本發(fā)明涉及一種多組分芳烴的分離方法，具體是一種針對含苯、甲苯、二甲苯和重芳烴等多組分芳烴原料的分離方法。

背景技術(shù)：

苯、甲苯、二甲苯均是重要的有機化工原料，苯(B)經(jīng)取代反應、加成反應、氧化反應等生成的一系列化合物可以作為制取塑料、橡膠、纖維、染料、去污劑、殺蟲劑等；甲苯(T)衍生的一系列中間體，廣泛用于染料、醫(yī)藥、農(nóng)藥、火炸藥、助劑、香料等精細化學品的生產(chǎn)，也用于合成材料工業(yè)；二甲苯(X)是聚酯工業(yè)的重要原料，在化纖、合成樹脂、農(nóng)藥、醫(yī)藥、塑料等眾多化工生產(chǎn)領域有著廣泛的用途。

由于我國人多地少，又是紡織品出口大國，發(fā)展化纖產(chǎn)品，減少與糧爭地，是一項長期的政策。近幾年，聚酯纖維和聚酯非纖維產(chǎn)品得到了迅速發(fā)展，特別是聚酯技術(shù)的國產(chǎn)化大大降低了投資，促進了聚酯行業(yè)的發(fā)展。在聚酯高速發(fā)展過程中，暴露出我國聚酯的主要原料之一PTA遠遠不能滿足市場需要的問題。隨著PTA產(chǎn)能的強勁增長，我國已由一個PTA進口大國變?yōu)橐粋€PX的進口大國。因此大力發(fā)展芳烴工業(yè)，緩解我國PX的供求矛盾，是十分必要的。PX的大規(guī)模工業(yè)生產(chǎn)是通過芳烴聯(lián)合裝置來實現(xiàn)的。芳烴聯(lián)合裝置通常包括石腦油重整或者裂解汽油加氫等生產(chǎn)芳烴的裝置以及芳烴轉(zhuǎn)化、芳烴分離等單元組成。芳烴分離單元一般包括苯塔、甲苯塔、二甲苯塔等，芳烴分離單元的節(jié)能降耗問題一直備受關(guān)注。

專利CN103923696A公開了一種芳烴類物質(zhì)的分離方法，該方法先對含芳烴油進行堿洗-酸洗-萃取耦合工藝精制，得到芳烴類物質(zhì)。

專利CN104031674A公開了一種萃取分離低芳烴石腦油中芳烴的方法，該方法利用復合溶劑液相萃取的方法得到所述的芳烴組分。

專利CN101830830B公開了一種利用隔離壁精餾塔萃取精餾分離乙腈-甲苯的方法，該方法的設備投資和能耗與常規(guī)萃取精餾方法相比降低 20％以上。

專利CN102617262A申請公開了一種環(huán)己烷-環(huán)己烯-苯分離的節(jié)能工藝方法，該方法將傳統(tǒng)的四塔、兩次萃取精餾工藝變?yōu)橐淮屋腿【s，在實現(xiàn)分離目標的同時，大大降低了分離過程所需的能耗。

技術(shù)實現(xiàn)要素：

本發(fā)明要解決的技術(shù)問題為芳烴分離過程中的高投資、高能耗問題。為了將苯、甲苯、二甲苯和重芳烴分開，傳統(tǒng)的芳烴分離工藝一般分為苯塔、甲苯塔、二甲苯塔等精餾設備，在多組分分離過程中，由于精餾塔內(nèi)返混(Remixing)現(xiàn)象的出現(xiàn)，導致在組分分離過程中熱量的低效利用。本發(fā)明采用一種新的苯-甲苯-二甲苯-重芳烴的分離方法，該方法在用于苯、甲苯、二甲苯和重芳烴分離時，具有投資低、能耗低、流程簡單、裝置可操作性強等優(yōu)點。

