CN111348981A - 一种粗苯加氢精制方法和装置 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及粗苯加氢领域，具体提供一种粗苯加氢精制方法，该方法包括：粗苯进入脱重单元进行脱重，脱重后的气相轻苯组分冷却至35‑45℃后进入脱重塔回流罐；将来自脱重单元的轻苯换热后与循环氢气混合后进行蒸发气化后进入加氢反应装置进行加氢反应；加氢反应主反应产物进行稳定分馏后，从稳定塔底排出精制的BTXS馏分经冷却后进行预分馏；稳定分馏送来的精制的BTXS馏分，经与溶剂换热后进入预分馏塔；将BT馏分送入萃取蒸馏塔进行萃取蒸馏，塔顶得到非芳烃组分，塔底得到含芳烃的富溶剂送入溶剂回收单元进行回收。本发明实现了：提高纯苯产品质量：将纯苯产品苯含量由99.95％提高到99.97％以上，提高产品纯度，使企业主产品纯苯更加具备市场竞争力。
Description
技术领域
本发明涉及一种粗苯加氢精制方法和粗苯加氢精制装置。
背景技术
国内设计院所设计的8万吨苯加氢企业，生产系统存在许多问题，造成 生产能力低、产品质量差、经济效益、市场竞争利差等现象，主要表现以下 几各方面：
(1)循环水温度高。
(2)高压分离器入口物料设计温度过高，造成循环氢带液严重，从循 环氢中分离出的BTXS与水的混合物直接进入稳定塔，导致稳定塔操作困难， 使部分苯与非芳烃随着稳定塔顶酸性气体被带人焦化二厂煤气系统中，造成 了苯及非芳烃的损失。
(3)非芳烃中苯含量高的原因主要是由于非芳烃挥发损失大，造成了 萃取塔进料物料中非芳烃含量低，萃取塔萃取段塔板上液相数量少，气液不 能充分接触，使塔板分离效率下降，最后，造成了非芳烃中的苯含量增加。
(4)二甲苯收率低。
(5)轻苯冷却器出口温度高，造成脱重塔后冷器出口温度过高，导致 部分苯类产品无法在后冷却器内完全冷却，使一部分无法冷却的苯被真空泵 抽入火炬系统，造成苯的损失，使总精制率降低，影响了企业的经济效益。
(6)真空尾气直接进入放空气收集罐，经DN250mm管道排至地面火 炬系统燃烧，因为脱重系统和溶剂回收系统属于两个负压操作系统，如有泄 漏或操作失误现象发生，空气就会进入放空总管线，放空总管线内有甲醇驰 放气和氢气，两种气体爆炸极限极低，其中氢气爆炸极限4--75.6％，极易形 成爆炸性气体，对地面火炬和整个工艺系统安全存在极大的隐患。
且真空尾气中含有大量的苯系物，如不进行回收，会造成产品的浪费， 并且这部分产品进入地面火炬燃烧会造成地面火炬冒黑烟，造成环境污染。
发明内容
本发明的目的在于针对8万吨苯加氢企业，生产系统存在许多问题，造 成生产能力低、产品质量差、经济效益和市场竞争利差等现象，提供一种苯 加氢方法，该加氢方法能够消除地面火炬和加氢装置系统安全隐患，同时可 以消除氢压机带液、稳定塔压力高、高压分离器分离效果差等现象，从而提 高企业产能、主产品收率、经济效益和市场竞争力。
本发明多年一线生产发现上述原因主要在于：
(1)循环水温度高，是由于各塔冷却器设计的冷却面积小，导致各塔 冷却器出口物料温度过高，造成苯与非芳烃的挥发损失增加，造成三苯收率 及非芳烃收率低。
(2)高压分离器入口物料设计温度过高，造成循环氢带液严重，从循 环氢中分离出的BTXS与水的混合物直接进入稳定塔，导致稳定塔操作困难， 使部分苯与非芳烃随着稳定塔顶酸性气体被带人焦化二厂煤气系统中，造成 了苯及非芳烃的损失。
(3)非芳烃中苯含量高的原因主要是由于非芳烃挥发损失大，造成了 萃取塔进料物料中非芳烃含量低，萃取塔萃取段塔板上液相数量少，气液不 能充分接触，使塔板分离效率下降，最后，造成了非芳烃中的苯含量增加。
(4)二甲苯收率低的主要原因是脱重塔工艺操作指标不合理，造成了 部分二甲苯不能从重苯中分离出来，这些二甲苯随着重苯一起进入重苯槽， 造成低价值的重苯收率高而高价值的二甲苯收率低。
(5)轻苯冷却器出口温度高，造成脱重塔后冷器出口温度过高，导致 部分苯类产品无法在后冷却器内完全冷却，使一部分无法冷却的苯被真空泵 抽入火炬系统，造成苯的损失，使总精制率降低，影响了企业的经济效益。
(6)脱重塔再沸器换热面积偏小，粗苯进料量偏大导致脱重塔温度偏 低，影响重苯产品质量。
(7)萃取塔、溶剂塔溶剂循环量设计能力偏小，导致萃取塔进料量加 不上去、使溶剂的吸收能力偏低，导致非芳烃中苯含量偏高，纯苯产品中非 芳含量高、纯苯含量低。
(8)苯加氢企业氮气气源由甲醇厂空分装置送来的氮气经过氮气压缩 机加压到0.6MPa后，送至加氢系统，由于甲醇厂的多次停工检修，氮气没 有来源，对苯加氢装置系统保压和分子封的安全没有保障，为了确保苯加氢 装置安全运行，提高氮气系统的安全保障能力，本发明增加了制氮机一套(氮 气量800Nm3/h、出口压力0.8Mpa、纯度99.9％)，确保苯加氢装置的安全、 连续、稳定运行，从而使吨产品加工电耗大大降低。
(9)8万吨苯加氢项目中原设计是将脱重系统和溶剂回收系统的真空尾 气直接送到地面火炬燃烧，不仅存在安全隐患、污染环境，而且会造成一部 分苯系物损失，具体情况如下：具体表现以下两个方面
第一方面：原设计真空尾气直接进入放空气收集罐，经DN250mm管道 排至地面火炬系统燃烧，因为脱重系统和溶剂回收系统属于两个负压操作系 统，如有泄漏或操作失误现象发生，空气就会进入放空总管线，放空总管线 内有甲醇驰放气和氢气，两种气体爆炸极限极低，其中氢气爆炸极限 4--75.6％，极易形成爆炸性气体，对地面火炬和整个工艺系统安全存在极大 的隐患。
第二方面：真空尾气中含有大量的苯系物，如不进行回收，会造成产品 的浪费，并且这部分产品进入地面火炬燃烧会造成地面火炬冒黑烟，造成环 境污染。
针对上述分析，本发明主要拟进行如下改进：
