专利名称：粗苯精制的换热网络装置及操作方法
技术领域：
本发明属于精馏技术领域，特别是涉及粗苯精制的换热网络及操作方法。
背景技术：
苯、甲苯是用途十分广泛的基本有机化工原料，它们主要来源于石油加工和煤焦化过 程。焦化粗苯是从粗煤气中回收得到的一种轻馏分油，主要成分是苯、甲苯、二甲苯、重 芳烃等单环芳烃，约占90%，其中苯约占75%、甲苯约占8-20%、 二甲苯约占2-5%。焦化 粗苯中仍然含有多种杂质，可定量的其余组分就有九十多种，大大影响焦化苯深加工。我 国目前每年生产焦炭约3亿吨，粗苯量为280万吨左右，但实际回收粗苯约170万吨，回 收率仅为60%，粗苯没有全部回收的主要原因，是中小企业回收率低和简易机焦炉没有建 设粗苯回收装置，焦化粗苯生产具有广泛的应用前景。焦化苯工业生产是一种极其复杂的工艺过程，经初步预精馏的苯-甲苯-二甲苯混合物 中含有的不饱和化合物及硫化物的沸点与苯类产品的沸点差很小，在通过粗苯低温加氢精 制产物的过程中，其组份则为沸点范围为66 99'C的饱和烃和103 120'C的不饱和烃分 别与苯和甲苯形成共沸物，还有与苯、甲苯沸点十分接近的一些化合物如环己垸、环戊烯 等，因此采取一般的普通精馏方法很难精确分离或过程能耗较高。目前，工业上由粗苯大规模生产苯系芳烃的方法有两种酸洗法和催化加氢法。酸洗 法是先通过初馏塔由塔顶分离出二硫化碳、环戊二烯等，塔底则引入酸洗反应器，反应产 物经与水混合、酸油分离、酸再生、碱洗分离、洗苯分离等工序。酸洗法虽然工艺简单、 技术成熟、操作灵活，但因环境问题十分突出而逐步被淘汰，许多国家禁止使用，目前我 国也要求禁止建设、限期淘汰。20世纪50年代以来，美国、德国、日本、法国等开发出 催化加氢法。我国从20世纪80年代开始主要引入了德国克鲁普-考伯斯(Kr叩p-Koppes) 法和美国莱托尔(Litol)法，其中Krupp-Ko卯es工艺对我国粗苯精制工业具有重要影响。 这些加氢技术虽然在脱硫脱氮方面先进可靠，但在加氢后分离阶段仍然采用温度高、压力 高的流程，换热流程十分复杂，对设备、管道材料和工艺操作要求严格，且一次性投资大、 操作成本高。发明内容本发明目的在于提供粗苯精制的精馏流程及换热网络，该方法用于粗苯经过催化加氢 后的精制分离过程，该精馏方法和换热流程在低温低压的温和操作条件下完成，实现能量 的梯级回收和利用，在工业应用中具有投资省、能耗低、工艺路线简捷等优点。本发明是通过以下技术方案加以实现的本发明的一种粗苯精制的换热网络装置，包括预分塔、萃取精馏塔、溶剂回收塔和苯甲苯塔；其中四个塔均设置有再沸器，萃取精馏塔和苯甲苯塔均设置有进料预热器。本发明的粗苯精制的换热网络装置是预分塔中部设进料口，塔顶物流(13)管线与 萃取精馏塔预热器(9)连接后作为萃取精馏塔主进料管线与萃取精馏塔相连，预分塔塔底设置物流(12)采出；萃取精馏塔主进料口上方设置贫溶剂进料管线，上方精馏段设置中间再沸器(5)，塔顶设置物料(14)采出管线，塔底设置物料(15)采出管线并与溶剂 回收塔(3)主进料管线相连；溶剂回收塔上段设置中间再沸器(8)，塔底设置物料(17) 采出，塔顶设置物料(16)采出并与苯甲苯塔预热器(10)连接后作为苯甲苯塔主进料管 线与苯甲苯塔相连；苯甲苯塔塔底设置物料(19)采出，塔顶设置物料(18)采出；溶剂 回收塔塔底设置物料(17)釆出分为三段 一段与苯甲苯塔再沸器(7)、中间再沸器(8)、 预热器(9)相连， 一段与预分塔再沸器(6)、预热器(9)相连， 一段与中间再沸器(5) 相连，三段再合并后与苯甲苯塔预热器(10)连接后作为贫溶剂进料管线与萃取精馏塔相 连。