一种对二甲苯歧化产品分馏系统及其处理方法
一种对二甲苯歧化产品分馏系统及其处理方法
【技术领域】
[0001] 本发明属于对二甲苯生产领域，涉及一种对二甲苯歧化产品分馏系统及其处理方 法，尤其涉及一种对换热流程进行优化的对二甲苯歧化产品分馏系统及其处理方法。
【背景技术】
[0002] 对二甲苯(PX)装置是化纤工业的核心原料装置之一，它以重整汽油中的c7-c9芳烃 为原料，生产苯、对二甲苯和邻二甲苯等产品。
[0003] 完整的PX装置包括歧化及烷基转移、吸附分离、异构化和歧化产品分馏单元。其中 歧化产品分馏系统以歧化反应产物中的C6-C8芳烃和芳烃抽提单元来的C 6-C7芳烃为原料， 通过精馏方法，生成苯、甲苯和c8芳烃。在此分馏过程中，歧化汽提塔和甲苯塔塔顶油气温 度较高，热量较大。而目前国内所有的二甲苯装置在生产或设计中存在以下问题：（1)歧化 汽提塔塔顶油气均是通过空冷器冷却，热量没有回收利用，并且汽提塔底液与汽提塔进料 换热后，再与芳烃抽提单元来的C 6-C7芳烃混合，两者混合温差较大；（2)甲苯塔塔顶油气除 部分作为苯塔热源外，大部分热量通过空冷器冷却，热量没有充分回收利用；（3)白土出料 先与进料换热，再进入苯塔，增加了苯塔塔底热负荷；（4)苯塔塔底液未经换热，直接进入甲 苯塔，进料温度偏低，塔底热负荷较大。
【发明内容】
[0004] 针对上述现有对二甲苯歧化产品分馏系统存在的不足，本发明提供了一种对换热 流程进行优化的对二甲苯歧化产品分馏系统及其处理方法，其通过添加换热设备以及调整 物料运行路线，达到提高热量回收利用率，减少能源消耗，降低装置能耗，提高经济效益的 目的。
[0005] 为达此目的，本发明采用以下技术方案：
[0006] 第一方面，本发明提供了一种对二甲苯歧化产品分馏系统，所述系统包括:汽提塔 进料换热器、汽提塔、汽提塔塔顶换热器、白土塔进料换热器、白土塔进料加热器、白土塔、 苯塔、苯塔再沸器、甲苯塔进料换热器和甲苯塔；
[0007] 其中，汽提塔进料与汽提塔进料换热器进料和汽提塔进料口依次相连口相连;汽 提塔的塔底出料口与汽提塔进料换热器、白土塔进料换热器、白土塔进料加热器、白土塔以 及苯塔依次相连;汽提塔的塔顶出料口与汽提塔塔顶换热器相连;C 6-C7芳烃与汽提塔塔顶 换热器和白土塔进料换热器依次相连;苯塔的塔底出料口与甲苯塔进料换热器和甲苯塔的 进料口依次相连；甲苯塔的塔顶出料口同时与白土塔进料换热器、苯塔再沸器、甲苯塔进料 换热器和蒸汽发生器相连。
[0008] 所述汽提塔的塔底出料口是与汽提塔进料换热器的热媒入口相连，与白土塔进料 换热器的冷媒入口相连;汽提塔塔顶换热器的热媒出口与白土塔进料换热器的冷媒入口相 连;苯塔的塔底出料口与甲苯塔进料换热器的冷媒入口相连；甲苯塔的塔顶出料口与白土 塔进料换热器的热媒入口相连，甲苯塔的塔顶出料口与甲苯塔进料换热器的热媒入口相 连。
[0009]作为本发明的优选方案，所述系统还包括空冷器，汽提塔的塔顶出料口与汽提塔 塔顶换热器的热媒入口和空冷器依次相连。
[0010]优选地，所述系统还包括蒸汽发生器，甲苯塔的塔顶出料口与蒸汽发生器的进料 口相连。
[0011]优选地，所述系统还包括甲苯塔重沸炉，甲苯塔的塔底出料口与甲苯塔再沸炉的 入口相连。
[0012] 优选地，所述甲苯塔塔底出料口与二甲苯分馏单元的二甲苯塔相连，其中二甲苯 分馏单元为对二甲苯生产装置中的其它单元，属于现有技术，此处不再赘述。
[0013] 作为本发明的优选方案，所述汽提塔塔顶温度为100~150°C，例如100°C、110°C、 120°(3、130°(3、140°(3或150°(3等 ；压力为0.5~1.010^，例如0.510^、0.610^、0.7]\0^、0.810^、 0.910^或1.010^等。
[0014] 优选地，所述苯塔塔顶温度为80~120°C，例如80°C、90°C、100°C、110°CS120°C 等；压力为〇 · 〇 1 ~〇 · 〇5MPa，例如0 · 0 IMPa、0 · 02MPa、0 · 03MPa、0 · 04MPa 或0 · 05MPa等。
[0015] 优选地，所述甲苯塔塔顶温度为160~200°C，例如160°C、170°C、180°C、190°C或 200°C 等；压力为0 · 3 ~0 · 8MPa，例如0 · 3MPa、0 · 4MPa、0 · 5MPa、0 · 6MPa、0 · 7MPa 或0 · 8MPa等。
[0016] 优选地，所述甲苯塔塔底温度为200~300°C，例如200°C、220°C、240°C、260°C、280 °(3或300°(3 等。
[0017] 第二方面，本发明提供了上述对二甲苯歧化产品分馏系统的处理方法，所述方法 为：
[0018] 来自歧化歧化反应分离单元的汽提塔进料与汽提塔底液换热后进入汽提塔;汽提 塔顶油气与芳烃抽提单元来的C6_C 7芳烃换热，歧化汽提塔底液与进料换热后，再与换热后 的C6-C7芳烃混合，再经换热和白土精制后进入苯塔，苯塔塔底液与甲苯塔顶油气换热后进 入甲苯塔，甲苯塔顶油气除用于苯塔再沸器热源、加热白土塔进料和甲苯塔进料外，其余部 分用于发生蒸汽。
[0019] 其中，反应进料为歧化反应产物经气液分离后的液相，主要成分是C3_C4轻烃和C6-C 8芳烃。
[0020] 作为本发明的优选方案，所述汽提塔底液与汽提塔进料换热后，与换热后的C6-C7 芳烃混合，再依次与甲苯塔顶油气、二甲苯塔底液或蒸汽换热。
[0021] 其中，汽提塔底液与汽提塔进料换热后，与换热后的C6-C7芳烃混合后的混合液的 加热热源来自二甲苯分馏单元中的二甲苯底液或蒸汽，其中二甲苯分馏单元为对二甲苯生 产装置中的其它单元，属于现有技术，此处不再赘述。
[0022]优选地，所述二甲苯底液来自二甲苯分馏单元，其温度为230~300°C，例如230°C、 240°C、250°C、260°C、270°C、280°C、290°C 或 300°C 等。
[0023] 作为本发明的优选方案，对甲苯塔顶油气的热量进行利用，利用方式为:部分作为 苯塔再沸器热源，部分用于加热白土塔进料，部分用于加热甲苯塔进料，其余部分用于发生 蒸汽。
[0024] 其中的"部分"和"其余部分"是以甲苯塔顶油气为整体，将其分为四部分进行利 用，属于清楚表述。
[0025] 作为本发明的优选方案，所述汽提塔进料来自歧化反应分离单元，其温度为80~ 130°C，例如80°C、90°C、100°C、110°C、120°C或 130°C 等。
[0026] 优选地，汽提塔进料与汽提塔底液换热后温度达到150~180°C，例如150°C、160 。(3、165。(3、170。(3、175。(3或180。(3等。
