專利名稱：從裂解C₈/C₉中抽提苯乙烯的生產(chǎn)工藝的制作方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種提取苯乙烯的工藝，尤其涉及一種從裂解C8/C9中抽提苯乙烯的生產(chǎn)工藝。

背景技術(shù)：
苯乙烯(SM)是一種重要的基本有機化工原料，主要用于生產(chǎn)聚苯乙烯樹脂(PS)、丙稀腈-丁二烯-苯乙烯三元共聚物(ABS)、苯乙烯-丙稀腈共聚物(SAN)樹脂、離子交換樹脂、不飽和聚酯以及苯乙烯系列橡膠(SBR、SBS)等，此外還可用于制藥、染料、農(nóng)藥以及選礦等行業(yè)。隨著我國聚苯乙烯以及ABS樹脂等消費量的不斷增加，近年來我國苯乙烯的表觀消費量增加迅速。而我國苯乙烯自給率僅為50％，每年都需進口大量的苯乙烯來滿足市場的需求。由于我國大多數(shù)苯乙烯裝置生產(chǎn)能力偏小，未達到規(guī)模生產(chǎn)的要求，加上有些裝置生產(chǎn)技術(shù)相對落后，生產(chǎn)成本高，經(jīng)濟效益差，因而與國外產(chǎn)品相比缺乏競爭力。
目前，苯乙烯的生產(chǎn)方法主要有乙苯催化脫氫法、乙苯氧化脫氫技術(shù)和環(huán)氧丙烷-苯乙烯聯(lián)產(chǎn)法。
其中世界上90％以上苯乙烯工業(yè)生產(chǎn)仍采用傳統(tǒng)的乙苯催化脫氫法，該法生產(chǎn)工藝雖然比較成熟，但存在工藝路線長、設(shè)備投資大、能耗較高、生產(chǎn)安全性低等缺點。
乙苯氧化脫氫技術(shù)是用較低溫度下的放熱反應(yīng)代替高溫下的乙苯脫氫吸熱反應(yīng)，從而大大降低了能耗，提高了效率。氧化脫氫反應(yīng)為強放熱反應(yīng)，在熱力學上有利于苯乙烯的生成。典型的生產(chǎn)工藝為苯乙烯單體先進反應(yīng)器技術(shù)(Styrene Monomer Advanced Reactor Technology，簡稱Smart工藝)。該工藝于20世紀90年代初期開發(fā)成功，是UOP公司開發(fā)的乙苯脫氫選擇性氧化技術(shù)(Styro-Plus工藝)與Lummus、Monsanto以及UOP三家公司開發(fā)的Lummus/UOP乙苯絕熱脫氫技術(shù)的集成。該工藝是在原乙苯脫氫工藝的基礎(chǔ)上，向脫氫產(chǎn)物中加入適量氧或空氣，使氫氣在選擇性氧化催化劑作用下氧化為水，從而降低了反應(yīng)物中的氫分壓，打破了傳統(tǒng)脫氫反應(yīng)中的熱平衡，使反應(yīng)向生成物方向移動。
環(huán)氧丙烷-苯乙烯(簡稱PO/SM)聯(lián)產(chǎn)法又稱共氧化法，由Halcon公司開發(fā)成功，并于1973年在西班牙首次實現(xiàn)工業(yè)化生產(chǎn)。在130-160℃、0.3-0.5MPa下，乙苯先在液相反應(yīng)器中用氧氣氧化生成乙苯過氧化物，生成的乙苯過氧化物經(jīng)提濃到17％后進入環(huán)氧化工序，在反應(yīng)溫度為110℃、壓力為4.05MPa條件下，與丙烯發(fā)生環(huán)氧化反應(yīng)成環(huán)氧丙烷和甲基芐醇。環(huán)氧化反應(yīng)液經(jīng)過蒸餾得到環(huán)氧丙烷，甲基芐醇在260℃、常壓條件下脫水生成苯乙烯。反應(yīng)產(chǎn)物中苯乙烯與環(huán)氧丙烷的質(zhì)量之比為2.5∶1。除乙苯脫氫法外，這是目前唯一大規(guī)模生產(chǎn)苯乙烯的工業(yè)方法，生產(chǎn)能力約占世界苯乙烯總生產(chǎn)能力的10％。PO/SM聯(lián)產(chǎn)法的特點是不需要高溫反應(yīng)，可以同時聯(lián)產(chǎn)苯乙烯和環(huán)氧丙烷兩種重要的有機化工產(chǎn)品。