本发明的粗苯精制的换热网络装置的操作方法，是将溶剂回收塔塔底贫溶剂依次作为 萃取精馏塔中间再沸器、苯甲苯塔再沸器、溶剂回收塔中间再沸器、萃取精馏塔进料预热 器、苯甲苯塔进料预热器进行换热；或依次作为萃取精馏塔中间再沸器、预分塔再沸器、 苯甲苯塔再沸器、溶剂回收塔中间再沸器、萃取精馏塔进料预热器、苯甲苯塔进料预热器 进行换热；贫溶剂经过换热后可直接回萃取精馏单元循环使用。本发明的预分塔操作方法是粗苯原料(11)由预分塔中部进入预分塔(1)分离系统，此塔在常压或不超过130KPa的微正压下操作，塔顶温度为80-120°C，回流比控制为 1.5-3.5，塔底馏出二甲苯及以上的重芳烃(12)，塔顶馏出苯、甲苯和大部分非芳烃(13); 预分塔理论级数为40-60，塔内件为具有抗堵塞性能的高效板波纹填料塔，或采用具有推 液功能的浮阀塔盘；预分塔塔顶馏分通过换热网络升至接近泡点温度后进入萃取精馏塔 (2)进一步进行连续分离，塔底馏分则可采用间隙蒸馏法制取高纯二甲苯产品。本发明的萃取精馏塔操作方法是萃取精馏塔为正压操作，对应塔顶温度为85-135 。C，回流比为l-4，萃取剂进料与物料进料质量比为3-10，萃取塔塔顶馏出非芳烃(14)， 塔底馏出苯、甲苯和溶剂(15);萃取精馏塔理论级数为50-65，塔内件采用高效板波纹填 料和浮阀塔盘的混合形式，其中进料以下的提馏段为塔盘结构；萃取精馏塔精馏段设中间 再沸器(5)，加热介质为换热流程中一段的贫溶剂；萃取精馏塔塔底馏分通过自压或泵进 入溶剂回收塔(3)进一步进行连续分离，塔顶馏分(14)作为化工轻油产品出界区。所述的萃取剂为N-甲酰基吗啉、N-甲基吡咯烷酮、环丁枫或甘醇；或它们间的混合物质。本发明的的溶剂回收塔操作方法是溶剂回收塔为负压操作，塔顶压力为20-40 KPa (a)，对应塔顶温度为40-65。C，回流比为l-2，塔顶馏出苯和甲苯(16)，塔底馏出溶剂 (17);溶剂回收塔理论级数为15-30，塔内件采用高效板波纹填料，或浮阀板式塔，或它 们的混合形式；溶剂回收塔精馏段底部设置中间再沸器(8)，加热介质为换热流程中的一 段贫溶剂；溶剂回收塔塔顶馏分进入苯甲苯塔(4)进一步连续分离，塔底馏分为富含热值的贫溶剂进入换热流程连续换热降温后回萃取精馏单元循环使用。本发明的的苯甲苯塔操作方法是苯甲苯塔为常压或不超过130KPa的微正压操作，对应塔顶温度为80-90°C，回流比为1.5-2.5，塔顶馏出纯苯产品(18)，塔底馏出纯甲苯产品(19);苯甲苯塔理论级数为40-60，塔内件可采用高效规整填料或浮阀塔盘；苯甲苯塔再沸器加热介质为换热网络中的一段贫溶剂。以加氢后的焦化粗苯为原料，利用萃取精馏方法和梯级节能策略制取高纯苯、甲苯和二甲苯产品，同时使分离过程在低温、低压的温和环境下完成，实现能量的梯级回收和利用，达到能耗最低、投资最省之目的。属于焦化苯精制技术。本发明有以下优点①分离过程与酸洗法相比没有副产物，没有废物排放，产品硫氮含量低于lppm;②加工过程苯系芳烃产品收率和纯度很高，例如，苯产品纯度可达99.9 %以上、回收率可达99.5%以上，甲苯产品纯度可达99.5%以上、回收率可达99.0%以 上；③精馏塔工艺操作条件温和，压力一般在0. lMPa (G)以下，工艺物流温度在200°C 以下；④萃取精馏单元萃取比低，精馏效率高；⑤精馏工艺操作弹性高，对原料处理量和 粗苯成分的浓度变化不敏感，⑥换热网络灵活，可适配多种工艺条件;⑦相对Krupp-K叩pes 法或类似方法的精馏流程，投资减少1/3-1/2，能耗降低20-30%。