[0027] 优选地，所述C6-C7芳烃来自芳烃抽提单元，其温度为30~50°C，例如30°C、35°C、40 °C、45°C 或 50°C 等。
[0028] 优选地，所述C6-C7芳烃与汽提塔顶油气换热后的温度为60~120°C，例如60°C、70 °C、80°C、90°C、100°C、110°C 或 120°C 等。
[0029] 优选地，所述歧化汽提塔底液和C6-C7芳烃混合后的温度为100~150°C，例如100 °C、110°C、120°C、130°C、140°C 或 150°C 等。
[0030] 优选地，所述歧化汽提塔底液和C6-C7芳烃混合后的混合液与甲苯塔顶油气换热 后的温度为 100 ~170°C，例如 100°(3、110°(3、120°(3、130°(3、140°(3、150°(3、160°(3或170°(3等， 进一步优选为130~170°C。
[0031] 优选地，所述混合液与二甲苯塔底液或蒸汽换热后的温度为150~200°C，例如150 °C、160°C、170°C、180°C、190°C 或 200°C 等。
[0032] 优选地，所述白土塔出料不经换热直接进入苯塔。
[0033] 优选地，所述白土塔出料的温度为150~200°C，例如150°C、160°C、170°C、180°C、 190°C 或 200°C 等。
[0034] 优选地，所述苯塔塔底液与甲苯塔顶油气换热后的温度150~180°C，例如150°C、 160°C、170°C 或 180°C 等。
[0035] 作为本发明的优选方案，所述方法为：
[0036] 汽提塔进料与汽提塔底液换热后进入歧化汽提塔;汽提塔顶油气与芳烃抽提单元 来的C6_C7芳烃换热后，进入空冷器冷却;汽提塔底液与进料换热后，和C 6_C7芳烃混合，再经 白土塔进料换热器换热和白土塔进料加热器加热后进入白土塔；白土塔出料进入苯塔，苯 塔塔底液与甲苯塔顶油气换热后进入甲苯塔。
[0037] 作为本发明的优选方案，对甲苯塔顶油气的热量进行利用，其利用方式为:部分作 为苯塔再沸器热源，部分用于加热白土塔进料，部分用于加热甲苯塔进料，其余部分用于发 生蒸汽。
[0038] 作为本发明的优选方案，所述汽提塔的塔顶温度为100~150°C，例如100°C、110 °(3、120°(3、130°(3、140°(3或150°(3等 ；压力为0.5~1.010^，例如0.510^、0.610^、0.7]\0^、 0 · 8MPa、0 · 9MPa或 1 · OMPa 等。
[0039] 优选地，所述苯塔塔顶温度为80~120°C，例如80°C、90°C、100°C、110°CS120°C 等；压力为〇 · 〇 1 ~〇 · 〇5MPa，例如0 · 0 IMPa、0 · 02MPa、0 · 03MPa、0 · 04MPa 或0 · 05MPa等。
[0040] 优选地，所述苯塔塔底液温度为130~160°C，例如130°C、140°C、150°C或160°C等。 [0041 ] 优选地，所述甲苯塔塔顶温度为160~200°C，例如160°C、170°C、180°C、190°C或 200°C 等；压力为0 · 3 ~0 · 8MPa，例如0 · 3MPa、0 · 4MPa、0 · 5MPa、0 · 6MPa、0 · 7MPa 或0 · 8MPa等。
[0042] 优选地，所述甲苯塔底温度为200~300°C，例如200°C、220°C、240°C、260°C、280°C 或300°C等。
[0043] 具体的，对二甲苯歧化产品分馏系统的处理方法为：
[0044] 汽提塔进料(80~130°C)与歧化汽提塔底液在进料换热器中换热至150~180°C后 进入汽提塔，汽提塔顶油气与芳烃抽提单元来的C 6-C7芳烃(30~50°C)在汽提塔塔顶换热器 中换热后，进入空冷器冷却。汽提塔底液与进料换热后和换热至60~120°C的C 6-C7芳烃混 合，混合后的温度为100~150°C，再经白土塔进料换热器换热至100~170°C，白土塔进料加 热器加热至150~200°C后进入白土塔。白土塔出料温度为150~200°C，进入苯塔;苯塔塔底 液与甲苯塔顶油气在甲苯塔进料换热器中换热至150~180°C后，进入甲苯塔。
[0045] 与现有技术相比，本发明具有以下有益效果：
[0046] 本发明回收了歧化汽提塔塔顶油气的热量，减少塔顶的冷却负荷；同时优化了甲 苯塔顶气的换热流程，显著提高了甲苯塔顶气的热量利用效率，降低了分馏系统的加热负 荷。与现有技术相比，可以降低歧化汽提塔塔顶空冷负荷25%以上，减少白土进料加热负荷 35%以上，减少甲苯塔塔底加热负荷3.5%以上，增加蒸汽发汽量，节能效果明显。
【附图说明】
[0047] 图1是本发明所述的对二甲苯歧化产品分馏系统的结构示意图；
[0048] 其中，1-汽提塔进料，2-汽提塔进料换热器，3-汽提塔，4-汽提塔塔顶换热器，5-空 冷器，6-白土塔进料换热器，7-白土塔进料加热器，8-白土塔，9-苯塔，10-苯塔再沸器，11-甲苯塔进料换热器，12-甲苯塔，13-蒸汽发生器，14-甲苯塔重沸炉，15-甲苯，16-二甲苯， 17-C6-C7 芳烃。
【具体实施方式】
[0049] 更好地说明本发明，便于理解本发明的技术方案，下面对本发明进一步详细说明。 但下述的实施例仅仅是本发明的简易例子，并不代表或限制本发明的权利保护范围，本发 明保护范围以权利要求书为准。
[0050] 实施例1:
[0051] 如图1所示，本实施例提供了一种对二甲苯歧化产品分馏系统，所述系统包括:汽 提塔进料换热器2、汽提塔3、汽提塔塔顶换热器4、白土塔进料换热器6、白土塔进料加热器 7、白土塔8、苯塔9、苯塔再沸器10、甲苯塔进料换热器11和甲苯塔12;
[0052]其中，汽提塔进料与汽提塔进料换热器2的冷媒出口和汽提塔3进料口依次相连； 汽提塔3的塔底出料口与汽提塔进料换热器2的热媒入口、白土塔进料换热器6的冷媒入口、 白土塔进料加热器7、白土塔8以及苯塔9依次相连;汽提塔3的塔顶出料口与汽提塔塔顶换 热器4的热媒入口相连;C 6-C7芳烃与汽提塔塔顶换热器4和白土塔进料换热器6的冷媒入口 依次相连;苯塔9的塔底出料口与甲苯塔进料换热器11的冷媒入口和甲苯塔12的进料口依 次相连；甲苯塔12的塔顶出料口同时与白土塔进料换热器6的热媒入口、苯塔再沸器10和甲 苯塔进料换热器11的热媒入口以及蒸汽发生器13相连。
[0053]所述系统还包括空冷器5,汽提塔3的塔顶出料口与汽提塔塔顶换热器4的热媒入 口和空冷器5依次相连;所述系统还包括蒸汽发生器13，甲苯塔12的塔顶出料口与蒸汽发生 器13的进料口相连;所述系统还包括甲苯塔重沸炉14,甲苯塔12的塔底出料口与甲苯塔再 沸炉14的入口相连;所述甲苯塔12塔底出料口与二甲苯分馏单元的二甲苯塔相连。
