一种焦化粗苯精制方法与流程

本发明涉及焦化粗苯精制领域，具体涉及一种焦化粗苯精制方法。

背景技术：

现有技术中粗苯经过预蒸馏塔蒸馏塔顶得到轻苯馏分(含三苯)，塔底得到重苯产品，轻苯经过加氢处理去除杂质后进入萃取蒸馏单元脱除非芳烃馏分，在此得到非芳烃产品，去除非芳烃馏分后的混合馏分依次经过纯苯塔、苯塔、二甲苯塔蒸馏后，分别得到纯苯产品、甲苯产品、二甲苯产品。粗苯精制工艺流程如图1所示。

中国专利申请号为cn200610031941.7，公开了一种由粗苯生产苯系芳烃的方法，它是将全馏分粗苯与其他烃油的混合油经过加氢精制、重整、溶剂萃取蒸馏、精馏等过程获得高收率、高纯度的苯、甲苯、二甲苯，其特点是无芳烃损失，芳烃总收率在100％以上；芳烃产品纯度高，均可达99.9％以上；芳烃产品中的硫、氮杂质含量低，均小于1ppm；加工装置的运转周期长。该发明特别适用于拥有加氢装置和重整装置的炼厂进行粗苯的深加工和利用。中国专利申请号为cn200710000044.4公开了一种焦化粗苯精制方法，其特征在于由下列工艺过程组成：(1)粗苯预处理和苯馏分萃取精馏精制工艺a粗苯预处理工艺焦化粗苯经预分塔，塔顶分出轻组分，塔底馏分进入吹苯塔，在此塔塔底分出重组分，塔顶馏分进入窄苯塔，在此塔塔顶得到的苯馏分进入苯馏分萃取精制工艺，塔底甲苯、二甲苯馏分进入甲苯、二甲苯馏分加氢精制工艺。b苯馏分萃取精馏工艺上一工艺单元得到的苯馏分进入苯萃取塔，塔顶分出沸点与苯相近或共沸的烷烃和烯烃馏分，塔底馏分进入苯精制塔，该苯萃取塔用的萃取剂(主要是回收的萃取剂也有少量补充的新加萃取剂)来自混合器；在所述的苯精制塔中塔顶得产品高纯苯(纯度＞99.9％，硫含量＜10ppm)，塔底馏分进入萃取剂回收塔；在萃取剂回收塔中将萃取剂与噻吩馏分分开，萃取剂进入混合器循环使用，噻吩馏分进入噻吩萃取塔，继而进入噻吩精制塔后得到噻吩产品，其纯度大于或等于99％，萃取剂依次循环使用。所述的萃取剂为：环丁砜、甘醇类、n-甲基吡咯烷酮、n-甲酰基吗啉或它们的混合 物，溶剂比2-10，在真空或常压下操作，苯萃取塔塔顶温度85-45℃，苯精制塔塔顶温度85-45℃，噻吩萃取塔塔顶温度86-45℃。(2)甲苯、二甲苯馏分加氢精制工艺来自上一工艺单元的甲苯、二甲苯馏分经预加氢反应器，除去苯乙烯类、双烯等易结焦的组分后进入催化加氢主反应器，在此完成不饱和烃加氢生成烷烃以及加氢去除硫、氮、氧等杂原子化合物后，进入预蒸馏塔，预蒸馏塔塔底馏分进入二甲苯精馏塔，二甲苯塔塔顶得3℃馏程的二甲苯产品，塔底得c9馏分；从预蒸馏塔塔顶馏出的甲苯馏分进入一级萃取塔，在此塔塔顶分出非芳烃组分，塔底的甲苯及萃取剂进入萃取剂回收塔，从此塔底馏出的萃取剂返回萃取塔循环使用，塔顶得硝化级甲苯；所得的硝化级甲苯可作为产品出售，也可进入二级萃取塔和甲苯精制塔，最后可得产品高纯甲苯。所述加氢精制的氢源为氢气，预加氢反应器用ni-mo粗苯预加氢催化剂，加氢温度为190～240℃；所述加氢主反应器用co-mo粗苯加氢精制催化剂，加氢温度为320～370℃，操作压力均为2.4～3.5mpa；所述萃取精馏所用的萃取剂为n-甲酰基吗啉，溶剂比为3～8，一、二级萃取塔顶温度均为92～110℃，萃取塔在常压下操作。(3)甲苯岐化工艺由上一工艺单元得到的硝化级甲苯作为岐化工艺的原料。甲苯与氢气混合进入预热器，预热后进入岐化反应器，反应生成物经冷凝器冷凝，冷凝液进精馏塔进行蒸馏分离得到产品高纯苯和混合二甲苯，以及未转化的甲苯，后者和剩余氢气均返回预热器循环使用。所述的甲苯岐化工艺可以是一般的甲苯岐化工艺，也可以是甲苯选择性岐化工艺，二者所用的催化剂不同，所得产品混合二甲苯中三个异构体的比例各异，后者产品中含有高浓度的市场需求量大、附加值高的对二甲苯。此外，还可在原料甲苯中混以c9馏分(出自上一工艺单元中二甲苯精馏塔底流出物，主要成分为c9、c10芳烃)，作为岐化反应器的混合进料，另选合适的催化剂，则在该反应器中同时发生甲苯岐化和烷基转移反应，所得产物仍为高纯苯和混合二甲苯。

