專利名稱：連續(xù)側(cè)線出料塔與精餾及回收塔熱集成分離氫-水-苯胺-焦油的方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種化工的分離工藝，特別是一種連續(xù)側(cè)線出料塔與精餾及回收塔熱集成分離氫-水-苯胺-焦油的方法。
背景技術(shù)：
苯胺俗稱阿尼林油，外觀為無色或淺黃色透明油狀液體，具有強(qiáng)烈的刺激性氣味，分子式C6H7N熔點(diǎn)-6. 30C，沸點(diǎn)1840C，密度1. 0217 g/cm3,折光率1. 5863，閃點(diǎn) 70V，暴露在空氣中或日光下易變成棕色。苯胺微溶于水，能與乙醇、乙醚、丙酮、四氯化碳以及苯混溶，也可溶于溶劑汽油。苯胺的化學(xué)性質(zhì)比較活潑，能與鹽酸或硫酸反應(yīng)生成鹽酸鹽或硫酸鹽，也可發(fā)生鹵化、乙?；?、重氮化和氧化還原等反應(yīng)。苯胺作為一種有機(jī)中間體廣泛應(yīng)用于合成材料、橡膠助劑、染料、顏料、醫(yī)藥、農(nóng)藥及精細(xì)化工中間體的生產(chǎn)。尤其是作為MDI的生產(chǎn)原料，具有很大的市場潛力，由其制得的化工產(chǎn)品和中間體有300多種，開發(fā)利用前景十分廣闊。制備苯胺的方法有硝基苯液相催化加氫工藝、固定床氣相催化加氫及流化床氣相催化加氫工藝。目前普遍采用流化床氣相催化加氫工藝，具體過程為硝基苯和過量 H2在流化床內(nèi)反應(yīng)，反應(yīng)后的混合氣體經(jīng)旋風(fēng)分離器從床頂逸出，溫度為220°C左右，經(jīng)過兩個氫氣冷卻器，第一個冷卻器后混合氣體溫度為150-160°C，第二個冷卻器后溫度為 100-110°C，然后通過三個苯胺冷凝器冷卻至50°C左右，實(shí)現(xiàn)氣液分離，在苯胺水分離器中進(jìn)行液液分離，得到粗苯胺和苯胺廢水；苯胺廢水去回收苯胺汽提塔回收苯胺，苯胺廢水經(jīng)汽提塔回收苯胺后，底部廢水去生化處理；粗苯胺進(jìn)入初餾塔除去水和低沸點(diǎn)雜質(zhì)，頂部物料去苯胺水分離器，底部物料送至精餾塔進(jìn)行精餾，塔頂出苯胺成品，塔底為焦油(圖1)。 采用上述工藝可以得到99. 9%苯胺，但該工藝存在兩方面問題，一是需要合成氣需要經(jīng)過五步冷凝后實(shí)現(xiàn)氣液和液液分離，得到粗苯胺，冷卻后的物料再經(jīng)過初餾和精餾精制提純， 這個過程損耗大量的熱能，并需要大量冷卻水，能量利用不合理；二是流化床出口物料通過換熱器冷卻，由于物料中帶焦油和固體雜質(zhì)，易堵塞換熱器。

發(fā)明內(nèi)容
針對現(xiàn)有技術(shù)的上述不足，本發(fā)明的目的是提供一種連續(xù)側(cè)線出料塔與精餾及回收塔熱集成分離氫-水-苯胺-焦油的方法，在脫氫過程中采用熱交換代替多次冷卻，減少冷卻過程中熱量損失和冷卻水的用量，實(shí)現(xiàn)熱量回收，有效降低能耗；采用側(cè)線出料精餾塔代替初餾塔，一次實(shí)現(xiàn)脫水和脫焦油，并得到99%以上的粗苯胺，經(jīng)精餾去除少量水分后， 就可以得到99. 9%以上苯胺。本發(fā)明方法能節(jié)省大量能耗，縮短提取工藝所需要的時(shí)間，顯著降低生產(chǎn)所需能耗和冷卻水用量。完成上述發(fā)明任務(wù)的技術(shù)方案是
一種連續(xù)側(cè)線出料塔與精餾及回收塔熱集成分離氫-水-苯胺-焦油的方法，以硝基苯氣相催化加氫反應(yīng)產(chǎn)生的合成氣為原料，氣液分離脫氫，脫氫后的合成氣液液分離，有機(jī)相和水相分別經(jīng)分離塔精餾分離和回收苯胺，其特征在于
