專利名稱：一種粗苯加氫精制方法
技術領域：
本發(fā)明涉及一種粗苯深加工技術，具體涉及一種粗苯加氫精制方法。
背景技術：
粗苯是一種從煤焦化的粗煤氣中回收得到的輕餾分油，主要成分為苯、甲苯、二甲 苯，還含有少量的非芳烴組分。目前，對于粗苯的利用，主要方法為1、利用蒸餾原理，提出其中沸點在二甲苯以上物質(zhì)進行加氫預處理；2、在溫度190-220°C、壓力2. 5MPa、Ni-Mo催化劑作用下，將不飽和化合物轉(zhuǎn)化為 飽和化合物；在溫度190_220°C、壓力2. 5MPa、Co-Mo催化劑作用下，發(fā)生原料的脫硫、脫氮和烯 烴飽和反應；3、采用先進的萃取精餾工藝，生產(chǎn)出高純度的符合石油苯要求的純苯、甲苯、二甲 苯；其進一步應用，就是利用所得的純苯在溫度140-180°C、壓力0. 65MPa、Ni催化劑 作用下加氫制環(huán)己烷，環(huán)己烷通過氧化、分解等反應制環(huán)己酮。其中，上述的精餾工藝，一般采用以下步驟預精餾由脫輕塔來的加氫油由預精餾塔中部進入塔中蒸餾分離。操作塔頂壓力 為0. 35 0. 50MPa、塔頂溫度為140 160°C、塔釜溫度為200 230°C，塔頂采出主要含苯 和甲苯的BT液，排入罐區(qū)BT罐，塔釜采出的主要含二甲苯的XS液，排入罐區(qū)XS罐；萃取來自罐區(qū)的BT液由萃取塔中部進入塔中，萃取塔操作塔頂壓力為常壓、塔 頂溫度為95 105°C、塔釜溫度為135 150°C。BT與循環(huán)萃取劑(NFM)在塔內(nèi)混合，萃取 劑(NFM)與BT液中的苯、甲苯混合后由塔釜進入再生塔；不與萃取劑混合的非芳烴，經(jīng)萃取 塔頂采出，送到罐區(qū)非芳烴罐；再生在再生塔系統(tǒng)中，操作塔頂壓力為-55 _70KPa、塔頂溫度為55 65°C、塔 釜溫度為160 180°C。純芳烴(苯、甲苯)由塔頂采出，經(jīng)油水分離器分離后，純芳烴進入 純苯塔系統(tǒng)；塔釜萃取液由循環(huán)泵打入萃取塔系統(tǒng)循環(huán)使用；純苯塔系統(tǒng)由再生塔系統(tǒng)來的純芳烴進入純苯塔中蒸餾，操作塔頂壓力為常壓、 塔頂溫度為80 85°C、塔釜溫度為110 120°C。塔頂采出的純苯進入油水分離器，分離 后的純苯送往罐區(qū)作環(huán)己酮原料或外銷。塔釜采出的甲苯經(jīng)冷卻后送往罐區(qū)甲苯罐外銷。二甲苯塔系統(tǒng)罐區(qū)來的XS進入二甲苯塔系統(tǒng)中，通過蒸餾后，塔頂采出二甲苯 送往罐區(qū)外銷，塔釜溶劑油裝桶外銷。在目前的這種工藝中，工藝流程較長，設備多，造成耗能多，生產(chǎn)效率低；同時，加氫過程中會發(fā)生一定的副反應，原料油中的苯和甲苯在一定溫度、壓力、 氫分壓下會發(fā)生加氫反應生成環(huán)己烷和甲基環(huán)己烷，采用進口巴斯夫催化劑時，會發(fā)生 1.5%左右的副反應；采用國產(chǎn)催化劑時，會發(fā)生2% -3%左右的副反應，為了去除這部分副產(chǎn)物會損失-2%的純苯，造成收率低。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明的目的是根據(jù)現(xiàn)有工藝的特點和制備環(huán)己酮的要求，提供一種成本低、效 率高的新的粗苯加氫制備環(huán)己酮的方法。