反應精餾技術(shù)生產(chǎn)并提濃均三甲苯反應生成油的方法

反應精餾技術(shù)生產(chǎn)并提濃均三甲苯反應生成油的方法
【專利摘要】一種以偏三甲苯為原料臨氫異構(gòu)化、精餾提濃均三甲苯的方法，它是以偏三甲苯為主的混合原料或濃縮后的反應生成油經(jīng)精餾提取均三甲苯后塔底油經(jīng)泵升壓經(jīng)換熱后經(jīng)臨氫異構(gòu)化反應精餾塔（1）的精餾段（C）與催化反應段（B）間的進料口進入臨氫異構(gòu)化反應精餾塔（1）；塔底重組分一部分加熱后返回塔底，另一部分作為重組分出裝置；塔底補充一定量循環(huán)氫氣；塔頂氣經(jīng)冷卻后進入塔頂氣液分離回流罐（5），其罐頂不凝氣進一步冷卻后經(jīng)循環(huán)機加壓換熱后返回塔底，罐內(nèi)液相為反應生成油濃縮液，一部分返回塔頂作為回流；另一部分去提取均三甲苯，反應生成油濃縮液中均三甲苯的質(zhì)量含量不少于45%，塔底重組分中沸點低于等于連三甲苯的組分的含量少于4.0%。
【專利說明】反應精餾技術(shù)生產(chǎn)并提濃均三甲苯反應生成油的方法
【技術(shù)領(lǐng)域】
[0001]本發(fā)明涉及一種使用臨氫異構(gòu)化反應精餾技術(shù)生產(chǎn)并提濃均三甲苯反應生成油的生產(chǎn)工藝。
【背景技術(shù)】
[0002]均三甲苯是一種重要的有機合成原料，主要用于制取均苯三甲酸、以及抗氧劑、環(huán)氧樹脂固化劑、醇酸樹脂增塑劑，制取均三苯胺用于生產(chǎn)活性艷藍、K-3R等染料，具有較高的經(jīng)濟價值。
[0003]目前均三甲苯生產(chǎn)主要采用以偏三甲苯為主的混合原料臨氫異構(gòu)化后生成均三甲苯，再經(jīng)過脫輕、均三甲苯精制等工藝技術(shù)來制得(簡稱臨氫異構(gòu)化技術(shù))或采用重芳烴經(jīng)烷基化-初餾-烷基化-精餾工藝技術(shù)來制得(簡稱烷基化技術(shù))。臨氫異構(gòu)化技術(shù)的異構(gòu)化生產(chǎn)工藝裝置和均三甲苯精餾系統(tǒng)獨立設(shè)置，由于異構(gòu)化生成油中均三甲苯的化學平衡含量只有23.0%左右，而提取均三甲苯后生成油中大量未反應的偏三甲苯、連三甲苯進行提純后回收利用的工藝造成精餾系統(tǒng)流程長、投資、生產(chǎn)成本高。烷基化技術(shù)要通過兩次烷基化過程，工藝流程長，原料要求對產(chǎn)品收率影響大，生產(chǎn)成本同樣較高。

【發(fā)明內(nèi)容】

[0004]本發(fā)明的目的在于提供一種以偏三甲苯為主要組分的混合原料臨氫異構(gòu)化反應精餾提濃均三甲苯反應生成油的方法，反應生成油濃縮液中均三甲苯(重量含量術(shù)45.0%)、沸點大于連三甲苯重組分(重量含量氺1.0%)，反應生成油濃縮液經(jīng)精餾提取均三甲苯后塔底油可直接作為臨氫異構(gòu)`化生產(chǎn)均三甲苯的原料。
[0005]本發(fā)明以偏三甲苯為主的混合原料臨氫異構(gòu)化反應精餾提濃均三甲苯反應生成油的方法及系統(tǒng)主要包括帶有精餾段、催化劑裝填層、提餾段及其附屬配套系統(tǒng)，該方法的技術(shù)核心是利用以偏三甲苯為主的混合原料異構(gòu)化反應熱效應低、異構(gòu)化目標組分均三甲苯沸點低的特點，將副反應中沸點高的重組分進行有效分離，從而達到合理利用反應過程熱量及其循環(huán)過程提濃均三甲苯反應生成油、降低精餾系統(tǒng)分離難度、設(shè)備投資和生產(chǎn)能耗的方法。
