CN116064153A - 一种从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的系统和方法 - Google Patents
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Abstract
本发明属于化工领域，公开了一种从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的系统和方法。该系统包括裂解汽油碳八馏分输送管线、苯乙炔加氢单元、第一萃取塔、第二萃取塔、第一溶剂回收塔、溶剂再生单元、第一加氢单元、第二加氢单元和粗苯乙烯脱色精制单元。本发明的系统和方法可实现苯乙烯和二甲苯的同时回收，而且副产饱和碳八非芳烃，可节约装置能耗。
Description
技术领域
本发明属于化工领域，更具体地，涉及一种从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的系统和方法。
背景技术
CN201310745548.4涉及一种从裂解汽油C8馏分中萃取蒸馏回收苯乙烯的方法，包括将裂解汽油C8馏分送入萃取蒸馏塔，塔顶排出富含C8芳烃的抽余油，塔底排出的富含苯乙烯的溶剂进入溶剂回收塔，塔顶排出粗苯乙烯，塔底排出贫溶剂的一部分返回萃取蒸馏塔，另一部分与C8芳烃及水混合后进入溶剂净化塔以脱除溶剂中的聚合物，净化的贫溶剂和水由塔底排出，含苯乙烯聚合物的C8芳烃进入聚合物分离塔进行蒸馏，C8芳烃由顶部排出，塔底排出的重组分与C9+烃混合后进入刮膜蒸发器蒸发，顶部排出轻组分，焦油从底部排出；所述粗苯乙烯经脱水、脱色后进入苯乙烯精制塔，塔顶排出精制苯乙烯，塔底焦油进入刮膜蒸发器。
CN01141471.5涉及一种从烃类混合物中回收芳烃的方法，包括将烃类混合物进行预分馏，得到苯馏份、甲苯馏份和混合二甲苯馏份；将甲苯馏份送入液液抽提塔进行液液萃取，富含芳烃的萃取相与预分馏得到的苯馏份分别由顶部和中部引入萃取精馏塔进行萃取精馏，非芳烃组份回流入液液抽提塔底，富溶剂由回收塔分离芳烃和溶剂，所得贫溶剂循环回液液抽提塔和萃取精馏塔。
从上述专利申请所公开的技术可以看出，现有技术仅仅是实现了苯乙烯或二甲苯的回收，并未实现苯乙烯和二甲苯的同时回收。
发明内容
本发明的目的是针对现有技术的不足，提出一种从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的系统和方法。本发明的系统和方法可实现苯乙烯和二甲苯的同时回收，而且副产饱和碳八非芳烃，可节约装置能耗。
为了实现上述目的，本发明一方面提供了一种从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的系统，该系统包括裂解汽油碳八馏分输送管线、苯乙炔加氢单元、第一萃取塔、第二萃取塔、第一溶剂回收塔、溶剂再生单元、第一加氢单元、第二加氢单元和粗苯乙烯脱色精制单元；
所述裂解汽油碳八馏分输送管线的出口与所述苯乙炔加氢单元的原料入口连通；
所述苯乙炔加氢单元的出口与所述第一萃取塔的原料入口连通；
所述第一萃取塔的顶部出口与所述第一加氢单元的入口连通；所述第一萃取塔的底部出口与所述第二萃取塔的原料入口连通；
所述第二萃取塔的顶部出口与所述第二加氢单元的入口连通；所述第二萃取塔的底部出口与所述第一溶剂回收塔的第一入口连通；
所述第一溶剂回收塔的顶部出口与所述粗苯乙烯脱色精制单元的入口连通；所述第一溶剂回收塔的底部出口管线分为三支，一支与所述第一萃取塔的溶剂入口连通，一支与所述第二萃取塔的溶剂入口连通，一支与所述溶剂再生单元的入口连通；
所述溶剂再生单元的出口与所述第一溶剂回收塔的第二入口连通。
