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对二 甲苯的生产装置及工艺

阅读：834发布：2020-05-13

专利汇可以提供对二甲苯的生产装置及工艺专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且本发明公开了一种对二甲苯的生产装置及工艺。该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和成品塔再沸器II；所述的异构化反应单元，包括异构化反应精馏塔、白土塔、异构化反应加热炉、换热器II、换热器III、换热器V和压缩机。本发明同时提供了对二甲苯的生产工艺。本发明减少了设备投资，降低了二甲苯塔操作负荷，节约了二甲苯再沸炉燃料气用量，同时将异构化反应的进行与产物的分离同时进行，实现能量的耦合利用；优化换热网络，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。，下面是对二甲苯的生产装置及工艺专利的具体信息内容。

权利要求

1.对二甲苯的生产装置，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、抽出液塔、抽余液塔、成品塔、成品塔再沸器I和成品塔再沸器II；所述的异构化反应单元，包括异构化反应精馏塔、白土塔、异构化反应加热炉、换热器II、换热器III、换热器V和压缩机；
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管线，将分离出的富对二甲苯抽出液送至抽出液塔的管线，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；将抽出液塔塔顶物料送至成品塔的管线；
将抽出液塔塔底物料送至成品塔再沸器I的管线，将抽余液塔底物料（解吸剂）送至成品塔再沸器I的管线，将换热后的抽出液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至异构化反应单元的管线；
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精馏塔的异构化反应区的进料管线，进料管线在连接异构化反应精馏塔前，依次连接换热器II、换热器III和异构化反应加热炉；将异构化反应精馏塔塔顶物料C7以下轻烃和氢气排出的排出管线；将异构化反应精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II；将白土塔塔底出料管线连接换热器V，换热后管线连接吸附分离进料管线；将异构化反应精馏塔塔底产物排出的排出管线，排出前连接换热器V。
2.按照权利要求1所述的生产装置，其特征在于：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。
3.按照权利要求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.按照权利要求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.按照权利要求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.按照权利要求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.按照权利要求1所述的生产装置，其特征在于：所述的异构化反应精馏塔采用隔板式反应精馏塔形式，隔板一侧设置异构化反应区，反应区内装填异构化催化剂，异构化反应精馏塔将来自吸附分离单元的贫对二甲苯C8组分通过异构化反应转化为富对二甲苯C8组分，同时将反应产物分离，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。
8.按照权利要求1所述的生产装置，其特征在于：所述的换热器II用于作为白土塔进料的异构化反应精馏塔侧线物料与异构化进料换热，提高异构化进料温度，降低白土塔进料温度至适宜温度。
9.按照权利要求1所述的生产装置，其特征在于：所述的换热器III用于吸附分离塔进料与异构化反应进料，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。
10.按照权利要求1所述的生产装置，其特征在于：所述的换热器V用于异构化反应精馏塔塔底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为吸附分离塔进料。
11.按照权利要求1所述的生产装置，其特征在于：所述的异构化反应单元设置气液分离罐、空冷器和换热器IV；所述的气液分离罐用于分离异构化反应精馏塔塔顶物料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，返回异构化反应精馏塔；液相经换热后，作为轻烃产物出装置；所述的换热器IV用于气液分离罐液相轻烃产物与异构化反应精馏塔塔顶物料换热；所述的空冷器用于进一步降低异构化反应精馏塔塔顶物料的温度；还包括将异构化反应精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IV和空冷器；将气液分离罐分离出的气相至少一部分外排的排出管线，以及将气相剩余部分循环回异构化反应精馏塔的管线；将气液分离罐分离出的液相排出的排出管线。
12.对二甲苯的生产工艺，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，然后经换热器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，上部侧线物料依次流经换热器II和换热器III，分别与异构化反应精馏塔侧线物料和吸附分离进料换热，然后经异构化反应加热炉加热后进入异构化反应精馏塔的异构化反应区进行异构化反应，同时进行反应产物分离，塔顶物料为C7以下轻烃和氢气，侧线物料经换热器V换热，进入白土塔脱除烯烃等不饱和烃后，作为吸附分离进料返回二甲苯塔，塔底出料为C9+芳烃。
13.按照权利要求12所述的工艺，其特征在于：异构化反应精馏塔塔顶物料经换热器IV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IV换热后，作为C7 以下轻烃。
14.按照权利要求12所述的工艺，其特征在于：所述的二甲苯塔塔顶压力为0.3 2.5 ~
MPa，塔顶温度为50～300℃，二甲苯塔为塔板数为150 200。
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15.按照权利要求12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。
16.按照权利要求12所述的工艺，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100～220℃。
17.按照权利要求12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120～170℃。
18.按照权利要求12所述的工艺，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50～200℃。
19.按照权利要求12所述的工艺，其特征在于：所述的异构化反应条件为：反应温度300-1
～450℃，压力为0.1～2.0MPa，质量空速为2～10h ，反应氢/烃摩尔比为2～8。
20.按照权利要求12所述的工艺，其特征在于：所述的异构化反应精馏塔，塔顶压力为
0.2～2.5MPa，塔顶温度为150～300℃；催化剂装填量由异构化质量空速决定，质量空速为2
10h-1，氢气与反应进料的摩尔比为2 8。
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21.按照权利要求13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。
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说明书全文

