Btx的分離方法
【技術(shù)領(lǐng)域】
[0001] 本發(fā)明涉及一種BTX的分離方法，具體為一種芳烴工藝中BTX分離的節(jié)能工藝方 法。
【背景技術(shù)】
[0002] 苯、甲苯、二甲苯均是重要的有機(jī)化工原料，苯（B)經(jīng)取代反應(yīng)、加成反應(yīng)、氧化 反應(yīng)等生成的一系列化合物可以作為制取塑料、橡膠、纖維、染料、去污劑、殺蟲劑等；甲苯 (T)衍生的一系列中間體，廣泛用于染料、醫(yī)藥、農(nóng)藥、火炸藥、助劑、香料等精細(xì)化學(xué)品的生 產(chǎn)，也用于合成材料工業(yè)；二甲苯（X)是聚酯工業(yè)的重要原料，在化纖、合成樹脂、農(nóng)藥、醫(yī) 藥、塑料等眾多化工生產(chǎn)領(lǐng)域有著廣泛的用途。
[0003] 由于我國(guó)人多地少，又是紡織品出口大國(guó)，發(fā)展化纖產(chǎn)品，減少與糧爭(zhēng)地，是一項(xiàng) 長(zhǎng)期的政策。近幾年，聚酯纖維和聚酯非纖維產(chǎn)品得到了迅速發(fā)展，特別是聚酯技術(shù)的國(guó)產(chǎn) 化大大降低了投資，促進(jìn)了聚酯行業(yè)的發(fā)展。在聚酯高速發(fā)展過(guò)程中，暴露出我國(guó)聚酯的 主要原料之一 PTA遠(yuǎn)遠(yuǎn)不能滿足市場(chǎng)需要的問(wèn)題。隨著PTA產(chǎn)能的強(qiáng)勁增長(zhǎng)，我國(guó)已由一 個(gè)PTA進(jìn)口大國(guó)變?yōu)橐粋€(gè)PX的進(jìn)口大國(guó)。因此大力發(fā)展芳烴工業(yè)，緩解我國(guó)PX的供求矛 盾，是十分必要的。PX的大規(guī)模工業(yè)生產(chǎn)是通過(guò)芳烴聯(lián)合裝置來(lái)實(shí)現(xiàn)的。芳烴聯(lián)合裝置通 常包括石腦油重整或者裂解汽油加氫等生產(chǎn)芳烴的裝置以及芳烴轉(zhuǎn)化、芳烴分離等單元組 成。芳烴分離單元一般包括苯塔、甲苯塔等，芳烴分離單元的節(jié)能降耗問(wèn)題一直備受關(guān)注。
[0004] 專利CN101429089A申請(qǐng)公開(kāi)了一種用于含乙苯、苯乙烯物料分離的分壁式精餾 塔，該方法采用分壁塔解決了現(xiàn)有苯乙烯生產(chǎn)工藝中精餾塔臺(tái)數(shù)多、投資大、能耗高等問(wèn) 題。
[0005] 專利CN102872609A申請(qǐng)公開(kāi)了一種分壁精餾塔，該發(fā)明采用中段回流分配系統(tǒng) 和塔底上升氣體分配控制系統(tǒng)解決了分壁塔內(nèi)分隔板兩側(cè)氣相和液相不易分配的技術(shù)問(wèn) 題。
[0006] 專利CN201832434U公開(kāi)了一種新型分壁精餾塔，該發(fā)明采用塔內(nèi)隔板非對(duì)稱布 置的方法，解決了塔內(nèi)不同區(qū)域氣液負(fù)荷不均勻的技術(shù)問(wèn)題，提高了塔的分離效率。
[0007] 專利CN102631791A申請(qǐng)公開(kāi)了一種分壁精餾塔的控制方法，采用四個(gè)控制回路， 在進(jìn)料流量或者進(jìn)料組分含量發(fā)生變化時(shí)，實(shí)現(xiàn)塔的平穩(wěn)操作。

【發(fā)明內(nèi)容】

