CN103242121A - 正己烷和苯萃取精馏的操作方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及正己烷和苯的萃取精馏的操作方法，包括正己烷分离萃取精馏分离提纯系统和苯萃取精馏分离提纯系统。使用复配的N-甲基吡咯烷酮溶剂或N-甲酰吗啉溶剂作为萃取剂，既增大芳烃和非芳烃的相对挥发度，也增大甲基环戊烷等与正己烷的相对挥发度；两个萃取剂回收塔采用负压操作，塔釜温度相对较低；操作过程中两个萃取精馏塔内不会出现液-液两相，操作稳定；复配的N-甲基吡咯烷酮或N-甲酰吗啉萃取剂回收后先冷却再进入萃取精馏塔；苯、甲苯和非芳混合物经加热后进入苯萃取精馏塔。本操作方法得到的正己烷产品中的苯含量低于100ppm，正己烷产品纯度达到99.0%wt以上，苯产品纯度达到99.9%wt以上。
Description
技术领域
本发明涉及一种正己烷和苯萃取精馏的操作方法，特别的涉及能够得到高纯的正己烷和苯产品的操作方法。
背景技术
正己烷（n-hexane，C6H14）是一种无色透明液体，是广泛应用的烃类溶剂之一，是最具代表性的非极性溶剂。工业己烷溶剂油可用于医药、化工、高分子材料、橡胶工业以及食品等行业中，正己烷产品的市场需求量很大。苯（benzene，C6H6)是组成结构最简单的芳香烃，在常温下为一种无色、有甜味的透明液体，具有强烈的芳香气味。苯是一种石油化工基本原料，苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一。
工业分离提纯正己烷和苯的主要方法是经过分子筛吸附、间歇共沸精馏或萃取精馏等方法制得高纯度的正己烷和苯产品。分子筛吸附法得到的产品纯度高，但收率不高；共沸精馏法的收率高，但得到的产品纯度不高；萃取精馏法的产品纯度较高，同时具有较高的收率。但是现有的萃取精馏较难得到高纯正己烷和苯产品，萃取精馏操作中常会出现液-液两相，操作不稳定；且萃取精馏塔和萃取剂回收塔塔釜温度高，需要大量的高品质蒸汽用于加热，同时需要大量的冷却水用来冷却产品，能耗高。因此设计发明一种正己烷和苯萃取精馏的操作方法，有效避免萃取精馏塔内的液-液两相，降低精馏塔温度，是生产高纯正己烷和苯产品的关键。
发明内容
本发明的目的在于提供一种正己烷和苯的萃取精馏的操作方法。该操作方法能够得到纯度99.0%wt以上的正己烷产品和纯度99.9%wt以上的苯产品。
本发明的技术方案如下：
一种正己烷和苯的萃取精馏方法，正己烷和苯的分离提纯采用了萃取精馏的操作，使用复配的N-甲基吡咯烷酮溶剂或N-甲酰吗啉溶剂作为萃取剂；采用正己烷分离萃取精馏分离提纯系统和苯萃取精馏分离提纯系统。
所述的正己烷分离萃取精馏分离提纯系统为：来自芳烃抽提装置的抽余油、裂解汽油或者直馏汽油等C3～C8混合烃类原料，通过脱轻塔脱除比2-甲基戊烷沸点低的杂质组分后，送入异己烷塔脱除异己烷等比正己烷沸点低的馏分，塔顶采出流股作为异己烷产品送入贮罐；塔釜采出含有甲基环戊烷、环己烷、C7～C8芳烃和不饱和烷烃等杂质在内的正己烷和苯的混合物，进入正己烷萃取精馏分离提纯系统的正己烷萃取精馏塔101中部，复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液经回收并冷却后进入正己烷萃取精馏塔101上部，塔顶部采出正己烷。
所述的苯萃取精馏分离提纯系统为：正己烷萃取精馏塔101底部采出萃取剂、苯和其他组分的混合物，送入第一萃取剂回收塔108进行萃取剂回收；第一萃取剂回收塔108底部回收得到N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液；第一萃取剂回收塔108顶部采出苯、C7～C8芳烃和其他组分的粗苯混合物，送入苯萃取精馏分离提纯系统；粗苯经进料预热器110加热后进入苯萃取精馏塔111中部，复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液经回收并冷却后进入苯萃取精馏塔111上部，精馏塔塔顶部排出杂质组分，底部采出富含苯和C7～C8芳烃等的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液，送入第二萃取剂回收塔113进行萃取剂回收；第二萃取剂回收塔113底部回收得到N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液；第二萃取剂回收塔113顶部采出含有苯和甲苯的混合物，经预热器121加热后送入苯精制塔122中分离苯和其他组分；苯精制塔122侧采得到苯产品。