对二甲苯的生产装置及工艺

技术领域

[0001] 本发明涉及对二甲苯的生产装置及工艺。

背景技术

[0002] 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。

[0003] 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。

[0004] 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，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，二甲苯再沸炉燃料用量增加。此外，异构化产物必须全部进行冷却，分离出未参与反应的氢气后，冷却负荷较大；分离出氢气后的物料需要重新加热，进入脱庚烷塔进一步的分离，物料存在先冷却后加热的问题，造成能量的浪费。

发明内容

[0005] 针对现有技术的不足，本发明的目的是提供一种对二甲苯的生产装置及工艺，本发明通过设置隔板式反应精馏塔，调变了工艺中物流的走向，进一步优化了换热网络，降低了二甲苯塔操作负荷，节约了二甲苯再沸炉燃料气用量，同时将异构化反应的进行与产物的分离同时进行，实现能量的耦合利用，减少异构化反应加热炉燃料气用量，大幅降低能耗，提高经济效益和社会效益。

[0006] 本发明的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。

[0007] 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。

[0008] 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。

[0009] 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。

[0010] 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。

[0011] 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。

[0012] 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和成品塔再沸器II。

[0013] 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。

[0014] 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。

[0015] 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。

[0016] 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。

[0017] 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热源为二甲苯塔底液（或中压蒸汽），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。

[0018] 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；将抽出液塔塔顶物料送至成品塔的管线；将抽出液塔塔底物料送至成品塔再沸器I的管线，将抽余液塔底物料（解吸剂）送至成品塔再沸器I的管线，将换热后的抽出液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，包括异构化反应精馏塔、白土塔、异构化反应加热炉、换热器II、换热器III、换热器V和压缩机。

[0019] 所述的异构化反应精馏塔采用隔板式反应精馏塔形式（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），隔板一侧设置异构化反应区，反应区内装填异构化催化剂，异构化反应精馏塔将来自吸附分离单元的贫对二甲苯C8组分通过异构化反应转化为富对二甲苯C8组分，同时将反应产物分离，精馏其中塔顶物料为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。

[0020] 所述的异构化反应区可以设置在隔板的一侧，催化剂的装填量由异构化反应空速决定。异构化反应区位置由反应温度和异构化反应精馏塔的操作条件决定。

[0021] 所述的异构化反应单元，氢气优选来自于重整单元。适当的氢烃比有利于保持异构化催化剂的活性和稳定性。氢气可以循环使用，也可以补充新氢。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反应精馏塔侧线物料中少量烯烃和羰基等不饱和烃。

[0022] 所述的异构化反应加热炉用于控制异构化反应进料温度。

[0023] 所述的换热器II用于作为白土塔进料的异构化反应精馏塔侧线物料与异构化进料换热，提高异构化进料温度，降低白土塔进料温度至适宜温度。

[0024] 所述的换热器III用于吸附分离塔进料与异构化反应进料，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。

