專利名稱：一種并聯(lián)換熱的抽提蒸餾方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種從含芳烴的烴類混合物中抽提分離芳烴的方法，更具體地說(shuō)，涉及一種采用并聯(lián)換熱方式的抽提蒸餾分離芳烴的方法。
背景技術(shù)：
隨著石油化工以及紡織工業(yè)的不斷發(fā)展，世界上對(duì)芳烴產(chǎn)品的需求量不斷增長(zhǎng)。芳烴的大部分來(lái)源是煉油廠催化重整生成油和裂解加氫汽油，從這兩種油中分離芳烴的方法主要是液液抽提法和抽提蒸餾法。
極性溶劑分子具有降低碳?xì)浠衔镎羝麎旱奶匦?，使得各種不同碳?xì)浠衔锏恼羝麎航档偷某潭雀鞑幌嗤?，芳烴降低的程度最大，環(huán)烷烴比較小，而鏈烷烴幾乎不降低，抽提蒸餾法利用極性溶劑的這種特性，在溶劑存在下將烷烴和環(huán)烷烴從富含芳烴的原料中分餾出去。
與液液抽提法相比，抽提蒸餾法具有流程和操作簡(jiǎn)單、設(shè)備投資低、能耗低等優(yōu)點(diǎn)，可以處理高芳烴含量的原料，較適于從窄餾份油中回收單一芳烴產(chǎn)品，現(xiàn)有的抽提蒸餾工藝大體上都可以分為抽提蒸餾、溶劑回收、溶劑再生三個(gè)部分。在保持分離效率不變的情況下，探索能耗更低的工藝改進(jìn)以及加強(qiáng)抽提蒸餾塔的操作控制是目前芳烴抽提技術(shù)研究的重要方面。
US 5215629公開了一種回收貧溶劑潛熱的方法，該方法將溶劑回收塔的塔底貧溶劑作為抽提蒸餾塔進(jìn)料的熱源，將進(jìn)料加熱到130～150℃，以氣液兩相進(jìn)入閃蒸罐，氣相和液相分別從不同位置進(jìn)入抽提蒸餾塔。由于抽提蒸餾工藝要求必須控制一定的氣化率，原料被加熱的溫度過(guò)高，會(huì)降低抽提蒸餾塔的抽提效率。
US 5225072公開了一種抽提蒸餾的熱集成方法，首先溶劑回收塔有汽提塔和回收塔兩種作用，溶劑回收塔底的貧溶劑可以和抽提蒸餾塔進(jìn)料以及汽提蒸汽分別換熱，抽提蒸餾塔頂蒸汽和原料換熱后進(jìn)一步冷卻得到非芳烴，適用于環(huán)丁砜和四甘醇等溶劑。
US 5238540公開了一種抽提蒸餾的熱集成方法，溶劑回收塔底出料的貧溶劑首先和溶劑回收塔中間再沸器換熱，然后作為非芳塔的熱源進(jìn)一步回收熱量，再和回收塔另一中間再沸器換熱，最后冷卻到適宜溫度，引入抽提蒸餾塔。該方法中回收貧溶劑熱量采用的是串聯(lián)方式，由于溶劑回收塔底貧溶劑溫位和非芳塔塔底溫位比較接近，為了保證其能作為非芳塔的熱源，使得中間再沸器不能充分回收熱量，仍然需用空冷器冷卻到抽提蒸餾塔工藝要求的進(jìn)塔溫度。
US 6007707公開了一種將溶劑回收塔底得到的貧溶劑分成兩股送入抽提蒸餾塔的方法，其中第二分流進(jìn)料口位于第一分流進(jìn)料口上部，且第二分流占溶劑總量的0.5～10重％。加入第二分流是為了增加抽提蒸餾上段的效率，但是由于第一分流和第二分流溫度是一致的，第二分流加入抽提蒸餾塔上部也會(huì)破壞已有的平衡。
由于受溶劑熱分解溫度的限制，回收塔底出料的貧溶劑的溫度不能過(guò)高，將其作為高溫?zé)嵩?，和其余低溫介質(zhì)采用串聯(lián)方式換熱時(shí)，由于受到溫位的限制，不能充分利用它的顯熱，仍需要加冷卻器進(jìn)一步冷卻才能達(dá)到工藝所需的抽提蒸餾塔進(jìn)塔溫度。另外，在實(shí)際生產(chǎn)過(guò)程中，抽提蒸餾塔體溫度分布的控制對(duì)于塔的穩(wěn)定操作至關(guān)重要，操作不當(dāng)會(huì)造成沖塔等現(xiàn)象。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明的目的是提供一種能耗和操作費(fèi)用低、分離效率高的抽提蒸餾方法。
