專利名稱:一種回收苯和甲苯的方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及從含芳烴和非芳烴混合物中回收芳烴的方法，特別涉及一種利用萃取劑(如N-甲酰嗎啉，N-乙酰嗎啉等)、從原料混合物中萃取精餾回收苯和甲苯的方法。
背景技術(shù)：
采用萃取精餾技術(shù)，從含芳烴和非芳烴混合物中回收芳烴的方法，在石油化工、焦化粗苯加氫精制等工藝中已得到廣泛應(yīng)用(如德國(guó)專利1568940，2040025，4586986等等)。一般的工藝過程是將原料混合物先經(jīng)預(yù)精餾分離成輕組分和重組分，重組分排出系統(tǒng)再處理；輕組分進(jìn)入萃取精餾塔，利用N-甲酰嗎啉等作萃取劑進(jìn)行萃取精餾分離，從塔頂分離出非芳烴排出系統(tǒng)，塔底排出芳烴和萃取劑混合物進(jìn)入溶劑回收塔分離；芳烴和萃取劑在溶劑回收塔進(jìn)行精餾分離，塔頂?shù)眉兎紵N混合物，送入一個(gè)或幾個(gè)芳烴分離塔分離為各純芳烴產(chǎn)品，塔釜排出萃取劑回到萃取精餾塔循環(huán)使用。
現(xiàn)有一般方法的特點(diǎn)是整個(gè)分離系統(tǒng)中各塔均設(shè)置完整的塔底加熱，塔頂冷凝等設(shè)施，由于物料在系統(tǒng)中多次汽化、冷凝，因此需要消耗大量的熱能和循環(huán)冷卻水。也有的工藝(如德國(guó)專利4586986)在預(yù)熱精餾塔采用加壓操作，其預(yù)精餾塔操作壓力達(dá)2.0MPa(G)，溫度300℃，然后用預(yù)精餾塔塔頂蒸汽的主要部分作后面萃取精餾系統(tǒng)的加熱熱源，少部分用來預(yù)熱預(yù)精餾塔進(jìn)料。這樣可以節(jié)約能源，但由于預(yù)精餾塔操作壓力較大、溫度較高，因而設(shè)備投資需大幅增加，同時(shí)由于操作溫度高，其再沸器供熱熱源要求也高，必須采用高溫加熱源等，常用水蒸汽根本不能用來加熱，需大幅增加投資來建高溫載熱體系統(tǒng)，因而生產(chǎn)成本仍然較高。

發(fā)明內(nèi)容本發(fā)明的目的是提供一種投資少、能耗低的回收苯和甲苯的新方法。
本發(fā)明解決其技術(shù)問題所采用的技術(shù)方案是一種回收苯和甲苯的方法，主要包括下述步驟(1)、預(yù)精餾將含芳烴60％～99％的原料混合物經(jīng)預(yù)熱后進(jìn)入預(yù)精餾塔中部，預(yù)精餾塔操作壓力為0.1Mpa～0.5Mpa，塔頂操作溫度為100℃～170℃，回流比R＝0.5～2；在預(yù)精餾塔中部進(jìn)料口的上部和下部均設(shè)有具有分離能力的塔節(jié)；從預(yù)精餾塔的塔底采出二甲苯及沸點(diǎn)高于二甲苯的其它物質(zhì)；從塔頂采出甲苯和苯及部分非芳烴的蒸汽，經(jīng)苯甲苯分離塔再沸器冷凝后，部分作為回流，另一部分與進(jìn)料換熱后進(jìn)入萃取精餾系統(tǒng)；(2)、萃取精餾系統(tǒng)甲苯和苯及部分非芳烴的混合物在萃取精餾系統(tǒng)中除去非芳烴，得到苯和甲苯的混合物進(jìn)入苯甲苯分離塔中部；本萃取精餾系統(tǒng)的萃取劑、操作條件和操作方法等可與現(xiàn)有技術(shù)的萃取精餾技術(shù)相同；(3)、分離苯和甲苯在苯甲苯分離塔中分離后，從塔頂分離出純苯，純甲苯從塔底排出；苯甲苯分離塔操作壓力為-0.05MPa～0.1MPa，塔底操作溫度為87℃～140℃，回流比R＝0.5～3；本塔再沸器用預(yù)熱精餾塔塔頂蒸汽作為熱源。
