多组分芳烃的分离方法与流程

本发明涉及一种多组分芳烃的分离方法，具体是一种针对含苯、甲苯、二甲苯和重芳烃等多组分芳烃原料的分离方法。

背景技术：

苯、甲苯、二甲苯均是重要的有机化工原料，苯(B)经取代反应、加成反应、氧化反应等生成的一系列化合物可以作为制取塑料、橡胶、纤维、染料、去污剂、杀虫剂等；甲苯(T)衍生的一系列中间体，广泛用于染料、医药、农药、火炸药、助剂、香料等精细化学品的生产，也用于合成材料工业；二甲苯(X)是聚酯工业的重要原料，在化纤、合成树脂、农药、医药、塑料等众多化工生产领域有着广泛的用途。

由于我国人多地少，又是纺织品出口大国，发展化纤产品，减少与粮争地，是一项长期的政策。近几年，聚酯纤维和聚酯非纤维产品得到了迅速发展，特别是聚酯技术的国产化大大降低了投资，促进了聚酯行业的发展。在聚酯高速发展过程中，暴露出我国聚酯的主要原料之一PTA远远不能满足市场需要的问题。随着PTA产能的强劲增长，我国已由一个PTA进口大国变为一个PX的进口大国。因此大力发展芳烃工业，缓解我国PX的供求矛盾，是十分必要的。PX的大规模工业生产是通过芳烃联合装置来实现的。芳烃联合装置通常包括石脑油重整或者裂解汽油加氢等生产芳烃的装置以及芳烃转化、芳烃分离等单元组成。芳烃分离单元一般包括苯塔、甲苯塔、二甲苯塔等，芳烃分离单元的节能降耗问题一直备受关注。

专利CN103923696A公开了一种芳烃类物质的分离方法，该方法先对含芳烃油进行碱洗-酸洗-萃取耦合工艺精制，得到芳烃类物质。

专利CN104031674A公开了一种萃取分离低芳烃石脑油中芳烃的方法，该方法利用复合溶剂液相萃取的方法得到所述的芳烃组分。

专利CN101830830B公开了一种利用隔离壁精馏塔萃取精馏分离乙腈-甲苯的方法，该方法的设备投资和能耗与常规萃取精馏方法相比降低 20％以上。

专利CN102617262A申请公开了一种环己烷-环己烯-苯分离的节能工艺方法，该方法将传统的四塔、两次萃取精馏工艺变为一次萃取精馏，在实现分离目标的同时，大大降低了分离过程所需的能耗。

技术实现要素：

本发明要解决的技术问题为芳烃分离过程中的高投资、高能耗问题。为了将苯、甲苯、二甲苯和重芳烃分开，传统的芳烃分离工艺一般分为苯塔、甲苯塔、二甲苯塔等精馏设备，在多组分分离过程中，由于精馏塔内返混(Remixing)现象的出现，导致在组分分离过程中热量的低效利用。本发明采用一种新的苯-甲苯-二甲苯-重芳烃的分离方法，该方法在用于苯、甲苯、二甲苯和重芳烃分离时，具有投资低、能耗低、流程简单、装置可操作性强等优点。

为解决上述技术问题，本发明采用的技术方案如下：一种苯-甲苯-二甲苯-重芳烃的分离方法，所述方法包括以下步骤：

i)含苯，甲苯，二甲苯和重芳烃的第一精馏塔原料物流(S₁)进入第一精馏塔(T₁)中段，在上段I区完成苯的提纯，并由第一精馏塔顶采出，得到第一产物(S₄)；

ii)在第一精馏塔I区和II区边界处侧线采出第一侧线抽出物流(S₅)进入第二精馏塔(T₂)底部，在第二精馏塔内完成甲苯的提纯，并由第二精馏塔顶采出得到第二产物(S₁₄)，第二精馏塔底液相返回第一精馏塔II区内；

iii)在第一精馏塔II区和III区边界处侧线采出第二侧线抽出物流(S₇)进入第三精馏塔(T₃)底部，在第三精馏塔内完成二甲苯的提纯，并由第三精馏塔顶采出得到第三产物(S₁₇)，第三精馏塔底液相返回第一精馏塔III区内；