[0025] 所述的换热器V用于异构化反应精馏塔塔底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为吸附分离塔进料。

[0026] 所述的压缩机用于对进入异构化反应精馏塔的氢气和/或循环氢加压。

[0027] 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精馏塔的异构化反应区的进料管线，进料管线在连接异构化反应精馏塔前，依次连接换热器II、换热器III和异构化反应加热炉；将异构化反应精馏塔塔顶物料C7以下轻烃和氢气排出的排出管线；将异构化反应精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II；将白土塔塔底出料管线连接换热器V，换热后管线连接吸附分离进料管线；将异构化反应精馏塔塔底产物排出的排出管线，排出前连接换热器V。

[0028] 所述的异构化反应单元优选设置气液分离罐、空冷器和换热器IV；所述的气液分离罐用于分离异构化反应精馏塔塔顶物料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，返回异构化反应精馏塔；液相经换热后，作为轻烃产物出装置；所述的换热器IV用于气液分离罐液相轻烃产物与异构化反应精馏塔塔顶物料（C7以下轻烃和氢气）换热；所述的空冷器用于进一步降低异构化反应精馏塔塔顶物料（C7以下轻烃和氢气）的温度；还包括将异构化反应精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IV和空冷器；将气液分离罐分离出的气相至少一部分外排的排出管线，以及将气相剩余部分循环回异构化反应精馏塔的管线；将气液分离罐分离出的液相排出的排出管线。

[0029] 本发明同时提供了对二甲苯的生产工艺，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，然后经换热器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，上部侧线物料依次流经换热器II和换热器III，分别与异构化反应精馏塔侧线物料和吸附分离进料换热，然后经异构化反应加热炉加热后进入异构化反应精馏塔的异构化反应区进行异构化反应，同时进行反应产物分离；异构化反应精馏塔塔顶物料为C7以下轻烃和氢气；异构化反应精馏塔侧线物料经换热器II换热，进入白土塔脱除烯烃等不饱和烃后，经换热器V与异构化反应精馏塔塔底出料换热后，作为吸附分离进料返回二甲苯塔，异构化反应精馏塔塔底出料为C9+芳烃。

[0030] 本发明的生产对二甲苯的工艺中，异构化反应精馏塔塔顶物料优选经换热器IV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IV换热后，作为C7 以下轻烃。

[0031] 所述的异构化反应精馏塔为隔板式反应精馏塔形式，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。分隔板一侧设置异构化反应区，在一个塔内实现异构化反应的进行与反应产物的分离。

[0032] 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。

[0033] 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。
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[0034] 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。

[0035] 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。

[0036] 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100～220℃，优选120～170℃。

[0037] 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℃。

[0038] 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50～200℃，优选100～150℃。

[0039] 所述的异构化反应精馏塔，塔顶压力为0.2～2.5MPa，优选0.5～1.8MPa，塔顶温度为150～300℃，优选170～220℃；催化剂装填量由异构化质量空速决定，质量空速为2 10h~-1，氢气与反应进料的摩尔比为2 8。
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[0040] 所述的异构化反应条件为：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。

[0041] 所述的异构化反应精馏塔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。

[0042] 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。~ ~

[0043] 与现有技术相比较，本发明具有以下有益效果：本发明装置及工艺中，发明人通过设置隔板式异构化反应精馏塔，取消常规工艺中的脱庚烷塔和异构化反应器，不仅利用了异构化反应的反应热，而且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；本发明中异构化反应精馏塔顶物料C7以下轻烃既可以直接出装置，不需要设置冷凝系统和气液分离设备；也可以进行气液分离后出装置。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300 310℃，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

[0044] 图1、图2和图3（图4）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（包含气液分离流程的异构化反应单元）流程示意图。

[0045] 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、抽出液塔202、成品塔203、抽余液塔204、成品塔再沸器I205和成品塔再沸器II206；图3为异构化反应单元，图4为包括包含气液分离流程的异构化反应单元，，包括异构化反应精馏塔301、异构化反应加热炉302、白土塔303、气液分离罐304、空冷器305、压缩机306、换热器II307、换热器III308、换热器IV309和换热器V310。