(1)新建了循环水冷却塔例如一台，将循环水温度由30-40℃降低到 20-30℃；在高压分离器入口管线和出口管线增加冷却器例如各自增加1台 冷却器E-1119，E-1118，换热面积为150m2，将BTXS入口温度由75-82℃ 降至20-45℃，使高压分离器内汽、水能够有效分离，同时可以将反应产物 硫化物溶于含硫污水内，并从高压分离器底部排放，可大大降低稳定塔的负 荷，减少稳定塔顶酸性气体排放量，从而减少随稳定塔顶酸性气体量带出的苯的损失，同时将预分馏塔冷却器由一台换热面积增大，例如由81m2改造 成两台108m2的冷却器，在二甲苯塔冷却器前增加冷却器例如串联一台换热 面积为43.5m2的冷却器，通过上述一系列改造，为提质、降耗、增加塔器的 处理能力，提高三苯收率创造了良好的条件。
(2)苯加氢企业氮气气源由甲醇厂空分装置送来的氮气经过氮气压缩 机加压到0.6MPa后，送至加氢系统，由于甲醇厂多次停工检修，氮气没有 来源，对苯加氢装置系统保压和分子封的安全没有保障，为了确保苯加氢装 置安全运行，提高氮气系统的安全保障能力，本发明增加了制氮机一套(氮 气量800Nm3/h、出口压力0.8Mpa、纯度99.9％)，确保苯加氢装置的安全、 连续、稳定运行，从而使吨产品加工电耗大大降低。
(3)本发明提出在增加脱重塔冷却器面积，例如在脱重塔冷却器后增 加一台换热面积为43.6m2的冷却器，将从轻苯冷却器E-1103冷却后排出的 温度为55-65℃的轻苯经过新增加的冷却器例如E-1220再次冷却，将轻苯温 度降到35-45℃后，再进入脱重塔回流罐V-1101，这样，从脱重塔顶来的气 相轻苯经过两个冷却器进行冷却，可以将90％以上的气体轻苯冷却成液态轻 苯，剩余的少量的气态轻苯再经过脱重塔后冷器进行再次冷却，可将全部的 气态轻苯冷却成液体，真空泵只将脱重塔内的不凝气抽出，就可以大大降低 真空泵的负荷；为了进一步将轻苯冷却器中的气态轻苯全部冷却成液态，将 脱重塔后冷却器进行技术改造以增加换热面积，例如由换热面积为4.6m2改 造成9.6m2，以进一步增加脱重塔后冷却器的冷却效果，进一步减少被真空 泵抽出的苯的损失，达到提高总精制率的目的。
(4)改造脱重塔再沸器，增加面积，例如将再沸器换热面积由58m2改 造成120m2,同时再增加一台脱重塔进料换热器E-1101，改造后，可增加脱重 塔的进料量，提高系统负荷。
(5)将纯苯塔冷凝冷却器E-1216的换热面积由108m2改造成换热面积 为150m2，以提高纯苯的冷却效果，将冷却器的纯苯出口温度由夏季的60℃ 左右降低到50℃以下，以进一步提高纯苯的收率，达到提高三苯收率降低生 产成本的目的。
(6)尽量增加预分馏塔的换热面积，例如将预分馏塔冷却器E-1115的 换热面积由81m2改造成换热面积为108m2，以提高BT的冷却效果，将冷却 器的BT出口温度由夏季的60℃左右降低到50℃以下，以进一步提高纯苯的 收率，达到提高三苯收率降低生产成本的目的。
(7)将纯苯塔冷却器E-1214的换热面积由43.5m2改造成换热面积为 81m2，以提高纯苯的冷却效果，将冷却器的纯苯出口温度由夏季的60℃左 右降低到45℃以下，以进一步提高纯苯的收率，达到提高三苯收率降低生产 成本的目的。
(8)在二甲苯冷却器前增加一台换热面积为43.5m2的冷却器一台，两 台串联使用，降低了二甲苯冷却器出口物料温度，减少了二甲苯的挥发损失， 可提高二甲苯收率。
(9)改造萃取塔、溶剂塔溶剂循环泵，提高循环泵的设计额定流量例 如由55m3/h提高到75m3/h，可以提高萃取塔的吸收能力，使萃取塔的处理 BT原料的能力由10吨/h提高到11吨/h，彻底解决了制约企业生产的瓶颈 问题。
(10)真空尾气系统改造项目，主要分三个部分。第一部分：冷却部分， 设计一台冷凝冷却器，将真空尾气温度由50-65℃冷却至35-40℃。第二部分 为离心力回收部分。这部分主要是真空尾气以切线方向进入真空尾气分离器 内部。进口管线与分离器筒壁成65°角，在0.5Mpa的压力推动下，在真空 尾气分离器内部产生，向上的内螺旋，将冷却器冷却的冷凝液悬挂至分离器 筒壁上，实现气液分离。最后不凝气体由真空尾气分离器顶部排出，第三部 分重力沉降部分，冷却下来的冷凝液在重力作用下流至筒底，排出真空尾气 分离器外部。
为实现前述目的，本发明提供一种粗苯加氢精制方法，该方法包括：
1)粗苯脱重：粗苯进入脱重单元进行脱重，脱重后的气相轻苯组分冷 却至35-45℃后进入脱重塔回流罐，一部分回流至脱重塔，一部分送入加氢 单元进行加氢反应；
2)加氢反应：将来自脱重单元的轻苯换热后与循环氢气混合后进行蒸 发气化后进入加氢反应装置进行加氢反应；
3)稳定分馏：加氢反应主反应产物进行稳定分馏后，从稳定塔底排出 精制的BTXS馏分经冷却后进行预分馏；
4)预分馏：稳定分馏送来的精制的BTXS馏分，经与溶剂换热后进入 预分馏塔；从预分馏塔塔顶分离出含C6、C7组分的馏分经回流罐分离，气 相排放气排往火炬，液相产物为BT馏分，进行萃取蒸馏；预分馏塔塔底产 物XS馏分送去二甲苯塔；
5)萃取蒸馏：将BT馏分送入萃取蒸馏塔进行萃取蒸馏，塔顶得到非 芳烃组分，塔底得到含芳烃的富溶剂送入溶剂回收单元进行回收。
优选地，步骤1)中，脱重塔再沸器的换热面积增加20-200％，和/或增 加脱重塔的进料换热器1-5台；以使得脱重塔的进料量增加20-200％。
优选地，步骤1)中，增加脱重塔塔顶产物冷却器1-5台；和/或增加后 冷器的换热面积20-200％从而使得90％以上的气体轻苯冷却成液态轻苯。
优选地，步骤4)中，预分馏塔顶冷却器的面积增加20-50％使得冷却器 的出口温度降低至50℃以下。
优选地，该方法还包括：将步骤1)脱重塔回流罐顶部出口的气体降至 30-40℃后，进入真空尾气分离器，真空尾气进行切线分离将尾气中苯系物 含量降低至0.84kg/h以下，净化后的真空尾气送至地面火炬；优选采用过65° 切线分离器进行分离。
优选地，该方法还包括：加氢反应主反应产物进入稳定塔前送入高压分 离器分离以分离出夹带氢气，其中，在进入高压分离器前，所述主反应产物 与稳定塔进料进行换热将物料温度由120-140℃降至110-120℃，经过高压分 离器分离后与循环水进行换热，将主反应产物温度由80-100℃降至35-45℃。