[0054] 实施例2:
[0055] 以炼油厂140万吨/年歧化单元为例，采用实施例1中所述的装置进行对二甲苯歧 化产品的分馏处理。
[0056] 来自歧化反应分离单元的歧化汽提塔进料1，温度为105°C，与歧化汽提塔底液在 进料换热器2中换热至170°C后进入汽提塔3,歧化汽提塔顶油气与芳烃抽提单元来的40°C 的C6-C7芳烃17在汽提塔塔顶换热器4中换热后，进入空冷器5冷却。歧化汽提底液与进料换 热后，和换热后温度为ll〇°C的C 6-C7芳烃混合，混合后的温度为140°C，混合液经白土塔进料 换热器6换热至160°C，白土塔进料加热器7加热至172°C后进入白土塔8,白土塔进料加热器 加热负荷为1600kW;白土塔出料（170°C)进入苯塔9,苯塔9的塔底热加热负荷为16700kW，苯 塔塔底液与甲苯塔顶油气在甲苯塔进料换热器11中换热至165°C后进入甲苯塔12,甲苯塔 12塔顶为甲苯产品15，甲苯塔12塔底二甲苯16送至后续的二甲苯分馏操作。
[0057]甲苯塔顶油气一部分作为白土塔进料换热器6的热源，加热白土塔进料;一部分作 为甲苯塔进料换热器11的热源，加热苯塔塔底液;一部分作为苯塔9的再沸器10热源为其供 热;其余部分作为蒸汽发生器13的热源，可产生0.5MPa的流量为10t/h的蒸汽。
[0058]其中，汽提塔3塔顶温度为130°C，压力为0.7MPa;苯塔9塔顶温度为100°C，压力为 0.03MPa，苯塔9塔底液相温度为140°C;甲苯塔12塔顶温度为180°C，压力为0.5MPa;甲苯塔 12塔底温度为250°C。
[0059] 对比例1:
[0060]以炼油厂140万吨/年歧化单元为例，现有技术中对二甲苯歧化产品的分馏处理过 程如下：
[0061] 来自歧化反应分离单元的歧化汽提塔进料1，温度为105°C，与汽提塔底液换热至 170°C后进入汽提塔3，汽提塔3塔顶温度为124°C，汽提塔3塔顶气相经空冷和水冷冷却至40 °C，其冷却负荷为7000kW;汽提塔底液与进料换热后温度为150°C，再与芳烃抽提单元来的 C6-C7芳烃混合，混合后温度为124°C，然后与白土塔出料换热至152°C，再进入白土塔进料加 热器7,经3.5MPa的蒸汽加热至172°C进入白土塔8,其加热负荷为2500kW;白土塔出料与白 土塔进料换热至144°C后，进入苯塔9,苯塔9的塔底加热负荷为17500kW，苯塔9的塔底温度 为150°C，苯塔塔底液经加压后进入甲苯塔12，甲苯塔顶油气温度为187°C，其中一部分作为 苯塔再沸器10的热源，剩余部分经空冷器冷却至170°C，其冷却负荷为13200kW，甲苯塔12塔 底加热负荷为37800kW。
[0062] 将实施例2和对比例1进行对比，其对比数据列于表1中。
[0063] 表1:实施例2和对比例数据对比表
[0064]
[0065] 从实施例2和对比例1的对比结果可以看出，采用本发明所述的对换热流程进行优 化的对二甲苯歧化产品分馏系统，可减少白土塔进料蒸汽加热负荷900kW，节省36% ;减少 歧化汽提塔冷却负荷1800kW，节省25.7 % ;降低甲苯塔塔底加热负荷1400kW，节省3.7 % ;减 少甲苯塔冷却负荷13200kW，同时塔顶发生0.5MPa蒸汽10t/h。
[0066] 实施例3:
[0067] 采用实施例1中的装置进行对二甲苯歧化产品的分馏处理。
[0068] 来自歧化反应分离单元的歧化汽提塔进料1，温度为80°C，与歧化汽提塔底液在进 料换热器2中换热至160°C后进入汽提塔3,歧化汽提塔顶油气与芳烃抽提单元来的30°C的 C6-C7芳烃17在汽提塔塔顶换热器4中换热后，进入空冷器5冷却。歧化汽提底液与进料换热 后，和换热后温度为60°C的C 6-C7芳烃混合，混合后的温度为100°C，混合液经白土塔进料换 热器6换热至130°C，白土塔进料加热器7加热至150°C后进入白土塔8;白土塔出料（150°C) 进入苯塔9，苯塔塔底液与甲苯塔顶油气在甲苯塔进料换热器11中换热至160°C后进入甲苯 塔12，甲苯塔12塔顶为甲苯产品15，甲苯塔12塔底二甲苯16送至后续的二甲苯分馏操作。 [0069]甲苯塔顶油气一部分作为白土塔进料换热器6的热源，加热白土塔进料;一部分作 为甲苯 塔进料换热器11的热源，加热苯塔塔底液;一部分作为苯塔9的再沸器10热源为其供 热;其余部分作为蒸汽发生器13的热源。
[0070] 其中，汽提塔3塔顶温度为100°C，压力为0 · 5MPa;苯塔9塔顶温度为80°C，压力为 0.0 IMPa，苯塔9塔底液相温度为130°C;甲苯塔12塔顶温度为160°C，压力为0.3MPa;甲苯塔 12塔底温度为200°C。
[0071] 实施例4:
[0072] 采用实施例1中的装置进行对二甲苯歧化产品的分馏处理。
[0073] 来自歧化反应分离单元的歧化汽提塔进料1，温度为130°C，与歧化汽提塔底液在 进料换热器2中换热至170°C后进入汽提塔3,歧化汽提塔顶油气与芳烃抽提单元来的50°C 的C6_C7芳烃17在汽提塔塔顶换热器4中换热后，进入空冷器5冷却。歧化汽提底液与进料换 热后，和换热后温度为120°C的C 6-C7芳烃混合，混合后的温度为150°C，混合液经白土塔进料 换热器6换热至170°C，白土塔进料加热器7加热至200°C后进入白土塔8;白土塔出料（150 °C)进入苯塔9,苯塔塔底液与甲苯塔顶油气在甲苯塔进料换热器11中换热至180°C后进入 甲苯塔12，甲苯塔12塔顶为甲苯产品15，甲苯塔12塔底二甲苯16送至后续的二甲苯分馏操 作。
[0074]甲苯塔顶油气一部分作为白土塔进料换热器6的热源，加热白土塔进料;一部分作 为甲苯塔进料换热器11的热源，加热苯塔塔底液;一部分作为苯塔9的再沸器10热源为其供 热;其余部分作为蒸汽发生器13的热源。
[0075]其中，汽提塔3塔顶温度为150°C，压力为l.OMPa;苯塔9塔顶温度为120°C，压力为 0.05MPa，苯塔9塔底液相温度为160°C;甲苯塔12塔顶温度为200°C，压力为0.8MPa;甲苯塔 12塔底温度为300°C。
[0076]综合实施例1-4和对比例1的结果可以看出，本发明回收了歧化汽提塔塔顶油气的 热量，减少塔顶的冷却负荷;同时优化了甲苯塔顶气的换热流程，显著提高了甲苯塔顶气的 热量利用效率，降低了分馏系统的加热负荷。与现有技术相比，可以降低歧化汽提塔塔顶空 冷负荷25 %以上，减少白土进料加热负荷35 %以上，减少甲苯塔塔底加热负荷3.5 %以上， 增加蒸汽发汽量，节能效果明显。