一種并聯(lián)換熱的抽提蒸餾方法，包括以下步驟將含芳烴的原料引入抽提蒸餾塔，與溶劑接觸進(jìn)行抽提蒸餾，塔頂排出非芳烴和水，塔底排出的富溶劑進(jìn)入溶劑回收塔；在溶劑回收塔中芳烴和溶劑分離，塔頂排出的物流冷凝后分離出芳烴和水，從溶劑回收塔底排出的貧溶劑分為兩路經(jīng)過(guò)不同的換熱流程回到抽提蒸餾塔循環(huán)使用，其中第一分流分別和回收塔中間再沸器、汽提水、原料換熱后引入抽提蒸餾塔，第二分流和抽提蒸餾塔上部的中間換熱器、原料換熱后，從低于第一分流的位置進(jìn)料。
本發(fā)明提供的方法省去了串聯(lián)換熱的抽提蒸餾工藝中所需的冷卻器，更加充分地利用了貧溶劑的顯熱，降低了能耗和操作費(fèi)用；提高了抽提蒸餾塔上部的分離效率；通過(guò)將不同溫度的貧溶劑在其相應(yīng)位置引入抽提蒸餾塔的方式，加強(qiáng)了溫度控制，有利于抽提蒸餾塔的穩(wěn)定操作。


圖1為本發(fā)明提供的并聯(lián)換熱的抽提蒸餾方法流程示意圖；圖2為對(duì)比例中串聯(lián)換熱的抽提蒸餾方法流程示意圖。
具體實(shí)施例方式
本發(fā)明提供的抽提蒸餾方法，將含芳烴的C6～C8烴類混合物引入抽提蒸餾塔，和從抽提蒸餾上部引入的第一分流和第二分流貧溶劑接觸進(jìn)行抽提蒸餾，塔頂排出的物流經(jīng)冷凝分離得到非芳烴和水，非芳烴被排出體系，水則經(jīng)過(guò)加熱后注入溶劑回收塔下部，塔底排出的富溶劑進(jìn)入溶劑回收塔；在溶劑回收塔中芳烴和溶劑分離，塔頂排出的物流冷凝后分離出芳烴和水，高純的芳烴排出界區(qū)，水經(jīng)加熱后注入溶劑回收塔下部，溶劑回收塔塔底的溫度為160～180℃，回收塔底得到的貧溶劑分成兩路經(jīng)過(guò)不同的換熱流程回到抽提蒸餾塔循環(huán)使用，其中第一分流分別和回收塔中間再沸器、汽提水、原料換熱后引入抽提蒸餾塔，第二分流和抽提蒸餾塔上部的中間換熱器、再和原料換熱后，從低于第一分流的位置進(jìn)料。
本發(fā)明提供的方法中，貧溶劑第二分流的進(jìn)料口位于第一分流下部，進(jìn)料溫度高于第一分流1～10℃，和第一分流形成一定的溫度梯度，因?yàn)檫M(jìn)料溫度略低于所進(jìn)塔板的溫度，進(jìn)一步溶解了氣相中芳烴，從而增加抽提蒸餾塔的分離效率，增加了抽提蒸餾塔上段的效率。第二分流進(jìn)塔前和原料換熱，也提高了原料進(jìn)塔溫度，在該過(guò)程中，不僅溶劑回收塔底高溫物流的熱量得到了充分利用，同時(shí)增加了抽提蒸餾塔的分離效率，而且降低了抽提蒸餾工藝的能耗。所述的第二分流占溶劑總量的10～30重％，優(yōu)選15～28重％，更優(yōu)選20～25重％。
本發(fā)明提供的方法中，所述的抽提蒸餾塔中間再沸器的回塔溫度為130～150℃，抽提蒸餾塔上部位置是指高于貧溶劑進(jìn)料的位置。
本發(fā)明提供的方法中，所述的溶劑為N-甲酰基嗎啉和/或環(huán)丁砜，優(yōu)選環(huán)丁砜。所述溶劑還含有0.3～2重％的水。
本發(fā)明提供的方法適于處理高芳烴含量的原料以回收其中的芳烴，其中優(yōu)選芳烴含量為60～95重％的原料。
下面結(jié)合附圖1說(shuō)明本發(fā)明提供的方法，圖中所列的僅為主要設(shè)備，其它輔助設(shè)備如閥、泵、換熱器等予以忽略，溶劑再生塔流程是本領(lǐng)域技術(shù)人員所熟知的，在流程中沒(méi)有標(biāo)出。
如圖1所示含有芳烴的原料由管線1經(jīng)過(guò)換熱器4與貧溶劑的第一分流換熱，然后通過(guò)換熱器11與貧溶劑的第二分流換熱，換熱后的原料從中部進(jìn)入抽提蒸餾塔2，與分別來(lái)自管線27、26的貧溶劑第一分流、第二分流接觸，經(jīng)過(guò)抽提蒸餾，由抽提蒸餾塔2塔頂引出的物流經(jīng)換熱器6冷卻，在回流罐8中分離為非芳烴和水，非芳烴由管線14排出界區(qū)，并有一部分回流返回到塔2(圖中未標(biāo)出)，水經(jīng)管線19引出。