芳烃抽提的方法以及芳烃抽提装置

技术领域

本发明涉及芳烃抽提技术领域，具体涉及一种芳烃抽提的方法以及芳烃抽提装置。

背景技术

苯及芳烃化合物是强致癌物，其在汽油中含量过高，汽油燃烧不完全会残存在汽车尾气中，长期接触会严重影响人体健康。基于环保压力的与日俱增以及环保意识的增强，我国对汽油提出了更高了要求。

我国新的汽油标准对清洁燃料的生产及我国炼油技术提出了新的挑战。从车用汽油新标准的变化可以看出，车用汽油对苯及芳烃含量的降低幅度较大。芳烃化合物中的苯、甲苯和二甲苯(BTX)是石油化工中最基础的原料，合称“三苯”，它们的产量与规模仅小于“三烯”中的乙烯和丙烯，在化学工业生产当中有着极其重要的地位。BTX是合成纤维、橡胶、塑料、洗涤剂、染料、医药、香料等的重要化工原料。作为芳香系石油化工的基础，BTX的产量标志着工业化程度。在执行更严格的车用汽油国Ⅵ标准后，将有大量的芳烃资源从汽油池中被挤出，此部分物料可为生产高附加值产品提供化工原料。

芳烃的主要来源之一是通过对催化重整汽油进行抽提分离。芳烃抽提工艺主要分为液液抽提和抽提蒸馏两种工艺，芳烃抽提工艺以液液抽提为主，抽提蒸馏工艺主要针对C

在液液抽提工艺中，分离出的非芳和芳烃混合物一般作为回流芳烃返回抽提塔。对于不同萃取剂的液液抽提工艺，回流芳烃的返塔回流比并不同，而且普遍偏高。

芳烃回流比高则意味着从抽提塔中分离出的非芳和芳烃的蒸出量过高，一方面将导致抽提蒸馏塔的气相负荷过高，甚至冲塔；另一方面会使得大量芳烃在抽提塔和抽提蒸馏塔之间循环，抽提塔的实际剂油比将会减小，影响芳烃抽提装置的抽提能力。

因此，亟待提供一种能够减小芳烃回流比的芳烃抽提方法以及芳烃抽提装置。

发明内容

本发明的目的是为了克服现有技术存在的芳烃抽提工艺中芳烃回流比较高的技术问题，提供一种芳烃抽提的方法以及芳烃抽提装置。

为了实现上述目的，本发明的第一方面提供了一种芳烃抽提的方法，所述方法包括以下步骤：

(1)将重整汽油与抽提溶剂接触进行抽提，得到第一富剂和抽余油；

(2)将所述第一富剂进行分离，得到第二富剂和回流芳烃；

(3)将所述回流芳烃返回步骤(1)；

(4)将所述第二富剂与汽提水蒸汽接触进行汽提，得到贫溶剂和芳烃；

(5)将所述贫溶剂至少分为A部分和B部分，所述A部分作为抽提溶剂返回步骤(1)，所述B部分返回步骤(2)。

本发明的第二方面提供了一种芳烃抽提装置，所述装置包括抽提塔1、提馏塔2和汽提塔3；其中，所述抽提塔1的塔底与所述提馏塔2相连，所述提馏塔2的塔顶与所述抽提塔1相连，所述提馏塔2的塔底与所述汽提塔3相连，所述汽提塔3的塔底分别与所述抽提塔1的塔顶和所述提馏塔2的塔顶相连。

通过上述技术方案，本发明所取得的有益技术效果如下：

1)本发明提供的芳烃抽提的方法，将贫溶剂引入提馏塔塔顶，减少了提馏塔塔顶气相中芳烃尤其是甲苯的含量，将大部分甲苯后移至汽提塔蒸出，从而减小了回流芳烃的采出量，进而可以降低芳烃回流比，提高抽提塔的抽提能力；