將乙苯脫氫的吸熱和丙烯氧化的放熱兩個反應(yīng)結(jié)合起來，節(jié)省了能量，解決了環(huán)氧丙烷生產(chǎn)中的三廢處理問題。另外，由于聯(lián)產(chǎn)裝置的投資費用要比單獨的環(huán)氧丙烷和苯乙烯裝置降低25％，操作費用降低50％以上，因此采用該法建設(shè)大型生產(chǎn)裝置時更具競爭優(yōu)勢。該法的不足之處在于受聯(lián)產(chǎn)品市場狀況影響較大，且反應(yīng)復(fù)雜，副產(chǎn)物多，投資大，乙苯單耗和裝置能耗等都要高于乙苯脫氫法工藝。
而據(jù)調(diào)查，乙烯裝置副產(chǎn)的裂解汽油中含苯乙烯大約為4～6％(重量比)。近年來，隨著乙烯裝置規(guī)模的大型化，裂解汽油中苯乙烯量的大幅增加，如果能在加氫之前，將它分離出來，則會產(chǎn)生可觀的經(jīng)濟效益。


發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明所要解決的技術(shù)問題是提供一種工藝簡單、收率高的從裂解C8/C9中抽提苯乙烯的生產(chǎn)工藝。
為解決上述問題，本發(fā)明所述的一種從裂解C8/C9中抽提苯乙烯的生產(chǎn)工藝，包括以下步驟 (1)抽提原料將乙烯熱裂解產(chǎn)生的裂解C8/C9通過減壓精餾將其中的C8餾分從預(yù)分離塔頂分離出來，作為抽提原料；同時將塔釜分餾出的C9餾分送出界外； (2)將所述步驟(1)中的抽提原料按15.04～27.57t/h的進料量輸送至萃取精餾塔內(nèi)，將其與萃取溶劑按1∶3.5～1∶4的重量比進行充分混合，并分別按所述抽提原料重量的0.005～0.020‰、0.005～0.010‰加入阻聚劑和消泡劑，通過減壓精餾從塔頂將輕組分及C9餾分分離出去，同時塔頂依次通過-5℃水換熱器和循環(huán)水換熱器冷卻至40℃后得到碳八抽余油，塔釜則得到溶劑與苯乙烯的混合物； (3)將所述步驟(2)所得的溶劑與苯乙烯的混合物，通過塔釜泵送入溶劑回收塔作為進料，在溶劑回收塔內(nèi)通過減壓精餾將苯乙烯與溶劑分離，塔頂依次通過-5℃水換熱器和循環(huán)水換熱器冷卻至40℃后得到苯乙烯；同時從塔釜回收溶劑，并將該回收的溶劑返回萃取精餾塔作為溶劑進料補充循環(huán)使用； (4)將所述步驟(3)得到的苯乙烯通過脫色劑處理后，再通過減壓精餾將雜質(zhì)脫除，即可得到聚合級苯乙烯單體。
所述步驟(1)中所分離的C8餾分中的C9含量小于1.0％。
所述步驟(1)中的減壓精餾的條件是指壓力為40～50Kpa、溫度為140～150℃。
所述步驟(2)中的萃取溶劑為HBR-001型溶劑；阻聚劑為HTR-002型阻聚劑；消泡劑為有機硅油。
所述步驟(2)中的減壓精餾的條件是指壓力為5～15Kpa、溫度為140～145℃。
所述步驟(3)中的減壓精餾的條件是指壓力為10～20Kpa、溫度125～135℃。
所述步驟(4)中的脫色劑為HCR-001型脫色劑。
所述步驟(4)中的減壓精餾的條件是指壓力為10～20Kpa、溫度為80～90℃。
本發(fā)明與現(xiàn)有技術(shù)相比具有以下優(yōu)點 1、由于本發(fā)明采用萃取精餾技術(shù)分離得到苯乙烯，因此，不但苯乙烯收率達到≥90％，而且本發(fā)明獲得的苯乙烯經(jīng)FFAP型毛細管柱(參見圖1)、PEG-20M型毛細管柱(參見圖2)進行毛細管氣相色譜法分析后可知，苯乙烯組分從燃料級提升到GB3915-1998標準的聚合產(chǎn)品級。
2、由于本發(fā)明中采用萃取精餾技術(shù)，因此，使得生產(chǎn)成本僅為傳統(tǒng)方法(苯烴一步合成苯乙烯法)的60％，同時由于工藝生產(chǎn)路線比傳統(tǒng)方法(苯烴一步合成苯乙烯法)短，因此裝置能耗也降低了35％。