现有技术焦化粗苯精制中，预蒸馏塔的能耗较高；气液态变化过程次数多，加氢系统带入的杂质含量高，增加氢气耗用；萃取蒸馏系统负荷重，溶剂比高；重质非芳烃带入萃取蒸馏系统的量，使非芳烃、纯苯、甲苯的产品质量受影响。

技术实现要素：

为了解决上述问题，本发明的目的在于提供一种焦化粗苯精制方法，其是一种操作简便且能耗低的粗苯精制工艺流程。

本发明的技术方案如下：

一种焦化粗苯精制方法，包括如下步骤：

(1)焦化粗苯经过预蒸馏塔蒸馏，控制塔顶压力，塔顶温度控制在62℃～65℃，控制回流比，塔底温度控制在150℃～155℃，塔顶得到甲苯及比甲苯沸点低的馏分，塔底得到二甲苯及以后的馏分；

(2)甲苯及比甲苯沸点低的馏分经过换热及导热油加热后与氢气混合送入预反应器中，预反应器进口温度控制在160℃～180℃，反应产物循环氢气汽化后送入主反应器中，主反应器进口温度控制在280℃～320℃，经过加氢处理去除杂质后的馏分送入萃取蒸馏单元脱除非芳烃馏分，萃取塔塔顶产出非芳烃产品，塔底萃取剂与芳烃混合物送入溶剂回收塔，塔顶控制压力，温度45℃～55℃，塔底控制温度155～160℃，溶剂回收塔塔顶混合馏分经过纯苯塔蒸馏后塔顶得到纯苯产品、塔底得到甲苯产品；

(3)二甲苯及以后的馏分送入二甲苯塔蒸馏，控制塔顶压力，塔顶温度控制为150℃～160℃，5层塔板控制165℃～170℃，5层塔板处产出二甲苯馏分，二甲苯馏分控制压力，液相状态的二甲苯馏分进入白土塔中，经过白土塔处理后得到二甲苯产品，塔底得到重苯产品。

根据本发明所述一种焦化粗苯精制方法，进一步，在所述萃取蒸馏单元中萃取剂为环丁砜，萃取比控制在1：5～1.5.5。

根据本发明所述一种焦化粗苯精制方法，进一步，在所述白土塔内装有颗粒白土,通过白土吸附脱除二甲苯中的微量不饱和物及部分硫、氮杂质。

更进一步所述颗粒白土,比表面积320m2/g，游离酸≤0.2％，粒径≥90％，初始活性≤5.0mgbr2/100g。

根据本发明所述一种焦化粗苯精制方法，进一步，加入系统的氢气量为35nm3/h，氢气浓度要求99.9％，杂质：总硫≤2ppm，co+o2≤10ppm，水≤30ppm，o2≤10ppm。

