， 所述系统包括依次相连的歧化反应系统和反应产物分离系统，所述反应产物分离系统包括 热高分罐5、换热器6、空冷器7、水冷器8和反应产物分离罐9;热高分罐5的气体出料口依次 与换热器6、空冷器7、水冷器8和反应产物分离罐9的进料口相连，反应产物分离罐9的液体 出料口与换热器6相连。
[0039] 歧化反应系统包括依次相连的进料换热器2、加热炉3和歧化反应器4;歧化反应器 4的出料口经进料换热器2与热高分罐5的进料口相连。
[0040] 反应产物分离系统包括压缩机10,所述反应产物分离罐9的气体出口与压缩机10 的入口相连。
[0041 ] 实施例2:
[0042] 以炼油厂140万吨/年歧化单元为例，采用实施例1中所述的装置进行二甲苯歧化 反应产物的分离。
[0043] 歧化反应进料1作为冷媒进入进料换热器2,经换热后进入加热炉3和歧化反应器 4，在歧化反应器4中进行歧化反应，其中歧化反应的温度为350~460°C，反应压力为2.88~ 3.08MPa，歧化反应产物（其具体成分如表1所示)进入进料换热器2与歧化反应进料换热后 温度达到100~120°C，换热后不经冷却进入热高分罐5,在热高分罐5中进行第一次气液分 离，其中热高分罐的温度为120~130°C，压力为2.6MPa，第一次气液分离后，热高分罐5得到 的气相物流流量为49930kg/h，在换热器6中与反应产物分离罐9的液相换热后经空冷器7和 水冷器8冷却至温度为40°C，其冷却负荷为8.1MW;
[0044] 热高分罐5得到的液相物流流量为135666kg/h，其与反应产物分离罐9的液相混合 后温度达到1 〇〇°C，较未经本发明改造的物流温度提高了 60°C。
[0045]后续分馏操作需要将芳烃产物换热升温到170°C，采用本实施例所述的装置处理 后的物料所需要的加热负荷为5.9MW。
[0046]采用本实施例所述的装置处理后的反应产物分离罐9得到的循环氢的纯度列于表 2中。
[0047] 对比例1:
[0048] 以炼油厂140万吨/年歧化单元为例，采用现有技术中未经改造的装置（即一级冷 凝分离过程)进行二甲苯歧化反应产物的分离。
[0049] 本对比例的歧化反应过程与实施例2中相同，所得歧化反应产物与歧化反应进料 换热后温度为l〇6°C，与歧化反应进料换热后的物料经经空冷器7和水冷器8冷却至温度为 40°C后进入与反应产物分离罐9进行气液分离，其中反应产物分离罐9的压力为2.6MPa，反 应产物分离罐9的冷却物流流量为216740kg/h，经模拟计算，其冷却负荷为12.1MW;经反应 产物分离罐9得到液相芳烃产物的温度为40°C，而后续分馏操作需要将芳烃产物换热升温 到170°C，故需要加热负荷12.4MW;本对比例反应产物分离罐9得到的循环氢的纯度列于表2 中。
[0050] 表1:实施例2中歧化反应产物的组成表
[0053] 表2:实施例2和对比例1中循环氢的纯度表
[0054]
[0055] 根据实施例2和对比例1的结果可以看出，实施例2中的热高分分离流程可减少冷 却负荷4MW，节省33%;同时减少后续分馏系统加热负荷6.5MW，节省52.4%。
[0056] 实施例3:
[0057]除了进料换热器2与歧化反应进料换热后温度达到90~100°C，热高分罐的温度为 90~100°C，压力为2.5MPa，换热器6中与反应产物分离罐9的液相换热后经空冷器7和水冷 器8冷却至温度为30°C，反应产物分离罐9的压力为2.4MPa，热高分罐5得到的液相与反应产 物分离罐9的液相混合后温度达到80°C外，其他操作过程与物料用量均与实施例2中相同。 [0058] 实施例4:
[0059]除了进料换热器2与歧化反应进料换热后温度达到120~130°C，热高分罐的温度 为120~130°C，压力为3.5MPa，换热器6中与反应产物分离罐9的液相换热后经空冷器7和水 冷器8冷却至温度为50°C，反应产物分离罐9的压力为3.4MPa，热高分罐5得到的液相与反应 产物分离罐9的液相混合后温度达到120°C外，其他操作过程与物料用量均与实施例2中相 同。
[0060] 综合实施例1-4和对比例1的结果可以看出，本发明所采用的热高分分离流程将经 过换热后的歧化反应产物分成气液两相，液相不需要冷却直接进入后续的分馏系统;气相 经过换热和冷却，温度降至30~50°C，再进入歧化反应产物分离罐进行气液分离器;歧化反 应产物分离罐得到的液相与热高分罐得到的气相换热后，再与热高分罐液相混合后温度为 80~120°C，充分减少了后续分馏系统的加热负荷，可以显著降低过程能耗，具有更为显著 的节能特点。