iv)在第一精馏塔III区内完成重芳烃的提纯，并由第一精馏塔底采出，得到第四产物(S₁₁)。

优选地，所述原料物流(S₁)中所含二甲苯组分为邻二甲苯、间二甲苯和对二甲苯中的一种或者任意组合；

优选地，所述原料物流(S₁)中所含重芳烃组分为碳九及以上的芳烃；

优选地，所述第一精馏塔理论塔板数为30-200块，第二精馏塔理论 板数为5-100块，第三精馏塔塔板数为5-100块；

更优选地，所述第一精馏塔板数为50-150块，第二精馏塔板数为5-50块，第三精馏塔板数为5-50块；

优选地，所述第一、第二和第三精馏塔顶压力均为20-1500KPa；

更优选地，所述第一、第二和第三精馏塔顶压力均为50-500KPa；

优选地，所述第一精馏塔有两个且不限于两个侧线采出，采出位置可根据实际需要任意调整；

优选地，所述由第一精馏塔引出的侧线物流进入第二和第三精馏塔的底部且不限于底部；

更优选地，所述第一精馏塔引出的侧线物流由第二和第三精馏塔的底部进入；

优选地，所述第一侧线返回物流和第二侧线返回物流均返回至第一精馏塔内，

更有选地，所述第一侧线返回物流和第二侧线返回物流的返回位置分别不高于第一侧线采出物流和第二侧线采出物流的采出位置。

优选地，所述第二和第三精馏塔均不设置再沸器，只设置塔顶冷凝器；

本发明涉及一种苯-甲苯-二甲苯-重芳烃的分离方法，该方法将由苯、甲苯、二甲苯、碳九及以上重芳烃等多组分引入第一精馏塔内，该精馏塔釜被加热，并由塔顶采出第一产物苯。在第一精馏塔的中段不同位置采出两股气相物流分别引入不设重沸器的第二和第三精馏塔底部，并由塔顶分别采出第二产物甲苯和第三产物二甲苯，第二和第三精馏塔底的液相物流回流入第一精馏塔内，第一精馏塔底采出第四产物重芳烃。相比于传统顺序分离工艺，本发明工艺有以下优势：(1)减少了重沸器数量和塔器投资，节省了设备成本和占地面积；(2)采用了高度热耦合的精馏方式，消除了返混现象，大大提高了塔釜热量的利用效率；(3)简化了传统工艺的长流程，提高了装置的可操作性。

附图说明

图1为本发明方法的工艺流程简图，图2为传统分离方法的工艺流程简图。

图1中，I区为苯提纯区，II区为甲苯提纯区，III区为二甲苯提纯区， IV区为重芳烃提纯区。

T₁为第一精馏塔，T₂为第二精馏塔，T₃为第三精馏塔，E₁为第一精馏塔顶冷凝器，E₂为第一精馏塔底再沸器，E₃为第二精馏塔顶冷凝器，E₄为第三精馏塔顶冷凝器。

S1为第一精馏塔原料物流，S2为第一精馏塔顶气，S3为第一精馏塔顶回流，S4为第一产物，S5为第一侧线抽出物流，S7为第二侧线抽出物流，S6为第一侧线返回物流，S8为第二侧线返回物流，S9为第一精馏塔重沸器返回物流，S10为第一精馏塔底重沸物流，S11为第四产物，S12为第二精馏塔顶气，S13为第二精馏塔顶回流，S14为第二产物，S15为第三精馏塔顶气，S16为第三精馏塔顶回流，S17为第三产物。

图2中，T₁为第一精馏塔，T₂为第二精馏塔，T₃为第三精馏塔。

S₁为第一精馏塔原料物流，S₂为第一产物，S₃为第一精馏塔底物流，S₄为第二产物，S₅为第二精馏塔底物流，S₆为第三产物，S₇为第三精馏塔底物流。

下面通过实施例对本发明作进一步的阐述。

具体实施方式

【实施例1】

下面结合图1对实施例1进行描述。

以歧化单元芳烃分离为例，工艺流程如图1所示，原料物流(S₁)流量为1000kg/h，其中含苯10％，含甲苯35％，含二甲苯30％，含重芳烃25％，物流温度为140℃，压力为0.6MPa，进料位置为第20块理论板处。第一精馏塔理论塔板数为100块，塔顶压力为150KPa，塔顶温度为89℃。原料中苯组分在第一精馏塔I区中完成提纯，并由塔顶采出，得到第一产物物流(S₄)，其中苯含量为0.999。第一条侧线采出物流(S₅)为第60块理论板处，进入第二精馏塔底部，物流温度为145℃，压力为180KPa。第二精馏塔理论板数为5块，塔顶压力为150KPa，塔顶温度为120℃，塔顶采出得到第二产物物流(S₁₄)，其中甲苯含量为0.999，塔底液相物流返回第一精馏塔第61块理论板。第二条侧线采出物流(S₇)为第83块理论板处，进入第三精馏塔底部，物流温度为168℃，压力为192KPa。第三精馏塔理论板数为5块，塔顶压力为150KPa，塔顶温度为148℃，塔顶采出得到第 三产物物流(S₁₇)，其中二甲苯含量为0.999，塔底液相物流返回第一精馏塔第84块理论板。重芳烃组分在第一精馏塔III区完成提纯，并由塔底采出得到第四产物物流(S₁₁)，物流温度为213℃，压力为200KPa，其中重芳烃含量为0.999以上。

