萃取精餾分離芳烴的方法
2023-10-21 04:02:22
專利名稱：萃取精餾分離芳烴的方法
技術領域：
本發明為一種萃取精餾分離芳烴的方法，具體地說，是一種在溶劑中混入水以提高溶劑選擇性，從而提高芳烴分離效率的方法。
背景技術：
從重整生成油或裂解加氫汽油中分離芳烴即苯(B)、甲苯(T)、二甲苯(X)主要有兩類方法。一類是液-液抽提法，該法實質上是液-液抽提與萃取蒸餾提餾段的聯合過程。另一類則是萃取精餾法。與液-液抽提法相比，萃取精餾法具有流程和操作簡單、設備投資低、能耗低等優點，尤其適合於從高芳烴含量的烴類混合物中回收芳烴。由於二甲苯主要用做生產對/鄰二甲苯的原料或作為工業溶劑，一般只需98％左右的純度就可滿足需要。因此，利用萃取精餾分離純苯和純甲苯具有更重要的意義。
現有的萃取精餾法大多採用原料預分餾-萃取精餾-溶劑回收的流程，選用的萃取溶劑主要有N-甲基吡咯烷酮(NMP)、嗎啉類如N-甲醯基嗎啉(NFM)或環丁碸。這些工藝存在的問題是難以得到高純度的芳烴，特別是高純度的苯和甲苯產品。而向溶劑中加入適量水能有效改善溶劑的選擇性，如USP5310480公開的芳烴分離方法在溶劑中加入0.1～20重％，優選0.5～10重％的水，但該法不設預分餾，而是將萃取精餾與溶劑回收合併為一個塔，原料從塔底進入該塔，貧溶劑從塔上部進入。塔的中上部分為萃取精餾段，非芳烴從頂部排出，芳烴從中下部側線抽出，用兩個旋風分離器分別分離非芳烴和芳烴，並將其中含有的微量溶劑返回至塔底部的溶劑回收段，旋風分離器排出的水被送至塔底部的溶劑回收段作為汽提水。該流程雖然簡單，投資低，但處理環烷烴含量較高的原料如裂解加氫汽油時，甲苯純度一般只能達到99.0～99.5％，達不到99.7％以上，因此影響甲苯的利用。從選擇的操作條件看，該法採用了高汽提水比，汽提水與芳烴質量比為0.26～0.30，因此能耗較高。另一個缺點是採用旋風分離器，芳烴中的少量溶劑難於分離乾淨，易造成產品硫含量偏高、溶劑損耗大。此外，將旋風分離器分離出來的水用作汽提水，由於非芳離析出來的水含有微量的非芳烴，對芳烴純度會有一定影響。
CN1260341A公開了一種利用萃取精餾從烴類混合物中分離芳烴的方法，該法先將原料預分餾，分成苯餾分和苯後餾分，採用含水0.2～0.6重％的環丁碸為萃取溶劑，苯餾分和苯後餾分進入同一萃取精餾塔的不同部位即兩股進料，達到提取高純度芳烴混合物的目的。該法雖然可適用不同的原料，同時回收高純度的苯、甲苯和二甲苯，但如果需要提純苯和甲苯時，原料中的C8+組分也需要進入萃取精餾系統，這樣不僅增加了萃取精餾的負擔，而且得到的混合芳烴還需要增設甲苯和C8芳烴的精餾設施，因此投資增加，能耗也相應增加。
在萃取精餾中，溶劑的選擇性對產品純度、收率及過程的經濟性起著決定性作用。在溶劑中引入適量的水可改善選擇性。通常的做法是在溶劑回收，即溶劑與芳烴的分離過程中打入適量汽提水，通過調節回收塔底的溫度來控制溶劑的水含量，其弊端在於水含量一般只能控制在0.4～0.8重％較窄的範圍內，使溶劑選擇性達不到最佳範圍。雖然可降低回收塔底溫度提高水含量，但溫度過低，貧溶劑中殘留的芳烴含量會增加，相應增大抽餘油中的芳烴損失量。另外，對於萃取精餾塔頂蒸出的水，一種處理方法是象USP5310480那樣直接將其循環至回收塔底作為汽提水，此法由於水中含有微量非芳會對芳烴純度有一定影響。另一種處理方法是設置一臺水汽提塔，將水中的非芳烴汽提出去，然後再把提純的水循環到回收塔，這樣雖然避免了少量非芳烴對芳烴的汙染，但需要增加水汽提塔等設施，使投資和能耗增加。