2)本发明提供的芳烃抽提装置，操作简单，能耗低，芳烃抽提效果好，适合工业化推广。

附图说明

图1是本发明提供的一种优选的实施方式中的芳烃抽提装置图；

图2是本发明提供的实施例1和对比例1中提馏塔塔顶压力变化图；

图3是本发明提供的测试例1和测试例2中蒸出液体内甲苯浓度分布图。

附图标记说明

1、抽提塔 2、提馏塔 3、汽提塔

4、水洗塔 5、工艺水储罐 6、汽提塔换热器

7、汽提塔冷凝器 8、芳烃储罐 9、提馏塔冷凝器

10、回流芳烃储罐11、抽余油冷却器

S1、重整汽油S2、抽提溶剂S3、第一富剂

S4、抽余油S5、第二富剂S6、回流芳烃

S61、无水回流芳烃 S71、水 S8、汽提水蒸汽

S9、贫溶剂S91、A部分S92、B部分

S10、芳烃 S101、无水芳烃S72、水

S11、水洗水 S12、非芳烃 S13、抽余油水洗水

具体实施方式

在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。

本发明的第一方面提供了一种芳烃抽提的方法，所述方法包括以下步骤：

(1)将重整汽油与抽提溶剂接触进行抽提，得到第一富剂和抽余油；

(2)将所述第一富剂进行分离，得到第二富剂和回流芳烃；

(3)将所述回流芳烃返回步骤(1)；

(4)将所述第二富剂与汽提水蒸汽接触进行汽提，得到贫溶剂和芳烃；

(5)将所述贫溶剂至少分为A部分和B部分，所述A部分作为抽提溶剂返回步骤(1)，所述B部分返回步骤(2)。

在步骤(1)中：

在一个优选的实施方式中，所述重整汽油指的是在重整反应过程中生成的汽油，主要为C

在一个优选的实施方式中，所述抽提溶剂选自三甘醇、四甘醇、环丁砜、二甲基亚砜、2-吡咯烷酮、N-甲基吡咯烷酮、N-乙基吡咯烷酮、N-甲基甲酰胺、N-甲基苯甲基酰胺、N-甲酰吗啉、N,N二甲基甲酰胺、水合肼、糠醛、乙二醇、甘油甲缩醛、聚乙二醇、聚碳酸酯中的一种或多种。

进一步优选地，所述抽提溶剂选自四甘醇、二甲基亚砜、N-甲基甲酰胺、N-甲酰吗啉、水合肼、聚乙二醇中的一种。

在一个优选的实施方式中，所述重整汽油的进料温度为110-150℃，优选为125-135℃；所述抽提溶剂的进料温度为110-150℃，优选为120-130℃。

在一个优选的实施方式中，所述重整汽油和所述抽提溶剂的质量比(油剂比)为1:2-8，优选为1:3-5。

在本发明中，如无特别说明，对芳烃抽提方法的描述均指的是方法稳定运行时的状态。其中，本发明中限定的所述重整汽油和抽提溶剂的质量比为方法稳定运行时二者的质量比。当开车时，重整汽油和抽提溶剂的质量比可以比稳定运行时的大。

在一个优选的实施方式中，所述抽提在抽提塔中进行，所述抽提塔的操作条件包括：塔底温度为100-130℃，优选为110-120℃；塔顶压力为0.5-1MPa，优选为0.6-0.8MPa。

在步骤(2)中：

在一个优选的实施方式中，所述第一富剂的进料温度为115-130℃，优选为120-130℃。

在一个优选的实施方式中，所述分离在提馏塔中进行，所述提馏塔的操作条件包括：塔底温度为105-130℃，优选为110-125℃；塔顶压力为10-20kPa，优选为10-15kPa；塔底压力为0.1-0.3MPa，优选为0.15-0.25MPa。

在步骤(3)中：

在一个优选的实施方式中，所述回流芳烃的进料温度为60-90℃，优选为60-70℃。

在一个优选的实施方式中，所述回流芳烃与所述重整汽油的质量比(芳烃回流比)为0.9-1.05：1，优选为0.9-0.95：1。

在一个优选的实施方式中，将所述回流芳烃进行除水，得到无水回流芳烃，将所述无水回流芳烃全部返回步骤(1)。在本发明中，回流芳烃中的水含量≤1wt％，因而除水前后，所述无水回流芳烃与所述重整汽油的质量比可视为不变。在本发明中，无水回流芳烃的进料温度与回流芳烃也相同。

其中，本发明对回流芳烃除水的方式不做特殊限定，优选地，将所述回流芳烃进行沉降除水：先对回流芳烃进行降温，然后静置分层，分离出水。从所述回流芳烃分离出的水可用作抽余油的水洗水。

在步骤(4)中：

在一个优选的实施方式中，所述第二富剂与汽提水蒸汽的质量比为15-35：1；优选为20-30：1。

在一个优选的实施方式中，所述汽提在汽提塔中进行，所述汽提塔的操作条件包括：塔顶温度为100-125℃，优选为105-115℃；塔底温度为130-160℃，优选为140-150℃；塔顶压力为4.5-6kPa，优选为5-5.5kPa。

