一種改進的甲苯擇形歧化工藝方法
2023-06-03 02:58:26
專利名稱：一種改進的甲苯擇形歧化工藝方法
技術領域：
本發明屬於一種改進的甲苯歧化和烷基轉移工藝方法，更具體地說，是一種對甲苯擇形歧化工藝的反應液體產物的分離部分進行改進的方法。
背景技術：
單純從催化重整油、裂解汽油和焦化輕油中直接抽提分離的芳烴(BTX)不能滿足下遊產品對各單個產品的需求。一般來說，相對於從以上資源直接獲得的芳烴品種而言，市場對二甲苯(特別是對二甲苯)的需求量較大，不能滿足需求。而甲苯和重質芳烴(C9、C10)屬於過剩的品種。因此，利用甲苯和C9通過甲苯擇形歧化或甲苯與C9烷基反應生成用途廣泛、供應不足的苯和二甲苯，來滿足市場要求是目前通用的方法。但是，這種方法中的甲苯擇形歧化中，甲苯轉化率並不高，單程轉化率僅為30％，這對於後續的芳烴分離裝置中甲苯塔塔頂的能耗非常大。在整個工藝過程中，反應段餾出物分離的公用系統消耗費用中佔有顯著地位。
US5573645是在傳統的甲苯歧化和烷基轉移工藝的基礎上對芳烴分離工藝的改進，使用了一個高壓甲苯塔和一個低壓甲苯塔，其中高壓甲苯塔在高溫高壓下操作，而低壓甲苯塔則在低溫低壓下操作；將高壓甲苯塔塔頂的蒸汽作為苯塔的熱源，將二甲苯塔塔頂的蒸汽作為低壓甲苯塔的熱源。由於使用兩個甲苯塔，使得流程複雜；高壓甲苯塔塔頂蒸汽僅作為苯塔的熱源，能耗降低的幅度不大；二甲苯塔也要加壓操作，增加設備的投資。
發明內容
本發明的目的是在現有技術的基礎上提供一種改進的甲苯擇形歧化工藝方法，以進一步降低能耗，簡化流程和操作。
本發明提供的方法包括甲苯與甲苯擇形歧化催化劑接觸，在溫度400～480℃、壓力0.8～1.5MPa、空速1～5h-1、氫與烴的摩爾比0～3的條件下發生甲苯擇形歧化反應，反應流出物經分離得到苯、C8-C10芳烴和未反應的甲苯，其中未反應的甲苯蒸汽作為穩定塔、苯塔和任選蒸汽發生器的熱源。
本發明的方法可以降低甲苯塔的能耗，回收塔頂甲苯蒸汽的潛熱，同時省去了穩定塔底的高壓蒸汽和苯塔塔底的中壓蒸汽的消耗，降低苯塔和穩定塔的操作費用；充分利用高溫反應油氣的熱量，降低空冷器的冷卻負荷。
圖1是傳統的甲苯擇形歧化工藝流程示意圖。
圖2是本發明提供的改進甲苯擇形歧化工藝方法流程示意圖，其中甲苯蒸汽以串聯的方式作為穩定塔、苯塔和蒸汽發生器的熱源。
圖3是本發明提供的改進甲苯擇形歧化工藝方法流程示意圖，其中甲苯蒸汽以並聯的方式作為穩定塔、苯塔和蒸汽發生器的熱源。
具體實施例方式
本發明的方法是這樣具體實施的甲苯與甲苯擇形歧化催化劑接觸，在溫度400～480℃、壓力0.8～1.5MPa、空速1～5h-1、氫與烴的摩爾比0～3的條件下發生甲苯擇形歧化反應，反應流出物包括苯、二甲苯、乙苯、C1～C7的烷烴以及重質芳烴，該反應流出物經空冷器、水冷器冷凝進入產品分離罐，在分離罐中反應產物被分成氣、液兩相。分離罐頂部的氣相大部分經循環氫壓縮機增壓後與新鮮補充氫一起混合進入反應器，少部分被送入燃料氣系統；分離罐中的液相產品和反應物流換熱後進分離系統，首先通過穩定塔，脫除輕質烷烴，穩定塔塔底再沸器的高溫物流是與苯塔換熱後的甲苯塔塔頂蒸汽；然後塔底餾分進入苯塔，苯塔塔頂液一部分經泵作回流外，其餘部分作為成品苯被送出界區，塔底再沸器的高溫物流是甲苯塔塔頂的甲苯蒸汽；接著苯塔塔底餾分又被送入甲苯塔，甲苯塔採用加壓設計操作。甲苯塔塔頂餾分為甲苯蒸汽，經過穩定塔、苯塔和任選蒸汽發生器冷卻後，一部分打入甲苯塔作為回流液，另一部分循環回到反應器，塔底餾分由二甲苯、乙苯、重質芳烴構成，它們被送到二甲苯分離系統。
所述氣相產品為C1～C4烷烴；所述液相產品由C5～C7烷烴、甲苯、二甲苯、乙苯、重質芳烴構成；所述重質芳烴為C9和C9以上芳烴。