3、由于本發(fā)明經(jīng)過二段加氫后，萃余餾分中的乙苯濃度得到了有效的降低(＜1.5％)，其組成更接近于催化重整生產(chǎn)的二甲苯，因此，更適合作為芳烴抽提生產(chǎn)二甲苯的原料，使剩余C8餾分的使用價值得到進一步提高。
4、由于傳統(tǒng)裂解汽油(C6-C8)加工工藝中的一段加氫過程會使苯乙烯加氫為乙苯，從而損失了可貴的苯乙烯資源，而本發(fā)明則在裂解汽油(C6-C8)加氫之前采用萃取精餾技術(shù)將苯乙烯回收，因此，不但減少了汽油(C6-C8)加氫反應(yīng)器的催化劑的裝填量，降低了后續(xù)加氫過程中的氫氣消耗，而且避免了催化劑因苯乙烯聚合而引起的中毒，同時還增加了苯乙烯的產(chǎn)量。據(jù)估算一套以石腦油為裂解原料的30萬噸/年乙烯裝置大約可回收約1.5萬噸/年的苯乙烯。
5、經(jīng)在蘭州石化匯豐公司年產(chǎn)2.5萬噸苯乙烯生產(chǎn)線實際應(yīng)用，得到純度99.6％以上的苯乙烯產(chǎn)品；同時廢氣排放320萬Nm3/年、廢水排放1.077萬m3/年、COD(即化學需氧量)排放0.95t/年、石油類排放0.083t/年、固體廢棄物排放11t/3年，符合《污水綜合排放標準》(GB8978-1996)一級標準和《大氣污染物綜合排放標準》(GB16297-1996)的要求。
6、本發(fā)明流程短、生產(chǎn)安全性高、噸產(chǎn)品能耗小、工藝控制簡單，可在60萬噸級以上乙烯裂解裝置內(nèi)提高應(yīng)用。



下面結(jié)合附圖對本發(fā)明的具體實施方式
作進一步詳細的說明。
圖1為本發(fā)明苯乙烯及主要雜質(zhì)在FFAP型毛細管柱上的典型色譜圖。
圖2為本發(fā)明苯乙烯及主要雜質(zhì)在PEG-20M型毛細管柱上的典型色譜圖。
圖中1-正庚烷 2-苯 3-甲苯 4-乙苯 5-間，對-二甲苯6-異丙苯 7-鄰-二甲苯 8-正丙苯 9-間、對-甲乙苯 10-苯乙烯11-α-甲基苯乙烯 12-苯乙炔
具體實施例方式 原料為蘭州石化公司60萬噸/年乙烯裝置所生產(chǎn)的裂解C8/C9餾分，其主要性質(zhì)和詳細組成見表1。
表1 蘭州石化裂解C8/C9餾分主要性質(zhì)和詳細組成

輔助材料及主要性質(zhì)列于表2。
表2 主要輔助材料及性質(zhì) 實施例1 從裂解C8/C9中抽提苯乙烯的生產(chǎn)工藝，包括以下步驟 (1)抽提原料將乙烯熱裂解產(chǎn)生的裂解C8/C9輸送至蘭州遠達機械設(shè)備制造有限公司生產(chǎn)的250-JY型預(yù)分離塔中，在壓力為40Kpa、溫度為140℃的條件下進行減壓精餾后，將其中的C8餾分從預(yù)分離塔塔頂分離出來，作為抽提原料，其中塔頂分離出來的C8餾分中的C9含量小于1.0％；同時將塔釜分餾出的C9餾分送出界外。
(2)將步驟(1)中的抽提原料按15.04～27.57t/h的進料量輸送至蘭州遠達機械設(shè)備制造有限公司生產(chǎn)的350-JY型萃取精餾塔內(nèi)，將其與HBR-001型萃取溶劑按1∶3.5～1∶4的重量比進行充分混合，并分別按抽提原料重量的0.005‰加入HTR-002型阻聚劑和消泡劑有機硅油，在壓力為5Kpa、溫度為145℃的條件下進行減壓精餾后，從塔頂將輕組分及C9餾分分離出去，同時塔頂依次通過-5℃水換熱器和循環(huán)水換熱器冷卻至40℃后得到碳八抽余油，塔釜則得到溶劑與苯乙烯的混合物。
