一步法直接冷却结晶分离对二甲苯的方法.pdf

本发明涉及一种一步法直接冷却结晶分离对二甲苯的方法，主要解决现有技术中投资费用高、结晶罐数量多、换热效率低的问题。本发明通过采用一种一步法直接冷却结晶分离对二甲苯的方法，将含对二甲苯60～90％的混合二甲苯原料在结晶罐中与低温液相冷媒直接接触换热，对二甲苯晶体与混合二甲苯母液以浆料的形式排出结晶罐进入过滤器，对二甲苯晶体与混合二甲苯母液在过滤器中得到分离，得到高纯度对二甲苯产品；汽化后的冷媒返回制冷压缩机组，通过制冷机组将冷媒重新压缩冷却液化，液化后的低温冷媒返回结晶罐循环使用的技术方案较好地解决了上述问题，可用于分离对二甲苯中。

权利要求书
1.  一种一步法直接冷却结晶分离对二甲苯的方法，将含对二甲苯质量分数为60～90％的混合二甲苯原料在至少一台结晶罐中与低温液相冷媒直接接触换热，低温液相冷媒汽化过程中吸收混合二甲苯的热量，而混合二甲苯获得低温液相冷媒的冷量后降温并析出对二甲苯晶体，对二甲苯晶体与混合二甲苯母液以浆料的形式排出结晶罐进入过滤器，对二甲苯晶体与混合二甲苯母液在过滤器中得到分离，得到高纯度对二甲苯产品；汽化后的冷媒返回制冷压缩机组，通过制冷机组将冷媒重新压缩冷却液化，液化后的低温冷媒返回结晶罐循环使用。

2.  根据权利要求1所述一步法直接冷却结晶分离对二甲苯的方法，其特征在于所述结晶罐带有搅拌器；混合二甲苯原料为液体或含有部分晶体的浆料。

3.  根据权利要求1所述一步法直接冷却结晶分离对二甲苯的方法，其特征在于所述高纯度对二甲苯产品的纯度为99.8％。

4.  根据权利要求1所述一步法直接冷却结晶分离对二甲苯的方法，其特征在于所述冷媒为丙烯、丙烷、氨、环丙烷和异丁烷中的至少一种。

5.  根据权利要求1所述一步法直接冷却结晶分离对二甲苯的方法，其特征在于所述结晶罐的操作温度为-40～25℃，操作压力为140～350kPaA；过滤器的操作温度为-40～25℃，操作压力为140～350kPaA。

6.  根据权利要求5所述一步法直接冷却结晶分离对二甲苯的方法，其特征在于所述结晶罐的操作温度为-30～15℃，操作压力为200～330kPaA；过滤器的操作温度为-30～15℃，操作压力为200～330kPaA。

7.  根据权利要求6所述一步法直接冷却结晶分离对二甲苯的方法，其特征在于所述结晶罐的操作温度为-20～5℃，操作压力为260～310kPaA；过滤器的操作温度为-20～5℃，操作压力为260～310kPaA。