根据本发明，优选地，所述系统还包括裂解汽油加氢装置，所述裂解汽油加氢装置的出口与所述裂解汽油碳八馏分输送管线的入口连通。
根据本发明，优选地，所述第一加氢单元的出口连接有混合二甲苯产品输出管线。
根据本发明，优选地，所述第二加氢单元的出口连接有饱和非芳烃输出管线。
根据本发明，优选地，所述粗苯乙烯脱色精制单元的出口连接有苯乙烯产品输出管线。
根据本发明，优选地，所述第一萃取塔为精馏塔，理论塔板数为40～90。
根据本发明，优选地，所述第二萃取塔为精馏塔，理论塔板数为40～90。
根据本发明，优选地，所述第一溶剂回收塔为精馏塔，理论塔板数为30～70。
根据本发明，优选地，所述第一萃取塔和所述第二萃取塔均还设置有下部入口；所述第一萃取塔的下部入口连接有水和粗混合二甲苯的混合物的输入管线；所述第二萃取塔的下部入口连接有水和粗苯乙烯的混合物的输入管线。
本发明另一方面提供了一种从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的方法，该方法采用所述的从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的系统，包括如下步骤：
S1：将经所述苯乙炔加氢单元处理后的裂解汽油碳八馏分与来自所述第一溶剂回收塔的一部分贫溶剂在所述第一萃取塔中进行萃取分离处理，所述第一萃取塔塔顶得到非芳烃进入所述第一加氢单元，得到饱和非芳烃，所述第一萃取塔塔釜得到含芳烃富溶剂进入所述第二萃取塔；
S2：所述含芳烃富溶剂和来自所述第一溶剂回收塔的一部分贫溶剂在所述第二萃取塔中进行萃取分离处理，所述第二萃取塔塔顶得到粗混合二甲苯进入所述第二加氢单元得到混合二甲苯产品，所述第二萃取塔塔釜得到含苯乙烯富溶剂进入所述第一溶剂回收塔；
S3：所述含苯乙烯富溶剂和来自所述溶剂再生单元的再生溶剂在所述第一溶剂回收塔中进行分离处理，所述第一溶剂回收塔塔顶得到粗苯乙烯进入所述粗苯乙烯脱色精制单元得到苯乙烯产品，所述第一溶剂回收塔塔釜得到贫溶剂，所述贫溶剂一部分返回所述第一萃取塔，一部分返回所述第二萃取塔，其他部分进入所述溶剂再生单元；
S4：在所述溶剂再生单元内，进入所述溶剂再生单元的贫溶剂经过溶剂再生处理，得到所述再生溶剂进入所述第一溶剂回收塔。
在本发明中，所述溶剂再生单元为本领域常规操作，作为优选方案，在本发明的溶剂再生单元中，进入所述溶剂再生单元的贫溶剂通过萃取和分离过程将贫溶剂中的杂质脱除，得到所述再生溶剂。
在本发明中，所述苯乙炔加氢单元为本领域常规操作，作为优选方案，在本发明的苯乙炔加氢单元中，苯乙炔与氢气加氢反应生成苯乙烯或乙苯等。
在本发明中，所述粗苯乙烯脱色精制单元为本领域常规操作，作为优选方案，在本发明的粗苯乙烯脱色精制单元中，粗苯乙烯经过脱色反应，后经过精制提纯后得到苯乙烯产品。
根据本发明，优选地，所述第一萃取塔的溶剂质量比为2～6，塔顶操作压力为10～30kPaA，塔顶操作温度为60～90℃，塔底温度为90～130℃。
根据本发明，优选地，所述第二萃取塔的溶剂质量比为2～8，塔顶操作压力为10～20kPaA，塔顶操作温度为60～90℃，塔底温度为100～140℃。
根据本发明，优选地，所述第一溶剂回收塔的塔顶操作压力为10～20kPaA，塔顶操作温度为50～90℃，塔底温度为110～150℃。
在本发明中：
所述第一加氢单元中，加氢反应器的操作条件包括：操作压力2.0～3.5MpaG，操作温度200～300℃；
所述第二加氢单元中，加氢反应器的操作条件包括：操作压力2.0～3.5MpaG，操作温度200～300℃。
根据本发明，优选地，所述第一萃取塔内的溶剂和所述第二萃取塔内的溶剂相同，为环丁砜、N,N-二甲基乙酰胺、N-甲基吡咯烷酮和N-甲酰基吗啉中的至少一种。
