CN115193082B - 一种粗苯加氢精制分离工艺 - Google Patents

Abstract

本发明涉及粗苯加氢技术领域，提出了一种新型粗苯加氢精制分离系统，系统包括预分离塔、苯塔、二甲苯塔、脱轻塔、取精馏塔、汽提塔；苯塔侧出口用于送出苯产品一，脱轻塔具有脱轻塔入口和脱轻塔下出口，预分离塔上出口、苯塔上出口一并与脱轻塔入口连通，脱轻塔下出口用于送出含苯及与苯形成共沸物的非芳烃；萃取精馏塔具有萃取精馏塔入口、萃取精馏塔上出口、萃取精馏塔下出口，萃取精馏塔下出口用于送出萃取剂与苯的混合溶液；汽提塔入口与萃取精馏塔下出口连通，汽提塔上出口用于送出苯产品二；还提出了一种新型粗苯加氢精制分离工艺。通过上述技术方案，解决了相关技术中粗苯加氢精制过程能耗高及产品不够灵活经济性差的技术问题。

Description

一种粗苯加氢精制分离工艺

技术领域

本发明涉及粗苯加氢技术领域，具体的，涉及一种新型粗苯加氢精制分离系统及工艺。

背景技术

焦化粗苯中含有大量的苯、甲苯、一些易与苯、甲苯形成共沸物的烷烃和不饱和烃以及少量的C8以上的重芳烃物系。粗苯加氢工艺是实现粗苯资源化利用的重要手段，其工艺是通过催化加氢，部分脱除粗苯原料中所含S、N及不饱和化合物，经萃取单元分离精制，生产高质量的苯、甲苯、二甲苯等产品。在低温液相加氢工艺中（如德国Uhde的KK法），加氢油的精制工艺如图1所示：来自加氢单元的加氢油先进入稳定塔7脱除溶解在加氢油中的氨、硫化氢等不凝气，稳定塔出口的苯、甲苯、非芳烃和二甲苯馏分进入预分离塔1，塔顶分离出苯、甲苯以及非芳烃组分，塔底分离出二甲苯馏分，二甲苯馏分进入二甲苯塔3进一步分离，塔顶采出C8非芳烃以及乙苯，侧线采出二甲苯，塔底采出C9馏分。

预分离塔顶物料进入萃取精馏塔5，通过甲酰吗啉萃取剂，除去烷烃、环烷烃等非芳烃，萃取塔底出口的苯、甲苯及萃取剂的混合馏分进入汽提塔6，将甲酰吗啉和苯、甲苯分开，塔底采出甲酰吗啉供冷却后打入萃取精馏塔5上部循环使用，汽提塔6顶出口的苯、甲苯混合物再进入到苯塔2，实现苯与甲苯的分离，塔顶采出纯度为99.95%的苯。此工艺存在如下缺点：整个精制流程能耗较高，特别是稳定塔7、萃取精馏塔5负荷高，需要大量循环萃取剂甲酰吗啉，造成萃取剂补充量多，萃取精馏塔5、汽提塔6及附属设备尺寸大，设备投资及操作费用较高；难以灵活调节生产不同纯度的苯产品，与苯乙烯装置耦合生产时，经济性较差。总之，本领域技术人员一直想使用更小的处理设备，但迟迟想不到较佳的方案，这个技术难题一直存在却没能解决。

授权公告号为CN103520945 B的中国发明专利，公开了粗苯加氢产物的精制装置及方法，将苯全部从预分离塔顶采出，塔釜采出甲苯和二甲苯，目的是节能降耗。将全部的苯从预分离塔采出进入萃取精馏塔，依然会造成萃取剂使用量较大；且同样存在难以灵活调节生产不同纯度的苯产品，与苯乙烯装置耦合生产时，经济性较差。另外，没有设置脱轻塔会导致硫化氢、氨等不凝气进入萃取系统，导致萃取剂失活，增加生产成本。