所述甲苯歧化催化劑由ZSM-5分子篩和矽膠粉構成。
所述未反應的甲苯蒸汽以串聯、並聯或混聯的方式作為穩定塔、苯塔和任選蒸汽發生器的熱源。
甲苯塔的操作壓力為0.8～1.1MPa，塔頂回流甲苯蒸汽的溫度為207～230℃。
穩定塔塔釜溫度為181～212℃，苯塔塔釜溫度為148～170℃。
下面結合附圖對本發明所提供的方法進行進一步的說明，但並不因此限制本發明。圖中所列的僅為主要設備，其它輔助設備如閥、泵等予以忽略。
圖1是傳統的甲苯擇形歧化工藝流程示意圖。
傳統的甲苯擇形歧化工藝流程簡述如下原料甲苯、循環甲苯、富含氫的循環氣分別經管線1、17、5進入換熱器26後送入擇形歧化反應器2，從反應器2底部出來的產物依次經管線23、換熱器26、管線24、空冷器21、水冷器22冷凝後，經管線3進入產品分離罐4，在分離罐4中反應後的物流被分成氣、液兩相，分離罐頂部的氣相大部分經循環氫壓縮機增壓後與補充的新鮮氫混合後依次經管線5、換熱器26循環至反應器2，另一部分氣相則經管線6被送入燃料氣系統；分離罐中的液相產品經管線7進入穩定塔8，脫除的C1～C4等輕組分經管線9引出。穩定塔8所需的熱量由再沸器10提供，塔底餾分經管線10a導出，然後依次經再沸器10、管線10b回流到穩定塔8塔內。再沸器10的熱源是高壓蒸汽，它經管線10c導入而經管線10d導出。穩定塔8的塔底餾分由苯、甲苯、二甲苯、重質芳烴構成，它由管線11送到苯塔12。苯塔12的塔頂液除一部分經泵作回流外(圖中未標出)，另一部分作為成品苯由管線13送出界區。苯塔12的塔底所需熱量由再沸器14提供，塔底餾分通過管線14a導出，然後依次經再沸器14、管線14b回流到苯塔12塔內。再沸器14的熱源是中壓蒸汽，它經管線14c導入而經管線14d導出。苯塔12的塔底餾分由甲苯、二甲苯、重質芳烴構成，它由管線15送入甲苯塔16。甲苯塔16的塔頂餾分為甲苯，依次經管線17a、空冷器20、管線17b分為兩部分，其中少部分甲苯經管線17c回流至甲苯塔16，大部分甲苯則依次經管線17、換熱器26循環回反應器2，甲苯塔16的塔底餾分由二甲苯、乙苯、重質芳烴構成，它由管線18送到二甲苯分離系統(圖中未標出)，甲苯塔16所需的熱量由再沸器19提供。
圖2是本發明提供的改進甲苯擇形歧化工藝方法流程示意圖，其中甲苯蒸汽以串聯的方式依次作為穩定塔8、苯塔12和蒸汽發生器28的熱源。
本發明提供的改進甲苯擇形歧化工藝方法流程簡述如下原料甲苯、循環甲苯、富含氫的循環氣分別經管線1、17、5進入換熱器26後送入擇形歧化反應器2，從反應器2底部出來的產物依次經管線23、換熱器26、管線24、換熱器25、管線27、空冷器21、水冷器22冷凝後，經管線3進入產品分離罐4，在分離罐4中反應後的物流被分成氣、液兩相，分離罐頂部的氣相大部分經循環氫壓縮機增壓後與補充的新鮮氫混合後依次經管線5、換熱器26循環至反應器2，另一部分氣相則經管線6被送入燃料氣系統；分離罐中的液相產品經管線7進入穩定塔8，脫除的C1～C4等輕組分經管線9引出。穩定塔8所需的熱量由再沸器10提供，塔底餾分經管線10a導出，然後依次經再沸器10、管線10b回流到穩定塔8塔內。再沸器10的熱源是甲苯蒸汽，它來自於再沸器14，經管線10c導入而經管線10d導出至蒸汽發生器28。穩定塔8的塔底餾分由苯、甲苯、二甲苯、重質芳烴構成，它由管線11送到苯塔12。苯塔12的塔頂液除一部分經泵作回流外(圖中未標出)，另一部分作為成品苯由管線13送出界區。苯塔12的塔底所需熱量由再沸器14提供，塔底餾分通過管線14a導出，然後依次經再沸器14、管線14b回流到苯塔12塔內。