一种由粗苯制取苯、甲苯以及二甲苯的精馏工艺的制作方法
【技术领域】
[0001] 本发明属于化工技术领域，具体设及一种由粗苯制取苯、甲苯W及二甲苯的精馈 工艺。
【背景技术】
[0002] 苯是重要的石油化工基本原料之一，可用于合成橡胶、合成树脂、合成纤维、医药、 农药、炸药和染料等一系列重要化工产品。同时也可作为涂料、橡胶等溶剂；在炼油工业中 苯是提高汽油辛烧值的渗合剂。苯的生产技术水平和产量已经成为衡量一个国家石油化工 发展水平的重要标志之一。
[0003]目前苯有6种来源：催化重整、裂解汽油、甲苯歧化、甲苯加氨脱烷基化、焦碳炉轻 油、煤焦油。其中催化重整和裂解汽油苯各占38%，甲苯歧化占13%，甲苯加氨脱烷基化生 产的苯为6%，焦化苯为5%。但不同国家和地区苯的生产和供应情况不尽相同，美国的苯 主要从重整汽油中获得，西欧主要从裂解汽油中获得。苯的下游衍生物主要有己苯、异丙 苯、环己烧、硝基苯，其它衍生物还有烷基苯、顺酢（马来酸酢）和氯化苯等。
[0004] 我国是一个石油短缺的国家，而煤炭资源相对较为丰富，近年来国家加大了煤资 源开发的力度。目前我国的焦碳产量已达2. 25亿吨W上，而在焦碳的生产过程中，其焦化 苯有180万吨W上。焦化粗苯因其含硫量较高，苯含量比石油苯略低，使其使用范围受到限 审IJ，一般作为溶剂使用，但其价格较低（与石油苯的差价在1500-2500元/吨）。焦化粗苯 通过加氨脱硫技术加工，焦化粗苯在加氨脱硫催化剂作用下，采用较低的氨气分压（1.OMpa 左右）、较低的反应温度（200--280°C )，使焦化粗苯的硫含量由1500 yg/g--3750 yg/g 降低到2. 0 y g/g W下，氮含量在1. 0 y g/g W下，而苯的饱和率在1.Om% W下，苯含量在 99. Om% W上，苯+环己烧的含量在99. 80m% W上，产品质量得到极大的改善，既可作为高 级溶剂，也可作为制环己酬、环己烧的原料。
[0005] 目前我国生产的苯，一是来自炼焦副产品的焦化苯，二是来自炼油与己締装置的 石油苯。
[0006] 目前我国芳姪的生产装置主要采用炼油厂的重整装置、石油化工厂的己締裂解汽 油和芳姪生产联合装置W及焦化装置等。一般来说，60万吨/年的己締生产装置可联产苯 12万~14万吨/年、甲苯9万~1. 1万吨/年、二甲苯8万~9万吨/年；100万吨/年的 重整装置可产苯6万~7万吨/年、甲苯24万~25万吨/年、二甲苯19万~20万t/a;500 万吨/年焦化装置可副产粗苯5万~7万吨/年、甲苯和二甲苯共2万吨/年左右。另外还 可利用甲苯脱烷基、甲苯歧化和烷基转移技术将甲苯和C9/C10芳姪转化为混二甲苯和苯， 在大型芳姪联合装置上一半W上混二甲苯都通过此技术生产，该法是增产对二甲苯的主要 途径.另外，甲苯选择性歧化也是生产对二甲苯的一个新途径。
[0007] 随着我国经济的发展，S苯（苯、甲苯、二甲苯）及其下游产品的进口量越来越大， 虽然2005年我国苯产量达到创纪录的306. 11万吨，但远不能满足国内近800万吨的当量 消费量；此外我国对二甲苯的当量消费量已达到845万吨，而国内的供应量只有240万吨左 右，只能满足需求量的28%。
[0008] 近几年我国钢铁工业发展很快，推动了焦化工业的发展。2005年我国焦炭总产量 达到2. 25亿吨，同比增长27%。焦炭产量的大幅增长为粗苯的回收和加工利用提供了有利 条件。
[0009] 目前国内及国际市场对苯、甲苯、二甲苯需求旺盛，因此需要效率更高更加实用的 工艺来从粗苯中制取苯、甲苯化及二甲苯，尤其是精馈分离苯、甲苯化及二甲苯的工艺。
[0010] CN 1752057A W苯、甲苯和碳九及其W上芳姪为原料生产混合二甲苯，分别先分离 邻、对二甲苯，未反应的原料循环进入工艺单元，解决了 W往芳姪烷基转移技术中存在的生 产邻二甲苯时副产大量苯、原料中碳九及其W上重芳经含量低的问题并得到了纯度较高的 邻、对二甲苯，但是专利所设及的单程反应产物分布并未打破热力学平衡，所W该专利仅仅 是一定程度上的提高了其产能。
【发明内容】
[0011] 为了解决上述的技术问题，本发明提供了一种由粗苯制取苯、甲苯W及二甲苯的 精馈工艺。
[0012] 本发明是通过下述的技术方案来实现的：
[0013] 一种由粗苯制取苯、甲苯W及二甲苯的精馈工艺，包括如下步骤：
[0014] (1)预精馈工序
