对二甲苯的生产装置和生产方法
阅读说明：本技术 对二甲苯的生产装置和生产方法 (Production device and production method of p-xylene ) 是由 胡珺 薄德臣 高明 张英 于 2020-03-30 设计创作，主要内容包括：本发明公开了对二甲苯的生产装置和生产方法。该生产装置包括二甲苯分馏单元,吸附分离单元和异构化反应单元；所述的吸附分离单元,包括吸附分离塔、抽出液塔、抽余液塔、换热器Ⅱ、换热器Ⅲ、成品塔、成品塔再沸器Ⅰ和成品塔再沸器Ⅱ；所述的异构化反应单元,包括异构化反应精馏塔、加氢反应器、异构化反应加热炉、换热器Ⅳ、换热器Ⅴ和压缩机。本发明同时提供了对二甲苯的生产方法。本发明节约了二甲苯再沸炉燃料气用量,将异构化反应的进行与产物的分离同时进行,实现能量的耦合利用；降低了异构化反应加热炉燃料气的用量,提高了异构化产物脱除烯烃和羰基等不饱和烃的效率,解决了频繁更换废白土和污染环境的问题,同时优化换热网络,大幅降低能耗,提高经济效益和社会效益。(The invention discloses a production device and a production method of paraxylene. The production device comprises a xylene fractionation unit, an adsorption separation unit and an isomerization reaction unit; the adsorption separation unit comprises an adsorption separation tower, an extract tower, a raffinate tower, a heat exchanger II, a heat exchanger III, a finished product tower reboiler I and a finished product tower reboiler II; the isomerization reaction unit comprises an isomerization reaction rectifying tower, a hydrogenation reactor, an isomerization reaction heating furnace, a heat exchanger IV, a heat exchanger V and a compressor. The invention also provides a method for producing the paraxylene. The invention saves the fuel gas consumption of the xylene reboiling furnace, simultaneously carries out the isomerization reaction and the separation of the product, and realizes the coupling utilization of energy; the method reduces the consumption of fuel gas of an isomerization reaction heating furnace, improves the efficiency of removing unsaturated hydrocarbons such as olefin, carbonyl and the like from the isomerization product, solves the problems of frequent replacement of waste argil and environmental pollution, optimizes a heat exchange network, greatly reduces energy consumption, and improves economic benefits and social benefits.)