优选地，萃取蒸馏塔的进料量提高10-20％，优选萃取蒸馏塔的进料量 为10-11吨/小时；和/或
溶剂回收单元返回萃取蒸馏塔的贫溶剂循环量提高12-30％，优选贫溶 剂的循环量提高至50-60吨/小时。
第二方面，本发明提供一种粗苯加氢精制装置，该装置包括：
(1)粗苯加氢单元，所述粗苯加氢单元包括粗苯脱重单元、加氢反应 单元、稳定分馏单元和预分馏单元；
其中，粗苯脱重单元用于将粗苯进行脱重，其中，脱重单元的设计使得 脱重后的气相轻苯组分冷却至35-45℃后进入脱重塔的回流罐；
其中，加氢反应单元用于将来自脱重单元的轻苯进行加氢反应；
其中，稳定分馏单元用于将加氢反应主反应产物进行稳定分馏；
其中，预分馏单元用于将稳定分馏单元送来的精制的BTXS馏分进行预 分馏得到液相BT馏分；
(2)萃取精馏单元，将BT馏分进行萃取蒸馏，塔顶得到非芳烃组分， 塔底得到含芳烃的富溶剂送入溶剂回收单元进行回收。
优选地，粗苯脱重单元包括：脱重塔和依次连通的脱重塔塔顶物料的冷 却器、脱重回流罐和后冷器以及设置在脱重塔塔底的塔底重沸器；
加氢反应单元包括连续蒸发装置，加氢反应装置，循环氢装置，PSA制 氢装置，高压分离器，其中，轻苯换热后与循环氢气混合后进入所述连续蒸 发装置进行蒸发气化，然后进入加氢反应装置进行加氢反应；
所述高压分离器包括前冷却器、高压分离罐和后冷却器，所述加氢反应 主产物通过所述前冷却器与稳定塔进料进行换热将物料温度由120-140℃降 至110-120℃后进入高压分离罐然后进入所述后冷却器与循环水进行换热， 将主反应产物温度由80-100℃降至35-45℃，高压分离罐分离出的循环氢进 入所述循环氢装置；
通过所述高压分离单元的后冷却器冷却的加氢反应主产物送入稳定分 馏单元分馏；
所述预分馏塔顶冷却器的面积增加20-50％，换热面积为90-110m2；
所述PSA制氢装置用于制氢供氢。
优选地，该装置还包括：
真空尾气处理单元，所述真空尾气处理单元包括：抽真空机组、真空尾 气冷却器和真空尾气分离器；和/或
制氮系统，所述制氮系统用于向所述装置提供不间断的氮气气源；和/ 或
循环水冷却系统，所述循环水冷却系统用于使所述装置的各个冷却段的 冷却温度为35℃以下；和/或
溶剂回收单元，所述溶剂回收单元用于回收和循环溶剂。
通过上述技术方案，本发明实现了：
(1)提高纯苯产品质量：将纯苯产品苯含量由99.95％提高到99.97％以 上，提高产品纯度，使企业主产品纯苯更加具备市场竞争力。
(2)提高重苯质量：将重苯中二甲苯、三甲苯、古马隆、茚等轻组分 总含量由原来的10-13％，降至5-7％，重苯中工业萘含量增加，提高企业产 品市场竞争力。另外重苯中二甲苯、三甲苯、古马隆、茚等轻组分总含量减 少，会增加二甲苯、C8回收率的增加，提高企业经济效益。
(3)减少非芳烃中纯苯含量：将非芳烃中纯苯含量由25％降至5％以下， 提高企业三苯回收率和总精制率，增加企业经济效益。
(4)降低C8中二甲苯含量：将C8中二甲苯含量由15-20％降至5％以 下。提高企业三苯回收率和总精制率，增加企业经济效益。
(5)提高粗苯加工量，将粗苯加工量由2014年-2015年180-200吨/天 吨提高到280-300吨/天，企业总产量由原来的6万吨增加到10万吨。降低 单耗(其中电耗量由2014-2015年180KWh/t降低到100KWh/t以下。)， 提高经济效益。
(6)提高主产品的品收率，将三苯收率由2014年-2015年84.5％提高 到86.5％、二甲苯收率由5％提高到9.5％、总收率由96.5％提高到97.8％以 上、非芳中苯含量由25％降低到5％以下。
(7)真空尾气系统改造后：
a.消除了安全隐患：地面火炬和加氢装置系统运行更加安全。
b.增加了经济效益：真空尾气分离器投入使用后，每天可回收200公斤 苯系物，全年预计回收72吨原料，每年可增加收益28.8万元。
c.减少了环境污染：地面火炬不再出现冒黑烟的现象，减少了环境污染。
附图说明
图1是按照本发明的方法的全流程工艺流程图；
图2是改造前的现有技术的流程图。
具体实施方式
在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这 些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各 个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点 值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视 为在本文中具体公开。
本发明提供一种粗苯加氢精制方法，该方法包括：
1)粗苯脱重：将粗苯进入脱重单元进行脱重，脱重后的气相轻苯组分 冷却至35-45℃后进入脱重塔回流罐，一部分回流至脱重塔，一部分送入加 氢单元进行加氢反应；
2)加氢反应：将来自脱重单元的轻苯换热后与循环氢气混合后进行蒸 发气化后进入加氢反应装置进行加氢反应；
3)稳定分馏：加氢反应主反应产物进行稳定分馏后，从稳定塔底排出 精制的BTXS馏分经冷却后进行预分馏；
4)预分馏：稳定分馏送来的精制的BTXS馏分，经与溶剂换热后进入 预分馏塔；从预分馏塔塔顶分离出含C6、C7组分的馏分经回流罐分离，气 相排放气排往火炬，液相产物为BT馏分，进行萃取蒸馏；预分馏塔塔底产 物XS馏份送去二甲苯塔；
5)萃取蒸馏：将BT馏分送入萃取蒸馏塔进行萃取蒸馏，塔顶得到非 芳烃组分，塔底得到含芳烃的富溶剂送入溶剂回收单元进行回收。
根据本发明的优选实施方式，步骤1)中，脱重塔再沸器的换热面积增 加20-200％，和/或增加脱重塔的进料换热器1-5台；以使得脱重塔的进料量 增加20-200％。根据本发明，针对原有脱重塔塔底蒸发器只有58平方，原 料粗苯8-9吨的进料，脱重塔塔底温度只有160-175℃，重苯中含有贵重的 三甲苯、二甲苯、甲苯，重苯收率达到9-10％。研发改造内容：将原有脱重 塔重沸器增加到120平方。改造后12-13吨粗苯进料，脱重塔塔底温度升至 180-190℃，重苯收率降低至6-7％，重苯中不再含三甲苯、二甲苯、甲苯等 贵重组分，二甲苯、甲苯收率提高2-3％。经济效益明显提高。