本發(fā)明解決上述技術問題的技術方案為一種粗苯加氫精制方法，依次包括以下 步驟A、粗苯預處理將焦化粗苯由預處理塔中部進入塔中蒸餾分離，脫除重芳烴；B、粗苯加氫經(jīng)過A步驟后的物料在催化劑作用下，先將不飽和物轉(zhuǎn)化為飽和物， 然后發(fā)生脫硫、脫氮反應和烯烴飽和反應，其中產(chǎn)生的含H2S氣體從穩(wěn)定塔頂分離出來，塔 釜的物料送往預精餾塔。C、預精餾經(jīng)過B步驟的塔釜的物料從預精餾塔中部進入預精餾塔中蒸餾分離， 蒸餾塔塔頂采出主要含苯和甲苯的BT液，排入罐區(qū)BT罐；塔釜采出的含二甲苯的XS液，排 入罐區(qū)XS罐；
D、精餾制純苯、甲苯由BT罐里來的BT液進入純苯塔中蒸餾，操作塔頂壓力為常 壓、塔頂溫度為80 85°C、塔釜溫度為110 120°C，塔頂采出的純苯進入油水分離器，分 離后得到純苯，塔釜采出得到甲苯。作為優(yōu)選所述A步驟中，操作塔頂壓力為常壓，塔頂溫度為80 10(TC，塔釜溫 度為165 195°C。作為優(yōu)選所述B步驟中，催化加氫時，氫氣與物料的體積比為400 1 800 1。作為優(yōu)選所述B步驟中，催化加氫時，體積空速0. 51Γ1 1. 51Γ1。作為優(yōu)選所述B步驟中，催化加氫時，預反應器溫度190-220°C，即將不飽和物轉(zhuǎn) 化為飽和物時的溫度為190-220°C、主反應器溫度280-370°C，即發(fā)生脫硫、脫氮反應和烯 烴飽和反應時溫度為280-370°C。作為優(yōu)選所述B步驟中，催化加氫時，壓力為2. 0-3. OMPa0作為優(yōu)選所述C步驟中，操作塔頂壓力為0. 35 0. 50MPa、塔頂溫度為140 160°C、塔釜溫度為200 230°C。本發(fā)明尤其適用于生產(chǎn)的純苯用于制備環(huán)己酮原料的情形，當需生產(chǎn)供環(huán)己酮裝 置作原料的純苯時，執(zhí)行如下優(yōu)化流程保持現(xiàn)有的粗苯預處理、加氫、脫輕工序流程不變； 同時調(diào)整并嚴格控制加氫工序工藝控制指標氫油比(體積比)400 1 800 1、體積空 速0. 51Γ1 1. 51Γ1、預反應器溫度190-220°C、主反應器溫度280-370°C、壓力2. 0-3. OMPa, 保證噻吩小于Ippm情況下盡可能減低副反應生成甲基環(huán)己烷的量；預精餾流程保持不變； 停止萃取塔進料同時停止萃取塔和再生塔的循環(huán)，停兩塔蒸汽熱源后可按正常停車程序?qū)?萃取塔再生塔兩系統(tǒng)停止。BT液通過改造新增管線由罐區(qū)直接送往純苯塔，分離后得到可用于環(huán)己酮生產(chǎn)原 料的純苯，其中含環(huán)己烷1. 5%左右。即用于制造環(huán)己酮原料純苯時，將萃取、再生流程省略，通過改造管線直接進入純 苯塔進行處理。
采用本方法，與現(xiàn)有技術相比，純苯中，環(huán)己烷含量升高，其中增加的環(huán)己烷是因 為少了萃取步驟而沒有被分離除去，副產(chǎn)物環(huán)己烷能得到有效利用，提高了產(chǎn)品收率。環(huán)己 烷可作為生產(chǎn)環(huán)己酮的原料，且省去了純苯加氫制環(huán)己烷步驟，節(jié)約了能源，即簡化了粗苯 加氫精制流程，節(jié)約了能源，提高了收率，減少了純苯的損耗。另外，其中的甲基環(huán)己烷和其他輕組分能在制備環(huán)己酮裝置的輕塔中以輕質(zhì)油形 式采出外賣，不影響環(huán)己酮的正常生產(chǎn)。