一种高纯连三甲苯的提纯方法
【专利摘要】本发明提供一种高纯连三甲苯的提纯方法，包括原料预处理和萃取精馏两部分，采用过程集成差压热耦合设计。预脱重塔T2塔顶为预脱轻塔T1塔底供热，萃取精馏塔T3塔顶为预脱重塔T2塔底供热，溶剂回收塔T4塔顶为萃取精馏塔T3塔底供热，溶剂回收塔T4用蒸汽供热；预脱轻塔T1、预脱重塔T2和萃取精馏塔T3塔均设置有再沸器。过程采用质量比为10～5:1的环丁砜/二甲基亚砜作萃取剂，采用集成的差压热耦合萃取精馏设计，降低设备投资和操作成本，同时提高连三甲苯的收率。该系统能够有效的从混合C9芳烃溶剂油中提取高纯的连三甲苯，使产品纯度≥99wt％，收率在92～95％之间。
【专利说明】
一种高纯连三甲苯的提纯方法
技术领域
[0001] 本发明涉及一种高纯连三甲苯的提纯方法，尤其涉及一种从混合c9芳烃溶剂油中 提纯连三甲苯的方法。
【背景技术】
[0002] 连三甲苯作为一种重要的医药、化工行业中间体，其在生产苯胺染料、连苯三酸， 合成西藏麝香，制取血小板防凝剂等药品方面具有广泛的用途。混合C9芳烃主要来自炼油 厂重整装置，其中含有的大量连三甲苯大多作为汽油的调和组分被烧掉，资源浪费严重。采 用合理的分离技术获得高纯度的连三甲苯产品，对其加工利用有着重要的意义，并且能够 创造巨大的经济、社会效益。目前其分离难点主要在于连三甲苯与茚满等组分的沸点相差 很小，采用普通精馏很难获得高纯的连三甲苯产品。
[0003] 发明专利申请公开号CN 1900034 A"从混合C9芳烃溶剂油中提纯连三甲苯的方 法"采用烷基化转换法分离提纯连三甲苯。利用该方法可获得质量分数92%以上的连三甲 苯产品，但该法工艺过程复杂，经济性差，催化剂寿命短，不易于工业化生产。
[0004] 发明专利申请公开号CN 101704706 A"从重芳烃中分离提纯连三甲苯和茚满的方 法"利用吸附分离结合精密精馏法获得了质量分数不低于95%的连三甲苯产品，但该方法 过程繁琐，催化剂活性低、寿命短，成本高，工业化生产困难。
[0005] 因此，提出一种产品纯度高，过程能耗小，操作工艺简单，易于工业化的连三甲苯 分离提纯工艺很有必要。
【发明内容】
[0006] 本发明的目的在于提供一种从混合C9芳烃溶剂油中获取高纯连三甲苯的生产方 法，过程采用质量比为10~5:1的环丁砜/二甲基亚砜作萃取剂，采用集成的差压热耦合萃 取精馏设计，降低设备投资和操作成本，同时提高连三甲苯的收率。该系统能够有效的从混 合C9芳烃溶剂油中提取高纯的连三甲苯，使产品纯度2 99wt%，收率在92~95%之间。
[0007] 本发明的技术解决方案如下：
[0008] 一种高纯连三甲苯的提纯方法，包括原料预处理和萃取精馏两部分，采用过程集 成差压热耦合设计。
[0009] 所述集成差压热耦合设计流程为:预脱重塔塔顶为预脱轻塔塔底供热，萃取精馏 塔塔顶为预脱重塔塔底供热，溶剂回收塔塔顶为萃取精馏塔塔底供热，溶剂回收塔用蒸汽 供热;预脱轻塔、预脱重塔和萃取精馏塔均设置有再沸器。
[0010] 原料预处理部分包括预脱轻塔和预脱重塔，萃取精馏部分包括萃取精馏塔和溶剂 回收塔;预脱轻塔脱除原料中比连三甲苯沸点低的组分;预脱重塔脱除比茚满沸点高的组 分;萃取精馏塔增大连三甲苯和茚满的相对挥发度，脱除茚满，得到连三甲苯产品；溶剂回 收塔回收萃取剂。
