CN102942439B - 一种分离混合烃类中苯的方法 - Google Patents

Abstract

本发明一种分离混合烃类中苯的方法，属于石油化工领域。由分隔壁萃取精馏塔完成，其中分隔壁塔内部分为三部分，中部为一分隔壁，可以是从顶部直接延伸下来，但不与底部接触的隔板，也可以从塔上部延伸到塔的下部，分隔壁上下部均不与塔顶和塔底接触，但分隔壁苯出料侧上部封闭，不与顶部空间相连。本发明设备简单，能耗较低。与常规流程相比可节能10%以上。

Description

一种分离混合烃类中苯的方法

技术领域

    本发明属于石油化工领域，涉及用分隔壁萃取精馏塔并以环丁砜为萃取剂从混合烃类中获得苯的方法。

背景技术

苯及其同系物是重要的石油化工原料，苯的生产方法有多种，其中来自催化重整和裂解汽油的苯各占世界苯总产量的38%，甲苯歧化占13%， 甲苯加氢脱烷基化占6%，另外还有5%来自焦化工艺。其中，从催化重整和裂解汽油中回收苯的工艺主要有液液萃取和萃取蒸馏两大类。但是由于近年来的研究发现液液萃取操作费用较高不经济，现在主要向萃取精馏方向发展。

目前，已经工业化芳烃抽提工艺按照所用萃取剂的不同，可分为Udex法、环丁砜（Sulfolane）法、N—甲基吡咯烷酮（Arosolvan）法、二甲基亚砜（DMSO）IFP法及N—甲酰基吗啉（Formex）法等，另外，中国石化石油化工科学研究院成功开发了具有自主知识产权的芳烃抽提蒸馏技术（SED），并已经在中国石油大连分公司和上海赛科公司实现工业化生产。

CN1260341A概述了利用萃取精馏从烃类混合物中分离芳烃的方法。按照描述在CN1260341A中的方法，萃取精馏法采用原料预分离—萃取精馏—萃取剂回收的分离工艺流程，当然还有包括非芳烃的蒸馏或水洗、萃取剂的再生等部分。该方法主要流程为通过预分馏塔将芳烃含量为60—98%的烃类混合物分出苯馏分，然后将苯馏分通入萃取精馏塔中部，并在该塔上部通入萃取剂，萃取的富含苯的富液从底部排出进入气提塔实现萃取剂回收和分离出高纯度苯产品，萃取剂循环利用。

该方法设备较多，从而能耗较大，设备维护工作量大，因此需要进一步适当改进。

本发明采用分隔壁萃取精馏塔实现萃取精馏和萃取剂再生同时进行。减少了操作设备，从而达到减少投资和操作费用的目的。烃类混合物在分隔壁塔进料侧从中部进入，萃取剂从该侧上部进入塔，从而实现非芳烃从该侧顶部馏出，而富含苯的富液进入底部再沸器，经加热苯从底部蒸出并从塔的另一侧采出苯产品，萃取剂从底部采出从而免去了再生塔并且可直接循环再利用。因此，本发明与CN1260341A中方法相比，将萃取精馏塔和萃取剂再生塔二塔合一减少了设备数目，从而节省了设备空间，而且能够节省操作费用和能耗。

发明内容

    本发明所要解决的问题是，以混合烃类为原料，采用一塔式方法分离高纯度苯同时实现塔底萃取剂再生的方法。

本发明是一种采用分隔壁萃取精馏塔以萃取精馏方式从烃类混合物中分离出高纯度苯，并且免除萃取剂（环丁砜）与苯的再次分离，已达到节省设备投资和节能的目的。

一种分离混合烃类中苯的方法，由分隔壁萃取精馏塔完成，其中分隔壁塔内部分为三部分，中部为一分隔壁，可以是从顶部直接延伸下来，但不与底部接触的隔板，也可以从塔上部延伸到塔的下部，分隔壁上下部均不与塔顶和塔底接触，但分隔壁苯出料侧上部封闭，不与顶部空间相连。分隔壁的一侧为进料侧，萃取剂和进料从该侧进入，实现萃取精馏塔的功能，另一侧为苯的出料侧，从塔底蒸出的大部分高纯度苯蒸汽从该侧馏出，实现对苯产品的精馏。而底部再沸器到分隔壁板底部为公用部分，主要用来将高纯度苯蒸汽蒸出，实现萃取剂再生和提馏段的作用。进料侧塔顶设置冷凝器，塔底设置再沸器，苯馏出侧设置冷凝器。塔底再沸器出料后设置换热器，将底部出的高纯度萃取剂冷却并循环使用，该流程与常规流程相比可节能10%以上。