根据本发明，优选地，所述裂解汽油碳八馏分来自所述裂解汽油加氢装置。作为优选方案，所述裂解汽油碳八馏分的具体成分包括苯乙烯、乙苯、二甲苯和非芳。
本发明的技术方案的有益效果如下：
1)本发明的系统和方法可实现苯乙烯和二甲苯的同时回收，而且副产饱和碳八非芳烃，可节约装置能耗约16％。
2)现有技术需要两次溶剂吸收和两次溶剂解吸处理，才可实现非芳烃、二甲苯和苯乙烯三个组分的分离，而通过本发明的系统和方法仅通过两次溶剂吸收和一次溶剂解吸处理，即可实现非芳烃、二甲苯和苯乙烯三个组分的分离，因此，在取得同样分离效果的前提下，本发明的系统和方法可节省一个溶剂解吸单元，从而降低了装置的能耗。
本发明的其它特征和优点将在随后具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
通过结合附图对本发明示例性实施方式进行更详细的描述，本发明的上述以及其它目的、特征和优势将变得更加明显，其中，在本发明示例性实施方式中，相同的参考标号通常代表相同部件。
图1示出了本发明实施例1提供的一种从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的系统的示意图。
图2示出了本发明对比例1提供的从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的系统的示意图。
图3示出了本发明对比例2提供的从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的系统的示意图。
附图标记说明如下：
1、裂解汽油加氢装置；2、苯乙炔加氢单元；3、第一萃取塔；4、第二萃取塔；5、第一溶剂回收塔；6、第二溶剂回收塔；7、第一加氢单元；8、第二加氢单元；9、溶剂再生单元；10、裂解汽油碳八馏分输送管线；11、非芳烃输送管线；12、含芳烃富溶剂输送管线；13、第一贫溶剂输送管线；14、粗混合二甲苯输送管线；15、含苯乙烯富溶剂输送管线；16、粗苯乙烯输送管线；17、非苯乙烯烃输送管线；18、苯乙炔加氢单元出口管线；19、再生溶剂输送管线；20、粗苯乙烯脱色精制单元；21、苯乙烯产品输出管线；22、混合二甲苯产品输出管线；23、饱和非芳烃输出管线；24、含二甲苯富溶剂输送管线；25、第二贫溶剂输送管线；26、饱和非苯乙烯烃输送管线。
具体实施方式
下面将更详细地描述本发明的优选实施方式。虽然以下描述了本发明的优选实施方式，然而应该理解，可以以各种形式实现本发明而不应被这里阐述的实施方式所限制。相反，提供这些实施方式是为了使本发明更加透彻和完整，并且能够将本发明的范围完整地传达给本领域的技术人员。
实施例1
本实施例提供了一种从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的系统，如图1所示，该系统包括裂解汽油加氢装置1、苯乙炔加氢单元2、裂解汽油碳八馏分输送管线10、第一萃取塔3、第二萃取塔4、第一溶剂回收塔5、溶剂再生单元9、第一加氢单元7、第二加氢单元8和粗苯乙烯脱色精制单元20；
所述裂解汽油加氢装置1的出口与所述裂解汽油碳八馏分输送管线10的入口连通，所述裂解汽油碳八馏分输送管线10的出口与所述苯乙炔加氢单元2的原料入口连通；
所述苯乙炔加氢单元2的出口与所述第一萃取塔3的原料入口连通；
所述第一萃取塔3的顶部出口与所述第一加氢单元7的入口通过非芳烃输送管线11连通，所述第一加氢单元7的出口连接有饱和非芳烃输出管线23；所述第一萃取塔3的底部出口与所述第二萃取塔4的原料入口通过含芳烃富溶剂输送管线12连通；
所述第二萃取塔4的顶部出口通过粗混合二甲苯输送管线14与所述第二加氢单元8连通，所述第二加氢单元8的出口连接有混合二甲苯产品输出管线22；所述第二萃取塔4的底部出口与所述第一溶剂回收塔5的第一入口通过含苯乙烯富溶剂输送管线15连通；
