專利名稱：一種改進(jìn)的甲苯擇形歧化工藝方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明屬于一種改進(jìn)的甲苯歧化和烷基轉(zhuǎn)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(yīng)液體產(chǎn)物的分離部分進(jìn)行改進(jìn)的方法。
背景技術(shù)：
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)不能滿足下游產(chǎn)品對各單個產(chǎn)品的需求。一般來說，相對于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(zhì)芳烴(C9、C10)屬于過剩的品種。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(yīng)生成用途廣泛、供應(yīng)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(zhuǎn)化率并不高，單程轉(zhuǎn)化率僅為30％，這對于后續(xù)的芳烴分離裝置中甲苯塔塔頂?shù)哪芎姆浅４?。在整個工藝過程中，反應(yīng)段餾出物分離的公用系統(tǒng)消耗費(fèi)用中占有顯著地位。
US5573645是在傳統(tǒng)的甲苯歧化和烷基轉(zhuǎn)移工藝的基礎(chǔ)上對芳烴分離工藝的改進(jìn)，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?shù)恼羝鳛楸剿臒嵩?，將二甲苯塔塔頂?shù)恼羝鳛榈蛪杭妆剿臒嵩?。由于使用兩個甲苯塔，使得流程復(fù)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(shè)備的投資。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明的目的是在現(xiàn)有技術(shù)的基礎(chǔ)上提供一種改進(jìn)的甲苯擇形歧化工藝方法，以進(jìn)一步降低能耗，簡化流程和操作。
本發(fā)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(fā)生甲苯擇形歧化反應(yīng)，反應(yīng)流出物經(jīng)分離得到苯、C8-C10芳烴和未反應(yīng)的甲苯，其中未反應(yīng)的甲苯蒸汽作為穩(wěn)定塔、苯塔和任選蒸汽發(fā)生器的熱源。
本發(fā)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(wěn)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(wěn)定塔的操作費(fèi)用；充分利用高溫反應(yīng)油氣的熱量，降低空冷器的冷卻負(fù)荷。


圖1是傳統(tǒng)的甲苯擇形歧化工藝流程示意圖。
圖2是本發(fā)明提供的改進(jìn)甲苯擇形歧化工藝方法流程示意圖，其中甲苯蒸汽以串聯(lián)的方式作為穩(wěn)定塔、苯塔和蒸汽發(fā)生器的熱源。
圖3是本發(fā)明提供的改進(jìn)甲苯擇形歧化工藝方法流程示意圖，其中甲苯蒸汽以并聯(lián)的方式作為穩(wěn)定塔、苯塔和蒸汽發(fā)生器的熱源。
具體實(shí)施例方式
本發(fā)明的方法是這樣具體實(shí)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(fā)生甲苯擇形歧化反應(yīng)，反應(yīng)流出物包括苯、二甲苯、乙苯、C1～C7的烷烴以及重質(zhì)芳烴，該反應(yīng)流出物經(jīng)空冷器、水冷器冷凝進(jìn)入產(chǎn)品分離罐，在分離罐中反應(yīng)產(chǎn)物被分成氣、液兩相。分離罐頂部的氣相大部分經(jīng)循環(huán)氫壓縮機(jī)增壓后與新鮮補(bǔ)充氫一起混合進(jìn)入反應(yīng)器，少部分被送入燃料氣系統(tǒng)；分離罐中的液相產(chǎn)品和反應(yīng)物流換熱后進(jìn)分離系統(tǒng)，首先通過穩(wěn)定塔，脫除輕質(zhì)烷烴，穩(wěn)定塔塔底再沸器的高溫物流是與苯塔換熱后的甲苯塔塔頂蒸汽；然后塔底餾分進(jìn)入苯塔，苯塔塔頂液一部分經(jīng)泵作回流外，其余部分作為成品苯被送出界區(qū)，塔底再沸器的高溫物流是甲苯塔塔頂?shù)募妆秸羝?；接著苯塔塔底餾分又被送入甲苯塔，甲苯塔采用加壓設(shè)計(jì)操作。甲苯塔塔頂餾分為甲苯蒸汽，經(jīng)過穩(wěn)定塔、苯塔和任選蒸汽發(fā)生器冷卻后，一部分打入甲苯塔作為回流液，另一部分循環(huán)回到反應(yīng)器，塔底餾分由二甲苯、乙苯、重質(zhì)芳烴構(gòu)成，它們被送到二甲苯分離系統(tǒng)。
所述氣相產(chǎn)品為C1～C4烷烴；所述液相產(chǎn)品由C5～C7烷烴、甲苯、二甲苯、乙苯、重質(zhì)芳烴構(gòu)成；所述重質(zhì)芳烴為C9和C9以上芳烴。
