JPS622566B2 - - Google Patents
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Description
本発明は芳香族を含有する炭化水素を脱アルキ
ル反応に付し、得られた反応生成物を蒸留して純
ベンゼンを得る方法に関するものである。更に詳
しくは芳香族炭化水素を70重量%以上含有する沸
点60〜200℃の炭化水素を脱アルキル反応に付し
て、得られる反応生成物を気液分離した後蒸留し
て純ベンゼンを得る改良された分離方法に関する
ものである。 芳香族炭化水素のうちでも特にベンゼンは広範
な用途を有する重要な主要化学原料の1つであ
り、スチレン、シクロヘキサン等に変換され、樹
脂、繊維等の原料として多量に使用されている。 ベンゼンを得る原料としては、(1)エチレン製造
プロセスより得られる分解ガソリン、(2)直留ナフ
サの改質による改質ガソリン、(3)石炭のコークス
化プロセスの生成油、(4)トルエン、キシレンまた
はC9芳香族炭化水素留分、等が利用されてお
り、それらの原料から抽出法、脱アルキル法等に
より製造されている。特に脱アルキル法は上記原
料中のベンゼンを取得するだけでなく、トルエ
ン、キシレン等のベンゼン以外の芳香族炭化水素
の脱アルキル化によりベンゼン取得量を増大さ
せ、かつ、高純度のベンゼンが得られることによ
り極めて重要である。この脱アルキルによるベン
ゼンの製造プロセスには、触媒を使用する接触的
脱アルキルプロセスと触媒を必要としない熱的脱
アルキルプロセスとがあり、それぞれ数種類のプ
ロセスが開発され、現在工業化されている。 接触的脱アルキルプロセスは、500〜650℃の温
度、10〜70Kg/cm2の圧力下にCr2O3/Al2O3、
MoO3−CoO−Al2O3等の触媒を使い脱アルキル
反応を行なわせる。一方、熱的脱アルキルプロセ
スは550〜800℃の温度、10〜70Kg/cm2の圧力下
で、触媒を用いることなく熱的に脱アルキル反応
を行なわせる。両者ともに発熱反応であり、水素
やオイルによるクエンチ等により反応温度制御を
行なつている。脱アルキル反応後、反応油は冷却
され、ガスとオイルが分離される。ガスは一部は
反応系へリサイクルされ、一部は水素純度を高め
た後、反応系へ戻され、又一部は系外へ排除され
る。反応油はスタビライザーにより硫化水素、軽
質炭化水素(非芳香族炭化水素)等が分離され、
その後ベンゼン塔(蒸留塔)によりベンゼン留分
を回収し、未反応のトルエン、キシレン等は塔底
より抜出し、反応系に循環される。生成タールも
一部反応系へ循環される。このように脱アルキル
プロセスでは一般的には最低上記スタビライザー
およびベンゼン塔の2塔或いは更にタール塔を含
めた3塔の蒸留塔を必要としている。 脱アルキルプロセスにおける脱アルキル反応部
でのアルキル芳香族炭化水素転化率は一般的に70
〜90モル%であり、この転化率では原料中に含ま
れる非芳香族炭化水素の分解は必ずしも充分では
なく、脱アルキル反応生成物中にかなりの未反応
非芳香族炭化水素あるいは炭素数3〜5の非芳香
族炭化水素が含有されており、これらは脱アルキ
ル反応生成物のフラツシユドラムによる気液分離
では充分に分離されない。従つて気液分離の後に
スタビライザーによつて非芳香族軽質留分の除去
を行なわないと次のベンゼン塔における蒸留で高
純度のベンゼンを得ることができなかつた。 発明者等の見出したところによれば、脱アルキ
ル反応部においてアルキル芳香族炭化水素転化率
が90%以上である場合、反応生成物中の未反応非
芳香族炭化水素量は極めて少なくなり、数基の気
液分離器によるガスとオイルの分離によつて充分
に分離が行われ、スタビライザーによる軽質分の
分離をもはや必要としないことを見出した。な
お、ここでアルキル芳香族炭化水素転化率とは原
料中のベンゼンを除くアルキル芳香族炭化水素の
モル数が脱アルキル反応によつて消失する率
(%)を示すものである。 本発明は芳香族炭化水素を70%以上含有する沸
点60〜200℃の炭化水素を脱アルキル反応に付し
てベンゼンを得る方法において、脱アルキル反応
部におけるアルキル芳香族炭化水素の転化率を90