發明內容
本發明的目的是提供一種萃取精餾分離芳烴的方法，該法溶劑選擇性高，因而分離得到的芳烴純度高，並且能耗較低。
為提高溶劑的選擇性，並保持萃取精餾系統中水的平衡，本發明將萃取精餾塔頂分離得到的水注入貧溶劑中以提高溶劑水含量，增強溶劑選擇性，同時，將溶劑回收塔的汽提水比維持在較低水平，因此可節省汽提水用量，節約能耗，並提高芳烴的純度。
本發明提供的萃取精餾分離芳烴的方法，包括如下步驟(1)將含有芳烴的烴類混合物進行預分餾，製取C6～C7餾分和C8餾分，使C6～C7餾分中C8芳烴含量不超過500ppm，並將所述的C8餾分排出體系；(2)將預分餾得到的C6～C7餾分引入萃取精餾塔的中部，與從萃取精餾塔上部引入的選擇性溶劑接觸進行萃取精餾，將萃取精餾塔塔底排出的富含芳烴的富溶劑從中部引入溶劑回收塔，塔頂物流經分離得到非芳烴和水，將非芳烴排出體系，水注入貧溶劑中；(3)將(2)步所述的富溶劑在溶劑回收塔中進行分離，塔頂排出的物流經冷凝後分離出芳烴和水，將芳烴排出體系，水作為汽提水重新引入回收塔底部，回收塔底得到的貧溶劑返回萃取精餾塔循環使用。
本發明提出的水循環和溶劑水含量的控制方法，既能增加貧溶劑中的水含量，提高溶劑選擇性，又能保證回收塔的汽提水量維持在一個較低的範圍內，節省能耗。另外，將萃取精餾塔頂物流分離得到的水直接注入貧溶劑，而不引入回收塔做為汽提水，也避免了水中溶解的非芳烴對芳烴產品的汙染。
圖1為本發明萃取精餾分離芳烴的流程示意圖。
具體實施例方式
本發明用普通精餾塔將富含芳烴的烴類混合物切割成C6～C7餾分和C8餾分，將C8餾分排出體系用於高辛烷值汽油組分或作為生產芳烴的原料，而C6～C7餾分則從中部進入萃取精餾塔，用從塔頂進入的選擇性溶劑進行萃取精餾，分離芳烴與非芳烴。萃取精餾塔底得到的富含芳烴的溶劑進入回收塔，在有水蒸氣存在的條件下減壓蒸餾，分離芳烴與溶劑，塔底得到的貧溶劑注入一定量水後循環回萃取精餾塔塔頂；塔頂獲得的純芳烴混合物排出體系，經過進一步精餾可獲得高純度的苯和甲苯產品。從萃取精餾塔頂排出的非芳烴物流經分離得到水相和非芳烴，非芳烴排出體系，水被定量注入貧溶劑，維持溶劑水含量為0.9～5.0重％，優選0.9～2.0重％，以獲得最佳選擇性和良好的溶解性。
本發明方法中(1)步所述預分餾通過預分餾塔進行，製取C6～C7餾分時，控制塔頂溫度為80～105℃，壓力為0.10～0.20MPa，以使切割得到的C6～C7餾分中儘可能多地含有的原料中苯和甲苯，儘可能少地含有C8芳烴，C8芳烴應不超過500ppm，優選為小於100ppm。為此，塔底溫度控制為140～175℃。
所述(2)步是用選擇性溶劑萃取精餾分離芳烴與非芳烴，萃取精餾塔的理論塔板數優選35～65，溶劑入塔溫度優選80～130℃，控制塔底溫度140～170℃，塔壓力0.15～0.35MPa，溶劑比3.0～6.0，回流比為0.2～1.0。該步中非芳烴組分從塔頂排出，分離出水後排出體系。將分離得到的水定量注入貧溶劑，並與溶劑回收塔的水系分開。注入貧溶劑的水與烴類混合物原料的重量比為0.3～2.0％。