所述第一溶剂回收塔5的顶部出口与所述粗苯乙烯脱色精制单元20的入口通过粗苯乙烯输送管线16连通，所述粗苯乙烯脱色精制单元20的出口连接有苯乙烯产品输出管线21；所述第一溶剂回收塔5的底部出口连接的第一贫溶剂输送管线13分为三个分支，一支与所述第一萃取塔3的溶剂入口连通，一支与所述第二萃取塔4的溶剂入口连通，一支与所述溶剂再生单元9的入口连通；
所述溶剂再生单元9的出口通过再生溶剂输送管线19与所述第一溶剂回收塔5的第二入口连通。
所述第一萃取塔3为精馏塔，理论塔板数为55；所述第二萃取塔4为精馏塔，理论塔板数为55；所述第一溶剂回收塔5为精馏塔，理论塔板数为40。
利用上述系统从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的方法包括如下步骤：
S1：将来自所述裂解汽油加氢装置1的裂解汽油碳八馏分经过苯乙炔加氢单元2处理后，与来自所述第一溶剂回收塔5的一部分贫溶剂在所述第一萃取塔3中进行萃取分离处理，所述第一萃取塔3塔顶得到非芳烃进入所述第一加氢单元7，得到饱和非芳烃，从饱和非芳烃输出管线23排出所述系统，所述第一萃取塔3塔釜得到含芳烃富溶剂通过含芳烃富溶剂输送管线12进入所述第二萃取塔4；
S2：所述含芳烃富溶剂和来自所述第一溶剂回收塔5的一部分贫溶剂在所述第二萃取塔4中进行萃取分离处理，所述第二萃取塔4塔顶得到粗混合二甲苯进入所述第二加氢单元8得到混合二甲苯产品，从混合二甲苯产品输出管线22排出所述系统。所述第二萃取塔4塔釜得到含苯乙烯富溶剂通过含苯乙烯富溶剂输送管线15进入所述第一溶剂回收塔5；
S3：所述含苯乙烯富溶剂和来自所述溶剂再生单元9的再生溶剂在所述第一溶剂回收塔5中进行分离处理，所述第一溶剂回收塔5塔顶得到粗苯乙烯进入粗苯乙烯脱色精制单元20得到苯乙烯产品，从苯乙烯输出管线21排出所述系统。所述第一溶剂回收塔5塔釜得到贫溶剂，所述贫溶剂一部分返回所述第一萃取塔3，一部分返回所述第二萃取塔4，其他部分进入所述溶剂再生单元9；
S4：在所述溶剂再生单元9内，进入所述溶剂再生单元的贫溶剂经过溶剂再生处理，得到所述再生溶剂进入所述第一溶剂回收塔5。
所述第一萃取塔的溶剂质量比为4，塔顶操作压力为20kPaA，塔顶操作温度为50℃，塔底温度为110℃；
所述第二萃取塔的溶剂质量比为5，塔顶操作压力为15kPaA，塔顶操作温度为45℃，塔底温度为118℃；
所述第一溶剂回收塔的塔顶操作压力为10kPaA，塔顶操作温度为40℃，塔底温度为127℃。
所述第一萃取塔内的溶剂和所述第二萃取塔内的溶剂均为环丁砜。
在本实施例中，所述苯乙炔加氢单元的操作条件包括：操作压力0.2MpaG，操作温度30℃；
所述第一加氢单元中，加氢反应器的操作条件包括：操作压力2.8MpaG，操作温度230℃；
所述第二加氢单元中，加氢反应器的操作条件包括：操作压力2.8MpaG，操作温度230℃。
对比例1
本对比例提供了一种从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的系统，如图2所示，该系统包括裂解汽油加氢装置1、苯乙炔加氢单元2、裂解汽油碳八馏分输送管线10、第一萃取塔3、第二萃取塔4、第一溶剂回收塔5、第二溶剂回收塔6、第一加氢单元7、第二加氢单元8、溶剂再生单元9和粗苯乙烯脱色精制单元20；
所述裂解汽油加氢装置1的出口与所述裂解汽油碳八馏分输送管线10的入口连通。所述裂解汽油碳八馏分输送管线10的出口与所述苯乙炔加氢单元2的原料入口连通；所述苯乙炔加氢单元2的出口与所述第一萃取塔3的原料入口连通；
