一种裂解碳八馏分中苯乙烯脱色精制方法与流程

本发明涉及石油化工领域，具体涉及一种裂解碳八馏分中苯乙烯脱色精制方法。

背景技术：

苯乙烯抽提技术是利用乙烯装置裂解碳八碳九，该技术分别包括c8馏分切割、选择性加氢、苯乙烯抽提和脱色精制四个工艺单元，苯乙烯经过萃取溶剂回流后进入脱色精制阶段，粗苯乙烯从溶剂回收塔顶回流罐进入脱色工序。裂解汽油中含有共轭二烯烃、含硫化合物、含氧化合物等杂质，其中共轭二烯烃性质极活泼，易发生氧化、叠合等反应使油品变色。抽提蒸馏原料裂解汽油c8馏分中存在沸点和极性与苯乙烯相近的共轭二烯烃，在普通精馏或抽提精馏过程中，无法将其与苯乙烯彻底分离，残存微量共轭二烯烃导致抽提蒸馏生产出的粗苯乙烯纯度足够高，但是色度不合格，超出国家标准的要求脱色精制单元。利用浓硝酸可将获得符合色度产品，但硝酸产生废水多，环保压力大，工艺流程长。

现在更多使用脱色剂进行苯乙烯脱色，脱色剂与共轭双烯反应生成相对分子质量更大、沸点更高的环状化合物，再通过精馏等分离手段与苯乙烯分离，过程更加环保。但由于萃取精馏过程一般都含水，脱色剂遇水分解产生的酸会对设备造成强烈腐蚀，且水会稀释脱色剂，影响脱色效果。

另外使用脱色剂的缺陷是在精制阶段苯乙烯与脱色剂会形成少量共聚物，聚集在塔底，易引起塔底再沸器及管道堵塞，造成装置难以长周期运行。

苯乙烯的环外双键非常活泼，在精馏过程中，由热引发而产生自由基聚合形成高聚物，不仅消耗了苯乙烯单体，影响产品质量，而且严重威胁连续生产过程的进行。为减少苯乙烯自聚，除采用负压操作以降低精馏温度外，通常加入亲电子物质作为阻聚剂。现有技术多在精制塔塔顶注入阻聚剂，但精制塔塔顶跟塔底温差大，单种阻聚剂难以在不同温度的物料上起作用，影响阻聚效果。

精制塔是一个多输入多输出的多变量过程，工艺对精制塔控制要求较高，塔顶温度与产品质量密切相关，需要精准控制。常规控制中塔顶温度由塔顶回流量来控制，而回流罐液位由塔顶采出量实现调节，但精馏塔塔顶温度和回流罐液位两个变量之间存在相互扰动，不易实现塔顶温度、回流罐液位的稳定。

技术实现要素：

针对现有技术存在的粗苯乙烯含水影响脱色效果，脱色剂与苯乙烯共聚引起塔底再沸器及管道堵塞，单种阻聚剂无法满足精制塔不同温度的要求，传统精制工艺控制方式不易实现精制塔塔顶温度和回流罐液位稳定的问题，本发明提供一种裂解碳八馏分中苯乙烯脱色精制方法。

本发明的技术方案如下：

一种裂解碳八馏分中苯乙烯脱色精制方法，包括以下步骤：

1)来自第一回流罐的粗苯乙烯加入阻聚剂a后进入脱水塔精馏脱水，塔顶上升的蒸汽进入第一冷却器，经冷却的油水混合物进入第一回流罐脱除水，油相与粗苯乙烯在第一回流罐汇合后循环回脱水塔；

2)脱水塔塔釜物流一部分在流量控制下强制循环进入第一再沸器，另一部分在脱水塔塔釜液位与流量串级控制下经第二冷却器降温后与脱色剂混合进入脱色反应罐脱色，脱色反应罐罐底物流一部分循环回脱色混合剂入口以保证混合效果，另一部分在脱色反应罐液位与流量串级控制下进入精制塔进行精馏分离；