所述(3)步為溶劑回收，即將富含芳烴溶劑中的芳烴與溶劑分離。回收塔在減壓下操作，底部引入汽提水以增加溶劑含水量，但汽提水引入過多，將增加裝置能耗。另外，若欲增加底部所得貧溶劑的水含量，就要適當降低塔底溫度，但溫度降低，將使溶劑與芳烴的分離效果變差，貧溶劑中殘留芳烴量將增加，因而本發明控制汽提水量與溶劑的比為0.5～2.5重％，優選1.0～1.5重％，控制塔頂壓力0.035～0.05MPa，塔頂溫度為50～80℃，塔底溫度為160～185℃，回流比為0.4～1.0。所述回收塔的理論塔板數優選8～28。
本發明所述的烴類混合物選自催化重整芳烴或熱裂解加氫汽油，其中芳烴的含量至少為30重％，優選50～98重％。
所述的選擇性溶劑選自碸類、甘醇類或含7～8個碳原子的嗎啉類化合物，優選環丁碸、四甘醇、五甘醇或N-甲醯基嗎啉，最優選環丁碸。
應用本發明方法，可以使用一般常用的萃取蒸餾設備和裝置。下面結合圖1進一步描述本發明方法。
圖1中，含芳烴的烴類混合物原料由管線14進入換熱器108，與貧溶劑換熱後經管線1進入預分餾塔100，C8餾分從塔底經管線18排出裝置。C6～C7餾分從預分餾塔頂排出由管線2進入冷凝器101冷凝，經管線3進入換熱器102與貧溶劑換熱後經管線4從中部進入萃取精餾塔103。貧溶劑經管線17從上部進入萃取精餾塔103。經萃取精餾，非芳烴從塔頂經管線5進入回流罐104，靜置使非芳烴與水分層，非芳烴經管線6排出裝置，分離出來的水經管線8定量注入貧溶劑中，維持溶劑水含量為0.9～5.0重％。富含芳烴的富溶劑從塔底排出，經管線7進入溶劑回收塔105中部，汽提水蒸汽從管線12進入回收塔底部。經減壓汽提蒸餾，芳烴和水從回收塔頂排出，經管線9進入回流罐106分離出水和芳烴。水通過管線11進入換熱器107，與貧溶劑換熱後從管線12進入回收塔105底部，芳烴經管線10排出裝置，經過進一步精餾分離，可製得高純度的苯和甲苯產品。回收塔105底的貧溶劑經管線13進入換熱器107，與汽提水換熱後，與來自管線8的水混合後經管線15導入換熱器108，與原料換熱後，經管線16進入換熱器102，與萃取精餾進料進一步換熱，再經管線17進入萃取精餾塔上部。在實際操作中，還包括溶劑再生部分，圖1中未標出。
下面通過實例進一步說明本發明，但本發明並不限於此。
實例1按圖1的流程，以裂解加氫汽油為原料，進行萃取精餾回收純的苯和甲苯，以環丁碸為溶劑，其中含有少量水。原料及經預分餾後得到的C6～C7餾分的組成及流量見表1，主要操作條件見表2，萃取精餾結果見表3。
對比例按實例1的方法分離芳烴，不同的是將萃取精餾塔頂物流分出的水注入回收塔底部作為汽提水，主要操作條件見表2，萃取精餾結果見表3。
由表3可見，採用本發明流程，由於向回收後貧溶劑中注入了萃取精餾塔頂物流分離出的水，使貧溶劑中水含量增加，因而增加了溶劑的選擇性，與不注入水的對比例相比，總能耗降低約5％，混合芳烴中僅含110ppm的非芳烴，明顯低於對比例，說明分離得到的芳烴純度增高，分離效果顯著增強。