分離塔包括側(cè)線出料塔、精餾塔和回收塔，各分離塔分別由塔釜換熱器加熱，并通過再沸器補(bǔ)充熱量；
所述的方法包括如下步驟
1)原料合成氣與側(cè)線出料塔、精餾塔及回收塔的塔釜換熱器進(jìn)行熱交換后，與側(cè)線出料塔的側(cè)線出料換熱器熱交換，熱交換后合成氣氣液分離脫氫；脫氫后的合成氣液液分離， 有機(jī)相進(jìn)入側(cè)線出料塔精餾分離，水相進(jìn)入回收塔回收苯胺；
2)控制側(cè)線出料塔真空度0.068 0. 072 Mpa，頂溫為68. 0 77. 1°C，側(cè)線出料口溫度為120. 0 127. 3°C，底溫為141. 0 149. 6°C ；分離后，塔頂物料水含量達(dá)到99. 5%以上，側(cè)線出料口物料苯胺含量達(dá)到99%以上，側(cè)線出料塔釜底物料為含苯胺焦油；
3)側(cè)線出料塔側(cè)線出料口物料進(jìn)入精餾塔精餾分離，塔底物料得到99.9%以上苯胺；
4)液液分離后的水相經(jīng)回收塔精餾回收苯胺，塔底采出回收苯胺，返回進(jìn)行液液分離。上述方法通過合成氣與塔釜換熱器及側(cè)線出料換熱器熱交換途徑脫氫，并實(shí)現(xiàn)熱量回收，脫氫后原料在側(cè)線出料精餾塔上精餾分離，分別得到苯胺廢水、粗苯胺和焦油餾分，粗苯胺餾分然后采用一次精餾精制得到99. 9%以上苯胺，苯胺廢水經(jīng)苯胺回收塔回收苯胺。所述的原料合成氣優(yōu)選采用并聯(lián)方式與側(cè)線出料塔、精餾塔及回收塔的塔釜換熱器分別進(jìn)行熱交換。脫氫的合成氣液液分離后的有機(jī)相經(jīng)側(cè)線出料塔精餾分離，粗苯胺一次得率達(dá)到 99. 8%以上；并將焦油和固體雜質(zhì)等進(jìn)行分離。所述的精餾塔其操作條件為，真空度0. 088 0. 092 Mpa,頂溫為65. 0 71. 0°C， 底溫為141.0 149. 6°C ；回流比(R)優(yōu)選為1 :1。所述的回收塔其操作條件為，真空度0.088 0.092 Mpa，頂溫為65. 0 71. 0°C， 底溫為 141.0 149. 6°C。所述的側(cè)線出料塔塔釜采用盤管和排焦油換熱器，進(jìn)料口下部采用孔板結(jié)構(gòu)，可避免焦油和固體雜質(zhì)堵塞換熱器等問題。所述的換熱器結(jié)構(gòu)見圖3所示，包括外殼(41) 和外殼上的進(jìn)料口(35)、蒸汽出口(33)，還包括蛇形加熱管00)和焦油及顆粒物降液槽 (37)；所述焦油及顆粒物降液槽(37)位于外殼(41)下，上、下兩端設(shè)有閘閥(36、39)，上端閘閥(36 )與外殼連接，下端間閥(39 )與儲存罐連接；所述蛇形加熱管(40 )在外殼內(nèi)。采用本發(fā)明的方法對硝基苯氣相催化加氫反應(yīng)產(chǎn)物進(jìn)行分離，處理1噸氫-水-苯胺-焦油混合原料的生產(chǎn)周期由原有工藝2. 1小時(shí)縮短為1. 4小時(shí)，能耗可降低60%以上。本發(fā)明的優(yōu)點(diǎn)本發(fā)明的采用連續(xù)側(cè)線出料塔與精餾及回收塔熱集成分離氫-水-苯胺-焦油的方法，通過合成氣與塔釜換熱器及側(cè)線出料換熱器熱交換途徑脫氫， 并實(shí)現(xiàn)熱量回收；脫氫后原料液液分離后，有機(jī)相在側(cè)線出料塔上精餾分離，分別得到苯胺廢水、粗苯胺和焦油餾分，粗苯胺然后采用一次精餾得到99. 9%以上苯胺，苯胺廢水經(jīng)苯胺回收塔回收苯胺。