所述甲苯歧化催化劑由ZSM-5分子篩和硅膠粉構(gòu)成。
所述未反應(yīng)的甲苯蒸汽以串聯(lián)、并聯(lián)或混聯(lián)的方式作為穩(wěn)定塔、苯塔和任選蒸汽發(fā)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(wěn)定塔塔釜溫度為181～212℃，苯塔塔釜溫度為148～170℃。
下面結(jié)合附圖對本發(fā)明所提供的方法進(jìn)行進(jìn)一步的說明，但并不因此限制本發(fā)明。圖中所列的僅為主要設(shè)備，其它輔助設(shè)備如閥、泵等予以忽略。
圖1是傳統(tǒng)的甲苯擇形歧化工藝流程示意圖。
傳統(tǒng)的甲苯擇形歧化工藝流程簡述如下原料甲苯、循環(huán)甲苯、富含氫的循環(huán)氣分別經(jīng)管線1、17、5進(jìn)入換熱器26后送入擇形歧化反應(yīng)器2，從反應(yīng)器2底部出來的產(chǎn)物依次經(jīng)管線23、換熱器26、管線24、空冷器21、水冷器22冷凝后，經(jīng)管線3進(jìn)入產(chǎn)品分離罐4，在分離罐4中反應(yīng)后的物流被分成氣、液兩相，分離罐頂部的氣相大部分經(jīng)循環(huán)氫壓縮機(jī)增壓后與補(bǔ)充的新鮮氫混合后依次經(jīng)管線5、換熱器26循環(huán)至反應(yīng)器2，另一部分氣相則經(jīng)管線6被送入燃料氣系統(tǒng)；分離罐中的液相產(chǎn)品經(jīng)管線7進(jìn)入穩(wěn)定塔8，脫除的C1～C4等輕組分經(jīng)管線9引出。穩(wěn)定塔8所需的熱量由再沸器10提供，塔底餾分經(jīng)管線10a導(dǎo)出，然后依次經(jīng)再沸器10、管線10b回流到穩(wěn)定塔8塔內(nèi)。再沸器10的熱源是高壓蒸汽，它經(jīng)管線10c導(dǎo)入而經(jīng)管線10d導(dǎo)出。穩(wěn)定塔8的塔底餾分由苯、甲苯、二甲苯、重質(zhì)芳烴構(gòu)成，它由管線11送到苯塔12。苯塔12的塔頂液除一部分經(jīng)泵作回流外(圖中未標(biāo)出)，另一部分作為成品苯由管線13送出界區(qū)。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(dǎo)出，然后依次經(jīng)再沸器14、管線14b回流到苯塔12塔內(nèi)。再沸器14的熱源是中壓蒸汽，它經(jīng)管線14c導(dǎo)入而經(jīng)管線14d導(dǎo)出。苯塔12的塔底餾分由甲苯、二甲苯、重質(zhì)芳烴構(gòu)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(jīng)管線17a、空冷器20、管線17b分為兩部分，其中少部分甲苯經(jīng)管線17c回流至甲苯塔16，大部分甲苯則依次經(jīng)管線17、換熱器26循環(huán)回反應(yīng)器2，甲苯塔16的塔底餾分由二甲苯、乙苯、重質(zhì)芳烴構(gòu)成，它由管線18送到二甲苯分離系統(tǒng)(圖中未標(biāo)出)，甲苯塔16所需的熱量由再沸器19提供。
圖2是本發(fā)明提供的改進(jìn)甲苯擇形歧化工藝方法流程示意圖，其中甲苯蒸汽以串聯(lián)的方式依次作為穩(wěn)定塔8、苯塔12和蒸汽發(fā)生器28的熱源。
本發(fā)明提供的改進(jìn)甲苯擇形歧化工藝方法流程簡述如下原料甲苯、循環(huán)甲苯、富含氫的循環(huán)氣分別經(jīng)管線1、17、5進(jìn)入換熱器26后送入擇形歧化反應(yīng)器2，從反應(yīng)器2底部出來的產(chǎn)物依次經(jīng)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冷凝后，經(jīng)管線3進(jìn)入產(chǎn)品分離罐4，在分離罐4中反應(yīng)后的物流被分成氣、液兩相，分離罐頂部的氣相大部分經(jīng)循環(huán)氫壓縮機(jī)增壓后與補(bǔ)充的新鮮氫混合后依次經(jīng)管線5、換熱器26循環(huán)至反應(yīng)器2，另一部分氣相則經(jīng)管線6被送入燃料氣系統(tǒng)；分離罐中的液相產(chǎn)品經(jīng)管線7進(jìn)入穩(wěn)定塔8，脫除的C1～C4等輕組分經(jīng)管線9引出。穩(wěn)定塔8所需的熱量由再沸器10提供，塔底餾分經(jīng)管線10a導(dǎo)出，然后依次經(jīng)再沸器10、管線10b回流到穩(wěn)定塔8塔內(nèi)。再沸器10的熱源是甲苯蒸汽，它來自于再沸器14，經(jīng)管線10c導(dǎo)入而經(jīng)管線10d導(dǎo)出至蒸汽發(fā)生器28。穩(wěn)定塔8的塔底餾分由苯、甲苯、二甲苯、重質(zhì)芳烴構(gòu)成，它由管線11送到苯塔12。苯塔12的塔頂液除一部分經(jīng)泵作回流外(圖中未標(biāo)出)，另一部分作為成品苯由管線13送出界區(qū)。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(dǎo)出，然后依次經(jīng)再沸器14、管線14b回流到苯塔12塔內(nèi)。