技术领域
本发明涉及对二甲苯的生产装置和生产方法。
背景技术
C8芳烃包括邻二甲苯、对二甲苯、间二甲苯和，乙苯四种同分异构体，其中对二甲苯的市场最大，所以工业上通常更希望提高由特定C8芳烃原料源生产对二甲苯甚至使之最大化。由于因为它们的化学结构和物性相似且分子量相同，一般通过异构化反应把贫对二甲苯C8芳烃转化成平衡浓度的C8芳烃混合物，然后再通过精馏和吸附分离等技术手段获得高纯度的对二甲苯产品，贫对二甲苯C8芳烃在系统循环重新进行异构化反应。工业上一般采用结晶法和吸附分离法，其中吸附分离法应用较多。吸附分离的原料是混合C8芳烃，利用对C8芳烃的四种异构体的选择性不同，优先吸附对二甲苯，然后再用解吸剂将吸附剂上的对二甲苯解吸下来。此工艺过程中，成品塔再沸器的热量由解吸剂和二甲苯塔底液提供，能耗较大，且异构化产物经脱庚烷塔除去C7 以下轻烃后，大部分循环回二甲苯塔，增大二甲苯塔的操作负荷，二甲苯再沸炉燃料用量增加。此外，工业上通常采用白土处理异构化反应产物中的烯烃和羰基等不饱和烃，其中白土使用周期较短，失活较快，吸附能力有限导致吸附效率差。同时异构化产物必须全部进行冷却，分离出未参与反应的氢气，冷却负荷较大；分离出氢气后的物料需要重新加热，存在先冷却后加热的问题，造成能量的浪费。
发明内容
针对现有技术的不足，本发明的目的是提供一种对二甲苯的生产装置和生产方法，本发明通过设置隔板式反应精馏塔，调变了工艺中物流的走向，进一步优化了换热网络，降低了二甲苯塔操作负荷，节约了二甲苯再沸炉燃料气用量，解决了废白土更换和污染环境的问题，同时将异构化反应的进行与产物的分离同时进行，实现能量的耦合利用，减少异构化反应加热炉燃料气用量，大幅降低能耗，提高经济效益和社会效益。
本发明通过以下技术方案实现以上技术目的：
本发明的对二甲苯的生产装置，包括二甲苯分馏单元、吸附分离单元和异构化反应单元；
所述的二甲苯分馏单元，包括二甲苯塔、换热器Ⅰ和二甲苯再沸炉；还包括，将含C8芳烃混合物原料进料至二甲苯塔的进料管线；将塔顶出料送至换热器Ⅰ的管线；将一部分经换热器Ⅰ换热后的塔顶出料循环回二甲苯塔的管线；将另一部分经换热器Ⅰ换热后的塔顶出料送至吸附分离单元的管线；将一部分塔底物料送至二甲苯再沸炉的进料管线；用于将经塔底再沸炉加热的塔底物料循环回二甲苯塔的管线；将另一部分塔底物料排出二甲苯塔的管线；其中所述的塔顶出料为C8芳烃，塔底物料为C9 +芳烃；
所述的吸附分离单元，包括吸附分离塔、抽出液塔、成品塔、抽余液塔、成品塔再沸器Ⅰ和成品塔再沸器Ⅱ；还包括，将换热后的二甲苯分馏单元的塔顶出料进料至吸附分离塔的吸附分离进料管线，进料管线连接吸附分离塔前，管线依次连接成品塔再沸器Ⅱ、换热器Ⅳ、换热器Ⅱ和换热器Ⅲ，分别与成品塔塔底物料、异构化反应进料、抽出液塔进料和成品塔进料换热；将分离出的富对二甲苯抽出液送至抽出液塔的管线，进料管线在连接抽出液塔前，连接换热器Ⅱ的管线，将吸附分离塔吸附分离得到的贫对二甲苯抽余液送至抽余液塔的管线；将抽出液塔塔顶物料送至成品塔的进料管线，进料管线在连接成品塔前，连接换热器Ⅲ的管线，将成品塔塔顶物料至甲苯出料管线，塔底物料至对二甲苯出料管线；将换热后的抽出液塔塔底物料管线和抽余液塔底物料管线连接成品塔再沸器Ⅰ的管线；将抽余液塔上部侧线出料至异构化反应单元的管线；