本发明中，针对原设计脱重塔塔顶冷却器只有一台100平方的冷却器， 无法满足生产需求，脱重塔冷却器下料温度夏季高达60-75℃，放空管线全 开脱重塔塔压依旧无法满足生产需求。出现此类现象后，在原有冷却器下部 增加一台冷却器，例如增加43.6平方换热器，增加换热器后冷却器下料温度 降至30-40℃，生产系统放空管线关闭，使得脱重塔塔压满足工艺要求。
根据本发明，优选地，步骤1)中，增加脱重塔塔顶产物冷却器1-5台； 和/或增加后冷器的换热面积20-200％从而使得90％以上的气体轻苯冷却成 液态轻苯。
根据本发明，优选地，步骤4)中，预分馏塔顶冷却器的面积增加20-50％ 使得冷却器的出口温度降低至50℃以下。
本发明中，针对原有真空尾气中苯系物含量达到3.28kg/h，主要原因是 真空尾气温度偏高，达到55-65℃，在真空尾气管线上增加冷却器例如一台 10平方的冷却器，将真空尾气温度降至30-40℃后进入真空尾气分离器，真 空尾气分离器采用申请人自主研发的国家专利产品，主要采用65°切线分离 技术，将真空尾气中苯系物含量降至0.84kg/h以下，净化后的真空尾气送至 地面火炬。根据本发明的方法，优选该方法还包括：将步骤1)脱重塔回流 罐顶部出口的气体降至30-40℃后，进入真空尾气分离器，真空尾气进行切 线分离将尾气中苯系物含量降低至0.84kg/h以下，净化后的真空尾气送至地 面火炬；优选采用过65°切线分离器进行分离。
本发明针对原设计工艺系统存在较大问题，高压分离器进口温度高达 90-110℃，造成循环氢压缩机经常出现带液现象；稳定塔进塔温度高、塔压 高、塔顶温度高无法正常生产；循环氢气苯含量高，循环氢气质量差，反应 产物噻吩含量1.2ppmm，纯苯产品质量差属于低等产品。提出优选地，该方 法还包括：加氢反应主反应产物进入稳定塔前送入高压分离器分离以分离出 夹带氢气，其中，在进入高压分离器前，所述主反应产物与稳定塔进料进行 换热将物料温度由120-140℃降至110-120℃，经过高压分离器分离后与循环 水进行换热，将主反应产物温度由80-100℃降至35-45℃。针对上述优选方 案，具体研发改造方案，如图1所示，增加E-1118和E-l119两台换热器， E-1118冷却器是利用反应产物与稳定塔进料进行换热，将物料温度由 120-140℃降至110-120℃，E-1119换热器是利用反应产物与循环水进行换热， 将反应产物温度由80-100℃降至35-45℃。经改造循环氢压缩机不再出现带 液现象；稳定塔操作各项数据正常运行；稳定塔BD排放阀全部关闭，总精 制率有了明显提高；循环氢气达到90％以上，纯苯噻吩含量0.2ppmm以下， 属于优质品，销售高端使用客户。
根据本发明，萃取塔贫溶剂循环泵设计额定流量只有50千瓦，导致萃 取塔贫溶剂循环量只能达到35-38吨/小时、溶剂回收塔溶剂比偏低，导致非 芳烃中苯含量高大25％左右，纯苯产品中非芳含量高达250-350ppm、主产 品纯苯产品质量差，纯苯销售价格低于同行业其他企业50元/吨，产品市场 竞争力差。针对该缺陷，本发明提出，优选地，萃取蒸馏塔的进料量提高 10-20％，优选萃取蒸馏塔的进料量为10-11吨/小时；和/或溶剂回收单元返回萃取蒸馏塔的贫溶剂循环量提高12-30％，优选贫溶剂的循环量提高至 50-60吨/小时。研发具体改造内容：萃取塔、溶剂塔溶剂循环泵流量加大， 贫溶剂泵P-1202泵额定电流提高例如提高至65千瓦，贫溶剂循环量提高至 50-60吨/小时。经改造以后萃取塔进料量由8-9吨提高至10-11吨：纯苯质 量达到99.98％属于优质品，非芳烃中纯苯含量达到5％以下。三苯收率和总 精制率有了大幅提高。
本发明提供一种粗苯加氢精制装置，该装置包括：
(1)粗苯加氢单元，所述粗苯加氢单元包括粗苯脱重单元、加氢反应 单元、稳定分馏单元和预分馏单元；
其中，粗苯脱重单元用于将粗苯进行脱重，其中，脱重单元的设计使得 脱重后的气相轻苯组分冷却至35-45℃后进入脱重塔的回流罐；
其中，加氢反应单元用于将来自脱重单元的轻苯进行加氢反应；
其中，稳定分馏单元用于将加氢反应主反应产物进行稳定分馏；
其中，预分馏单元用于将稳定分馏单元送来的精制的BTXS馏分进行预 分馏得到液相BT馏分；
(2)萃取精馏单元，将BT馏分进行萃取蒸馏，塔顶得到非芳烃组分， 塔底得到含芳烃的富溶剂送入溶剂回收单元进行回收。
根据本发明的优选实施方式，粗苯脱重单元包括：脱重塔和依次连通的 脱重塔塔顶物料的冷却器、脱重回流罐和后冷器以及设置在脱重塔塔底的塔 底重沸器。
根据本发明的优选实施方式，加氢反应单元包括连续蒸发装置，加氢反 应装置，循环氢装置，PSA制氢装置，高压分离器，其中，轻苯换热后与循 环氢气混合后进入所述连续蒸发装置进行蒸发气化，然后进入加氢反应装置 进行加氢反应。
根据本发明的优选实施方式，所述高压分离器包括前冷却器、高压分离 罐和后冷却器，所述加氢反应主产物通过所述前冷却器与稳定塔进料进行换 热将物料温度由120-140℃降至110-120℃后进入高压分离罐然后进入所述 后冷却器与循环水进行换热，将主反应产物温度由80-100℃降至35-45℃， 高压分离罐分离出的循环氢进入所述循环氢装置。
根据本发明的优选实施方式，通过所述高压分离单元的后冷却器冷却的 加氢反应主产物送入稳定分馏单元分馏。
根据本发明的优选实施方式，所述预分馏塔顶冷却器的面积增加 20-50％，换热面积为90-110m2。
根据本发明的优选实施方式，所述PSA制氢装置用于制氢供氢。
针对本发明的设计改进，在此已经进行了详细说明，其他工艺设计和工 艺参数均参照现有技术进行，本发明在此不进行详细介绍。