為解決上述技術(shù)問題，本發(fā)明采用的技術(shù)方案如下：一種苯-甲苯-二甲苯-重芳烴的分離方法，所述方法包括以下步驟：

i)含苯，甲苯，二甲苯和重芳烴的第一精餾塔原料物流(S₁)進入第一精餾塔(T₁)中段，在上段I區(qū)完成苯的提純，并由第一精餾塔頂采出，得到第一產(chǎn)物(S₄)；

ii)在第一精餾塔I區(qū)和II區(qū)邊界處側(cè)線采出第一側(cè)線抽出物流(S₅)進入第二精餾塔(T₂)底部，在第二精餾塔內(nèi)完成甲苯的提純，并由第二精餾塔頂采出得到第二產(chǎn)物(S₁₄)，第二精餾塔底液相返回第一精餾塔II區(qū)內(nèi)；

iii)在第一精餾塔II區(qū)和III區(qū)邊界處側(cè)線采出第二側(cè)線抽出物流(S₇)進入第三精餾塔(T₃)底部，在第三精餾塔內(nèi)完成二甲苯的提純，并由第三精餾塔頂采出得到第三產(chǎn)物(S₁₇)，第三精餾塔底液相返回第一精餾塔III區(qū)內(nèi)；

iv)在第一精餾塔III區(qū)內(nèi)完成重芳烴的提純，并由第一精餾塔底采出，得到第四產(chǎn)物(S₁₁)。

優(yōu)選地，所述原料物流(S₁)中所含二甲苯組分為鄰二甲苯、間二甲苯和對二甲苯中的一種或者任意組合；

優(yōu)選地，所述原料物流(S₁)中所含重芳烴組分為碳九及以上的芳烴；

優(yōu)選地，所述第一精餾塔理論塔板數(shù)為30-200塊，第二精餾塔理論 板數(shù)為5-100塊，第三精餾塔塔板數(shù)為5-100塊；

更優(yōu)選地，所述第一精餾塔板數(shù)為50-150塊，第二精餾塔板數(shù)為5-50塊，第三精餾塔板數(shù)為5-50塊；

優(yōu)選地，所述第一、第二和第三精餾塔頂壓力均為20-1500KPa；

更優(yōu)選地，所述第一、第二和第三精餾塔頂壓力均為50-500KPa；

優(yōu)選地，所述第一精餾塔有兩個且不限于兩個側(cè)線采出，采出位置可根據(jù)實際需要任意調(diào)整；

優(yōu)選地，所述由第一精餾塔引出的側(cè)線物流進入第二和第三精餾塔的底部且不限于底部；

更優(yōu)選地，所述第一精餾塔引出的側(cè)線物流由第二和第三精餾塔的底部進入；

優(yōu)選地，所述第一側(cè)線返回物流和第二側(cè)線返回物流均返回至第一精餾塔內(nèi)，

更有選地，所述第一側(cè)線返回物流和第二側(cè)線返回物流的返回位置分別不高于第一側(cè)線采出物流和第二側(cè)線采出物流的采出位置。

優(yōu)選地，所述第二和第三精餾塔均不設置再沸器，只設置塔頂冷凝器；

本發(fā)明涉及一種苯-甲苯-二甲苯-重芳烴的分離方法，該方法將由苯、甲苯、二甲苯、碳九及以上重芳烴等多組分引入第一精餾塔內(nèi)，該精餾塔釜被加熱，并由塔頂采出第一產(chǎn)物苯。在第一精餾塔的中段不同位置采出兩股氣相物流分別引入不設重沸器的第二和第三精餾塔底部，并由塔頂分別采出第二產(chǎn)物甲苯和第三產(chǎn)物二甲苯，第二和第三精餾塔底的液相物流回流入第一精餾塔內(nèi)，第一精餾塔底采出第四產(chǎn)物重芳烴。相比于傳統(tǒng)順序分離工藝，本發(fā)明工藝有以下優(yōu)勢：(1)減少了重沸器數(shù)量和塔器投資，節(jié)省了設備成本和占地面積；(2)采用了高度熱耦合的精餾方式，消除了返混現(xiàn)象，大大提高了塔釜熱量的利用效率；(3)簡化了傳統(tǒng)工藝的長流程，提高了裝置的可操作性。