所述的异构化反应单元，包括异构化反应精馏塔、加氢反应器、异构化反应加热炉、换热器Ⅳ、换热器Ⅴ和压缩机；将异构化反应进料至异构化反应精馏塔的异构化反应区的进料管线，在连接异构化反应精馏塔前，依次连接换热器Ⅳ和异构化反应加热炉的管线；将异构化反应精馏塔塔顶物料C7以下轻烃和氢气排出的排出管线；将异构化反应精馏塔侧线物料进料至加氢反应器的进料管线，进料管线连接加氢反应器前，连接换热器Ⅴ的管线；将加氢反应器出料连接吸附分离塔进料的管线；将异构化反应精馏塔塔底产物排出的排出管线，排出前连接换热器Ⅴ的管线；氢气进入压缩机升压的进料管线，一部分经压缩机出口管线并入异构化反应器的进料管线，一部分经压缩机出口管线并入加氢反应器的进料管线。
所述的二甲苯塔用于分离C8组分与C9 +组分，为板式精馏塔。
所述的换热器Ⅰ用于将二甲苯塔塔顶物流作为抽余液塔再沸器和抽出液塔再沸器的热源。
所述的二甲苯再沸炉用于加热循环回塔底的物料，为二甲苯塔提供再沸热量。
所述的吸附分离塔用于分离来自二甲苯分馏单元的物料中的对二甲苯及其异构体。
所述的抽出液塔用于分离富对二甲苯抽出液中的C8组分与解吸剂，抽出液塔塔顶物料为富对二甲苯C8组分，塔底出料为解吸剂。
所述的抽余液塔用于分离贫对二甲苯抽余液中的C8组分与解吸剂，抽余液塔上部侧线出料为贫对二甲苯C8组分，塔底出料为解吸剂。
所述的成品塔用于分离富对二甲苯中的对二甲苯和甲苯，成品塔塔顶物料为甲苯，塔底出料为对二甲苯。
所述的成品塔有两个再沸器提供热量，成品塔再沸器Ⅰ热源为抽出液塔和抽余液塔塔底解吸剂，降低解吸剂温度至返回吸附分离塔适宜温度；所述的成品塔再沸器Ⅱ热源为吸附分离进料，吸附分离进料进一步与异构化反应进料换热后进入吸附分离塔。
所述的换热器Ⅱ用于将吸附分离进料与抽出液塔进料换热，提高抽出液塔进料温度，降低抽出液塔塔底热负荷。
所述的换热器Ⅲ用于将吸附分离进料与成品塔进料进行换热，提高异成品塔进料的温度，降低成品塔塔底热负荷，同时降低吸附分离进料温度至进入吸附分离塔适宜温度。
所述的加氢反应器用于脱除异构化产物中少量的烯烃和羰基等不饱和烃杂质，满足产品质量要求。
所述的异构化反应精馏塔为隔板式反应精馏塔形式，是在传统精馏塔的塔体中沿轴向竖直放置一块实心的隔板，所述隔板的侧面边缘与精馏塔的塔壁密封，上下边缘与塔顶和塔底保持距离；隔板将精馏塔分成上部公共精馏段、下部公共提馏段及隔板两侧被隔开的精馏进料段和侧线采出段四个部分。
所述的异构化反应单元，氢气来自于重整单元。适当的氢烃比有利于保持异构化催化剂的活性和稳定性。
所述的异构化反应加热炉用于控制异构化反应进料温度。
所述的换热器Ⅳ用于吸附分离塔进料与异构化反应进料换热，提高异构化进料温度，降低吸附分离塔进料温度。
所述的换热器Ⅴ用于加氢反应进料与异构化反应精馏塔塔底物料的换热，进一步提高加氢反应进料温度，回收异构化反应精馏塔塔底物料热量。
所述的压缩机用于进入加氢反应器和异构化反应精馏塔的氢气加压。
本发明同时提供了对二甲苯的生产方法，包括如下内容：含有C8芳烃混合物原料进入二甲苯塔进行分馏，塔顶物流经换热器Ⅰ换热后，一部分作为回流返回二甲苯塔，另一部分作为吸附分离进料，经成品塔再沸器Ⅰ、换热器Ⅳ、换热器Ⅱ和换热器Ⅲ，分别与成品塔塔底物料、异构化反应进料、抽出液塔进料和成品塔进料换热后，送至吸附分离塔；塔底物流经二甲苯再沸炉升温后返回二甲苯塔，另一部分塔底物料为C9 +芳烃；吸附分离进料经吸附分离塔吸附分离，得到的富对二甲苯抽出液经换热器Ⅱ，与吸附分离进料换热后进入抽出液塔分馏，塔底物料为解吸剂，与抽余液塔塔底物料混合后，作为成品塔再沸器Ⅰ的热源，换热后返回吸附分离塔；抽出液塔塔顶物料为富对二甲苯C8组分，塔底出料为解吸剂；富对二甲苯C8组分经换热器Ⅲ，与吸附分离进料换热后进入成品塔进行进一步分离，塔顶物料为甲苯，塔底出料为对二甲苯；经吸附分离塔吸附分离得到的贫对二甲苯抽余液进入抽余液塔进行分馏，上部侧线物料经换热器Ⅳ，与吸附分离进料换热，然后经异构化反应加热炉加热后进入异构化反应精馏塔的异构化反应区进行异构化反应，同时进行反应产物分离，塔顶物料为C7以下轻烃和氢气，侧线物料经换热器Ⅴ换热，进入加氢反应器脱除不饱和烃，加氢反应产物作为吸附分离进料返回吸附分离单元，塔底出料为C9 +芳烃，经换热器Ⅴ与侧线物料换热后离开装置。
