苯胺合成和分离过程中合成气与分离装置之间的热集成工艺.pdf

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1、(10)申请公布号 CN 102408341 A (43)申请公布日 2012.04.11 CN 102408341 A *CN102408341A* (21)申请号 201110315223.3 (22)申请日 2011.10.18 C07C 211/46(2006.01) C07C 209/36(2006.01) C07C 209/84(2006.01) (71)申请人 江苏沿江化工资源开发研究院有限 公司 地址 210047 江苏省南京市南京化学工业园 方水路 158 号 (72)发明人 顾正桂 詹其伟 董秀梅 (74)专利代理机构 南京知识律师事务所 32207 代理人 韩朝晖 (54。

2、) 发明名称 苯胺合成和分离过程中合成气与分离装置之 间的热集成工艺 (57) 摘要 一种苯胺合成和分离过程中合成气与分离装 置之间的热集成工艺， 通过分离塔设置的塔釜换 热器和进、 出料换热器实现合成气与分离装置之 间换热， 不仅实现热量回收， 同时达到脱氢、 脱水 及苯胺精制的目的。本发明采用五次热交换和一 次冷凝代替原有工艺两次冷凝和三次冷却， 减少 两次冷凝和三次冷却过程中热量损失和冷却水的 用量， 各分离塔分别利用塔釜换热器回收热量加 热， 显著降低生产所需能耗和冷却水用量， 处理 1 吨氢 - 水 - 苯胺 - 焦油合成气的能耗由原有工艺 1.53106kJ/t 降为 0.3410。

3、6kJ/t， 能耗可降低 77%以上， 冷却水用量由44.5 吨 /t 降为 11.8 吨 / t。 (51)Int.Cl. (19)中华人民共和国国家知识产权局 (12)发明专利申请 权利要求书 1 页 说明书 5 页 附图 1 页 CN 102408344 A1/1 页 2 1. 一种苯胺合成和分离过程中合成气与分离装置之间的热集成工艺， 所述的分离装置 包括气液分离器、 液液分离器、 初馏塔、 精馏塔和回收塔， 合成气冷凝后进入气液分离器脱 氢， 脱氢后液体经冷却进入液液分离器， 液液分离后有机相进入初馏塔分离， 初馏塔分离后 的苯胺进入精馏塔精制， 水相进入回收塔回收苯胺， 其特征在于。

4、 ： 所述的初馏塔采用侧线塔 （16） ， 侧线塔 （16） 、 精馏塔 （17） 和回收塔 （18） 分别设置塔釜 换热器 （19、 20、 21） ， 侧线塔 （16） 进、 出料设置换热器 （22） 和换热器 （23） ； 合成气与分离装置之间的换热方案如下 ： （1） 原料合成气 （流股） 分为并联的三股流股 （流股、 、 ） 分别与侧线塔 （16） 、 精 馏塔 （17） 和回收塔 （18） 的塔釜换热器 （19、 20、 21） 进行换热 ； （2） 换热后的三股合成气合并后通过换热器 （22） 与侧线塔 （16） 的侧线出料 （流股） 进行换热 ； （3） 换热器 （22） 换热。

5、后的合成气通过换热器 （23） 与来自液液分离器 （37） 下层有 机相的进侧线塔进料 （流股） 进行换热， 再经冷凝器 （29） 冷凝后， 送至气液分离器 （36） ； （4） 经气液分离器 （36） 脱氢后的液体再经冷却器 （24） 冷却后， 送至液液分离器 （37） 。 2. 根据权利要求 1 所述的苯胺合成和分离过程中合成气与分离装置之间的热集成工 艺， 其特征在于， 所述的换热方案为 ： （1） 215 225原料合成气 （流股） 分为并联的三股流股 （流股、 、 ） 分别与侧 线塔 （16） 、 精馏塔 （17） 和回收塔 （18） 的塔釜换热器 （19、 20、 21） 进行换热。

6、， 温度降至 175 185 ； （2） 175 185的合成气合并后通过换热器 （22） 与侧线塔 （16） 的侧线出料 （流股 ） 进行换热， 温度降至 155 165 ； （3） 155 165的合成气通过换热器 （23） 与来自液液分离器 （37） 下层有机相的侧 线塔进料 （流股） 进行换热， 温度降至 125 135， 再经冷凝器 （29） 降至 90 100， 送 至气液分离器 ； （4） 合成气脱氢后的液体再经冷却器 （24） 冷却至 45 55， 送至液液分离器 （37） 。 3.根据权利要求1或2所述的苯胺合成和分离过程中合成气与分离装置之间的热集成 工艺， 其特征在于， 。