本发明针对原设计苯加氢系统氮气气源，由甲醇厂空分装置产生的氮气， 经过苯加氢系统氮气压缩机加压到0.6MPa后，送至加氢系统，由于甲醇厂 经常出现停工检修，氮气没有保障，苯加氢装置经常出现停工现象，为了确 保苯加氢装置安全平稳运行，提高氮气系统的安全保障能力，本发明增加制 氮系统，具体研发改造内容：新增加了制氮机一套(氮气量800Nm3/h、出 口压力0.8Mpa、纯度99.9％)，确保苯加氢装置的安全、连续、稳定运行， 减少苯加氢系统非计划停工次数。从而使吨产品加工电耗大大降低。
本发明针对原设计循环水凉水塔只有600立方，夏季循环水上水温度高 达30-40℃，造成纯苯塔、脱重塔、预分馏塔、萃取塔、溶剂回收塔BD排 放阀全部打开，造成苯系物浪费，本发明增加循环水冷却塔，具体研发改进 措施：新增一台600立方循环水冷却塔，将循环水上水温度(以夏季最高气 温为准)由30-40℃降低到20-30℃，确保各塔冷却器下料温度在30-40℃， 符合操作规程要求。
针对原设计各塔冷却器化热面积较低，无法满足生产要求提高各段的换 热面积，例如研发改造措施：预分馏塔冷却器由81平方改造为108平方； 苯甲苯塔冷却器由108平方扩大至150平方；纯苯产品冷却器由43.5平方扩 大至81平方；二甲苯塔冷却器由15平方扩大至43.5平方。经改造后生产系 统各工艺指标运行更加合理。
根据本发明的方法的优选实施方式，按单元划分，按照图1所述流程， 本发明的方法主要包括：
粗苯加氢单元
加氢精制包括粗苯原料预分离部分、反应部分、稳定部分。主要包括脱 重组分塔、蒸发器、反应器、压缩机、稳定塔、预分馏塔和加热炉等设备。
粗苯原料经过滤器后进入脱重塔进行轻、重组分分离，塔底重苯经冷却 器冷却后送出装置。塔顶轻苯经加氢进料泵升压后与循环氢混合进入轻苯蒸 发器，与主反应产物进行换热汽化后，进入蒸发塔进一步汽化后再进入预反 应进料换热器，与主反应产物换热例如达到180℃后，进入加氢预反应器底 部，自下而上通过催化剂床层，双烯烃、苯乙烯、二硫化碳等在催化剂的作 用下进行加氢脱除和饱和，预反应产物经与主反应产物换热后，进入主反应 器进料加热炉加热到例如280℃，进入主反应器顶部，自下而上通过催化剂 床层流下，在此进行脱硫、脱氮，脱氧和单烯烃、芳香烃加氢反应。主反应 产物经一系列换热能量回收后，经冷却进入高压分离器进行三相分离。高分 气经换热后进入循环气分液罐，装置加氢反应所需新氢由甲醇驰放气经PSA 装置制取，送入循环气分液罐与循环氢混合，经循环氢压缩机压缩后，再经 混合器与轻苯充分混合。高分液进入稳定塔，稳定塔顶全回流，酸性气排至 界区外至焦化厂处理，回流罐水包中积累的部分含硫污水与高压分离器水相 一起排出界外至焦化厂处理。稳定塔底BTXS馏分进入预分馏塔，塔顶C6、 C7馏分进入萃取蒸馏单元，塔底C8馏份去二甲苯塔。各塔塔釜重沸器热 媒采用230℃导热油。
2萃取精馏单元
萃取精馏部分的作用是在溶剂(环丁砜)作用下，实现芳烃与非芳烃分 离。预分馏塔顶C6、C7馏分经加热后，进入萃取蒸馏塔中部，贫溶剂进入 萃取蒸馏塔上部。塔顶蒸出的非芳烃作为副产品送至非芳烃大槽(副产品外 销)。塔底含芳烃的富溶剂，由泵送入溶剂回收塔中部。溶剂回收塔在减压 下操作，通过减压蒸馏实现溶剂和芳烃的分离。塔釜贫溶剂经一系列换热后， 回萃取蒸馏塔塔顶循环使用。小股贫溶剂在再生罐进行再生，除去溶剂中的 机械质和聚合物，返回溶剂回收塔。再生罐底残渣不定期从罐底排出。溶剂 回收塔顶芳烃经白土精制处理后进入苯/甲苯塔中部，苯产品从塔侧线抽出， 经水冷冷却后送入罐区产品储罐。塔底的甲苯经水冷冷却后送入罐区产品储 罐。从预分馏塔底来的XS馏分送入二甲苯塔进行精馏。甲苯产品侧线采出， 经冷却后送到罐区作为产品储存。塔顶蒸出C8以下馏分及塔釜高沸点C8 以上馏份混合后，作为副产品经冷却后送到罐区储罐。各塔塔釜重沸器热媒 采用230-240℃导热油。
3.PSA制氢单元
PSA制氢装置为甲醇驰放气PSA制氢兼顾焦炉煤气PSA制氢，由供应 商成套供货。变压吸附(PSA)工序采用6-1-4PSA工艺，即装置由六个吸 附塔组成，其中一个吸附塔始终处于进料吸附状态，其工艺过程由吸附、四 次均压降压、顺放、逆放、冲洗、四次均压升压和产品最终升压等步骤组成
二、基本原理介绍
主要反应机理及影响因素
粗苯加氢反应分为预加氢反应与主加氢反应
预反应器内主要是轻苯组分中二烯烃等不饱和物发生加氢转化反应，反 应方程式：
CnH2n-2+H2→CnH2n+Q
C6H5C2H3+H2→C6H5C2H5+Q
轻苯组分中含硫化合物发生加氢脱硫反应
CmHnS+H2→CmHn+H2S+Q
预反应器反应产物经加热炉加热后进入主加氢反应器，在290℃、 3.0Mpa的条件下，通过催化剂(Co-Mo系)床层加氢反应，制成主反应产物， 送入加氢油稳定工序。主加氢反应器的热源由加热炉提供，加热炉以燃料气(制氢的弛放气或焦炉煤气)为燃料。补充新氢气由PSA制氢气装置提供。
主反应器内为轻苯组分中烯烃的加氢反应，反应方程式：
CnH2n+H2→CnH2n+2
加氢脱硫反应
C4H4S+4H2→C4H10+H2S
加氢脱氮反应
C6H7N+5H2→C6H14+NH3
加氢脱氧反应
C6H6O+H2→C6H6+H2O
三、按照图1所示，对工艺流程进行简述，图1示出了本发明的主要改进以 及具体的流程和工艺路线，图2为原设计的具体流程和工艺路线及具体设计。
1、粗苯加氢精制工序
1)、粗苯脱重工序
粗苯自罐区来，经过滤、加注阻聚剂，进入脱重组分塔。在脱重塔加热 至176-185℃、-0.05Mpa的条件下，脱除C9及以上重组分送出装置至重苯槽； 脱除重组分后的轻苯组分(反应原料)送入加氢反应工序；排出真空尾气送 至真空尾气回收系统，出真空尾气回收系统的气体去火炬燃烧。脱重组分塔 的热源采用230-240℃导热油提供，脱重组分塔的负压由真空机组提供。
2)加氢反应
脱重工序送来的轻苯与加氢产物换热升温后，与循环氢气在混合器混合， 进入三连发蒸发器进行蒸发气化，再经导热油加热升温，在蒸发塔蒸发例如 约180℃、2.75Mpa的条件下进一步蒸发气化，从预加氢反应器底部进入，通 过催化剂(Ni-Mo系)床层反应，在190-210℃、2.8Mpa的条件下进行预加氢 反应，从预反应器底部分离出聚合物；预反应器顶部气体经加热炉加热至 275-290℃后送入主加氢反应器。蒸发塔的热源采用230-240℃导热油提供。