[0077]申请人声明，本发明通过上述实施例来说明本发明的详细方法，但本发明并不局 限于上述详细方法，即不意味着本发明必须依赖上述详细方法才能实施。所属技术领域的 技术人员应该明了，对本发明的任何改进，对本发明产品各原料的等效替换及辅助成分的 添加、具体方式的选择等，均落在本发明的保护范围和公开范围之内。
【主权项】
1. 一种对二甲苯歧化产品分馏系统，其特征在于，所述系统包括:汽提塔进料换热器 (2) 、汽提塔(3)、汽提塔塔顶换热器(4)、白土塔进料换热器(6)、白土塔进料加热器(7)、白 土塔(8)、苯塔(9)、苯塔再沸器(10)、甲苯塔进料换热器(11)和甲苯塔(12); 其中，汽提塔进料（1)与汽提塔进料换热器（2)和汽提塔(3)进料口依次相连;汽提塔 (3) 的塔底出料口与汽提塔进料换热器(2)、白土塔进料换热器(6)、白土塔进料加热器(7)、 白土塔(8)以及苯塔(9)依次相连;汽提塔(3)的塔顶出料口与汽提塔塔顶换热器(4)相连； C6-C7芳烃与汽提塔塔顶换热器(4)和白土塔进料换热器(7)依次相连;苯塔(9)的塔底出料 口与甲苯塔进料换热器（11)和甲苯塔（12)的进料口依次相连；甲苯塔（12)的塔顶出料口同 时与白土塔进料换热器(6)、苯塔再沸器（10)、甲苯塔进料换热器（11)和蒸汽发生器（13)相 连。2. 根据权利要求1所述的对二甲苯歧化产品分馏系统，其特征在于，所述系统还包括空 冷器(5)，汽提塔(3)的塔顶出料口与汽提塔塔顶换热器(4)和空冷器(5)依次相连； 优选地，所述系统还包括蒸汽发生器（13)，甲苯塔（12)的塔顶出料口与蒸汽发生器 (13)的进料口相连； 优选地，所述甲苯塔(12)塔底出料口与二甲苯分馏单元的二甲苯塔相连。3. 根据权利要求1或2所述的对二甲苯歧化产品分馏系统，其特征在于，所述汽提塔(3) 塔顶温度为100~150°C，压力为0.5~l.OMPa; 优选地，所述苯塔(9)塔顶温度为80~120°C，压力为0.01~0.05MPa; 优选地，所述甲苯塔（12)塔顶温度为160~200°C，压力为0.3~0.8MPa; 优选地，所述甲苯塔（12)塔底温度为200~300°C。4. 根据权利要求1-3任一项所述的对二甲苯歧化产品分馏系统的处理方法，其特征在 于，所述方法为： 来自歧化歧化反应分离单元的汽提塔进料（1)与汽提塔底液换热后进入汽提塔(3);汽 提塔顶油气与芳烃抽提单元来的C6-C7芳烃（17)换热;歧化汽提塔底液与进料换热后，再与 换热后的C 6-C7芳烃混合，再经换热和白土精制后进入苯塔(9)，苯塔塔底液与甲苯塔顶油气 换热后进入甲苯塔（12)，甲苯塔顶油气除用于苯塔再沸器热源、加热白土塔进料和甲苯塔 进料外，其余部分用于发生蒸汽。5. 根据权利要求4所述的处理方法，其特征在于，所述汽提塔底液与汽提塔进料换热 后，与换热后的C6-C 7芳烃混合，再依次与甲苯塔顶油气、二甲苯塔底液或蒸汽换热； 优选地，所述二甲苯底液来自二甲苯分馏单元，其温度为230~300°C。6. 根据权利要求4或5所述的处理方法，其特征在于，对甲苯塔顶油气的热量进行利用， 其利用方式为:部分作为苯塔再沸器热源，部分用于加热白土塔进料，部分用于加热甲苯塔 进料，其余部分用于发生蒸汽。7. 根据权利要求4-6任一项所述的处理方法，其特征在于，所述汽提塔进料来自歧化反 应油气分离单元，其温度为80~130°C; 优选地，汽提塔进料与汽提塔底液换热后的温度为150~180°C; 优选地，所述C6-C7芳经来自芳经抽提单元，其温度为30~50°C; 优选地，所述C6-C7芳烃与歧化汽提塔顶油气换热后的温度为60~120°C; 优选地，所述歧化汽提塔底液和Q5-C7芳烃混合后的温度为100~150°C; 优选地，所述歧化汽提塔底液和C6-C7芳烃混合后的混合液与甲苯塔顶油气反应进料换 热后的汽提反应的液相产物和换热后的c6-c7芳烃混合，再经换热后的温度为100~170°C; 优选地，所述混合液与二甲苯塔底液或蒸汽换热后的温度为150~200°C; 优选地，所述白土塔出料不经换热直接进入苯塔(9)进行苯分馏操作； 优选地，所述白土塔出料的温度为150~200°C; 优选地，所述苯塔塔底液与甲苯塔顶油气换热后的温度150~180°C。8. 根据权利要求4-7任一项所述的处理方法，其特征在于，所述方法为： 汽提塔进料（1)与汽提塔底液在进料换热器(2)中换热后进入汽提塔(3);汽提塔顶油 气与芳烃抽提单元来的C6-C7芳烃(17)在汽提塔塔顶换热器(4)中换热后，进入空冷器(5)冷 却;汽提塔底液与进料换热后，和C6-C7芳烃混合，再经白土塔进料换热器(6)换热和白土塔 进料加热器(7)加热后进入白土塔(8)，白土塔(8)出料进入苯塔(9)，苯塔(9)塔底液与甲苯 塔顶油气在甲苯塔进料换热器(11)中换热后进入甲苯塔(12)。9. 根据权利要求8所述的处理方法，其特征在于，对甲苯塔顶油气的热量进行利用，其 利用方式为:部分作为苯塔再沸器（10)热源，部分进入白土塔进料换热器(6)用于加热白土 塔(8)进料，部分进入甲苯塔进料换热器(11)用于加热甲苯塔(12)进料，其余部分进入蒸汽 发生器(13)用于发生蒸汽。10. 根据权利要求8或9所述的处理方法，其特征在于，所述汽提塔(3)的塔顶温度为100 ~150°C，压力为 0.5 ~l.OMPa; 优选地，所述苯塔(9)塔顶温度为80~120°C，压力为0.01~0.05MPa; 优选地，所述苯塔(9)塔底液温度为130~160°C; 优选地，所述甲苯塔（12)塔顶温度为160~200°C，压力为0.3~0.8MPa; 优选地，所述甲苯塔（12)塔底温度为200~300°C。
【专利摘要】本发明提供了一种对二甲苯歧化产品分馏系统及其处理方法，所述方法主要为：来自歧化歧化反应分离单元的歧化汽提塔进料与汽提塔底液换热后进入汽提塔；汽提塔顶油气与芳烃抽提来的C6-C7芳烃换热，歧化汽提塔底液与进料换热后，再与换热后的C6-C7芳烃混合，再经换热和白土精制后进入苯塔，苯塔塔底液与甲苯塔顶油气换热后进入甲苯塔，甲苯塔顶油气除用于苯塔再沸器热源、加热白土塔进料和甲苯塔进料外，其余部分用于发生蒸汽。本发明可以降低歧化汽提塔塔顶空冷负荷，减少白土塔进料加热负荷，降低甲苯塔塔底加热负荷，增加蒸汽发汽量，节能效果明显。
【IPC分类】B01D3/14, C07C7/04, C07C15/08, B01D3/32, C07C15/06
【公开号】CN105498264
【申请号】CN201510915335
【发明人】余金森, 黄小亮, 朱世杰, 戴维, 庄恒亚
【申请人】上海优华系统集成技术股份有限公司
【公开日】2016年4月20日
【申请日】2015年12月10日
【技术领域】