所述异构化反应精馏塔的精馏进料段装填C8芳烃异构化催化剂，形成异构化反应区，贫对二甲苯C8芳烃经异构化反应区转化为富对二甲苯C8芳烃，然后分别在上部公共精馏段、下部公共提馏段及侧线采出段进行组分的分离，上部公共精馏段采出塔顶产品，下部公共提馏段采出塔底产品，侧线采出段采出侧线产品，从而在一个塔内实现异构化反应与反应产物分离同时进行。其中塔顶产品为C7以下轻烃和氢气，塔底产品为C9 +芳烃组分，侧线产品为C8芳烃。
所述的含C8芳烃原料主要为含有乙苯、对二甲苯、邻二甲苯和间二甲苯的混合烃，还包括C7以下轻烃和C9以上重烃。其中C7以下轻烃是指碳原子数为7以下的芳烃、烷烃或者环烷烃等烃类，C9以上重烃是指碳原子数为9以上的芳烃、烷烃、环烷烃等烃类。
所述的二甲苯塔塔顶压力为0.3~2.5MPa，优选为0.5~1.8MPa，塔顶温度为50～300℃、优选110～280℃。二甲苯塔优选为板式塔，塔板数为150~200。
所述的吸附分离单元的操作条件为：温度为100～300℃、优选150～200℃，压力为0.2～1.5MPa、优选0.6～1.0MPa。
所述的吸附分离单元中，吸附分离塔采用固定床，通过变换固定床吸咐设备的物料进出口位置，产生相当于吸附剂连续向下移动，而物料连续向上移动的效果。床层内部装填对对二甲苯具有高选择性的吸附剂。所述的吸附剂的活性组分为Ba或BaK的X 型沸石或Y型分子筛，粘结剂选自高岭土、二氧化硅或氧化铝。解吸剂不仅与原料中各个组份互溶，而且与C8芳烃中各组份的沸点相差较大，易于回收利用，优选为对二乙苯或甲苯。
所述的抽出液塔操作条件为：塔顶压力为0.1～0.5MPa，优选常压操作，塔顶温度为100～220℃，优选120～170℃。
所述的抽余液塔操作条件为：塔顶压力为0.1～1.0MPa，优选常压操作，塔顶温度为120～170℃。
所述的成品塔操作条件为：塔顶压力为0.1～0.5MPa，优选常压操作，塔顶温度为50～200℃，优选100～150℃。
所述的异构化反应精馏塔，塔顶压力为0.2～2.5MPa，优选0.5～1.8MPa，塔顶温度为150～300℃，优选170～220℃；催化剂装填量由异构化质量空速决定，质量空速为2~10h-1，氢气与反应进料的摩尔比为2~8。
所述的异构化反应条件为：反应温度300～450℃，优选330～400℃，压力为0.1～2.0MPa，优选0.4～1.5MPa，质量空速为2～10h-1，优选3～6h-1，反应氢/烃摩尔比为2～8，优选3～6。
所述的异构化反应精馏塔中装填异构化催化剂，所述的异构化催化剂为分子筛和/或无机氧化物载体上负载有Pt、Sn、Mg、Bi、Pb、Pd、Re、Mo、W、V 和稀土金属中一种或几种的活性组分。所述的分子筛为五元环分子筛、丝光沸石、EUO 型分子筛和MFI 分子筛中的一种或几种的混合物。所述的无机氧化物为氧化铝和/或氧化硅。
所述的加氢反应器操作条件为：反应温度120～250℃，优选130～240℃，压力为0.2～2.0MPa，优选0.4～1.8MPa，质量空速为2～8h-1，优选2～6h-1，反应氢/烃体积比为200～500：1，优选230～450：1。