发明内容

本发明提出一种新型粗苯加氢精制分离系统及工艺，解决了相关技术中粗苯加氢精制过程能耗高、萃取剂使用量大以及产品不够灵活经济性差的技术问题。

本发明的技术方案如下：

一种新型粗苯加氢精制分离系统，包括

预分离塔，所述预分离塔一侧具有预分离塔入口，塔顶具有预分离塔上出口，底部具有预分离塔下出口，所述预分离塔入口用于送入加氢油，所述预分离塔上出口用于送出苯及非芳烃不凝气，所述预分离塔下出口用于送出预分离塔釜液；

苯塔，所述苯塔具有苯塔入口，还具有苯塔上出口、苯塔侧出口、苯塔下出口，所述苯塔入口与所述预分离塔下出口连通，所述苯塔上出口用于送出气相，所述苯塔侧出口用于送出苯产品一，所述苯塔下出口用于送出混苯馏分；

二甲苯塔，所述二甲苯塔具有二甲苯塔入口，所述二甲苯塔入口与所述苯塔下出口连通；

脱轻塔，所述脱轻塔具有脱轻塔入口和脱轻塔下出口，所述预分离塔上出口、所述苯塔上出口一并与所述脱轻塔入口连通，所述脱轻塔下出口用于送出含苯及与苯形成共沸物的非芳烃；

萃取精馏塔，所述萃取精馏塔具有萃取精馏塔入口、萃取精馏塔上出口、萃取精馏塔下出口，所述萃取精馏塔入口与所述脱轻塔下出口连通，所述萃取精馏塔上出口用于送出非芳烃产品，所述萃取精馏塔下出口用于送出萃取剂与苯的混合溶液；

汽提塔，具有汽提塔入口、汽提塔上出口，所述汽提塔入口与所述萃取精馏塔下出口连通，所述汽提塔上出口用于送出苯产品二。

作为进一步的技术方案，所述二甲苯塔还具有二甲苯塔上出口和二甲苯塔下出口，所述二甲苯塔上出口用于送出二甲苯，所述二甲苯塔下出口用于送出C₈C₉溶剂；所述脱轻塔还具有脱轻塔上出口，所述脱轻塔上出口用于送出H₂S、NH₃、H₂以及烷烃不凝气；所述汽提塔还具有汽提塔下出口，所述汽提塔下出口用于送出萃取剂且通向所述萃取精馏塔。

作为进一步的技术方案，还包括苯乙烯生产装置，所述苯塔侧出口通向所述苯乙烯生产装置。

本发明还提出一种新型粗苯加氢精制分离工艺，利用所述的新型粗苯加氢精制分离系统，包括以下步骤，

S1、加氢单元的加氢油通至所述预分离塔进行处理，在所述预分离塔中处理后，从所述预分离塔上出口采出苯以及非芳烃不凝气，从所述预分离塔下出口送出预分离塔釜液至所述苯塔处理；

S2、预分离塔釜液在所述苯塔中处理后，从所述苯塔侧出口采出苯产品一，从所述苯塔上出口采出气相进入所述脱轻塔，所述苯塔下出口送出混苯馏分；

S3、混苯馏分通至所述二甲苯塔入口，在所述二甲苯塔中处理后，分离出C₈、C₉以及二甲苯产品；

S4、所述预分离塔上出口采出的苯及非芳烃不凝气与所述苯塔上出口采出的气相一并通至所述脱轻塔入口，在所述脱轻塔中处理后，所述脱轻塔下出口送出含苯及与苯形成共沸物的非芳烃；

S5、含苯及与苯形成共沸物的非芳烃通至所述萃取精馏塔入口，所述萃取精馏塔入口位于所述萃取精馏塔的中部，含苯及与苯形成共沸物的非芳烃在所述萃取精馏塔下部汽化，萃取剂通至所述萃取精馏塔上部，与汽化的含苯及与苯形成共沸物的非芳烃逆流接触，苯被萃取到萃取剂中成为萃取剂与苯的混合溶液从所述萃取精馏塔下出口送出，非芳烃组分从萃取精馏塔上出口送出；