再沸器14的熱源是甲苯蒸汽，它來自于甲苯塔16，經(jīng)管線14c導(dǎo)入而經(jīng)管線10c導(dǎo)出至再沸器10。苯塔12的塔底餾分由甲苯、二甲苯、重質(zhì)芳烴構(gòu)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(jīng)管線14c、再沸器14、管線10c、再沸器10、管線10d、蒸汽發(fā)生器28、管線17b分為兩部分，其中少部分甲苯經(jīng)管線17c回流至甲苯塔16，大部分甲苯則依次經(jīng)管線17、換熱器26循環(huán)回反應(yīng)器2，甲苯塔16的塔底餾分由二甲苯、乙苯、重質(zhì)芳烴構(gòu)成，它由管線18送到二甲苯分離系統(tǒng)(圖中未標(biāo)出)，甲苯塔16所需的熱量由再沸器19提供。
圖3是本發(fā)明提供的改進(jìn)甲苯擇形歧化工藝方法流程示意圖，其中甲苯蒸汽以并聯(lián)的方式作為穩(wěn)定塔8、苯塔12和蒸汽發(fā)生器28的熱源。
本發(fā)明提供的改進(jìn)甲苯擇形歧化工藝方法流程簡述如下原料甲苯、循環(huán)甲苯、富含氫的循環(huán)氣分別經(jīng)管線1、17、5進(jìn)入換熱器26后送入擇形歧化反應(yīng)器2，從反應(yīng)器2底部出來的產(chǎn)物依次經(jīng)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冷凝后，經(jīng)管線3進(jìn)入產(chǎn)品分離罐4，在分離罐4中反應(yīng)后的物流被分成氣、液兩相，分離罐頂部的氣相大部分經(jīng)循環(huán)氫壓縮機(jī)增壓后與補(bǔ)充的新鮮氫混合后依次經(jīng)管線5、換熱器26循環(huán)至反應(yīng)器2，另一部分氣相則經(jīng)管線6被送入燃料氣系統(tǒng)；分離罐中的液相產(chǎn)品經(jīng)管線7進(jìn)入穩(wěn)定塔8，脫除的C1～C4等輕組分經(jīng)管線9引出。穩(wěn)定塔8所需的熱量由再沸器10提供，塔底餾分經(jīng)管線10a導(dǎo)出，然后依次經(jīng)再沸器10、管線10b回流到穩(wěn)定塔8塔內(nèi)。再沸器10的熱源是甲苯蒸汽，它來自于甲苯塔16，依次經(jīng)管線29、30、10c導(dǎo)入，而經(jīng)管線10d導(dǎo)出至甲苯塔回流罐31。穩(wěn)定塔8的塔底餾分由苯、甲苯、二甲苯、重質(zhì)芳烴構(gòu)成，它由管線11送到苯塔12。苯塔12的塔頂液除一部分經(jīng)泵作回流外(圖中未標(biāo)出)，另一部分作為成品苯由管線13送出界區(qū)。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(dǎo)出，然后依次經(jīng)再沸器14、管線14b回流到苯塔12塔內(nèi)。再沸器14的熱源是甲苯蒸汽，它來自于甲苯塔16，依次經(jīng)管線29、30、14c導(dǎo)入，而經(jīng)管線14d導(dǎo)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(zhì)芳烴構(gòu)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(jīng)管線29分為三個部分，其中第一部分依次經(jīng)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(jīng)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(jīng)管線17a、蒸汽發(fā)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(jīng)管線17c回流至甲苯塔16，大部分甲苯則依次經(jīng)管線17、換熱器26循環(huán)回反應(yīng)器2，甲苯塔16的塔底餾分由二甲苯、乙苯、重質(zhì)芳烴構(gòu)成，它由管線18送到二甲苯分離系統(tǒng)(圖中未標(biāo)出)，甲苯塔16所需的熱量由再沸器19提供。
本發(fā)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(wěn)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(wěn)定塔的操作費(fèi)用；充分利用高溫反應(yīng)油氣的熱量，降低空冷器的冷卻負(fù)荷。
下面的實(shí)施例將對本方法予以進(jìn)一步的說明，但并不因此限制本方法。
對比例該對比例的流程為圖1的傳統(tǒng)甲苯擇形歧化工藝，甲苯塔在常壓下操作，穩(wěn)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(jìn)料為例，新鮮甲苯原料來源于石油化工的芳烴聯(lián)合裝置，原料性質(zhì)和反應(yīng)液體產(chǎn)物組成列于表1，各塔的溫度、熱負(fù)荷的結(jié)果見表2。從表2的數(shù)據(jù)可以看出，穩(wěn)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(tǒng)擇形歧化工藝的單位進(jìn)料加工能耗高達(dá)8050 MJ/t。