新工藝采用四次熱交換代替二次冷卻和三次冷凝，減少二次冷卻和三次冷凝過程中熱量損失和冷卻水的用量，采用側(cè)線出料塔代替初餾塔，一次實(shí)現(xiàn)脫水和脫焦油，并得到99%以上的粗苯胺，粗苯胺經(jīng)精餾去掉少量水分，就可以得到99. 9%以上苯胺，節(jié)省了大量能耗。側(cè)線出料塔塔釜采用盤管和排焦油換熱器，進(jìn)料口下部采用孔板結(jié)構(gòu)，避免了焦油和固體雜質(zhì)堵塞換熱器等問題。本發(fā)明方法將縮短分離工藝所需要的時(shí)間，顯著降低生產(chǎn)所需能耗和冷卻水用量，處理1噸氫-水-苯胺-焦油混合原注的生產(chǎn)周期由原有工藝2. 1小時(shí)縮短為1. 4小時(shí)，能耗可降低60%以上。 下面結(jié)合附圖，對本發(fā)明方法進(jìn)行詳細(xì)描述，本發(fā)明的保護(hù)范圍不以具體實(shí)施方式
為限，而是由權(quán)利要求加以限定。


圖1為現(xiàn)有的流化床氣相催化加氫工藝流程圖，由初餾、精制及回收塔構(gòu)成分離氫-水-苯胺-焦油混合液的工藝流程。其中包括流化床反應(yīng)器1、二步冷卻器2、氣液分離器3、三步冷凝器4、液液分離器5、冷凝器6、精餾塔7、再沸器8、冷凝器9、精制塔10、再沸器11、冷凝器12、回收塔13及再沸器14。圖2為本發(fā)明的連續(xù)側(cè)線出料塔與精餾及回收塔熱集成分離氫-水-苯胺-焦油混合液工藝流程圖。其中包括側(cè)線出料塔16、精餾塔17、回收塔18、塔釜換熱器19、20、21、冷凝器 22、23、對、26、27、側(cè)線出料換熱器25、再沸器觀、29、30、原料進(jìn)料口 31、側(cè)線出料口 32、氣
液分離器44及液液分離器45。圖3為圖2中側(cè)線出料塔塔釜換熱器19結(jié)構(gòu)圖。其中包含蛇形加熱管40、測溫孔34、進(jìn)料口 35、上端閘閥36、焦油及顆粒物降液槽37、觀察孔38、下端閘閥39、外殼41及蒸汽出口 33。
具體實(shí)施例方式
一種連續(xù)側(cè)線出料塔與精餾及回收塔熱集成分離氫-水-苯胺-焦油的方法，采用圖 2所示工藝流程。原料為硝基苯流化床氣相催化加氫產(chǎn)生的合成氣，其典型組成為，氫、水、苯胺及焦油質(zhì)量分?jǐn)?shù)分別為0. 6589,0. 2551,0. 0845和0. 0015。本領(lǐng)域技術(shù)人員易知，根據(jù)氣相催化加氫工藝及條件的不同，其組成可在一定范圍內(nèi)變化，均可使用本發(fā)明的方法分離。分離工藝中的主要設(shè)備包括氣液分離器44、液液分離器45、側(cè)線出料塔16、精餾塔17和回收塔18，側(cè)線出料塔16、精餾塔17和回收塔18分別由塔釜換熱器19、20、21加熱，并通過再沸器觀、29、30補(bǔ)充熱量。所述的方法包括如下步驟
1)原料合成氣(流股①)采用并聯(lián)方式，分為三流股②、③、④，分別與側(cè)線出料塔16、 精餾塔17及回收塔18的塔釜換熱器19、20、21進(jìn)行熱交換后，合并與側(cè)線出料塔16的側(cè)線出料換熱器25熱交換，熱交換后合成氣經(jīng)冷凝后在氣液分離器44中脫氫；氫氣(流股⑧)循環(huán)至流化床反應(yīng)器再利用，脫氫后的合成氣經(jīng)冷凝后(流股⑧)進(jìn)入液液分離器 45進(jìn)行液液分離，有機(jī)相(流股⑥)進(jìn)入側(cè)線出料塔16精餾分離，水相(苯胺廢水，流股
Cl)進(jìn)入回收塔17回收苯胺。