表1
表2
表3
總熱量消耗指預分餾、萃取精餾熱量之和。
權利要求
1.一種萃取精餾分離芳烴的方法，包括如下步驟(1)將含有芳烴的烴類混合物進行預分餾製取C6～C7餾分和C8餾分，使C6～C7餾分中C8芳烴含量不超過500ppm，並將所述的C8餾分排出體系；(2)將預分餾得到的C6～C7餾分引入萃取精餾塔的中部，與從萃取精餾塔上部引入的選擇性溶劑接觸進行萃取精餾，將萃取精餾塔塔底排出的富含芳烴的富溶劑從中部引入溶劑回收塔，塔頂物流經分離得到非芳烴和水，將非芳烴排出體系，水注入貧溶劑中；(3)將(2)步所述的富溶劑在溶劑回收塔中進行分離，塔頂排出的物流經冷凝後分離出芳烴和水，將芳烴排出體系，水作為汽提水重新引入回收塔底部，回收塔底得到的貧溶劑返回萃取精餾塔循環使用。
2.按照權利要求1所述的方法，其特徵在於(2)步中向貧溶劑注入的水與烴類混合物原料的重量比為0.3～2.0％。
3.按照權利要求1或2所述的方法，其特徵在於貧溶劑的水含量為0.9～5.0重％。
4.按照權利要求3所述的方法，其特徵在於貧溶劑的水含量為0.9～2.0重％。
5.按照權利要求1所述的方法，其特徵在於(3)步中所述的汽提水與溶劑的比為0.5～2.5重％。
6.按照權利要求5所述的方法，其特徵在於所述的汽提水與溶劑的比為1.0～1.5重％。
7.按照權利要求1或2所述的方法，其特徵在於(1)步中預分餾製取C6～C7餾分時控制預分餾塔頂溫度為80～105℃，壓力為0.10～0.20MPa。
8.按照權利要求1或2所述的方法，其特徵在於(2)步中萃取精餾塔的理論塔板數為35～65，溶劑入塔溫度80～130℃、塔底溫度140～170℃，塔壓力0.15～0.35MPa，溶劑比3.0～6.0，回流比為0.2～1.0。
9.按照權利要求1或2所述的方法，其特徵在於(3)步中溶劑回收塔的理論塔板數為8～28，塔頂壓力0.035～0.05MPa，回流比為0.4～1.0，塔頂溫度為50～80℃，塔底溫度為160～185℃。
10.按照權利要求1或2所述的方法，其特徵在於所述的烴類混合物中芳烴的含量為50～98％。
11.按照權利要求1所述的方法，其特徵在於所述的選擇性溶劑選自環丁碸、四甘醇、五甘醇或N-甲醯基嗎啉。
全文摘要
一種萃取精餾分離芳烴的方法，將含有芳烴的烴類混合物進行預分餾製取C6～C7餾分和C8餾分；得到的C6～C7餾分引入萃取精餾塔的中部，與從萃取精餾塔上部引入的選擇性溶劑接觸進行萃取精餾，塔底排出的富含芳烴的富溶劑進入回收塔分離溶劑和芳烴，萃取精餾塔頂物流經分離得到的非芳烴排出體系，水注入貧溶劑中；回收塔頂排出的物流冷凝後分出的芳烴排出體系，水作為汽提水重新引入回收塔底部，回收塔底得到的貧溶劑返回萃取精餾塔循環使用。該法適用於從芳烴含量高的烴類混合物中回收高純度的苯和甲苯，操作簡單，能耗低。
文檔編號C07C15/00GK1541988SQ0312285
公開日2004年11月3日 申請日期2003年4月29日 優先權日2003年4月29日
發明者田龍勝, 唐文成, 趙明 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司石油化工科學研究院