在一个优选的实施方式中，所述第二富剂与汽提水蒸汽接触进行汽提后得到贫溶剂和芳烃，其中，贫溶剂即为再生抽提溶剂。对所述芳烃进行冷凝，分离出芳烃中夹带的水，得到无水芳烃。其中，得到的无水芳烃可以一部分作为产品采出，一部分作为回流液返回汽提操作，也可以根据实际需求继续进行其他加工操作，分离出的水可以用作抽余油的水洗水。

在步骤(5)中：

在一个优选的实施方式中，所述A部分为所述贫溶剂质量的65-80％，优选为70-75％。

在一个优选的实施方式中，所述A部分的进料温度为135-155℃，优选为140-150℃。

其中，在本发明中，当将所述A部分作为抽提溶剂返回步骤(1)时，可以停止在先的抽提溶剂的进料。也即当方法稳定运行时，步骤(1)中的抽提溶剂全部由步骤(4)中得到的贫溶剂供应。

在一个优选的实施方式中，所述B部分的进料温度为135-155℃，优选为140-150℃。

在本发明中，将部分贫溶剂返回步骤(2)与第一富剂接触，可以减少回流芳烃中芳烃的含量，降低回流芳烃的采出量，进而可以降低芳烃回流比，提高抽提塔的抽提能力。

在一个优选的实施方式中，所述第一富剂与所述B部分的质量比为2-10：1，优选为3-7：1。

在一个优选的实施方式中，本发明对返回步骤(2)中的与所述B部分进入提馏塔的方式不做特殊限定，可以与第一富剂混合后一起进入提馏塔，可以单独由提馏塔塔顶引入，优选以喷雾形式由提馏塔塔顶喷入。

在一个优选的实施方式中，所述方法还包括步骤(6)，将所述抽余油与水洗水接触进行水洗，得到非芳烃和抽余油水洗水。

其中，本发明对水洗操作不做特殊限定，按照本领域常规操作进行即可，本发明不再一一赘述。

在一个优选的实施方式中，所述抽余油水洗水作为水洗水返回步骤(6)中循环使用。

本发明的第二方面提供了一种芳烃抽提装置，所述装置包括抽提塔1、提馏塔2和汽提塔3；其中，所述抽提塔1的塔底与所述提馏塔2相连，所述提馏塔2的塔顶与所述抽提塔1相连，所述提馏塔2的塔底与所述汽提塔3相连，所述汽提塔3的塔底分别与所述抽提塔1的塔顶和所述提馏塔2的塔顶相连。

在本发明中，所述抽提塔1用于抽提重整汽油和抽提溶剂，得到第一富剂S3和抽余油；第一富剂和抽提溶剂在提馏塔2中进行提馏，用于降低回流芳烃的采出量，降低芳烃回流比，提高抽提塔的抽提能力，得到第二富剂和回流芳烃；汽提塔3用于分离第二富剂，得到贫溶剂和芳烃。

在一个优选的实施方式中，所述装置还包括水洗塔4和工艺水储罐5；其中，所述水洗塔4的塔底与所述抽提塔1的塔顶相连，所述工艺水储罐5分别与所述水洗塔5的塔顶和塔底相连。

在本发明中，水洗塔4用于净化抽余油得到非芳烃。工艺水储罐5用于储存水，工艺水储罐5中的水可以先从水洗塔4的塔顶进入水洗塔4，在从水洗塔4的塔底离开水洗塔4返回工艺水储罐5。

在一个优选的实施方式中，所述装置还包括汽提塔换热器6，其中，所述工艺水储罐5、汽提塔换热器6、汽提塔3的塔底依次相连。

在本发明中，所述汽提塔换热器6用于将来自工艺水储罐5的水与汽提塔3塔底采出的第二富剂进行换热。工艺水储罐5中的水经汽提塔换热器6热后，可以用作汽提塔3的汽提气。

在一个优选的实施方式中，所述装置还包括汽提塔冷凝器7和芳烃储罐8；其中，所述芳烃储罐8经所述汽提塔冷凝器7连通所述汽提塔3的塔顶，且同时所述芳烃储罐8还直接连通所述汽提塔3的塔顶和所述工艺水储罐5。

在本发明中，从汽提塔3塔顶采出的芳烃在汽提塔冷凝器7中冷凝后进入芳烃储罐8，在芳烃储罐8中静置后可分为油相和水相，从而将水分离出来得到无水芳烃。得到的无水芳烃，一部分返回汽提塔3，一部分作为产品采出。从芳烃储罐8中分离出的水则送入工艺水储罐5，用作水洗塔4的水洗水或汽提塔3的汽提蒸汽。