S6、萃取剂与苯的混合溶液通至汽提塔入口，在所述汽提塔中处理后，汽提塔上出口送出苯产品二，所述汽提塔下出口送回萃取剂至所述萃取精馏塔。

作为进一步的技术方案，步骤S1中，加氢单元的加氢油通至所述预分离塔进行处理前，换热至120~150℃，所述预分离塔中，塔底操作压力为0.7~0.95MpaG。

作为进一步的技术方案，步骤S1中，塔底操作压力为0.8MpaG。

作为进一步的技术方案，

步骤S2中，所述苯塔操作压力为0.8~1.0MpaG；

步骤S4中，所述脱轻塔操作压力为0.6~0.8MpaG；

步骤S5中，所述萃取精馏塔釜压力为0.1~0.3MpaG；

步骤S6中，所述汽提塔操作压力为0.02~0.05MpaG。

作为进一步的技术方案，

步骤S2中，所述苯塔操作压力为0.88MpaG；

步骤S4中，所述脱轻塔操作压力为0.7MpaG；

步骤S5中，所述萃取精馏塔釜压力为0.14MpaG；

步骤S6中，所述汽提塔操作压力为0.036MpaG。

作为进一步的技术方案，步骤S2中，所述苯塔侧出口采出的热苯供热至预分离塔入口通入的加氢油，所述苯塔上出口送出的气相供热至所述脱轻塔及所述汽提塔，且所述苯塔压力调节至0.95MpaG。

作为进一步的技术方案，步骤S1中，从所述预分离塔上出口采出苯以及非芳烃不凝气，占进料的28%，且苯的含量为90wt%，从所述预分离塔下出口送出预分离塔釜液占进料的72%，且苯的含量为70wt%。

本发明的工作原理及有益效果为：

本发明通过改变分离方案，不仅降低萃取塔及汽提塔设备尺寸，减少萃取剂循环量，实现节能降耗，还能生产两种纯度的苯产品，有利于后续产业链的延伸。通过优化粗苯加氢精制工艺流程，改变分离方案，进行了先分两部分再分离的技术方案，降低了萃取精馏塔及汽提塔设备尺寸，实现整体节能降耗，降低设备投资及操作运行成本；实现两种纯度的苯（99.5%和99.95%）生产灵活调节，有利于粗苯加氢产业链的延伸，具有与苯乙烯生产装置完美耦合生产的优点。

附图说明

下面结合附图和具体实施方式对本发明作进一步详细的说明。

图1为现有技术中一方式的粗苯加氢精制工艺流程图；

图2为本发明中实施例1粗苯加氢精制工艺流程图；

图3为本发明中实施例2粗苯加氢精制工艺流程图；

图中：预分离塔-1，预分离塔入口-101，预分离塔上出口-102，预分离塔下出口-103，苯塔-2，苯塔入口-201，苯塔上出口-202，苯塔侧出口-203，苯塔下出口-204，二甲苯塔-3，二甲苯塔入口-301，二甲苯塔上出口-302，二甲苯塔下出口-303，脱轻塔-4，脱轻塔入口-401，脱轻塔上出口-402，脱轻塔下出口-403，萃取精馏塔-5，萃取精馏塔入口-501，萃取精馏塔上出口-502，萃取精馏塔下出口-503，汽提塔-6，汽提塔入口-601，汽提塔上出口-602，汽提塔下出口-603，稳定塔-7。

具体实施方式

下面将结合本发明实施例，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有作出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都涉及本发明保护的范围。

实施例1

如图2所示，本实施例一种新型粗苯加氢精制分离工艺，包括以下步骤，

S1、加氢单元的加氢油通至预分离塔1进行处理，在预分离塔1中处理后，从预分离塔上出口102采出苯以及非芳烃不凝气，从预分离塔下出口103送出预分离塔釜液至苯塔2处理；