7、所述的侧线塔 （16） 、 精馏塔 （17） 和回收塔 （18） 通过再沸器 （31、 32、 33） 补充热量。 4. 根据权利要求 2 所述的苯胺合成和分离过程中合成气与分离装置之间的热集成工 艺， 其特征在于， 回收塔 （18） 塔底出料为 140 150的回收苯胺， 通过换热器 （25） 与来自 液液分离器 （37） 上层水相的回收塔进料 （11） 进行换热， 温度降至 95 110， 再与气液分 离器 （36） 脱氢后液体合并， 经冷却器 （24） 冷却至 45 55， 送至液液分离器 （37） 。 5. 根据权利要求 2 所述的苯胺合成和分离过程中合成气与分离装置之间的热集成 工艺。

8、， 其特征在于， 所述的侧线塔 （16） 顶温为 68.0 77.1， 侧线出料温度为 120.0 127.3、 底温为 143.3 152.0。 6. 根据权利要求 2 所述的苯胺合成和分离过程中合成气与分离装置之间的热集成工 艺， 其特征在于， 所述的精馏塔 （17） 顶温为 65.0 71.0， 底温为 141.0 149.6。 7. 根据权利要求 2 所述的苯胺合成和分离过程中合成气与分离装置之间的热集成工 艺， 其特征在于， 所述的回收塔 （18） 顶温为 65.0 71.0， 底温为 141.0 149.6。 权 利 要 求 书 CN 102408341 A CN 10240834。

9、4 A1/5 页 3 苯胺合成和分离过程中合成气与分离装置之间的热集成工 艺 技术领域 0001 本发明涉及一种化工过程中苯胺合成与分离工艺， 特别是涉及一种苯胺合成和分 离过程中合成气与分离装置之间的热集成方法和工艺。 背景技术 0002 苯胺作为一种有机中间体广泛应用于合成材料、 橡胶助剂、 染料、 颜料、 医药、 农药 及精细化工中间体的生产。尤其是作为 MDI 的生产原料 , 具有很大的市场潜力 , 由其制得 的化工产品和中间体有 300 多种 , 开发利用前景十分广阔。 0003 目前研发的苯胺制备方法有硝基苯液相催化加氢工艺、 固定床气相催化加氢及流 化床气相催化加氢工艺， 工业化。

10、生产普遍采用流化床气相催化加氢工艺， 生产过程为 ： 硝基 苯和过量H2在流化床内反应， 反应后的混合气体经旋风分离器从床顶逸出， 温度为220左 右， 经过两次冷凝至 95左右， 通过气液分离器脱氢 ； 脱氢后液体再经三次冷却至 50左 右， 在苯胺水分离器中进行分离， 得到粗苯胺和苯胺废水 ； 苯胺废水去回收苯胺汽提塔回收 苯胺， 苯胺废水经汽提塔回收苯胺后， 底部废水去生化处理 ； 粗苯胺进入初馏塔除去低沸点 杂质 , 顶部去苯胺水分离器， 底部送至精馏塔进行精馏， 塔顶出苯胺成品， 塔底为焦油。 0004 采用上述工艺可以得到 99.9% 苯胺， 但存在严重浪费热量问题， 合成气需要经。

11、过 两步冷凝， 实现氢与其它组分的分离， 脱氢后液体再经三次冷却至 50左右， 在苯胺水分离 器中进行液液分离， 得到粗苯胺和苯胺废水， 冷凝和冷却过程不仅浪费大量的热量， 同时需 要大量冷却水 ； 粗苯胺再经过初馏和精馏精制提纯， 这个过程消耗大量的热能， 并需要大量 冷却水， 能量利用不合理， 原工艺如图 1 所示， 包括初馏塔、 精馏塔及回收塔， 消耗能量见表 1 所示， 处理 1 吨氢 - 水 - 苯胺 - 焦油合成气的能耗为 1.53106KJ/t， 冷却水用量 44.5 吨 /t。 0005 表 1 原工艺能量消耗情况 发明内容 0006 针对现有技术的上述不足， 本发明的目的是提。