所述的复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液与萃取塔进料之间的质量比为4.5:1～5.5:1。
正己烷萃取精馏塔的操作压力为1.0～1.2bara，塔釜温度为115～125℃，塔顶温度为65～75℃；苯萃取精馏塔的操作压力为1.0～1.2bara，塔釜温度为140～150℃，塔顶温度为75～85℃。
复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液的第一萃取剂回收塔和第二萃取剂回收塔采用负压操作，操作压力为0.2～0.4bara。
复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液进入正己烷萃取塔温度为60～70℃，进入苯萃取塔温度为80～90℃。防止在塔内引起暴沸。
所述的苯、C7～C8芳烃和非芳烃混合物预热至100-110℃后进入苯萃取精馏塔。
所述的萃取剂回收塔塔釜温度低于170℃。
所述的正己烷和苯的分离提纯采用了萃取精馏的操作，其特征是使用复配的N-甲基吡咯烷酮溶剂或N-甲酰吗啉溶剂作为萃取剂，既可以增大芳烃和非芳烃的相对挥发度，也可以增大甲基环戊烷等与正己烷的相对挥发度。
正己烷和苯的分离提纯采用了萃取精馏的操作，操作过程中正己烷萃取精馏塔101和苯萃取精馏塔111内不会出现液-液两相，操作稳定。
复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液的沸点相对较低，可有效降低第一萃取剂回收塔108和第二萃取剂回收塔113塔釜温度，通过调整操作条件可使回收塔塔釜温度低于170℃。
正己烷和苯的分离提纯采用了萃取精馏的操作，复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液的第一萃取剂回收塔108和第二萃取剂回收塔113采用负压操作，而不采用溶剂中夹带苯降低泡点温度的做法，以确保正己烷产品中的苯含量低于100ppm，正己烷产品纯度达到99.0%wt以上，苯产品纯度达到99.9%wt以上。
本发明将萃取精馏操作用于正己烷和苯提纯分离。复配了N-甲基吡咯烷酮溶剂或N-甲酰吗啉溶剂作为萃取剂，得到了高纯的正己烷和苯产品，提高了市场竞争力。
附图说明
图1：正己烷萃取精馏分离提纯系统流程示意图。
图2：苯萃取精馏分离提纯系统流程示意图。
其中：101-正己烷萃取精馏塔、102-正己烷萃取精馏塔塔釜再沸器、103-溶剂冷却器一、104-溶剂冷却器二、105-正己烷萃取精馏塔塔顶冷凝器、106-正己烷萃取精馏塔塔顶后冷器、107-正己烷萃取精馏塔塔顶罐、108-第一萃取剂回收塔、109-第一萃取剂回收塔塔釜再沸器、110-粗苯进料预热器一、111-苯萃取精馏塔、112-苯萃取精馏塔塔釜再沸器、113-第二萃取剂回收塔、114-第二萃取剂回收塔塔釜再沸器、115-第二萃取剂回收塔塔顶冷凝器、116-第二萃取剂回收塔塔顶后冷器、117-第二萃取剂回收塔塔顶罐、118-溶剂冷却器三、119-溶剂冷却器四、120-溶剂冷却器五、121-粗苯进料预热器二、122-苯精制塔和123-苯精制塔塔釜再沸器。
具体实施方式
下面结合附图通过具体的实施例对本发明进一步详尽说明。
