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