3)稳定分馏工序
加氢反应工序送来的主反应产物，进入高压分离器，分离出酸性水送出 界区；排放气送往火炬；分离出的高分气与补充氢气混合经循环气分液罐后， 由循环气压缩机组(2台，一开一备，技术参数：800Nm3/h、2.4MPa/3.7MPa) 加压至例如3.5MPa送往加氢反应工序；主反应产物液相经减压换热后，进 入稳定塔。例如在165℃、0.4Mpa的条件下分馏，稳定塔底排出精制的BTXS 馏分经冷却后送至预分馏工序。
在稳定塔回流罐中分离出酸性水与高压分离器分离出酸性水、酸性气， 排至界区外至焦化二厂统一处理。
4)预分馏工序
稳定分馏工序送来的精制的BTXS馏分，经与溶剂换热后进入预分馏塔。 例如在170℃、0.06Mpa的条件下，经预分馏塔分馏，塔顶馏份为C6、C7组 份，经回流罐分离，气相排放气排往火炬；液相产物为BT馏分，进入萃取 蒸馏工序。塔底产物XS馏份送去二甲苯塔。预分馏塔热源采用240℃导热油 加热。
5)PSA制氢工序
PSA制氢装置采用甲醇弛放气(兼顾焦炉煤气)作为PSA制氢的气源方 案。
甲醇弛放气氢含量78％左右，杂质相对较少，只需要通过系统减压后直 接进入变压吸附系统即可得到合格的氢气。焦炉煤气组分比较复杂，需经过 脱硫、脱萘处理，因而PSA装置的工艺流程由脱硫、压缩、预处理、变压吸 附和净化工序组成。
a)压缩系统
压缩工序由1台四级焦炉煤气压缩机、两台脱硫塔组成。来自界区外的 焦炉煤气首先经脱硫塔脱除煤气中的H2S、萘、焦油、NH3、后，进入压缩 机的一级加压至～0.22MPa(G)，然后经压缩机的第二、三、四级压缩至～ 2.7MPa(G)后，通过除油器后再进入预处理系统进一步除去煤气中的萘、焦 油、NH3、H2S、有机硫进入后续PSA氢提纯系统。
b)预处理系统
预处理系统由2台除油塔(切换使用)、2台预处理塔、1台解吸气缓 冲罐、1台解吸气加热器、1台解吸气冷却器及组成。来自压缩机四段，压 力为2.72MPa(G)的焦炉煤气进入预处理系统后，首先经过除油塔中的1台， 除去夹杂在气体中的游离油份，自塔顶进入预处理塔，其中一台处于工作状 态，吸附脱焦油、脱萘、脱硫及大组分物质；另一台处于再生状态。两台预 处理塔交替工作实现焦炉煤气的净化。预处理塔的工作过程包括：吸附过程、降压解析、加热脱附杂质、冷却吸附剂、升压过程。
c)变压吸附系统
变压吸附系统由6台吸附塔、1台解吸气缓冲罐组成。
本装置变压吸附(PSA)系统采用6-1-4PSA工艺，即装置由六个吸附 塔组成，其中一个吸附塔始终处于进料吸附状态，其工艺过程由吸附、四次 均压降压、顺放、逆放、冲洗、四次均压升压和产品最终升压等步骤组成， 具体工艺过程如下：
经过预处理后的焦炉煤气自塔底进入吸附塔中正处于吸附工况的吸附 塔，在吸附剂选择吸附的条件下一次性除去氢以外的绝大部分杂质，获得纯 度大于99.9％的粗氢气，从塔顶排出送净化工序。当被吸附杂质的传质区前 沿(称为吸附前沿)到达床层出口预留段某一位置时，停止吸附，转入再生过 程。吸附剂的再生过程依次如下：均压降压过程、顺放过程、逆放过程、冲 洗过程、均压升压过程、产品气升压过程。经这一过程后吸附塔便完成了一 个完整的“吸附-再生”循环，又为下一次吸附做好了准备。六个吸附塔交替进 行以上的吸附、再生操作(始终有一个吸附塔处于吸附状态)即可实现气体的 连续分离与提纯。
d)净化系统
从变压吸附(PSA)来的氢气是含有少量氧气的粗氢气，纯度尚达不到 要求，需要净化。粗氢气首先进入脱氧器预热器，加热到130℃后，再进入 脱氧器，在其中装填的新型Ba催化剂的催化下，氧和氢反应生成水，然后 经冷却器冷却至常温，进入水分离器分离掉其中的水后，进入由两个干燥塔、 一个预干燥塔、一台分液罐、两台换热器等组成的等压干燥系统。经干燥后 的产品氢即可达到纯度99.99％、氧含量保证小于10ppm(通常小于1ppm)、 露点低于-60℃的要求的产品氢气。
6)导热油炉系统
本发明各装置各塔底重沸器采用导热油例如240℃导热油作热媒进行加 热，装置再沸器设计换热温差为30℃，换热后210℃送回导热油炉系统。导 热油炉系统为供货商成套设计供货，该系统包括：热油炉本体、膨胀槽、热 油槽、空气预热器、烟囱、循环泵以及配套自控仪表等。导热油炉燃料采用 PSA变压吸解吸气作燃料，不足部分采用焦炉煤气补充。
7)循环水冷却系统
原设计一台凉水塔，凉水能力5-6℃，采用三台循环水泵，两开一备，每小 时流量1500立方。本发明增加一套凉水塔。其他附属设备不变，凉水能力 增大保证循环水温度。
8)空氮站系统
原设计苯加氢采用甲醇厂空分车间出来的氮气，不设计制氮系统，通过长时 间运行发现，缺少氮气系统苯加氢停工时间较长，无法正常运行得不偿失。 所以本发明增加制氮系统。
通过上述技术方案，本发明实现了：
(1)提高纯苯产品质量：将纯苯产品苯含量由99.95％提高到99.97％以 上，提高产品纯度，使企业主产品纯苯更加具备市场竞争力。
(2)提高重苯质量：将重苯中二甲苯、三甲苯、古马隆、茚等轻组分 总含量由原来的10-13％，降至5-7％，重苯中工业萘含量增加，提高企业产 品市场竞争力。另外重苯中二甲苯、三甲苯、古马隆、茚等轻组分总含量减 少，会增加二甲苯、C8回收率的增加，提高企业经济效益。
(3)减少非芳烃中纯苯含量：将非芳烃中纯苯含量由25％降至5％以下， 提高企业三苯回收率和总精制率，增加企业经济效益。
(4)降低C8中二甲苯含量：将C8中二甲苯含量由15-20％降至5％以 下。提高企业三苯回收率和总精制率，增加企业经济效益。
(5)提高粗苯加工量，将粗苯加工量由2014年-2015年180-200吨/天 吨提高到280-300吨/天，企业总产量由原来的6万吨增加到10万吨。降低 单耗(其中电耗量由2014-2015年180KWh/t降低到100KWh/t以下。)， 提高经济效益。
