本实用新型属于石油化工生产领域，更具体的说是涉及一种由甲苯和重芳烃制备苯和二甲苯的装置。
背景技术：
随着经济的发展，我国对苯和二甲苯化工产品的消耗逐年增加。国内的企业多以重整汽油为原料，生产苯、对二甲苯和邻二甲苯等产品，却副产了甲苯和C9/C10及其以上的重芳烃。烷基迁移技术利用廉价的甲苯和重芳烃为原料，择形催化生成苯和二甲苯，然后通过简单的分离就可以得到高附加值的苯和二甲苯。因此经济效益显著。现有的甲苯与重芳烃烷基迁移技术，通过源源不断地补入新氢，排放低纯度的废氢，来维持氢气的浓度和分压，废氢中氢气含量70％，造成了氢气的严重浪费；一些企业通过配套PSA变压吸附系统对该部分废氢进行回收，但由于废氢中含有少量的C5组分，尤其是烷基迁移工艺产生波动时，C5含量更高，该部分C5会导致PSA变压吸附剂失活。因此，亟需研究一种方法，既可以减少甲苯和重芳烃烷基迁移氢气消耗量，降低成本，又可以消除对PSA或后续工艺的影响。
技术实现要素：
针对现有技术存在的不足，本实用新型的目的在于提供一种由甲苯和重芳烃制备苯和二甲苯的装置和方法，利用甲苯和重芳烃烷基迁移制备苯和二甲苯，通过冷冻接触和芳烃分馏实现甲苯和重芳烃的循环，实现循环氢的高浓度循环，减少新氢的补入量，保证了反应的深度和目标产物的选择性。
为实现上述目的，本实用新型提供了如下技术方案：一种由甲苯和重芳烃制备苯和二甲苯的装置，包括进料换热器、进料加热炉、反应器、空冷器、气液分离罐、低温重整油换热器、制冷器、冷冻接触罐、循环氢压缩机、汽提塔塔顶换热器、汽提塔塔底出料换热器、汽提塔、苯塔、甲苯塔和二甲苯塔；原料进料管线和进料换热器的第一进料口相连，所述进料换热器的第一出料口和进料加热炉的进料口相连，所述进料加热炉的出料口和反应器的进料口相连，所述反应器的出料口和进料换热器的第二进料口相连，所述进料换热器的第二出料口和空冷器的进料口相连，所述空冷器的出料口和气液分离罐的进料口相连，所述气液分离罐的气相出料口和低温重整油换热器的第一进料口相连，所述低温重整油换热器的出料口和制冷器的进料口相连，所述制冷器的出料口和冷冻接触罐的进料口相连，所述冷冻接触罐的气相出料口和循环氢压缩机相连，所述冷冻接触罐的液相出料口和低温重整油换热器的第二进料口相连，所述低温重整油换热器上设置有第二出料口，所述循环氢压缩机的出料口和新氢补入管线相连，所述气液分离罐的液相出料口和汽提塔塔顶换热器的第一进料口相连，所述汽提塔塔顶换热器的第一出料口和汽提塔塔底出料换热器的第一进料口相连，所述汽提塔塔底出料换热器的第一出料口和汽提塔的第一进料口相连；所述汽提塔的第一出料口和第一循环泵入口相连，所述第一循环泵出口和汽提塔塔底出料换热器第二进料口相连，所述汽提塔的第二出料口和汽提塔塔顶换热器的第二进料口相连，所述汽提塔塔顶换热器的第二出料口和储液罐的进料口相连，所述储液罐的出料口和第二循环泵的入口相连，所述第二循环泵的出料口和汽提塔的第二进料口相连，所述第二循环泵和汽提塔之间的连接管线上设置有轻组分放料管线，所述轻组分放料管线上设置有电磁阀，所述汽提塔塔底出料换热器的第二出料口和苯塔的进料口相连；所述苯塔塔底出料口和甲苯塔的进料口相连，所述苯塔上设置有塔顶出料口，所述甲苯塔的塔底出料口和二甲苯塔的进料口相连，所述甲苯塔塔顶出料口和原料进料管线相连，所述二甲苯塔的塔底出料口和原料进料管线相连，所述二甲苯塔上设置有塔顶出料口。
作为本实用新型的进一步改进，所述冷冻接触罐和循环氢压缩机之间的输送管道上连接有三通管，三通管的三个支路上均设置有电磁阀，三通管一端和输送管道相连，另两端分别连接一个金属氢化物储氢装置，所述金属氢化物储氢装置上设置有第一排气管道和第二排气管道，第一排气管道和第二排气管道上分别设置有电磁阀，所述第一排气管道和循环氢压缩机进料口相连。
作为本实用新型的进一步改进，所述冷冻接触罐出料口相连的输送管道上设置有干燥装置。
作为本实用新型的进一步改进，所述第一排气管道上连接有氢气纯化装置。