12、供一种苯胺合成和分离过程中合成 气与分离装置之间的热集成工艺， 通过塔釜换热器和初馏塔进、 出料换热器实现合成气与 分离装置之间的换热， 不仅实现热量回收和节约冷却用水， 同时达到脱氢、 脱水及苯胺精制 说 明 书 CN 102408341 A CN 102408344 A2/5 页 4 的目的。 0007 完成上述发明任务的技术方案是 ： 一种苯胺合成和分离过程中合成气与分离装置之间的热集成工艺， 所述的分离装置包 括气液分离器、 液液分离器、 初馏塔、 精馏塔和回收塔， 合成气冷凝后进入气液分离器脱氢， 脱氢后液体经冷却进入液液分离器， 液液分离后有机相进入初馏塔分离， 初馏塔分离后的 苯。

13、胺进入精馏塔精制， 水相进入回收塔回收苯胺， 其特征在于 ： 所述的初馏塔采用侧线塔 （16） ， 侧线塔 （16） 、 精馏塔 （17） 和回收塔 （18） 分别设置塔釜 换热器 （19、 20、 21） ， 侧线塔 （16） 进、 出料设置换热器 （22） 和换热器 （23） ； 合成气与分离装置之间的换热方案如下 ： （1） 原料合成气 （流股） 分为并联的三股流股 （流股、 、 ） 分别与侧线塔 （16） 、 精 馏塔 （17） 和回收塔 （18） 的塔釜换热器 （19、 20、 21） 进行换热 ； （2） 换热后的三股合成气合并后通过换热器 （22） 与侧线塔 （16） 的侧线出料。

14、 （流股） 进行换热 ； （3） 换热器 （22） 换热后的合成气通过换热器 （23） 与来自液液分离器 （37） 下层有 机相的进侧线塔进料 （流股） 进行换热， 再经冷凝器 （29） 冷凝后， 送至气液分离器 （36） ； （4） 经气液分离器 （36） 脱氢后的液体再经冷却器 （24） 冷却后， 送至液液分离器 （37） 。 0008 以工业生产中硝基苯气相催化加氢合成苯胺的典型工艺为例， 分离过程中合成气 与分离装置之间的热集成工艺， 其换热方案为 ： （1） 215 225原料合成气 （流股） 分为并联的三股流股 （流股、 、 ） 分别与侧 线塔 （16） 、 精馏塔 （17） 和回。

15、收塔 （18） 的塔釜换热器 （19、 20、 21） 进行换热， 温度降至 175 185左右 ； （2） 175 185左右的合成气合并后通过换热器 （22） 与侧线塔 （16） 的侧线出料 （流 股） 进行换热， 温度降至 155 165左右 ； （3） 155 165左右的合成气通过换热器 （23） 与来自液液分离器 （37） 下层有机相 的侧线塔进料 （流股） 进行换热， 温度降至 125 135左右， 再经冷凝器 （29） 降至 90 100左右， 送至气液分离器 ； （4） 合成气脱氢后的液体再经冷却器 （24） 冷却至 45 55左右， 送至液液分离器 （37） 。 0009 。

16、所述方法通过合成气与塔釜换热器及侧线塔进、 出料换热器热交换途径冷凝后脱 氢， 并实现热量回收， 脱氢后液体组分进行液液分离， 有机相和水相采用侧线塔、 精馏塔和 回收塔分别进行苯胺的分离与回收， 有机相 （粗苯胺） 首先在侧线塔上精馏分离， 侧线出料 为苯胺馏分， 再经精馏塔精馏精制得到成品苯胺 （99.9% 以上） ， 水相 （苯胺废水） 经苯胺回收 塔精馏回收苯胺。 0010 所述的侧线塔、 精馏塔和回收塔分别包括再沸器。 本发明的热集成工艺中， 各分离 塔分别由塔釜换热器加热， 并通过再沸器补充热量。 0011 回收塔塔底出料为 140 150左右的回收苯胺， 通过换热器 （25） 与。