所述第一萃取塔3的顶部出口通过非苯乙烯烃输送管线17与所述第二萃取塔4的入口连通；所述第一萃取塔3的底部出口与所述第一溶剂回收塔5的原料入口通过含苯乙烯富溶剂输送管线15连通；
所述第一溶剂回收塔5的顶部出口与所述粗苯乙烯脱色精制单元20的入口通过粗苯乙烯输送管线16连通，所述粗苯乙烯脱色精制单元20的出口连接有苯乙烯产品输出管线21；所述第一溶剂回收塔5的底部出口连接的第一贫溶剂输送管线13分为两个分支，一支与所述第一萃取塔3的溶剂入口连通，一支与所述溶剂再生单元9的入口连通；
所述第二萃取塔4的顶部出口与所述第一加氢单元7的入口通过非芳烃输送管线11连通，所述第一加氢单元7的出口连接有饱和非芳烃输出管线23；所述第二萃取塔4的底部出口与所述第二溶剂回收塔6的第一入口通过含二甲苯富溶剂输送管线24连通；
所述第二第一溶剂回收塔6的顶部出口通过粗混合二甲苯输送管线14与所述第二加氢单元8连通，所述第二加氢单元8的出口管线连接有混合二甲苯产品输出管线22；所述第二溶剂回收塔6的底部出口连接的第二贫溶剂输送管线25分为两个支，一支与所述第二萃取塔4的溶剂入口连通，一支与所述溶剂再生单元9的入口连通；所述溶剂再生单元9的出口连接的再生溶剂输送管线19分为两个支，一支与所述第一溶剂回收塔5的第二入口连通，一支与所述第二溶剂回收塔6的第二入口连通。
所述第一萃取塔3为精馏塔，理论塔板数为55；所述第二萃取塔4为精馏塔，理论塔板数为55；所述第一溶剂回收塔5为精馏塔，理论塔板数为40。所述第二溶剂回收塔6为精馏塔，理论塔板数为40。
利用上述系统从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的方法包括如下步骤：
S1：将来自所述裂解汽油加氢装置1的裂解汽油碳八馏分经过苯乙炔加氢单元2处理后，与来自所述第一溶剂回收塔5的一部分贫溶剂在所述第一萃取塔3中进行萃取分离处理，所述第一萃取塔3塔顶得到非苯乙烯烃与来自所述第二溶剂回收塔6的一部分贫溶剂在所述第二萃取塔4中进行萃取分离处理，所述第一萃取塔3塔釜得到含苯乙烯富溶剂进入所述第一溶剂回收塔5；
S2：所述第二萃取塔4塔顶得到非芳烃进入所述第一加氢单元7，得到饱和非芳烃，从饱和非芳烃输出管线23排出所述系统，所述第二萃取塔4塔釜得到含二甲苯富溶剂进入所述第二溶剂回收塔6；
S3：所述含苯乙烯富溶剂和来自所述溶剂再生单元9的再生溶剂在所述第一溶剂回收塔5中进行分离处理，所述第一溶剂回收塔5塔顶得到粗苯乙烯进入粗苯乙烯脱色精制单元20得到苯乙烯产品，所述第一溶剂回收塔5塔釜得到贫溶剂，所述贫溶剂一部分返回所述第一萃取塔3，其他部分进入所述溶剂再生单元9；
S4：步骤2得到的所述含二甲苯富溶剂和来自所述溶剂再生单元9的再生溶剂在所述第二溶剂回收塔6中进行分离处理，所述第二溶剂回收塔6塔顶得到粗混合二甲苯进入所述第二加氢单元8得到混合二甲苯产品，从混合二甲苯产品输出管线22排出所述系统，所述第一溶剂回收塔6塔釜得到贫溶剂，所述贫溶剂一部分返回所述第二萃取塔4，其他部分进入所述溶剂再生单元9。
S5：在所述溶剂再生单元9内，对进入所述溶剂再生单元的贫溶剂进行溶剂再生处理，得到所述再生溶剂进入所述第一溶剂回收塔5和第二第一溶剂回收塔6。
所述第一萃取塔3的溶剂质量比为5，塔顶操作压力为15kPaA，塔顶操作温度为40℃，塔底温度为119℃；
所述第二萃取塔4的溶剂质量比为5，塔顶操作压力为20kPaA，塔顶操作温度为50℃，塔底温度为112℃；
所述第一溶剂回收塔5的塔顶操作压力为10kPaA，塔顶操作温度为40℃，塔底温度为129℃。
所述第二溶剂回收塔6的塔顶操作压力为10kPaA，塔顶操作温度为40℃，塔底温度为127℃。
所述第一萃取塔3内的溶剂和所述第二萃取塔4内的溶剂均为环丁砜。