其中，原料从塔进料侧的中部进入，进料温度为85—105℃；萃取剂从塔进料侧上部进入，萃取剂的温度为85—120℃；通过进料侧，萃取剂环丁砜与苯及原料中含有的苯的同系物相互溶解一起流向塔底，并且在下降过程中将上升蒸汽中绝大部分芳烃通过逆流接触冷凝回流到底部，同时比芳烃相对挥发度更高非芳烃从顶部馏出并且经冷凝器冷却后部分回流；在塔底部经再沸器加热，苯从环丁砜中蒸出，苯蒸汽上升，分别进入分隔壁的两侧，但进入进料侧的苯蒸汽又被环丁砜带到塔釜，最终苯经苯的出料侧馏出，高纯度苯蒸汽经换热后可部分回流并采出苯产品；而塔底萃取剂环丁砜经换热后，循环回塔顶萃取剂进料处循环利用。该塔操作压力为常压或者减压操作，溶剂比为1—5，其操作较优溶剂比为1.5—2。

具体的说明所述步骤如下：

(1)混合烃类从分隔壁塔的分隔壁一侧（命名为进料侧A侧，另一侧为中间采出侧B侧）进入，进料温度为85—105℃，同时萃取剂环丁砜从塔A侧的上部进入，萃取剂进料温度为85—120℃。萃取剂下降过程中改变了苯与非芳烃的相对挥发度，使大部分苯及其同系物流向底部，大部分非芳烃从A侧塔顶馏出，塔顶回流比为0.7—3之间，其较优值为1—2，其中溶剂比为1—5，其较优值为1.5—2，A侧塔顶温度为45—90℃，塔顶压力为0.03—0.15Mpa，A侧理论板为25—35块，作为萃取精馏塔，进料板位置在第14—18块板之间（塔顶冷凝器为第一块板，依次往下数，下同），萃取剂进料位置在第2—6块板之间。

(2)萃取剂与富含苯的富液下降到塔底经与再沸的苯蒸汽逆流接触，大部分高纯度苯蒸汽从塔B侧蒸出，在B侧塔顶馏出，经换热可进行部分回流和产品采出，其中塔釜的操作温度为240—290℃。B侧塔理论板数在8—15块之间，较优值为10—12块，顶部设有冷凝器，可以顶部回流。

(3)塔底采出环丁砜，经换热器后再循环回塔顶萃取剂入口利用。

本发明设备简单，能耗较低。与常规流程相比可节能10%以上。

附图说明

图1为分隔壁未达到顶部， B侧没有回流的流程简图；

图2为分隔壁达到顶部，并且B侧部分回流的流程简图；

图3为分隔壁塔未达到顶部，B侧采用部分回流的流程简图；

图4为分隔壁达到顶部，B侧没有回流的流程简图；

其中：A：进料侧；B：中间采出侧；C：分隔壁；1：新鲜萃取剂环丁砜；2：原料混合烃类；3：塔顶非芳产品；4：侧线产品；5：塔釜萃取剂出料。

具体实施方式

本发明与一般的常规塔流程相比，具有设备较少，同时操作费用低，如溶剂比较低。用环丁砜作萃取剂，在该塔中直接再生，反复循环使用，是为数较少的同时节省设备和操作费用的设备之一。

附图1中，分隔壁塔中部为一分隔壁C，该壁从塔上部直接延伸到塔下部，分隔壁的上下部均不与塔顶和塔底接触，同时分隔壁出料侧B上部密闭不与顶部空间相连。在进料侧A部分，萃取剂由塔釜萃取剂出料5和新鲜萃取剂环丁砜1混合从塔上部（第2—6块板）进入，萃取剂的进料温度为85—120℃，原料混合烃类2从塔中部（第14—18块板）进入，进料温度为85—105℃，溶剂比为1.5—2，在该侧实现萃取精馏操作。从而混合烃类中非芳烃从A侧塔顶部馏出，塔顶温度为45—90℃，塔顶压力为0.03—0.15Mpa，经塔顶冷凝器冷却以后分为两部分，一部分作为回流液从顶部返回塔内，回流比为1—2，另一部分作为塔顶非芳产品3出塔。溶剂环丁砜和混合烃类中的芳烃（主要成分为苯）相互溶解后一起流向塔底，在塔底部与经再沸器加热以后产生的蒸汽相接触，从而将苯蒸出。高纯度苯蒸汽上升并进入分隔壁A和B两侧，其中A侧的苯蒸汽很快被下降的混合液体冷却又返回塔底，而从B侧蒸出的高纯度苯蒸汽在B侧顶部蒸出，经冷凝后作为侧线产品4将苯采出。下降到塔底的溶剂环丁砜经再沸器加热后少部分随苯蒸汽返回塔底，操作温度为240—290℃，塔釜萃取剂出料5从塔底采出并经换热后作为溶剂循环利用。

