生蒸汽。
[0038] 作為本發(fā)明的優(yōu)選方案，所述汽提塔的塔頂溫度為100~150°C，例如100°C、110 °(3、120°(3、130°(3、140°(3或150°(3等 ；壓力為0.5~1.010^，例如0.510^、0.610^、0.7]\0^、 0 · 8MPa、0 · 9MPa或 1 · OMPa 等。
[0039] 優(yōu)選地，所述苯塔塔頂溫度為80~120°C，例如80°C、90°C、100°C、110°CS120°C 等；壓力為〇 · 〇 1 ~〇 · 〇5MPa，例如0 · 0 IMPa、0 · 02MPa、0 · 03MPa、0 · 04MPa 或0 · 05MPa等。
[0040] 優(yōu)選地，所述苯塔塔底液溫度為130~160°C，例如130°C、140°C、150°C或160°C等。 [0041 ] 優(yōu)選地，所述甲苯塔塔頂溫度為160~200°C，例如160°C、170°C、180°C、190°C或 200°C 等；壓力為0 · 3 ~0 · 8MPa，例如0 · 3MPa、0 · 4MPa、0 · 5MPa、0 · 6MPa、0 · 7MPa 或0 · 8MPa等。
[0042] 優(yōu)選地，所述甲苯塔底溫度為200~300°C，例如200°C、220°C、240°C、260°C、280°C 或300°C等。
[0043] 具體的，對(duì)二甲苯歧化產(chǎn)品分餾系統(tǒng)的處理方法為：
[0044] 汽提塔進(jìn)料(80~130°C)與歧化汽提塔底液在進(jìn)料換熱器中換熱至150~180°C后 進(jìn)入汽提塔，汽提塔頂油氣與芳烴抽提單元來(lái)的C 6-C7芳烴(30~50°C)在汽提塔塔頂換熱器 中換熱后，進(jìn)入空冷器冷卻。汽提塔底液與進(jìn)料換熱后和換熱至60~120°C的C 6-C7芳烴混 合，混合后的溫度為100~150°C，再經(jīng)白土塔進(jìn)料換熱器換熱至100~170°C，白土塔進(jìn)料加 熱器加熱至150~200°C后進(jìn)入白土塔。白土塔出料溫度為150~200°C，進(jìn)入苯塔;苯塔塔底 液與甲苯塔頂油氣在甲苯塔進(jìn)料換熱器中換熱至150~180°C后，進(jìn)入甲苯塔。
[0045] 與現(xiàn)有技術(shù)相比，本發(fā)明具有以下有益效果：
[0046] 本發(fā)明回收了歧化汽提塔塔頂油氣的熱量，減少塔頂?shù)睦鋮s負(fù)荷；同時(shí)優(yōu)化了甲 苯塔頂氣的換熱流程，顯著提高了甲苯塔頂氣的熱量利用效率，降低了分餾系統(tǒng)的加熱負(fù) 荷。與現(xiàn)有技術(shù)相比，可以降低歧化汽提塔塔頂空冷負(fù)荷25%以上，減少白土進(jìn)料加熱負(fù)荷 35%以上，減少甲苯塔塔底加熱負(fù)荷3.5%以上，增加蒸汽發(fā)汽量，節(jié)能效果明顯。
【附圖說(shuō)明】
[0047] 圖1是本發(fā)明所述的對(duì)二甲苯歧化產(chǎn)品分餾系統(tǒng)的結(jié)構(gòu)示意圖；
[0048] 其中，1-汽提塔進(jìn)料，2-汽提塔進(jìn)料換熱器，3-汽提塔，4-汽提塔塔頂換熱器，5-空 冷器，6-白土塔進(jìn)料換熱器，7-白土塔進(jìn)料加熱器，8-白土塔，9-苯塔，10-苯塔再沸器，11-甲苯塔進(jìn)料換熱器，12-甲苯塔，13-蒸汽發(fā)生器，14-甲苯塔重沸爐，15-甲苯，16-二甲苯， 17-C6-C7 芳烴。
【具體實(shí)施方式】