所述苯乙炔加氢单元2的操作条件包括：操作压力0.2MpaG，操作温度30℃；
所述第一加氢单元7中，加氢反应器的操作条件包括：操作压力2.8MpaG，操作温度230℃；
所述第二加氢单元8中，加氢反应器的操作条件包括：操作压力2.8MpaG，操作温度230℃。
对比例2
本对比例提供了一种从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的系统，如图3所示，该系统包括裂解汽油加氢装置1、苯乙炔加氢单元2、裂解汽油碳八馏分输送管线10、第一萃取塔3、第二萃取塔4、第一溶剂回收塔5、第二溶剂回收塔6、第一加氢单元7、溶剂再生单元9和粗苯乙烯脱色精制单元20；
所述裂解汽油加氢装置1的出口与所述裂解汽油碳八馏分输送管线10的入口连通。所述裂解汽油碳八馏分输送管线10的出口与所述苯乙炔加氢单元2的原料入口连通；所述苯乙炔加氢单元2的出口与所述第一萃取塔3的原料入口连通；
所述第一萃取塔3的顶部出口通过非苯乙烯烃输送管线17与所述第一加氢单元7的入口连通，所述第一加氢单元7的出口通过饱和非苯乙烯烃输送管线26与第二萃取塔4的入口连通；所述第一萃取塔3的底部出口与所述第一溶剂回收塔5的原料入口通过含苯乙烯富溶剂输送管线15连通；
所述第一溶剂回收塔5的顶部出口与所述粗苯乙烯脱色精制单元20的入口通过粗苯乙烯输送管线16连通，所述粗苯乙烯脱色精制单元20的出口连接有苯乙烯产品输出管线21；所述第一溶剂回收塔5的底部出口连接的第一贫溶剂输送管线13分为两个分支，一支与所述第一萃取塔3的溶剂入口连通，一支与所述溶剂再生单元9的入口连通；
所述第二萃取塔4的顶部出口连接有饱和非芳烃输出管线23；所述第二萃取塔4的底部出口与所述第二溶剂回收塔6的第一入口通过含二甲苯富溶剂输送管线24连通；
所述第二溶剂回收塔6的顶部出口连接有混合二甲苯产品输出管线22；所述第二溶剂回收塔6的底部出口连接的第二贫溶剂输送管线25分为两个支，一支与所述第二萃取塔4的溶剂入口连通，一支与所述溶剂再生单元9的入口连通；所述溶剂再生单元9的出口连接的再生溶剂输送管线19分为两个支，一支与所述第一溶剂回收塔5的第二入口连通，一支与所述第二溶剂回收塔6的第二入口连通。
所述第一萃取塔3为精馏塔，理论塔板数为55；所述第二萃取塔4为精馏塔，理论塔板数为55；所述第一溶剂回收塔5为精馏塔，理论塔板数为40。所述第二溶剂回收塔6为精馏塔，理论塔板数为40。
利用上述系统从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的方法包括如下步骤：
S1：将来自所述裂解汽油加氢装置1的裂解汽油碳八馏分经过苯乙炔加氢单元2处理后，与来自所述第一溶剂回收塔5的一部分贫溶剂在所述第一萃取塔3中进行萃取分离处理，所述第一萃取塔3塔顶得到非苯乙烯烃经第一加氢单元7处理后与来自所述第二溶剂回收塔6的一部分贫溶剂在所述第二萃取塔4中进行萃取分离处理，所述第一萃取塔3塔釜得到含苯乙烯富溶剂进入所述第一溶剂回收塔5；
S2：所述第二萃取塔4塔顶得到饱和非芳烃，从饱和非芳烃输出管线23排出所述系统，所述第二萃取塔4塔釜得到含二甲苯富溶剂进入所述第二溶剂回收塔6；
S3：所述含苯乙烯富溶剂和来自所述溶剂再生单元9的再生溶剂在所述第一溶剂回收塔5中进行分离处理，所述第一溶剂回收塔5塔顶得到粗苯乙烯进入粗苯乙烯脱色精制单元20得到苯乙烯产品，所述第一溶剂回收塔5塔釜得到贫溶剂，所述贫溶剂一部分返回所述第一萃取塔3，其他部分进入所述溶剂再生单元9；
S4：步骤2得到的所述含二甲苯富溶剂和来自所述溶剂再生单元9的再生溶剂在所述第二溶剂回收塔6中进行分离处理，所述第二溶剂回收塔6塔顶得到混合二甲苯产品，从混合二甲苯产品输出管线22排出所述系统，所述第二溶剂回收塔6塔釜得到贫溶剂，所述贫溶剂一部分返回所述第二萃取塔4，其他部分进入所述溶剂再生单元9。