3)精制塔塔釜物流一部分在流量控制下强制循环进入第二再沸器，另一部分进入闪蒸罐绝热闪蒸，闪蒸罐罐顶排出的气相苯乙烯进入精制塔，闪蒸罐罐底物流一部分循环回闪蒸罐，另一部分以焦油副产品排出；

4)精制塔塔顶加入阻聚剂b，精制塔进料线加入阻聚剂a，精制塔进料线或第二再沸器入口加入脱色助剂，塔顶蒸汽经第三冷却器降温后进入第二回流罐，第二回流罐罐底物流通过串级解耦控制回路回流入精制塔；

5)苯乙烯产品从精制塔侧线抽出，在流量控制下一部分返回原料罐，另一部分经第四冷却器降温后进入苯乙烯检验罐。

进一步的，串级解耦控制回路包括精制塔塔顶温度控制器、精制塔塔顶回流控制器、第二回流罐液位控制器、精制塔塔顶采出量控制器和用于运算精制塔塔顶温度和第二回流罐液位耦合关系的调节器，第二回流罐与第二回流罐液位控制器相连，第二回流罐液位控制器与精制塔塔顶采出量控制器相连，精制塔塔顶温度控制器与精制塔相连，精制塔塔顶回流控制器与精制塔塔顶温度控制器相连，精制塔塔顶回流控制器与精制塔塔顶采出量控制器之间通过调节器相连。

进一步的，脱水塔塔顶压力为-90～-86kpag，塔顶温度为68～75℃。

进一步的，第二冷却器出口的物流温度为55～60℃，第三冷却器出口的物流温度为38～42℃。

进一步的，脱色剂为马来酸酐，马来酸酐在基于粗苯乙烯量的0.1～0.3％流量控制下与干燥后的粗苯乙烯混合，马来酸酐作为脱色剂，较传统的硝酸脱色，不产生废水，符合环保要求。

进一步的，脱色反应罐的工作压力为0.3-0.5mpag，工作温度为55～65℃，脱色时间为8～12h，脱色罐的压力采用补入氮气和排放尾气的分程控制。

进一步的，阻聚剂a为2-仲丁基-4,6-二硝基苯酚，加入量为100-150ppm，阻聚剂b为对叔丁基邻苯二酚，塔顶气相线加入量为13～17ppm，塔身加入量为27～33ppm。

进一步的，精制塔塔顶压力为-92～-89kpag，塔顶回流比为2.0～2.5，塔顶温度为65～78℃，塔底操作温度为82～92℃。

进一步的，闪蒸罐的操作温度为94～96℃，压力为-85～-87kpag。

本发明相比于现有技术具有如下有益效果：

本发明通过精馏脱水方法先除去粗苯乙烯中的水分，然后利用脱色剂与苯乙烯中的共轭双烯化合物反应得到沸点更高的产物，最后通过精馏将低沸点的苯乙烯和高沸点的其他物质分离，消除了水对脱色效果的影响，同时减少设备腐蚀，延长使用寿命；在苯乙烯精制加入脱色助剂，以缓解脱色剂与苯乙烯之间的共聚并溶解共聚物，避免共聚物聚集在塔底再沸器及管道引起堵塞；分别向精制塔塔顶加入低温阻聚剂和向塔中部加入高温阻聚剂，使不同类型的阻聚剂在不同的温度下正常发挥作用，保证苯乙烯产品质量、防止聚合；通过串级解耦控制回路中调节器的运算，将回流量与采出量的调整按照回流比来进行，无论精馏塔顶温或回流罐液位发生波动时，都同时调节回流量和采出量，可以实现温度的快速平稳控制，保证安全生产，严格控制产品质量。