根据本发明所述一种焦化粗苯精制方法，进一步，所述比甲苯沸点低的馏分主要为纯苯、烯烃、二烯烃及低沸点非芳烃。

根据本发明所述一种焦化粗苯精制方法，进一步，在所述步骤(1)中预蒸馏塔的塔顶压力控制在-55kpa，回流比为0.5。

根据本发明所述一种焦化粗苯精制方法，进一步，在所述步骤(2)中反应产物被380℃循环氢气汽化后送入主反应器中；所述溶剂回收塔的塔顶控制压力-55kpa。

根据本发明所述一种焦化粗苯精制方法，进一步，在所述步骤(3)中二甲苯塔蒸馏的塔顶压力控制在80kpa；5层塔板处产出二甲苯馏分，二甲苯馏分控制压力为1.0mpa，140℃左右的液相状态进入白土塔中。

本发明详细技术方案：粗苯经过预蒸馏塔蒸馏，塔顶压力控制在-55kpa，塔顶温度控制在62℃～65℃，回流比为0.5，塔底温度控制在150℃～155℃，塔顶得到甲苯及以前的馏分， 塔底得到二甲苯及以后的馏分。甲苯及以前的馏分经过换热及导热油加热后与氢气混合送入预反应器中，预反应器进口温度控制在160℃～180℃(进口温度根据反应效果调控)，反应产物被380℃循环氢气汽化后送入主反应器中，主反应器进口温度控制在280℃～320℃(进口温度根据反应效果调控)，经过加氢处理去除杂质后的馏分送入萃取蒸馏单元脱除非芳烃馏分，萃取剂为环丁砜，萃取比控制在1：5～1.5.5，萃取塔塔顶产出非芳烃产品，塔底萃取剂与芳烃混合物送入溶剂回收塔，塔顶控制压力-55kpa，温度45℃～55℃，塔底控制温度155～160℃，溶剂回收塔塔顶混合馏分经过纯苯塔蒸馏后塔顶得到纯苯产品、塔底得到甲苯产品。二甲苯及以后的馏分送入二甲苯塔蒸馏，塔顶压力控制在80kpa，塔顶温度控制为150℃～160℃，5层塔板控制165℃～170℃，5层塔板处产出二甲苯馏分，二甲苯馏分控制压力为1.0mpa，140℃左右的液相状态进入白土塔中，在白土塔内装有酸性中心吸附剂，通过吸附剂脱除二甲苯中的微量不饱和物及部分硫、氮杂质，经过白土塔处理后得到二甲苯产品，塔底得到重苯产品。

所述颗粒白土,比表面积320m2/g，游离酸≤0.2％，粒径≥90％，初始活性≤5.0mgbr2/100g；加入系统的氢气量为35nm3/h，氢气浓度要求99.9％，杂质：总硫≤2ppm，co+o2≤10ppm，水≤30ppm，o2≤10ppm。

本发明的有益效果：

1、在保持原有主体装置不变的情况下，通过对工艺流程及参数的改变达到保证产品质量及降低能源的目的；

2、由于需要获得的目标馏分馏程重点降低，约为110℃，所以对预蒸馏塔进行降温操作，预蒸馏塔压力控制与原工艺一致，塔顶温度降低5℃，回流比降低0.2，塔底温度降低20℃，通过以上措施降低了预蒸馏塔的能耗；