[0015] 生产粗苯中过程中，由稳定塔塔底排出BTX馈分进入预蒸馈塔中部精馈，预精馈 塔底部用280°C高温导热油对再沸器加热，使塔底温度保持在200-210°C，塔底压力保持在 0. 37-0. 41MPa，环己烧等姪类与苯和甲苯物由塔顶排出，环己烧等姪类与苯和甲苯物由塔 顶排出，去给纯苯精馈塔塔再沸器加热后进入油水分离器，经分离后的油相一部分用回流 累送到塔顶打回流来控制塔顶温度保持在137-139°C塔底，塔顶压力为0. 3-0. 4MPa，另一 部分即BT组分在自身压力下经流量计送至罐区待进一步精制；塔底蓋液送至罐区待进一 步精审。；
[0016] (2)精馈工序
[0017] (2a)苯和甲苯的分离
[001引（2al)来自罐区的BT组分由累经流量计进入萃取塔中部；萃取塔塔底用18(TC中 温导热油给萃取塔再沸器连续加热，塔底维持在140-148°C左右，塔底压力为28-35化a,甲 酷吗咐为萃取剂由塔上部进料，萃取剂；进料BT组分按重量比=1:5. 5-6,碳四、碳五W及 碳六碳走的饱和姪由塔顶排出；塔顶馈出物经冷凝器冷凝至25-30°C后一部分用萃取塔 回流累送到塔顶打回流来控制塔底温度64-70°C，塔底压力为-4KPa --6KPa左右，另一部 分为非芳姪送至罐区贬存；
[0019] (2a2)来自萃取塔塔底的富溶剂进入溶剂再生塔中部回收溶剂，溶剂再生塔塔底 用260°C高温导热油给溶剂塔再沸器连续加热，使塔底维持在165-175°C，苯和甲苯由塔顶 排出；塔顶馈出物经冷凝器冷凝冷却至15-35°C后一部分用作塔顶回流，控制塔顶温度为 42-50°C，另一部分进入纯苯精馈塔中部；溶剂再生塔塔底溶剂由溶剂累打入萃取塔再沸器 回收热量，再进入萃取塔进料加热器进一步回收热量；溶剂再生塔采用负压操作，用真空机 组从塔顶对溶剂再生塔抽真空，使塔内压力保持在-0. 〇72MPa ;
[0020] (2a3)来自溶剂再生塔的苯和甲苯塔进入纯苯精馈塔中部，塔底用预精馈塔塔顶 流出的苯类蒸汽加热再沸器连续加热，塔底温度为140-148°C，塔底压力6-8KPa，苯和甲苯 在塔内分离，纯苯由塔顶排出，塔顶馈出物经冷凝器冷凝冷却至15-30°C后一部分经流量计 给塔顶打回流，控制塔底温度为65-68°C，塔底压力为-15MPa;另一部分纯苯产品经流量计 送至罐区贬存；甲苯产品由塔蓋液相排出冷却后送罐区贬存；
[0021] (2b)二甲苯的分离
[0022] 来自罐区的预精馈塔蓋液XS组分送到二甲苯塔间歇精馈；二甲苯塔塔底用W 160°C中温导热油加热的二甲苯塔再沸器连续加热塔底，塔底压力15-30KPa，XS组分在塔 内蒸馈，二甲苯、己苯等低沸点物质由塔顶排出；塔顶馈出物经冷凝器冷凝冷却至15-30°C 后进顶打回流，控制塔底温度不超过143°C，一部分经流量计作为产品送至罐区贬存；二甲 苯塔塔底残液送罐区贬存。
[0023] 上述的由粗苯制取苯、甲苯W及二甲苯的精馈工艺中，所述步骤（1)中塔底温度 保持在205°C，塔底压力保持在0. 39MPa。
[0024] 上述的由粗苯制取苯、甲苯化及二甲苯的精馈工艺中，所述步骤（1)中BTX馈分为 环己烧等姪类、苯、甲苯和二甲苯混合馈分及其它不可避免的杂质。
[0025] 上述的由粗苯制取苯、甲苯W及二甲苯的精馈工艺中，所述BT组分为碳四、碳五 W及碳六碳走的饱和姪及苯、甲苯混合馈分及其它不可避免的杂质。
[0026] 上述的由粗苯制取苯、甲苯W及二甲苯的精馈工艺中，所述步骤（2al)中塔底维 持在144°C，塔底压力为-5KPa。
[0027] 上述的由粗苯制取苯、甲苯W及二甲苯的精馈工艺中，所述步骤（2a2)中塔底维 持在170°C。
[002引上述的由粗苯制取苯、甲苯W及二甲苯的精馈工艺中，所述步骤（2a3)中塔底温 度为144°C。
[002引上述的由粗苯制取苯、甲苯化及二甲苯的精馈工艺中，所述步骤姊）中XS组分为 二甲苯为主的混合馈分及其它不可避免的杂质。
[0030] 上述的由粗苯制取苯、甲苯化及二甲苯的精馈工艺，详细步骤如下：
[0031] (1)预精馈工序
[0032] 生产粗苯中过程中，由稳定塔塔底排出BTX馈分进入预蒸馈塔中部精馈，预精 馈塔底部用280°C高温导热油对再沸器加热，使塔底温度保持在205°C，塔底压力保持在 0. 39MPa，环己烧等姪类与苯和甲苯物由塔顶排出，环己烧等姪类与苯和甲苯物由塔顶排 出，去给纯苯精馈塔塔再沸器加热后进入油水分离器，经分离后的油相