[0011] 操作方法为:待提纯的混合c9原料进入预脱轻塔的中部，脱去大部分的轻组分并 损失少量的连三甲苯，预脱轻塔再沸器利用预脱重塔塔顶气相物流冷凝做为热源，经预脱 轻塔再沸器换热后的塔顶冷凝液回到预脱重塔部分作为回流，部分采出；预脱轻塔塔釜脱 轻后混合C9物流进入预脱重塔的中部，脱去大部分的重组分并损失少量的连三甲苯，预脱 重塔再沸器利用萃取精馏塔塔顶气相物流冷凝作为热源，经预脱重塔再沸器换热后的塔顶 冷凝液回到萃取精馏塔部分作为回流，部分采出；预脱重塔塔顶浓缩的连三甲苯物流进入 萃取精馏塔中部，循环溶剂物流在萃取精馏塔上部加入，经萃取精馏脱除茚满，萃取精馏塔 塔顶得到高纯连三甲苯产品，萃取精馏塔再沸器利用溶剂回收塔塔顶气相物流冷凝作为热 源，经萃取精馏塔再沸器换热后的塔顶冷凝液回到溶剂回收塔部分作为回流，部分采出；萃 取剂及茚满等重组分物流进入溶剂回收塔，溶剂回收塔塔顶得到茚满及重组分，塔底得到 回收的萃取剂；回收的萃取剂与补充的新鲜萃取剂混合后返回萃取精馏塔。
[0012] 所述预脱轻塔塔顶操作压力5~30KPa，塔釜操作温度80~140°C，理论板数30~ 150,进料位置为理论板10~70,回流比20~70。
[0013] 所述预脱重塔塔顶操作压力20~90KPa，塔釜操作温度120~190°C，理论板数40~ 150,进料位置为理论板20~80,回流比4~40。
[0014] 所述萃取精馏塔塔顶操作压力70~lOOKPa，塔釜温度220~280 °C，理论板数100~ 200，原料进料位置为理论板40~120，萃取剂进料位置为理论板5~30，溶剂比5~15，回流 比3~12〇
[0015] 所述溶剂回收塔塔顶操作压力70~lOOKPa，塔釜温度260~300 °C，理论板数30~ 100,进料位置为理论板8~32,回流比5~20。
[0016]本发明通过对系统进行减压梯级精馏，降低了混合C9芳烃溶剂油原料液中混合物 的沸点，增大了各组分之间的相对挥发度，降低了分离难度，提高了产品收率;过程采用差 压热耦合精馏也降低了过程的能耗。本发明的精密压差热耦合萃取精馏相对于传统的精馏 分离工艺，过程总能耗降低约30~50%。
[0017]本发明的优点是：
[0018] (1)本发明采用精密压差热耦合萃取精馏设计，通过减压梯级精馏降低了分离难 度及能耗。
[0019] (2)本发明提出一种新型的萃取精馏工艺，采用新型的环丁砜/二甲基亚砜(质量 比10~5:1)做混合萃取剂，可以进一步提高连三甲苯的纯度U99wt%)，减压操作进一步 提高了连三甲苯的收率(92~95%之间）。
[0020] (3)本发明采用集成精密压差热耦合梯级减压蒸馏工艺，可以大幅度降低能耗，较 传统精馏工艺节能约30~50%。
【附图说明】
[0021] 图1为本发明一种高纯连三甲苯提纯方法的流程示意图。
[0022] 其中：
