轻质解吸剂吸附分离制对二甲苯装置的设计

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1、轻质解吸剂吸附分高制对二甲苯装置的设计马达国【摘要】从物料平衡、装置规模、操作条件、装置流程、能耗等方面介绍了世界 首套轻质解吸剂吸附分离工艺制对二甲苯装置的设计情况，在流程、能耗等方面将 其与采用传统吸附分离工艺技术的装置进行了对比.与传统工艺相比，该工艺的热集 成中心由二甲苯塔改为抽余液塔，取消解吸剂再蒸馏塔;异构化反应采用热高压分离 器加冷低压分离器流程，异构化分馏和二甲苯分馏流程优化整合，取消脱庚烷塔;新工 艺、新吸附剂放宽吸附分离进料要求以及减小解吸剂循环量;单位对二甲苯产品能 耗从7964 MJ/t降至6706 MJ/t,降低15. 8%,体现了新工艺的技术先进性.The desi

2、gn of the first para-xylene complex using LD PAREX technology in the world was introduced in terms of material balance,unit capacity,operating conditions,process flow,and energy consumption and was compared with the traditional process. In the design,the heat integration center was raffinate column

3、instead of xylene column and the desorbent rerun column was deleted;the flow scheme of hot high pressure separator plus cold low pressure separator was used for isomerization sector,the isomerization distillation and xylene separation sector was integrated optimally and the deheptanizer was can-cele

4、d. The energy consumption per ton para-xylene was reduced from 7 964 MJ/t to 6 706 MJ/t,about 15. 8%, due to relaxation of feed contaminant limit for adsorption separation unit and reduction of desorbent cir-culation quantity,which proves the LD PAREX technology advancement.【期刊名称】石油炼制与化工【年(卷)，期】2018

5、(049)005【总页数】4页(P35-38) 【关键词】对二甲苯;吸附分离;轻质解吸剂;对二乙苯;甲苯 【作者】马达国 【作者单位】中石油华东设计院有限公司，北京100029【正文语种】中文对二甲苯吸附分离工艺自20世纪60年代推出以来，一直是从C8芳烃分离制备 对二甲苯的主要工艺方法。传统的对二甲苯吸附分离工艺技术采用对二乙基苯作为 解吸剂；但随着吸附剂的更新换代，吸附剂性能改善，采用轻质解吸剂甲苯的吸附 分离工艺具有推广应用价值。某厂拟建的一套600 kta对二甲苯装置，原料为重 整和歧化装置来的混合C8+芳烃，由吸附分离、异构化和二甲苯分馏等单元组成。 原拟采用UOP公司的吸附分离工艺

6、(PAREX)技术，吸附剂为ADS-47，对二乙苯 作解吸剂；后改为UOP公司的轻质解吸剂吸附分离工艺(LD PAREX)技术，吸附 剂为ADS-50，甲苯作解吸剂。异构化单元采用乙苯脱烷基型催化剂I-500。LD PAREX技术相比PAREX技术所做的改进主要有：热集成中心由二甲苯塔改为抽 余液塔，取消解吸剂再蒸馏塔；异构化反应采用热高压分离器加冷低压分离器流程， 异构化分馏和二甲苯分馏流程优化整合，取消脱庚烷塔；吸附分离进料要求放宽和 解吸剂循环量减少使装置单位产品能耗有较大幅度下降；轻质解吸剂甲苯可从对二 甲苯装置内部获得，无需外购。本文将从装置组成、物料平衡、工艺流程、热量集成、能量消

7、耗等方面对其进行讨论。1原料某600 kta对二甲苯装置原料为重整装置和歧化装置C8+芳烃经二甲苯塔精馏处 理后得到的混合C8芳烃，其详细组成见表1。表1原料组成w, %项目数据项目数据甲苯0.03丙苯0.06乙苯8.63甲乙苯 0.24对二甲苯21.33三甲苯0.73间二甲苯47.04茚满0.02邻二甲苯21.92 2装置组成及物料平衡装置主要由吸附分离、异构化、二甲苯分馏3个单元组成，其主要产品为对二甲 苯，副产富苯轻芳烃、C9+组分、燃料气等，富苯轻芳烃和C9+组分送出装置处 理，燃料气并入燃料气管网。两种工艺的装置规模及物料平衡分别见表2和表3。表2装置规模对比Mta项目PAREXLD

8、PAREX二甲苯分馏2.692.88吸附分离2.672.80 二甲苯异构化 2.072.18由表2可知，LD PAREX工艺的装置规模比PAREX略大，这是因为LD PAREX工 艺吸附分离进料中C9+芳烃质量分数从600 pgg放宽到约2%，导致C8循环回 路中的物料量稍有增加。表3装置物料平衡数据对比kta项目PAREXLDPAREX进料混合二甲苯 694.3693.4补充氢1.51.7合计695.8695.1出料对二甲苯600.0606.2富苯轻芳 烃 56.255.3 C9+组分 20.314.2 燃料气 19.319.4 合计 695.8695.1由表3可知，LD PAREX工艺装置

9、的对二甲苯产量比PAREX工艺装置增加约1% , 得益于二甲苯利用率的上升。由于以甲苯为解吸剂的吸附分离对进料要求相对宽松， 提高了邻二甲苯的回收率，进而增加了异构化反应进料的邻二甲苯量，降低了 C9+组分中的二甲苯含量。3主要操作条件装置主要由吸附分离、异构化、二甲苯分馏3个单元组成。吸附分离单元的作用是通过吸附、解吸过程把对二甲苯从C8芳烃中分离出来；异构化单元的作用是把 吸附分离抽余液中的邻二甲苯和间二甲苯转化成对二甲苯，乙苯脱烷基生产苯；二 甲苯分馏单元的作用是把上游来的混合C8芳烃和异构化反应产物通过精馏过程进 行轻重组分的分离。表4为LD PAREX工艺装置各单元主要操作条件。由表