塔底出料的富溶劑通過(guò)管線16進(jìn)入溶劑回收塔3，該塔在減壓下操作，塔頂物流經(jīng)換熱器7冷卻后進(jìn)入回流罐9，分離為芳烴和水，芳烴一部分回流(圖中未標(biāo)出)，其余芳烴產(chǎn)品由管線15排出，水經(jīng)管線20引出。從回收塔底排出的貧溶劑分成兩股，其中第一分流經(jīng)管線18進(jìn)入中間再沸器13與塔中回流物換熱，然后通過(guò)換熱器10加熱來(lái)自管線19、20的汽提水，再進(jìn)入換熱器4與來(lái)自管線1的原料換熱后，經(jīng)管線27從抽提蒸餾塔2的上部進(jìn)料；第二分流經(jīng)管線17進(jìn)入抽提蒸餾塔上部的中間再沸器12，為再沸器提供熱源，再經(jīng)換熱器11和原料換熱后經(jīng)管線26從低于管線27的位置進(jìn)料。加熱后的汽提水經(jīng)管線21從回收塔3的下部進(jìn)入溶劑回收塔內(nèi)。再沸器22、23分別為抽提蒸餾塔2和溶劑回收塔3提供熱源。
本發(fā)明提供的方法的優(yōu)點(diǎn)為利用回收塔底出料的貧溶劑作為裝置的高溫?zé)嵩矗瑢⑵浞譃閮陕?，采用并?lián)的方式和其余低溫介質(zhì)換熱，更加充分地利用了貧溶劑的顯熱，同時(shí)省去了串聯(lián)換熱的抽提蒸餾工藝中所需的冷卻器，降低了能耗、降低了操作費(fèi)用及設(shè)備投資，由實(shí)施例和對(duì)比例可見，溶劑回收塔再沸器熱負(fù)荷降低了15％、抽提蒸餾塔再沸器熱負(fù)荷降低了3.3％、蒸汽消耗量減少了10％、冷卻水消耗減少了40％；提高了抽提蒸餾塔上部的分離效率；使不同溫度的貧溶劑在相應(yīng)位置進(jìn)入抽提蒸餾塔，加強(qiáng)了溫度控制，在實(shí)際生產(chǎn)過(guò)程中有利于抽提蒸餾塔的穩(wěn)定操作。
下面的實(shí)施例將對(duì)本發(fā)明做進(jìn)一步的說(shuō)明，但并不因此而限制本發(fā)明。
實(shí)施例和對(duì)比例說(shuō)明采用本發(fā)明的方法對(duì)煉廠原有液液抽提裝置進(jìn)行改造后，回收產(chǎn)品質(zhì)量和能耗的變化。
實(shí)施例采用本發(fā)明提供的方法回收原料中的混合芳烴，原料為裂解加氫汽油經(jīng)過(guò)預(yù)分餾處理后得到的C6～C8餾分，溶劑為含有少量水的環(huán)丁砜，流程示意圖如圖1所示，原料組成見表1，各塔操作條件和主要換熱設(shè)備熱負(fù)荷的結(jié)果見表2，回收產(chǎn)品質(zhì)量和裝置總能耗見表3。
對(duì)比例圖2所示的是串聯(lián)換熱的抽提蒸餾流程示意圖含有芳烴的原料由管線1經(jīng)過(guò)換熱器4和貧溶劑換熱后，從中部進(jìn)入抽提蒸餾塔2，與從抽提蒸餾塔上部管線27進(jìn)入的貧溶劑接觸進(jìn)行抽提蒸餾，抽提蒸餾塔2頂部出料經(jīng)冷卻器6冷卻后在回流罐8中分離為非芳烴和水，非芳烴由管線14排出界區(qū)，水依次經(jīng)管線19、換熱器10、管線21從下部引入溶劑回收塔3。塔底出料的富溶劑通過(guò)管線16從中部進(jìn)入溶劑回收塔3，該塔在減壓下操作，塔頂物流經(jīng)換熱器7冷卻后進(jìn)入回流罐9，回流罐中的液體一部分回流(圖中未標(biāo)出)，其余芳烴產(chǎn)品由管線15排出，水依次經(jīng)管線20、換熱器10、管線21從下部引入溶劑回收塔3。從回收塔底排出的貧溶劑，經(jīng)管線18首先通過(guò)中間再沸器19與塔中回流物換熱，再進(jìn)入抽提蒸餾塔頂部的中間換熱器12取熱，然后通過(guò)換熱器21為汽提水提供熱源，再進(jìn)入換熱器4和原料進(jìn)一步換熱，最后經(jīng)冷卻器5冷卻到所需的抽提溫度，經(jīng)管線27從抽提蒸餾塔上部進(jìn)料。再沸器22、23分別為抽提蒸餾塔2和溶劑回收塔3提供熱源。
取實(shí)施例的原料，按圖2所示的現(xiàn)有工藝流程回收混合芳烴，各塔操作條件和主要換熱設(shè)備熱負(fù)荷的結(jié)果見表2，回收產(chǎn)品質(zhì)量和裝置總能耗見表3。