图l:粗苯精制的流程示意图；其中l为预分塔，2为萃取精馏塔，3为溶剂回收塔，4为苯甲苯塔，5为萃取精馏塔 中间再沸器，6为预分塔再沸器，7为苯甲苯塔再沸器，8为溶剂回收塔中间再沸器，9为 萃取精馏塔进料预热器，IO为苯甲苯塔进料预热器，ll为粗苯加氢液原料，12为重芳烃， 13为轻芳非芳混合物，14为非芳化工轻油，15为轻芳溶剂混合物，16为苯甲苯混合物， 17为贫溶剂，18为纯苯，19为纯甲苯。
具体实施方式
下面结合实施例及附图对本发明作进一步详细说明，但本发明并不限于此。 采用附图的连接方式，预分塔中部设进料口，塔顶物流(13)管线与萃取精镏塔预热 器(9)连接后，出口作为萃取精馏塔主进料管线与萃取精馏塔相连，预分塔塔底设置物 流(12)采出；萃取精馏塔主进料口上方设置贫溶剂进料管线，上方精馏段设置中间再沸 器(5)，塔顶设置物料(14)釆出管线，塔底设置物料(15)采出管线并与溶剂回收塔(3) 连接并作为其主进料管线；溶剂回收塔上段设置中间再沸器(8)，塔底设置物料(17)采 出，塔顶设置物料(16)采出并与苯甲苯塔预热器(10)连接后，出口作为苯甲苯塔主进 料管线与苯甲苯塔相连；苯甲苯塔塔底设置物料(19)采出，塔顶设置物料(18)采出； 溶剂回收塔塔底设置物料(17)采出分为三段 一段与苯甲苯塔再沸器(7)、中间再沸器 (8)、预热器(9)相连， 一段与预分塔再沸器(6)、预热器(9)相连， 一段与中间再沸 器(5)相连，三段再合并后与苯甲苯塔预热器(10)连接后作为贫溶剂进料管线与萃取精馏塔相连。根据这个装置的实施方式如下 实施例1:加工10万吨/年粗苯原料，苯含量78%，甲苯含量13%，选取N-甲酰基吗啉为溶剂， 溶剂比为5: 1。预分塔塔顶压力0.01MPa (G)、温度为80-90°C，回流比为1.5-1.7;萃 取精馏塔塔顶压力0.05MPa (G)、温度为86-96°C，回流比为1.0-1.2;回收塔塔顶压力 -0.08MPa (G)、温度为40-5CTC，回流比为1.0-1.2;苯甲苯塔塔顶压力0. OlMPa (G)、温 度为80-85°C，回流比为1. 5-1. 7。溶剂回收塔塔底贫溶剂依次作为萃取精馏塔中间再沸器、 苯甲苯塔再沸器、溶剂回收塔中间再沸器、萃取精馏塔进料预热器、苯甲苯塔进料预热器 进行换热。经过上述过程后，主要产品苯符合焦化苯国家一级标准，纯度为99.9%、回收率为 99.5%，主产品甲苯符合焦化甲苯国家二级标准，纯度为99.5%、回收率为99.0%。每 加工1吨粗苯需外源加热负荷为2. 88MKJ。实施例2:加工5万吨/年粗苯原料，苯含量73%，甲苯含量15%，选取N-甲基吡咯烷酮为溶剂， 溶剂比为7.5: 1。预分塔塔顶压力0. lMPa (G)、温度为100-120°C，回流比为3. 5;萃取 精馏塔塔顶压力0. IMPa (G)、温度为120-133°C，回流比为3-4;回收塔塔顶压力-0. 