S5：在所述溶剂再生单元9内，对进入所述溶剂再生单元的贫溶剂进行溶剂再生处理，得到所述再生溶剂进入所述第一溶剂回收塔5和第二溶剂回收塔6。
所述第一萃取塔3的溶剂质量比为5，塔顶操作压力为15kPaA，塔顶操作温度为40℃，塔底温度为119℃；
所述第二萃取塔4的溶剂质量比为5，塔顶操作压力为20kPaA，塔顶操作温度为50℃，塔底温度为112℃；
所述第一溶剂回收塔5的塔顶操作压力为10kPaA，塔顶操作温度为40℃，塔底温度为129℃。
所述第二溶剂回收塔6的塔顶操作压力为10kPaA，塔顶操作温度为40℃，塔底温度为127℃。
所述第一萃取塔3内的溶剂和所述第二萃取塔4内的溶剂均为环丁砜。
所述苯乙炔加氢单元2的操作条件包括：操作压力0.2MpaG，操作温度30℃；
所述第一加氢单元7中，加氢反应器的操作条件包括：操作压力2.8MpaG，操作温度230℃；
测试例
将实施例1、对比例1和对比例2的系统和方法在中型试验装置进行测试，对比结果如表1所示：
表1
| 装置能耗(kg标油/年) | 实施例1 | 对比例1 | 对比例2 |
| 苯乙烯产品纯度 | 99.96％wt | 99.95％wt | 99.93％wt |
| 混合二甲苯产品纯度 | 99.93％wt | 99.91％wt | 99.90％wt |
| 非芳烃产品纯度 | 99.94％wt | 99.92％wt | 99.90％wt |
| 装置能耗(kg标油/年) | 2563 | 3041 | 3050 |
从表1的对比结果可以看出，本发明提供从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的系统和方法可实现苯乙烯和二甲苯的同时回收，而且还副产饱和碳八非芳，与现有技术相比，在取得同样分离效果的前提下，本发明的系统和方法可将装置能耗降低约16％。
以上已经描述了本发明的各实施例，上述说明是示例性的，并非穷尽性的，并且也不限于所披露的各实施例。在不偏离所说明的各实施例的范围和精神的情况下，对于本技术领域的普通技术人员来说许多修改和变更都是显而易见的。
Claims (10)
1.一种从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的系统，其特征在于，该系统包括裂解汽油碳八馏分输送管线、苯乙炔加氢单元、第一萃取塔、第二萃取塔、第一溶剂回收塔、溶剂再生单元、第一加氢单元、第二加氢单元和粗苯乙烯脱色精制单元；
所述裂解汽油碳八馏分输送管线的出口与所述苯乙炔加氢单元的原料入口连通；
所述苯乙炔加氢单元的出口与所述第一萃取塔的原料入口连通；
所述第一萃取塔的顶部出口与所述第一加氢单元的入口连通；所述第一萃取塔的底部出口与所述第二萃取塔的原料入口连通；
所述第二萃取塔的顶部出口与所述第二加氢单元的入口连通；所述第二萃取塔的底部出口与所述第一溶剂回收塔的第一入口连通；
所述第一溶剂回收塔的顶部出口与所述粗苯乙烯脱色精制单元的入口连通；所述第一溶剂回收塔的底部出口管线分为三支，一支与所述第一萃取塔的溶剂入口连通，一支与所述第二萃取塔的溶剂入口连通，一支与所述溶剂再生单元的入口连通；
所述溶剂再生单元的出口与所述第一溶剂回收塔的第二入口连通。
2.根据权利要求1所述的从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的系统，其中，所述系统还包括裂解汽油加氢装置，所述裂解汽油加氢装置的出口与所述裂解汽油碳八馏分输送管线的入口连通。
3.根据权利要求1所述的从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的系统，其中，所述第一加氢单元的出口连接有混合二甲苯产品输出管线。