再沸器14的熱源是甲苯蒸汽，它來自於甲苯塔16，經管線14c導入而經管線10c導出至再沸器10。苯塔12的塔底餾分由甲苯、二甲苯、重質芳烴構成，它由管線15送入甲苯塔16。甲苯塔16的塔頂餾分為甲苯蒸汽，依次經管線14c、再沸器14、管線10c、再沸器10、管線10d、蒸汽發生器28、管線17b分為兩部分，其中少部分甲苯經管線17c回流至甲苯塔16，大部分甲苯則依次經管線17、換熱器26循環回反應器2，甲苯塔16的塔底餾分由二甲苯、乙苯、重質芳烴構成，它由管線18送到二甲苯分離系統(圖中未標出)，甲苯塔16所需的熱量由再沸器19提供。
圖3是本發明提供的改進甲苯擇形歧化工藝方法流程示意圖，其中甲苯蒸汽以並聯的方式作為穩定塔8、苯塔12和蒸汽發生器28的熱源。
本發明提供的改進甲苯擇形歧化工藝方法流程簡述如下原料甲苯、循環甲苯、富含氫的循環氣分別經管線1、17、5進入換熱器26後送入擇形歧化反應器2，從反應器2底部出來的產物依次經管線23、換熱器26、管線24、換熱器25、管線27、空冷器21、水冷器22冷凝後，經管線3進入產品分離罐4，在分離罐4中反應後的物流被分成氣、液兩相，分離罐頂部的氣相大部分經循環氫壓縮機增壓後與補充的新鮮氫混合後依次經管線5、換熱器26循環至反應器2，另一部分氣相則經管線6被送入燃料氣系統；分離罐中的液相產品經管線7進入穩定塔8，脫除的C1～C4等輕組分經管線9引出。穩定塔8所需的熱量由再沸器10提供，塔底餾分經管線10a導出，然後依次經再沸器10、管線10b回流到穩定塔8塔內。再沸器10的熱源是甲苯蒸汽，它來自於甲苯塔16，依次經管線29、30、10c導入，而經管線10d導出至甲苯塔回流罐31。穩定塔8的塔底餾分由苯、甲苯、二甲苯、重質芳烴構成，它由管線11送到苯塔12。苯塔12的塔頂液除一部分經泵作回流外(圖中未標出)，另一部分作為成品苯由管線13送出界區。苯塔12的塔底所需熱量由再沸器14提供，塔底餾分通過管線14a導出，然後依次經再沸器14、管線14b回流到苯塔12塔內。再沸器14的熱源是甲苯蒸汽，它來自於甲苯塔16，依次經管線29、30、14c導入，而經管線14d導出至甲苯塔回流罐31。苯塔12的塔底餾分由甲苯、二甲苯、重質芳烴構成，它由管線15送入甲苯塔16。甲苯塔16的塔頂餾分為甲苯蒸汽，經管線29分為三個部分，其中第一部分依次經管線30、10c、再沸器10、管線10d返回至回流罐31，第二部分依次經管線30、14c、再沸器14、管線14d返回至回流罐31，第三部分則依次經管線17a、蒸汽發生器28、管線17b返回至回流罐31，回流罐3 1中的甲苯分為兩部分，其中少部分甲苯經管線17c回流至甲苯塔16，大部分甲苯則依次經管線17、換熱器26循環回反應器2，甲苯塔16的塔底餾分由二甲苯、乙苯、重質芳烴構成，它由管線18送到二甲苯分離系統(圖中未標出)，甲苯塔16所需的熱量由再沸器19提供。
本發明的方法可以降低甲苯塔的能耗，回收塔頂甲苯蒸汽的潛熱，同時省去了穩定塔底的高壓蒸汽和苯塔塔底的中壓蒸汽的消耗，降低苯塔和穩定塔的操作費用；充分利用高溫反應油氣的熱量，降低空冷器的冷卻負荷。
下面的實施例將對本方法予以進一步的說明，但並不因此限制本方法。
對比例該對比例的流程為圖1的傳統甲苯擇形歧化工藝，甲苯塔在常壓下操作，穩定塔、苯塔的再沸器熱源分別是高壓蒸汽、中壓蒸汽。
以25000kg/h新鮮甲苯進料為例，新鮮甲苯原料來源於石油化工的芳烴聯合裝置，原料性質和反應液體產物組成列於表1，各塔的溫度、熱負荷的結果見表2。從表2的數據可以看出，穩定塔的再沸器高壓蒸汽消耗量為8830kg/h，苯塔的再沸器中壓蒸汽消耗量為18473kg/h。傳統擇形歧化工藝的單位進料加工能耗高達8050 MJ/t。