[0001] 本发明属于对二甲苯生产领域，涉及一种对二甲苯歧化产品分馏系统及其处理方 法，尤其涉及一种对换热流程进行优化的对二甲苯歧化产品分馏系统及其处理方法。
【背景技术】
[0002] 对二甲苯(PX)装置是化纤工业的核心原料装置之一，它以重整汽油中的c7-c9芳烃 为原料，生产苯、对二甲苯和邻二甲苯等产品。
[0003] 完整的PX装置包括歧化及烷基转移、吸附分离、异构化和歧化产品分馏单元。其中 歧化产品分馏系统以歧化反应产物中的C6-C8芳烃和芳烃抽提单元来的C 6-C7芳烃为原料， 通过精馏方法，生成苯、甲苯和c8芳烃。在此分馏过程中，歧化汽提塔和甲苯塔塔顶油气温 度较高，热量较大。而目前国内所有的二甲苯装置在生产或设计中存在以下问题：（1)歧化 汽提塔塔顶油气均是通过空冷器冷却，热量没有回收利用，并且汽提塔底液与汽提塔进料 换热后，再与芳烃抽提单元来的C 6-C7芳烃混合，两者混合温差较大；（2)甲苯塔塔顶油气除 部分作为苯塔热源外，大部分热量通过空冷器冷却，热量没有充分回收利用；（3)白土出料 先与进料换热，再进入苯塔，增加了苯塔塔底热负荷；（4)苯塔塔底液未经换热，直接进入甲 苯塔，进料温度偏低，塔底热负荷较大。
【发明内容】
[0004] 针对上述现有对二甲苯歧化产品分馏系统存在的不足，本发明提供了一种对换热 流程进行优化的对二甲苯歧化产品分馏系统及其处理方法，其通过添加换热设备以及调整 物料运行路线，达到提高热量回收利用率，减少能源消耗，降低装置能耗，提高经济效益的 目的。
[0005] 为达此目的，本发明采用以下技术方案：
[0006] 第一方面，本发明提供了一种对二甲苯歧化产品分馏系统，所述系统包括:汽提塔 进料换热器、汽提塔、汽提塔塔顶换热器、白土塔进料换热器、白土塔进料加热器、白土塔、 苯塔、苯塔再沸器、甲苯塔进料换热器和甲苯塔；
[0007] 其中，汽提塔进料与汽提塔进料换热器进料和汽提塔进料口依次相连口相连;汽 提塔的塔底出料口与汽提塔进料换热器、白土塔进料换热器、白土塔进料加热器、白土塔以 及苯塔依次相连;汽提塔的塔顶出料口与汽提塔塔顶换热器相连;C 6-C7芳烃与汽提塔塔顶 换热器和白土塔进料换热器依次相连;苯塔的塔底出料口与甲苯塔进料换热器和甲苯塔的 进料口依次相连；甲苯塔的塔顶出料口同时与白土塔进料换热器、苯塔再沸器、甲苯塔进料 换热器和蒸汽发生器相连。
[0008] 所述汽提塔的塔底出料口是与汽提塔进料换热器的热媒入口相连，与白土塔进料 换热器的冷媒入口相连;汽提塔塔顶换热器的热媒出口与白土塔进料换热器的冷媒入口相 连;苯塔的塔底出料口与甲苯塔进料换热器的冷媒入口相连；甲苯塔的塔顶出料口与白土 塔进料换热器的热媒入口相连，甲苯塔的塔顶出料口与甲苯塔进料换热器的热媒入口相 连。
[0009]作为本发明的优选方案，所述系统还包括空冷器，汽提塔的塔顶出料口与汽提塔 塔顶换热器的热媒入口和空冷器依次相连。
[0010]优选地，所述系统还包括蒸汽发生器，甲苯塔的塔顶出料口与蒸汽发生器的进料 口相连。
[0011]优选地，所述系统还包括甲苯塔重沸炉，甲苯塔的塔底出料口与甲苯塔再沸炉的 入口相连。
[0012] 优选地，所述甲苯塔塔底出料口与二甲苯分馏单元的二甲苯塔相连，其中二甲苯 分馏单元为对二甲苯生产装置中的其它单元，属于现有技术，此处不再赘述。
[0013] 作为本发明的优选方案，所述汽提塔塔顶温度为100~150°C，例如100°C、110°C、 120°(3、130°(3、140°(3或150°(3等 ；压力为0.5~1.010^，例如0.510^、0.610^、0.7]\0^、0.810^、 0.910^或1.010^等。
[0014] 优选地，所述苯塔塔顶温度为80~120°C，例如80°C、90°C、100°C、110°CS120°C 等；压力为〇 · 〇 1 ~〇 · 〇5MPa，例如0 · 0 IMPa、0 · 02MPa、0 · 03MPa、0 · 04MPa 或0 · 05MPa等。
[0015] 优选地，所述甲苯塔塔顶温度为160~200°C，例如160°C、170°C、180°C、190°C或 200°C 等；压力为0 · 3 ~0 · 8MPa，例如0 · 3MPa、0 · 4MPa、0 · 5MPa、0 · 6MPa、0 · 7MPa 或0 · 8MPa等。
[0016] 优选地，所述甲苯塔塔底温度为200~300°C，例如200°C、220°C、240°C、260°C、280 °(3或300°(3 等。
[0017] 第二方面，本发明提供了上述对二甲苯歧化产品分馏系统的处理方法，所述方法 为：
[0018] 来自歧化歧化反应分离单元的汽提塔进料与汽提塔底液换热后进入汽提塔;汽提 塔顶油气与芳烃抽提单元来的C6_C 7芳烃换热，歧化汽提塔底液与进料换热后，再与换热后 的C6-C7芳烃混合，再经换热和白土精制后进入苯塔，苯塔塔底液与甲苯塔顶油气换热后进 入甲苯塔，甲苯塔顶油气除用于苯塔再沸器热源、加热白土塔进料和甲苯塔进料外，其余部 分用于发生蒸汽。
[0019] 其中，反应进料为歧化反应产物经气液分离后的液相，主要成分是C3_C4轻烃和C6-C 8芳烃。
[0020] 作为本发明的优选方案，所述汽提塔底液与汽提塔进料换热后，与换热后的C6-C7 芳烃混合，再依次与甲苯塔顶油气、二甲苯塔底液或蒸汽换热。
[0021] 其中，汽提塔底液与汽提塔进料换热后，与换热后的C6-C7芳烃混合后的混合液的 加热热源来自二甲苯分馏单元中的二甲苯底液或蒸汽，其中二甲苯分馏单元为对二甲苯生 产装置中的其它单元，属于现有技术，此处不再赘述。
[0022]优选地，所述二甲苯底液来自二甲苯分馏单元，其温度为230~300°C，例如230°C、 240°C、250°C、260°C、270°C、280°C、290°C 或 300°C 等。
[0023] 作为本发明的优选方案，对甲苯塔顶油气的热量进行利用，利用方式为:部分作为 苯塔再沸器热源，部分用于加热白土塔进料，部分用于加热甲苯塔进料，其余部分用于发生 蒸汽。
[0024] 其中的"部分"和"其余部分"是以甲苯塔顶油气为整体，将其分为四部分进行利 用，属于清楚表述。
[0025] 作为本发明的优选方案，所述汽提塔进料来自歧化反应分离单元，其温度为80~ 130°C，例如80°C、90°C、100°C、110°C、120°C或 130°C 等。
[0026] 优选地，汽提塔进料与汽提塔底液换热后温度达到150~180°C，例如150°C、160 。(3、165。(3、170。(3、175。(3或180。(3等。
[0027] 优选地，所述C6-C7芳烃来自芳烃抽提单元，其温度为30~50°C，例如30°C、35°C、40 °C、45°C 或 50°C 等。