4.根据权利要求1所述的从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的系统，其中，所述第二加氢单元的出口连接有饱和非芳烃输出管线。
5.根据权利要求1所述的从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的系统，其中，所述粗苯乙烯脱色精制单元的出口连接有苯乙烯产品输出管线。
6.根据权利要求1所述的从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的系统，其中，
所述第一萃取塔为精馏塔，理论塔板数为40～90；
所述第二萃取塔为精馏塔，理论塔板数为40～90；
所述第一溶剂回收塔为精馏塔，理论塔板数为30～70。
7.根据权利要求1所述的从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的系统，其中，所述第一萃取塔和所述第二萃取塔均还设置有下部入口；所述第一萃取塔的下部入口连接有水和粗混合二甲苯的混合物的输入管线；所述第二萃取塔的下部入口连接有水和粗苯乙烯的混合物的输入管线。
8.一种从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的方法，其特征在于，该方法采用权利要求1-7中任意一项所述的从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的系统，包括如下步骤：
S1：将经所述苯乙炔加氢单元处理后的裂解汽油碳八馏分与来自所述第一溶剂回收塔的一部分贫溶剂在所述第一萃取塔中进行萃取分离处理，所述第一萃取塔塔顶得到非芳烃进入所述第一加氢单元，得到饱和非芳烃，所述第一萃取塔塔釜得到含芳烃富溶剂进入所述第二萃取塔；
S2：所述含芳烃富溶剂和来自所述第一溶剂回收塔的一部分贫溶剂在所述第二萃取塔中进行萃取分离处理，所述第二萃取塔塔顶得到粗混合二甲苯进入所述第二加氢单元得到混合二甲苯产品，所述第二萃取塔塔釜得到含苯乙烯富溶剂进入所述第一溶剂回收塔；
S3：所述含苯乙烯富溶剂和来自所述溶剂再生单元的再生溶剂在所述第一溶剂回收塔中进行分离处理，所述第一溶剂回收塔塔顶得到粗苯乙烯进入所述粗苯乙烯脱色精制单元得到苯乙烯产品，所述第一溶剂回收塔塔釜得到贫溶剂，所述贫溶剂一部分返回所述第一萃取塔，一部分返回所述第二萃取塔，其他部分进入所述溶剂再生单元；
S4：在所述溶剂再生单元内，进入所述溶剂再生单元的贫溶剂经过溶剂再生处理，得到所述再生溶剂进入所述第一溶剂回收塔。
9.根据权利要求8所述的从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的方法，其中，
所述第一萃取塔的溶剂质量比为2～6，塔顶操作压力为10～30kPaA，塔顶操作温度为60～90℃，塔底温度为90～130℃；
所述第二萃取塔的溶剂质量比为2～8，塔顶操作压力为10～20kPaA，塔顶操作温度为60～90℃，塔底温度为100～140℃；
所述第一溶剂回收塔的塔顶操作压力为10～20kPaA，塔顶操作温度为50～90℃，塔底温度为110～150℃。
10.根据权利要求8所述的从裂解汽油碳八馏分中回收苯乙烯和二甲苯的方法，其中，所述第一萃取塔内的溶剂和所述第二萃取塔内的溶剂相同，为环丁砜、N,N-二甲基乙酰胺、N-甲基吡咯烷酮和N-甲酰基吗啉中的至少一种；
所述裂解汽油碳八馏分来自所述裂解汽油加氢装置。
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