モル%以上とし、得られた反応生成物を15Kg/cm2
G以上の高圧で気液分離した後、軽質ガスを導入
し、5Kg/cm2G以下の低圧で気液分離し、得られ
た液相生成物を直接蒸留して純ベンゼンを得るも
のである。 本発明で用いられる脱アルキル用原料は任意の
ものが用い得る。即ち、分解ガソリン、リホーメ
ート、石炭タール等のC6〜C9留分で芳香族含量
が70重量%以上のもの、またはトルエン、キシレ
ン、C8、C9芳香族炭化水素留分、あるいはそれ
らの混合物等である。脱アルキル反応部でアルキ
ル芳香族炭化水素の転化率を90モル%以上とする
反応条件は、原料組成および採用される脱アルキ
ルプロセスの種類により異るが、例えば特公昭45
−24133号に開示されているような、完全混合反
応器と管型反応器とを組合せた熱的水素化脱アル
キル反応においては、分解ガソリンを原料として
温度約700℃、圧力約25Kg/cm2Cの反応条件によ
り90%以上の転化率を得ることができる。 得られた反応生成物は高圧の気液分離と低圧の
気液分離の少くとも2段の気液分離が行われる。
高圧の気液分離においては、通常脱アルキル反応
部より出た反応生成物を必要な温度に冷却してフ
ラツシユドラム中で気液分離される。従つて圧力
は15Kg/cm2G以上であり、通常20〜25Kg/cm2Gで
ある。温度は常温〜90℃で、通常25〜30℃が採用
される。この高圧分離器で分離された気相部には
なお若千のベンゼンが含有されているので、更に
10℃付近まで冷却してベンゼンを回収してもよ
い。高圧分離器で分離された液相部は、次に軽質
ガスを導入した上で低圧のフラツシユドラムで気
液分離される。この軽質ガスは低圧分離器でのガ
ス分離の際に、溶存するH2Sの分離を促進するた
めのものである。軽質ガスとしては水素、メタン
等が用いられるが、脱アルキルプラントで副生さ
れるオフガスが使用できる。混合比は液相部(オ
イル)1トン当り10〜500NH3が適当である。混
合比の多いほどガスに随伴されるベンゼン量が増
し、ベンゼン取得量を減少せしめる可能性があ
る。低圧分離は5Kg/cm2G以下の圧、好ましくは
0.5〜1.0Kg/cm2Gで、温度は20〜60℃である。こ
の低圧分離器で分離されたガス中に随伴するベン
ゼンは同様に10℃付近に冷却してベンゼンを回収
することができる。 本発明の好ましい実施形の1つとして高圧気液
分離を比較的高温度で実施することができる。脱
アルキル反応生成物中には原料中の硫黄化合物の
水素化分解によるH2Sが存在し、このH2Sの分離
は製品ベンゼンの品質に極めて重要な影響を有す
る。高圧気液分離におけるH2Sの液相への溶解度
は高温ほど減少することが知られており、高圧気
液分離を2段に分けて、第1段では高温で気液分
離を行ない、次に分離された気相を低温で再度気
液分離することにより、気相部へのH2S残留量を
減少せしめ得ることが知られている(岩瀬他:
「アロマテイツクス」第27巻第3号(1975)7〜
11頁)この知見を本発明に適用した場合、本発明
の改良形によれば、芳香族炭化水素を70重量%以
上含有する沸点60〜200℃の炭化水素を脱アルキ
ル反応に付してベンゼンを得る方法において、脱
アルキル反応部における芳香族炭化水素の転化率
を90モル%以上とし、得られた反応生成物を15
Kg/cm2G以上の圧力下で60〜100℃で気液分離を
行ない、分離された気相は30℃以下に冷却して再
び気液分離を行ない、この両者の気液分離により
得られた液相生成物に軽質ガスを導入し、5Kg/
cm2G以下の圧力で30〜60℃で気液分離して液相部
を得、気相部を更に30℃以下に冷却して液相を分
離し、この両液相部を直接蒸留して純ベンゼンを
得ることができる。 この改良された本発明方法は脱アルキル反応生
成物中にH2S量が多い場合に特に適する。 本発明によつて気液分離された液相部はもはや
ガス溶存量が極めて少いため、スタビライザーを
省略して直接ベンゼン塔での蒸留により純ベンゼ
ンを取得することができる。即ち、上記の気液分
離工程を経て得られた液相部は、必要ある場合白
土処理工程を経て、ベンゼン塔に導入される。ベ
ンゼン塔では塔頂より溶存ガスおよび非芳香族炭
化水素を含む留分が抜き出され、塔頂より若千下