10、4可 知：吸附分离解吸剂与进料的比值较常规设计值略低，吸附塔操作温度较低，2号 抽余液塔加压操作；异构化单元产物分离罐按热冷分离罐配置；C8芳烃汽提塔微 正压操作。4工艺流程及热集成图1和图2分别为两种工艺的装置流程示意。从图1和图2可以看出，与以对二 乙苯作解吸剂的PAREX工艺流程相比，LD PAREX工艺流程有以下区别：吸附分 离部分取消了解吸剂再蒸馏塔，轻质解吸剂甲苯从抽余液塔和抽出液塔塔顶抽出， 抽余液和抽出液分别从抽余液塔和抽出液塔塔底抽出，对二甲苯产品从对二甲苯塔 塔顶产出；热集成中心从二甲苯塔变成2号抽余液塔，2号抽余液塔加压操作，为 其它换热设备提供热量；异构化部分取消了脱庚

11、烷塔，异构化分馏部分和二甲苯分 馏部分融合在一起，设置成C8芳烃汽提塔和C8芳烃再蒸馏塔，C8芳烃汽提塔 侧线和C8芳烃再蒸馏塔塔顶来的C8芳烃进入吸附分离单元。表4 LD PAREX工艺装置主要操作条件项目数据吸附分离单元吸附剂型号ADS- 50吸附剂装填量m3486解吸剂甲苯解吸剂/进料质量比1.167吸附塔操作温度 /C135 1号抽余液塔 塔顶/塔底温度0C120148塔顶压力/MPa0.03质量回流比 1.93 2号抽余液塔塔顶/塔底温度0C203245塔顶压力MPa0.69质量回流比 3.77抽出液塔 塔顶/塔底温度。C122170塔顶压力MPa0.04质量回流比（对进 料）1.6

12、5对二甲苯塔 塔顶/塔底温度0C155/171塔顶压力MPa0.06质量回流比 1.08异构化单元催化剂型号I-500质量空速h-110.6 n氢/n（烃）1反应器入口温度 （初期末期yC356/440产物热分离罐 压力/MPa1.14温度危158产物冷分离罐 压力MPa1.09温度也46二甲苯分馏单元C8芳烃汽提塔 塔顶/塔底温度 101/172塔顶压力MPa0.05质量回流比7.6 C8芳烃再蒸馏塔 塔顶塔底温度 /C187/217塔顶压力/MPa0.21质量回流比1.8LD PAREX工艺中2号抽余液塔作为热集成中心，其塔顶和塔底物流为装置内其 它用热设备提供热量。表5为详细的装置热集成

13、情况。表5 LD PAREX工艺装置热集成情况项目热负荷MW热量来源1号抽余液塔塔底 重沸器10.4052号抽余液塔塔顶气抽出液塔塔底重沸器36.7342号抽余液塔塔顶 气对二甲苯塔塔底重沸器14.5472号抽余液塔塔顶气C8芳烃汽提塔塔底重沸器 7.9022号抽余液塔塔顶气C8芳烃汽提塔塔底部分重沸热量4.296异构化反应进 料炉对流段抽出液塔塔底辅助重沸器6.5772号抽余液塔塔底液C8芳烃再蒸馏塔 塔底重沸器1.5152号抽余液塔塔底液白土塔进料换热器1.1602号抽余液塔塔底 液图1 PAREX工艺流程一2号二甲苯塔塔顶热量；一2号二甲苯塔塔底热量；一1.0 MPa 蒸汽；一3.5 M

14、Pa 蒸汽图2 LD PAREX工艺流程一2号抽余液塔塔顶热量；一2号抽余液塔塔底热量； 1.0 MPa 蒸汽；一3.5 MPa 蒸汽5能耗按照石油化工设计能耗计算标准(GBT 504412016)的规定进行能耗计算， 结果见表6。LD PAREX工艺装置综合能耗为483 953 MJt，单位对二甲苯产品能 耗为6 706 MJt，比采用PAREX工艺方案时的能耗(7 964 MJt )减少1 258 MJt, 降低15.8%。能耗降低的原因主要有：吸附剂性能改善，解吸剂与进料质量比 下降；LD PAREX工艺吸附分离进料中对C9+芳烃含量的要求放宽，上游分离 塔的分离精度要求降低，减少了塔的

15、重沸负荷；工艺流程优化，取消了脱庚烷塔; C8芳烃汽提塔微正压操作，降低了操作压力，减少了塔底重沸热负荷；异构化反 应部分采用热高压分离器加冷低压分离器流程，优化了能量利用。表6装置能耗对比项目能耗指标/(MJt-1)LDPAREXPAREX消耗量(th-1)能耗 /(MJ-t-1)消耗量任h-1 )能耗(MJt-1)循环水 2.5176.3441232.69582 除氧水 272.11.594333.27890 电kW9.26433.3591866225.457274 燃料气418689.07237982610.1534250863.5MPa 蒸汽368425.739478932.611201351.0MPa 蒸汽 3182-14.97-47635-14.04446750.4MPa 蒸汽 27635.44315039 加热设备凝结水 251.2-12.29-3087- 21.78-5471合计483953568860注：负值表示装置产生量。6结论采用轻质解吸剂吸附分离工艺的对二甲苯装置与传统工艺装置相比，在流程设置、 热集成处理、操作条件等方面进行了优化，单位产品能耗有较大幅度下降，单位产 品的原料消耗也有所下降，体现了新工艺的技术先进性。