、热负荷的结果见表2。从表2的数据可以看出，稳定塔的再沸器高压蒸汽消耗量为8830kg/h，苯塔的再沸器中压蒸汽消耗量为18473kg/h。传统择形歧化工艺的单位进料加工能耗高达8050 MJ/t。
实施例1
该实施例的流程为图2的改进甲苯择形歧化工艺，甲苯塔在加压下操作，稳定塔、苯塔和蒸汽发生器的再沸器热源是串联的甲苯蒸汽。
以25000kg/h新鲜甲苯进料为例，新鲜甲苯原料及其性质和反应液体产物与对比例相同，各塔的温度、热负荷的结果见表2。从表2的数据可以看出，由于甲苯塔采用了加压的设计操作，当压力提高到1MPa时，甲苯塔塔顶蒸汽经过苯塔再沸器后温度为217.2℃，气化率变为0.478，然后经过稳定塔再沸器后，温度仍为217.2℃，气化率变为0.271，从传热温差及热负荷看均可满足苯塔和稳定塔塔底再沸器的要求，并且省去了苯塔再沸器中的中压蒸汽和稳定塔再沸器中的高压蒸汽的消耗。本实施例的改进甲苯择形歧化工艺单位进料加工能耗降低至3908MJ/t。
实施例2
该实施例的流程为图3的改进甲苯择形歧化工艺，甲苯塔在加压下操作，稳定塔、苯塔和蒸汽发生器的再沸器热源是并联的甲苯蒸汽。
以25000kg/h新鲜甲苯进料为例，新鲜甲苯原料及其性质和反应液体产物组成与对比例相同，各塔的温度、热负荷的结果见表3。改进择形歧化工艺投资增加，但因降低了能耗而每年减少操作费用。本实施例的改进甲苯择形歧化工艺单位进料加工能耗降低至3902MJ/t。
表1
| 原料性质 | |
| 甲苯含量，wt％ | 99.5％ |
| 比重，kg/m3 | 869～873 |
| 非芳烃，wt％ | ＜0.2 |
| 硫含量，wtppm | ＜1.0 |
| 水含量，wtppm | ＜200 |
| 氮含量，wtppm | ＜0.1 |
| 液体产物组成，wt％ | |
| 苯 | 15.1 |
| 甲苯 | 69.1 |
| 二甲苯 | 12.7 |
| 乙苯 | 0.4 |
| C1～C7烷烃 | 2.3 |
| 重质芳烃 | 0.4 |
表2
| 对比例 | 实施例1 | |
| 传统择形歧化工艺 | 改进择形歧化工艺 | |
| 空冷器21热负荷，kW | 10697 | 6594 |
| 稳定塔塔底再沸器热负荷，kW | 4217 | 4217 |
| 稳定塔塔顶操作压力，MPa | 0.6 | 0.6 |
| 稳定塔塔釜操作温度，℃ | 189 | 189 |
| 稳定塔塔釜高压蒸汽消耗量，kg/h | 8830 | 0 |
| 管线10d内甲苯温度，℃ | - | 207 |
| 管线10d内甲苯气化率 | - | 0.271 |
| 苯塔塔底再沸器热负荷，kW | 10278 | 10278 |
| 苯塔塔顶操作压力，MPa | 0.134 | 0.134 |
| 苯塔塔釜温度，℃ | 144.3 | 144.3 |
| 苯塔塔底中压蒸汽量，kg/h | 18473 | 0 |
| 管线10c内甲苯温度，℃ | - | 207 |
| 管线10c内甲苯气化率 | - | 0.489 |
| 甲苯塔顶空冷器热负荷，kW | 21889 | - |
| 甲苯塔塔顶操作压力，MPa | 0.134 | 0.83 |
| 甲苯塔塔顶温度，℃ | 121.8 | 207 |
| 甲苯塔塔底再沸器热负荷，kW | 23291 | 24653 |
| 管线17b内甲苯温度，℃ | - | 207 |
| 管线17b内甲苯气化率 | - | 0 |
| 单位进料加工能耗，MJ/t | 8050 | 3908 |
表3
| 对比例 | 实施例2 | |
| 传统择形歧化工艺 | 改进择形歧化工艺 | |
| 空冷器21热负荷，kW | 10697 | 6594 |
| 稳定塔塔底再沸器热负荷，kW | 4217 | 4217 |
| 稳定塔塔顶操作压力，MPa | 0.6 | 0.6 |
| 稳定塔塔釜操作温度，℃ | 189 | 189 |
| 稳定塔塔釜高压蒸汽消耗量，kg/h | 8830 | 0 |
| 管线10d内甲苯温度，℃ | - | 207 |
| 管线10d内甲苯气化率 | - | 0 |
| 苯塔塔底再沸器热负荷，kW | 10278 | 10278 |
| 苯塔塔顶操作压力，MPa | 0.134 | 0.134 |
| 苯塔塔釜温度，℃ | 144.3 | 144.3 |
| 苯塔塔底中压蒸汽量，kg/h | 18473 | 0 |
| 管线10c内甲苯温度，℃ | - | 207 |
| 管线10c内甲苯气化率 | - | 0 |
| 甲苯塔顶空冷器热负荷，kW | 21889 | - |
| 甲苯塔塔顶操作压力，MPa | 0.134 | 0.83 |
| 甲苯塔塔顶温度，℃ | 121.8 | 207 |
| 甲苯塔塔底再沸器热负荷，kW | 23291 | 24653 |
| 管线17b内甲苯温度，℃ | - | 207 |
| 管线17b内甲苯气化率 | - | 0 |
| 单位进料加工能耗，MJ/t | 8050 | 3902 |
Claims (5)
1、一种改进的甲苯择形歧化工艺方法，甲苯与甲苯择形歧化催化剂接触，在温度400～480℃、压力0.8～1.5MPa、空速1～5h-1、氢与烃的摩尔比0～3的条件下发生甲苯择形歧化反应，反应流出物经分离得到苯、C8-C10芳烃和未反应的甲苯，其特征在于未反应的甲苯蒸汽作为稳定塔、苯塔和任选蒸汽发生器的热源。
2、按照权利要求1的方法，其特征在于所述的反应流出物在分离之前与来自分离罐的液相换热。
3、按照权利要求1的方法，其特征在于所述未反应的甲苯蒸汽以串联、并联或混联的方式作为稳定塔、苯塔和任选蒸汽发生器的热源。
4、按照权利要求1的方法，其特征在于甲苯塔的操作压力为0.8～1.1MPa，塔顶回流甲苯蒸汽的温度为207～230℃。
5、按照权利要求1的方法，其特征在于稳定塔塔釜温度为181～212℃，苯塔塔釜温度为148～170℃。
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| CNB2004100376745A CN1323058C (zh) | 2004-04-29 | 2004-04-29 | 一种改进的甲苯择形歧化工艺方法 |
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