8.  根据权利要求1所述一步法直接冷却结晶分离对二甲苯的方法，其特征在于进入结晶罐的低温液相冷媒的温度为-45～25℃。

9.  根据权利要求1所述一步法直接冷却结晶分离对二甲苯的方法，其特征在于低温液相冷媒与混合二甲苯原料的重量比为1:2.0～16.0。

说明书一步法直接冷却结晶分离对二甲苯的方法
技术领域
本发明涉及一种一步法直接冷却结晶分离对二甲苯的方法。
背景技术
对二甲苯PX主要用于生产精对苯二甲酸PTA等基本有机原料，通常对二甲苯来自于混合二甲苯，该混合物含有四种同分异构体：邻二甲苯、间二甲苯、对二甲苯和乙苯。为了获得所需的高纯度对二甲苯和其它有用组分，必须将它们进行分离精制。目前工业化分离对二甲苯的工艺流程主要有吸附分离法和结晶分离法两种。一般来说，当混合二甲苯原料中对二甲苯浓度较低时，采用吸附分离法优势明显；当混合二甲苯原料中对二甲苯浓度较高时，采用结晶分离法更有优势。结晶分离法是依据对二甲苯13.3℃熔点较其它组分熔点要高的特点(邻二甲苯熔点为-25.2℃，间二甲苯熔点为-47.9℃，乙苯熔点为-95.0℃)进行分离，混合二甲苯原料降温时将最先析出对二甲苯晶体。
专利授权公告号CN101735001B涉及一种对二甲苯结晶分离的方法，采用冷却结晶分离工艺解决吸附分离投资高和操作复杂的问题。专利申请公布号CN103333045A涉及一种对二甲苯生产的方法和装置，采用甲苯歧化和结晶分离结合来生产对二甲苯。专利申请公布号CN103772130A涉及一种分离对二甲苯的结晶方法，采用母液返回的工艺流程解决了能耗大、预冷器结垢严重的问题。专利申请公布号CN104030880A涉及一种直接冷却结晶分离对二甲苯的方法，采用冷媒直接换热结晶分离对二甲苯解决间接冷却工艺流程复杂、设备数量多、投资和操作费用高的问题。
现有技术中的专利授权公告号CN101735001B采用模拟移动床，通过旋转阀切换物流对物料进行结晶和过滤处理，达到结晶分离对二甲苯的目的，但该方法存在工艺流程复杂、设备数量多和投资费用高等问题。专利申请公布号CN103333045A仅仅描述了采用甲苯歧化和结晶分离结合来生产对二甲苯的方法，其结晶分离仍使用内部结构复杂的间接换热式结晶器，而且结晶器的换热面积不能无限增加，单台结晶器的生产能力有限，当生产装置规模扩大时，存在需要多台结晶器方能满足要求等问题。专利申请公布号CN103772130A采用间接换热方法，存在工艺流程长、传热效率低、操作费用高等问题。专利申请公布号CN104030880A解决了间接换热存在的问题，但冷媒采用液氮或液体二氧化碳，存在冷媒难以回收或冷媒回收流程长，投资费用高，操作复杂等问题。
本发明有针对性的解决了该问题。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是现有技术中投资费用高、结晶罐数量多、换热效率低的问题，提供一种新的一步法直接冷却结晶分离对二甲苯的方法。该方法用于分离对二甲苯中，具有投资费用低、结晶罐数量少、换热效率高的优点。
为解决上述问题，本发明采用的技术方案如下：一种一步法直接冷却结晶分离对二甲苯的方法，将含对二甲苯质量分数为60～90％的混合二甲苯原料在至少一台结晶罐中与低温液相冷媒直接接触换热，低温液相冷媒汽化过程中吸收混合二甲苯的热量，而混合二甲苯获得低温液相冷媒的冷量后降温并析出对二甲苯晶体，对二甲苯晶体与混合二甲苯母液以浆料的形式排出结晶罐进入过滤器，对二甲苯晶体与混合二甲苯母液在过滤器中得到分离，得到高纯度对二甲苯产品；汽化后的冷媒返回制冷压缩机组，通过制冷机组将冷媒重新压缩冷却液化，液化后的低温冷媒返回结晶罐循环使用。