表1

表2


由表2可知，增加了換熱器11但是省掉了冷卻器5。相應(yīng)減少熱負(fù)荷2MW，占顯熱負(fù)荷25％，而且由于不受到溫位的限制通過(guò)中間換熱器13、12多回收了熱量，溶劑回收塔再沸器熱負(fù)荷降低了15％(1.5MW)，抽提蒸餾塔再沸器熱負(fù)荷降低了3.3％(0.5MW)。
表3

由表3可知，在產(chǎn)品純度和回收率相當(dāng)?shù)那闆r下，蒸汽消耗量減少了10％，冷卻水消耗減少了40％，本發(fā)明提供的方法能耗更低，操作費(fèi)用更低。
權(quán)利要求
1.一種并聯(lián)換熱的抽提蒸餾方法，將含芳烴的原料引入抽提蒸餾塔，與溶劑接觸進(jìn)行抽提蒸餾，塔頂排出非芳烴和水；塔底排出的富溶劑進(jìn)入溶劑回收塔，在溶劑回收塔中芳烴和溶劑分離，塔頂排出的物流冷凝后分離出芳烴和水，塔底出料的貧溶劑再引入抽提蒸餾塔循環(huán)使用，其特征在于從溶劑回收塔底排出的貧溶劑分為兩路經(jīng)過(guò)不同的換熱流程回到抽提蒸餾塔，其中第一分流分別和回收塔中間再沸器、汽提水、原料換熱后引入抽提蒸餾塔，第二分流和抽提蒸餾塔上部的中間換熱器、原料換熱后，從低于第一分流的位置進(jìn)料。
2.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述的第二分流占溶劑總量的10～30重％。
3.按照權(quán)利要求2的方法，其特征在于所述的第二分流占溶劑總量的15～28重％。
4.按照權(quán)利要求3的方法，其特征在于所述的第二分流占溶劑總量的20～25重％。
5.根據(jù)權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述的溶劑為N-甲酰基嗎啉和/或環(huán)丁砜。
6.按照權(quán)利要求5的方法，其特征在于所述的溶劑為環(huán)丁砜。
7.按照權(quán)利要求5的方法，其特征在于所述的溶劑中還含有0.3～2重％的水。
8.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述的原料中芳烴的含量為60～90重％。
9.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于溶劑回收塔塔底的溫度為160～180℃。
10.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于抽提蒸餾塔中間再沸器的回塔溫度為130～150℃。
11.按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述第二分流的溶劑進(jìn)抽提蒸餾塔溫度比第一分流的溶劑進(jìn)抽提蒸餾塔溫度高1～10℃。
全文摘要
一種并聯(lián)換熱的抽提蒸餾方法，將原料引入抽提蒸餾塔，與溶劑接觸進(jìn)行抽提蒸餾，塔頂排出非芳烴和水，塔底排出的富溶劑進(jìn)入溶劑回收塔，芳烴從塔頂排出，塔底出料的貧溶劑分為兩路換熱后回到抽提蒸餾塔循環(huán)使用，其中第一分流分別和回收塔中間再沸器、汽提水、原料換熱后引入抽提蒸餾塔，第二分流和抽提蒸餾塔上部的中間換熱器、原料換熱后，從低于第一分流的位置進(jìn)料。本發(fā)明提供的方法更充分地利用了貧溶劑的顯熱，降低了能耗和操作費(fèi)用，提高了抽提蒸餾塔的分離效率，在抽提蒸餾塔相應(yīng)位置引入不同溫度的貧溶劑，加強(qiáng)了溫度控制，有利于抽提蒸餾塔的穩(wěn)定操作。
文檔編號(hào)C07C15/00GK101091835SQ20061008697
公開日2007年12月26日 申請(qǐng)日期2006年6月22日 優(yōu)先權(quán)日2006年6月22日
發(fā)明者劉勁松, 施昌智, 薛范, 王瑾 申請(qǐng)人:中國(guó)石油化工股份有限公司, 中國(guó)石油化工股份有限公司石油化工科學(xué)研究院