06MPa (G)、温度为60-65。C;苯甲苯塔塔顶压力0.05MPa (G)、温度为90-95t:。溶剂回收塔塔 底贫溶剂依次作为萃取精馏塔中间再沸器、预分塔再沸器、苯甲苯塔再沸器、溶剂回收塔 中间再沸器、萃取精馏塔进料预热器、苯甲苯塔进料预热器进行换热。经过上述过程后，主要产品苯符合焦化苯国家一级标准，纯度为99.9%、回收率为 99.6%，主产品甲苯符合焦化甲苯国家二级标准，纯度为99.5%、回收率为99.1%。每 加工1吨粗苯需外源加热负荷为3. 45MKJ。实施例3:加工15万吨/年粗苯原料，苯含量74%，甲苯含量17%，选取N-甲酰基吗啉为溶剂， 溶剂比为5. 5: 1。预分塔塔顶压力0. 05MPa(G)、温度为99'C;萃取精馏塔塔顶压力0. 09MPa (G)、温度为96°C;回收塔塔顶压力-0. 06MPa(G)、温度为59°C;苯甲苯塔塔顶压力0. 02MPa (G)、温度为85'C。溶剂回收塔塔底贫溶剂依次作为萃取精馏塔中间再沸器、苯甲苯塔再 沸器、溶剂回收塔中间再沸器、萃取精馏塔进料预热器、苯甲苯塔进料预热器进行换热。 经过上述过程后，主要产品苯符合焦化苯国家一级标准，纯度为99.9%、回收率为 99.5%，主产品甲苯符合焦化甲苯国家二级标准，纯度为99.5%、回收率为99.0%。每 加工1吨粗苯需外源加热负荷为2. 99MKJ。
权利要求
1. 一种粗苯精制的换热网络装置，包括预分塔、萃取精馏塔、溶剂回收塔和苯甲苯塔；其特征在于四个塔均设置有再沸器，萃取精馏塔和苯甲苯塔均设置有进料预热器。
2. 如权利要求1所述的粗苯精制的换热网络装置，其特征是预分塔中部设进料口，塔 顶物流(13)管线与萃取精馏塔预热器(9)连接后作为萃取精馏塔主进料管线与萃取 精馏塔相连，预分塔塔底设置物流(12)采出；萃取精馏塔主进料口上方设置贫溶剂 进料管线，上方精馏段设置中间再沸器(5)，塔顶设置物料(14)采出管线，塔底设 置物料(15)采出管线并与溶剂回收塔(3)主进料管线相连；溶剂回收塔上段设置中间再沸器(8)，塔底设置物料(17)采出，塔顶设置物料(16)采出并与苯甲苯塔预 热器(10)连接后作为苯甲苯塔主进料管线与苯甲苯塔相连；苯甲苯塔塔底设置物料 (19)采出，塔顶设置物料(18)采出；溶剂回收塔塔底设置物料(17)采出分为三 段 一段与苯甲苯塔再沸器(7)、中间再沸器(8)、预热器(9)相连， 一段与预分塔 再沸器(6)、预热器(9)相连， 一段与中间再沸器(5)相连，三段再合并后与苯甲 苯塔预热器(10)连接后作为贫溶剂进料管线与萃取精馏塔相连。
3. 由权利要求1或2所述的粗苯精制的换热网络装置的操作方法，其特征是将溶剂回收 塔塔底贫溶剂依次作为萃取精馏塔中间再沸器、苯甲苯塔再沸器、溶剂回收塔中间再 沸器、萃取精馏塔进料预热器、苯甲苯塔进料预热器进行换热；或依次作为萃取精馏 塔中间再沸器、预分塔再沸器、苯甲苯塔再沸器、溶剂回收塔中间再沸器、萃取精馏 塔进料预热器、苯甲苯塔进料预热器进行换热；贫溶剂经过换热后可直接回萃取精馏 单元循环使用。
