專利名稱：粗苯精制的換熱網(wǎng)絡(luò)裝置及操作方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明屬于精餾技術(shù)領(lǐng)域，特別是涉及粗苯精制的換熱網(wǎng)絡(luò)及操作方法。
背景技術(shù)：
苯、甲苯是用途十分廣泛的基本有機(jī)化工原料，它們主要來源于石油加工和煤焦化過 程。焦化粗苯是從粗煤氣中回收得到的一種輕餾分油，主要成分是苯、甲苯、二甲苯、重 芳烴等單環(huán)芳烴，約占90%，其中苯約占75%、甲苯約占8-20%、 二甲苯約占2-5%。焦化 粗苯中仍然含有多種雜質(zhì)，可定量的其余組分就有九十多種，大大影響焦化苯深加工。我 國(guó)目前每年生產(chǎn)焦炭約3億噸，粗苯量為280萬噸左右，但實(shí)際回收粗苯約170萬噸，回 收率僅為60%，粗苯?jīng)]有全部回收的主要原因，是中小企業(yè)回收率低和簡(jiǎn)易機(jī)焦?fàn)t沒有建 設(shè)粗苯回收裝置，焦化粗苯生產(chǎn)具有廣泛的應(yīng)用前景。焦化苯工業(yè)生產(chǎn)是一種極其復(fù)雜的工藝過程，經(jīng)初步預(yù)精餾的苯-甲苯-二甲苯混合物 中含有的不飽和化合物及硫化物的沸點(diǎn)與苯類產(chǎn)品的沸點(diǎn)差很小，在通過粗苯低溫加氫精 制產(chǎn)物的過程中，其組份則為沸點(diǎn)范圍為66 99'C的飽和烴和103 120'C的不飽和烴分 別與苯和甲苯形成共沸物，還有與苯、甲苯沸點(diǎn)十分接近的一些化合物如環(huán)己垸、環(huán)戊烯 等，因此采取一般的普通精餾方法很難精確分離或過程能耗較高。目前，工業(yè)上由粗苯大規(guī)模生產(chǎn)苯系芳烴的方法有兩種酸洗法和催化加氫法。酸洗 法是先通過初餾塔由塔頂分離出二硫化碳、環(huán)戊二烯等，塔底則引入酸洗反應(yīng)器，反應(yīng)產(chǎn) 物經(jīng)與水混合、酸油分離、酸再生、堿洗分離、洗苯分離等工序。酸洗法雖然工藝簡(jiǎn)單、 技術(shù)成熟、操作靈活，但因環(huán)境問題十分突出而逐步被淘汰，許多國(guó)家禁止使用，目前我 國(guó)也要求禁止建設(shè)、限期淘汰。20世紀(jì)50年代以來，美國(guó)、德國(guó)、日本、法國(guó)等開發(fā)出 催化加氫法。我國(guó)從20世紀(jì)80年代開始主要引入了德國(guó)克魯普-考伯斯(Kr叩p-Koppes) 法和美國(guó)萊托爾(Litol)法，其中Krupp-Ko卯es工藝對(duì)我國(guó)粗苯精制工業(yè)具有重要影響。 這些加氫技術(shù)雖然在脫硫脫氮方面先進(jìn)可靠，但在加氫后分離階段仍然采用溫度高、壓力 高的流程，換熱流程十分復(fù)雜，對(duì)設(shè)備、管道材料和工藝操作要求嚴(yán)格，且一次性投資大、 操作成本高。