の段より純ベンゼンが抜き出される。このベンゼ
ンは99.9重量%以上、通常99.95重量%の高純度
である。塔底よりはトルエン、キシレン等の未反
応アルキル芳香族およびジフエニールを含む高沸
点タールが得られ、一部は脱アルキル反応部へ循
環される。前記白土処理工程はベンゼン塔から得
られる高純度ベンゼンを低温白土処理する形で用
いてもよい。 本発明によれば脱アルキル反応生成物を簡単な
気液分離操作のみで直ちにベンゼン塔へフイード
して高純度ベンゼンを分離することができると共
に、従来使用されていたスタビライザーのための
用役の使用量が大巾に削減され、その工業上の効
果は極めて大きい。 以下各種の実施形を示すフローダイヤグラムに
基いて本発明を説明する。 第1図は従来の気液分離方法を用いる脱アルキ
ルベンゼンの精製工程のフローダイヤグラムであ
る。脱アルキル反応器1より出た反応生成物2は
熱交換器3によつて30℃に冷却され、高圧気液分
離器5で30℃、20Kg/cm2Gで気液分離される。分
離された気相部6は冷却器7で10℃に冷却され、
その際分離されたベンゼンを含む液相10は気液
分離器の液相9と共に、次の低圧気液分離器12
に送られる。低圧気液分離器12では30℃、0.8
Kg/cm2Gで気液分離が行われ、気相は冷却器14
で10℃に冷却され、ここで更に分離された液相は
低圧分離器12からまた液相16と共にスタビラ
イザー19に送られる。スタビライザー19でガ
スを分離された液相はベンゼン塔22へ送られ、
23より純ベンゼンが得られ、塔頂25からは残
留ガスが、塔底24からはトルエン、キシレンお
よび重質油が分離される。気相8,15および2
0で排出されたガスは、含有されているH2が精
製されて脱アルキル反応部へ再循環される。脱ア
ルキル反応部をでる反応生成物2は、気相として
水素〜C4炭化水素が30.700Nm3/hr、液相として
C5炭化水素〜タールが14.6T/hであり、そのう
ちH2Sを4.08Kg/hr含有する。低圧分離器12で
分離された液相部は、なお18.1wt.ppmのH2Sを
含んでいた。 第2図は本発明による精製工程の実施例を示す
フローダイアグラムであつて、第1図と高圧分離
器および低圧分離器の操作条件は同一であるが、
低圧分離器12に入る前の液相11に軽質ガス2
6が導入される。第1図におけると同じ脱アルキ
ル反応生成物に対し、軽質ガスとして上記循環ガ
スよりH2を精製したオフガス(テールガスH215
%、CH460%、C2H625%)を1000Nm3/hrの量
で用いた場合、低温分離器12で得られる液相1
6中のH2S含量は6.1wt.ppmに減少しており、こ
の液相はそのまゝベンゼン塔へ送られる。ベンゼ
ン塔22においては塔頂25よりH2Sを含むガス
成分が抜かれ、ベンゼンは塔頂より数段下の段よ
り純ベンゼンとして得ることができる。製品ベン
ゼン中のH2Sは0.2wt.ppm以下である。 第3図は改良された本発明の実施例の1つのフ
ローダイアグラムを示す。脱アルキル反応生成物
2は熱交換器3により80℃に冷却され、従つて高
圧気液分離器は80℃、20Kg/cm2Gで操作される。
分離された気相6は冷却器7で更に30℃まで冷却
され、第2高圧気液分離器27で液相が分離さ
れ、その気相は更に冷却器29で10℃に冷却され
たのち8から排出される。それぞれの冷却で液化
分離された液相10および30は高圧分離器5の
液相9に一緒にされ、低圧分離器12に送られ
る。低圧分離器12に入る液相11はその前に軽
質ガス26が導入される。低圧分離器12は52
℃、0.8Kg/cm2Gで操作され、分離された気相は
冷却器14で10℃に冷却してベンゼンを回収した
後、15より排出される。前と同じ脱アルキル反
応生成物を処理し、軽質ガス26として第2図の
例と同じテールガス1000Nm3/hrで導入した場
合、低圧分離器12で得られた液相16のH2S含
量は3.3wt.ppmにすぎず、そのまゝ第2図の例と
同様ベンゼン塔へ送られる。なお、第3図の例で
軽質ガス26の導入を行なわなかつた場合に低圧
分離器12から得られた液相のH2S含量は
10.7wt.ppmであつた。 次に本発明における脱アルキル反応におけるア
