CN1230404C - 萃取精馏分离芳烃的方法 - Google Patents
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Abstract
一种萃取精馏分离芳烃的方法，将含有芳烃的烃类混合物进行预分馏制取C6～C7馏分和C8馏分；得到的C6～C7馏分引入萃取精馏塔的中部，与从萃取精馏塔上部引入的选择性溶剂接触进行萃取精馏，塔底排出的富含芳烃的富溶剂进入回收塔分离溶剂和芳烃，萃取精馏塔顶物流经分离得到的非芳烃排出体系，水注入贫溶剂中；回收塔顶排出的物流冷凝后分出的芳烃排出体系，水作为汽提水重新引入回收塔底部，回收塔底得到的贫溶剂返回萃取精馏塔循环使用。该法适用于从芳烃含量高的烃类混合物中回收高纯度的苯和甲苯，操作简单，能耗低。
Description
技术领域
本发明为一种萃取精馏分离芳烃的方法，具体地说，是一种在溶剂中混入水以提高溶剂选择性，从而提高芳烃分离效率的方法。
背景技术
从重整生成油或裂解加氢汽油中分离芳烃即苯(B)、甲苯(T)、二甲苯(X)主要有两类方法。一类是液-液抽提法，该法实质上是液-液抽提与萃取蒸馏提馏段的联合过程。另一类则是萃取精馏法。与液-液抽提法相比，萃取精馏法具有流程和操作简单、设备投资低、能耗低等优点，尤其适合于从高芳烃含量的烃类混合物中回收芳烃。由于二甲苯主要用做生产对/邻二甲苯的原料或作为工业溶剂，一般只需98％左右的纯度就可满足需要。因此，利用萃取精馏分离纯苯和纯甲苯具有更重要的意义。
现有的萃取精馏法大多采用原料预分馏-萃取精馏-溶剂回收的流程，选用的萃取溶剂主要有N-甲基吡咯烷酮(NMP)、吗啉类如N-甲酰基吗啉(NFM)或环丁砜。这些工艺存在的问题是难以得到高纯度的芳烃，特别是高纯度的苯和甲苯产品。而向溶剂中加入适量水能有效改善溶剂的选择性，如USP5310480公开的芳烃分离方法在溶剂中加入0.1～20重％，优选0.5～10重％的水，但该法不设预分馏，而是将萃取精馏与溶剂回收合并为一个塔，原料从塔底进入该塔，贫溶剂从塔上部进入。塔的中上部分为萃取精馏段，非芳烃从顶部排出，芳烃从中下部侧线抽出，用两个旋风分离器分别分离非芳烃和芳烃，并将其中含有的微量溶剂返回至塔底部的溶剂回收段，旋风分离器排出的水被送至塔底部的溶剂回收段作为汽提水。该流程虽然简单，投资低，但处理环烷烃含量较高的原料如裂解加氢汽油时，甲苯纯度一般只能达到99.0～99.5％，达不到99.7％以上，因此影响甲苯的利用。从选择的操作条件看，该法采用了高汽提水比，汽提水与芳烃质量比为0.26～0.30，因此能耗较高。另一个缺点是采用旋风分离器，芳烃中的少量溶剂难于分离干净，易造成产品硫含量偏高、溶剂损耗大。此外，将旋风分离器分离出来的水用作汽提水，由于非芳离析出来的水含有微量的非芳烃，对芳烃纯度会有一定影响。
CN1260341A公开了一种利用萃取精馏从烃类混合物中分离芳烃的方法，该法先将原料预分馏，分成苯馏分和苯后馏分，采用含水0.2～0.6重％的环丁砜为萃取溶剂，苯馏分和苯后馏分进入同一萃取精馏塔的不同部位即两股进料，达到提取高纯度芳烃混合物的目的。该法虽然可适用不同的原料，同时回收高纯度的苯、甲苯和二甲苯，但如果需要提纯苯和甲苯时，原料中的C8+组分也需要进入萃取精馏系统，这样不仅增加了萃取精馏的负担，而且得到的混合芳烃还需要增设甲苯和C8芳烃的精馏设施，因此投资增加，能耗也相应增加。