[0049] 更好地說(shuō)明本發(fā)明，便于理解本發(fā)明的技術(shù)方案，下面對(duì)本發(fā)明進(jìn)一步詳細(xì)說(shuō)明。 但下述的實(shí)施例僅僅是本發(fā)明的簡(jiǎn)易例子，并不代表或限制本發(fā)明的權(quán)利保護(hù)范圍，本發(fā) 明保護(hù)范圍以權(quán)利要求書(shū)為準(zhǔn)。
[0050] 實(shí)施例1:
[0051] 如圖1所示，本實(shí)施例提供了一種對(duì)二甲苯歧化產(chǎn)品分餾系統(tǒng)，所述系統(tǒng)包括:汽 提塔進(jìn)料換熱器2、汽提塔3、汽提塔塔頂換熱器4、白土塔進(jìn)料換熱器6、白土塔進(jìn)料加熱器 7、白土塔8、苯塔9、苯塔再沸器10、甲苯塔進(jìn)料換熱器11和甲苯塔12;
[0052]其中，汽提塔進(jìn)料與汽提塔進(jìn)料換熱器2的冷媒出口和汽提塔3進(jìn)料口依次相連； 汽提塔3的塔底出料口與汽提塔進(jìn)料換熱器2的熱媒入口、白土塔進(jìn)料換熱器6的冷媒入口、 白土塔進(jìn)料加熱器7、白土塔8以及苯塔9依次相連;汽提塔3的塔頂出料口與汽提塔塔頂換 熱器4的熱媒入口相連;C 6-C7芳烴與汽提塔塔頂換熱器4和白土塔進(jìn)料換熱器6的冷媒入口 依次相連;苯塔9的塔底出料口與甲苯塔進(jìn)料換熱器11的冷媒入口和甲苯塔12的進(jìn)料口依 次相連；甲苯塔12的塔頂出料口同時(shí)與白土塔進(jìn)料換熱器6的熱媒入口、苯塔再沸器10和甲 苯塔進(jìn)料換熱器11的熱媒入口以及蒸汽發(fā)生器13相連。
[0053]所述系統(tǒng)還包括空冷器5,汽提塔3的塔頂出料口與汽提塔塔頂換熱器4的熱媒入 口和空冷器5依次相連;所述系統(tǒng)還包括蒸汽發(fā)生器13，甲苯塔12的塔頂出料口與蒸汽發(fā)生 器13的進(jìn)料口相連;所述系統(tǒng)還包括甲苯塔重沸爐14,甲苯塔12的塔底出料口與甲苯塔再 沸爐14的入口相連;所述甲苯塔12塔底出料口與二甲苯分餾單元的二甲苯塔相連。
[0054] 實(shí)施例2:
[0055] 以煉油廠140萬(wàn)噸/年歧化單元為例，采用實(shí)施例1中所述的裝置進(jìn)行對(duì)二甲苯歧 化產(chǎn)品的分餾處理。
[0056] 來(lái)自歧化反應(yīng)分離單元的歧化汽提塔進(jìn)料1，溫度為105°C，與歧化汽提塔底液在 進(jìn)料換熱器2中換熱至170°C后進(jìn)入汽提塔3,歧化汽提塔頂油氣與芳烴抽提單元來(lái)的40°C 的C6-C7芳烴17在汽提塔塔頂換熱器4中換熱后，進(jìn)入空冷器5冷卻。歧化汽提底液與進(jìn)料換 熱后，和換熱后溫度為ll〇°C的C 6-C7芳烴混合，混合后的溫度為140°C，混合液經(jīng)白土塔進(jìn)料 換熱器6換熱至160°C，白土塔進(jìn)料加熱器7加熱至172°C后進(jìn)入白土塔8,白土塔進(jìn)料加熱器 加熱負(fù)荷為1600kW;白土塔出料（170°C)進(jìn)入苯塔9,苯塔9的塔底熱加熱負(fù)荷為16700kW，苯 塔塔底液與甲苯塔頂油氣在甲苯塔進(jìn)料換熱器11中換熱至165°C后進(jìn)入甲苯塔12,甲苯塔 12塔頂為甲苯產(chǎn)品15，甲苯塔12塔底二甲苯16送至后續(xù)的二甲苯分餾操作。
[0057]甲苯塔頂油氣一部分作為白土塔進(jìn)料換熱器6的熱源，加熱白土塔進(jìn)料;一部分作 為甲苯塔進(jìn)料換熱器11的熱源，加熱苯塔塔底液;一部分作為苯塔9的再沸器10熱源為其供 熱;其余部分作為蒸汽發(fā)生器13的熱源，可產(chǎn)生0.5MPa的流量為10t/h的蒸汽。