上述技术方案中，优选地，所述结晶罐带有搅拌器；混合二甲苯原料为液体或含有部分晶体的浆料。
上述技术方案中，优选地，所述高纯度对二甲苯产品的纯度为99.8％。
上述技术方案中，优选地，所述冷媒为丙烯、丙烷、氨、环丙烷和异丁烷中的至少一种。
上述技术方案中，优选地，所述结晶罐的操作温度为-40～25℃，操作压力为140～350kPaA；过滤器的操作温度为-40～25℃，操作压力为140～350kPaA。
上述技术方案中，更优选地，所述结晶罐的操作温度为-30～15℃，操作压力为200～330kPaA；过滤器的操作温度为-30～15℃，操作压力为200～330kPaA。
上述技术方案中，最优选地，所述结晶罐的操作温度为-20～5℃，操作压力为260～310kPaA；过滤器的操作温度为-20～5℃，操作压力为260～310kPaA。
上述技术方案中，优选地，进入结晶罐的低温液相冷媒的温度为-45～25℃。
上述技术方案中，优选地，低温液相冷媒与混合二甲苯原料的重量比为1:2.0～16.0。
本发明采用一步法直接冷却结晶分离对二甲苯。由于直接换热的传热效率高，结晶罐数量是现有技术采用间接换热结晶器数量的一半，且本发明单个结晶罐的制作成本也比间接换热结晶器要低，因此生产装置的设备投资费用得以进一步降低，同时使用冷媒的成本下降30～60％，取得了较好的技术效果和良好的经济效益。
附图说明
图1为本发明所述方法的流程示意图。
1为结晶罐；2为低温液相冷媒；3为制冷压缩机组；4为气相冷媒；5为混合二甲苯原料；6为混合二甲苯浆料；7为过滤器；8为析出的晶体；9为混合二甲苯母液；10为搅拌器。
下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。
具体实施方式
【实施例1】
本发明采用一步法直接冷却结晶分离对二甲苯的方法，对二甲苯分离装置的生产规模为10万吨/年，混合二甲苯原料中所含对二甲苯的重量百分比为80％，采用丙烷作为冷媒进行直接换热冷却结晶分离对二甲苯，进入结晶罐的低温液相冷媒的温度为-20～-15℃。低温液相冷媒与混合二甲苯原料的重量比为1:2.5～1:4.5。结晶罐和过滤器的操作温度为-15℃，操作压力为286kPaA，最终过滤器析出的晶体为99.8％高纯度对二甲苯产品，结晶罐数量为1台，冷媒使用成本下降48％以上。
【对比例1】
现有技术采用内部结构复杂的间接换热式结晶罐，在与实施例1相同的生产规模和操作条件下，由于受单台结晶罐的生产能力的限制，结晶罐数量为2台。而采用液氮作为冷媒的直接换热技术，其冷媒使用成本为100％。
【实施例2】
按照实施例1所述的条件和步骤，对二甲苯分离装置的生产规模改为20万吨/年，混合二甲苯原料中所含对二甲苯的重量百分比为80％，采用丙烷作为冷媒进行直接换热冷却结晶分离对二甲苯，进入结晶罐的低温液相冷媒的温度为-20～-15℃。低温液相冷媒与混合二甲苯原料的重量比为1:2.5～1:4.5。结晶罐和过滤器的操作温度为-15℃，操作压力为286kPaA，最终过滤器析出的晶体为99.8％高纯度对二甲苯产品，结晶罐数量为2台，冷媒使用成本下降50％以上。
【对比例2】
现有技术采用内部结构复杂的间接换热式结晶罐，在与实施例2相同的生产规模和操作条件下，由于受单台结晶罐的生产能力的限制，结晶罐数量为4台。而采用液氮作为冷媒的直接换热技术，其冷媒使用成本为100％。
【实施例3】
按照实施例1所述的条件和步骤，仅仅对二甲苯分离装置的生产规模改为30万吨/年，混合二甲苯原料中所含对二甲苯的重量百分比为80％，采用丙烷作为冷媒进行直接换热冷却结晶分离对二甲苯，进入结晶罐的低温液相冷媒的温度为-20～-15℃。低温液相冷媒与混合二甲苯原料的重量比为1:2.5～1:4.5。结晶罐和过滤器的操作温度为-15℃，操作压力为286kPaA，最终过滤器析出的晶体为99.8％高纯度对二甲苯产品，结晶罐数量为3台，冷媒使用成本下降52％以上。