在萃取精馏中，溶剂的选择性对产品纯度、收率及过程的经济性起着决定性作用。在溶剂中引入适量的水可改善选择性。通常的做法是在溶剂回收，即溶剂与芳烃的分离过程中打入适量汽提水，通过调节回收塔底的温度来控制溶剂的水含量，其弊端在于水含量一般只能控制在0.4～0.8重％较窄的范围内，使溶剂选择性达不到最佳范围。虽然可降低回收塔底温度提高水含量，但温度过低，贫溶剂中残留的芳烃含量会增加，相应增大抽余油中的芳烃损失量。另外，对于萃取精馏塔顶蒸出的水，一种处理方法是象USP5310480那样直接将其循环至回收塔底作为汽提水，此法由于水中含有微量非芳会对芳烃纯度有一定影响。另一种处理方法是设置一台水汽提塔，将水中的非芳烃汽提出去，然后再把提纯的水循环到回收塔，这样虽然避免了少量非芳烃对芳烃的污染，但需要增加水汽提塔等设施，使投资和能耗增加。
发明内容
本发明的目的是提供一种萃取精馏分离芳烃的方法，该法溶剂选择性高，因而分离得到的芳烃纯度高，并且能耗较低。
为提高溶剂的选择性，并保持萃取精馏系统中水的平衡，本发明将萃取精馏塔顶分离得到的水注入贫溶剂中以提高溶剂水含量，增强溶剂选择性，同时，将溶剂回收塔的汽提水比维持在较低水平，因此可节省汽提水用量，节约能耗，并提高芳烃的纯度。
本发明提供的萃取精馏分离芳烃的方法，包括如下步骤：
(1)将含有芳烃的烃类混合物进行预分馏，制取C6～C7馏分和C8馏分，使C6～C7馏分中C8芳烃含量不超过500ppm，并将所述的C8馏分排出体系；
(2)将预分馏得到的C6～C7馏分引入萃取精馏塔的中部，与从萃取精馏塔上部引入的选择性溶剂接触进行萃取精馏，将萃取精馏塔塔底排出的富含芳烃的富溶剂从中部引入溶剂回收塔，塔顶物流经分离得到非芳烃和水，将非芳烃排出体系，水注入贫溶剂中；
(3)将(2)步所述的富溶剂在溶剂回收塔中进行分离，塔顶排出的物流经冷凝后分离出芳烃和水，将芳烃排出体系，水作为汽提水重新引入回收塔底部，回收塔底得到的贫溶剂返回萃取精馏塔循环使用。
本发明提出的水循环和溶剂水含量的控制方法，既能增加贫溶剂中的水含量，提高溶剂选择性，又能保证回收塔的汽提水量维持在一个较低的范围内，节省能耗。另外，将萃取精馏塔顶物流分离得到的水直接注入贫溶剂，而不引入回收塔做为汽提水，也避免了水中溶解的非芳烃对芳烃产品的污染。
附图说明
图1为本发明萃取精馏分离芳烃的流程示意图。
具体实施方式
本发明用普通精馏塔将富含芳烃的烃类混合物切割成C6～C7馏分和C8馏分，将C8馏分排出体系用于高辛烷值汽油组分或作为生产芳烃的原料，而C6～C7馏分则从中部进入萃取精馏塔，用从塔顶进入的选择性溶剂进行萃取精馏，分离芳烃与非芳烃。萃取精馏塔底得到的富含芳烃的溶剂进入回收塔，在有水蒸气存在的条件下减压蒸馏，分离芳烃与溶剂，塔底得到的贫溶剂注入一定量水后循环回萃取精馏塔塔顶；塔顶获得的纯芳烃混合物排出体系，经过进一步精馏可获得高纯度的苯和甲苯产品。从萃取精馏塔顶排出的非芳烃物流经分离得到水相和非芳烃，非芳烃排出体系，水被定量注入贫溶剂，维持溶剂水含量为0.9～5.0重％，优选0.9～2.0重％，以获得最佳选择性和良好的溶解性。
本发明方法中(1)步所述预分馏通过预分馏塔进行，制取C6～C7馏分时，控制塔顶温度为80～105℃，压力为0.10～0.20MPa，以使切割得到的C6～C7馏分中尽可能多地含有的原料中苯和甲苯，尽可能少地含有C8芳烃，C8芳烃应不超过500ppm，优选为小于100ppm。为此，塔底温度控制为140～175℃。
所述(2)步是用选择性溶剂萃取精馏分离芳烃与非芳烃，萃取精馏塔的理论塔板数优选35～65，溶剂入塔温度优选80～130℃，控制塔底温度140～170℃，塔压力0.15～0.35MPa，溶剂比3.0～6.0，回流比为0.2～1.0。该步中非芳烃组分从塔顶排出，分离出水后排出体系。将分离得到的水定量注入贫溶剂，并与溶剂回收塔的水系分开。注入贫溶剂的水与烃类混合物原料的重量比为0.3～2.0％。