S2、预分离塔釜液在苯塔2中处理后，从苯塔侧出口203采出苯产品一，从苯塔上出口202采出气相进入脱轻塔4，苯塔下出口204送出混苯馏分；

S3、混苯馏分通至二甲苯塔入口301，在二甲苯塔3中处理后，分离出C₈、C₉以及二甲苯产品；

S4、预分离塔上出口102采出的苯及非芳烃不凝气与苯塔上出口202采出的气相一并通至脱轻塔入口401，在脱轻塔4中处理后，脱轻塔下出口403送出含苯及与苯形成共沸物的非芳烃；

S5、含苯及与苯形成共沸物的非芳烃通至萃取精馏塔入口501，萃取精馏塔入口501位于萃取精馏塔5的中部，含苯及与苯形成共沸物的非芳烃在萃取精馏塔5下部汽化，萃取剂通至萃取精馏塔5上部，与汽化的含苯及与苯形成共沸物的非芳烃逆流接触，苯被萃取到萃取剂中成为萃取剂与苯的混合溶液从萃取精馏塔下出口503送出，非芳烃组分从萃取精馏塔上出口502送出；

S6、萃取剂与苯的混合溶液通至汽提塔入口601，在汽提塔6中处理后，汽提塔上出口602送出苯产品二，汽提塔下出口603送回萃取剂至萃取精馏塔5。

具体加氢精制过程如下，如附图2所示，来自加氢单元的加氢油换热至120~150℃进入预分离塔1中，塔底操作压力为0.7~0.95MpaG，从塔顶的预分离塔上出口102采出苯以及少量的非芳烃等不凝气（约占进料的28%，苯的含量为90wt%，不含甲苯，以下简称为第二部分的含苯组分）。预分离塔下出口103采出的预分离塔釜液（含苯70wt%，以下简称为第一部分的含苯组分）则进入苯塔2中。

作为创新的关键，本实施例中将预分离塔1置于脱轻塔4前面，就先将部分的苯在预分离塔1单独分离出至塔顶，因而可以减少苯与甲苯、二甲苯的混合，同时便于后续采出，从源头上降低了芳烃的总量，从而大大降低了后续萃取精馏塔5萃取剂的循环量以及汽提塔6的能耗。具体的，将预分离塔1置于脱轻塔4之前，通过预分离塔1的分离，将加氢油分为了第一部分的含苯组分（含有甲苯、二甲苯）和第二部分含苯组分（不含甲苯、二甲苯），先将第一部分的含苯组分分离出99.5%苯用于低精度需求，此时也余下第三部分的含苯组分与之前第二部分的含苯组分进行汇合，再依次通入脱轻塔4、萃取精馏塔5、汽提塔6进行脱轻工艺、萃取精馏工艺、气提工艺，进行分离从而得到纯度为99.95%的高精度苯。此种工艺方式可以避免脱轻工艺、萃取精馏工艺、气提工艺中处理所混合的甲苯及二甲苯，因此减少了萃取苯组分的所需的萃取剂，从而达到大大降低萃取精馏塔5中萃取剂的循环量以及汽提塔的能耗的而技术效果。与图1中的现有粗苯加氢工艺相比，精制流程的规模能够很明显的得到降低，萃取精馏塔5中的萃取剂甲酰吗啉的使用量极大的降低，所需进行的萃取剂补充消耗也同步降低，而且可以明显的降低萃取精馏塔5、汽提塔6及其附属设备的尺寸，从而降低设备投资及操作费用，从而很好的解决了本领域一直想解决的设备尺寸过大的技术难题。

从苯塔2中部侧线的苯塔侧出口203采出纯度为99.5%的苯，从塔顶的苯塔上出口202采出少量的气相进入脱轻塔4中，塔釜的苯塔下出口204采出的混苯馏分进入二甲苯塔3，分离出C8、C9以及二甲苯产品。苯塔操作压力为0.8~1.0MpaG。