本实用新型对循环氢进行纯化，并将部分杂质气体排除反应系统，实现循环氢的高浓度循环，减少新氢的补入量，保证了烷基迁移的反应深度和目标产物的选择性，在维持反应氢气的浓度和分压的前提下，大大减少了新氢补入量和对后续工艺的影响。将烷基迁移的反应产物通过冷冻接触和芳烃分馏实现甲苯和重芳烃的循环，在获得高纯度苯和二甲苯的基础上，实现了甲苯和重芳烃的全部回收利用。通过热量和冷量的优化利用减少了系统的能耗，进一步提高了经济效益。
附图说明
图1为本实用新型装置的结构示意图。
具体实施方式
下面将结合附图所给出的实施例对本实用新型做进一步的详述。
参照图1所示，本实施例的一种由甲苯和重芳烃制备苯和二甲苯的装置，包括进料换热器1、进料加热炉2、反应器3、空冷器4、气液分离罐5、低温重整油换热器6、制冷器7、冷冻接触罐8、循环氢压缩机9、汽提塔塔顶换热器10、汽提塔塔底出料换热器11、汽提塔12、苯塔13、甲苯塔14和二甲苯塔15；原料进料管线和进料换热器1的第一进料口相连，进料换热器1的第一出料口和进料加热炉2的进料口相连，进料加热炉2的出料口和反应器3的进料口相连，进料换热器1和进料加热炉2给原料预热，反应器3的出料口和进料换热器1的第二进料口相连，从反应器3出来的反应产物温度较高，通过进入进料换热器1进行换热，对热量充分利用，减少能耗，提高经济效益，进料换热器1的第二出料口和空冷器4的进料口相连，空冷器4使反应产物进一步降温，空冷器4的出料口和气液分离罐5的进料口相连，气液分离罐5将反应产物分为气相物流和液相物流，气相物流主要为含杂质的氢气，其中的杂质有含碳气体、含氮气体、C5以及其他轻组分物质，液相物流主要为芳烃混合物，主要是C6以上的芳烃，气液分离罐5的气相出料口和低温重整油换热器6的第一进料口相连，低温重整油换热器6的出料口和制冷器7的进料口相连，制冷器7的出料口和冷冻接触罐8的进料口相连，冷冻接触罐8将氢气中的C5以及其他轻组分物质冷却冷凝从而和氢气分离，冷冻接触罐8的气相出料口和循环氢压缩机9相连，冷冻接触罐8出料口相连的输送管道上设置有干燥装置19，干燥装置19将氢气中的水除去，冷冻接触罐8和循环氢压缩机9之间的输送管道上连接有三通管，三通管的三个支路上均设置有电磁阀，三通管一端和输送管道相连，另两端分别连接一个金属氢化物储氢装置18，金属氢化物储氢装置18上设置有第一排气管道和第二排气管道，第一排气管道和第二排气管道上分别设置有电磁阀，第一排气管道和循环氢压缩机9进料口相连，第一排气管道上连接有氢气纯化装置20，氢气纯化装置20能除去氢气中含碳气体或含氮气体，设两个金属氢化物储氢装置18分别为A储氢装置和B储氢装置，在工作时，三通管和输送管道相连侧电磁阀为打开状态，三通管和A储氢装置之间的电磁阀A为打开状态，和B储氢装置之间的电磁阀B为关闭状态，B储氢装置上的第二排气管道B上电磁阀为关闭状态，第一排气管道B上电磁阀为打开状态，从冷冻接触罐8出来的气相物流部分进入循环氢压缩机9，部分进入A储氢装置，在A储氢装置中气相物流中的氢气被金属氢化物储氢材料吸附，第二排气管道A上电磁阀为打开状态，第一排气管道A上电磁阀为关闭状态，剩余的含碳或含氮杂质气体从第二排气管道A排除，到达PLC控制器设定时间后，三通管和A储氢装置之间的电磁阀A转为关闭，三通管和B储氢装置之间的电磁阀A转为打开，与此同时，A储氢装置的第一排气管道A上电磁阀转为打开状态，第二排气管道A上电磁阀位转为关闭状态，B储氢装置的第一排气管道B上电磁阀转为关闭状态，第二排气管道B上电磁阀位转为打开状态，此时从冷冻接触罐8出来的气相物流部分进入B储氢装置，原先已经吸氢饱和的A储氢装置转为放氢条件，开始放氢，放出的氢气从第一排气管道A进入循环氢压缩机9，同过PLC控制器对电磁阀的控制和金属氢化物储氢装置18的控制，使一个两个金属氢化物储氢装置18处于吸氢的同时另一个两个金属氢化物储氢装置18处于放氢状态，吸氢饱和后，两个金属氢化物储氢装置18之间转态切换，通过金属氢化物储氢材料对氢气可逆的吸收和释放，对氢气进行纯化，将部分杂质气体排出反应体系；冷冻接触罐8的液相出料口和低温重整油换热器6的第二进料口相连，低温重整油换热器6上设置有第二出料口，循环氢压缩机9的出料口和新氢补入管线相连，回收的氢气重新进入反应体系，气液分离罐5的液相出料口和汽提塔塔顶换热器10的第一进料口相连，汽提塔塔顶换热器10的第一出料口和汽提塔塔底出料换热器11的第一进料口相连，汽提塔塔底出