附圖說明

圖1為本發(fā)明方法的工藝流程簡圖，圖2為傳統(tǒng)分離方法的工藝流程簡圖。

圖1中，I區(qū)為苯提純區(qū)，II區(qū)為甲苯提純區(qū)，III區(qū)為二甲苯提純區(qū)， IV區(qū)為重芳烴提純區(qū)。

T₁為第一精餾塔，T₂為第二精餾塔，T₃為第三精餾塔，E₁為第一精餾塔頂冷凝器，E₂為第一精餾塔底再沸器，E₃為第二精餾塔頂冷凝器，E₄為第三精餾塔頂冷凝器。

S1為第一精餾塔原料物流，S2為第一精餾塔頂氣，S3為第一精餾塔頂回流，S4為第一產(chǎn)物，S5為第一側(cè)線抽出物流，S7為第二側(cè)線抽出物流，S6為第一側(cè)線返回物流，S8為第二側(cè)線返回物流，S9為第一精餾塔重沸器返回物流，S10為第一精餾塔底重沸物流，S11為第四產(chǎn)物，S12為第二精餾塔頂氣，S13為第二精餾塔頂回流，S14為第二產(chǎn)物，S15為第三精餾塔頂氣，S16為第三精餾塔頂回流，S17為第三產(chǎn)物。

圖2中，T₁為第一精餾塔，T₂為第二精餾塔，T₃為第三精餾塔。

S₁為第一精餾塔原料物流，S₂為第一產(chǎn)物，S₃為第一精餾塔底物流，S₄為第二產(chǎn)物，S₅為第二精餾塔底物流，S₆為第三產(chǎn)物，S₇為第三精餾塔底物流。

下面通過實施例對本發(fā)明作進一步的闡述。

具體實施方式

【實施例1】

下面結(jié)合圖1對實施例1進行描述。

以歧化單元芳烴分離為例，工藝流程如圖1所示，原料物流(S₁)流量為1000kg/h，其中含苯10％，含甲苯35％，含二甲苯30％，含重芳烴25％，物流溫度為140℃，壓力為0.6MPa，進料位置為第20塊理論板處。第一精餾塔理論塔板數(shù)為100塊，塔頂壓力為150KPa，塔頂溫度為89℃。原料中苯組分在第一精餾塔I區(qū)中完成提純，并由塔頂采出，得到第一產(chǎn)物物流(S₄)，其中苯含量為0.999。第一條側(cè)線采出物流(S₅)為第60塊理論板處，進入第二精餾塔底部，物流溫度為145℃，壓力為180KPa。第二精餾塔理論板數(shù)為5塊，塔頂壓力為150KPa，塔頂溫度為120℃，塔頂采出得到第二產(chǎn)物物流(S₁₄)，其中甲苯含量為0.999，塔底液相物流返回第一精餾塔第61塊理論板。第二條側(cè)線采出物流(S₇)為第83塊理論板處，進入第三精餾塔底部，物流溫度為168℃，壓力為192KPa。第三精餾塔理論板數(shù)為5塊，塔頂壓力為150KPa，塔頂溫度為148℃，塔頂采出得到第 三產(chǎn)物物流(S₁₇)，其中二甲苯含量為0.999，塔底液相物流返回第一精餾塔第84塊理論板。重芳烴組分在第一精餾塔III區(qū)完成提純，并由塔底采出得到第四產(chǎn)物物流(S₁₁)，物流溫度為213℃，壓力為200KPa，其中重芳烴含量為0.999以上。

經(jīng)核算，第一精餾塔塔釜熱負荷為203KW。上述精餾塔均考慮采用浮閥塔盤。經(jīng)計算，第一精餾塔直徑為0.46m，第二精餾塔直徑為0.27m，第三精餾塔直徑為0.20m。

【對比例1】

下面結(jié)合圖2對對比例1進行描述。

同樣以歧化單元芳烴分離為例，部分工藝流程如圖2所示，原料物流(S₁)流量為1000kg/h，其中含苯10％，含甲苯35％，含二甲苯30％，含重芳烴25％，物流溫度為140℃，壓力為0.6MPa。原料物流(S₁)進入第一精餾塔中部，第一精餾塔理論板數(shù)為30塊，塔頂壓力為150KPa，塔頂溫度為88℃，經(jīng)分離后得到第一產(chǎn)物(S₂)，其中苯含量為0.999。第一精餾塔底物流(S₃)進入第二精餾塔中部，第二精餾塔理論板數(shù)為30塊，塔頂壓力為150KPa，塔頂溫度為120℃，經(jīng)分離后得到第二產(chǎn)物(S₄)其中甲苯純度為0.999。第二精餾塔底物流(S₅)進入第三精餾塔中部，第三精餾塔理論板數(shù)為30塊，塔頂壓力為150KPa，塔頂溫度為148℃，經(jīng)分離后得到第三產(chǎn)物(S₆)，其中二甲苯純度為0.999，第三精餾塔底液為第四產(chǎn)物(S₇)，其中重芳烴純度為0.999以上。