所述的异构化单元中，加氢反应器中装填选择性加氢脱烯烃催化剂，保证烯烃等杂质加氢饱和快速完成，同时减少芳烃饱和和加氢裂化等反应。所述的选择性加氢脱烯烃催化剂为γ-Al2O3和/或分子筛载体上负载Pt、Pd等一种或几种的活性组分，并添加有助剂。
与现有技术相比较，本发明具有以下有益效果：
（1）常规工艺中，成品塔再沸炉热负荷由解析剂和二甲苯塔底液提供，吸附分离进料即二甲苯塔顶液与脱庚烷塔进料换热后进入吸附分离塔，二甲苯塔顶物料的热量没有被充分利用；本发明通过优化成品塔再沸器热源和装置内换热网络，充分利用二甲苯塔顶物料的热量，从而降低二甲苯再沸炉的负荷，节省了二甲苯塔再沸炉燃料气用量；
（2）本发明的装置及工艺中，通过设置隔板式异构化反应精馏塔，取消常规工艺中的脱庚烷塔和异构化反应器，不仅利用了异构化反应的反应热，而且巧妙的将异构化反应产物进行通过异构化分馏塔预先分离，将异构化反应产物中的塔底C9 +芳烃和塔顶C7以下轻烃提前分离出装置，而侧线物料为C8芳烃，直接与吸附分离进料混合，而常规工艺中，由于脱庚烷塔没有对C9 +芳烃进行分离，既增加了白土塔的操作负荷，同时通过白土塔的物料需要再次进入二甲苯塔，大大增加了二甲苯的操作负荷，本发明降低了二甲苯塔的操作负荷，节省了二甲苯塔再沸炉燃料气用量，同时节省了冷凝和再沸负荷，减少了设备投资和占地面积，减少了物料的返混，提高了分离的热力学效率；
（3）通过设置加氢反应器，取消常规工艺中的白土塔，使得异构化反应产物在选择性加氢脱烯烃催化剂的作用下，反应产物中烯烃等杂质可以快速加氢饱和，同时减少芳烃饱和和加氢裂化等反应；从而解决了常规工艺中白土失活较快、吸附能力有限导致吸附效率差、废白土需要经常更换且对环境造成污染等问题。
附图说明
以下附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的
具体实施方式
一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。
图1为实施例1的二甲苯分馏单元示意图；
图2为实施例1的吸附分离单元示意图；
图3为实施例1的异构化反应单元示意图；
其中，101.二甲苯塔，102.换热器Ⅰ，103.二甲苯再沸炉，201.吸附分离塔，202.抽出液塔，203.成品塔，204.抽余液塔，205.成品塔再沸器Ⅰ，206.成品塔再沸器Ⅱ，207.换热器Ⅱ，208.换热器Ⅲ，301.异构化反应精馏塔，302.异构化反应加热炉，303.加氢反应器，304.压缩机，305.换热器Ⅳ，306.换热器Ⅴ；
图4为对比例1的二甲苯分馏单元示意图；
图5为对比例1的吸附分离单元示意图；
图6为对比例1的异构化反应单元示意图；
其中，401.二甲苯塔，402.换热器Ⅰ，403.二甲苯再沸炉，501.吸附分离塔，502.抽出液塔，503.抽余液塔，504.成品塔，505.成品再沸器Ⅰ，506.成品再沸器Ⅱ，601.异构化反应器，602.脱庚烷塔，603.白土塔，604.气液分离罐，605.异构化反应加热炉，606.换热器Ⅲ，607.换热器Ⅳ，608.换热器Ⅴ，609.换热器Ⅵ，610.压缩机，611.空冷器，612.水冷器；
图7为异构化反应精馏塔的具体结构示意图，
其中3011.上部公共精馏段，3012.下部公共提馏段，3013.精馏进料段，3014.侧线采出段，3015.隔板。
具体实施方式
下面结合具体附图对本发明的对二甲苯生产工艺做更详细的说明。
实施例1
对二甲苯的生产装置，包括二甲苯分馏单元，吸附分离单元和异构化反应单元；
所述的二甲苯分馏单元如图1所示，包括二甲苯塔101、换热器Ⅰ102和二甲苯再沸炉103，还包括将含C8芳烃混合物原料104进料至二甲苯塔101的进料管线107；将塔顶出料送至换热器Ⅰ102的管线108；将一部分经换热器Ⅰ102换热后的塔顶出料循环回二甲苯塔的管线109；将另一部分经换热器Ⅰ102换热后的塔顶出料105送至吸附分离进料的管线110；将一部分塔底物料111送至塔底再沸炉103的进料管线112；用于将经塔底再沸炉103加热的塔底物料循环回二甲苯塔的管线113；将另一部分塔底物料106排出二甲苯塔的管线114；其中所述的塔顶出料105为C8芳烃，塔底出料106为C9 +芳烃；