[0006]本發(fā)明的技術(shù)方案如下:
[0007]—種以偏三甲苯為主的混合原料臨氫異構(gòu)化反應精餾提濃均三甲苯反應生成油的方法，如圖1所示，它是在一個臨氫異構(gòu)化反應精餾塔I內(nèi)進行，臨氫異構(gòu)化反應精餾塔I自上至下主要由提餾段A、催化反應段B和精餾段C三段組成，本方法包括以下步驟:
[0008]以偏三甲苯為主的混合原料或濃縮后的反應生成油經(jīng)精餾提取均三甲苯后塔底油經(jīng)泵升壓經(jīng)換熱后經(jīng)臨氫異構(gòu)化反應精餾塔I的精餾段C與催化反應段B間的進料口進入臨氫異構(gòu)化反應精餾塔I ;塔底重組分一部分經(jīng)塔底重沸加熱器2加熱后返回塔底，另一部分去其它設(shè)施進一步分離相關(guān)組分或作為重組分出裝置；塔底補充一定量經(jīng)換熱加熱后的循環(huán)氫氣；塔頂氣經(jīng)塔頂換熱器3和塔頂冷卻器4冷卻后進入塔頂氣液分離回流罐5，塔頂氣液分離回流罐5罐頂不凝氣經(jīng)進一步冷卻后經(jīng)循環(huán)機加壓換熱后返回塔底，罐內(nèi)液相(反應生成油濃縮液)經(jīng)泵升壓后一部分返回臨氫異構(gòu)化反應精餾塔I塔頂作為回流?’另一部分去均三甲苯精餾系統(tǒng)提取均三甲苯，臨氫異構(gòu)化反應精餾塔I操作壓力為0.35~
1.0MPa (表壓)，催化反應段B操作溫度控制在260~330°C，反應回流比控制在5~9，塔頂氣液分離回流罐5內(nèi)的反應生成油濃縮液中均三甲苯的質(zhì)量含量不少于45%，塔底重組分中沸點低于等于連三甲苯的組分的含量少于4.0%。
[0009]上述的方法，所述的催化反應段B內(nèi)選用的催化劑為三甲苯固體異構(gòu)化催化劑，精餾段C、提餾段A優(yōu)選的是選用壓降低的高效絲網(wǎng)填料。
[0010]上述的方法，所述的催化劑優(yōu)選的是南京博明科技有限公司提供的Z-27型偏三甲苯異構(gòu)化催化劑。
[0011]上述的方法，所述的提餾段A的理論塔板數(shù)為40~60，精餾段C的理論塔板數(shù)為50~70，催化反應段B的催化劑裝填高徑比為5~6。
[0012]上述的方法，所述的進料油的進料溫度為230~310°C。
[0013]上述的方法，所述的循環(huán)氫氣的溫度控制在260~330°C。
[0014]上述的方法，所述的循環(huán)氫氣與進料油的摩爾比為0.5~3.0。
[0015]上述的方法，所述的催化反應段B內(nèi)選用的催化劑三甲苯固體異構(gòu)化催化劑采用短面條型或小星型，直接散裝裝填或者包裹在高效絲網(wǎng)填料中進行單層裝填或雙層裝填。
[0016]本發(fā)明的優(yōu)點在于該工藝直接合理利用反應過程熱量及其循環(huán)過程提濃均三甲苯反應生成油、降低精餾系統(tǒng)分 離難度、設(shè)備投資和生產(chǎn)能耗的方法，該反應精餾工藝催化劑床層溫度控制穩(wěn)定性、均衡性好，可有效避免現(xiàn)有固定床反應器催化劑壽命低、床層壓降上升快的缺點。
【專利附圖】

【附圖說明】
[0017]附圖為本發(fā)明的方法的流程示意圖，其中:A為提餾段；B為催化反應段；C為精餾段；1為臨氫異構(gòu)化反應精餾塔；2為塔底重沸加熱器；3塔頂換熱器；4為塔頂冷卻器；5為塔頂氣液分離回流罐；6為進料換熱器。
【具體實施方式】