4. 如权利要求3所述的粗苯精制的换热网络装置的操作方法，其特征是所述的预分塔操 作方法是粗苯原料(11)由预分塔中部进入预分塔(1)分离系统，此塔在常压或不 超过130KPa的微正压下操作，塔顶温度为80-120°C，回流比控制为1. 5-3. 5，塔底馏 出二甲苯及以上的重芳烃(12),塔顶馏出苯、甲苯和大部分非芳烃(13);预分塔理 论级数为40-60，塔内件为具有抗堵塞性能的高效板波纹填料塔，或采用具有推液功能 的浮阀塔盘；预分塔塔顶馏分通过换热网络升至接近泡点温度后进入萃取精馏塔(2) 进一步进行连续分离，塔底馏分则可采用间隙蒸馏法制取高纯二甲苯产品。
5. 如权利要求3浙述的粗苯精制的换热网络装置的操作方法，其特征是所述的萃取精馏 塔操作方法是萃取精馏塔为正压操作，对应塔顶温度为85-135°C，回流比为1-4， 溶剂比为3-10，萃取塔塔顶馏出非芳烃(14)，塔底馏出苯、甲苯和溶剂(15);萃取 精馏塔理论级数为50-65，塔内件采用高效板波纹填料和浮阀塔盘的混合形式，其中进 料以下的提馏段为塔盘结构；萃取精馏塔精馏段设中间再沸器(5)，加热介质为换热 流程中一段的贫溶剂；萃取精馏塔塔底馏分通过自压或泵进入溶剂回收塔(3)进一步 进行连续分离，塔顶馏分(14)作为化工轻油产品出界区。
6. 如权利要求5所述的粗苯精制的换热网络装置的操作方法，其特征是所述的溶剂为N-甲酰基吗啉、N-甲基吡咯烷酮、环丁枫或甘醇；或它们间的混合物质。
7. 如权利要求3所述的粗苯精制的换热网络装置的操作方法，其特征是所述的溶剂回收塔操作方法是溶剂回收塔为负压操作，塔顶压力为20-40 KPa (a)，对应塔顶温度为 40-65。C，回流比为卜2，塔顶馏出苯和甲苯(16)，塔底馏出溶剂(17);溶剂回收塔 理论级数为15-30，塔内件采用高效板波纹填料，或浮阀板式塔，或它们的混合形式； 溶剂回收塔精馏段底部设置中间再沸器(8)，加热介质为换热流程中的一段贫溶剂； 溶剂回收塔塔顶馏分进入苯甲苯塔(4)进一歩连续分离，塔底馏分为富含热值的贫溶 剂进入换热流程连续换热降温后回萃取精馏单元循环使用。 8.如权利要求3所述的粗苯精制的换热网络装置的操作方法，其特征是所述的苯甲苯塔 操作方法是苯甲苯塔为常压或不超过130KPa的微正压操作，对应塔顶温度为80-90 。C，回流比为1.5-2.5，塔顶馏出纯苯产品(18)，塔底馏出纯甲苯产品(19);苯甲苯 塔理论级数为40-60,塔内件可采用高效规整填料或浮阀塔盘；苯甲苯塔再沸器加热介 质为换热网络中的一段贫溶剂。
全文摘要
本发明涉及粗苯精制的换热网络及操作方法，包括预分塔、萃取精馏塔、溶剂回收塔和苯甲苯塔；其中四个塔均设置有再沸器，萃取精馏塔和苯甲苯塔均设置有进料预热器。是将溶剂回收塔塔底贫溶剂依次作为萃取精馏塔中间再沸器、苯甲苯塔再沸器、溶剂回收塔中间再沸器、萃取精馏塔进料预热器、苯甲苯塔进料预热器进行换热；或依次作为萃取精馏塔中间再沸器、预分塔再沸器、苯甲苯塔再沸器、溶剂回收塔中间再沸器、萃取精馏塔进料预热器、苯甲苯塔进料预热器进行换热；贫溶剂经过换热后可直接回萃取精馏单元循环使用。本发明分离过程与酸洗法相比没有副产物，没有废物排放，产品硫氮含量低于1ppm；相对Krupp-Koppes法或类似方法的精馏流程，投资减少1/3-1/2，能耗降低20-30％。
文档编号C07C15/00GK101250079SQ20081005256
公开日2008年8月27日 申请日期2008年3月28日 优先权日2008年3月28日
发明者超 华, 王红星, 黄国强 申请人:天津大学