[0023] 说明：T1预脱轻塔;T2预脱重塔;T3萃取精馏塔;T4溶剂回收塔;E1预脱轻塔再沸 器;E2预脱重塔再沸器;E3萃取精馏塔再沸器；1待提纯的混合C9原料;2脱除的轻组分物流； 3脱轻后混合C9物流;4预脱重塔塔顶气相物流;5经预脱轻塔再沸器换热后的塔顶冷凝液;6 浓缩的连三甲苯物流;7脱除的重组分物流;8萃取精馏塔塔顶气相物流;9经预脱重塔再沸 器换热后的塔顶冷凝液；10循环溶剂物流;11高纯连三甲苯产品；12萃取剂及茚满等重组分 物流;13溶剂回收塔塔顶气相物流;14经萃取精馏塔再沸器换热后的塔顶冷凝液;15茚满及 重组分物流;16回收的萃取剂;17补充的新鲜萃取剂。
【具体实施方式】
[0024]下面结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整 地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。
[0025] 一种从混合C9芳烃溶剂油中提取高纯连三甲苯的流程，包括原料预处理和萃取精 馏两部分，涉及预脱轻塔T1、预脱重塔T2、萃取精馏塔T3和溶剂回收塔T4。其中原料预处理 部分包括预脱轻塔T1和预脱重塔T2,萃取精馏部分包括萃取精馏塔T3和溶剂回收塔T4。预 脱轻塔T1的目的是脱除原料中比连三甲苯沸点低的组分;预脱重塔T2的目的是脱除比茚满 沸点高的组分;萃取精馏塔T3的目的是增大连三甲苯和茚满的相对挥发度，脱除茚满，得到 连三甲苯产品；溶剂回收塔T4的目的是回收萃取剂。
[0026]本发明的装置如图1所示：
[0027] 待提纯的混合C9原料1的进料管线与预脱轻塔T1中部连接，脱除的轻组分物流2的 管线与预脱轻塔T1塔顶相连接，脱轻后混合C9物流3的管线与预脱重塔T2中部连接，预脱轻 塔T1塔釜设置预脱轻塔再沸器E1;预脱重塔塔顶气相物流4的管线与预脱轻塔再沸器E1相 连接，经预脱轻塔再沸器换热后的塔顶冷凝液5的管线与预脱重塔T2塔顶相连接，经预脱重 塔T2浓缩的连三甲苯物流6的管线与萃取精馏塔T3相连接，预脱重塔T2塔釜连接脱除的重 组分物流7的管线，预脱重塔T2塔釜设置预脱重塔再沸器E2;萃取精馏塔塔顶气相物流8的 管线与预脱重塔再沸器E2相连接，经预脱重塔再沸器换热后的塔顶冷凝液9的管线与萃取 精馏塔T3顶部相连接，循环溶剂物流10的管线与萃取精馏塔T3上部相连接，萃取精馏塔T3 塔顶连接高纯连三甲苯产品11的管线，萃取剂及茚满等重组分物流12的管线与溶剂回收塔 T4相连接，萃取精馏塔T3塔釜设置萃取精馏塔再沸器E3;溶剂回收塔塔顶气相物流13的管 线与萃取精馏塔再沸器E3相连接，经萃取精馏塔再沸器换热后的塔顶冷凝液14的管线与溶 剂回收塔T4顶部相连接，茚满及重组分物流15的管线与溶剂回收塔T4塔顶相连，回收的萃 取剂16的管线与溶剂回收塔T4塔釜相连接。
[0028] 整个流程采用过程集成精密压差热耦合设计，即高压塔塔顶给低压塔塔釜提供再 沸热量，既降低了过程的能耗又节省了设备投资，最大限度的降低整个流程的设备投资和 操作费用。
[0029]预脱重塔T2塔顶为预脱轻塔T1塔底供热，萃取精馏塔T3塔顶为预脱重塔T2塔底供 热，溶剂回收塔T4塔顶为萃取精馏塔T3塔底供热，溶剂回收塔T4用蒸汽供热。
[0030] 物料流程如下：