實施例1該實施例的流程為圖2的改進甲苯擇形歧化工藝，甲苯塔在加壓下操作，穩定塔、苯塔和蒸汽發生器的再沸器熱源是串聯的甲苯蒸汽。
以25000kg/h新鮮甲苯進料為例，新鮮甲苯原料及其性質和反應液體產物與對比例相同，各塔的溫度、熱負荷的結果見表2。從表2的數據可以看出，由於甲苯塔採用了加壓的設計操作，當壓力提高到1MPa時，甲苯塔塔頂蒸汽經過苯塔再沸器後溫度為217.2℃，氣化率變為0.478，然後經過穩定塔再沸器後，溫度仍為217.2℃，氣化率變為0.271，從傳熱溫差及熱負荷看均可滿足苯塔和穩定塔塔底再沸器的要求，並且省去了苯塔再沸器中的中壓蒸汽和穩定塔再沸器中的高壓蒸汽的消耗。本實施例的改進甲苯擇形歧化工藝單位進料加工能耗降低至3908MJ/t。
實施例2
改變化合物(Ep3)、(Ep28)和(Ep29)的混合比，測試一系列樣品。發現，在芳烴氧雜環丁烷化合物含量不大於40重量份，有環脂族骨架的環氧化合物含量不大於60重量份，具有氧雜環丁烷骨架的化合物總加入量不小於40重量份，既具有環脂族骨架又具有芳族骨架的化合物的總加入量不小於30重量份的情況，能夠獲得令人滿意的耐溶劑性、保持良好的熱轉遞特性的能力、不低於HB的鉛筆硬度以及噴射性能的油墨特性。
實施例I-8從上述實施例中製備的油墨組合物各取4克裝在內徑5.9cm和直徑6cm的有蓋培養皿中，測定培養皿在環境壓力下加熱至80℃時的蒸發速度。發現，組合物(6)、(8)、(41)、(43)、(44)、(46)-(53)、(55)和(56)各自的蒸發速度不超過0.2mg/cm2·min。曝光步驟之後組合物在65℃加熱5分鐘時，未聞到明顯的氣味，因此，具備良好的性能。
實施例I-9按照液體油墨(46)的製備方法製備各種液體油墨，不同之處是，將表4的組合物「af」中光致酸產生劑的加入量分別改為1重量％、2重量％、4重量％、6重量％和10重量％。發現，對各液體油墨的初始粘度均約為17mPa/s。
使用圖1所示構造的噴墨記錄設備1，對各液體油墨進行性能測試。表9列出在60℃加熱以及光致酸產生劑加入比例(淨加入量的重量％，不包括溶劑)下進行1周的加速試驗後的光敏感性和噴射狀態表9
*在60℃儲存1個月後表2
表3
權利要求
1.一種改進的甲苯擇形歧化工藝方法，甲苯與甲苯擇形歧化催化劑接觸，在溫度400～480℃、壓力0.8～1.5MPa、空速1～5h-1、氫與烴的摩爾比0～3的條件下發生甲苯擇形歧化反應，反應流出物經分離得到苯、C8-C10芳烴和未反應的甲苯，其特徵在於未反應的甲苯蒸汽作為穩定塔、苯塔和任選蒸汽發生器的熱源。
2.按照權利要求1的方法，其特徵在於所述的反應流出物在分離之前與來自分離罐的液相換熱。
3.按照權利要求1的方法，其特徵在於所述未反應的甲苯蒸汽以串聯、並聯或混聯的方式作為穩定塔、苯塔和任選蒸汽發生器的熱源。
4.按照權利要求1的方法，其特徵在於甲苯塔的操作壓力為0.8～1.1MPa，塔頂回流甲苯蒸汽的溫度為207～230℃。
5.按照權利要求1的方法，其特徵在於穩定塔塔釜溫度為181～212℃，苯塔塔釜溫度為148～170℃。
全文摘要
一種改進的甲苯擇形歧化工藝方法，甲苯與甲苯擇形歧化催化劑接觸，反應流出物經分離得到苯、C
文檔編號C07C15/08GK1690030SQ20041003767
公開日2005年11月2日 申請日期2004年4月29日 優先權日2004年4月29日
發明者劉勁松, 楊克勇, 顧昊輝, 劉中勳, 施昌智 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司石油化工科學研究院