(6)提高主产品的品收率，将三苯收率由2014年-2015年84.5％提高 到86.5％、二甲苯收率由5％提高到9.5％、总收率由96.5％提高到97.8％以 上、非芳中苯含量由25％降低到5％以下。
(7)真空尾气系统改造后：
a.消除了安全隐患：地面火炬和加氢装置系统运行更加安全。
b.增加了经济效益：真空尾气分离器投入使用后，每天可回收200公斤 苯系物，全年预计回收72吨原料，每年可增加收益28.8万元。
c.减少了环境污染：地面火炬不再出现冒黑烟的现象，减少了环境污染。
对比例1
按图2所示流程进行苯加氢，粗苯原料组成(重量％)为：纯苯60％，甲 苯15％，二甲泵8％，重苯7％，非芳烃3％，C82％，图2为原设计8万吨苯加 氢项目从粗苯原料制备纯苯、甲苯、二甲苯的方法工艺流程示意图，按图2 所示的流程进行，粗苯原料进入脱重塔。将粗苯分为轻苯和重苯两种馏分， 重苯进入重苯大槽作为副产品销售出厂，轻苯经过加压后进入加氢系统，通 过一系列的升温过程，温度达到195℃以上，进入加氢预反应器，进入加氢 预反应器底部，自下而上通过催化剂(镍鉬合金)床层，双烯烃、苯乙烯、 二硫化碳等在催化剂的作用下进行加氢脱硫变为饱和烃，在预反应器内完成 预加氢过程，然后温度达到205℃经过主反换热器和加氢炉进行升温，温度 达到265℃，进入主反应器，物料由主反应器顶部进入，自上而下通过催化 剂(钴鉬合金)床层流下，在主反应器内进行脱硫、脱氮，脱氧和单烯烃、 芳香烃加氢反应。主反应产物经一系列换热能量回收后，经冷却进入高压分离器进行三相分离。高分气经换热后进入循环气分液罐，装置加氢反应所需 新氢由甲醇驰放气经PSA装置制取，送入循环气分液罐与循环氢混合，经 循环氢压缩机压缩后，再经混合器与轻苯充分混合。高分液加热至86℃进入 稳定塔，稳定塔主要采用闪蒸的原理，脱出反应物内的酸性气体，稳定塔顶 全回流，蒸出酸性气排至界区外至焦化厂处理，回流罐水包中积累的部分含 硫污水与高压分离器水相一起排出界外至焦化厂处理。稳定塔底BTXS馏分 进入预分馏塔，在预分馏塔中用导热油加热至158℃，分馏出C6、C7，塔 顶C6、C7馏分进入萃取蒸馏单元，在萃取单元使用溶剂(环丁砜)作为萃 取剂，将物料中的芳烃和废芳烃分离开来，塔顶馏出的非芳烃进入非芳烃储 槽，作为副产品外销，塔底馏分进入苯甲苯塔，纯苯、甲苯分离，甲苯进甲 苯储槽，纯苯进纯苯储槽，预分馏塔塔底C8以上馏份去二甲苯塔，塔顶馏 出C8-和塔底的C8+进入C8储槽，二甲苯由侧线采出进入二甲苯储槽。
实施例1
图1为8万吨苯加氢研发项目改进工艺流程示意图，按照图1所示流程 进行。图1中，粗苯原料进入脱重塔。将粗苯分为轻苯和重苯两种馏分，原 设计的基础上增加塔顶增加一台43.6平方的冷却器，将脱重塔塔顶物料冷却 至35℃以下，并且在真空机组后面增加一台11平方冷却器，将真空尾气由 65℃冷却至35℃，增加一台真空尾气分离器将真空尾气中的苯系物含量有 3.25Kg/h降低至0.84Kg/h，此设计可以每年回收72吨苯系物，为公司创收 28.8万元效益。脱重塔塔底重沸器由58平方增加至120平方，此项设计可 以将脱重塔进料量由6-8吨提升至11-13吨，并且保证重苯中不含贵重的纯 苯、甲苯、二甲苯，提高了贵重产品纯苯、甲苯、二甲苯回收率。脱重塔塔 底重苯进入重苯大槽作为副产品销售出厂，轻苯经过加压后进入加氢系统， 通过一系列的升温过程，温度达到195℃以上，进入加氢预反应器，进入加 氢预反应器底部，自下而上通过催化剂(镍鉬合金)床层，双烯烃、苯乙烯、 二硫化碳等在催化剂的作用下进行加氢脱硫变为饱和烃，在预反应器内完成 预加氢过程，然后温度达到205℃经过主反换热器和加氢炉进行升温，温度 达到265℃，进入主反应器，物料由主反应器顶部进入，自上而下通过催化 剂(钴鉬合金)床层流下，在主反应器内进行脱硫、脱氮，脱氧和单烯烃、 芳香烃加氢反应。主反应产物经一系列换热能量回收后，经冷却进入高压分 离器进行三相分离。此处增加两台冷却器E-1118和E-1119冷却器，充分降 低了高压分离器进口温度，解决了氢压机带液的问题；稳定塔进料温度高的 问题，使得工艺系统更加顺畅。高分气经换热后进入循环气分液罐，装置加 氢反应所需新氢由甲醇驰放气经PSA装置制取，送入循环气分液罐与循环 氢混合，经循环氢压缩机压缩后，再经混合器与轻苯充分混合。高分液加热 至86℃进入稳定塔，稳定塔主要采用闪蒸的原理，脱出反应物内的酸性气体， 稳定塔顶全回流，蒸出酸性气排至界区外至焦化厂处理，回流罐水包中积累 的部分含硫污水与高压分离器水相一起排出界外至焦化厂处理。稳定塔底 BTXS馏分进入预分馏塔，在预分馏塔中用导热油加热至158℃，分馏出C6、 C7，塔顶C6、C7馏份进入萃取蒸馏单元，在此处增加一台预分馏塔塔顶 冷却器，保证预分馏塔塔顶下料温度正常符合工艺要求，在萃取单元使用溶 剂(环丁砜)作为萃取剂，将物料中的芳烃和废芳烃分离开来，此处将溶剂 循环泵流量加大，极大的提高了产品质量和萃取塔进料量。萃取塔塔顶馏出的非芳烃进入非芳烃储槽，作为副产品外销，塔底馏分进入苯甲苯塔，纯苯、 甲苯分离，甲苯进甲苯储槽，纯苯进纯苯储槽，此处将纯苯产品冷却器、纯 苯塔顶冷却器、非芳冷却器换热面积加大，稳定生产需求，预分馏塔塔底 C8以上馏份去二甲苯塔，塔顶馏出C8-和塔底的C8+进入C8储槽，二甲苯 由侧线采出进入二甲苯储槽此处将二甲泵塔塔顶冷却器加大。此外在生产系 统增加独立的空氮站，减少了非计划停工次数，另外还增加了一台凉水塔， 将循环水温度降至20-30℃，减少BD放空量，提高公司三苯收率和总精制 率。
采用本发明的工艺流程，溶剂循环量由45吨加大至58吨，脱重塔塔底 温度由175℃上涨至185℃，纯苯质量由99.95％提升至99.98％，重苯收率由 9.5％降低至7.1％，粗苯加工量由9吨/小时提升至12吨。各项消耗大幅降低。