[0031] 待提纯的混合C9原料1进入预脱轻塔T1的中部，脱去大部分的轻组分并损失少量 的连三甲苯(物流2)，预脱轻塔再沸器E1利用预脱重塔塔顶气相物流4冷凝做为热源，经预 脱轻塔再沸器换热后的塔顶冷凝液5回到预脱重塔T2部分作为回流，部分采出;预脱轻塔T1 塔釜脱轻后混合C9物流3进入预脱重塔T2的中部，脱去大部分的重组分并损失少量的连三 甲苯(物流7)，预脱重塔再沸器E2利用萃取精馏塔塔顶气相物流8冷凝作为热源，经预脱重 塔再沸器换热后的塔顶冷凝液9回到萃取精馏塔T3部分作为回流，部分采出；预脱重塔T2塔 顶浓缩的连三甲苯物流6进入萃取精馏塔T3中部，循环溶剂物流10在萃取精馏塔T3上部加 入，经萃取精馏脱除茚满，萃取精馏塔Τ3塔顶得到高纯连三甲苯产品(物流11 )，萃取精馏塔 再沸器Ε3利用溶剂回收塔塔顶气相物流13冷凝作为热源，经萃取精馏塔再沸器换热后的塔 顶冷凝液14回到溶剂回收塔Τ4部分作为回流，部分采出；萃取剂及茚满等重组分物流12进 入溶剂回收塔Τ4,溶剂回收塔Τ4塔顶得到茚满及重组分(物流15)，塔底得到回收的萃取剂 (物流16)并返回萃取精馏塔Τ3，补充的新鲜萃取剂由物流17实现。
[0032]本发明为了较好的匹配各塔之间的热量，控制预脱轻塔Τ1塔顶操作压力5~ 3〇KPa，塔釜操作温度80~140°C，理论板数30~150,进料位置10~70(理论板），回流比20~ 70;预脱重塔T2塔顶操作压力20~90KPa，塔釜操作温度120~190 °C，理论板数40~150,进 料位置20~80(理论板），回流比4~40;萃取精馏塔T3塔顶操作压力70~lOOKPa，塔釜温度 220~280°C，理论板数100~200,原料进料位置40~120(理论板），萃取剂进料位置5~30 (理论板），溶剂比5~15,回流比3~12;溶剂回收塔T4塔顶操作压力70~lOOKPa，塔釜温度 260~300°C，理论板数30~100,进料位置8~32(理论板），回流比5~20。
[0033] 实施例一：
[0034] 原料进料量为1000kg/h，环丁砜/二甲基亚砜质量比为10:1，进料组成如下表所 示：
[0035]
[0036]
[0037] 工艺条件如下：
[0038]
[0rmi
[0040] 上述工艺条件下生产的连三甲苯产品纯度为99.2%，产品回收率为:93.9%。
[0041 ] 实施例二：
[0042] 原料进料量为1200kg/h，环丁砜/二甲基亚砜质量比为8:1，进料组成如下表所示：
[0043]
[0044] 工艺条件如下：
[0045]
[nruAl
[0047] 上述工艺条件下生产的连三甲苯产品纯度为99.3%，产品回收率为:94.4%。
[0048] 实施例三：
[0049] 原料进料量为1200kg/h，环丁砜/二甲基亚砜质量比为5:1，进料组成如下表所示： [00501
[0051]
[0052] 工艺条件如下：
[0053]
[0054]
[0055] 上述工艺条件下生产的连三甲苯产品纯度为99.5%，产品回收率为:92.8%。 [0056]本发明公开和提出的一种高纯连三甲苯的提纯方法，本领域技术人员可通过借鉴 本文内容，适当改变条件路线等环节实现，尽管本发明的方法和制备技术已通过较佳实施 例子进行了描述，相关技术人员明显能在不脱离本
【发明内容】
、精神和范围内对本文所述的 方法和技术路线进行改动或重新组合，来实现最终的制备技术。特别需要指出的是，所有相 类似的替换和改动对本领域技术人员来说是显而易见的，他们都被视为包括在本发明精 神、范围和内容中。