料换热器11的第一出料口和汽提塔12的第一进料口相连；汽提塔12的第一出料口和第一循环泵入口相连，第一循环泵出口和汽提塔塔底出料换热器11第二进料口相连，汽提塔12的第二出料口和汽提塔塔顶换热器10的第二进料口相连，汽提塔塔顶换热器10的第二出料口和储液罐16的进料口相连，储液罐16的出料口和第二循环泵的入口相连，第二循环泵的出料口和汽提塔12的第二进料口相连，第二循环泵和汽提塔12之间的连接管线上设置有轻组分放料管线17，轻组分放料管线17上设置有电磁阀，轻组分从汽提塔12出来后部分排出，部分重新进入汽提塔12，从而提高产率，汽提塔塔底出料换热器11的第二出料口和苯塔13的进料口相连；苯塔13塔底出料口和甲苯塔14的进料口相连，苯塔13上设置有塔顶出料口，产品苯从苯塔13塔顶排出，甲苯塔14的塔底出料口和二甲苯塔15的进料口相连，甲苯塔14塔顶出料口和原料进料管线相连，从甲苯塔14塔顶出来的甲苯会重新进入反应体系，二甲苯塔15的塔底出料口和原料进料管线相连，二甲苯塔15上设置有塔顶出料口，产品二甲苯从二甲苯塔15塔顶排出，二甲苯塔15的塔底出来的重芳烃重新进入反应体系。
实施例2
本实用新型装置具体使用方法如下：
a、将甲苯、重芳烃和氢气混合后，经进料换热器1换热加热至380℃，压力3.2MPa，然后进入进料加热炉2加热，升温至410℃，压力3.1MPa；
b、进入反应器3反应，反应压力为2MPa,反应温度为380℃；氢油分子摩尔比3.5；反应空速3.2h-1；
c、反应产物从反应器3出来后，经进料换热器1冷却至120℃，压力至2.7MPa，再经空冷器4冷却至50℃，压力至2.5MPa，然后进入气液分离罐5；
d、气液分离罐5将反应产物分为气相和液相两股物流，气相物流主要为含杂质的氢气，液相物流主要为芳烃混合物，气液分离罐5的操作条件为：温度50℃，压力2.8MPa；
e、气相物流与重整油混合后，依次经低温重整油换热器6和制冷器7制冷，然后进入冷冻接触罐8，将温度降至-10℃，压力至2MPa，除去气相物流中携带的轻组分物质，剩余的气体部分直接进入循环氢压缩机9，另外部分进入干燥装置19，通过控制各电磁阀的开关，气体从干燥装置19出来后进入一个金属氢化物储氢装置18，氢气被金属氢化物储氢装置18中储氢材料吸收，剩余杂质气体从第二排气管排出，同时，另一个金属氢化物储氢装置18将吸收的氢释放，通过第一排气管进入循环氢压缩机9，从循环氢压缩机9出来后氢气压力升至3.3Mpa，使之与补充新氢混合后重新进入反应体系；
f、气液分离罐5液相物流经汽提塔塔顶换热10和汽提塔塔底出料换热器11后，进入汽提塔12，汽提塔12的操作条件：进料温度150℃，塔顶温度125℃，塔顶压力0.6MPa。
g、汽提塔12塔顶馏分进入汽提塔塔顶换热10冷却后，进入储液罐16，部分在第二循环泵的的作用下重新进入汽提塔12，其余部分从轻组分放料管线17排出；
h、汽提塔12塔底馏分先进入苯塔13精馏，所述苯塔13的塔顶温度90℃，塔底温度145℃，得到苯，然后进入甲苯塔14精馏回收未反应的甲苯，所述甲苯塔14的塔顶温度177℃，塔底温度225℃，回收得到的甲苯送至原料入口重新进料，甲苯塔14底液最后进入二甲苯塔15，所述二甲苯塔15塔顶温度235℃，压力0.634MPa，在二甲苯塔15中精馏得到二甲苯，二甲苯塔15塔底重芳烃送至原料入口重新进料。
气液分离罐5气相物流主要成分为含杂质的废氢气，纯度较低，现有技术中只能部分循环利用，大部分氢气作为低附加值的燃料送入燃料气系统燃烧。当烷基迁移工艺富料进料时，每年大约有4万吨废氢作为燃料气烧掉。
以320万吨/年的烷基迁移工艺为例，假设废氢中氢气含量为60％，则一年可回收利用氢气2.4万吨，废氢中的液化气含量大约为40％，一年可回收液化气1.6万吨，经济效益显著。
以上所述仅是本实用新型的优选实施方式，本实用新型的保护范围并不仅局限于上述实施例，凡属于本实用新型思路下的技术方案均属于本实用新型的保护范围。应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本实用新型原理前提下的若干改进和润饰，这些改进和润饰也应视为本实用新型的保护范围。