以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在 本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包 括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样 应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。
Claims (10)
1.一种粗苯加氢精制方法，其特征在于，该方法包括：
1)粗苯脱重：粗苯进入脱重单元进行脱重，脱重后的气相轻苯组分冷却至35-45℃后进入脱重塔回流罐，一部分回流至脱重塔，一部分送入加氢单元进行加氢反应；
2)加氢反应：将来自脱重单元的轻苯换热后与循环氢气混合后进行蒸发气化后进入加氢反应装置进行加氢反应；
3)稳定分馏：加氢反应主反应产物进行稳定分馏后，从稳定塔底排出精制的BTXS馏分经冷却后进行预分馏；
4)预分馏：稳定分馏送来的精制的BTXS馏分，经与溶剂换热后进入预分馏塔；从预分馏塔塔顶分离出含C6、C7组分的馏分经回流罐分离，气相排放气排往火炬，液相产物为BT馏分，进行萃取蒸馏；预分馏塔塔底产物XS馏分送去二甲苯塔；
5)萃取蒸馏：将BT馏分送入萃取蒸馏塔进行萃取蒸馏，塔顶得到非芳烃组分，塔底得到含芳烃的富溶剂送入溶剂回收单元进行回收。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤1)中，脱重塔再沸器的换热面积增加20-200％，和/或增加脱重塔的进料换热器1-5台；以使得脱重塔的进料量增加20-200％。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤1)中，增加脱重塔塔顶产物冷却器1-5台；和/或增加后冷器的换热面积20-200％从而使得90％以上的气体轻苯冷却成液态轻苯。
4.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤4)中，预分馏塔顶冷却器的面积增加20-50％使得冷却器的出口温度降低至50℃以下。
5.根据权利要求1所述的方法，其中，该方法还包括：将步骤1)脱重塔回流罐顶部出口的气体降至30-40℃后，进入真空尾气分离器，真空尾气进行切线分离将尾气中苯系物含量降低至0.84kg/h以下，净化后的真空尾气送至地面火炬；优选采用过65°切线分离器进行分离。
6.根据权利要求1所述的方法，其中，该方法还包括：加氢反应主反应产物进入稳定塔前送入高压分离器分离以分离出夹带氢气，其中，在进入高压分离器前，所述主反应产物与稳定塔进料进行换热将物料温度由120-140℃降至110-120℃，经过高压分离器分离后与循环水进行换热，将主反应产物温度由80-100℃降至35-45℃。
7.根据权利要求1所述的方法，其中，萃取蒸馏塔的进料量提高10-20％，优选萃取蒸馏塔的进料量为10-11吨/小时；和/或
溶剂回收单元返回萃取蒸馏塔的贫溶剂循环量提高12-30％，优选贫溶剂的循环量提高至50-60吨/小时。
8.一种粗苯加氢精制装置，该装置包括：
(1)粗苯加氢单元，所述粗苯加氢单元包括粗苯脱重单元、加氢反应单元、稳定分馏单元和预分馏单元；
其中，粗苯脱重单元用于将粗苯进行脱重，其中，脱重单元的设计使得脱重后的气相轻苯组分冷却至35-45℃后进入脱重塔的回流罐；
其中，加氢反应单元用于将来自脱重单元的轻苯进行加氢反应；
其中，稳定分馏单元用于将加氢反应主反应产物进行稳定分馏；
其中，预分馏单元用于将稳定分馏单元送来的精制的BTXS馏分进行预分馏得到液相BT馏分；
(2)萃取精馏单元，将BT馏分进行萃取蒸馏，塔顶得到非芳烃组分，塔底得到含芳烃的富溶剂送入溶剂回收单元进行回收。
9.根据权利要求8所述的装置，其中，
粗苯脱重单元包括：脱重塔和依次连通的脱重塔塔顶物料的冷却器、脱重回流罐和后冷器以及设置在脱重塔塔底的塔底重沸器；
加氢反应单元包括连续蒸发装置，加氢反应装置，循环氢装置，PSA制氢装置，高压分离器，其中，轻苯换热后与循环氢气混合后进入所述连续蒸发装置进行蒸发气化，然后进入加氢反应装置进行加氢反应；
所述高压分离器包括前冷却器、高压分离罐和后冷却器，所述加氢反应主产物通过所述前冷却器与稳定塔进料进行换热将物料温度由120-140℃降至110-120℃后进入高压分离罐然后进入所述后冷却器与循环水进行换热，将主反应产物温度由80-100℃降至35-45℃，高压分离罐分离出的循环氢进入所述循环氢装置；
通过所述高压分离单元的后冷却器冷却的加氢反应主产物送入稳定分馏单元分馏；
所述预分馏塔顶冷却器的面积增加20-50％，换热面积为90-110m2；
所述PSA制氢装置用于制氢供氢。
10.根据权利要求8或9所述的装置，其中，该装置还包括：
真空尾气处理单元，所述真空尾气处理单元包括：抽真空机组、真空尾气冷却器和真空尾气分离器；和/或
制氮系统，所述制氮系统用于向所述装置提供不间断的氮气气源；和/或
循环水冷却系统，所述循环水冷却系统用于使所述装置的各个冷却段的冷却温度为20-30℃；
和/或溶剂回收单元，所述溶剂回收单元用于回收和循环溶剂。
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|---|---|---|---|
| PB01 | Publication | ||
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| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
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| RJ01 | Rejection of invention patent application after publication | ||
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Application publication date: 20200630 |