【对比例3】
现有技术采用内部结构复杂的间接换热式结晶罐，在与实施例3相同的生产规模和操作条件下，由于受单台结晶罐的生产能力的限制，结晶罐数量为6台。而采用液氮作为冷媒的直接换热技术，其冷媒使用成本为100％。
【实施例4】
按照实施例1所述的条件和步骤，仅仅对二甲苯分离装置的生产规模改为40万吨/年，混合二甲苯原料中所含对二甲苯的重量百分比为80％，采用丙烷作为冷媒进行直接换热冷却结晶分离对二甲苯，进入结晶罐的低温液相冷媒的温度为-20～-15℃。低温液相冷媒与混合二甲苯原料的重量比为1:2.5～1:4.5。结晶罐和过滤器的操作温度为-15℃，操作压力为286kPaA，最终过滤器析出的晶体为99.8％高纯度对二甲苯产品，结晶罐数量为4台，冷媒使用成本下降55％以上。
【对比例4】
现有技术采用内部结构复杂的间接换热式结晶罐，在与实施例4相同的生产规模和操作条件下，由于受单台结晶罐的生产能力的限制，结晶罐数量为8台。而采用液氮作为冷媒的直接换热技术，其冷媒使用成本为100％。
【实施例5】
按照实施例2所述的条件和步骤，仅仅冷媒改为丙烯，操作条件也相应改变，对二甲苯分离装置的生产规模为20万吨/年，混合二甲苯原料中所含对二甲苯的重量百分比为80％，进入结晶罐的低温液相冷媒的温度为-45～-40℃。低温液相冷媒与混合二甲苯原料的重量比为1:2.5～1:4.5。结晶罐和过滤器的操作温度为-40℃，操作压力为142kPaA，最终过滤器析出的晶体为99.8％高纯度对二甲苯产品，结晶罐数量为2台，冷媒使用成本下降53％以上。
【对比例5】
现有技术采用内部结构复杂的间接换热式结晶罐，在与实施例5相同的生产规模和操作条件下，由于受单台结晶罐的生产能力的限制，结晶罐数量为4台。而采用液氮作为冷媒的直接换热技术，其冷媒使用成本为100％。
【实施例6】
按照实施例2所述的条件和步骤，仅仅冷媒改为异丁烷，操作条件也相应改变，对二甲苯分离装置的生产规模为20万吨/年，混合二甲苯原料中所含对二甲苯的重量百分比为80％，进入结晶罐的低温液相冷媒的温度为20～25℃。低温液相冷媒与混合二甲苯原料的重量比为1:2.0～1:4.0。结晶罐和过滤器的操作温度为25℃，操作压力为342kPaA，最终过滤器析出的晶体为99.8％高纯度对二甲苯产品，结晶罐数量为2台，冷媒使用成本下降45％以上。
【对比例6】
现有技术采用内部结构复杂的间接换热式结晶罐，在与实施例6相同的生产规模和操作条件下，由于受单台结晶罐的生产能力的限制，结晶罐数量为4台。而采用液氮作为冷媒的直接换热技术，其冷媒使用成本为100％。
【实施例7】
按照实施例2所述的条件和步骤，仅仅冷媒改为氨，操作条件也相应改变，对二甲苯分离装置的生产规模为20万吨/年，混合二甲苯原料中所含对二甲苯的重量百分比为80％，进入结晶罐的低温液相冷媒的温度为-15～-10℃。低温液相冷媒与混合二甲苯原料的重量比为1:10.0～1:16.0。结晶罐和过滤器的操作温度为-10℃，操作压力为282kPaA，最终过滤器析出的晶体为99.8％高纯度对二甲苯产品，结晶罐数量为2台，冷媒使用成本下降49％以上。
【对比例7】
现有技术采用内部结构复杂的间接换热式结晶罐，在与实施例7相同的生产规模和操作条件下，由于受单台结晶罐的生产能力的限制，结晶罐数量为4台。而采用液氮作为冷媒的直接换热技术，其冷媒使用成本为100％。
【实施例8】