實(shí)施例1該實(shí)施例的流程為圖2的改進(jìn)甲苯擇形歧化工藝，甲苯塔在加壓下操作，穩(wěn)定塔、苯塔和蒸汽發(fā)生器的再沸器熱源是串聯(lián)的甲苯蒸汽。
以25000kg/h新鮮甲苯進(jìn)料為例，新鮮甲苯原料及其性質(zhì)和反應(yīng)液體產(chǎn)物與對比例相同，各塔的溫度、熱負(fù)荷的結(jié)果見表2。從表2的數(shù)據(jù)可以看出，由于甲苯塔采用了加壓的設(shè)計(jì)操作，當(dāng)壓力提高到1MPa時，甲苯塔塔頂蒸汽經(jīng)過苯塔再沸器后溫度為217.2℃，氣化率變?yōu)?.478，然后經(jīng)過穩(wěn)定塔再沸器后，溫度仍為217.2℃，氣化率變?yōu)?.271，從傳熱溫差及熱負(fù)荷看均可滿足苯塔和穩(wěn)定塔塔底再沸器的要求，并且省去了苯塔再沸器中的中壓蒸汽和穩(wěn)定塔再沸器中的高壓蒸汽的消耗。本實(shí)施例的改進(jìn)甲苯擇形歧化工藝單位進(jìn)料加工能耗降低至3908MJ/t。
實(shí)施例2
改變化合物(Ep3)、(Ep28)和(Ep29)的混合比，測試一系列樣品。發(fā)現(xiàn)，在芳烴氧雜環(huán)丁烷化合物含量不大于40重量份，有環(huán)脂族骨架的環(huán)氧化合物含量不大于60重量份，具有氧雜環(huán)丁烷骨架的化合物總加入量不小于40重量份，既具有環(huán)脂族骨架又具有芳族骨架的化合物的總加入量不小于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(zhuǎn)遞特性的能力、不低于HB的鉛筆硬度以及噴射性能的油墨特性。
實(shí)施例I-8從上述實(shí)施例中制備的油墨組合物各取4克裝在內(nèi)徑5.9cm和直徑6cm的有蓋培養(yǎng)皿中，測定培養(yǎng)皿在環(huán)境壓力下加熱至80℃時的蒸發(fā)速度。發(fā)現(xiàn)，組合物(6)、(8)、(41)、(43)、(44)、(46)-(53)、(55)和(56)各自的蒸發(fā)速度不超過0.2mg/cm2·min。曝光步驟之后組合物在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(shí)施例I-9按照液體油墨(46)的制備方法制備各種液體油墨，不同之處是，將表4的組合物“af”中光致酸產(chǎn)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(fā)現(xiàn)，對各液體油墨的初始粘度均約為17mPa/s。
使用圖1所示構(gòu)造的噴墨記錄設(shè)備1，對各液體油墨進(jìn)行性能測試。表9列出在60℃加熱以及光致酸產(chǎn)生劑加入比例(凈加入量的重量％，不包括溶劑)下進(jìn)行1周的加速試驗(yàn)后的光敏感性和噴射狀態(tài)表9

*在60℃儲存1個月后表2

表3

權(quán)利要求
1.一種改進(jìn)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(fā)生甲苯擇形歧化反應(yīng)，反應(yīng)流出物經(jīng)分離得到苯、C8-C10芳烴和未反應(yīng)的甲苯，其特征在于未反應(yīng)的甲苯蒸汽作為穩(wěn)定塔、苯塔和任選蒸汽發(fā)生器的熱源。
2.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述的反應(yīng)流出物在分離之前與來自分離罐的液相換熱。
3.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述未反應(yīng)的甲苯蒸汽以串聯(lián)、并聯(lián)或混聯(lián)的方式作為穩(wěn)定塔、苯塔和任選蒸汽發(fā)生器的熱源。
4.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于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(quán)利要求1的方法，其特征在于穩(wěn)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(jìn)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(yīng)流出物經(jīng)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(yōu)先權(quán)日2004年4月29日
發(fā)明者劉勁松, 楊克勇, 顧昊輝, 劉中勛, 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(xué)研究院