[0061] 申请人声明，本发明通过上述实施例来说明本发明的详细方法，但本发明并不局 限于上述详细方法，即不意味着本发明必须依赖上述详细方法才能实施。所属技术领域的 技术人员应该明了，对本发明的任何改进，对本发明产品各原料的等效替换及辅助成分的 添加、具体方式的选择等，均落在本发明的保护范围和公开范围之内。
【主权项】
1. 一种基于热高分工艺的二甲苯歧化反应产物分离系统，其特征在于，所述系统包括 依次相连的歧化反应系统和反应产物分离系统，所述反应产物分离系统包括热高分罐(5)、 换热器(6)、空冷器(7)、水冷器(8)和反应产物分离罐(9); 其中，热高分罐(5)的气体出料口依次与换热器(6 )、空冷器(7 )、水冷器(8)和反应产物 分离罐(9)的进料口相连，反应产物分离罐(9)的液体出料口与换热器(6)相连。2. 根据权利要求1所述的二甲苯歧化反应产物分离系统，其特征在于，所述歧化反应系 统包括依次相连的进料换热器(2)、加热炉(3)和歧化反应器(4); 优选地，所述歧化反应器(4)的出料口经进料换热器(2)与热高分罐(5)的进料口相连。3. 根据权利要求1或2所述的二甲苯歧化反应产物分离系统，其特征在于，反应产物分 离系统包括压缩机(10)，所述反应产物分离罐(9)的气体出口与压缩机(10)的入口相连。4. 根据权利要求1-3任一项所述的二甲苯歧化反应产物分离系统，其特征在于，所述热 高分罐(5)的温度为90~130°C，压力为2 · 5~3 · 5MPa; 优选地，所述反应产物分离罐(9)的压力为2.4~3.4MPa。5. 根据权利要求1-4任一项所述的二甲苯歧化反应产物分离系统的分离方法，其特征 在于，所述分离方法包括二级冷凝分离过程，歧化反应产物与反应进料换热后进行第一次 气液分离，第一次气液分离得到的气相经换热和冷却后进行第二次气液分离。6. 根据权利要求5所述的分离方法，其特征在于，第二次气液分离得到的液相与第一 次气液分离得到的气相换热后，与第一次气液分离得到的液相进行混合，混合后进行后续 分馏操作； 优选地，歧化反应产物与反应进料换热后的温度为90~130°C; 优选地，第二次气液分离得到的液相与第一次气液分离得到的气相换热后，与第一次 气液分离得到的液相进行混合，混合后的温度为80~120°C; 优选地，第一次气液分离得到的气相经换热和冷却后的温度为30~50°C。7. 根据权利要求5或6所述的分离方法，其特征在于，第二次气液分离得到的气相一部 分作为产品输出，另一部分返回进行歧化反应； 优选地，歧化反应产物与反应进料换热后不进行冷却直接进行第一次气液分离。8. 根据权利要求5-7任一项所述的分离方法，其特征在于，第一次气液分离得到的气相 经换热和冷却后的温度为30~50°C。9. 根据权利要求5-8任一项所述的分离方法，其特征在于，第一次气液分离在热高分罐 (5)中进行； 优选地，所述热高分罐(5)的温度为90~130°C，压力为2.5~3.5MPa。10. 根据权利要求5-9任一项所述的分离方法，其特征在于，第二次气液分离在反应产 物分离罐(9)中进行； 优选地，反应产物分离罐(9)的压力为2.4~3.4MPa。
【专利摘要】本发明提供了一种基于热高分工艺的二甲苯歧化反应产物分离系统及其分离方法，所述系统包括依次相连的歧化反应系统和反应产物分离系统，所述反应产物分离系统包括热高分罐、换热器、空冷器、水冷器和反应产物分离罐；其中，热高分罐的气体出料口依次与换热器、空冷器、水冷器和反应产物分离罐的进料口相连，反应产物分离罐的液体出料口与换热器相连。本发明在基本不影响循环氢纯度和芳烃收率的情况下，减少了热高分液的重复冷却和加热过程，降低了后续分馏系统的加热负荷，同时热高分罐气相流量明显降低，极大减少了反应产物的冷却负荷，与现有技术相比，本发明降低冷却负荷30％以上，加热负荷降低了50％以上，节能效果显著。
【IPC分类】B01D5/00, B01D53/00
【公开号】CN105498269
【申请号】CN201510916203
【发明人】余金森, 周斌, 孙虎良, 李振峰, 朱世杰
【申请人】上海优华系统集成技术股份有限公司
【公开日】2016年4月20日
【申请日】2015年12月10日