经核算，第一精馏塔塔釜热负荷为203KW。上述精馏塔均考虑采用浮阀塔盘。经计算，第一精馏塔直径为0.46m，第二精馏塔直径为0.27m，第三精馏塔直径为0.20m。

【对比例1】

下面结合图2对对比例1进行描述。

同样以歧化单元芳烃分离为例，部分工艺流程如图2所示，原料物流(S₁)流量为1000kg/h，其中含苯10％，含甲苯35％，含二甲苯30％，含重芳烃25％，物流温度为140℃，压力为0.6MPa。原料物流(S₁)进入第一精馏塔中部，第一精馏塔理论板数为30块，塔顶压力为150KPa，塔顶温度为88℃，经分离后得到第一产物(S₂)，其中苯含量为0.999。第一精馏塔底物流(S₃)进入第二精馏塔中部，第二精馏塔理论板数为30块，塔顶压力为150KPa，塔顶温度为120℃，经分离后得到第二产物(S₄)其中甲苯纯度为0.999。第二精馏塔底物流(S₅)进入第三精馏塔中部，第三精馏塔理论板数为30块，塔顶压力为150KPa，塔顶温度为148℃，经分离后得到第三产物(S₆)，其中二甲苯纯度为0.999，第三精馏塔底液为第四产物(S₇)，其中重芳烃纯度为0.999以上。

经核算，第一、二、三精馏塔总能耗为339KW。上述精馏塔均考虑采用浮阀塔盘。经计算，第一精馏塔直径为0.30m，第二精馏塔直径为0.37m，第三精馏塔直径为0.25m。

由上述实施例与对比例比较可知，与传统工艺相比，采用本发明方法后可节约能耗约40％，减少占地面积约12％。

【实施例2】

下面结合图1对实施例2进行描述。

以歧化单元芳烃分离为例，工艺流程如图1所示，原料物流(S₁)流量为800kg/h，其中含苯10％，含甲苯35％，含二甲苯30％，含重芳烃25％，物流温度为140℃，压力为0.6MPa，进料位置为第15块理论板处。第一精馏塔理论塔板数为80块，塔顶压力为150KPa，塔顶温度为89℃。原料中苯组分在第一精馏塔I区中完成提纯，并由塔顶采出，得到第一产物物流(S₄)，其中苯含量为0.999。第一条侧线采出物流(S₅)为第55块理论板处，进入第二精馏塔底部，物流温度为149℃，压力为178KPa。第二精馏塔理论板数为15块，塔顶压力为150KPa，塔顶温度为120℃，塔顶采出得到第二产物物流(S₁₄)，其中甲苯含量为0.999，塔底液相物流返回第一精馏塔第56块理论板。第二条侧线采出物流(S₇)为第70块理论板处，进入第三精馏塔底部，物流温度为166℃，压力为185KPa。第三精馏塔理论板数为30块，塔顶压力为150KPa，塔顶温度为148℃，塔顶采出得到第三产物物流(S₁₇)，其中二甲苯含量为0.999，塔底液相物流返回第一精馏塔第71块理论板。重芳烃组分在第一精馏塔III区完成提纯，并由塔底采出得到第四产物物流(S₁₁)，物流温度为213℃，压力为190KPa，其中重芳烃含量为0.999以上。

经核算，第一精馏塔塔釜热负荷为182KW。上述精馏塔均考虑采用浮阀塔盘。经计算，第一精馏塔直径为0.38m，第二精馏塔直径为0.23m，第三精馏塔直径为0.15m。