ルキル芳香族炭化水素の転化率を90%以上とする
ことの効果を示す実施例と転化率75%の場合の比
較例と共に示す。 実施例 原料として分解ガソリンの水添油を用い、熱的
脱アルキル法により、反応転化率95%で反応を行
ない第2図に従つてスタビライザーを使用するこ
となく、蒸留をベンゼン塔1塔によつて行なつ
た。原料油組成および得られた精製ベンゼンの品
質を表1および表2に示す。
ル反応に付し、得られた反応生成物を蒸留して純
ベンゼンを得る方法に関するものである。更に詳
しくは芳香族炭化水素を70重量%以上含有する沸
点60〜200℃の炭化水素を脱アルキル反応に付し
て、得られる反応生成物を気液分離した後蒸留し
て純ベンゼンを得る改良された分離方法に関する
ものである。 芳香族炭化水素のうちでも特にベンゼンは広範
な用途を有する重要な主要化学原料の1つであ
り、スチレン、シクロヘキサン等に変換され、樹
脂、繊維等の原料として多量に使用されている。 ベンゼンを得る原料としては、(1)エチレン製造
プロセスより得られる分解ガソリン、(2)直留ナフ
サの改質による改質ガソリン、(3)石炭のコークス
化プロセスの生成油、(4)トルエン、キシレンまた
はC9芳香族炭化水素留分、等が利用されてお
り、それらの原料から抽出法、脱アルキル法等に
より製造されている。特に脱アルキル法は上記原
料中のベンゼンを取得するだけでなく、トルエ
ン、キシレン等のベンゼン以外の芳香族炭化水素
の脱アルキル化によりベンゼン取得量を増大さ
せ、かつ、高純度のベンゼンが得られることによ
り極めて重要である。この脱アルキルによるベン
ゼンの製造プロセスには、触媒を使用する接触的
脱アルキルプロセスと触媒を必要としない熱的脱
アルキルプロセスとがあり、それぞれ数種類のプ
ロセスが開発され、現在工業化されている。 接触的脱アルキルプロセスは、500〜650℃の温
度、10〜70Kg/cm2の圧力下にCr2O3/Al2O3、
MoO3−CoO−Al2O3等の触媒を使い脱アルキル
反応を行なわせる。一方、熱的脱アルキルプロセ
スは550〜800℃の温度、10〜70Kg/cm2の圧力下
で、触媒を用いることなく熱的に脱アルキル反応
を行なわせる。両者ともに発熱反応であり、水素
やオイルによるクエンチ等により反応温度制御を
行なつている。脱アルキル反応後、反応油は冷却
され、ガスとオイルが分離される。ガスは一部は
反応系へリサイクルされ、一部は水素純度を高め
た後、反応系へ戻され、又一部は系外へ排除され
る。反応油はスタビライザーにより硫化水素、軽
質炭化水素(非芳香族炭化水素)等が分離され、
その後ベンゼン塔(蒸留塔)によりベンゼン留分
を回収し、未反応のトルエン、キシレン等は塔底
より抜出し、反応系に循環される。生成タールも
一部反応系へ循環される。このように脱アルキル
プロセスでは一般的には最低上記スタビライザー
およびベンゼン塔の2塔或いは更にタール塔を含
めた3塔の蒸留塔を必要としている。 脱アルキルプロセスにおける脱アルキル反応部
でのアルキル芳香族炭化水素転化率は一般的に70
〜90モル%であり、この転化率では原料中に含ま
れる非芳香族炭化水素の分解は必ずしも充分では
なく、脱アルキル反応生成物中にかなりの未反応
非芳香族炭化水素あるいは炭素数3〜5の非芳香
族炭化水素が含有されており、これらは脱アルキ
ル反応生成物のフラツシユドラムによる気液分離
では充分に分離されない。従つて気液分離の後に
スタビライザーによつて非芳香族軽質留分の除去
を行なわないと次のベンゼン塔における蒸留で高
純度のベンゼンを得ることができなかつた。 発明者等の見出したところによれば、脱アルキ
ル反応部においてアルキル芳香族炭化水素転化率
が90%以上である場合、反応生成物中の未反応非
芳香族炭化水素量は極めて少なくなり、数基の気
液分離器によるガスとオイルの分離によつて充分
に分離が行われ、スタビライザーによる軽質分の
分離をもはや必要としないことを見出した。な
お、ここでアルキル芳香族炭化水素転化率とは原
料中のベンゼンを除くアルキル芳香族炭化水素の
モル数が脱アルキル反応によつて消失する率
(%)を示すものである。 本発明は芳香族炭化水素を70%以上含有する沸