[0046] 图5、图6和图7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。

[0047] 其中，图5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6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7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。

[0048] 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

[0049] 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。

[0050] 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III308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207进料至吸附分离塔201的管线211，将分离出的富对二甲苯抽出液送至抽出液塔202的管线212，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204的管线217；将抽出液塔202塔顶物料送至成品塔203的进料管线213，将成品塔203塔顶物料甲苯208至出料管线215，塔底物料对二甲苯209至出料管线216；将换热后的抽出液塔202塔底物料管线214和抽余液塔
204塔底物料管线218连接成品塔再沸器I205的管线，换热后经管线219至吸附分离塔201；
将抽余液塔204上部侧线出料210至异构化反应单元的管线220；
所述的异构化反应单元包括，将异构化反应进料210至异构化反应精馏塔301的进料管线317，进料管线220在连接异构化反应精馏塔301前，通过管线315、316、317依次连接换热器II307、换热器III308和异构化反应加热炉302；异构化反应精馏塔301塔顶产物334经管线318直接离开装置，异构化反应所需氢气314经连接压缩机306的管线324，然后至异构化反应精馏塔301的进料管线316的进料管线325。将异构化反应精馏塔301侧线物料进料至白土塔303的进料管线329，进料管线328连接白土塔303前，连接换热器II307，换热后管线329连接白土塔303；将白土塔303塔底出料管线330连接换热器V310，换热后管线331连接吸附分离进料管线110；异构化反应精馏塔301塔底产物的排出管线332和333，管线332和333之间为换热器V310；
此外，包含气液分离流程的异构化反应单元还包括，将异构化反应精馏塔301塔顶物料进料至气液分离罐304的进料管线320，进料管线318在连接气液分离罐304前，管线319、320依次连接换热器IV309和空冷器305；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322，以及将剩余部分进料至异构化反应精馏塔301的进料管线316的进料管线
325；氢气314的进料管线323与压缩机306连接的管线324；将气液分离罐304分离出的液相连接换热器IV309的管线326，将换热后液相312排出的管线327。

[0051] 本发明的工艺流程为：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，然后经换热器III308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。

[0052] 吸附分离进料207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组分进入成品塔203进行进一步分离，塔顶物料为甲苯208，塔底出料为对二甲苯209。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204进行分馏，上部侧线物料先后经换热器II307和换热器III308，分别与异构化反应精馏塔302侧线物料和吸附分离进料换热，然后经异构化反应加热炉302加热后进入异构化反应精馏塔301进行异构化反应和产物分离；异构化反应精馏塔301塔顶产物334直接离开装置，异构化反应所需氢气314经压缩机306升压后，与异构化反应进料210混合。异构化反应精馏塔301侧线物料经换热器II307换热，进入白土塔303脱除烯烃等不饱和烃，白土塔303出料经换热器V310与异构化反应精馏塔301塔底物料换热后与吸附分离进料105混合。异构化反应精馏塔301塔底物料经换热器V310与白土塔出料换热，换热后的物料311作为C9+芳烃出料。

[0053] 此外，异构化反应精馏塔301塔顶物料可经换热器IV309换热后，经异构化反应产物空冷器305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；另一股与氢气314混合后，经压缩机306增压后，与异构化反应进料210混合；气液分离罐304分离得到的液相物料经换热器IV309换热后，换热后的物料312作为C7 以下轻烃排出；
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。

[0054] 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510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。

[0055] 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。

[0056] 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。

[0057] 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，其中异构化反应精馏塔顶产物直接离开装置而不进行分离，异构化反应所需氢气经压缩机升压后，与异构化反应进料混合。装置能耗情况见表2。

[0058] 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
1个单独异构化反应器、气液分离罐和空冷器的投资。采用本发明提供的方法，不仅减少设备台数，而且能耗降低19.3%。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。同时将异构化反应的进行与产物的分离同时进行，实现能量的耦合利用；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。

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对二甲苯的生产装置及工艺

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