【对比例2】

下面结合图2对对比例2进行描述。

同样以歧化单元芳烃分离为例，部分工艺流程如图2所示，原料物流(S₁)流量为800kg/h，其中含苯10％，含甲苯35％，含二甲苯30％，含重芳烃25％，物流温度为140℃，压力为0.6MPa。原料物流(S₁)进入第一精馏塔中部，第一精馏塔理论板数为30块，塔顶压力为150KPa，塔顶温度为88℃，经分离后得到第一产物(S₂)，其中苯含量为0.999。第一精馏塔底物流(S₃)进入第二精馏塔中部，第二精馏塔理论板数为30块，塔顶压力为150KPa，塔顶温度为120℃，经分离后得到第二产物(S₄)其中甲苯纯度为0.999。第二精馏塔底物流(S₅)进入第三精馏塔中部，第三精馏塔理论板数为30块，塔顶压力为150KPa，塔顶温度为148℃，经分 离后得到第三产物(S₆)，其中二甲苯纯度为0.999，第三精馏塔底液为第四产物(S₇)，其中重芳烃纯度为0.999以上。

经核算，第一、二、三精馏塔总能耗为271KW。上述精馏塔均考虑采用浮阀塔盘。经计算，第一精馏塔直径为0.28m，第二精馏塔直径为0.35m，第三精馏塔直径为0.22m。

由上述实施例与对比例比较可知，与传统工艺相比，采用本发明方法后可节约能耗约30％，减少占地面积约12％。

【实施例3】

下面结合图1对实施例3进行描述。

以歧化单元芳烃分离为例，工艺流程如图1所示，原料物流(S₁)流量为1000kg/h，其中含苯15％，含甲苯30％，含二甲苯25％，含重芳烃30％，物流温度为100℃，压力为0.3MPa，进料位置为第15块理论板处。第一精馏塔理论塔板数为80块，塔顶压力为150KPa，塔顶温度为89℃。原料中苯组分在第一精馏塔I区中完成提纯，并由塔顶采出，得到第一产物物流(S₄)，其中苯含量为0.999。第一条侧线采出物流(S₅)为第50块理论板处，进入第二精馏塔底部，物流温度为152℃，压力为175KPa。第二精馏塔理论板数为30块，塔顶压力为150KPa，塔顶温度为120℃，塔顶采出得到第二产物物流(S₁₄)，其中甲苯含量为0.999，塔底液相物流返回第一精馏塔第51块理论板。第二条侧线采出物流(S₇)为第65块理论板处，进入第三精馏塔底部，物流温度为170℃，压力为182KPa。第三精馏塔理论板数为30块，塔顶压力为150KPa，塔顶温度为148℃，塔顶采出得到第三产物物流(S₁₇)，其中二甲苯含量为0.999，塔底液相物流返回第一精馏塔第66块理论板。重芳烃组分在第一精馏塔III区完成提纯，并由塔底采出得到第四产物物流(S₁₁)，物流温度为213℃，压力为190KPa，其中重芳烃含量为0.999以上。

经核算，第一精馏塔釜热负荷为230KW。上述精馏塔均考虑采用浮阀塔盘。经计算，第一精馏塔直径为0.40m，第二精馏塔直径为0.30m，第三精馏塔直径为0.19m。

【对比例3】

下面结合图2对对比例2进行描述。

同样以歧化单元芳烃分离为例，部分工艺流程如图2所示，原料物流(S₁)流量为1000kg/h，其中含苯15％，含甲苯30％，含二甲苯25％，含重芳烃30％，物流温度为100℃，压力为0.3MPa。原料物流(S₁)进入第一精馏塔中部，第一精馏塔理论板数为30块，塔顶压力为150KPa，塔顶温度为88℃，经分离后得到第一产物(S₂)，其中苯含量为0.999。第一精馏塔底物流(S₃)进入第二精馏塔中部，第二精馏塔理论板数为30块，塔顶压力为150KPa，塔顶温度为120℃，经分离后得到第二产物(S₄)其中甲苯纯度为0.999。第二精馏塔底物流(S₅)进入第三精馏塔中部，第三精馏塔理论板数为30块，塔顶压力为150KPa，塔顶温度为148℃，经分离后得到第三产物(S₆)，其中二甲苯纯度为0.999，第三精馏塔底液为第四产物(S₇)，其中重芳烃纯度为0.999以上。

经核算，第一、二、三精馏塔总能耗为315KW。上述精馏塔均考虑采用浮阀塔盘。经计算，第一精馏塔直径为0.30m，第二精馏塔直径为0.36m，第三精馏塔直径为0.30m。

由上述实施例与对比例比较可知，与传统工艺相比，采用本发明方法后可节约能耗约25％，减少占地面积约7％。

由上述实施例与对比例比较可知，与传统分离工艺相比，采用本发明方法后可节约能耗20％-30％，减少占地面积5％-12％，估算可节约设备投资约5％。