点60〜200℃の炭化水素を脱アルキル反応に付し
てベンゼンを得る方法において、脱アルキル反応
部におけるアルキル芳香族炭化水素の転化率を90
モル%以上とし、得られた反応生成物を15Kg/cm2
G以上の高圧で気液分離した後、軽質ガスを導入
し、5Kg/cm2G以下の低圧で気液分離し、得られ
た液相生成物を直接蒸留して純ベンゼンを得るも
のである。 本発明で用いられる脱アルキル用原料は任意の
ものが用い得る。即ち、分解ガソリン、リホーメ
ート、石炭タール等のC6〜C9留分で芳香族含量
が70重量%以上のもの、またはトルエン、キシレ
ン、C8、C9芳香族炭化水素留分、あるいはそれ
らの混合物等である。脱アルキル反応部でアルキ
ル芳香族炭化水素の転化率を90モル%以上とする
反応条件は、原料組成および採用される脱アルキ
ルプロセスの種類により異るが、例えば特公昭45
−24133号に開示されているような、完全混合反
応器と管型反応器とを組合せた熱的水素化脱アル
キル反応においては、分解ガソリンを原料として
温度約700℃、圧力約25Kg/cm2Cの反応条件によ
り90%以上の転化率を得ることができる。 得られた反応生成物は高圧の気液分離と低圧の
気液分離の少くとも2段の気液分離が行われる。
高圧の気液分離においては、通常脱アルキル反応
部より出た反応生成物を必要な温度に冷却してフ
ラツシユドラム中で気液分離される。従つて圧力
は15Kg/cm2G以上であり、通常20〜25Kg/cm2Gで
ある。温度は常温〜90℃で、通常25〜30℃が採用
される。この高圧分離器で分離された気相部には
なお若千のベンゼンが含有されているので、更に
10℃付近まで冷却してベンゼンを回収してもよ
い。高圧分離器で分離された液相部は、次に軽質
ガスを導入した上で低圧のフラツシユドラムで気
液分離される。この軽質ガスは低圧分離器でのガ
ス分離の際に、溶存するH2Sの分離を促進するた
めのものである。軽質ガスとしては水素、メタン
等が用いられるが、脱アルキルプラントで副生さ
れるオフガスが使用できる。混合比は液相部(オ
イル)1トン当り10〜500NH3が適当である。混
合比の多いほどガスに随伴されるベンゼン量が増
し、ベンゼン取得量を減少せしめる可能性があ
る。低圧分離は5Kg/cm2G以下の圧、好ましくは
0.5〜1.0Kg/cm2Gで、温度は20〜60℃である。こ
の低圧分離器で分離されたガス中に随伴するベン
ゼンは同様に10℃付近に冷却してベンゼンを回収
することができる。 本発明の好ましい実施形の1つとして高圧気液
分離を比較的高温度で実施することができる。脱
アルキル反応生成物中には原料中の硫黄化合物の
水素化分解によるH2Sが存在し、このH2Sの分離
は製品ベンゼンの品質に極めて重要な影響を有す
る。高圧気液分離におけるH2Sの液相への溶解度
は高温ほど減少することが知られており、高圧気
液分離を2段に分けて、第1段では高温で気液分
離を行ない、次に分離された気相を低温で再度気
液分離することにより、気相部へのH2S残留量を
減少せしめ得ることが知られている(岩瀬他:
「アロマテイツクス」第27巻第3号(1975)7〜
11頁)この知見を本発明に適用した場合、本発明
の改良形によれば、芳香族炭化水素を70重量%以
上含有する沸点60〜200℃の炭化水素を脱アルキ
ル反応に付してベンゼンを得る方法において、脱
アルキル反応部における芳香族炭化水素の転化率
を90モル%以上とし、得られた反応生成物を15
Kg/cm2G以上の圧力下で60〜100℃で気液分離を
行ない、分離された気相は30℃以下に冷却して再
び気液分離を行ない、この両者の気液分離により
得られた液相生成物に軽質ガスを導入し、5Kg/
cm2G以下の圧力で30〜60℃で気液分離して液相部
を得、気相部を更に30℃以下に冷却して液相を分
離し、この両液相部を直接蒸留して純ベンゼンを
得ることができる。 この改良された本発明方法は脱アルキル反応生
成物中にH2S量が多い場合に特に適する。 本発明によつて気液分離された液相部はもはや
ガス溶存量が極めて少いため、スタビライザーを
省略して直接ベンゼン塔での蒸留により純ベンゼ
ンを取得することができる。即ち、上記の気液分
離工程を経て得られた液相部は、必要ある場合白