[0008] 本發(fā)明所要解決的技術(shù)問(wèn)題是傳統(tǒng)芳烴工藝中BTX分離過(guò)程存在的高能耗問(wèn)題， 本發(fā)明提出一種BTX的分離方法，相比于傳統(tǒng)工藝，該方法在實(shí)現(xiàn)產(chǎn)品高效分離的同時(shí)，具 有以下優(yōu)勢(shì)：（1)將傳統(tǒng)工藝中苯塔和甲苯塔合并為一個(gè)設(shè)置有雙隔板的精餾塔，不僅節(jié) 省了投資，并且實(shí)現(xiàn)了熱量的高度耦合，提高了熱量的利用效率；（2)根據(jù)分離要求調(diào)節(jié)橫 向隔板位置，并設(shè)置塔中重沸器，實(shí)現(xiàn)了熱量的最優(yōu)化利用；(3)將塔頂蒸汽加壓提高熱值 品位后，為塔釜提供熱量，降低了塔釜熱量消耗。
[0009] 在本發(fā)明采用的技術(shù)方案如下：一種BTX的分離方法，包括以下步驟：
[0010] i)將BTX混合物流（S1)由分壁精餾塔II區(qū)中部加入，經(jīng)分離后由I區(qū)頂部得到 塔頂氣（S2)，由IV區(qū)底部得到塔釜液（S16, S18和S19);
[0011] ii)上述塔頂氣經(jīng)穩(wěn)壓罐D(zhuǎn)4后由壓縮機(jī)多級(jí)增壓升溫后送往塔釜換熱器E2為塔 釜液（S16)供熱，得到的凝液（S8)經(jīng)壓力調(diào)節(jié)閥VI減壓和冷凝器E1冷卻后返回回流罐 D2,凝液（S8)也可作為低品位熱源為其他單元供熱后返回；
[0012] iii)上述回流罐D(zhuǎn)2中液體物流經(jīng)回流栗（P1)增壓后一部分（S13)作為回流返回 塔頂部，另一部分（S14)作為苯產(chǎn)品采出；
[0013] iv)上述塔釜液中S16經(jīng)塔釜換熱器E2加熱后返回塔底部，S19經(jīng)塔釜重沸器E3 加熱后返回塔底部，S18作為二甲苯產(chǎn)品采出；
[0014] v)在塔內(nèi)設(shè)置雙隔板，根據(jù)分離要求調(diào)節(jié)橫向隔板的位置，在橫向隔板上方設(shè)置 塔中重沸器，橫向隔板將IV區(qū)和III區(qū)分割開(kāi)，由分壁精餾塔III區(qū)采出甲苯產(chǎn)品（S15)。
[0015] 優(yōu)選地，所述分壁塔I區(qū)理論板數(shù)為5-80塊，更優(yōu)選為10-25塊；
[0016] 優(yōu)選地，所述分壁塔II區(qū)理論板數(shù)為10-100塊，更優(yōu)選為15-30塊；
[0017] 優(yōu)選地，所述分壁塔III區(qū)理論板數(shù)為10-100塊，更優(yōu)選為15-30塊；
[0018] 優(yōu)選地，所述分壁塔IV區(qū)理論板數(shù)為5-80塊，更優(yōu)選為10-25塊；
[0019] 優(yōu)選地，所述分壁塔塔頂溫度為80-140°C，更優(yōu)選為85-100°C ;
[0020] 優(yōu)選地，所述分壁塔塔頂壓力為50-500KPa，更優(yōu)選為常壓-200KPa ;
[0021] 優(yōu)選地，所述分壁塔塔頂回流比為10-100,更優(yōu)選為35-65 ;
[0022] 優(yōu)選地，所述分壁塔塔頂氣經(jīng)多級(jí)壓縮后壓力為500_1500KPa，更優(yōu)選為 650-1000KPa ；