[0028] 优选地，所述C6-C7芳烃与汽提塔顶油气换热后的温度为60~120°C，例如60°C、70 °C、80°C、90°C、100°C、110°C 或 120°C 等。
[0029] 优选地，所述歧化汽提塔底液和C6-C7芳烃混合后的温度为100~150°C，例如100 °C、110°C、120°C、130°C、140°C 或 150°C 等。
[0030] 优选地，所述歧化汽提塔底液和C6-C7芳烃混合后的混合液与甲苯塔顶油气换热 后的温度为 100 ~170°C，例如 100°(3、110°(3、120°(3、130°(3、140°(3、150°(3、160°(3或170°(3等， 进一步优选为130~170°C。
[0031] 优选地，所述混合液与二甲苯塔底液或蒸汽换热后的温度为150~200°C，例如150 °C、160°C、170°C、180°C、190°C 或 200°C 等。
[0032] 优选地，所述白土塔出料不经换热直接进入苯塔。
[0033] 优选地，所述白土塔出料的温度为150~200°C，例如150°C、160°C、170°C、180°C、 190°C 或 200°C 等。
[0034] 优选地，所述苯塔塔底液与甲苯塔顶油气换热后的温度150~180°C，例如150°C、 160°C、170°C 或 180°C 等。
[0035] 作为本发明的优选方案，所述方法为：
[0036] 汽提塔进料与汽提塔底液换热后进入歧化汽提塔;汽提塔顶油气与芳烃抽提单元 来的C6_C7芳烃换热后，进入空冷器冷却;汽提塔底液与进料换热后，和C 6_C7芳烃混合，再经 白土塔进料换热器换热和白土塔进料加热器加热后进入白土塔；白土塔出料进入苯塔，苯 塔塔底液与甲苯塔顶油气换热后进入甲苯塔。
[0037] 作为本发明的优选方案，对甲苯塔顶油气的热量进行利用，其利用方式为:部分作 为苯塔再沸器热源，部分用于加热白土塔进料，部分用于加热甲苯塔进料，其余部分用于发 生蒸汽。
[0038] 作为本发明的优选方案，所述汽提塔的塔顶温度为100~150°C，例如100°C、110 °(3、120°(3、130°(3、140°(3或150°(3等 ；压力为0.5~1.010^，例如0.510^、0.610^、0.7]\0^、 0 · 8MPa、0 · 9MPa或 1 · OMPa 等。
[0039] 优选地，所述苯塔塔顶温度为80~120°C，例如80°C、90°C、100°C、110°CS120°C 等；压力为〇 · 〇 1 ~〇 · 〇5MPa，例如0 · 0 IMPa、0 · 02MPa、0 · 03MPa、0 · 04MPa 或0 · 05MPa等。
[0040] 优选地，所述苯塔塔底液温度为130~160°C，例如130°C、140°C、150°C或160°C等。 [0041 ] 优选地，所述甲苯塔塔顶温度为160~200°C，例如160°C、170°C、180°C、190°C或 200°C 等；压力为0 · 3 ~0 · 8MPa，例如0 · 3MPa、0 · 4MPa、0 · 5MPa、0 · 6MPa、0 · 7MPa 或0 · 8MPa等。
[0042] 优选地，所述甲苯塔底温度为200~300°C，例如200°C、220°C、240°C、260°C、280°C 或300°C等。
[0043] 具体的，对二甲苯歧化产品分馏系统的处理方法为：
[0044] 汽提塔进料(80~130°C)与歧化汽提塔底液在进料换热器中换热至150~180°C后 进入汽提塔，汽提塔顶油气与芳烃抽提单元来的C 6-C7芳烃(30~50°C)在汽提塔塔顶换热器 中换热后，进入空冷器冷却。汽提塔底液与进料换热后和换热至60~120°C的C 6-C7芳烃混 合，混合后的温度为100~150°C，再经白土塔进料换热器换热至100~170°C，白土塔进料加 热器加热至150~200°C后进入白土塔。白土塔出料温度为150~200°C，进入苯塔;苯塔塔底 液与甲苯塔顶油气在甲苯塔进料换热器中换热至150~180°C后，进入甲苯塔。
[0045] 与现有技术相比，本发明具有以下有益效果：
[0046] 本发明回收了歧化汽提塔塔顶油气的热量，减少塔顶的冷却负荷；同时优化了甲 苯塔顶气的换热流程，显著提高了甲苯塔顶气的热量利用效率，降低了分馏系统的加热负 荷。与现有技术相比，可以降低歧化汽提塔塔顶空冷负荷25%以上，减少白土进料加热负荷 35%以上，减少甲苯塔塔底加热负荷3.5%以上，增加蒸汽发汽量，节能效果明显。
【附图说明】
[0047] 图1是本发明所述的对二甲苯歧化产品分馏系统的结构示意图；
[0048] 其中，1-汽提塔进料，2-汽提塔进料换热器，3-汽提塔，4-汽提塔塔顶换热器，5-空 冷器，6-白土塔进料换热器，7-白土塔进料加热器，8-白土塔，9-苯塔，10-苯塔再沸器，11-甲苯塔进料换热器，12-甲苯塔，13-蒸汽发生器，14-甲苯塔重沸炉，15-甲苯，16-二甲苯， 17-C6-C7 芳烃。
【具体实施方式】
[0049] 更好地说明本发明，便于理解本发明的技术方案，下面对本发明进一步详细说明。 但下述的实施例仅仅是本发明的简易例子，并不代表或限制本发明的权利保护范围，本发 明保护范围以权利要求书为准。
[0050] 实施例1:
[0051] 如图1所示，本实施例提供了一种对二甲苯歧化产品分馏系统，所述系统包括:汽 提塔进料换热器2、汽提塔3、汽提塔塔顶换热器4、白土塔进料换热器6、白土塔进料加热器 7、白土塔8、苯塔9、苯塔再沸器10、甲苯塔进料换热器11和甲苯塔12;
[0052]其中，汽提塔进料与汽提塔进料换热器2的冷媒出口和汽提塔3进料口依次相连； 汽提塔3的塔底出料口与汽提塔进料换热器2的热媒入口、白土塔进料换热器6的冷媒入口、 白土塔进料加热器7、白土塔8以及苯塔9依次相连;汽提塔3的塔顶出料口与汽提塔塔顶换 热器4的热媒入口相连;C 6-C7芳烃与汽提塔塔顶换热器4和白土塔进料换热器6的冷媒入口 依次相连;苯塔9的塔底出料口与甲苯塔进料换热器11的冷媒入口和甲苯塔12的进料口依 次相连；甲苯塔12的塔顶出料口同时与白土塔进料换热器6的热媒入口、苯塔再沸器10和甲 苯塔进料换热器11的热媒入口以及蒸汽发生器13相连。
[0053]所述系统还包括空冷器5,汽提塔3的塔顶出料口与汽提塔塔顶换热器4的热媒入 口和空冷器5依次相连;所述系统还包括蒸汽发生器13，甲苯塔12的塔顶出料口与蒸汽发生 器13的进料口相连;所述系统还包括甲苯塔重沸炉14,甲苯塔12的塔底出料口与甲苯塔再 沸炉14的入口相连;所述甲苯塔12塔底出料口与二甲苯分馏单元的二甲苯塔相连。