预分离塔1的预分离塔上出口102采出气相与苯塔2塔顶的苯塔上出口202采出气相一并进入脱轻塔4中实现不凝气与苯的分离，含H₂S、NH₃、H₂以及少量烷烃的不凝气从脱轻塔4塔顶的脱轻塔上出口402采出，含苯及与苯形成共沸物的非芳烃从脱轻塔4塔釜的脱轻塔下出口403采出。脱轻塔4操作压力为0.6~0.8MpaG。

从脱轻塔4塔釜的脱轻塔下出口403采出的含苯及与苯形成共沸物的非芳烃进入萃取精馏塔5中部位置的萃取精馏塔入口501，来自汽提塔釜6经过冷却的萃取剂进入萃取精馏塔5上部，与来自萃取精馏塔5塔下部汽化的苯及非芳烃逆流接触，苯被萃取到萃取剂中，非芳烃组分从塔顶的萃取精馏塔上出口502采出，实现分离。萃取精馏塔5釜压力为0.1~0.3MpaG。

从萃取精馏塔釜5采出的萃取剂与苯的混合溶液进入到汽提塔6中，实现二者的分离，从塔顶采出纯度为99.95%的纯苯，萃取剂从塔釜采出。经过冷却后再打入萃取精馏塔5循环使用。汽提塔操作压力为0.02~0.05MpaG。

需要说明的是，将加氢油分为两部分含苯混合物，然后根据每部分的特点分类分离的实现是较难的，起初将第一部分含苯混合物、第二部分含苯混合物单独分离就具有极大的困难，虽然现有技术有多种粗苯加氢工艺，但均未能给出明确的调整方案，最终通过各个设备压力的不断调整，以及第一部分含苯混合物、第二部分含苯混合物的分离比例设置（即从预分离塔上出口102采出苯以及非芳烃不凝气，占进料的28%，且苯的含量为90wt%，从预分离塔下出口103送出预分离塔釜液占进料的72%，且苯的含量为70wt%），才共同的使得不仅第一部分含苯混合物、第二部分含苯混合物能够实现苯组分及其他组分的分离，而且还使得第一部分含苯混合物、第二部分含苯混合物有机的结合起来；第一部分的含苯组分还能够分出第三部分含苯混合物与第二部分含苯混合物进一步结合起来进行苯及其他组分的分离，从而完美的实现了设备规模能够明显降低，萃取剂甲酰吗啉的使用量降低，所需萃取剂补充消耗同步降低，最终达到降低设备投资、消耗物料、操作费用的目的。

如下表1为按照新型粗苯加氢精制分离工艺实际生产时一较佳试验例各塔釜反应条件及质量流量具体情况，

表1 各塔釜反应条件及质量流量

如下表2为上述较佳试验例中预分离塔进出料质量流量及质量百分比具体情况

表2 预分离塔进出料质量流量及质量百分比

如下表3为上述较佳试验例中苯塔进出料质量流量及质量百分比具体情况，

表3 苯塔进出料质量流量及质量百分比

如下表4为上述较佳试验例中脱轻塔进出料质量流量及质量百分比具体情况，

表4 脱轻塔进出料质量流量及质量百分比

从上述表3中苯塔侧线采出（苯塔侧出口203）可以看出，苯组分的质量含量达到了99.52%，因此此部分作为苯产品具有一定经济价值，可以与苯乙烯装置配合去生产苯乙烯；从上述表4中脱轻塔塔釜出料（脱轻塔下出口403）可以看出，苯组分的质量含量达到了93.96%，其余组分质量含量为正戊烷2.55%，正己烷0.85%，正庚烷0.04%，环戊烷1.70%，环己烷0.89%，因此此部分可以通过萃取精馏、汽提处理后，纯度达到99.5%以上。