附图说明

图1为本发明的裂解碳八馏分中苯乙烯脱色精制方法流程示意图。

具体实施方式

下面对本发明做详细描述：

下面通过实施例进一步详细说明本发明，但本发明并不限于此。

实施例1

来自溶剂回收塔顶回流罐即第一回流罐的粗苯乙烯加入2-仲丁基-4,6-二硝基苯酚100ppm后进入脱水塔精馏脱水，脱水塔塔顶压力为-86mpag，塔顶温度为68℃，塔顶上升的蒸汽进入第一冷却器，经冷却的油水混合物进入第一回流罐脱除水，油相与粗苯乙烯在第一回流罐汇合后循环回脱水塔；脱水塔塔釜物流一部分在流量控制下强制循环进入第一再沸器，另一部分在脱水塔塔釜液位与流量串级控制下经第二冷却器降温到55℃后，马来酸酐在基于粗苯乙烯量的0.1％流量控制下与干燥后的粗苯乙烯混合，进入脱色反应罐脱色，脱色反应罐的工作压力为0.3mpag，工作温度为55℃，脱色时间为12h，脱色罐的压力采用补入氮气和排放尾气的分程控制，脱色反应罐罐底物流一部分循环回脱色混合剂入口，另一部分在脱色反应罐液位与流量串级控制下进入精制塔进行精馏分离；精制塔塔釜物流一部分在流量控制下强制循环进入第二再沸器，另一部分进入闪蒸罐绝热闪蒸，闪蒸罐罐顶排出的气相苯乙烯进入精制塔，闪蒸罐罐底物流一部分循环回闪蒸罐，另一部分以焦油副产品排出，闪蒸罐的操作温度为94℃，压力为-87kpag；精制塔塔顶压力为-92kpag，塔顶回流比为2.0，塔顶温度为65℃，塔底操作温度为82℃，塔顶气相线加入阻聚剂对叔丁基邻苯二酚13ppm，塔身加入阻聚剂对叔丁基邻苯二酚27ppm，精制塔进料线加入2-仲丁基-4,6-二硝基苯酚100ppm，精制塔进料线或第二再沸器入口加入脱色助剂，塔顶蒸汽经第三冷却器降温到38℃后进入第二回流罐，第二回流罐罐底物流通过串级解耦控制回路回流入精制塔；苯乙烯产品从精制塔侧线抽出，在流量控制下一部分返回原料罐，另一部分经第四冷却器降温后进入苯乙烯检验罐，检验后得最终成品。

脱色精制后产品质量指标为：铂-钴色号为10，产品纯度为99.8w％，产品回收率为96w％。

实施例2

来自溶剂回收塔顶回流罐即第一回流罐的粗苯乙烯加入2-仲丁基-4,6-二硝基苯酚150ppm后进入脱水塔精馏脱水，脱水塔塔顶压力为-90mpag，塔顶温度为75℃，塔顶上升的蒸汽进入第一冷却器，经冷却的油水混合物进入第一回流罐脱除水，油相与粗苯乙烯在第一回流罐汇合后循环回脱水塔；脱水塔塔釜物流一部分在流量控制下强制循环进入第一再沸器，另一部分在脱水塔塔釜液位与流量串级控制下经第二冷却器降温到60℃后，马来酸酐在基于粗苯乙烯量的0.3％流量控制下与干燥后的粗苯乙烯混合，进入脱色反应罐脱色，脱色反应罐的工作压力为0.5mpag，工作温度为65℃，脱色时间为8h，脱色罐的压力采用补入氮气和排放尾气的分程控制，脱色反应罐罐底物流一部分循环回脱色混合剂入口，另一部分在脱色反应罐液位与流量串级控制下进入精制塔进行精馏分离；精制塔塔釜物流一部分在流量控制下强制循环进入第二再沸器，另一部分进入闪蒸罐绝热闪蒸，闪蒸罐罐顶排出的气相苯乙烯进入精制塔，闪蒸罐罐底物流一部分循环回闪蒸罐，另一部分以焦油副产品排出，闪蒸罐的操作温度为96℃，压力为-85kpag；精制塔塔顶压力为-89kpag，塔顶回流比为2.5，塔顶温度为78℃，塔底操作温度为92℃，塔顶气相线加入阻聚剂对叔丁基邻苯二酚17ppm，塔身加入阻聚剂对叔丁基邻苯二酚33ppm，精制塔进料线加入2-仲丁基-4,6-二硝基苯酚150ppm，精制塔进料线或第二再沸器入口加入脱色助剂，塔顶蒸汽经第三冷却器降温到42℃后进入第二回流罐，第二回流罐罐底物流通过串级解耦控制回路回流入精制塔；苯乙烯产品从精制塔侧线抽出，在流量控制下一部分返回原料罐，另一部分经第四冷却器降温后进入苯乙烯检验罐，检验后得最终成品。