[0054] 实施例2:
[0055] 以炼油厂140万吨/年歧化单元为例，采用实施例1中所述的装置进行对二甲苯歧 化产品的分馏处理。
[0056] 来自歧化反应分离单元的歧化汽提塔进料1，温度为105°C，与歧化汽提塔底液在 进料换热器2中换热至170°C后进入汽提塔3,歧化汽提塔顶油气与芳烃抽提单元来的40°C 的C6-C7芳烃17在汽提塔塔顶换热器4中换热后，进入空冷器5冷却。歧化汽提底液与进料换 热后，和换热后温度为ll〇°C的C 6-C7芳烃混合，混合后的温度为140°C，混合液经白土塔进料 换热器6换热至160°C，白土塔进料加热器7加热至172°C后进入白土塔8,白土塔进料加热器 加热负荷为1600kW;白土塔出料（170°C)进入苯塔9,苯塔9的塔底热加热负荷为16700kW，苯 塔塔底液与甲苯塔顶油气在甲苯塔进料换热器11中换热至165°C后进入甲苯塔12,甲苯塔 12塔顶为甲苯产品15，甲苯塔12塔底二甲苯16送至后续的二甲苯分馏操作。
[0057]甲苯塔顶油气一部分作为白土塔进料换热器6的热源，加热白土塔进料;一部分作 为甲苯塔进料换热器11的热源，加热苯塔塔底液;一部分作为苯塔9的再沸器10热源为其供 热;其余部分作为蒸汽发生器13的热源，可产生0.5MPa的流量为10t/h的蒸汽。
[0058]其中，汽提塔3塔顶温度为130°C，压力为0.7MPa;苯塔9塔顶温度为100°C，压力为 0.03MPa，苯塔9塔底液相温度为140°C;甲苯塔12塔顶温度为180°C，压力为0.5MPa;甲苯塔 12塔底温度为250°C。
[0059] 对比例1:
[0060]以炼油厂140万吨/年歧化单元为例，现有技术中对二甲苯歧化产品的分馏处理过 程如下：
[0061] 来自歧化反应分离单元的歧化汽提塔进料1，温度为105°C，与汽提塔底液换热至 170°C后进入汽提塔3，汽提塔3塔顶温度为124°C，汽提塔3塔顶气相经空冷和水冷冷却至40 °C，其冷却负荷为7000kW;汽提塔底液与进料换热后温度为150°C，再与芳烃抽提单元来的 C6-C7芳烃混合，混合后温度为124°C，然后与白土塔出料换热至152°C，再进入白土塔进料加 热器7,经3.5MPa的蒸汽加热至172°C进入白土塔8,其加热负荷为2500kW;白土塔出料与白 土塔进料换热至144°C后，进入苯塔9,苯塔9的塔底加热负荷为17500kW，苯塔9的塔底温度 为150°C，苯塔塔底液经加压后进入甲苯塔12，甲苯塔顶油气温度为187°C，其中一部分作为 苯塔再沸器10的热源，剩余部分经空冷器冷却至170°C，其冷却负荷为13200kW，甲苯塔12塔 底加热负荷为37800kW。
[0062] 将实施例2和对比例1进行对比，其对比数据列于表1中。
[0063] 表1:实施例2和对比例数据对比表
[0064]
[0065] 从实施例2和对比例1的对比结果可以看出，采用本发明所述的对换热流程进行优 化的对二甲苯歧化产品分馏系统，可减少白土塔进料蒸汽加热负荷900kW，节省36% ;减少 歧化汽提塔冷却负荷1800kW，节省25.7 % ;降低甲苯塔塔底加热负荷1400kW，节省3.7 % ;减 少甲苯塔冷却负荷13200kW，同时塔顶发生0.5MPa蒸汽10t/h。
[0066] 实施例3:
[0067] 采用实施例1中的装置进行对二甲苯歧化产品的分馏处理。
[0068] 来自歧化反应分离单元的歧化汽提塔进料1，温度为80°C，与歧化汽提塔底液在进 料换热器2中换热至160°C后进入汽提塔3,歧化汽提塔顶油气与芳烃抽提单元来的30°C的 C6-C7芳烃17在汽提塔塔顶换热器4中换热后，进入空冷器5冷却。歧化汽提底液与进料换热 后，和换热后温度为60°C的C 6-C7芳烃混合，混合后的温度为100°C，混合液经白土塔进料换 热器6换热至130°C，白土塔进料加热器7加热至150°C后进入白土塔8;白土塔出料（150°C) 进入苯塔9，苯塔塔底液与甲苯塔顶油气在甲苯塔进料换热器11中换热至160°C后进入甲苯 塔12，甲苯塔12塔顶为甲苯产品15，甲苯塔12塔底二甲苯16送至后续的二甲苯分馏操作。 [0069]甲苯塔顶油气一部分作为白土塔进料换热器6的热源，加热白土塔进料;一部分作 为甲苯 塔进料换热器11的热源，加热苯塔塔底液;一部分作为苯塔9的再沸器10热源为其供 热;其余部分作为蒸汽发生器13的热源。
[0070] 其中，汽提塔3塔顶温度为100°C，压力为0 · 5MPa;苯塔9塔顶温度为80°C，压力为 0.0 IMPa，苯塔9塔底液相温度为130°C;甲苯塔12塔顶温度为160°C，压力为0.3MPa;甲苯塔 12塔底温度为200°C。
[0071] 实施例4:
[0072] 采用实施例1中的装置进行对二甲苯歧化产品的分馏处理。
[0073] 来自歧化反应分离单元的歧化汽提塔进料1，温度为130°C，与歧化汽提塔底液在 进料换热器2中换热至170°C后进入汽提塔3,歧化汽提塔顶油气与芳烃抽提单元来的50°C 的C6_C7芳烃17在汽提塔塔顶换热器4中换热后，进入空冷器5冷却。歧化汽提底液与进料换 热后，和换热后温度为120°C的C 6-C7芳烃混合，混合后的温度为150°C，混合液经白土塔进料 换热器6换热至170°C，白土塔进料加热器7加热至200°C后进入白土塔8;白土塔出料（150 °C)进入苯塔9,苯塔塔底液与甲苯塔顶油气在甲苯塔进料换热器11中换热至180°C后进入 甲苯塔12，甲苯塔12塔顶为甲苯产品15，甲苯塔12塔底二甲苯16送至后续的二甲苯分馏操 作。
[0074]甲苯塔顶油气一部分作为白土塔进料换热器6的热源，加热白土塔进料;一部分作 为甲苯塔进料换热器11的热源，加热苯塔塔底液;一部分作为苯塔9的再沸器10热源为其供 热;其余部分作为蒸汽发生器13的热源。
[0075]其中，汽提塔3塔顶温度为150°C，压力为l.OMPa;苯塔9塔顶温度为120°C，压力为 0.05MPa，苯塔9塔底液相温度为160°C;甲苯塔12塔顶温度为200°C，压力为0.8MPa;甲苯塔 12塔底温度为300°C。
[0076]综合实施例1-4和对比例1的结果可以看出，本发明回收了歧化汽提塔塔顶油气的 热量，减少塔顶的冷却负荷;同时优化了甲苯塔顶气的换热流程，显著提高了甲苯塔顶气的 热量利用效率，降低了分馏系统的加热负荷。与现有技术相比，可以降低歧化汽提塔塔顶空 冷负荷25 %以上，减少白土进料加热负荷35 %以上，减少甲苯塔塔底加热负荷3.5 %以上， 增加蒸汽发汽量，节能效果明显。