經(jīng)核算，第一、二、三精餾塔總能耗為339KW。上述精餾塔均考慮采用浮閥塔盤。經(jīng)計算，第一精餾塔直徑為0.30m，第二精餾塔直徑為0.37m，第三精餾塔直徑為0.25m。

由上述實施例與對比例比較可知，與傳統(tǒng)工藝相比，采用本發(fā)明方法后可節(jié)約能耗約40％，減少占地面積約12％。

【實施例2】

下面結(jié)合圖1對實施例2進行描述。

以歧化單元芳烴分離為例，工藝流程如圖1所示，原料物流(S₁)流量為800kg/h，其中含苯10％，含甲苯35％，含二甲苯30％，含重芳烴25％，物流溫度為140℃，壓力為0.6MPa，進料位置為第15塊理論板處。第一精餾塔理論塔板數(shù)為80塊，塔頂壓力為150KPa，塔頂溫度為89℃。原料中苯組分在第一精餾塔I區(qū)中完成提純，并由塔頂采出，得到第一產(chǎn)物物流(S₄)，其中苯含量為0.999。第一條側(cè)線采出物流(S₅)為第55塊理論板處，進入第二精餾塔底部，物流溫度為149℃，壓力為178KPa。第二精餾塔理論板數(shù)為15塊，塔頂壓力為150KPa，塔頂溫度為120℃，塔頂采出得到第二產(chǎn)物物流(S₁₄)，其中甲苯含量為0.999，塔底液相物流返回第一精餾塔第56塊理論板。第二條側(cè)線采出物流(S₇)為第70塊理論板處，進入第三精餾塔底部，物流溫度為166℃，壓力為185KPa。第三精餾塔理論板數(shù)為30塊，塔頂壓力為150KPa，塔頂溫度為148℃，塔頂采出得到第三產(chǎn)物物流(S₁₇)，其中二甲苯含量為0.999，塔底液相物流返回第一精餾塔第71塊理論板。重芳烴組分在第一精餾塔III區(qū)完成提純，并由塔底采出得到第四產(chǎn)物物流(S₁₁)，物流溫度為213℃，壓力為190KPa，其中重芳烴含量為0.999以上。

經(jīng)核算，第一精餾塔塔釜熱負荷為182KW。上述精餾塔均考慮采用浮閥塔盤。經(jīng)計算，第一精餾塔直徑為0.38m，第二精餾塔直徑為0.23m，第三精餾塔直徑為0.15m。

【對比例2】

下面結(jié)合圖2對對比例2進行描述。

同樣以歧化單元芳烴分離為例，部分工藝流程如圖2所示，原料物流(S₁)流量為800kg/h，其中含苯10％，含甲苯35％，含二甲苯30％，含重芳烴25％，物流溫度為140℃，壓力為0.6MPa。原料物流(S₁)進入第一精餾塔中部，第一精餾塔理論板數(shù)為30塊，塔頂壓力為150KPa，塔頂溫度為88℃，經(jīng)分離后得到第一產(chǎn)物(S₂)，其中苯含量為0.999。第一精餾塔底物流(S₃)進入第二精餾塔中部，第二精餾塔理論板數(shù)為30塊，塔頂壓力為150KPa，塔頂溫度為120℃，經(jīng)分離后得到第二產(chǎn)物(S₄)其中甲苯純度為0.999。第二精餾塔底物流(S₅)進入第三精餾塔中部，第三精餾塔理論板數(shù)為30塊，塔頂壓力為150KPa，塔頂溫度為148℃，經(jīng)分 離后得到第三產(chǎn)物(S₆)，其中二甲苯純度為0.999，第三精餾塔底液為第四產(chǎn)物(S₇)，其中重芳烴純度為0.999以上。

經(jīng)核算，第一、二、三精餾塔總能耗為271KW。上述精餾塔均考慮采用浮閥塔盤。經(jīng)計算，第一精餾塔直徑為0.28m，第二精餾塔直徑為0.35m，第三精餾塔直徑為0.22m。