發(fā)明內(nèi)容本發(fā)明目的在于提供粗苯精制的精餾流程及換熱網(wǎng)絡(luò)，該方法用于粗苯經(jīng)過催化加氫 后的精制分離過程，該精餾方法和換熱流程在低溫低壓的溫和操作條件下完成，實(shí)現(xiàn)能量 的梯級(jí)回收和利用，在工業(yè)應(yīng)用中具有投資省、能耗低、工藝路線簡(jiǎn)捷等優(yōu)點(diǎn)。本發(fā)明是通過以下技術(shù)方案加以實(shí)現(xiàn)的本發(fā)明的一種粗苯精制的換熱網(wǎng)絡(luò)裝置，包括預(yù)分塔、萃取精餾塔、溶劑回收塔和苯甲苯塔；其中四個(gè)塔均設(shè)置有再沸器，萃取精餾塔和苯甲苯塔均設(shè)置有進(jìn)料預(yù)熱器。本發(fā)明的粗苯精制的換熱網(wǎng)絡(luò)裝置是預(yù)分塔中部設(shè)進(jìn)料口，塔頂物流(13)管線與 萃取精餾塔預(yù)熱器(9)連接后作為萃取精餾塔主進(jìn)料管線與萃取精餾塔相連，預(yù)分塔塔底設(shè)置物流(12)采出；萃取精餾塔主進(jìn)料口上方設(shè)置貧溶劑進(jìn)料管線，上方精餾段設(shè)置中間再沸器(5)，塔頂設(shè)置物料(14)采出管線，塔底設(shè)置物料(15)采出管線并與溶劑 回收塔(3)主進(jìn)料管線相連；溶劑回收塔上段設(shè)置中間再沸器(8)，塔底設(shè)置物料(17) 采出，塔頂設(shè)置物料(16)采出并與苯甲苯塔預(yù)熱器(10)連接后作為苯甲苯塔主進(jìn)料管 線與苯甲苯塔相連；苯甲苯塔塔底設(shè)置物料(19)采出，塔頂設(shè)置物料(18)采出；溶劑 回收塔塔底設(shè)置物料(17)釆出分為三段 一段與苯甲苯塔再沸器(7)、中間再沸器(8)、 預(yù)熱器(9)相連， 一段與預(yù)分塔再沸器(6)、預(yù)熱器(9)相連， 一段與中間再沸器(5) 相連，三段再合并后與苯甲苯塔預(yù)熱器(10)連接后作為貧溶劑進(jìn)料管線與萃取精餾塔相 連。本發(fā)明的粗苯精制的換熱網(wǎng)絡(luò)裝置的操作方法，是將溶劑回收塔塔底貧溶劑依次作為 萃取精餾塔中間再沸器、苯甲苯塔再沸器、溶劑回收塔中間再沸器、萃取精餾塔進(jìn)料預(yù)熱 器、苯甲苯塔進(jìn)料預(yù)熱器進(jìn)行換熱；或依次作為萃取精餾塔中間再沸器、預(yù)分塔再沸器、 苯甲苯塔再沸器、溶劑回收塔中間再沸器、萃取精餾塔進(jìn)料預(yù)熱器、苯甲苯塔進(jìn)料預(yù)熱器 進(jìn)行換熱；貧溶劑經(jīng)過換熱后可直接回萃取精餾單元循環(huán)使用。本發(fā)明的預(yù)分塔操作方法是粗苯原料(11)由預(yù)分塔中部進(jìn)入預(yù)分塔(1)分離系統(tǒng)，此塔在常壓或不超過130KPa的微正壓下操作，塔頂溫度為80-120°C，回流比控制為 1.5-3.5，塔底餾出二甲苯及以上的重芳烴(12)，塔頂餾出苯、甲苯和大部分非芳烴(13); 預(yù)分塔理論級(jí)數(shù)為40-60，塔內(nèi)件為具有抗堵塞性能的高效板波紋填料塔，或采用具有推 液功能的浮閥塔盤；預(yù)分塔塔頂餾分通過換熱網(wǎng)絡(luò)升至接近泡點(diǎn)溫度后進(jìn)入萃取精餾塔 (2)進(jìn)一步進(jìn)行連續(xù)分離，塔底餾分則可采用間隙蒸餾法制取高純二甲苯產(chǎn)品。