所述的吸附分离单元如图2所示，包括吸附分离塔201、抽出液塔202、成品塔203、抽余液塔204、成品塔再沸器Ⅰ205、成品塔再沸器Ⅱ206、换热器207和换热器Ⅲ208；还包括，将换热后的二甲苯分馏单元的塔顶出料105进料至吸附分离塔的管线110，管线110连接成品塔再沸器Ⅱ206与成品塔塔底物料进料换热，换热后吸附分离进料212经管线228连接换热器Ⅳ305与异构化反应进料换热，换热后吸附分离进料213经管线214、215、216依次、连接换热器Ⅱ207和换热器Ⅲ208，分别与抽出液塔进料和成品塔进料换热；将吸附分离塔201分离出的富对二甲苯抽出液管线217连接换热器Ⅱ207，经换热后送至抽出液塔202的管线218，将经吸附分离塔201吸附分离得到的贫对二甲苯抽余液送至抽余液塔204的管线224；将抽出液塔202塔顶物料送至成品塔203的进料管线219，进料管线219在连接成品塔203前，连接换热器Ⅲ208的管线220，将成品塔塔顶物料209至甲苯出料管线221，塔底物料210至对二甲苯出料管线222；将换热后的抽出液塔202塔底物料管线223和抽余液塔204塔底物料管线225连接成品塔再沸器Ⅰ205的管线226；将抽余液塔204上部侧线物料211出料至异构化反应单元的管线227。
所述的异构化反应单元如图3所示，包括异构化反应精馏塔301、加氢反应器303、异构化反应加热炉302、换热器Ⅳ305、换热器Ⅴ306和压缩机304；还包括，将抽余液塔204上部侧线物料211进料至异构化反应精馏塔301的进料管线227，进料管线227在连接异构化反应精馏塔301前，通过管线310、314依次连接换热器Ⅳ305和异构化反应加热炉302；氢气309自进料管线311至压缩机304，压缩机出口管线Ⅰ312连接至异构化反应精馏塔301的进料管线310，与异构化进料211混合，一部分经压缩机出口管线Ⅱ313并入加氢反应器的进料管线319；将异构化反应精馏塔塔顶物料307C7以下轻烃和氢气排出的排出管线315；将异构化反应精馏塔301侧线物料进料至加氢反应器303的进料管线318，进料管线318连接加氢反应器303前，连接换热器Ⅴ306；将加氢反应产物出料管线320连接吸附分离进料管线228；将异构化反应精馏塔塔底产物308排出的排出管线316连接换热器Ⅴ306，换热后经管线317排出。
所述异构化反应精馏塔301结构如图7所示：包括精馏塔的塔体中沿轴向竖直设置的一块实心隔板3015，所述隔板3015的侧面边缘与精馏塔的塔壁密封，上下边缘与塔顶和塔底保持距离；隔板3015将精馏塔分成上部公共精馏段3011、下部公共提馏段3012及隔板两侧被隔开的精馏进料段3013和侧线采出段3014四个部分。精馏进料段3013装填C8芳烃异构化催化剂，形成异构化反应区，上部公共精馏段3011采出塔顶产品，下部公共提馏段3012采出塔底产品，侧线采出段3014采出侧线产品。