在一个优选的实施方式中，所述装置还包括提馏塔冷凝器9和回流芳烃储罐10。其中，其中，所述提馏塔冷凝器9连通所述提馏塔2的塔顶和所述回流芳烃储罐10，且所述回流芳烃储罐10还分别与所述抽提塔1和工艺水储罐5相连。

在本发明中，从提馏塔2的塔顶采出的回流芳烃经过提馏塔冷凝器9冷凝后进入回流芳烃储罐10，在回流芳烃储罐10中静置后可分为油相和水相，从而将水从回流芳烃中分离，得到无水回流芳烃。其中，分离出的无水回流芳烃返回抽提塔1继续进行抽提，分离出的水则送入工艺水储罐5。

在一个优选的实施方式中，所述装置还包括抽余油冷却器11，所述抽余油冷却器11设置在所述抽提塔1和所述水洗塔4之间，用于冷却抽余油。

以下将通过实施例对本发明进行详细描述。实施例和对比例中的抽提溶剂为四甘醇。

实施例1

采用本发明中提供的芳烃抽提的方法在图1所示的芳烃抽提装置中对重整汽油进行抽提，包括以下步骤：

(1)将来自重整装置的重整汽油S1从抽提塔中部引入抽提塔，抽提溶剂S2从抽提塔塔顶引入抽提塔，重整汽油S1和抽提溶剂S2在抽提塔内接触进行抽提，从抽提塔塔底采出第一富剂S3，从抽提塔塔顶采出抽余油S4；

(2)将上述第一富剂S3从提馏塔塔顶引入提馏塔在提馏塔内接触进行分离，从提馏塔塔底采出第二富剂S5，从提馏塔塔顶采出回流芳烃S6；

(3)先将上述回流芳烃S6利用提馏塔冷凝器冷却后引入回流芳烃储罐，从回流芳烃储罐中分离出水，得到无水回流芳烃S61，然后将无水回流芳烃S61全部返回步骤(1)中的抽提塔，将从回流芳烃储罐中分离出的水S71送至工艺水储罐；

(4)将上述第二富剂S5从汽提塔中部引入汽提塔，汽提水蒸汽S8从汽提塔底部引入汽提塔，第二富剂S5和汽提水蒸汽S8在汽提塔内接触进行汽提，从汽提塔塔底采出贫溶剂S9，从汽提塔塔顶采出芳烃S10；

将采出的芳烃S10在汽提塔冷凝器中进行冷凝后引入芳烃储罐，从芳烃储罐中分离出水，得到无水芳烃S101；将得到的无水芳烃S101一部分作为产品采出，一部分作为回流液返回汽提塔；将从芳烃储罐中分离出的水S72送至工艺水储罐；

(5)，将采出的贫溶剂S9分为A部分和B部分，A部分S91作为抽提溶剂S2返回步骤(1)中的抽提塔，B部分S92返回步骤(2)中的提馏塔；

(6)，将步骤(1)中得到的抽余油S4在抽余油冷却器中进行冷却后从水洗塔底部引入水洗塔，来自工艺水储罐的水洗水S11从水洗塔顶部引入水洗塔，抽余油S4和水洗水S11在水洗塔内接触进行水洗，从水洗塔的塔顶采出非芳烃S12，从水洗塔的塔底采出抽余油水洗水S13；得到的非芳烃S12作为产品采出，得到的抽余油水洗水S13返回工艺水储罐循环使用；

其中，芳烃抽提过程中的具体操作条件如表1所示，稳定运行24h后，取样分析，物料信息如表2所示，无水回流芳烃S61的组成如表3所示，抽提塔内压力变化如图2所示。

对比例1

与实施例1相同，区别在与，步骤(5)中，将贫溶剂全部返回抽提塔，也即在提馏塔中不引入贫溶剂。

芳烃抽提过程中的具体操作条件如表1所示，稳定运行24h后，取样分析，物料信息如表2所示，无水回流芳烃S61的组成如表3所示，抽提塔内压力变化如图2所示。

表1

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表2

注：表1中的抽提溶剂S2为开工时的物流，待方法稳定后，A部分S92返回替代抽提溶剂S2。

表3

由表2-3可知，在提馏塔中引入再生抽提溶剂，工艺优化结果如下：1)提馏塔塔顶采出的回流芳烃的流量减少，且无水回流芳烃中苯和甲苯的含量降低；2)提馏塔塔顶压力降低，塔底温度较无贫溶剂引入时高出5℃；3)抽提塔的芳烃回流比降低，重整汽油进料量增加。由此可知，本发明提供的芳烃抽提的方法，可以降低芳烃回流比，提高抽提塔的抽提能力和分离精度，降低整个装置的能耗。