所述(3)步为溶剂回收，即将富含芳烃溶剂中的芳烃与溶剂分离。回收塔在减压下操作，底部引入汽提水以增加溶剂含水量，但汽提水引入过多，将增加装置能耗。另外，若欲增加底部所得贫溶剂的水含量，就要适当降低塔底温度，但温度降低，将使溶剂与芳烃的分离效果变差，贫溶剂中残留芳烃量将增加，因而本发明控制汽提水量与溶剂的比为0.5～2.5重％，优选1.0～1.5重％，控制塔顶压力0.035～0.05MPa，塔顶温度为50～80℃，塔底温度为160～185℃，回流比为0.4～1.0。所述回收塔的理论塔板数优选8～28。
本发明所述的烃类混合物选自催化重整芳烃或热裂解加氢汽油，其中芳烃的含量至少为30重％，优选50～98重％。
所述的选择性溶剂选自砜类、甘醇类或含7～8个碳原子的吗啉类化合物，优选环丁砜、四甘醇、五甘醇或N-甲酰基吗啉，最优选环丁砜。
应用本发明方法，可以使用一般常用的萃取蒸馏设备和装置。下面结合图1进一步描述本发明方法。
图1中，含芳烃的烃类混合物原料由管线14进入换热器108，与贫溶剂换热后经管线1进入预分馏塔100，C8馏分从塔底经管线18排出装置。C6～C7馏分从预分馏塔顶排出由管线2进入冷凝器101冷凝，经管线3进入换热器102与贫溶剂换热后经管线4从中部进入萃取精馏塔103。贫溶剂经管线17从上部进入萃取精馏塔103。经萃取精馏，非芳烃从塔顶经管线5进入回流罐104，静置使非芳烃与水分层，非芳烃经管线6排出装置，分离出来的水经管线8定量注入贫溶剂中，维持溶剂水含量为0.9～5.0重％。富含芳烃的富溶剂从塔底排出，经管线7进入溶剂回收塔105中部，汽提水蒸汽从管线12进入回收塔底部。经减压汽提蒸馏，芳烃和水从回收塔顶排出，经管线9进入回流罐106分离出水和芳烃。水通过管线11进入换热器107，与贫溶剂换热后从管线12进入回收塔105底部，芳烃经管线10排出装置，经过进一步精馏分离，可制得高纯度的苯和甲苯产品。回收塔105底的贫溶剂经管线13进入换热器107，与汽提水换热后，与来自管线8的水混合后经管线15导入换热器108，与原料换热后，经管线16进入换热器102，与萃取精馏进料进一步换热，再经管线17进入萃取精馏塔上部。在实际操作中，还包括溶剂再生部分，图1中未标出。
下面通过实例进一步说明本发明，但本发明并不限于此。
实例1
按图1的流程，以裂解加氢汽油为原料，进行萃取精馏回收纯的苯和甲苯，以环丁砜为溶剂，其中含有少量水。原料及经预分馏后得到的C6～C7馏分的组成及流量见表1，主要操作条件见表2，萃取精馏结果见表3。
对比例
按实例1的方法分离芳烃，不同的是将萃取精馏塔顶物流分出的水注入回收塔底部作为汽提水，主要操作条件见表2，萃取精馏结果见表3。
由表3可见，采用本发明流程，由于向回收后贫溶剂中注入了萃取精馏塔顶物流分离出的水，使贫溶剂中水含量增加，因而增加了溶剂的选择性，与不注入水的对比例相比，总能耗降低约5％，混合芳烃中仅含110ppm的非芳烃，明显低于对比例，说明分离得到的芳烃纯度增高，分离效果显著增强。
表1
| 组成 | 原料 | C6～C7馏分 |
| 烷烃，质量％C5C6C7C8 + | 0.010.730.900.46 | 0.010.790.970.49 |
| 环烷烃，质量％C5C6C7C8 + | 1.253.962.761.47 | 1.344.272.971.18 |
| 芳烃，质量％C6C7C8C9 + | 53.7928.096.320.26 | 57.8630.110.010.00 |