附图2中，分隔壁塔中部为一分隔壁C，该壁从塔顶部直接延伸到塔下部，分隔壁的下部不与塔底接触。在进料侧A部分，萃取剂是由塔釜萃取剂出料5和新鲜萃取剂环丁砜1混合从塔上部（第2—6块板）进入，萃取剂的温度为85—120℃，原料混合烃类2从塔中部（第14—18块板）进入，进料温度为85—105℃，溶剂比为1.5—2，在该侧实现萃取精馏操作。从而混合烃类中非芳烃从A侧塔顶部馏出，塔顶温度为45—90℃，塔顶压力为0.03—0.15Mpa，经塔顶冷凝器冷却以后分为两部分，一部分作为回流液从顶部返回塔内，回流比为1—3，另一部分作为塔顶非芳产品3出塔。溶剂环丁砜和混合烃类中的芳烃（主要成分为苯）相互溶解后一起流向塔底，在塔底部与经再沸器加热以后产生的蒸汽相接触，从而将苯蒸出。高纯度苯蒸汽上升并进入分隔壁A和B两侧，其中A侧的苯蒸汽很快被下降的混合液体冷却又返回塔底，而从B侧蒸出的高纯度苯蒸汽在B侧顶部蒸出，冷却为液体以后分为两部分，一部分作为回流从塔B侧顶部回流入塔，回流比为0.5—1，另一部分作为侧线产品4将苯采出。下降到塔底的溶剂环丁砜经再沸器加热后少部分随苯蒸汽返回塔底，操作温度为240—290℃，塔釜萃取剂出料5从塔底采出并经换热器后作为溶剂循环利用。

附图3中，分隔壁塔中部为一分隔壁C，该壁从塔上部直接延伸到塔下部，分隔壁的上下部均不与塔顶和塔底接触，同时分隔壁出料侧B上部密闭不与顶部空间相连。在进料侧A部分，萃取剂由塔釜萃取剂出料5和新鲜萃取剂环丁砜1混合从塔上部（第2—6块板）进入，萃取剂的温度为85—120℃，原料混合烃类2从塔中部（第14—18块板）进入，进料温度为85—105℃，溶剂比为1.5—2，在该侧实现萃取精馏操作。从而混合烃类中非芳烃从A侧塔顶部馏出，塔顶温度为45—90℃，塔顶压力为0.03—0.15Mpa，经塔顶冷凝器冷却以后分为两部分，一部分作为回流液从顶部返回塔内，回流比为1—2，另一部分作为塔顶非芳产品3出塔。溶剂环丁砜和混合烃类中的芳烃（主要成分为苯）相互溶解后一起流向塔底，在塔底部与经再沸器加热以后产生的蒸汽相接触，从而将苯蒸出。高纯度苯蒸汽上升并进入分隔壁A和B两侧，其中A侧的苯蒸汽很快被下降的混合液体冷却又返回塔底，而从B侧蒸出的苯蒸汽在B侧顶部蒸出，冷却为液体后分为两部分，一部分作为回流从塔B侧顶部回流入塔，回流比为0.5—1，另一部分作为侧线产品4将苯采出。下降到塔底的溶剂环丁砜经再沸器加热后少部分随苯蒸汽返回塔底，操作温度为240—290℃，塔釜萃取剂出料5从塔底采出并经换热器后作为溶剂循环利用。