與現(xiàn)有技術相比，本發(fā)明的有益效果為1、減少成本整個裝置不再需要萃取劑，也不再需要萃取塔系統(tǒng)、再生塔系統(tǒng)，從 而減少固定資產(chǎn)投入；2、由于整個工藝線縮短，能耗降低，節(jié)能32%以上；3、降低操作強度，減少工作量；4、提高收率本方法能使粗苯加氫精制產(chǎn)品收率提高4%以上；非芳烴含苯約 40%，現(xiàn)有技術生產(chǎn)非芳烴約1400噸/年，非芳烴價格按2000元/噸、苯價格按6000元/ 噸計，調(diào)整工藝后每年增加經(jīng)濟效益約224萬元；5、充分利用環(huán)己烷非芳烴含環(huán)己烷約20%，原工藝生產(chǎn)非芳烴約1400噸/年， 將節(jié)約環(huán)己烷280噸/年，環(huán)己烷價格按7000元/噸計，調(diào)整工藝后每年增加經(jīng)濟效益約 140萬元。
具體實施例方式下面結合具體實施方式
對本發(fā)明作進一步的詳細描述。但不應將此理解為本發(fā)明 上述主題的范圍僅限于下述實施例。實施例1一種粗苯加氫精制方法，本實施例的原料為1噸粗苯，其組分質(zhì)量百分含量為 苯80. 57%甲苯12. 49%二甲苯2. 24%輕組分0. 66%重組分4. 04%，依次包括以下步 驟A、粗苯預處理焦化粗苯由預處理塔中部進入塔中蒸餾分離，操作塔頂壓力為常 壓、塔頂溫度為80V、塔釜溫度為165°C，脫除重芳烴；B、粗苯加氫及穩(wěn)定部分經(jīng)過步驟A的物料在氫油比400 1、體積空速0. 51Γ1、 溫度195°C、壓力2. OMPa.Ni-Mo催化劑作用下，將不飽和化合物轉(zhuǎn)化為飽和化合物；在氫油 比400 1、體積空速0. 51Γ1、溫度280°C、壓力2. OMPaXo-Mo催化劑作用下，發(fā)生原料的脫 硫、脫氮和烯烴飽和反應；粗苯加氫所產(chǎn)生含H2S氣體從穩(wěn)定塔頂分離出來，塔釜的BTXS送 往預精餾。C、預精餾由脫輕塔來的加氫油由預精餾塔中部進入塔中蒸餾分離，操作塔頂壓 力為0. 35MPa、塔頂溫度為140°C、塔釜溫度為200°C，塔頂采出主要含苯和甲苯的BT液，排 入罐區(qū)BT罐；塔釜采出的含二甲苯的XS液，排入罐區(qū)XS罐；D、精餾制純苯由BT罐里來的BT液進入純苯塔中蒸餾，操作塔頂壓力為常壓、塔 頂溫度為80°C、塔釜溫度為110°C，塔頂采出的純苯進入油水分離器，分離后得到純苯，塔 釜采出得到甲苯；其中，所得的純苯的組分見表1 ；精餾制二甲苯罐區(qū)來的XS液進入二甲苯塔系統(tǒng)中，通過蒸餾后，塔頂采出得到二甲苯表1 采用實施例1的方法與采用現(xiàn)有技術制得的中間產(chǎn)物純苯的組分(質(zhì)量百 分比)
環(huán)己烷(%) 甲基環(huán)己烷 苯(%) 甲苯 輕組分硫(PPm) (%) (%) (%)
現(xiàn)有技術0.020.0299.95 0.01 -—0. 5
實施例 10.800. 2598.11 0.01 0.83 0.5從表1中可以計算出，本實施例相對于現(xiàn)有技術，產(chǎn)品收率提高了 4. 07%。本實施例的能耗與現(xiàn)有技術的能耗比較參見表2表2 加工1噸粗苯的能耗比較
水On3)電(Kw/h) 蒸汽(噸)