本發(fā)明的萃取精餾塔操作方法是萃取精餾塔為正壓操作，對(duì)應(yīng)塔頂溫度為85-135 。C，回流比為l-4，萃取劑進(jìn)料與物料進(jìn)料質(zhì)量比為3-10，萃取塔塔頂餾出非芳烴(14)， 塔底餾出苯、甲苯和溶劑(15);萃取精餾塔理論級(jí)數(shù)為50-65，塔內(nèi)件采用高效板波紋填 料和浮閥塔盤的混合形式，其中進(jìn)料以下的提餾段為塔盤結(jié)構(gòu)；萃取精餾塔精餾段設(shè)中間 再沸器(5)，加熱介質(zhì)為換熱流程中一段的貧溶劑；萃取精餾塔塔底餾分通過自壓或泵進(jìn) 入溶劑回收塔(3)進(jìn)一步進(jìn)行連續(xù)分離，塔頂餾分(14)作為化工輕油產(chǎn)品出界區(qū)。所述的萃取劑為N-甲酰基嗎啉、N-甲基吡咯烷酮、環(huán)丁楓或甘醇；或它們間的混合物質(zhì)。本發(fā)明的的溶劑回收塔操作方法是溶劑回收塔為負(fù)壓操作，塔頂壓力為20-40 KPa (a)，對(duì)應(yīng)塔頂溫度為40-65。C，回流比為l-2，塔頂餾出苯和甲苯(16)，塔底餾出溶劑 (17);溶劑回收塔理論級(jí)數(shù)為15-30，塔內(nèi)件采用高效板波紋填料，或浮閥板式塔，或它 們的混合形式；溶劑回收塔精餾段底部設(shè)置中間再沸器(8)，加熱介質(zhì)為換熱流程中的一 段貧溶劑；溶劑回收塔塔頂餾分進(jìn)入苯甲苯塔(4)進(jìn)一步連續(xù)分離，塔底餾分為富含熱值的貧溶劑進(jìn)入換熱流程連續(xù)換熱降溫后回萃取精餾單元循環(huán)使用。本發(fā)明的的苯甲苯塔操作方法是苯甲苯塔為常壓或不超過130KPa的微正壓操作，對(duì)應(yīng)塔頂溫度為80-90°C，回流比為1.5-2.5，塔頂餾出純苯產(chǎn)品(18)，塔底餾出純甲苯產(chǎn)品(19);苯甲苯塔理論級(jí)數(shù)為40-60，塔內(nèi)件可采用高效規(guī)整填料或浮閥塔盤；苯甲苯塔再沸器加熱介質(zhì)為換熱網(wǎng)絡(luò)中的一段貧溶劑。以加氫后的焦化粗苯為原料，利用萃取精餾方法和梯級(jí)節(jié)能策略制取高純苯、甲苯和二甲苯產(chǎn)品，同時(shí)使分離過程在低溫、低壓的溫和環(huán)境下完成，實(shí)現(xiàn)能量的梯級(jí)回收和利用，達(dá)到能耗最低、投資最省之目的。屬于焦化苯精制技術(shù)。本發(fā)明有以下優(yōu)點(diǎn)①分離過程與酸洗法相比沒有副產(chǎn)物，沒有廢物排放，產(chǎn)品硫氮含量低于lppm;②加工過程苯系芳烴產(chǎn)品收率和純度很高，例如，苯產(chǎn)品純度可達(dá)99.9 %以上、回收率可達(dá)99.5%以上，甲苯產(chǎn)品純度可達(dá)99.5%以上、回收率可達(dá)99.0%以 上；③精餾塔工藝操作條件溫和，壓力一般在0. lMPa (G)以下，工藝物流溫度在200°C 以下；④萃取精餾單元萃取比低，精餾效率高；⑤精餾工藝操作彈性高，對(duì)原料處理量和 粗苯成分的濃度變化不敏感，⑥換熱網(wǎng)絡(luò)靈活，可適配多種工藝條件;⑦相對(duì)Krupp-K叩pes 法或類似方法的精餾流程，投資減少1/3-1/2，能耗降低20-30%。