附图4中，分隔壁塔中部为一分隔壁C，该壁从塔顶部直接延伸到塔下部，分隔壁的下部不与塔底接触。在进料侧A部分，萃取剂由塔釜萃取剂出料5和新鲜萃取剂环丁砜1混合从塔上部（第2—6块板）进入，萃取剂的温度为85—120℃，原料混合烃类2从塔中部（第14—18块板）进入，进料温度为85—105℃，溶剂比为1.5—2，在该侧实现萃取精馏操作。从而混合烃类中非芳烃从A侧塔顶部馏出，塔顶温度为45—90℃，塔顶压力为0.03—0.15Mpa，经塔顶冷凝器冷却以后分为两部分，一部分作为回流液从顶部返回塔内，回流比为1—2，另一部分作为塔顶非芳产品3出塔。溶剂环丁砜和混合烃类中的芳烃（主要成分为苯）相互溶解后一起流向塔底，在塔底部与经再沸器加热以后的蒸汽相接触，从而将苯蒸出。高纯度苯蒸汽上升并进入分隔壁A和B两侧，其中A侧的苯蒸汽很快被下降的混合液体冷却又返回塔底，而从B侧蒸出的苯蒸汽从B侧顶部蒸出，经换热冷却后作为侧线产品4将苯采出。下降到塔底的溶剂环丁砜经再沸器加热后少部分随苯蒸汽返回塔底，操作温度为240—290℃，塔釜萃取剂出料5从塔底采出并经换热器后作为溶剂循环利用。

下面通过详细的例子说明本发明，但本发明不限于此。

实施例1

本实例采用附图1的流程回收苯的情况，原料混合烃类进料量为8.2吨/小时，进料组成为：非芳烃（主要是C5和C6环烷烃）35wt%，苯64.98wt%，苯的其它同系物0.02wt%，进料温度为90℃。萃取剂进料温度为95℃。A侧塔（萃取精馏塔）理论板数为30块，进料位置在第18块板，萃取剂进料位置为第4块板，A侧塔顶回流比为2，溶剂比为1.3，A侧塔顶压力为0.1Mpa，塔顶温度为80.5℃。B侧塔的理论板为10块，塔顶不设回流，塔顶温度为81℃。公共塔釜温度280℃。塔顶分离出的非芳烃中芳烃含量为155ppm，分离出的苯产品纯度为99.95wt%，与常规分离流程相比可节能11.3%。

实施例2

本实例为按附图2的流程回收苯的情况，原料混合烃类进料量为8.15吨/小时，进料组成为：非芳烃（主要是C5和C6环烷烃）45wt%，苯54.95wt%，苯的其它同系物0.05wt%，进料温度为90℃。萃取剂进料温度为95℃。A侧塔（萃取精馏塔）理论板数为30块，进料位置在第18块板，萃取剂进料位置为第4块板，塔顶回流比为2.5，溶剂比为1.4，塔顶压力为0.0355Mpa，塔顶温度为47.3℃。B侧塔的理论板为10块，塔顶回流比为0.7，塔顶温度为49.6℃。公共塔釜温度243℃。塔顶分离出的非芳烃中芳烃含量为130ppm，分离出的苯产品纯度为99.99wt%，与常规分离流程相比可节能15.3%。

Claims (2)

1.一种分离混合烃类中苯的方法，其特征在于按照下述步骤进行：

(1)混合烃类从分隔壁塔的分隔壁一侧即进料侧A侧进入，进料温度为85—105℃，同时萃取剂环丁砜从塔A侧的上部进入，萃取剂进料温度为85—120℃；萃取剂下降过程中改变了苯与非芳烃的相对挥发度，使苯及其同系物流向底部，非芳烃从A侧塔顶馏出，塔顶回流比为0.7—3之间，其中溶剂比为1—5， A侧塔顶温度为45—90℃，塔顶压力为0.03—0.15Mpa，A侧理论板为25—35块，作为萃取精馏塔，进料板位置在第14—18块板之间，萃取剂进料位置在第2—6块板之间；

(2)萃取剂与富含苯的富液下降到塔底经与再沸的苯蒸汽逆流接触，高纯度苯蒸汽从塔B侧蒸出，在B侧塔顶馏出，经换热可进行部分回流和产品采出，其中塔釜的操作温度为240—290℃；B侧塔理论板数在8—15块之间，顶部设有冷凝器，可以顶部回流；

(3)塔底采出环丁砜，经换热器后再循环回塔顶萃取剂入口利用。

2.根据权利要求1所述的一种分离混合烃类中苯的方法，其特征在于步骤（1）中非芳烃从A侧塔顶馏出，塔顶回流比为1—2，其中溶剂比为1.5—2，步骤（2）中B侧塔理论板数为10—12块。