实施例2

如图3所示，本实施例在实施例2基础上，进一步，步骤S2中，苯塔侧出口203采出的热苯供热至预分离塔入口101通入的加氢油，苯塔上出口202送出的气相供热至脱轻塔4及汽提塔6，具体如附图3所示。最优的，为进一步降低上述流程的能耗，可将所述苯塔压力提高至0.95MpaG，将苯塔2侧线的苯塔侧出口203采出的热苯作为预分离塔1进料热源，将苯塔2塔顶的苯塔上出口202采出物流热量用于生产0.5MpaG的低压蒸汽，作为脱轻塔4及汽提塔6的热源，从而实现节能。进一步的，可以将所述汽提塔变为负压操作，降低塔内物系的沸点，从而进一步降低蒸汽消耗。

实施例3

与实施例1的区别在于，

步骤S1中，预分离塔1塔底操作压力为0.7MpaG；

步骤S2中，苯塔2操作压力为0.8MpaG；

步骤S4中，脱轻塔4操作压力为0.6MpaG；

步骤S5中，萃取精馏塔5釜压力为0.1MpaG；

步骤S6中，汽提塔6操作压力为0.02MpaG。

实施例4

与实施例1的区别在于，

步骤S1中，预分离塔1塔底操作压力为0.95MpaG；

步骤S2中，苯塔2操作压力为1.0MpaG；

步骤S4中，脱轻塔4操作压力为0.8MpaG；

步骤S5中，萃取精馏塔5釜压力为0.3MpaG；

步骤S6中，汽提塔6操作压力为0.05MpaG。

实施例5

与实施例1的区别在于，

步骤S1中，预分离塔1塔底操作压力为0.8MpaG；

步骤S2中，苯塔2操作压力为0.88MpaG；

步骤S4中，脱轻塔4操作压力为0.7MpaG；

步骤S5中，萃取精馏塔5釜压力为0.14MpaG；

步骤S6中，汽提塔6操作压力为0.36MpaG。

实施例3~5苯产品的苯产品纯度（苯塔测线出口、汽提塔气相出口）如下，从下表可以看出，实施例5的压力条件下，能够得到最优的苯产品纯度。

表5 实施例3~5中苯产品纯度

实施例6

如图2所示，本实施例提出了一种新型粗苯加氢精制分离系统，包括

预分离塔1，预分离塔1一侧具有预分离塔入口101，塔顶具有预分离塔上出口102，底部具有预分离塔下出口103，预分离塔入口101用于送入加氢油，预分离塔上出口102用于送出苯及非芳烃不凝气，预分离塔下出口103用于送出预分离塔釜液；

苯塔2，苯塔2具有苯塔入口201，还具有苯塔上出口202、苯塔侧出口203、苯塔下出口204，苯塔入口201与预分离塔下出口103连通，苯塔上出口202用于送出气相，苯塔侧出口203用于送出苯产品一，苯塔下出口204用于送出混苯馏分；

二甲苯塔3，二甲苯塔3具有二甲苯塔入口301，二甲苯塔入口301与苯塔下出口204连通；

脱轻塔4，脱轻塔4具有脱轻塔入口401和脱轻塔下出口403，预分离塔上出口102、苯塔上出口202一并与脱轻塔入口401连通，脱轻塔下出口403用于送出含苯及与苯形成共沸物的非芳烃；

萃取精馏塔5，萃取精馏塔5具有萃取精馏塔入口501、萃取精馏塔上出口502、萃取精馏塔下出口503，萃取精馏塔入口501与脱轻塔下出口403连通，萃取精馏塔上出口502用于送出非芳烃产品，萃取精馏塔下出口503用于送出萃取剂与苯的混合溶液；