[0018]實施例一:本實施例為精餾段采用60層理論板填料、提餾段采用40層理論板填料，催化劑裝填高徑比為5，催化劑采用短面條型直接散裝裝填，催化劑為南京博明科技有限公司提供的Z-27型偏三甲苯異構(gòu)化催化劑(下同)，絲網(wǎng)壓緊固定，催化劑處于使用初期，分析采用氣相色譜分析法。
[0019]原料全部采用以偏三甲苯為主的原料油組成:
[0020]原料油典型組成:
[0021]輕組分:0.3% (質(zhì)量％)
均三甲苯:1.1% (質(zhì)量％)
偏三甲苯:89.2% (質(zhì)量％)
連三甲苯:8.8% (質(zhì)量％)
C10:0.6% (質(zhì)量％)
[0022]混合三甲苯原料油經(jīng)泵升壓后與系統(tǒng)內(nèi)熱物料經(jīng)一系列換熱至230~260°C進入臨氫異構(gòu)化反應精餾塔I的精餾段C與催化反應段B間的進料口進入臨氫異構(gòu)化反應精餾塔1，塔頂氣相經(jīng)塔頂換熱器3、塔頂冷卻器4冷卻后進入塔頂氣液分離回流罐5，罐內(nèi)液相經(jīng)泵升壓后一部分返回臨氫異構(gòu)化反應精餾塔I塔頂作為回流；另一部分去均三甲苯精餾系統(tǒng)提取均三甲苯。
[0023]塔頂氣液分離罐內(nèi)液相油典型組成(反應生成油濃縮液):
[0024]
輕組分:20.1% (質(zhì)量％)
均三甲苯:51.6% (質(zhì)量％)
偏三甲苯:2,5.4% (質(zhì) 量％ )
連三甲苯:2.7%C質(zhì)景％)
Cio；0.2 % (質(zhì)量％)。
[0025]塔頂氣液分離回流罐5頂不凝氣經(jīng)進一步冷卻后經(jīng)循環(huán)機加壓換熱后返回塔底。
[0026]塔底重組分一部分經(jīng)泵提升后進入塔底重沸加熱器2返回塔底，另一部分進一步分離相關(guān)組分或經(jīng)冷卻到40~60°C后作為重組分出裝置。
[0027]塔底重組分油典型組成:
[0028]偏三甲苯:0.8% (質(zhì)量％)
[0029]連三甲苯:2.6%(質(zhì)量％)
[0030]C10:96.6% (質(zhì)量 ％)。
[0031]通過調(diào)整塔頂壓力、塔底加熱、塔頂回流比將催化反應段B的催化劑床層溫度控制在260~270°C，塔底循環(huán)氫/進料油比控制在0.5~3.0 (摩爾比)、換熱后的循環(huán)氫溫度200~240°C，塔頂回流比控制在6.0~8.5 ;塔頂采用補充氫氣將壓力控制在0.35~0.65Mpa (表壓)。
[0032]實施例二:本實施例為精餾段采用70層理論板填料、提餾段采用40層理論板填料，催化劑裝填高徑比為6，催化劑采用小星型包裹在高效絲網(wǎng)填料中進行單層裝填，催化劑處于使用中期，分析采用氣相色譜分析法。
[0033]原料采用以偏三甲苯為主和均三精餾返回混合原料油:
[0034]原料油典型組成:
[0035]輕組分:0.1% (質(zhì)量％)
均三甲苯:3.1% (質(zhì)量％)
偏三甲苯:92.5% (質(zhì)量％)
連三甲苯:4.1% (質(zhì)量％)
Ci0:0.2% (質(zhì)量 ％)
[0036]混合三甲苯原料油經(jīng)泵升壓后與系統(tǒng)內(nèi)熱物料經(jīng)一系列換熱至260~290°C進入臨氫異構(gòu)化反應精餾塔I的精餾段C與催化反應段B間的進料口進入臨氫異構(gòu)化反應精餾塔1，塔頂氣相經(jīng)塔頂換熱器3、塔頂冷卻器4冷卻后進入塔頂氣液分離回流罐5，罐內(nèi)液相經(jīng)泵升壓后一部分返回臨氫異構(gòu)化反應精餾塔I塔頂作為回流；另一部分去均三甲苯精餾系統(tǒng)提取均三甲苯。