由上述實施例與對比例比較可知，與傳統(tǒng)工藝相比，采用本發(fā)明方法后可節(jié)約能耗約30％，減少占地面積約12％。

【實施例3】

下面結(jié)合圖1對實施例3進行描述。

以歧化單元芳烴分離為例，工藝流程如圖1所示，原料物流(S₁)流量為1000kg/h，其中含苯15％，含甲苯30％，含二甲苯25％，含重芳烴30％，物流溫度為100℃，壓力為0.3MPa，進料位置為第15塊理論板處。第一精餾塔理論塔板數(shù)為80塊，塔頂壓力為150KPa，塔頂溫度為89℃。原料中苯組分在第一精餾塔I區(qū)中完成提純，并由塔頂采出，得到第一產(chǎn)物物流(S₄)，其中苯含量為0.999。第一條側(cè)線采出物流(S₅)為第50塊理論板處，進入第二精餾塔底部，物流溫度為152℃，壓力為175KPa。第二精餾塔理論板數(shù)為30塊，塔頂壓力為150KPa，塔頂溫度為120℃，塔頂采出得到第二產(chǎn)物物流(S₁₄)，其中甲苯含量為0.999，塔底液相物流返回第一精餾塔第51塊理論板。第二條側(cè)線采出物流(S₇)為第65塊理論板處，進入第三精餾塔底部，物流溫度為170℃，壓力為182KPa。第三精餾塔理論板數(shù)為30塊，塔頂壓力為150KPa，塔頂溫度為148℃，塔頂采出得到第三產(chǎn)物物流(S₁₇)，其中二甲苯含量為0.999，塔底液相物流返回第一精餾塔第66塊理論板。重芳烴組分在第一精餾塔III區(qū)完成提純，并由塔底采出得到第四產(chǎn)物物流(S₁₁)，物流溫度為213℃，壓力為190KPa，其中重芳烴含量為0.999以上。

經(jīng)核算，第一精餾塔釜熱負荷為230KW。上述精餾塔均考慮采用浮閥塔盤。經(jīng)計算，第一精餾塔直徑為0.40m，第二精餾塔直徑為0.30m，第三精餾塔直徑為0.19m。

【對比例3】

下面結(jié)合圖2對對比例2進行描述。

同樣以歧化單元芳烴分離為例，部分工藝流程如圖2所示，原料物流(S₁)流量為1000kg/h，其中含苯15％，含甲苯30％，含二甲苯25％，含重芳烴30％，物流溫度為100℃，壓力為0.3MPa。原料物流(S₁)進入第一精餾塔中部，第一精餾塔理論板數(shù)為30塊，塔頂壓力為150KPa，塔頂溫度為88℃，經(jīng)分離后得到第一產(chǎn)物(S₂)，其中苯含量為0.999。第一精餾塔底物流(S₃)進入第二精餾塔中部，第二精餾塔理論板數(shù)為30塊，塔頂壓力為150KPa，塔頂溫度為120℃，經(jīng)分離后得到第二產(chǎn)物(S₄)其中甲苯純度為0.999。第二精餾塔底物流(S₅)進入第三精餾塔中部，第三精餾塔理論板數(shù)為30塊，塔頂壓力為150KPa，塔頂溫度為148℃，經(jīng)分離后得到第三產(chǎn)物(S₆)，其中二甲苯純度為0.999，第三精餾塔底液為第四產(chǎn)物(S₇)，其中重芳烴純度為0.999以上。

經(jīng)核算，第一、二、三精餾塔總能耗為315KW。上述精餾塔均考慮采用浮閥塔盤。經(jīng)計算，第一精餾塔直徑為0.30m，第二精餾塔直徑為0.36m，第三精餾塔直徑為0.30m。

由上述實施例與對比例比較可知，與傳統(tǒng)工藝相比，采用本發(fā)明方法后可節(jié)約能耗約25％，減少占地面積約7％。

由上述實施例與對比例比較可知，與傳統(tǒng)分離工藝相比，采用本發(fā)明方法后可節(jié)約能耗20％-30％，減少占地面積5％-12％，估算可節(jié)約設備投資約5％。