圖l:粗苯精制的流程示意圖；其中l(wèi)為預(yù)分塔，2為萃取精餾塔，3為溶劑回收塔，4為苯甲苯塔，5為萃取精餾塔 中間再沸器，6為預(yù)分塔再沸器，7為苯甲苯塔再沸器，8為溶劑回收塔中間再沸器，9為 萃取精餾塔進(jìn)料預(yù)熱器，IO為苯甲苯塔進(jìn)料預(yù)熱器，ll為粗苯加氫液原料，12為重芳烴， 13為輕芳非芳混合物，14為非芳化工輕油，15為輕芳溶劑混合物，16為苯甲苯混合物， 17為貧溶劑，18為純苯，19為純甲苯。
具體實(shí)施方式
下面結(jié)合實(shí)施例及附圖對(duì)本發(fā)明作進(jìn)一步詳細(xì)說明，但本發(fā)明并不限于此。 采用附圖的連接方式，預(yù)分塔中部設(shè)進(jìn)料口，塔頂物流(13)管線與萃取精鎦塔預(yù)熱 器(9)連接后，出口作為萃取精餾塔主進(jìn)料管線與萃取精餾塔相連，預(yù)分塔塔底設(shè)置物 流(12)采出；萃取精餾塔主進(jìn)料口上方設(shè)置貧溶劑進(jìn)料管線，上方精餾段設(shè)置中間再沸 器(5)，塔頂設(shè)置物料(14)釆出管線，塔底設(shè)置物料(15)采出管線并與溶劑回收塔(3) 連接并作為其主進(jìn)料管線；溶劑回收塔上段設(shè)置中間再沸器(8)，塔底設(shè)置物料(17)采 出，塔頂設(shè)置物料(16)采出并與苯甲苯塔預(yù)熱器(10)連接后，出口作為苯甲苯塔主進(jìn) 料管線與苯甲苯塔相連；苯甲苯塔塔底設(shè)置物料(19)采出，塔頂設(shè)置物料(18)采出； 溶劑回收塔塔底設(shè)置物料(17)采出分為三段 一段與苯甲苯塔再沸器(7)、中間再沸器 (8)、預(yù)熱器(9)相連， 一段與預(yù)分塔再沸器(6)、預(yù)熱器(9)相連， 一段與中間再沸 器(5)相連，三段再合并后與苯甲苯塔預(yù)熱器(10)連接后作為貧溶劑進(jìn)料管線與萃取精餾塔相連。根據(jù)這個(gè)裝置的實(shí)施方式如下 實(shí)施例1:加工10萬噸/年粗苯原料，苯含量78%，甲苯含量13%，選取N-甲酰基嗎啉為溶劑， 溶劑比為5: 1。預(yù)分塔塔頂壓力0.01MPa (G)、溫度為80-90°C，回流比為1.5-1.7;萃 取精餾塔塔頂壓力0.05MPa (G)、溫度為86-96°C，回流比為1.0-1.2;回收塔塔頂壓力 -0.08MPa (G)、溫度為40-5CTC，回流比為1.0-1.2;苯甲苯塔塔頂壓力0. OlMPa (G)、溫 度為80-85°C，回流比為1. 5-1. 7。溶劑回收塔塔底貧溶劑依次作為萃取精餾塔中間再沸器、 苯甲苯塔再沸器、溶劑回收塔中間再沸器、萃取精餾塔進(jìn)料預(yù)熱器、苯甲苯塔進(jìn)料預(yù)熱器 進(jìn)行換熱。