土処理工程を経て、ベンゼン塔に導入される。ベ
ンゼン塔では塔頂より溶存ガスおよび非芳香族炭
化水素を含む留分が抜き出され、塔頂より若千下
の段より純ベンゼンが抜き出される。このベンゼ
ンは99.9重量%以上、通常99.95重量%の高純度
である。塔底よりはトルエン、キシレン等の未反
応アルキル芳香族およびジフエニールを含む高沸
点タールが得られ、一部は脱アルキル反応部へ循
環される。前記白土処理工程はベンゼン塔から得
られる高純度ベンゼンを低温白土処理する形で用
いてもよい。 本発明によれば脱アルキル反応生成物を簡単な
気液分離操作のみで直ちにベンゼン塔へフイード
して高純度ベンゼンを分離することができると共
に、従来使用されていたスタビライザーのための
用役の使用量が大巾に削減され、その工業上の効
果は極めて大きい。 以下各種の実施形を示すフローダイヤグラムに
基いて本発明を説明する。 第1図は従来の気液分離方法を用いる脱アルキ
ルベンゼンの精製工程のフローダイヤグラムであ
る。脱アルキル反応器1より出た反応生成物2は
熱交換器3によつて30℃に冷却され、高圧気液分
離器5で30℃、20Kg/cm2Gで気液分離される。分
離された気相部6は冷却器7で10℃に冷却され、
その際分離されたベンゼンを含む液相10は気液
分離器の液相9と共に、次の低圧気液分離器12
に送られる。低圧気液分離器12では30℃、0.8
Kg/cm2Gで気液分離が行われ、気相は冷却器14
で10℃に冷却され、ここで更に分離された液相は
低圧分離器12からまた液相16と共にスタビラ
イザー19に送られる。スタビライザー19でガ
スを分離された液相はベンゼン塔22へ送られ、
23より純ベンゼンが得られ、塔頂25からは残
留ガスが、塔底24からはトルエン、キシレンお
よび重質油が分離される。気相8,15および2
0で排出されたガスは、含有されているH2が精
製されて脱アルキル反応部へ再循環される。脱ア
ルキル反応部をでる反応生成物2は、気相として
水素〜C4炭化水素が30.700Nm3/hr、液相として
C5炭化水素〜タールが14.6T/hであり、そのう
ちH2Sを4.08Kg/hr含有する。低圧分離器12で
分離された液相部は、なお18.1wt.ppmのH2Sを
含んでいた。 第2図は本発明による精製工程の実施例を示す
フローダイアグラムであつて、第1図と高圧分離
器および低圧分離器の操作条件は同一であるが、
低圧分離器12に入る前の液相11に軽質ガス2
6が導入される。第1図におけると同じ脱アルキ
ル反応生成物に対し、軽質ガスとして上記循環ガ
スよりH2を精製したオフガス(テールガスH215
%、CH460%、C2H625%)を1000Nm3/hrの量
で用いた場合、低温分離器12で得られる液相1
6中のH2S含量は6.1wt.ppmに減少しており、こ
の液相はそのまゝベンゼン塔へ送られる。ベンゼ
ン塔22においては塔頂25よりH2Sを含むガス
成分が抜かれ、ベンゼンは塔頂より数段下の段よ
り純ベンゼンとして得ることができる。製品ベン
ゼン中のH2Sは0.2wt.ppm以下である。 第3図は改良された本発明の実施例の1つのフ
ローダイアグラムを示す。脱アルキル反応生成物
2は熱交換器3により80℃に冷却され、従つて高
圧気液分離器は80℃、20Kg/cm2Gで操作される。
分離された気相6は冷却器7で更に30℃まで冷却
され、第2高圧気液分離器27で液相が分離さ
れ、その気相は更に冷却器29で10℃に冷却され
たのち8から排出される。それぞれの冷却で液化
分離された液相10および30は高圧分離器5の
液相9に一緒にされ、低圧分離器12に送られ
る。低圧分離器12に入る液相11はその前に軽
質ガス26が導入される。低圧分離器12は52
℃、0.8Kg/cm2Gで操作され、分離された気相は
冷却器14で10℃に冷却してベンゼンを回収した
後、15より排出される。前と同じ脱アルキル反
応生成物を処理し、軽質ガス26として第2図の
例と同じテールガス1000Nm3/hrで導入した場
合、低圧分離器12で得られた液相16のH2S含
量は3.3wt.ppmにすぎず、そのまゝ第2図の例と
同様ベンゼン塔へ送られる。なお、第3図の例で