[0023] 優(yōu)選地，所述分壁塔塔頂氣經(jīng)多級(jí)壓縮后溫度為150-2KTC，更優(yōu)選為 160-200 °C ；
[0024] 優(yōu)選地，所述分壁塔塔頂氣的壓縮級(jí)數(shù)為1-10,更優(yōu)選為1-5 ;
[0025] 優(yōu)選地，所述橫向隔板的位置可根據(jù)分離要求進(jìn)行調(diào)節(jié)，二甲苯產(chǎn)品分離純度高 時(shí)，可將橫向隔板上移，保證足夠的二甲苯提純空間；甲苯產(chǎn)品分離純度高時(shí)，可將橫向隔 板下移，保證足夠的甲苯提純空間；
[0026] 優(yōu)選地，所述苯、甲苯、二甲苯產(chǎn)品純度均彡99. 9%。
[0027] 本發(fā)明方法中，所述壓力均指絕壓。
[0028] 本發(fā)明具有以下優(yōu)點(diǎn)：（1)將傳統(tǒng)工藝中苯塔和甲苯塔合并為一個(gè)設(shè)置有雙隔板 的精餾塔，不僅節(jié)省了投資，并且實(shí)現(xiàn)了熱量的高度耦合，提高了熱量的利用效率；（2)根 據(jù)分離要求調(diào)節(jié)橫向隔板位置，并設(shè)置塔中重沸器，實(shí)現(xiàn)了熱量的最優(yōu)化利用；（3)將塔頂 蒸汽加壓提高熱值品位后，為塔釜提供熱量，降低了塔釜熱量消耗。
【附圖說(shuō)明】
[0029] 圖1為本發(fā)明方法的工藝流程簡(jiǎn)圖（以三級(jí)壓縮為例）。
[0030] 圖1中，?\為分壁塔；L為塔頂氣一級(jí)壓縮機(jī)，K2為塔頂氣二級(jí)壓縮機(jī)，K3為塔頂 氣三級(jí)壓縮機(jī)；Ei為塔頂氣凝液冷凝器，Ε 2為塔釜熱集成再沸器，Ε 3為塔釜再沸器；D i為一 級(jí)壓縮凝液罐，D2為塔頂回流罐，D 3為二級(jí)壓縮凝液罐，D 4為穩(wěn)壓罐；P 塔頂回流栗；S1 為BTX混合芳烴進(jìn)料，S2為塔頂氣，S3為一級(jí)壓縮出口氣相，S4為一級(jí)壓縮凝液罐氣相出 料，S5為二級(jí)壓縮出口氣相，S6為二級(jí)壓縮出口凝液罐氣相出料，S7為三級(jí)壓縮出口氣相， S8為塔頂氣換熱后凝液，S9為塔頂氣凝液減壓后氣液混合物，S10為塔頂氣凝液去回流罐， S11為塔頂回流栗入口物流，S12為塔頂回流栗出口物流，S13為塔頂回流，S14為塔頂采出 苯產(chǎn)品，S15為側(cè)線采出甲苯產(chǎn)品，S16為塔釜熱集成再沸器冷流入口物流，S17為塔釜熱集 成再沸器冷流出口物流，S18為塔釜采出二甲苯產(chǎn)品，S19為塔釜再沸器冷流入口物流，S20 為塔釜再沸器冷流出口物流。
[0031 ] 圖2為常規(guī)的BTX分離工藝流程簡(jiǎn)圖。 圖2中，?\為苯提純塔；T 2為甲苯提純塔，S BTX混合芳烴進(jìn)料，S 2為苯產(chǎn)品；S 3為 苯提純塔底液，S4為甲苯產(chǎn)品，S 5為二甲苯產(chǎn)品。 下面通過(guò)實(shí)施例對(duì)本發(fā)明作進(jìn)一步的闡述。
【具體實(shí)施方式】
[0032] 【實(shí)施例1】
[0033] 下面結(jié)合圖1對(duì)實(shí)施例1進(jìn)行描述。