来自芳烃抽提装置的抽余油、裂解汽油或者直馏汽油等C3～C8混合烃类原料，通过脱轻塔脱除比2-甲基戊烷沸点低的杂质组分后，送入异己烷塔脱除异己烷等比正己烷沸点低的馏分，塔顶采出流股作为异己烷产品送入贮罐。塔釜采出含有甲基环戊烷、环己烷、C7～C8芳烃和不饱和烷烃等杂质在内的正己烷和苯的混合物，进入正己烷萃取精馏分离提纯系统的正己烷萃取精馏塔101中部，复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液（与进料质量比为4:1～5.5:1）经回收并冷却后进入正己烷萃取精馏塔101上部，该塔顶部采出纯度99.0%wt以上的正己烷，经塔顶冷凝器105和产品冷却器106换热后送入成品罐区；正己烷萃取精馏塔101底部采出萃取剂、苯和其他组分的混合物，送入第一萃取剂回收塔108进行萃取剂回收；第一萃取剂回收塔108底部回收得到复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液，经冷却后送入正己烷萃取精馏塔101循环使用；第一萃取剂回收塔108顶部采出苯、C7～C8芳烃和其他组分的粗苯混合物，送入苯萃取精馏分离提纯系统；粗苯经进料预热器110加热后进入苯萃取精馏塔111中部，复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液（与进料质量比为4:1～5.5:1）经回收并冷却后进入苯萃取精馏塔111上部，该塔顶部排出杂质组分，底部采出富含苯和C7～C8芳烃等的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液，送入第二萃取剂回收塔113进行萃取剂回收；第二萃取剂回收塔113底部回收得到N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液，经冷却后送入苯萃取精馏塔111循环使用；第二萃取剂回收塔113顶部采出苯和甲苯等的混合物，经预热器121加热后送入苯精制塔122中分离苯和其他组分；苯精制塔122侧采得到纯度99.9%wt以上的苯产品。
实施例1：
含有杂质组分的正己烷和苯的混合物的质量组成如下：正己烷38.6%，苯49.3%，甲基环戊烷4.6%，环己烷0.3%，正庚烷1.4%，C7～C8芳烃3.5%，不饱和烯烃1.2%，其他1.1%。
来自芳烃抽提装置的抽余油、裂解汽油或者直馏汽油等C3～C8混合烃类原料，脱除沸点低于正己烷的组分后，进料量为2100kg/h，温度为70～73℃，进入正己烷萃取精馏分离提纯系统的正己烷萃取精馏塔101中部，复配的萃取剂N-甲基吡咯烷酮11500kg/hr从进料板上方进入正己烷萃取精馏塔101。正己烷萃取精馏塔101的操作压力为1.2bara，塔釜温度为115～118℃，塔顶温度为65～68℃。正己烷萃取精馏塔101塔顶得到的正己烷，纯度99.2%wt，其中苯含量小于100ppm。正己烷萃取精馏塔101塔釜得到的富苯萃取剂溶液，送入第一萃取剂回收塔108进行萃取剂回收。
来自正己烷萃取精馏塔101塔釜的富苯萃取剂溶剂送入第一萃取剂回收塔108中部进行萃取剂回收，操作压力为0.4bara，塔釜温度165～167℃，塔顶温度63～65℃。塔釜回收萃取剂N-甲基-吡咯烷酮，经换热器降温至60～63℃返回正己烷萃取精馏塔101循环使用。第一萃取剂回收塔108塔顶蒸出苯、C7～C8芳烃和非芳烃混合物，送入苯萃取精馏塔111进一步分离。
苯萃取精馏塔111前设置进料预热器110，自第一萃取剂回收塔108塔顶来的苯、C7～C8芳烃和非芳烃混合物1280kg/h，预热至100～103℃后进入苯萃取精馏塔111上部，并从进料板上方加入复配的N-甲基-吡咯烷酮萃取剂7000kg/h，进行分离脱除非芳烃杂质。苯萃取精馏塔111的操作压力为1.2bara，塔釜温度为140～143℃，塔顶温度为75～79℃。非芳烃类杂质由塔顶采出，苯和萃取剂的混合物从塔釜采入第二萃取剂回收塔113进一步分离。
来自苯萃取精馏塔118的苯、C7～C8芳烃和萃取剂等的混合物送入第二萃取剂回收塔120进行分离，操作压力为0.4bara，塔釜温度165～167℃，塔顶温度51～53℃。塔釜为复配的N-甲基-吡咯烷酮溶剂，经换热器降温至80～84℃返回苯萃取精馏塔111循环使用。塔顶蒸出苯和C7～C8芳烃等，送入苯精制塔122进行分离提纯。