脱色精制后产品质量指标为：铂-钴色号为8，产品纯度为99.9w％，产品回收率为94w％。

实施例3

来自溶剂回收塔顶回流罐即第一回流罐的粗苯乙烯加入2-仲丁基-4,6-二硝基苯酚125ppm后进入脱水塔精馏脱水，脱水塔塔顶压力为-88mpag，塔顶温度为71℃，塔顶上升的蒸汽进入第一冷却器，经冷却的油水混合物进入第一回流罐脱除水，油相与粗苯乙烯在第一回流罐汇合后循环回脱水塔；脱水塔塔釜物流一部分在流量控制下强制循环进入第一再沸器，另一部分在脱水塔塔釜液位与流量串级控制下经第二冷却器降温到58℃后，马来酸酐在基于粗苯乙烯量的0.2％流量控制下与干燥后的粗苯乙烯混合，进入脱色反应罐脱色，脱色反应罐的工作压力为0.4mpag，工作温度为60℃，脱色时间为10h，脱色罐的压力采用补入氮气和排放尾气的分程控制，脱色反应罐罐底物流一部分循环回脱色混合剂入口，另一部分在脱色反应罐液位与流量串级控制下进入精制塔进行精馏分离；精制塔塔釜物流一部分在流量控制下强制循环进入第二再沸器，另一部分进入闪蒸罐绝热闪蒸，闪蒸罐罐顶排出的气相苯乙烯进入精制塔，闪蒸罐罐底物流一部分循环回闪蒸罐，另一部分以焦油副产品排出，闪蒸罐的操作温度为95℃，压力为-86kpag；精制塔塔顶压力为-90kpag，塔顶回流比为2.3，塔顶温度为71℃，塔底操作温度为87℃，塔顶气相线加入阻聚剂对叔丁基邻苯二酚15ppm，塔身加入阻聚剂对叔丁基邻苯二酚30ppm，精制塔进料线加入2-仲丁基-4,6-二硝基苯酚125ppm，精制塔进料线或第二再沸器入口加入脱色助剂，塔顶蒸汽经第三冷却器降温到40℃后进入第二回流罐，第二回流罐罐底物流通过串级解耦控制回路回流入精制塔；苯乙烯产品从精制塔侧线抽出，在流量控制下一部分返回原料罐，另一部分经第四冷却器降温后进入苯乙烯检验罐，检验后得最终成品。

脱色精制后产品质量指标为：铂-钴色号为7，产品纯度为99.8w％，产品回收率为96w％。

通过上述实施例可知，脱色精制后产品质量均能达到标准：铂-钴色号≤10，产品纯度≥99.8w％，产品回收率≥94w％，脱色效果佳，产品纯度高，回收率高，可获得良好的经济效益，且过程不产生废水，符合环保要求。

以上仅为本发明的优选实施例，并非因此即限制本发明的专利保护范围，凡是运用本发明说明书及内容所作的等效结构变换，直接或间接运用在其他相关的技术领域，均同理包括在本发明的保护范围内。