現(xiàn)有技術175170?！?br> 實施例 11~3154ITo從表2中可以計算出，本實施例相對于現(xiàn)有技術，能耗降低了 32. 11%。實施例2一種粗苯加氫制備環(huán)己酮的方法，本實施例的原料為1. 2噸粗苯，其組分質(zhì)量百 分含量為苯80. 57%甲苯12. 49%二甲苯2. 24%輕組分0. 66%重組分4. 04%，依次包 括以下步驟Α、粗苯預處理焦化粗苯由預處理塔中部進入塔中蒸餾分離，操作塔頂壓力為常 壓、塔頂溫度為95°C、塔釜溫度為195°C，脫除重芳烴；B、粗苯加氫及穩(wěn)定部分經(jīng)過步驟A的物料在氫油比800 1、體積空速1. 501Γ1、 溫度220°C、壓力3. OMPa.Ni-Mo催化劑作用下，將不飽和化合物轉(zhuǎn)化為飽和化合物；在氫油 比800 1、體積空速1. 51Γ1、溫度370°C、壓力3. OMPaXo-Mo催化劑作用下，發(fā)生原料的脫 硫、脫氮和烯烴飽和反應；粗苯加氫所產(chǎn)生含H2S氣體從穩(wěn)定塔頂分離出來，塔釜的BTXS送 往預精餾。C、預精餾由脫輕塔來的加氫油由預精餾塔中部進入塔中蒸餾分離，操作塔頂壓 力為0. 50MPa、塔頂溫度為160°C、塔釜溫度為230°C，塔頂采出主要含苯和甲苯的BT液，排 入罐區(qū)BT罐；塔釜采出的含二甲苯的XS液，排入罐區(qū)XS罐；D、精餾制得純苯由BT罐里來的BT液進入純苯塔中蒸餾，操作塔頂壓力為常壓、 塔頂溫度為85°C、塔釜溫度為120°C，塔頂采出的純苯進入油水分離器，分離后得到純苯， 塔釜采出得到甲苯；其中，所得的純苯的組分見表3 ；精餾制二甲苯罐區(qū)來的XS液進入二甲苯塔系統(tǒng)中，通過蒸餾后，塔頂采出得到
二甲苯。
表3 采用實施例2的方法與采用現(xiàn)有技術制得的中間產(chǎn)物純苯的組分
環(huán)己烷(%) 甲基環(huán)己烷 苯(%) 甲苯 輕組分硫(PPm) (%) (%) (%)
現(xiàn)有技術0.020.0299.95 0.01 -—0. 5
實施例 20.830. 2598.06 0.01 0.85 0. 5從表3中可以計算出，本實施例相對于現(xiàn)有技術，產(chǎn)品收率提高了 4. 2%。本實施例的能耗與現(xiàn)有技術的能耗比較參見表4表4 本實施例加工1. 2噸粗苯的能耗比較
水On3)電(Kw/h)蒸汽(噸)
現(xiàn)有技術L 820027
實施例 21~51801Λ8從表4中可以計算出，本實施例相對于現(xiàn)有技術，能耗降低了 32. 25%。實施例3一種粗苯加氫制備環(huán)己酮的方法，本實施例的原料為1. 5噸粗苯，其組分質(zhì)量百 分含量為苯80. 57%甲苯12. 49%二甲苯2. 24%輕組分0. 66%重組分4. 04%，依次包 括以下步驟A、粗苯預處理焦化粗苯由預處理塔中部進入塔中蒸餾分離，操作塔頂壓力為常 壓、塔頂溫度為95°C、塔釜溫度為175°C，脫除重芳烴；B、粗苯加氫及穩(wěn)定部分經(jīng)過步驟A的物料在氫油比600 1、體積空速0. 901Γ1、 溫度200°C、壓力2. 5MPa、Ni-Mo催化劑作用下，將不飽和化合物轉(zhuǎn)化為飽和化合物；在氫油 比600 1、體積空速0. 91Γ1、溫度305°C、壓力2. 5MPa,Co-Mo催化劑作用下，發(fā)生原料的脫 硫、脫氮和烯烴飽和反應；粗苯加氫所產(chǎn)生含H2S氣體從穩(wěn)定塔頂分離出來，塔釜的BTXS送 往預精餾。C、預精餾由脫輕塔來的加氫油由預精餾塔中部進入塔中蒸餾分離，操作塔頂壓 力為0. 50MPa、塔頂溫度為160°C、塔釜溫度為230°C，塔頂采出主要含苯和甲苯的BT液，排 入罐區(qū)BT罐；塔釜采出的含二甲苯的XS液，排入罐區(qū)XS罐；D、精餾制得純苯由BT罐里來的BT液進入純苯塔中蒸餾，操作塔頂壓力為常壓、 塔頂溫度為85°C、塔釜溫度為120°C，塔頂采出的純苯進入油水分離器，分離后得到純苯， 塔釜采出得到甲苯；其中，所得的純苯的組分見表3 ；精餾制二甲苯罐區(qū)來的XS液進入二甲苯塔系統(tǒng)中，通過蒸餾后，塔頂采出得到