(3)將步驟(2)所得的溶劑與苯乙烯的混合物，通過大連深藍泵業(yè)有限公司生產(chǎn)的DFW-150型塔釜泵送入蘭州遠達機械設(shè)備制造有限公司生產(chǎn)的350-JY型溶劑回收塔作為進料，在溶劑回收塔內(nèi)，以壓力10Kpa、溫度125℃的條件進行減壓精餾，使得苯乙烯與溶劑分離；塔頂依次通過-5℃水換熱器和循環(huán)水換熱器冷卻至40℃后得到苯乙烯；同時從塔釜回收溶劑，并將該回收的溶劑返回萃取精餾塔作為溶劑進料補充循環(huán)使用。
(4)將步驟(3)得到的苯乙烯通過HCR-001型脫色劑處理后，再在壓力為10Kpa、溫度為80℃的條件下進行減壓精餾后，將雜質(zhì)脫除，即可得到聚合級苯乙烯單體。
實施例2 從裂解C8/C9中抽提苯乙烯的生產(chǎn)工藝，包括以下步驟 (1)抽提原料將乙烯熱裂解產(chǎn)生的裂解C8/C9輸送至250-JY型預(yù)分離塔中，在壓力為45Kpa、溫度為145℃的條件下進行減壓精餾后，將其中的C8餾分從預(yù)分離塔塔頂分離出來，作為抽提原料，其中塔頂分離出來的C8餾分中的C9含量小于1.0％；同時將塔釜分餾出的C9餾分送出界外。
(2)將步驟(1)中的抽提原料按15.04～27.57t/h的進料量輸送至350-JY型萃取精餾塔內(nèi)，將其與HBR-001型萃取溶劑按1∶3.8的重量比進行充分混合，并分別按抽提原料重量的0.015‰、0.008‰加入HTR-002型阻聚劑和消泡劑有機硅油，在壓力為10Kpa、溫度為143℃的條件下進行減壓精餾后，從塔頂將輕組分及C9餾分分離出去，同時塔頂依次通過-5℃水換熱器和循環(huán)水換熱器冷卻至40℃后得到碳八抽余油，塔釜則得到溶劑與苯乙烯的混合物。
(3)將步驟(2)所得的溶劑與苯乙烯的混合物，通過DFW-150型塔釜泵送入350-JY型溶劑回收塔作為進料，在溶劑回收塔內(nèi)，以壓力15Kpa、溫度130℃的條件進行減壓精餾，使得苯乙烯與溶劑分離；塔頂依次通過-5℃水換熱器和循環(huán)水換熱器冷卻至40℃后得到苯乙烯；同時從塔釜回收溶劑，并將該回收的溶劑返回萃取精餾塔作為溶劑進料補充循環(huán)使用； (4)將步驟(3)得到的苯乙烯通過HCR-001型脫色劑處理后，再在壓力為15Kpa、溫度為84℃的條件下進行減壓精餾后，將雜質(zhì)脫除，即可得到聚合級苯乙烯單體。
實施例3 從裂解C8/C9中抽提苯乙烯的生產(chǎn)工藝，包括以下步驟 (1)抽提原料將乙烯熱裂解產(chǎn)生的裂解C8/C9輸送至250-JY型預(yù)分離塔中，在壓力為50Kpa、溫度為150℃的條件下進行減壓精餾后，將其中的C8餾分從預(yù)分離塔塔頂分離出來，作為抽提原料，其中塔頂分離出來的C8餾分中的C9含量小于1.0％；同時將塔釜分餾出的C9餾分送出界外。
(2)將步驟(1)中的抽提原料按15.04～27.57t/h的進料量輸送至350-JY型萃取精餾塔內(nèi)，將其與HBR-001型萃取溶劑按1∶4的重量比進行充分混合，并分別按抽提原料重量的0.020‰、0.010‰加入HTR-002型阻聚劑和消泡劑有機硅油，在壓力為15Kpa、溫度為145℃的條件下進行減壓精餾后，從塔頂將輕組分及C9餾分分離出去，同時塔頂依次通過-5℃水換熱器和循環(huán)水換熱器冷卻至40℃后得到碳八抽余油，塔釜則得到溶劑與苯乙烯的混合物。
(3)將步驟(2)所得的溶劑與苯乙烯的混合物，通過DFW-150型塔釜泵送入350-JY型溶劑回收塔作為進料，在溶劑回收塔內(nèi)，以壓力20Kpa、溫度135℃的條件進行減壓精餾，使得苯乙烯與溶劑分離；塔頂依次通過-5℃水換熱器和循環(huán)水換熱器冷卻至40℃后得到苯乙烯；同時從塔釜回收溶劑，并將該回收的溶劑返回萃取精餾塔作為溶劑進料補充循環(huán)使用。
(4)將步驟(3)得到的苯乙烯通過HCR-001型脫色劑處理后，再在壓力為20Kpa、溫度為90℃的條件下進行減壓精餾后，將雜質(zhì)脫除，即可得到聚合級苯乙烯單體。