【主权项】
1. 一种高纯连三甲苯的提纯方法，其特征在于:包括原料预处理和萃取精馏两部分，采 用过程集成差压热耦合设计。2. 根据权利要求1所述方法，其特征在于集成差压热耦合设计流程为:预脱重塔塔顶为 预脱轻塔塔底供热，萃取精馏塔塔顶为预脱重塔塔底供热，溶剂回收塔塔顶为萃取精馏塔 塔底供热，溶剂回收塔用蒸汽供热;预脱轻塔、预脱重塔和萃取精馏塔均设置有再沸器。3. 根据权利要求1或2所述方法，其特征在于原料预处理部分包括预脱轻塔和预脱重 塔，萃取精馏部分包括萃取精馏塔和溶剂回收塔;预脱轻塔脱除原料中比连三甲苯沸点低 的组分;预脱重塔脱除比茚满沸点高的组分;萃取精馏塔增大连三甲苯和茚满的相对挥发 度，脱除茚满，得到连三甲苯产品；溶剂回收塔回收萃取剂。4. 根据权利要求3所述方法，其特征在于，待提纯的混合C9原料进入预脱轻塔的中部，脱 去大部分的轻组分并损失少量的连三甲苯，预脱轻塔再沸器利用预脱重塔塔顶气相物流冷 凝做为热源，经预脱轻塔再沸器换热后的塔顶冷凝液回到预脱重塔部分作为回流，部分采 出；预脱轻塔塔釜脱轻后混合C 9物流进入预脱重塔的中部，脱去大部分的重组分并损失少 量的连三甲苯，预脱重塔再沸器利用萃取精馏塔塔顶气相物流冷凝作为热源，经预脱重塔 再沸器换热后的塔顶冷凝液回到萃取精馏塔部分作为回流，部分采出；预脱重塔塔顶浓缩 的连三甲苯物流进入萃取精馏塔中部，循环溶剂物流在萃取精馏塔上部加入，经萃取精馏 脱除茚满，萃取精馏塔塔顶得到高纯连三甲苯产品，萃取精馏塔再沸器利用溶剂回收塔塔 顶气相物流冷凝作为热源，经萃取精馏塔再沸器换热后的塔顶冷凝液回到溶剂回收塔部分 作为回流，部分采出；萃取剂及茚满等重组分物流进入溶剂回收塔，溶剂回收塔塔顶得到茚 满及重组分，塔底得到回收的萃取剂；回收的萃取剂与补充的新鲜萃取剂混合后返回萃取 精馏塔。5. 根据权利要求4所述从方法，其特征在于:预脱轻塔塔顶操作压力5~30KPa，塔釜操 作温度80~140°C，理论板数30~150,进料位置为理论板10~70,回流比20~70。6. 根据权利要求4所述从方法，其特征在于:预脱重塔塔顶操作压力20~90KPa，塔釜操 作温度120~190°C，理论板数40~150,进料位置为理论板20~80,回流比4~40。7. 根据权利要求4所述从方法，其特征在于：萃取精馏塔塔顶操作压力70~lOOKPa，塔 釜温度220~280°C，理论板数100~200,原料进料位置为理论板40~120,萃取剂进料位置 为理论板5~30,溶剂比5~15,回流比3~12。8. 根据权利要求4所述从方法，其特征在于：溶剂回收塔塔顶操作压力70~lOOKPa，塔 釜温度260~300°C，理论板数30~100,进料位置为理论板8~32,回流比5~20。9. 根据权利要求4所述从方法，其特征在于:萃取精馏部分所选的萃取剂为质量比10~ 5:1环丁砜/二甲基亚砜。
【文档编号】C07C7/08GK105837394SQ201610209495
【公开日】2016年8月10日
【申请日】2016年4月5日
【发明人】肖晓明, 任海伦, 杨娜, 张瑞琪, 张吕鸿, 孙永利
【申请人】天津大学