二甲苯。表5 采用實施例3的方法與采用現(xiàn)有技術制得的中間產(chǎn)物純苯的組分
權利要求
一種粗苯加氫精制方法，其特征在于，依次包括以下步驟A、粗苯預處理將焦化粗苯進行分離，脫除重芳烴；B、粗苯加氫經(jīng)過A步驟后的物料在催化劑作用下，先將將不飽和物轉(zhuǎn)化為飽和物，然后發(fā)生脫硫、脫氮反應和烯烴飽和反應，其中產(chǎn)生的含H2S氣體從穩(wěn)定塔頂分離出來，塔釜的物料送往預精餾塔。C、預精餾經(jīng)過B步驟的塔釜的物料從預精餾塔中部進入預精餾塔中蒸餾分離，蒸餾塔塔頂采出主要含苯和甲苯的BT液，排入罐區(qū)BT罐；D、精餾制純苯、甲苯由BT罐里來的BT液直接進入純苯塔中蒸餾，操作塔頂壓力為常壓、塔頂溫度為80～85℃、塔釜溫度為110～120℃，塔頂采出的純苯進入油水分離器，分離后得到純苯，塔釜采出得到甲苯。
2.根據(jù)權利要求1所述的一種粗苯加氫精制方法，其特征在于所述A步驟中，操作塔 頂壓力為常壓，塔頂溫度為80 100°C，塔釜溫度為165 195°C。
3.根據(jù)權利要求1所述的一種粗苯加氫精制方法，其特征在于所述B步驟中，催化加 氫時，氫氣與物料的體積比為400 1 800 1。
4.根據(jù)權利要求3所述的一種粗苯加氫精制方法，其特征在于所述B步驟中，催化加 氫時，體積空速0. 51Γ1 1. 51Γ1。
5.根據(jù)權利要求4所述的一種粗苯加氫精制方法，其特征在于所述B步驟中，催化加 氫時，預反應器溫度190-220°C、主反應器溫度280-370°C。
6.根據(jù)權利要求5所述的一種粗苯加氫精制方法，其特征在于所述B步驟中，催化加 氫時，壓力為2. 0-3. OMPa0
7.根據(jù)權利要求1所述的一種粗苯加氫精制方法，其特征在于所述C步驟中，操作塔 頂壓力為0. 35 0. 50MPa、塔頂溫度為140 160°C、塔釜溫度為200 230°C。
8.根據(jù)權利要求1所述的一種粗苯加氫精制方法，其特征在于所述D步驟中，用于制 備環(huán)己酮的原料純苯時，BT液直接進入純苯塔，分離后得到滿足于環(huán)己酮生產(chǎn)原料要求的 純苯。
全文摘要
本發(fā)明公開了一種粗苯加氫精制方法，屬于粗苯深加工應用領域，本發(fā)明依次包括以下步驟A、粗苯預處理，B、粗苯加氫，C、預精餾，D、精餾制得純苯，D步驟得到的純苯可加氫制環(huán)己烷；環(huán)己烷通過氧化、分解反應制得粗醇酮，通過本發(fā)明對粗苯精制流程及加氫工藝參數(shù)進行了優(yōu)化，本發(fā)明尤其適用于粗苯加氫精制后所得產(chǎn)物作為生產(chǎn)環(huán)己酮的原料的情況，通過該方法的實施，能使粗苯加氫精制產(chǎn)品收率提高4％以上、節(jié)能32％以上，粗苯加氫生產(chǎn)出的純苯完全滿足環(huán)己酮制備要求。
文檔編號C07C7/163GK101967078SQ20101051768
公開日2011年2月9日 申請日期2010年10月25日 優(yōu)先權日2010年10月25日
發(fā)明者劉勇武, 周超, 姜茂貴, 熊富才 申請人:內(nèi)江天科化工有限責任公司;劉勇武