權(quán)利要求
1.一種從裂解C8/C9中抽提苯乙烯的生產(chǎn)工藝，包括以下步驟
(1)抽提原料將乙烯熱裂解產(chǎn)生的裂解C8/C9通過減壓精餾將其中的C8餾分從預(yù)分離塔頂分離出來，作為抽提原料；同時將塔釜分餾出的C9餾分送出界外；
(2)將所述步驟(1)中的抽提原料按15.04～27.57t/h的進料量輸送至萃取精餾塔內(nèi)，將其與萃取溶劑按1∶3.5～1∶4的重量比進行充分混合，并分別按所述抽提原料重量的0.005～0.020‰、0.005～0.010‰加入阻聚劑和消泡劑，通過減壓精餾從塔頂將輕組分及C9餾分分離出去，同時塔頂依次通過-5℃水換熱器和循環(huán)水換熱器冷卻至40℃后得到碳八抽余油，塔釜則得到溶劑與苯乙烯的混合物；
(3)將所述步驟(2)所得的溶劑與苯乙烯的混合物，通過塔釜泵送入溶劑回收塔作為進料，在溶劑回收塔內(nèi)通過減壓精餾將苯乙烯與溶劑分離，塔頂依次通過-5℃水換熱器和循環(huán)水換熱器冷卻至40℃后得到苯乙烯；同時從塔釜回收溶劑，并將該回收的溶劑返回萃取精餾塔作為溶劑進料補充循環(huán)使用；
(4)將所述步驟(3)得到的苯乙烯通過脫色劑處理后，再通過減壓精餾將雜質(zhì)脫除，即可得到聚合級苯乙烯單體。
2.如權(quán)利要求1所述的從裂解C8/C9中抽提苯乙烯的生產(chǎn)工藝，其特征在于所述步驟(1)中所分離的C8餾分中的C9含量小于1.0％。
3.如權(quán)利要求1所述的從裂解C8/C9中抽提苯乙烯的生產(chǎn)工藝，其特征在于所述步驟(1)中的減壓精餾的條件是指壓力為40～50Kpa、溫度為140～150℃。
4.如權(quán)利要求1所述的從裂解C8/C9中抽提苯乙烯的生產(chǎn)工藝，其特征在于所述步驟(2)中的萃取溶劑為HBR-001型溶劑；阻聚劑為HTR-002型阻聚劑；消泡劑為有機硅油。
5.如權(quán)利要求1所述的從裂解C8/C9中抽提苯乙烯的生產(chǎn)工藝，其特征在于所述步驟(2)中的減壓精餾的條件是指壓力為5～15Kpa、溫度為140～145℃。
6.如權(quán)利要求1所述的從裂解C8/C9中抽提苯乙烯的生產(chǎn)工藝，其特征在于所述步驟(3)中的減壓精餾的條件是指壓力為10～20Kpa、溫度125～135℃。
7.如權(quán)利要求1所述的從裂解C8/C9中抽提苯乙烯的生產(chǎn)工藝，其特征在于所述步驟(4)中的脫色劑為HCR-001型脫色劑。
8.如權(quán)利要求1所述的從裂解C8/C9中抽提苯乙烯的生產(chǎn)工藝，其特征在于所述步驟(4)中的減壓精餾的條件是指壓力為10～20Kpa、溫度為80～90℃。
全文摘要
本發(fā)明涉及一種從裂解C8/C9中抽提苯乙烯的生產(chǎn)工藝，該工藝包括以下步驟(1)抽提原料將乙烯熱裂解產(chǎn)生的裂解C8/C9通過減壓精餾將其中的C8餾分分離出來作為抽提原料；同時將分餾出的C9餾分送出界外；(2)將抽提原料與萃取溶劑充分混合，并加入阻聚劑和消泡劑，通過減壓精餾將輕組分及C9餾分分離出去，同時通過水換熱器冷卻后得到碳八抽余油，塔釜則得到溶劑與苯乙烯的混合物；(3)將溶劑與苯乙烯的混合物通過減壓精餾將苯乙烯與溶劑分離，通過水換熱器冷卻后得到苯乙烯；同時回收溶劑；(4)將苯乙烯通過脫色劑處理后，再通過減壓精餾將雜質(zhì)脫除，即可得到聚合級苯乙烯單體。本發(fā)明采用萃取精餾技術(shù)分離得到苯乙烯，不但工藝簡單，而且收率高。
文檔編號C07C7/00GK101759521SQ20101004631
公開日2010年6月30日 申請日期2010年1月11日 優(yōu)先權(quán)日2010年1月11日
發(fā)明者房清江, 王士保, 崔延強, 達學智 申請人:蘭州匯豐石化有限公司