17、来自液液分 离器 （37） 上层水相的回收塔进料 （11） 进行换热， 温度降至 95 110左右， 再与气液分离 器脱氢后液体合并， 经冷却器 （24） 冷却至 45 55左右， 送至液液分离器 （37） 。 0012 本发明的优点 ： 本发明采用苯胺合成和分离过程中合成气与分离装置之间的热集 说 明 书 CN 102408341 A CN 102408344 A3/5 页 5 成工艺， 通过各精馏塔的塔釜换热器和侧线塔的进、 出料换热器实现合成气与分离装置之 间的换热， 不仅实现热量回收， 同时达到脱氢、 脱水及苯胺精制的目的。本发明采用五次热 交换和一次冷凝代替原有工艺两次冷凝和三次冷却。

18、， 减少两次冷凝和三次冷却过程中热量 损失和冷却水的用量， 各分离塔分别由塔釜换热器加热， 实现热量回收， 显著降低生产所需 能耗和冷却水用量， 处理 1 吨氢 - 水 - 苯胺 - 焦油合成气的能耗由原有工艺 1.53106 KJ/ t 降为 0.34106 KJ/t ， 能耗可降低 77% 以上， 冷却水用量由 44.5 吨 /t 降为 11.8 吨 /t。 节能减排效果显著， 具有良好的经济、 环境和社会效益。 0013 下面结合附图， 对本发明方法进行详细描述， 本发明的保护范围不以具体实施方 式为限， 而是由权利要求加以限定。 附图说明 0014 图 1 为现有技术中的流化床气相催化。

19、加氢工艺流程图， 合成气经冷凝与冷却后进 行气液分离和液液分离， 分离塔包括初馏塔、 精馏塔及回收塔。 0015 其中包括 ： 流化床反应器 1、 二步冷凝器 2、 气液分离器 3、 三步冷却器 4、 液液分离 器 5、 冷凝器 6、 初馏塔 7、 再沸器 8、 冷凝器 9、 精馏塔 10、 再沸器 11、 冷凝器 12、 回收塔 13 及 再沸器 14。 0016 图 2 为本发明的苯胺合成和分离过程中合成气与分离装置之间的热集成工艺流 程图。 0017 其中包括 ： 侧线塔 16、 精馏塔 17、 回收塔 18、 换热器 19、 换热器 20、 换热器 21、 换热器22、 换热器23、 。

20、冷却器24、 换热器25、 塔顶冷凝器26、 27、 28、 冷凝器29、 内 回流冷凝器 30、 再沸器 31、 32、 33、 侧线塔进料口 34、 侧线塔出料口 35、 气液分离器 36 及液 液分离器 37。 具体实施方式 0018 一种苯胺合成和分离过程中合成气与分离装置之间的热集成工艺， 采用图 2 所示 工艺流程。 0019 来自硝基苯气相催化加氢产生的合成气冷凝后气液分离脱氢， 脱氢后液体经冷却 进行液液分离， 液液分离后产生的有机相和水相分别进行苯胺的分离与回收， 分离装置包 括气液分离器 36、 液液分离器 37、 侧线塔 16、 精馏塔 17 和回收塔 18， 侧线塔 1。

21、6、 精馏塔 17 和回收塔 18 分别设置塔釜换热器 19、 20、 21， 合成气与分离装置之间的热集成工艺 采用的换热方案如下 ： （1） 约 220的原料合成气 （流股） 分为并联的三股流股 （流股、 、 ） 分别与侧线 塔 16、 精馏塔 17 和回收塔 18 的塔釜换热器 19、 20、 21 进行换热， 温度降至 180左 右 ； （2） 换热后的三股合成气合并后通过换热器 22 与侧线塔 16 的侧线出料 （流股） 进 行换热， 温度降至 160左右 ； （3） 换热后的合成气通过换热器 23 与来自液液分离器 37 下层有机相的进侧线塔进 料 （流股） 进行换热， 温度降至 。

22、130左右， 再经冷凝器 29 降至 95左右， 送至气液分离器 36 ； 说 明 书 CN 102408341 A CN 102408344 A4/5 页 6 （4） 合成气在气液分离器 36 脱氢后， 氢气 （流股） 循环至催化加氢反应器再利用， 液 体再经冷却器 24 冷却至 50左右， 送至液液分离器 37。 0020 侧线塔 16、 精馏塔 17 和回收塔 18 分别通过再沸器 31、 32、 33 补充加热。 0021 采用本发明的合成气与分离装置之间的热集成工艺进行苯胺的分离与回收， 包括 如下步骤 ： （1） 开始时， 500Kg/h 合成气通过气液分离器 36 上部的冷凝器 。