在上述各步驟中，預(yù)精餾塔、萃取精餾系統(tǒng)的再沸器可采用水蒸汽或其它載熱體加熱，優(yōu)選水蒸汽加熱；萃取精餾系統(tǒng)和苯甲苯分離塔塔頂蒸汽用循環(huán)冷卻水冷凝冷卻。
在上述步驟(3)中，從苯甲苯分離塔塔頂分離出的純苯蒸汽經(jīng)塔頂冷凝冷卻器冷凝后部分回流到塔頂，未回流部分作為純苯產(chǎn)品采出，純甲苯產(chǎn)品從塔底排出。
如上所述，本發(fā)明采用預(yù)精餾塔塔頂蒸汽作為苯甲苯分離塔的再沸器熱源，不但苯甲苯分離塔的再沸器不再需要另外提供熱源，同時(shí)省去預(yù)精餾塔頂冷凝冷卻器的投資，且不需為此冷凝冷卻器提供冷媒，使整個(gè)分離過程中能耗大幅度降低。
為了實(shí)現(xiàn)預(yù)精餾塔塔頂蒸汽作為苯甲苯分離塔的再沸器熱源的目的，預(yù)精餾塔必須加壓操作。該塔操作壓力為0.1MPa～0.5MPa(G)，雖然由于設(shè)備操作壓力提高，預(yù)精餾塔投資大一些，但由于省去了塔頂冷凝冷卻器，總投資增加基本可以忽略；同時(shí)由于節(jié)約了苯、甲苯分離塔再沸器加熱熱源，與傳統(tǒng)方法相比能耗大幅降低。當(dāng)原料混合物中苯含量為50～90％(wt)時(shí)，每噸純苯所消耗的水蒸汽可減少0.4～0.6噸。
當(dāng)原料混合物中苯和甲苯含量變化時(shí)，可改變預(yù)精餾塔和苯甲苯分離塔的理論塔板數(shù)和兩塔回流比，以達(dá)到熱平衡，滿足苯甲苯分離塔再沸熱量供給和產(chǎn)品純度要求。
與現(xiàn)有技術(shù)相比，本發(fā)明的有益效果是本發(fā)明預(yù)精餾塔操作壓力較低(0.1MPa～0.5MPa)、操作溫度也較低(塔底230℃)，不但預(yù)精餾塔投資少，同時(shí)使用常用的水蒸汽作為熱源即可，不需再投資建設(shè)高溫載熱系統(tǒng)，因此能耗低，成本也低。
圖1是本發(fā)明的工藝流程圖。
圖中，1和2是換熱器，3是預(yù)精餾塔，4是預(yù)精餾塔再沸器，5是回流罐，6是萃取精餾系統(tǒng)，7是苯甲苯分離塔，8是苯甲苯分離塔再沸器，9是苯甲苯分離塔冷凝器，10、11和12是原料混合物管線，13和14是預(yù)精餾塔塔底出料，15是預(yù)精餾塔塔頂蒸汽，16是預(yù)精餾塔塔頂冷凝液，17是預(yù)精餾塔回流，18是預(yù)精餾塔塔頂采出，19是萃取精餾系統(tǒng)進(jìn)料，20是非芳烴采出，21是苯甲苯分離塔進(jìn)料，22是苯甲苯分離塔塔底出料(純甲苯)，23苯甲苯分離塔塔頂蒸汽，24苯甲苯分離塔回流，25苯甲苯分離塔塔頂采出(純苯)。
具體實(shí)施方式下面結(jié)合具體實(shí)施方式
對(duì)本發(fā)明作進(jìn)一步的詳細(xì)描述。
但不應(yīng)將此理解為本發(fā)明上述主題的范圍僅限于以下的實(shí)施例。在不脫離本發(fā)明上述技術(shù)思想情況下，根據(jù)本領(lǐng)域普通技術(shù)知識(shí)和慣用手段做出的各種替換或變更，均包括在本發(fā)明的范圍內(nèi)。