本发明对二甲苯的生产方法为：含有C8芳烃混合物原料104进入二甲苯塔101进行分馏，塔顶物流经换热器Ⅰ102换热后，一部分作为回流返回二甲苯塔101，另一部分作为吸附分离进料105，经成品塔再沸器Ⅰ205、换热器Ⅳ305、换热器Ⅱ207和换热器Ⅲ208，分别与成品塔塔底物料、异构化反应进料、抽出液塔进料和成品塔进料换热后，送至吸附分离塔201；塔底物流经二甲苯再沸炉103升温后返回二甲苯塔101，另一部分塔底物料106为C9 +芳烃。吸附分离进料206经吸附分离塔201吸附分离，得到的富对二甲苯抽出液经换热器Ⅱ205，与吸附分离进料换热后进入抽出液塔202分馏，塔底物料为解吸剂，与抽余液塔204塔底物料混合后，作为成品塔再沸器Ⅰ205的热源，换热后返回吸附分离塔201；抽出液塔202塔顶物料为富对二甲苯C8组分，塔底出料为解吸剂；富对二甲苯C8组分经换热器Ⅲ208，与吸附分离进料换热后进入成品塔203进行进一步分离，塔顶物料为甲苯，塔底出料为对二甲苯。吸附分离塔201吸附分离得到的贫对二甲苯抽余液进入抽余液塔204进行分馏，上部侧线物料211经换热器Ⅳ306，与吸附分离进料换热，然后经异构化反应加热炉302加热后进入异构化反应精馏塔301的精馏进料段3013进行异构化反应，同时在上部公共精馏段3011，下部公共提馏段3012侧线采出段3014进行反应产物分离，塔顶物料为C7以下轻烃和氢气，侧线物料经换热器Ⅴ306换热，进入加氢反应器303脱除不饱和烃，加氢反应产物作为吸附分离进料返回吸附分离单元，塔底出料为C9 +芳烃，经换热器Ⅴ306与侧线物料换热后离开装置。
对比例1
常规二甲苯装置的工艺流程为：含有C8芳烃混合物原料404进入二甲苯塔401进行分馏，塔顶物流经换热器Ⅰ402换热后，一部分作为回流返回二甲苯塔401，另一部分作为吸附分离进料405，经换热器Ⅵ609与脱庚烷塔602进料换热后，送至吸附分离塔501；塔底物流406一部分经二甲苯再沸炉403升温后返回二甲苯塔401，另一部分为C9 +芳烃出料。塔顶物流主要作为抽余液塔503再沸器和抽出液塔502再沸器的热源；塔底物流主要作为成品塔再沸器506和脱庚烷塔602再沸器的热源。
吸附分离进料507经吸附分离塔501吸附分离，得到的富对二甲苯抽出液进入抽出液塔502分馏，塔底物料为解吸剂，与抽余液塔503塔底物料混合后，作为成品塔再沸器505的热源后，返回吸附分离塔501；抽出液塔502塔顶物料进入成品塔504，成品塔底物料为对二甲苯509，塔顶为甲苯508。经吸附分离塔吸附分离得到的贫对二甲苯抽余液进入抽余液塔503，上部侧线物料510先后经换热器Ⅲ606、换热器Ⅳ607，分别与脱庚烷塔进料和异构化反应产物换热，然后经异构化反应加热炉605加热后进入异构化反应器601进行异构化反应，反应产物经换热器Ⅳ607换热后，经空冷器611、水冷器612冷却后，进入气液分离罐604，分离为气液两相；
气相从气液分离罐604顶部排出分为两股：一股外排氢613送到TSA单元（变温吸附单元）或加氢车间，也可送到燃料气系统；另一股由与氢气614混合后，经压缩机610增压后，与异构化反应进料混合；气液分离罐604分离得到的液相物料先后经换热器Ⅲ606、换热器Ⅴ608、换热器Ⅵ609换热后，进入脱庚烷塔602。脱庚烷塔602塔顶物料为C7以下轻烃615，塔底物料经换热器Ⅴ608后，经白土塔603脱除烯烃等不饱和烃后，返回二甲苯塔401。
以下通过实施例具体说明本发明提供的新型对二甲苯生产方法的效果。
实施例1和对比例1中生产对二甲苯所用设备和能耗分别见表1和表2。
表1.
表2.
从表1 和表2 可以看出，与对比例1相比，本发明提供的生产对二甲苯的方法可以节省1个气液分离罐、空冷器、水冷器和单独异构化反应器的投资，取消了白土塔。采用本发明提供的方法，不仅减少设备台数，而且能耗降低19.8%。因此，采用本发明提供的对二甲苯生产方法能够减少设备投资和占地面积，降低二甲苯塔操作负荷，节约二甲苯再沸炉燃料气用量。解决了废白土更换和污染环境的问题，同时将异构化反应的进行与产物的分离同时进行，实现能量的耦合利用，避免物料出现先冷却后加热的问题，大幅降低能耗，提高经济效益和社会效益。
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