經(jīng)過上述過程后，主要產(chǎn)品苯符合焦化苯國(guó)家一級(jí)標(biāo)準(zhǔn)，純度為99.9%、回收率為 99.5%，主產(chǎn)品甲苯符合焦化甲苯國(guó)家二級(jí)標(biāo)準(zhǔn)，純度為99.5%、回收率為99.0%。每 加工1噸粗苯需外源加熱負(fù)荷為2. 88MKJ。實(shí)施例2:加工5萬噸/年粗苯原料，苯含量73%，甲苯含量15%，選取N-甲基吡咯烷酮為溶劑， 溶劑比為7.5: 1。預(yù)分塔塔頂壓力0. lMPa (G)、溫度為100-120°C，回流比為3. 5;萃取 精餾塔塔頂壓力0. IMPa (G)、溫度為120-133°C，回流比為3-4;回收塔塔頂壓力-0. 06MPa (G)、溫度為60-65。C;苯甲苯塔塔頂壓力0.05MPa (G)、溫度為90-95t:。溶劑回收塔塔 底貧溶劑依次作為萃取精餾塔中間再沸器、預(yù)分塔再沸器、苯甲苯塔再沸器、溶劑回收塔 中間再沸器、萃取精餾塔進(jìn)料預(yù)熱器、苯甲苯塔進(jìn)料預(yù)熱器進(jìn)行換熱。經(jīng)過上述過程后，主要產(chǎn)品苯符合焦化苯國(guó)家一級(jí)標(biāo)準(zhǔn)，純度為99.9%、回收率為 99.6%，主產(chǎn)品甲苯符合焦化甲苯國(guó)家二級(jí)標(biāo)準(zhǔn)，純度為99.5%、回收率為99.1%。每 加工1噸粗苯需外源加熱負(fù)荷為3. 45MKJ。實(shí)施例3:加工15萬噸/年粗苯原料，苯含量74%，甲苯含量17%，選取N-甲?；鶈徇鵀槿軇?， 溶劑比為5. 5: 1。預(yù)分塔塔頂壓力0. 05MPa(G)、溫度為99'C;萃取精餾塔塔頂壓力0. 09MPa (G)、溫度為96°C;回收塔塔頂壓力-0. 06MPa(G)、溫度為59°C;苯甲苯塔塔頂壓力0. 02MPa (G)、溫度為85'C。溶劑回收塔塔底貧溶劑依次作為萃取精餾塔中間再沸器、苯甲苯塔再 沸器、溶劑回收塔中間再沸器、萃取精餾塔進(jìn)料預(yù)熱器、苯甲苯塔進(jìn)料預(yù)熱器進(jìn)行換熱。 經(jīng)過上述過程后，主要產(chǎn)品苯符合焦化苯國(guó)家一級(jí)標(biāo)準(zhǔn)，純度為99.9%、回收率為 99.5%，主產(chǎn)品甲苯符合焦化甲苯國(guó)家二級(jí)標(biāo)準(zhǔn)，純度為99.5%、回收率為99.0%。每 加工1噸粗苯需外源加熱負(fù)荷為2. 99MKJ。
權(quán)利要求
1. 一種粗苯精制的換熱網(wǎng)絡(luò)裝置，包括預(yù)分塔、萃取精餾塔、溶劑回收塔和苯甲苯塔；其特征在于四個(gè)塔均設(shè)置有再沸器，萃取精餾塔和苯甲苯塔均設(shè)置有進(jìn)料預(yù)熱器。