實(shí)施例1本實(shí)施例回收苯和甲苯的方法工藝流程如圖1所示，主要包括下述步驟(1)、預(yù)精餾將含芳烴的原料混合物10經(jīng)換熱器1和2預(yù)熱后進(jìn)入預(yù)精餾塔3中部；該原料混合物10為2947.85kg/h，其中正戊烷2.8kg/h，環(huán)戊烷48.3kg/h，正己烷17.30kg/h，環(huán)己烷14.25kg/h，正庚烷4.4kg/h，甲基環(huán)己烷8.70kg/h，苯2197.64kg/h，甲苯439.71kg/h，二甲基環(huán)己烷3.85kg/h，正辛烷0.65kg/h，乙基環(huán)己烷2.3kg/h，碳8芳烴162.95kg/h，碳9以上烴45kg/h；該預(yù)精餾塔3為板式塔，塔3中操作壓力為0.3MPa(G)，塔頂溫度為140℃，進(jìn)料位置在塔中上部，回流比R＝1.3；從預(yù)精餾塔3的塔底采出二甲苯及沸點(diǎn)高于二甲苯的其它物質(zhì)13，從塔頂采出苯、甲苯及部分沸點(diǎn)低于甲苯的其它物質(zhì)15，經(jīng)苯甲苯分離塔再沸器冷凝后，部分作為回流17，另一部分18與進(jìn)料換熱后進(jìn)入萃取精餾系統(tǒng)6；(2)、萃取精餾系統(tǒng)以N-甲酰嗎啉為萃取劑，在萃取精餾系統(tǒng)6分離出非芳烴20，得到苯和甲苯混合物21進(jìn)入苯甲苯分離塔7中部；(3)、分離苯和甲苯苯甲苯分離塔7為板式塔，操作壓力為0.01MPa(G)，塔底溫度為126℃，進(jìn)料21位置在塔中上部，回流比為1.2；從塔頂分離出純苯25，純甲苯22從塔底排出；苯甲苯分離塔7再沸器用預(yù)熱精餾塔塔頂蒸汽作為熱源。
本實(shí)施例的預(yù)精餾塔3塔底排出混合液13中含甲苯3.69kg/h，二甲基環(huán)己烷0.03kg/h，乙基環(huán)己烷2.3kg/h，碳8芳烴162.95kg/h，碳9以上烴45kg/h，合計(jì)213.97kg/h。
萃取精餾系統(tǒng)6采出料非芳烴20中含正戊烷2.8kg/h，環(huán)戊烷48.11kg/h，正己烷17.30kg/h，環(huán)己烷14.25kg/h，正庚烷4.4kg/h，甲基環(huán)己烷8.70kg/h，苯2.76kg/h，甲苯1.31kg/h，二甲基環(huán)己烷3.77kg/h，正辛烷0.65kg/h，合計(jì)104.05kg/h。
苯甲苯分離塔7塔頂采出純苯產(chǎn)品25中含苯2194.46kg/h，環(huán)戊烷0.19kg/h，甲苯1.33kg/h，合計(jì)2195.98kg/h；苯純度為99.93％(wt)。
苯甲苯分離塔7塔底采出純甲苯產(chǎn)品22中含苯0.42kg/h，甲苯433.37kg/h，二甲基環(huán)己烷0.06kg/h，合計(jì)433.85kg/h；甲苯純度為99.89％(wt)。
可見回收生產(chǎn)純苯純度達(dá)99.93％(wt)，甲苯純度達(dá)99.89％(wt)；過程收率苯為99.86％(wt)，甲苯為98.56％(wt)。
實(shí)施例2
本實(shí)施例回收苯和甲苯的方法工藝流程同實(shí)施例1，不同之處在于各塔中操作條件存在下述不同(1)、預(yù)精餾塔3為填料塔，塔3中操作壓力為0.1MPa(G)，塔頂溫度為107℃，回流比為1.05；原料混合物10為2704.65kg/h，其中正戊烷2.8kg/h，環(huán)戊烷30.5kg/h，正己烷18.5kg/h，環(huán)己烷13.75kg/h，正庚烷4.0kg/h，甲基環(huán)己烷10.40kg/h，苯1830.50kg/h，甲苯550.60kg/h，二甲基環(huán)己烷4.00kg/h，正辛烷0.80kg/h，乙基環(huán)己烷2.5kg/h，碳8芳烴180.80kg/h，碳9以上烴55.50kg/h；(2)、苯甲苯分離塔7為填料塔，操作壓力為-0.05MPa(G)，塔底溫度為88℃。