23、29 深度冷凝至 70， 将 脱氢后原料 （流股） 放至液液分离器 37 中。 0022 （2） 将液液分离器 37 下层有机相 （流股） 放入侧线精馏塔 16 中， 釜底液位控制 2/3 左右， 上层水相 （苯胺废水， 流股） 送至回收塔 18， 回收塔釜底液位达到 2/3 时， 打开 侧线精馏塔16、 精馏塔17及回收塔18塔顶冷凝器26、 27、 28的冷却水， 连续通入合成气 （流 股、 ） 给侧线精馏塔 16 和回收塔 18 的塔釜换热器 19 和换热器 21 加热， 控制合成 气流量分别为 2000Kg/h 和 2474Kg/h 左右， 并通过再沸器 31、 33 补充热量。 00。

24、23 （3） 控制侧线精馏塔真空度 0.07Mpa 左右， 当侧线精馏塔顶、 底温度稳定， 开始出 料， 顶温为68.077.1， 侧线出料口温度为120.0127.3、 底温为143.3152.0， 经侧线出料塔 16 分离后， 塔顶物料 （流股） 水含量达到 99.5% 以上， 侧线出料口苯胺 （流股 ） 含量达到 99% 以上， 一次得率达到 99.8% 以上， 侧线精馏塔釜底为含苯胺焦油 （流股） 。 0024 （4） 侧线出料口含 99% 苯胺 （流股） 送至精馏塔 17 精制， 塔项带有内回流冷凝 器 30， 连续通入合成气 （流股） 给精馏塔 17 的塔釜换热器 20 加热， 控。

25、制合成气流量为 116Kg/h 左右， 并通过再沸器 32 补充热量 ； 控制精馏塔 17 真空度 0.09Mpa 左右， 当精馏塔 顶、 底温度稳定， 开始出料， 顶温为 65.0 71.0， 底温为 141.0 149.6， 经精馏塔 17 分离后， 塔顶水含量达到 99.5% 以上 （流股） ， 底部出料含 99.9% 以上苯胺 （流股） 。 0025 （5） 液液分离器 36 上层水相 （流股） 送至回收塔 18， 回收塔釜底液位达到 2/3 时， 打开回收塔18塔顶冷凝器28的冷却水， 连续通入合成气 （流股） 给回收塔18塔釜换热 器 21 加热， 控制合成气流量为 2474Kg/。

26、h 左右， 并通过再沸器 33 补充热量， 控制回收塔真 空度0.09Mpa左右， 当塔顶、 底温度稳定， 开始出料， 顶温为65.071.0， 底温为141.0 149.6， 经回收塔 18 分离后， 塔顶水含量达到 99.5% 以上 （流股） ， 底部出料含 88.8% 以 上苯胺 （流股） ， 经换热器 25 与回收塔 18 进料 （流股， 来自液液分离器 36 上层水相） 换热后， 与脱氢后液体合并送至液液分离器 37。 0026 上述工艺流程中， 不同部位装置采用表 2 和表 3 所示的进、 出料温度条件， 热集成 过程中换热或冷却所需热量见表 3 所示。 0027 表 2 分离过程。

27、工艺条件 说 明 书 CN 102408341 A CN 102408344 A5/5 页 7 表 3 不同部位换热器和冷凝器温度变化情况 本发明采用五次热交换和一次冷凝代替原有工艺中两次冷凝和三次冷却， 减少两次冷 凝和三次冷却过程中热量损失和冷却水的用量， 并通过塔釜换热器回收热量， 对各分离塔 进行加热， 显著降低生产所需能耗和冷却水用量， 处理 1 吨氢 - 水 - 苯胺 - 焦油合成气的能 耗由原有工艺 1.53106 KJ/t 降为 0.34106 KJ/t ， 能耗可降低 77% 以上， 冷却水用量由 44.5 吨 /t 降为 11.8 吨 /t。 说 明 书 CN 102408341 A CN 102408344 A1/1 页 8 图 1 图 2 说 明 书 附 图 CN 102408341 A 。