2. 如權(quán)利要求1所述的粗苯精制的換熱網(wǎng)絡(luò)裝置，其特征是預(yù)分塔中部設(shè)進(jìn)料口，塔 頂物流(13)管線與萃取精餾塔預(yù)熱器(9)連接后作為萃取精餾塔主進(jìn)料管線與萃取 精餾塔相連，預(yù)分塔塔底設(shè)置物流(12)采出；萃取精餾塔主進(jìn)料口上方設(shè)置貧溶劑 進(jìn)料管線，上方精餾段設(shè)置中間再沸器(5)，塔頂設(shè)置物料(14)采出管線，塔底設(shè) 置物料(15)采出管線并與溶劑回收塔(3)主進(jìn)料管線相連；溶劑回收塔上段設(shè)置中間再沸器(8)，塔底設(shè)置物料(17)采出，塔頂設(shè)置物料(16)采出并與苯甲苯塔預(yù) 熱器(10)連接后作為苯甲苯塔主進(jìn)料管線與苯甲苯塔相連；苯甲苯塔塔底設(shè)置物料 (19)采出，塔頂設(shè)置物料(18)采出；溶劑回收塔塔底設(shè)置物料(17)采出分為三 段 一段與苯甲苯塔再沸器(7)、中間再沸器(8)、預(yù)熱器(9)相連， 一段與預(yù)分塔 再沸器(6)、預(yù)熱器(9)相連， 一段與中間再沸器(5)相連，三段再合并后與苯甲 苯塔預(yù)熱器(10)連接后作為貧溶劑進(jìn)料管線與萃取精餾塔相連。
3. 由權(quán)利要求1或2所述的粗苯精制的換熱網(wǎng)絡(luò)裝置的操作方法，其特征是將溶劑回收 塔塔底貧溶劑依次作為萃取精餾塔中間再沸器、苯甲苯塔再沸器、溶劑回收塔中間再 沸器、萃取精餾塔進(jìn)料預(yù)熱器、苯甲苯塔進(jìn)料預(yù)熱器進(jìn)行換熱；或依次作為萃取精餾 塔中間再沸器、預(yù)分塔再沸器、苯甲苯塔再沸器、溶劑回收塔中間再沸器、萃取精餾 塔進(jìn)料預(yù)熱器、苯甲苯塔進(jìn)料預(yù)熱器進(jìn)行換熱；貧溶劑經(jīng)過換熱后可直接回萃取精餾 單元循環(huán)使用。
4. 如權(quán)利要求3所述的粗苯精制的換熱網(wǎng)絡(luò)裝置的操作方法，其特征是所述的預(yù)分塔操 作方法是粗苯原料(11)由預(yù)分塔中部進(jìn)入預(yù)分塔(1)分離系統(tǒng)，此塔在常壓或不 超過130KPa的微正壓下操作，塔頂溫度為80-120°C，回流比控制為1. 5-3. 5，塔底餾 出二甲苯及以上的重芳烴(12),塔頂餾出苯、甲苯和大部分非芳烴(13);預(yù)分塔理 論級(jí)數(shù)為40-60，塔內(nèi)件為具有抗堵塞性能的高效板波紋填料塔，或采用具有推液功能 的浮閥塔盤；預(yù)分塔塔頂餾分通過換熱網(wǎng)絡(luò)升至接近泡點(diǎn)溫度后進(jìn)入萃取精餾塔(2) 進(jìn)一步進(jìn)行連續(xù)分離，塔底餾分則可采用間隙蒸餾法制取高純二甲苯產(chǎn)品。
5. 如權(quán)利要求3浙述的粗苯精制的換熱網(wǎng)絡(luò)裝置的操作方法，其特征是所述的萃取精餾 塔操作方法是萃取精餾塔為正壓操作，對(duì)應(yīng)塔頂溫度為85-135°C，回流比為1-4， 溶劑比為3-10，萃取塔塔頂餾出非芳烴(14)，塔底餾出苯、甲苯和溶劑(15);萃取 精餾塔理論級(jí)數(shù)為50-65，塔內(nèi)件采用高效板波紋填料和浮閥塔盤的混合形式，其中進(jìn) 料以下的提餾段為塔盤結(jié)構(gòu)；萃取精餾塔精餾段設(shè)中間再沸器(5)，加熱介質(zhì)為換熱 流程中一段的貧溶劑；萃取精餾塔塔底餾分通過自壓或泵進(jìn)入溶劑回收塔(3)進(jìn)一步 進(jìn)行連續(xù)分離，塔頂餾分(14)作為化工輕油產(chǎn)品出界區(qū)。