[0037]塔頂氣液分離罐內(nèi)液相油典型組成(反應生成油濃縮液):
[0038]
輕組分:22.8% (質(zhì)量％)
均三甲苯:59.4% (質(zhì)量％)
偏三甲苯:16.1% (質(zhì)量％)
[0039]
`連三甲苯:1.6% (質(zhì)量％)
Clu:0.1 % (質(zhì)量％)。
[0040]塔頂氣液分離回流罐5頂不凝氣經(jīng)進一步冷卻后經(jīng)循環(huán)機加壓換熱后返回塔底。
[0041]塔底重組分一部分經(jīng)泵提升后進入塔底重沸加熱器2返回塔底，另一部分進一步分離相關(guān)組分或經(jīng)冷卻到40~60°C后作為重組分出裝置。
[0042]塔底重組分油典型組成:
[0043]偏三甲苯:0.5% (質(zhì)量％)
[0044]連三甲苯:2.2%(質(zhì)量％)
[0045]C10:97.3% (質(zhì)量 ％)。
[0046]通過調(diào)整塔頂壓力、塔底加熱、塔頂回流比將催化劑床層溫度控制在290~300°C，塔底循環(huán)氫/進料油比控制在2.0~4.5 (摩爾比)、換熱后的循環(huán)氫溫度250~280°C，塔頂回流比控制在6.5~9 ;塔頂采用補充氫氣將壓力控制在0.55~0.85Mpa (表壓)。
[0047]實施例三:本實施例為精餾段采用50層理論板填料、提餾段采用60層理論板填料，催化劑裝填高徑比為6，催化劑采用小星型包裹在高效絲網(wǎng)填料中進行雙層裝填，催化劑處于使用末期，分析采用氣相色譜分析法。
[0048]原料采用偏三甲苯為主和均三精餾返回混合原料油:
[0049]原料油典型組成:
[0050]輕組分：0.2% (質(zhì)量％)
均三甲苯：1.4% (質(zhì)量％)
偏三甲苯：97.5% (質(zhì)量％)
連三甲苯：1.0% (質(zhì)量％)
Ci0:0.1% (質(zhì)量 ％)
[0051]混合三甲苯原料油經(jīng)泵升壓后與系統(tǒng)內(nèi)熱物料經(jīng)一系列換熱至280~310°C進入臨氫異構(gòu)化反應精餾塔I的精餾段C與催化反應段B間的進料口進入臨氫異構(gòu)化反應精餾塔1，塔頂氣相經(jīng)塔頂換熱器3、塔頂冷卻器4冷卻后進入塔頂氣液分離回流罐5，罐內(nèi)液相經(jīng)泵升壓后一部分返回臨氫異構(gòu)化反應精餾塔I塔頂作為回流；另一部分去均三甲苯精餾系統(tǒng)提取均三甲苯。
[0052]塔頂氣液分離罐內(nèi)液相油典型組成(反應生成油濃縮液）：
[0053]
輕組分:18,6% (質(zhì)量％)
[0054]
均三甲苯：47.2% (質(zhì)量％)
偏三甲苯：30.4% (質(zhì)量％)
連三甲苯：3. 5% (質(zhì)量％)
Ch):0.3 % (質(zhì)量％)。
[0055]塔頂氣液分離回流罐5頂不凝氣經(jīng)進一步冷卻后經(jīng)循環(huán)機加壓換熱后返回塔底。
[0056]塔底重組分一部分經(jīng)泵提審后進入塔底重沸加熱器2返回塔底，另一部分進一步分離相關(guān)組分或經(jīng)冷卻到40~60°C后作為重組分出裝置。
[0057]塔底重組分油典型組成：
[0058]偏三甲苯：0.5%(質(zhì)量％)
[0059]連三甲苯：2.2%(質(zhì)量％)
[0060]C10 ：97.3% (質(zhì)量 ％)。
[0061]通過調(diào)整塔頂壓力、塔底加熱、塔頂回流比將催化劑床層溫度控制在320~330°C，塔底循環(huán)氫/進料油比控制在3. 5~7. O (摩爾比)、換熱后的循環(huán)氫溫度280~310°C，塔頂回流比控制在5. O~7. 5 ;塔頂采用補充氫氣將壓力控制在O. 70~1.0OMpa(表壓)。