軽質ガス26の導入を行なわなかつた場合に低圧
分離器12から得られた液相のH2S含量は
10.7wt.ppmであつた。 次に本発明における脱アルキル反応におけるア
ルキル芳香族炭化水素の転化率を90%以上とする
ことの効果を示す実施例と転化率75%の場合の比
較例と共に示す。 実施例 原料として分解ガソリンの水添油を用い、熱的
脱アルキル法により、反応転化率95%で反応を行
ない第2図に従つてスタビライザーを使用するこ
となく、蒸留をベンゼン塔1塔によつて行なつ
た。原料油組成および得られた精製ベンゼンの品
質を表1および表2に示す。
【表】
【表】
【表】
精製ベンゼンは全項目ともJIS特号ベンゼンに
十分合格しており99.95wt%以上の高純度ベンゼ
ンであり、非芳香族炭化水素含有量は10wt.ppm
であつた。 比較例 原料は実施例1と同一の油を使用したが、熱的
脱アルキル反応を反応転化率75%で行つた。精製
条件は実施例1と同一で精製した場合の精製ベン
ゼンの品質を表3に示す。
十分合格しており99.95wt%以上の高純度ベンゼ
ンであり、非芳香族炭化水素含有量は10wt.ppm
であつた。 比較例 原料は実施例1と同一の油を使用したが、熱的
脱アルキル反応を反応転化率75%で行つた。精製
条件は実施例1と同一で精製した場合の精製ベン
ゼンの品質を表3に示す。
【表】
ベンゼン中に非芳香族炭化水素含有量が多く、
99.95wt%以上の高純度ベンゼンを得ることはで
きない。
99.95wt%以上の高純度ベンゼンを得ることはで
きない。
第1図は従来法によるベンゼン分離工程を示す
フローダイヤグラムである。第2図は本発明によ
る分離工程を示し、第3図はその改良形である。
図示された主要部と符号との対応は次のとおりで
ある。 1……脱アルキル反応器、3……熱交換器、5
……高圧気液分離器、12……低圧気液分離器、
19……スタビライザー、22……ベンゼン塔、
27……第2高圧気液分離器。
フローダイヤグラムである。第2図は本発明によ
る分離工程を示し、第3図はその改良形である。
図示された主要部と符号との対応は次のとおりで
ある。 1……脱アルキル反応器、3……熱交換器、5
……高圧気液分離器、12……低圧気液分離器、
19……スタビライザー、22……ベンゼン塔、
27……第2高圧気液分離器。
Claims (1)
- 【特許請求の範囲】 1 芳香族炭化水素を70%以上含有する沸点60〜
200℃の炭化水素を脱アルキル反応に付してベン
ゼンを得る方法において、脱アルキル反応部にお
けるアルキル芳香族炭化水素の転化率を90モル%
以上とし、得られた反応生成物を15Kg/cm2G以上
の高圧で気液分離した後、軽質ガスを導入し、5
Kg/cm2G以下の低圧で気液分離し、得られた液相
生成物を直接蒸留して純ベンゼンを得ることを特
徴とする脱アルキルプロセスにおけるベンゼン分
離方法。 2 芳香族炭化水素を70重量%以上含有する沸点
60〜200℃の炭化水素を脱アルキル反応に付して
ベンゼンを得る方法において、脱アルキル反応部
におけるアルキル芳香族炭化水素の転化率90モル
%以上とし、得られた反応生成物を15Kg/cm2G以
上の圧力下で60〜100℃で気液分離を行ない、分
離された気相は30℃以下に冷却して再び気液分離
を行ない、この両者の気液分離により得られた液
相生成物に軽質ガスを導入し、5Kg/cm2G以下の
圧力で30〜60℃で気液分離して液相部を得、気相
部を更に30℃以下に冷却して液相を分離し、この
両液相部を直接蒸留して純ベンゼンを得ることを
特徴とする、脱アルキルプロセスにおけるベンゼ
ンの分離方法。
Priority Applications (2)
Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
---|---|---|---|
JP10362079A JPS5629528A (en) | 1979-08-16 | 1979-08-16 | Separation of benzene in dealkylation process |
CA000358321A CA1137119A (en) | 1979-08-16 | 1980-08-15 | Separation of benzene in dealkylation processes |