本實(shí)施例的預(yù)精餾塔3塔底排出混合液13中含甲苯5.50kg/h，二甲基環(huán)己烷0.03kg/h，乙基環(huán)己烷2.5kg/h，碳8芳烴180.80kg/h，碳9以上烴55.50kg/h，合計(jì)244.33kg/h。
萃取精餾系統(tǒng)6采出料非芳烴20中含正戊烷2.8kg/h，環(huán)戊烷33.30kg/h，正己烷18.50kg/h，環(huán)己烷13.75kg/h，正庚烷4.0kg/h，甲基環(huán)己烷10.40kg/h，苯7.60kg/h，甲苯1.15kg/h，二甲基環(huán)己烷3.91kg/h，正辛烷0.80kg/h，合計(jì)93.21kg/h。
苯甲苯分離塔7塔頂采出純苯產(chǎn)品25中含苯1822.40kg/h，環(huán)戊烷0.20kg/h，甲苯1.15kg/h，合計(jì)1823.75kg/h；苯純度為99.93％(wt)。
苯甲苯分離塔7塔底采出純甲苯產(chǎn)品22中含苯0.50kg/h，甲苯542.80kg/h，二甲基環(huán)己烷0.06kg/h，合計(jì)543.36kg/h；甲苯純度為99.90％(wt)。
可見回收生產(chǎn)純苯純度達(dá)99.93％(wt)，甲苯純度達(dá)99.90％(wt)；過程收率苯為99.56％(wt)，甲苯為98.58％(wt)。
實(shí)施例3本實(shí)施例回收苯和甲苯的方法工藝流程也與實(shí)施例1相同，不同之處在于各塔中操作條件存在下述不同(1)、預(yù)精餾塔3為填料塔，塔3中操作壓力為0.5MPa(G)，塔頂溫度為157℃，回流比為1.45；原料混合物15為2961.65kg/h，其中正戊烷2.5kg/h，環(huán)戊烷55.05kg/h，正己烷18.00kg/h，環(huán)己烷15.15kg/h，正庚烷4.8kg/h，甲基環(huán)己烷9.00kg/h，苯2300.90kg/h，甲苯360.50kg/h，二甲基環(huán)己烷4.00kg/h，正辛烷0.55kg/h，乙基環(huán)己烷2.7kg/h，碳8芳烴150.50kg/h，碳9以上烴38kg/h；(2)、苯甲苯分離塔7為板式塔，操作壓力為0.10MPa(G)，塔底溫度為138℃，回流比為1.3。
預(yù)精餾塔3塔釜排出混合液13中含甲苯1.43kg/h，二甲基環(huán)己烷0.03kg/h，乙基環(huán)己烷2.7kg/h，碳8芳烴150.50kg/h，碳9以上烴38kg/h，合計(jì)192.66kg/h。
萃取精餾系統(tǒng)6采出料非芳烴20中含正戊烷2.5kg/h，環(huán)戊烷54.81kg/h，正己烷18.00kg/h，環(huán)己烷15.15kg/h，正庚烷4.8kg/h，甲基環(huán)己烷9.00kg/h，苯11.19kg/h，甲苯0.75kg/h，二甲基環(huán)己烷3.92kg/h，正辛烷0.55kg/h，合計(jì)120.67kg/h。