2)控制側(cè)線出料塔16真空度0. 068 0. 072 Mpa，頂溫為68. 0 77. 1°C，側(cè)線出料口溫度為120. 0 127. 3°C，底溫為141. 0 149. 6°C；精餾分離后，塔頂物料(流股⑨) 水含量達(dá)到99. 5%以上，側(cè)線出料口物料(流股⑤)苯胺含量達(dá)到99%以上，側(cè)線出料塔16 釜底物料(流股⑦)為含苯胺焦油。3)側(cè)線出料塔16側(cè)線出料口物料(流股⑤)進(jìn)入精餾塔17精餾分離，精餾塔操作條件為，真空度0.088 0.092 Mpa，頂溫為65. 0 71.0°C，底溫為141. 0 149. 6°C ；回
流比(R)為1 :1 ；塔底物料(流股 )得到99. 9%以上苯胺；塔頂物料(流股 )為廢水。4)液液分離器32分離后的苯胺廢水(流股 )進(jìn)入回收塔17精餾回收苯胺，塔
頂物料(流股 )為廢水，塔底采出回收苯胺(流股 )，回收苯胺(流股 )返回液液分離器45進(jìn)行液液分離。各步驟中的廢水(流股⑨、 、 )其水含量均達(dá)到99. 5%以上，可合并后進(jìn)行處理。側(cè)線出料塔的塔釜換熱器19其結(jié)構(gòu)如圖3所示，包含蛇形加熱管40、測溫孔34、 進(jìn)料口 35、上端閘閥36、焦油及顆粒物降液槽37、觀察孔38、下端閘閥39、外殼41和蒸汽出口 33。蒸汽出口 33在外殼41的上部，進(jìn)料口 35在外殼41的底部，進(jìn)料口 35下部采用孔板結(jié)構(gòu)。焦油及顆粒物降液槽37位于外殼41下，上、下兩端設(shè)有閘閥36、39，上端閘閥 36與外殼41連接，下端閘閥39與儲存罐(圖中未表示)連接；所述蛇形加熱管40在外殼41 內(nèi)。進(jìn)入分離操作時(shí)，塔釜換熱器19上端閘閥36打開，下端閘閥39關(guān)閉；排放焦油和顆粒物時(shí)，上端閘閥36關(guān)閉，下端閘閥39打開。分離操作時(shí)，可將脫氫后原料打入側(cè)線出料塔16塔釜中；當(dāng)液位達(dá)到1/3時(shí)，打開各冷凝器的冷卻水，通入合成氣體給塔釜換熱器加熱，控制合成氣體流量1500Kg/h左右， 并通過再沸器補(bǔ)充熱量；控制側(cè)線出料塔真空度，當(dāng)側(cè)線出料塔頂、底溫度穩(wěn)定，開始出料， 頂溫為68. 0 77. 1°C，側(cè)線出料口溫度為120. 0 127. 3°C、底溫為141. 0 149. 6°C ；經(jīng)側(cè)線出料塔16分離后，塔頂水含量達(dá)到99. 5%以上，側(cè)線出料口苯胺含量達(dá)到99%以上，一次得率達(dá)到99. 8%以上，側(cè)線塔釜底為含苯胺焦油。控制精餾塔17和回收塔18的操作條件，連續(xù)進(jìn)行氫-水-苯胺-焦油分離。各分離塔操作參數(shù)見表1所示，分離結(jié)果見表2所示。表1分離過程工藝條件
權(quán)利要求
1.一種連續(xù)側(cè)線出料塔與精餾及回收塔熱集成分離氫-水-苯胺-焦油的方法，以硝基苯氣相催化加氫反應(yīng)產(chǎn)生的合成氣為原料，氣液分離脫氫，脫氫后的合成氣液液分離，有機(jī)相和水相分別經(jīng)分離塔精餾分離和回收苯胺，其特征在于所述的分離塔包括側(cè)線出料塔、精餾塔和回收塔，各分離塔分別由塔釜換熱器加熱，并通過再沸器補(bǔ)充熱量；所述的方法包括如下步驟，1)原料合成氣與側(cè)線出料塔、精餾塔及回收塔的塔釜換熱器進(jìn)行熱交換后，與側(cè)線出料塔的側(cè)線出料換熱器熱交換，熱交換后合成氣氣液分離脫氫；脫氫后的合成氣液液分離， 有機(jī)相進(jìn)入側(cè)線出料塔精餾分離，水相進(jìn)入回收塔回收苯胺；2)控制側(cè)線出料塔真空度0.068 0. 