【權(quán)利要求】
1.一種以偏三甲苯為主的混合原料臨氫異構(gòu)化反應精餾提濃均三甲苯反應生成油的方法，其特征是:它是在一個臨氫異構(gòu)化反應精餾塔(I)內(nèi)進行，臨氫異構(gòu)化反應精餾塔(I)自上至下主要由提餾段(A)、催化反應段(B)和精餾段(C)三段組成，本方法包括以下步驟: 以偏三甲苯為主的混合原料或濃縮后的反應生成油經(jīng)精餾提取均三甲苯后塔底油經(jīng)泵升壓經(jīng)換熱后經(jīng)臨氫異構(gòu)化反應精餾塔(I)的精餾段(C)與催化反應段(B)間的進料口進入臨氫異構(gòu)化反應精餾塔(I);塔底重組分一部分經(jīng)塔底重沸加熱器(2)加熱后返回塔底，另一部分去其它設(shè)施進一步分離相關(guān)組分或作為重組分出裝置；塔底補充一定量經(jīng)換熱加熱后的循環(huán)氫氣；塔頂氣經(jīng)塔頂換熱器(3)和塔頂冷卻器(4)冷卻后進入塔頂氣液分離回流罐(5)，塔頂氣液分離回流罐(5)罐頂不凝氣經(jīng)進一步冷卻后經(jīng)循環(huán)機加壓換熱后返回塔底，氣液分離回流罐(5)內(nèi)液相為反應生成油濃縮液，經(jīng)泵升壓后一部分返回臨氫異構(gòu)化反應精餾塔(I)塔頂作為回流；另一部分去均三甲苯精餾系統(tǒng)提取均三甲苯，臨氫異構(gòu)化反應精餾塔(I)操作壓力表壓為0.35~1.0MPa，催化反應段(B)操作溫度控制在260~330°C，反應回流比控制在5~9，塔頂氣液分離回流罐(5)內(nèi)的反應生成油濃縮液中均三甲苯的質(zhì)量含量不少于45%，塔底重組分中沸點低于等于連三甲苯的組分的含量少于4.0%。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的方法，其特征是:所述的催化反應段(B)內(nèi)選用的催化劑為三甲苯固體異構(gòu)化催化劑，精餾段(C)和提餾段(A)選用壓降低的高效絲網(wǎng)填料。
3.根據(jù)權(quán)利要求1所述的方法，其特征是:所述的催化劑為南京博明科技有限公司提供的Z-27型偏三甲苯異構(gòu)化催化劑。
4.根據(jù)權(quán)利要求1所述 的方法，其特征是:所述的提餾段(A)的理論塔板數(shù)為40-60，精餾段(C)的理論塔板數(shù)為50~70，催化反應段(B)的催化劑裝填高徑比為5~6。
5.根據(jù)權(quán)利要求1所述的方法，其特征是:所述的進料油的進料溫度為230~310°C。
6.根據(jù)權(quán)利要求1所述的方法，其特征是:所述的循環(huán)氫氣的溫度控制在260~330。。。
7.根據(jù)權(quán)利要求1所述的方法，其特征是:所述的循環(huán)氫氣與進料油的摩爾比為0.5 ~3.0。
8.根據(jù)權(quán)利要求2所述的方法，其特征是:所述的催化反應段B內(nèi)選用的催化劑三甲苯固體異構(gòu)化催化劑采用短面條型或小星型，直接散裝裝填或者包裹在高效絲網(wǎng)填料中進行單層裝填或雙層裝填。
【文檔編號】C07C7/04GK103483136SQ201310398248
【公開日】2014年1月1日 申請日期:2013年10月25日 優(yōu)先權(quán)日:2013年10月25日
【發(fā)明者】陸林瑋, 王文豐, 呂翔, 卓超 申請人:南京煉油廠有限責任公司