Applications Claiming Priority (1)
Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
---|---|---|---|
JP10362079A JPS5629528A (en) | 1979-08-16 | 1979-08-16 | Separation of benzene in dealkylation process |
Publications (2)
Publication Number | Publication Date |
---|---|
JPS5629528A JPS5629528A (en) | 1981-03-24 |
JPS622566B2 true JPS622566B2 (ja) | 1987-01-20 |
Family
ID=14358804
Family Applications (1)
Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
---|---|---|---|
JP10362079A Granted JPS5629528A (en) | 1979-08-16 | 1979-08-16 | Separation of benzene in dealkylation process |
Country Status (2)
Country | Link |
---|---|
JP (1) | JPS5629528A (ja) |
CA (1) | CA1137119A (ja) |
Cited By (1)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
JPH03120165A (ja) * | 1989-10-03 | 1991-05-22 | Japan Steel Works Ltd:The | 線材の送出機 |
Families Citing this family (3)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
US8716545B1 (en) * | 2012-12-12 | 2014-05-06 | Uop Llc | Methods and apparatuses for separating toluene from multiple hydrocarbon streams |
RU2640207C1 (ru) * | 2017-07-11 | 2017-12-27 | Публичное Акционерное Общество "Нижнекамскнефтехим" | Способ получения бензола из ароматических углеводородов C6-C9 |
CN115141074B (zh) * | 2022-06-20 | 2023-12-29 | 中海油天津化工研究设计院有限公司 | 一种轻质芳烃生产苯的方法 |
-
1979
- 1979-08-16 JP JP10362079A patent/JPS5629528A/ja active Granted
-
1980
- 1980-08-15 CA CA000358321A patent/CA1137119A/en not_active Expired
Cited By (1)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
JPH03120165A (ja) * | 1989-10-03 | 1991-05-22 | Japan Steel Works Ltd:The | 線材の送出機 |
Also Published As
Publication number | Publication date |
---|---|
CA1137119A (en) | 1982-12-07 |
JPS5629528A (en) | 1981-03-24 |
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