072 Mpa，頂溫為68. 0 77. 1°C，側(cè)線出料口溫度為120. 0 127. 3°C，底溫為141. 0 149. 6 °C ；分離后，塔頂物料水含量達(dá)到99. 5%以上，側(cè)線出料口物料苯胺含量達(dá)到99%以上，側(cè)線出料塔釜底物料為含苯胺焦油；3)側(cè)線出料塔側(cè)線出料口物料進(jìn)入精餾塔精餾分離，塔底物料得到99.9%以上苯胺；4)液液分離后的水相經(jīng)回收塔精餾回收苯胺，塔底采出回收苯胺，返回進(jìn)行液液分離。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的連續(xù)側(cè)線出料塔與精餾及回收塔熱熱集成分離氫-水-苯胺-焦油的方法，其特征在于，所述的原料合成氣采用并聯(lián)方式與側(cè)線出料塔、精餾塔及回收塔的塔釜換熱器分別進(jìn)行熱交換。
3.根據(jù)權(quán)利要求1所述的連續(xù)側(cè)線出料塔與精餾及回收塔熱熱集成分離氫-水-苯胺-焦油的方法，其特征在于，所述的精餾塔其操作條件為，真空度0. 088 0. 092 Mpa，頂溫為65. 0 71. 0°C，底溫為141. 0 149. 6°C ；回流比為1:1。
4.根據(jù)權(quán)利要求1所述的連續(xù)側(cè)線出料塔與精餾及回收塔熱熱集成分離氫-水-苯胺-焦油的方法，其特征在于，所述的回收塔其操作條件為，真空度0. 088 0. 092 Mpa，頂溫為 65. 0 71.0°C，底溫為 141.0 149. 6°C。
5.根據(jù)權(quán)利要求1所述的連續(xù)側(cè)線出料塔與精餾及回收塔熱熱集成分離氫-水-苯胺-焦油的方法，其特征在于，所述的側(cè)線出料塔的塔釜換熱器，其結(jié)構(gòu)包括殼體和外殼上的進(jìn)料口、蒸汽出口，還包括蛇形加熱管和焦油及顆粒物降液槽；所述焦油及顆粒物降液槽位于外殼下，上、下兩端設(shè)有間閥，上端間閥與外殼連接，下端間閥與儲存罐連接；所述蛇形加熱管在外殼內(nèi)；所述的進(jìn)料口下部采用孔板結(jié)構(gòu)。
6.根據(jù)權(quán)利要求1所述的連續(xù)側(cè)線出料塔與精餾及回收塔熱熱集成分離氫-水-苯胺-焦油的方法，其特征在于，所述原料合成氣中氫、水、苯胺及焦油的質(zhì)量分?jǐn)?shù)分別為 0.6589,0. 2551,0. 0845 和 0. 0015。
全文摘要
一種連續(xù)側(cè)線出料塔與精餾及回收塔熱集成分離氫-水-苯胺-焦油的方法，通過合成氣與塔釜換熱器及側(cè)線出料換熱器熱交換途徑脫氫，并實(shí)現(xiàn)熱量回收，脫氫后原料液液分離，有機(jī)相在側(cè)線出料精餾塔上精餾分離，分別得到苯胺廢水、粗苯胺和焦油餾分，粗苯胺一次精餾得到99.9%以上苯胺，苯胺廢水經(jīng)回收塔回收苯胺。本發(fā)明的方法采用熱交換代替多次冷卻，減少冷卻過程中熱量損失和冷卻水的用量，采用側(cè)線出料精餾塔代替初餾塔，一次實(shí)現(xiàn)脫水和脫焦油，并得到99%以上的粗苯胺。本發(fā)明方法能夠節(jié)省大量能耗，避免焦油和固體雜質(zhì)堵塞換熱器，縮短分離所需要的時(shí)間，顯著降低冷卻水用量，能耗可降低60%以上。
文檔編號C07C211/46GK102381984SQ20111026134
公開日2012年3月21日 申請日期2011年9月6日 優(yōu)先權(quán)日2011年9月6日
發(fā)明者顧正桂 申請人:江蘇沿江化工資源開發(fā)研究院有限公司