[0077]申请人声明，本发明通过上述实施例来说明本发明的详细方法，但本发明并不局 限于上述详细方法，即不意味着本发明必须依赖上述详细方法才能实施。所属技术领域的 技术人员应该明了，对本发明的任何改进，对本发明产品各原料的等效替换及辅助成分的 添加、具体方式的选择等，均落在本发明的保护范围和公开范围之内。
【主权项】
1. 一种对二甲苯歧化产品分馏系统，其特征在于，所述系统包括:汽提塔进料换热器 (2) 、汽提塔(3)、汽提塔塔顶换热器(4)、白土塔进料换热器(6)、白土塔进料加热器(7)、白 土塔(8)、苯塔(9)、苯塔再沸器(10)、甲苯塔进料换热器(11)和甲苯塔(12); 其中，汽提塔进料（1)与汽提塔进料换热器（2)和汽提塔(3)进料口依次相连;汽提塔 (3) 的塔底出料口与汽提塔进料换热器(2)、白土塔进料换热器(6)、白土塔进料加热器(7)、 白土塔(8)以及苯塔(9)依次相连;汽提塔(3)的塔顶出料口与汽提塔塔顶换热器(4)相连； C6-C7芳烃与汽提塔塔顶换热器(4)和白土塔进料换热器(7)依次相连;苯塔(9)的塔底出料 口与甲苯塔进料换热器（11)和甲苯塔（12)的进料口依次相连；甲苯塔（12)的塔顶出料口同 时与白土塔进料换热器(6)、苯塔再沸器（10)、甲苯塔进料换热器（11)和蒸汽发生器（13)相 连。2. 根据权利要求1所述的对二甲苯歧化产品分馏系统，其特征在于，所述系统还包括空 冷器(5)，汽提塔(3)的塔顶出料口与汽提塔塔顶换热器(4)和空冷器(5)依次相连； 优选地，所述系统还包括蒸汽发生器（13)，甲苯塔（12)的塔顶出料口与蒸汽发生器 (13)的进料口相连； 优选地，所述甲苯塔(12)塔底出料口与二甲苯分馏单元的二甲苯塔相连。3. 根据权利要求1或2所述的对二甲苯歧化产品分馏系统，其特征在于，所述汽提塔(3) 塔顶温度为100~150°C，压力为0.5~l.OMPa; 优选地，所述苯塔(9)塔顶温度为80~120°C，压力为0.01~0.05MPa; 优选地，所述甲苯塔（12)塔顶温度为160~200°C，压力为0.3~0.8MPa; 优选地，所述甲苯塔（12)塔底温度为200~300°C。4. 根据权利要求1-3任一项所述的对二甲苯歧化产品分馏系统的处理方法，其特征在 于，所述方法为： 来自歧化歧化反应分离单元的汽提塔进料（1)与汽提塔底液换热后进入汽提塔(3);汽 提塔顶油气与芳烃抽提单元来的C6-C7芳烃（17)换热;歧化汽提塔底液与进料换热后，再与 换热后的C 6-C7芳烃混合，再经换热和白土精制后进入苯塔(9)，苯塔塔底液与甲苯塔顶油气 换热后进入甲苯塔（12)，甲苯塔顶油气除用于苯塔再沸器热源、加热白土塔进料和甲苯塔 进料外，其余部分用于发生蒸汽。5. 根据权利要求4所述的处理方法，其特征在于，所述汽提塔底液与汽提塔进料换热 后，与换热后的C6-C 7芳烃混合，再依次与甲苯塔顶油气、二甲苯塔底液或蒸汽换热； 优选地，所述二甲苯底液来自二甲苯分馏单元，其温度为230~300°C。6. 根据权利要求4或5所述的处理方法，其特征在于，对甲苯塔顶油气的热量进行利用， 其利用方式为:部分作为苯塔再沸器热源，部分用于加热白土塔进料，部分用于加热甲苯塔 进料，其余部分用于发生蒸汽。7. 根据权利要求4-6任一项所述的处理方法，其特征在于，所述汽提塔进料来自歧化反 应油气分离单元，其温度为80~130°C; 优选地，汽提塔进料与汽提塔底液换热后的温度为150~180°C; 优选地，所述C6-C7芳经来自芳经抽提单元，其温度为30~50°C; 优选地，所述C6-C7芳烃与歧化汽提塔顶油气换热后的温度为60~120°C; 优选地，所述歧化汽提塔底液和Q5-C7芳烃混合后的温度为100~150°C; 优选地，所述歧化汽提塔底液和C6-C7芳烃混合后的混合液与甲苯塔顶油气反应进料换 热后的汽提反应的液相产物和换热后的c6-c7芳烃混合，再经换热后的温度为100~170°C; 优选地，所述混合液与二甲苯塔底液或蒸汽换热后的温度为150~200°C; 优选地，所述白土塔出料不经换热直接进入苯塔(9)进行苯分馏操作； 优选地，所述白土塔出料的温度为150~200°C; 优选地，所述苯塔塔底液与甲苯塔顶油气换热后的温度150~180°C。8. 根据权利要求4-7任一项所述的处理方法，其特征在于，所述方法为： 汽提塔进料（1)与汽提塔底液在进料换热器(2)中换热后进入汽提塔(3);汽提塔顶油 气与芳烃抽提单元来的C6-C7芳烃(17)在汽提塔塔顶换热器(4)中换热后，进入空冷器(5)冷 却;汽提塔底液与进料换热后，和C6-C7芳烃混合，再经白土塔进料换热器(6)换热和白土塔 进料加热器(7)加热后进入白土塔(8)，白土塔(8)出料进入苯塔(9)，苯塔(9)塔底液与甲苯 塔顶油气在甲苯塔进料换热器(11)中换热后进入甲苯塔(12)。9. 根据权利要求8所述的处理方法，其特征在于，对甲苯塔顶油气的热量进行利用，其 利用方式为:部分作为苯塔再沸器（10)热源，部分进入白土塔进料换热器(6)用于加热白土 塔(8)进料，部分进入甲苯塔进料换热器(11)用于加热甲苯塔(12)进料，其余部分进入蒸汽 发生器(13)用于发生蒸汽。10. 根据权利要求8或9所述的处理方法，其特征在于，所述汽提塔(3)的塔顶温度为100 ~150°C，压力为 0.5 ~l.OMPa; 优选地，所述苯塔(9)塔顶温度为80~120°C，压力为0.01~0.05MPa; 优选地，所述苯塔(9)塔底液温度为130~160°C; 优选地，所述甲苯塔（12)塔顶温度为160~200°C，压力为0.3~0.8MPa; 优选地，所述甲苯塔（12)塔底温度为200~300°C。
【专利摘要】本发明提供了一种对二甲苯歧化产品分馏系统及其处理方法，所述方法主要为：来自歧化歧化反应分离单元的歧化汽提塔进料与汽提塔底液换热后进入汽提塔；汽提塔顶油气与芳烃抽提来的C6-C7芳烃换热，歧化汽提塔底液与进料换热后，再与换热后的C6-C7芳烃混合，再经换热和白土精制后进入苯塔，苯塔塔底液与甲苯塔顶油气换热后进入甲苯塔，甲苯塔顶油气除用于苯塔再沸器热源、加热白土塔进料和甲苯塔进料外，其余部分用于发生蒸汽。本发明可以降低歧化汽提塔塔顶空冷负荷，减少白土塔进料加热负荷，降低甲苯塔塔底加热负荷，增加蒸汽发汽量，节能效果明显。
【IPC分类】B01D3/14, C07C7/04, C07C15/08, B01D3/32, C07C15/06
【公开号】CN105498264
【申请号】CN201510915335
【发明人】余金森, 黄小亮, 朱世杰, 戴维, 庄恒亚
【申请人】上海优华系统集成技术股份有限公司
【公开日】2016年4月20日
【申请日】2015年12月10日
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