图2为实施例1和对比例1中提馏塔内的压力变化图，由图2可知，对比例1中提馏塔内的塔顶压力在18-20kPa范围波动，波动范围比较大。实施例1中提馏塔内的塔顶压力基本稳定在14kPa左右，贫溶剂的引入，可降低提馏塔塔压，即降低气相负荷，防止冲塔，有利于工艺的平稳运行。

实施例2

与实施例1相同，区别在与，保持操作条件不变，改变抽提塔中重整汽油S1的进料量和返回提馏塔中贫溶剂B部分的量。

实施例2中，重整汽油S1的质量流量为32.5kg/h，贫溶剂B部分S92的质量流量为20kg/h，无水回流芳烃S61的质量流量为30.8kg/h，芳烃回流比为0.95。

实施例3

与实施例1相同，区别在与，保持操作条件不变，改变抽提塔中重整汽油S1的进料量和返回提馏塔中贫溶剂B部分S92的量。

实施例3中，重整汽油S1的质量流量为33kg/h，贫溶剂B部分S92的质量流量为40kg/h，无水回流芳烃S61的质量流量为30.5kg/h，芳烃回流比为0.92。

通过对比实施例2和实施例3可知，随着提馏塔内贫溶剂用量的增加，回流芳烃量由30.8kg/h下降至30.5kg/h，芳烃回流比由0.95降至0.92，抽提塔处理量由32.5kg/h提高至33kg/h。

测试例1

将150g对比例1中的第一富剂S3置于烧瓶中进行蒸馏，从室温开始以2.5℃/min的升温速率进行加热，直至溶液劣化变色，无蒸出液体流出。在加热过程中，分别用试管接收蒸出液体，每收集2mL液体更换一个试管，对每个试管按次序逐一编号，并记录开始接液时的蒸馏温度。

对每个试管中收集到的蒸出液体进行计重和组分分析，结果如表4、表5和图3所示。

测试例2

与测试例1相同，区别在与，在烧瓶上接一个装有拉西环填料的蒸馏管，直通管连接冷凝装置，在蒸馏时以0.5g/min的质量流量从蒸馏管上端添加15g贫溶剂，测试结果如表4、表5和图3所示。

表4

从表4中数据可以看出，测试例1中，在101℃时开始有液体蒸出，当温度达到174℃时，基本不再有液体蒸出，累积蒸出20.27g液体。测试例2中，在120℃时开始蒸出液体，当温度达到187℃时，基本不在有液体蒸出，累积蒸出17.38g液体。由此可知，在添加贫溶剂的方案中，液体蒸出时的起始温度更高，且最终蒸出的液体的重量明显减小。

图3为测试例1和测试例2中蒸出液体内甲苯浓度分布图。由图3可知，在蒸馏的前半阶段(147℃前)，测试例1中甲苯浓度整体高于测试例2，说明添加贫溶剂能有效冷凝和萃取气相中甲苯，阻碍甲苯的蒸出，从而达到降低气相负荷的目的。在蒸馏的后半阶段(147℃-187℃)，测试例2中甲苯的浓度逐渐升高，甚至高于测试例1。该阶段操作温度较高，在实际生产中这部分甲苯应属于在汽提塔中被蒸出的芳烃组分，故测试例1可降低抽提蒸馏塔塔顶气相负荷，其本质在于该方案可以减少塔顶液相中甲苯的闪蒸，将甲苯尽可能后移至汽提塔，从而有效减小回流芳烃中芳烃的循环量。

分别对试例1中试管编号为1-1至1-21的蒸出液体，以及测试例2中试管编号为2-1至2-13的蒸出液体进行组分分析，然后将测试例1中的测试结果进行加和，将测试例2中的测试结果进行加和，结果如表5所示：

表5

测试例1中累积蒸出量17.81g液体，其中，苯蒸出量为6.49g，甲苯蒸出量为9.74g，非芳蒸出量为1.58g；测试例2中累积蒸出量11.11g的液体，其中，苯蒸出量为6.64g，甲苯蒸出量为3.12g，非芳蒸出量为1.35g。

在相同出操作温度下，测试例1中沸点较高的甲苯没有被大量蒸出，因而测试例2中混合液体的重量比测试例1同比降低37.62％。由此可知，测试例2中添加抽提溶剂的技术方案可有效降低气相负荷，并且降低芳烃循环量。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。