汽提塔6，具有汽提塔入口601、汽提塔上出口602，汽提塔入口601与萃取精馏塔下出口503连通，汽提塔上出口602用于送出苯产品二。

进一步，二甲苯塔3还具有二甲苯塔上出口302和二甲苯塔下出口303，二甲苯塔上出口302用于送出二甲苯，二甲苯塔下出口303用于送出C₈C₉溶剂；

脱轻塔4还具有脱轻塔上出口402，脱轻塔上出口402用于送出H₂S、NH₃、H₂以及烷烃不凝气；

汽提塔6还具有汽提塔下出口603，汽提塔下出口603用于送出萃取剂且通向萃取精馏塔5。

本实施例中，将预分离塔1置于脱轻塔4之前，通过预分离塔1的分离，将加氢油分为了第一部分的含苯组分（含有甲苯、二甲苯）和第二部分含苯组分（不含甲苯、二甲苯），先将第一部分的含苯组分分离出99.5%苯用于低精度需求，同时余下的第三部分含苯组分与第二部分含苯组分进行汇合，再依次通入脱轻塔4、萃取精馏塔5、汽提塔6进行脱轻工艺、萃取精馏工艺、气提工艺，进行分理得到纯度为99.95%的高精度苯，可以避免脱轻工艺、萃取精馏工艺、气提工艺中处理所混合的甲苯及二甲苯，最后可以大大降低萃取精馏塔5中萃取剂的循环量以及汽提塔的能耗。与图1中的现有粗苯加氢系统相比，精制流程的规模能够很明显的得到降低，萃取精馏塔5中的萃取剂甲酰吗啉的使用量极大的降低，所需进行的萃取剂补充消耗也同步降低，可以明显的降低萃取精馏塔5、汽提塔6及其附属设备的尺寸，从而降低设备投资及操作费用。

实施例7

在实施例6基础上，还包括苯乙烯生产装置，苯塔侧出口203通向苯乙烯生产装置。并且本实施例中，苯塔2的苯塔侧出口203可以生产出基础纯度的苯产品一，纯度为99.5%，汽提塔6的上出口602可以生产出高纯度的苯产品二，纯度为99.95%。因此可以灵活调节生产不同纯度的苯产品。苯乙烯装置生产苯乙烯时，恰好需要纯度99.5%的苯即可，因此本实施方式与苯乙烯装置进行耦合，进行联合生产时具有非常大的经济价值，具有与苯乙烯装置完美耦合的优点。

以上仅为本发明的较佳实施例而已，并不用以限制本发明，凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。

Claims (3)

1.一种粗苯加氢精制分离工艺，其特征在于，利用粗苯加氢精制分离系统，粗苯加氢精制分离系统包括：

预分离塔（1），所述预分离塔（1）一侧具有预分离塔入口（101），塔顶具有预分离塔上出口（102），底部具有预分离塔下出口（103），所述预分离塔入口（101）用于送入加氢油，所述预分离塔上出口（102）用于送出苯及非芳烃不凝气，所述预分离塔下出口（103）用于送出预分离塔釜液；

苯塔（2），所述苯塔（2）具有苯塔入口（201），还具有苯塔上出口（202）、苯塔侧出口（203）、苯塔下出口（204），所述苯塔入口（201）与所述预分离塔下出口（103）连通，所述苯塔上出口（202）用于送出气相，所述苯塔侧出口（203）用于送出苯产品一，所述苯塔下出口（204）用于送出混苯馏分；

二甲苯塔（3），所述二甲苯塔（3）具有二甲苯塔入口（301），所述二甲苯塔入口（301）与所述苯塔下出口（204）连通；

脱轻塔（4），所述脱轻塔（4）具有脱轻塔入口（401）和脱轻塔下出口（403），所述预分离塔上出口（102）、所述苯塔上出口（202）一并与所述脱轻塔入口（401）连通，所述脱轻塔下出口（403）用于送出含苯及与苯形成共沸物的非芳烃；

萃取精馏塔（5），所述萃取精馏塔（5）具有萃取精馏塔入口（501）、萃取精馏塔上出口（502）、萃取精馏塔下出口（503），所述萃取精馏塔入口（501）与所述脱轻塔下出口（403）连通，所述萃取精馏塔上出口（502）用于送出非芳烃产品，所述萃取精馏塔下出口（503）用于送出萃取剂与苯的混合溶液；