来自第二萃取剂回收塔120塔顶的苯和C7～C8芳烃等混合物加热至82～85℃，进入苯精制塔122中部，塔釜温度113～115℃，塔顶温度为79～81℃，C7～C8芳烃等重组分由塔釜排出，纯度为99.9%wt的苯产品由该塔上部侧线采出。
实施例2：
原料组成同实施例1。
原料进料量为2100kg/h，温度为70～73℃，进入正己烷萃取精馏分离提纯系统的正己烷萃取精馏塔101中部，复配的萃取剂N-甲酰吗啉9500kg/hr从进料板上方进入正己烷萃取精馏塔101。正己烷萃取精馏塔101的操作压力为1.0bara，塔釜温度为123～125℃，塔顶温度为73～75℃。正己烷萃取精馏塔101塔顶得到的正己烷，纯度99.5%wt，其中苯含量小于100ppm。正己烷萃取精馏塔101塔釜得到的富苯萃取剂溶液，送入第一萃取剂回收塔108进行萃取剂回收。
来自正己烷萃取精馏塔101塔釜的富苯萃取剂溶剂送入第一萃取剂回收塔108中部进行萃取剂回收，操作压力为0.2bara，塔釜温度166～168℃，塔顶温度65～68℃。塔釜回收萃取剂N-甲酰吗啉，经换热器降温至68～70℃返回正己烷萃取精馏塔101循环使用。第一萃取剂回收塔108塔顶蒸出苯、C7～C8芳烃和非芳烃混合物，送入苯萃取精馏塔111进一步分离。
苯萃取精馏塔111前设置进料预热器110，自第一萃取剂回收塔108塔顶来的苯、C7～C8芳烃和非芳烃混合物1280kg/h，预热至106～110℃后进入苯萃取精馏塔111上部，并从进料板上方加入复配的N-甲酰吗啉萃取剂5800kg/h，进行分离脱除非芳烃杂质。苯萃取精馏塔111的操作压力为1.0bara，塔釜温度为147～150℃，塔顶温度为81～85℃。非芳烃类杂质由塔顶采出，苯和萃取剂的混合物从塔釜采入第二萃取剂回收塔113进一步分离。
来自苯萃取精馏塔118的苯、C7～C8芳烃和萃取剂等的混合物送入第二萃取剂回收塔120进行分离，操作压力为0.2bara，塔釜温度166～168℃，塔顶温度53～56℃。塔釜为复配的N-甲酰吗啉萃取剂，经换热器降温至87～90℃返回苯萃取精馏塔111循环使用。塔顶蒸出苯和C7～C8芳烃等，送入苯精制塔122进行分离提纯。
来自第二萃取剂回收塔120塔顶的苯和C7～C8芳烃等混合物加热至82～85℃，进入苯精制塔122中部，塔釜温度113～115℃，塔顶温度为79～81℃，C7～C8芳烃等重组分由塔釜排出，纯度为99.9%wt的苯产品由该塔上部侧线采出。
实施例3：
原料组成同实施例1。
原料进料量为2100kg/h，温度为70～73℃，进入正己烷萃取精馏分离提纯系统的101中部，复配的萃取剂N-甲基吡咯烷酮10500kg/hr从进料板上方进入正己烷萃取精馏塔101。正己烷萃取精馏塔101的操作压力为1.1bara，塔釜温度为119～121℃，塔顶温度为70～72℃。正己烷萃取精馏塔101塔顶得到的正己烷，纯度99.5%wt，其中苯含量小于100ppm。正己烷萃取精馏塔101塔釜得到的富苯萃取剂溶液，送入第一萃取剂回收塔108进行萃取剂回收。
来自正己烷萃取精馏塔101塔釜的富苯萃取剂溶剂送入第一萃取剂回收塔108中部进行萃取剂回收，操作压力为0.3bara，塔釜温度165～167℃，塔顶温度64～67℃。塔釜回收萃取剂N-甲基吡咯烷酮，经换热器降温至65～67℃返回正己烷萃取精馏塔101循环使用。第一萃取剂回收塔108塔顶蒸出苯、C7～C8芳烃和非芳烃混合物，送入苯萃取精馏塔111进一步分离。
苯萃取精馏塔111前设置进料预热器110，自第一萃取剂回收塔108塔顶来的苯、C7～C8芳烃和非芳烃混合物1280kg/h，预热至106～110℃后进入苯萃取精馏塔111上部，并从进料板上方加入复配的N-甲基-吡咯烷酮萃取剂6500kg/h，进行分离脱除非芳烃杂质。苯萃取精馏塔111的操作压力为1.1bara，塔釜温度为145～147℃，塔顶温度为80～82℃。非芳烃类杂质由塔顶采出，苯和萃取剂的混合物从塔釜采入第二萃取剂回收塔113进一步分离。
来自苯萃取精馏塔118的苯、C7～C8芳烃和萃取剂等的混合物送入第二萃取剂回收塔120进行分离，操作压力为0.3bara，塔釜温度164～166℃，塔顶温度56～59℃。塔釜为复配的N-甲基-吡咯烷酮溶剂，经换热器降温至85～86℃返回苯萃取精馏塔111循环使用。塔顶蒸出苯和C7～C8芳烃等，送入苯精制塔122进行分离提纯。