按照实施例2所述的条件和步骤，仅仅冷媒改为环丙烷，操作条件也相应改变，对二甲苯分离装置的生产规模为20万吨/年，混合二甲苯原料中所含对二甲苯的重量百分比为80％，进入结晶罐的低温液相冷媒的温度为-10～-5℃。低温液相冷媒与混合二甲苯原料的重量比为1:2.5～1:4.5。结晶罐和过滤器的操作温度为-5℃，操作压力为288kPaA，最终过滤器析出的晶体为99.8％高纯度对二甲苯产品，结晶罐数量为2台，冷媒使用成本下降47％以上。
【对比例8】
现有技术采用内部结构复杂的间接换热式结晶罐，在与实施例8相同的生产规模和操作条件下，由于受单台结晶罐的生产能力的限制，结晶罐数量为4台。而采用液氮作为冷媒的直接换热技术，其冷媒使用成本为100％。
【实施例9】
按照实施例2所述的条件和步骤，仅仅冷媒改为50％丙烯与50％丙烷混合物，操作条件也相应改变，对二甲苯分离装置的生产规模为20万吨/年，混合二甲苯原料中所含对二甲苯的重量百分比为80％，进入结晶罐的低温液相冷媒的温度为-25～-20℃。低温液相冷媒与混合二甲苯原料的重量比为1:3.0～1:5.0。结晶罐和过滤器的操作温度为-20℃，操作压力为267kPaA，最终过滤器析出的晶体为99.8％高纯度对二甲苯产品，结晶罐数量为2台，冷媒使用成本下降56％以上。
【对比例9】
现有技术采用内部结构复杂的间接换热式结晶罐，在与实施例9相同的生产规模和操作条件下，由于受单台结晶罐的生产能力的限制，结晶罐数量为4台。而采用液氮作为冷媒的直接换热技术，其冷媒使用成本为100％。
【实施例10】
按照实施例2所述的条件和步骤，仅仅冷媒改为25％丙烯与25％环丙烷以及50％异丁烷混合物，操作条件也相应改变，对二甲苯分离装置的生产规模为20万吨/年，混合二甲苯原料中所含对二甲苯的重量百分比为80％，进入结晶罐的低温液相冷媒的温度为-15～-10℃。低温液相冷媒与混合二甲苯原料的重量比为1:3.0～1:5.0。结晶罐和过滤器的操作温度为-10℃，操作压力为216kPaA，最终过滤器析出的晶体为99.8％高纯度对二甲苯产品，结晶罐数量为2台，冷媒使用成本下降58％以上。
【对比例10】
现有技术采用内部结构复杂的间接换热式结晶罐，在与实施例10相同的生产规模和操作条件下，由于受单台结晶罐的生产能力的限制，结晶罐数量为4台。而采用液氮作为冷媒的直接换热技术，其冷媒使用成本为100％。
【实施例11】
按照实施例2所述的条件和步骤，仅仅混合二甲苯原料中所含对二甲苯的重量百分比改为60％，对二甲苯分离装置的生产规模为20万吨/年，采用丙烷作为冷媒进行直接换热冷却结晶分离对二甲苯，结晶罐和过滤器的操作温度为-15℃，操作压力为286kPaA，最终过滤器析出的晶体为99.8％高纯度对二甲苯产品，结晶罐数量为2台，冷媒使用成本下降30％以上。
【对比例11】
现有技术采用内部结构复杂的间接换热式结晶罐，在与实施例11相同的生产规模和操作条件下，由于受单台结晶罐的生产能力的限制，结晶罐数量为4台。而采用液氮作为冷媒的直接换热技术，其冷媒使用成本为100％。
【实施例12】
按照实施例2所述的条件和步骤，仅仅混合二甲苯原料中所含对二甲苯的重量百分比改为90％，对二甲苯分离装置的生产规模为20万吨/年，采用丙烷作为冷媒进行直接换热冷却结晶分离对二甲苯，结晶罐和过滤器的操作温度为-15℃，操作压力为286kPaA，最终过滤器析出的晶体为99.8％高纯度对二甲苯产品，结晶罐数量为2台，冷媒使用成本下降60％以上。
【对比例12】
现有技术采用内部结构复杂的间接换热式结晶罐，在与实施例12相同的生产规模和操作条件下，由于受单台结晶罐的生产能力的限制，结晶罐数量为4台。而采用液氮作为冷媒的直接换热技术，其冷媒使用成本为100％。