汽提塔（6），具有汽提塔入口（601）、汽提塔上出口（602）、汽提塔下出口（603），所述汽提塔入口（601）与所述萃取精馏塔下出口（503）连通，所述汽提塔上出口（602）用于送出苯产品二；

粗苯加氢精制分离工艺包括以下步骤：

S1、加氢单元的加氢油通至所述预分离塔（1）进行处理，在所述预分离塔（1）中处理后，从所述预分离塔上出口（102）采出苯以及非芳烃不凝气，从所述预分离塔下出口（103）送出预分离塔釜液至所述苯塔（2）处理；

S2、预分离塔釜液在所述苯塔（2）中处理后，从所述苯塔侧出口（203）采出苯产品一，从所述苯塔上出口（202）采出气相进入所述脱轻塔（4），所述苯塔下出口（204）送出混苯馏分；

S3、混苯馏分通至所述二甲苯塔入口（301），在所述二甲苯塔（3）中处理后，分离出C₈、C₉以及二甲苯产品；

S4、所述预分离塔上出口（102）采出的苯及非芳烃不凝气与所述苯塔上出口（202）采出的气相一并通至所述脱轻塔入口（401），在所述脱轻塔（4）中处理后，所述脱轻塔下出口（403）送出含苯及与苯形成共沸物的非芳烃；

S5、含苯及与苯形成共沸物的非芳烃通至所述萃取精馏塔入口（501），所述萃取精馏塔入口（501）位于所述萃取精馏塔（5）的中部，含苯及与苯形成共沸物的非芳烃在所述萃取精馏塔（5）下部汽化，萃取剂通至所述萃取精馏塔（5）上部，与汽化的含苯及与苯形成共沸物的非芳烃逆流接触，苯被萃取到萃取剂中成为萃取剂与苯的混合溶液从所述萃取精馏塔下出口（503）送出，非芳烃组分从所述萃取精馏塔上出口（502）送出；

S6、萃取剂与苯的混合溶液通至汽提塔入口（601），在所述汽提塔（6）中处理后，汽提塔上出口（602）送出苯产品二，所述汽提塔下出口（603）送回萃取剂至所述萃取精馏塔（5）；

其中，其中步骤S2与步骤S6中，苯产品一与苯产品二为两种纯度不同的苯产品；

其中，步骤S1中，加氢单元的加氢油通至所述预分离塔（1）进行处理前，换热至120~150℃，所述预分离塔（1）中，塔底操作压力为0.8MpaG；

其中，步骤S2中，所述苯塔（2）操作压力为0.88MpaG；步骤S4中，所述脱轻塔（4）操作压力为0.7MpaG；步骤S5中，所述萃取精馏塔（5）釜压力为0.14MpaG；步骤S6中，所述汽提塔（6）操作压力为0.036MpaG；

其中，步骤S1中，从所述预分离塔上出口（102）采出苯以及非芳烃不凝气，占进料的28%，且苯的含量为90wt%，从所述预分离塔下出口（103）送出预分离塔釜液占进料的72%，且苯的含量为70wt%。

2.根据权利要求1所述的一种粗苯加氢精制分离工艺，其特征在于，所述二甲苯塔（3）还具有二甲苯塔上出口（302）和二甲苯塔下出口（303），所述二甲苯塔上出口（302）用于送出二甲苯，所述二甲苯塔下出口（303）用于送出C₈C₉溶剂；所述脱轻塔（4）还具有脱轻塔上出口（402），所述脱轻塔上出口（402）用于送出H₂S、NH₃、H₂以及烷烃不凝气；所述汽提塔下出口（603）用于送出萃取剂且通向所述萃取精馏塔（5）。

3.根据权利要求2所述的一种粗苯加氢精制分离工艺，其特征在于，粗苯加氢精制分离系统还包括苯乙烯生产装置，所述苯塔侧出口（203）通向所述苯乙烯生产装置。

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