来自第二萃取剂回收塔120塔顶的苯和C7～C8芳烃等混合物加热至82～85℃，进入苯精制塔122中部，塔釜温度113～115℃，塔顶温度为79～81℃，C7～C8芳烃等重组分由塔釜排出，纯度为99.9%wt的苯产品由该塔上部侧线采出。
Claims (9)
1.一种正己烷和苯的萃取精馏方法，特征在于正己烷和苯的分离提纯采用了萃取精馏的操作，使用复配的N-甲基吡咯烷酮溶剂或N-甲酰吗啉溶剂作为萃取剂；采用正己烷分离萃取精馏分离提纯系统和苯萃取精馏分离提纯系统。
2.如权利要求1所述的方法，其特征是所述的正己烷分离萃取精馏分离提纯系统为：来自芳烃抽提装置的抽余油、裂解汽油或者直馏汽油等C3～C8混合烃类原料，通过脱轻塔脱除比2-甲基戊烷沸点低的杂质组分后，送入异己烷塔脱除异己烷等比正己烷沸点低的馏分，塔顶采出流股作为异己烷产品送入贮罐；塔釜采出含有甲基环戊烷、环己烷、C7～C8芳烃和不饱和烷烃等杂质在内的正己烷和苯的混合物，进入正己烷萃取精馏分离提纯系统的正己烷萃取精馏塔（101）中部，复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液经回收并冷却后进入正己烷萃取精馏塔（101）上部，塔顶部采出正己烷。
3.如权利要求1所述的方法，其特征是所述的苯萃取精馏分离提纯系统为：正己烷萃取精馏塔（101）底部采出萃取剂、苯和其他组分的混合物，送入第一萃取剂回收塔（108）进行萃取剂回收；第一萃取剂回收塔（108）底部回收得到N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液；第一萃取剂回收塔（108）顶部采出苯、C7～C8芳烃和其他组分的粗苯混合物，送入苯萃取精馏分离提纯系统；粗苯经进料预热器110加热后进入苯萃取精馏塔（111）中部，复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液经回收并冷却后进入苯萃取精馏塔（111）上部，精馏塔塔顶部排出杂质组分，底部采出富含苯和C7～C8芳烃等的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液，送入第二萃取剂回收塔（113）进行萃取剂回收；第二萃取剂回收塔（113）底部回收得到N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液；第二萃取剂回收塔（113）顶部采出含有苯和甲苯的混合物，经预热器（121）加热后送入苯精制塔（122）中分离苯和其他组分；苯精制塔（122）侧采得到苯产品。
4.如权利要求1所述的方法，其特征是所述的复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液与萃取塔进料之间的质量比为4.5:1～5.5:1。
5.如权利要求1所述的方法，其特征是正己烷萃取精馏塔的操作压力为1.0～1.2bara，塔釜温度为115～125℃，塔顶温度为65～75℃；苯萃取精馏塔的操作压力为1.0～1.2bara，塔釜温度为140～150℃，塔顶温度为75～85℃。
6.如权利要求1所述的方法，其特征是复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液的第一萃取剂回收塔和第二萃取剂回收塔采用负压操作，操作压力为0.2～0.4bara。
7.如权利要求1所述的方法，其特征是复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液进入正己烷萃取塔温度为60～70℃，进入苯萃取塔温度为80～90℃。
8.如权利要求1所述的方法，其特征是所述的苯、C7～C8芳烃和非芳烃混合物预热至100-110℃后进入苯萃取精馏塔。
9.如权利要求1所述的方法，其特征是所述的萃取剂回收塔塔釜温度低于170℃。
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