3、二甲苯及以后的馏分在预蒸馏塔塔底切出，减少了约15％的硫、氮杂质带入加氢系统，降低了氢气耗用；

4、萃取蒸馏塔进料中非芳烃负荷下降约20％，特别是c8类重质非芳烃含量基本为0，所以萃取蒸馏单元溶剂比由1：7降低至1：5.5，减少了溶剂循环量，从而降低了萃取蒸馏系统负荷，减少了溶剂比，降低了装置能耗；

5、进入溶剂回收塔的芳烃馏程终点降低，约为110℃，所以溶剂回收塔也进行降温操作，塔顶温度降低10℃，塔底温度降低20℃，降低了溶剂回收塔的能耗；

6、原有工艺流程中，获得二甲苯产品需要进行三次汽化冷凝过程，改变后工艺仅需一次汽化冷凝过程，降低了能耗；

7、工艺流程改变除了对二甲苯产品质量有影响外，其余产品的获得过程与原工艺一致， 所以为了应对二甲苯产品中杂质含量超标的问题，增加了一组白土塔，利用吸附剂去除二甲苯产品中的微量不饱和物、硫和氮杂质，达到保证产品质量的目的。

本发明在确保大宗产品质量的前提下，大大降低了装置的运行能耗，根据测算，在我公司能源价格体系下，能够为装置降低约20％的运行成本，有利于提升粗苯精制装置的盈利能力。

附图说明

图1：现有的粗苯精制工艺流程图；

图2：改造后的粗苯精制工艺流程图。

具体实施方式

下面通过具体实施方式对本发明作进一步阐述，但本发明并不局限于这些实施例。

如图2所示，粗苯原料通过泵送入预蒸馏塔，预蒸馏塔塔顶压力控制在-55kpa，塔顶温度控制在62℃～65℃，回流比为0.5，塔底温度控制在150℃～155℃，经过蒸馏，塔顶得到甲苯及以前的馏分，塔底得到二甲苯及以后的馏分。甲苯及以前的馏分经过与加氢反应段物料换热及导热油加热后与氢气混合送入预反应器中，预反应器进口温度控制在160℃～180℃(进口温度根据反应效果调控)，反应产物被380℃循环氢气汽化后送入主反应器中，主反应器进口温度控制在280℃～320℃(进口温度根据反应效果调控)，经过加氢处理去除杂质后的馏分送入萃取蒸馏单元。加氢段反应产物通过泵送入萃取蒸馏塔中部进料，11层进料为循环萃取剂，萃取剂为环丁砜，萃取比控制在1：5～1.5.5，塔顶温度控制约90℃，塔顶压力控制为80kpa，萃取塔塔顶产出非芳烃产品(非芳烃含量≥90％)，塔底萃取剂与芳烃混合物送入溶剂回收塔，塔顶控制压力-55kpa，温度45℃～55℃，塔底控制温度155～160℃，塔底得到净化后的萃取剂送回萃取蒸馏塔11层，塔顶得到芳烃混合物，溶剂回收塔塔顶芳烃混合物经过纯苯塔蒸馏后塔顶得到纯苯产品、塔底得到甲苯产品。二甲苯及以后的馏分送入二甲苯塔蒸馏，塔顶压力控制在80kpa，塔顶温度控制为150℃～160℃，5层塔板控制165℃～170℃，5层塔板处产出二甲苯馏分，二甲苯馏分控制压力为1.0mpa，140℃左右的液相状态进入白土塔中，在白土塔内装有酸性中心吸附剂，通过吸附剂脱除二甲苯中的微量不饱和物及部分硫、氮杂质，经过白土塔处理后得到二甲苯产品，塔底得到重苯产品。

所述颗粒白土,比表面积320m2/g，游离酸≤0.2％，粒径≥90％，初始活性≤5.0mgbr2/100g；加入系统的氢气量为35nm3/h，氢气浓度要求99.9％，杂质：总硫≤2ppm，co+o2≤10ppm，水≤30ppm，o2≤10ppm。

本发明所得产品质量情况：

纯苯：

甲苯：

焦化二甲苯：

重苯：

非芳烃：(下表一级品)