苯甲苯分離塔7塔頂采出純苯產(chǎn)品25中含苯2289.40kg/h，環(huán)戊烷0.24kg/h，甲苯1.42kg/h，合計(jì)2291.06kg/h；苯純度為99.93％(wt)。
苯甲苯分離塔7塔底采出純甲苯產(chǎn)品22中含苯0.31kg/h，甲苯356.90kg/h，二甲基環(huán)己烷0.05kg/h，合計(jì)357.26kg/h；甲苯純度為99.90％(wt)。
可見回收生產(chǎn)純苯純度達(dá)99.93％(wt)，甲苯純度達(dá)99.90％(wt)；過程收率苯為99.50％(wt)，甲苯為99.00％(wt)。
權(quán)利要求
1.一種回收苯和甲苯的方法，主要包括下述步驟(1)、預(yù)精餾將含芳烴60％～99％的原料混合物經(jīng)預(yù)熱后進(jìn)入預(yù)精餾塔中部，預(yù)精餾塔操作壓力為0.1Mpa～0.5Mpa，塔頂操作溫度為100℃～170℃，回流比R＝0.5～2；在預(yù)精餾塔中部進(jìn)料口的上部和下部均設(shè)有具有分離能力的塔節(jié)；從預(yù)精餾塔的塔底采出二甲苯及沸點(diǎn)高于二甲苯的其它物質(zhì)；從塔頂采出甲苯和苯及部分非芳烴的蒸汽，經(jīng)苯甲苯分離塔再沸器冷凝后，部分作為回流，另一部分與進(jìn)料換熱后進(jìn)入萃取精餾系統(tǒng)；(2)、萃取精餾系統(tǒng)甲苯和苯及部分非芳烴的混合物在萃取精餾系統(tǒng)中除去非芳烴，得到苯和甲苯的混合物進(jìn)入苯甲苯分離塔中部；(3)、分離苯和甲苯在苯甲苯分離塔中分離后，從塔頂分離出純苯，純甲苯從塔底排出；苯甲苯分離塔中操作壓力為-0.05MPa～0.1MPa，塔底操作溫度為87℃～140℃，回流比R＝0.5～3；本塔再沸器用預(yù)熱精餾塔塔頂蒸汽作為熱源。
2.根據(jù)權(quán)利要求
1所述的回收苯和甲苯的方法，其特征在于所述的預(yù)精餾塔的再沸器采用水蒸汽加熱；苯甲苯分離塔塔頂蒸汽用循環(huán)冷卻水冷凝冷卻。
3.根據(jù)權(quán)利要求
1或2所述的回收苯和甲苯的方法，其特征在于所述步驟(3)中，從苯甲苯分離塔塔頂分離出的純苯蒸汽經(jīng)塔頂冷凝冷卻器冷凝后部分回流到塔頂，未回流部分作為純苯產(chǎn)品采出。
4.根據(jù)權(quán)利要求
1所述的回收苯和甲苯的方法，其特征在于所述步驟(1)中，預(yù)精餾塔塔頂和塔釜出料用于預(yù)熱原料。
專利摘要
本發(fā)明公開了一種回收苯和甲苯的方法，主要包括預(yù)精餾、萃取精餾系統(tǒng)、分離苯和甲苯等步驟，對(duì)預(yù)精餾塔適當(dāng)加壓，但其操作壓力較低、操作溫度也較低，采用預(yù)精餾塔塔頂蒸汽作為苯甲苯分離塔的再沸器熱源，不但苯甲苯分離塔的再沸器不再需要另外提供熱源，同時(shí)省去預(yù)精餾塔頂冷凝冷卻器的投資，還不用為此冷凝冷卻器提供冷媒；整個(gè)系統(tǒng)投資較少，分離過程能耗較低，生產(chǎn)成本也低。
文檔編號(hào)C07C7/08GK1994984SQ200610022714
公開日2007年7月11日 申請(qǐng)日期2006年12月30日
發(fā)明者林必華, 湯洪, 黃維柱, 胡文勵(lì), 胡玲, 蹇守華 申請(qǐng)人:四川天一科技股份有限公司導(dǎo)出引文BiBTeX, EndNote, RefMan