[0058]其中，汽提塔3塔頂溫度為130°C，壓力為0.7MPa;苯塔9塔頂溫度為100°C，壓力為 0.03MPa，苯塔9塔底液相溫度為140°C;甲苯塔12塔頂溫度為180°C，壓力為0.5MPa;甲苯塔 12塔底溫度為250°C。
[0059] 對(duì)比例1:
[0060]以煉油廠140萬(wàn)噸/年歧化單元為例，現(xiàn)有技術(shù)中對(duì)二甲苯歧化產(chǎn)品的分餾處理過(guò) 程如下：
[0061] 來(lái)自歧化反應(yīng)分離單元的歧化汽提塔進(jìn)料1，溫度為105°C，與汽提塔底液換熱至 170°C后進(jìn)入汽提塔3，汽提塔3塔頂溫度為124°C，汽提塔3塔頂氣相經(jīng)空冷和水冷冷卻至40 °C，其冷卻負(fù)荷為7000kW;汽提塔底液與進(jìn)料換熱后溫度為150°C，再與芳烴抽提單元來(lái)的 C6-C7芳烴混合，混合后溫度為124°C，然后與白土塔出料換熱至152°C，再進(jìn)入白土塔進(jìn)料加 熱器7,經(jīng)3.5MPa的蒸汽加熱至172°C進(jìn)入白土塔8,其加熱負(fù)荷為2500kW;白土塔出料與白 土塔進(jìn)料換熱至144°C后，進(jìn)入苯塔9,苯塔9的塔底加熱負(fù)荷為17500kW，苯塔9的塔底溫度 為150°C，苯塔塔底液經(jīng)加壓后進(jìn)入甲苯塔12，甲苯塔頂油氣溫度為187°C，其中一部分作為 苯塔再沸器10的熱源，剩余部分經(jīng)空冷器冷卻至170°C，其冷卻負(fù)荷為13200kW，甲苯塔12塔 底加熱負(fù)荷為37800kW。
[0062] 將實(shí)施例2和對(duì)比例1進(jìn)行對(duì)比，其對(duì)比數(shù)據(jù)列于表1中。
[0063] 表1:實(shí)施例2和對(duì)比例數(shù)據(jù)對(duì)比表
[0064]
[0065] 從實(shí)施例2和對(duì)比例1的對(duì)比結(jié)果可以看出，采用本發(fā)明所述的對(duì)換熱流程進(jìn)行優(yōu) 化的對(duì)二甲苯歧化產(chǎn)品分餾系統(tǒng)，可減少白土塔進(jìn)料蒸汽加熱負(fù)荷900kW，節(jié)省36% ;減少 歧化汽提塔冷卻負(fù)荷1800kW，節(jié)省25.7 % ;降低甲苯塔塔底加熱負(fù)荷1400kW，節(jié)省3.7 % ;減 少甲苯塔冷卻負(fù)荷13200kW，同時(shí)塔頂發(fā)生0.5MPa蒸汽10t/h。
[0066] 實(shí)施例3:
[0067] 采用實(shí)施例1中的裝置進(jìn)行對(duì)二甲苯歧化產(chǎn)品的分餾處理。
[0068] 來(lái)自歧化反應(yīng)分離單元的歧化汽提塔進(jìn)料1，溫度為80°C，與歧化汽提塔底液在進(jìn) 料換熱器2中換熱至160°C后進(jìn)入汽提塔3,歧化汽提塔頂油氣與芳烴抽提單元來(lái)的30°C的 C6-C7芳烴17在汽提塔塔頂換熱器4中換熱后，進(jìn)入空冷器5冷卻。歧化汽提底液與進(jìn)料換熱 后，和換熱后溫度為60°C的C 6-C7芳烴混合，混合后的溫度為100°C，混合液經(jīng)白土塔進(jìn)料換 熱器6換熱至130°C，白土塔進(jìn)料加熱器7加熱至150°C后進(jìn)入白土塔8;白土塔出料（150°C) 進(jìn)入苯塔9，苯塔塔底液與甲苯塔頂油氣在甲苯塔進(jìn)料換熱器11中換熱至160°C后進(jìn)入甲苯 塔12，甲苯塔12塔頂為甲苯產(chǎn)品15，甲苯塔12塔底二甲苯16送至后續(xù)的二甲苯分餾操作。 [0069]甲苯塔頂油氣一部分作為白土塔進(jìn)料換熱器6的熱源，加熱白土塔進(jìn)料;一部分作 為甲苯