[0034] 如圖1所示，一種BTX分離方法的裝置，其包括左側(cè)的雙隔壁精餾塔1\和右側(cè)的 節(jié)能系統(tǒng)。芳烴抽提裝置來(lái)的BTX混合芳烴進(jìn)料（S1)由分壁塔II區(qū)中部加入塔中，其組 成如表1所示，進(jìn)料流量為8633kg/h。II區(qū)為預(yù)分餾段，II區(qū)理論板數(shù)為26,進(jìn)料位置為 第13塊板。II區(qū)進(jìn)料中幾乎全部的苯和部分甲苯由II區(qū)頂部進(jìn)入I區(qū)，I區(qū)理論板數(shù)為 20,塔頂壓力為140KPa，塔頂溫度為91°C，I區(qū)的作用為苯產(chǎn)品的提純，塔頂氣（S2)由I區(qū) 頂部采出，塔頂壓力由調(diào)節(jié)閥V 2控制，塔頂氣經(jīng)穩(wěn)壓罐D(zhuǎn) 4后由壓縮機(jī)三級(jí)增壓，增壓至壓力 為850KPa，溫度為170°C，增壓后塔頂氣（S7)送往塔釜再沸器^供熱，由于回流罐為微正壓 操作，因此在E 2出口設(shè)置壓力調(diào)節(jié)閥控制塔頂氣換熱壓力，塔頂氣經(jīng)E 2換熱后冷凝為凝液 (S8)，凝液再經(jīng)壓力調(diào)節(jié)閥I減壓和冷卻器E 4令卻后進(jìn)入塔頂回流罐D(zhuǎn) 2中，再經(jīng)塔頂回流 栗P1增壓后一部分（S13)返回塔頂，一部分（S14)作為苯產(chǎn)品采出；
[0035] II區(qū)進(jìn)料中幾乎全部的二甲苯和其余甲苯由II區(qū)底部進(jìn)入IV區(qū)，IV區(qū)理論板數(shù) 為20,塔底壓力為174KPa，塔底溫度為160°C，IV區(qū)的作用為二甲苯產(chǎn)品的提純。IV區(qū)底 部塔釜液一部分（S16)經(jīng)^塔頂氣加熱后返回塔底，一部分（S19) gE3蒸汽加熱后返回塔 底，一部分（S18)作為二甲苯產(chǎn)品由塔底采出。
[0036] I區(qū)的一部分液相進(jìn)入III區(qū)，III區(qū)的作用為甲苯產(chǎn)品的提純，III區(qū)的理論板數(shù) 為10塊，橫向隔板位置為第10塊板下方，采出液經(jīng)塔中重沸器加熱后一部分返回III區(qū)， 一部分采出即為甲苯產(chǎn)品（S15)。
[0037] 苯、甲苯、二甲苯產(chǎn)品組成如表1所示。塔釜所需蒸汽供熱能耗為0. 20MW，此外壓 縮機(jī)能耗為0. 37MW，總能耗為0. 57MW。
[0038] 表 1
[0039]
[0040] 【實(shí)施例2】
[0041] 下面結(jié)合圖1對(duì)實(shí)施例2進(jìn)行描述。
[0042] 如圖1所示，一種BTX分離方法的裝置，其包括左側(cè)的雙隔壁精餾塔1\和右側(cè)的節(jié) 能系統(tǒng)。芳烴抽提裝置來(lái)的BTX混合芳烴進(jìn)料（S1)由分壁塔II區(qū)中部加入塔中，其組成 如表2所示，進(jìn)料流量為8633kg/h。II區(qū)為預(yù)分餾段，II區(qū)理論板數(shù)為30,進(jìn)料位置為第 15塊板。II區(qū)進(jìn)料中幾乎全部的苯和部分甲苯由II區(qū)頂部進(jìn)入I區(qū)，I區(qū)理論板數(shù)為25， 塔頂壓力為200KPa，塔頂溫度為104°C，I區(qū)的作用為苯產(chǎn)品的提純，塔頂氣（S2)由I區(qū)頂 部采出，塔頂壓力由調(diào)節(jié)閥V 2控制，塔頂氣經(jīng)穩(wěn)壓罐D(zhuǎn) 4后由壓縮機(jī)三級(jí)增壓，增壓至壓力為 llOO