6. 如權(quán)利要求5所述的粗苯精制的換熱網(wǎng)絡(luò)裝置的操作方法，其特征是所述的溶劑為N-甲?；鶈徇?、N-甲基吡咯烷酮、環(huán)丁楓或甘醇；或它們間的混合物質(zhì)。
7. 如權(quán)利要求3所述的粗苯精制的換熱網(wǎng)絡(luò)裝置的操作方法，其特征是所述的溶劑回收塔操作方法是溶劑回收塔為負(fù)壓操作，塔頂壓力為20-40 KPa (a)，對(duì)應(yīng)塔頂溫度為 40-65。C，回流比為卜2，塔頂餾出苯和甲苯(16)，塔底餾出溶劑(17);溶劑回收塔 理論級(jí)數(shù)為15-30，塔內(nèi)件采用高效板波紋填料，或浮閥板式塔，或它們的混合形式； 溶劑回收塔精餾段底部設(shè)置中間再沸器(8)，加熱介質(zhì)為換熱流程中的一段貧溶劑； 溶劑回收塔塔頂餾分進(jìn)入苯甲苯塔(4)進(jìn)一歩連續(xù)分離，塔底餾分為富含熱值的貧溶 劑進(jìn)入換熱流程連續(xù)換熱降溫后回萃取精餾單元循環(huán)使用。 8.如權(quán)利要求3所述的粗苯精制的換熱網(wǎng)絡(luò)裝置的操作方法，其特征是所述的苯甲苯塔 操作方法是苯甲苯塔為常壓或不超過130KPa的微正壓操作，對(duì)應(yīng)塔頂溫度為80-90 。C，回流比為1.5-2.5，塔頂餾出純苯產(chǎn)品(18)，塔底餾出純甲苯產(chǎn)品(19);苯甲苯 塔理論級(jí)數(shù)為40-60,塔內(nèi)件可采用高效規(guī)整填料或浮閥塔盤；苯甲苯塔再沸器加熱介 質(zhì)為換熱網(wǎng)絡(luò)中的一段貧溶劑。
全文摘要
本發(fā)明涉及粗苯精制的換熱網(wǎng)絡(luò)及操作方法，包括預(yù)分塔、萃取精餾塔、溶劑回收塔和苯甲苯塔；其中四個(gè)塔均設(shè)置有再沸器，萃取精餾塔和苯甲苯塔均設(shè)置有進(jìn)料預(yù)熱器。是將溶劑回收塔塔底貧溶劑依次作為萃取精餾塔中間再沸器、苯甲苯塔再沸器、溶劑回收塔中間再沸器、萃取精餾塔進(jìn)料預(yù)熱器、苯甲苯塔進(jìn)料預(yù)熱器進(jìn)行換熱；或依次作為萃取精餾塔中間再沸器、預(yù)分塔再沸器、苯甲苯塔再沸器、溶劑回收塔中間再沸器、萃取精餾塔進(jìn)料預(yù)熱器、苯甲苯塔進(jìn)料預(yù)熱器進(jìn)行換熱；貧溶劑經(jīng)過換熱后可直接回萃取精餾單元循環(huán)使用。本發(fā)明分離過程與酸洗法相比沒有副產(chǎn)物，沒有廢物排放，產(chǎn)品硫氮含量低于1ppm；相對(duì)Krupp-Koppes法或類似方法的精餾流程，投資減少1/3-1/2，能耗降低20-30％。
文檔編號(hào)C07C15/00GK101250079SQ20081005256
公開日2008年8月27日 申請(qǐng)日期2008年3月28日 優(yōu)先權(quán)日2008年3月28日
發(fā)明者超 華, 王紅星, 黃國(guó)強(qiáng) 申請(qǐng)人:天津大學(xué)