| 流率，千克/小时 | 40750 | 37881 |
表2
| 项目 | 实例1 | 对比例 |
| 预分馏塔理论板数回流比(对出料，重量)塔顶压力，MPa塔顶温度，℃塔底温度，℃ | C6～C7馏分381.00.1492165 | C6～C7馏分381.00.1492165 |
| 萃取精馏塔理论板数溶剂比(对原料，重量)回流比(对出料，重量)塔顶压力，MPa溶剂入塔温度，℃溶剂含水量，重％C6～C7馏分入塔温度，℃塔顶温度，℃塔底温度，℃ | 385.00.40.251151.0590110156 | 385.00.40.251150.690113165 |
| 回收塔理论板数塔顶压力，MPa回流比(对出料，重量)汽提水比(对溶剂，重量)塔顶温度，℃塔底温度，℃ | 100.0450.50.01264177 | 100.0450.650.02165177 |
表3
| 项目 | 实例1 | 对比例 |
| 芳烃中非芳烃含量，ppm芳烃收率，重量％苯甲苯 | 11099.8899.50 | 37099.7099.52 |
| 总耗热量，×109焦耳/吨原料 | 1.71 | 1.81 |
总热量消耗指预分馏、萃取精馏热量之和。
Claims (11)
1、一种萃取精馏分离芳烃的方法，包括如下步骤：
(1)将含有芳烃的烃类混合物进行预分馏制取C6～C7馏分和C8馏分，使C6～C7馏分中C8芳烃含量不超过500ppm，并将所述的C8馏分排出体系；
(2)将预分馏得到的C6～C7馏分引入萃取精馏塔的中部，与从萃取精馏塔上部引入的选择性溶剂接触进行萃取精馏，将萃取精馏塔塔底排出的含芳烃的溶剂从中部引入溶剂回收塔，塔顶物流经分离得到非芳烃和水，将非芳烃排出体系，水注入溶剂中；
(3)将(2)步所述的含芳烃的溶剂在溶剂回收塔中进行分离，塔顶排出的物流经冷凝后分离出芳烃和水，将芳烃排出体系，水作为汽提水重新引入回收塔底部，回收塔底得到的溶剂返回萃取精馏塔循环使用。
2、按照权利要求1所述的方法，其特征在于(2)步中向溶剂注入的水与烃类混合物原料的重量比为0.3～2.0％。
3、按照权利要求1或2所述的方法，其特征在于溶剂的水含量为0.9～5.0重％。
4、按照权利要求3所述的方法，其特征在于溶剂的水含量为0.9～2.0重％。
5、按照权利要求1所述的方法，其特征在于(3)步中所述的汽提水与溶剂的比为0.5～2.5重％。
6、按照权利要求5所述的方法，其特征在于所述的汽提水与溶剂的比为1.0～1.5重％。
7、按照权利要求1或2所述的方法，其特征在于(1)步中预分馏制取C6～C7馏分时控制预分馏塔顶温度为80～105℃，压力为0.10～0.20MPa。
8、按照权利要求1或2所述的方法，其特征在于(2)步中萃取精馏塔的理论塔板数为35～65，溶剂入塔温度80～130℃、塔底温度140～170℃，塔压力0.15～0.35MPa，溶剂比3.0～6.0，回流比为0.2～1.0。
9、按照权利要求1或2所述的方法，其特征在于(3)步中溶剂回收塔的理论塔板数为8～28，塔顶压力0.035～0.05MPa，回流比为0.4～1.0，塔顶温度为50～80℃，塔底温度为160～185℃。
10、按照权利要求1或2所述的方法，其特征在于所述的烃类混合物中芳烃的含量为50～98％。
11、按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的选择性溶剂选自环丁砜、四甘醇、五甘醇或N-甲酰基吗啉。
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