粗苯加氫工藝路線技術(shù)與比較#

1、粗苯加氫工藝路線的分析與比較1 粗苯加氫工藝概況1.1Axens 氣液兩相加氫技術(shù)美國的 Axens 氣液兩相加氫技術(shù)采用兩段加氫技術(shù)。 粗苯脫重組分后由高速 泵提壓進(jìn)入預(yù)反應(yīng)器，進(jìn)行液相加氫反應(yīng)。雙烯烴、苯乙烯、二硫化碳等容易聚 合的物質(zhì)在 Ni-Mo 催化劑作用下加氫變?yōu)閱蜗N。因?yàn)轭A(yù)加氫反應(yīng)為液相反應(yīng)， 能有效抑制雙烯烴的聚合。 預(yù)反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)高溫循環(huán)氫汽化后， 通過加熱爐加熱到 主反應(yīng)溫度進(jìn)入主反應(yīng)器，在高選擇性 Co-Mo催化劑作用下進(jìn)行氣相加氫反應(yīng)， 單烯烴經(jīng)加氫生成相應(yīng)的飽和烴。硫化物（主要是噻吩）、氮化物及氧化物被加 氫轉(zhuǎn)化成烴類、硫化氫、水及氨，同時(shí)抑制芳烴的轉(zhuǎn)化， 芳烴損失率

2、應(yīng) 0.5%, 反 應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)一系列換熱后分離，液相組分經(jīng)穩(wěn)定塔將 HZS、 NH3 等氣體除去，塔底 得到含噻吩 0.5mg/kg 的加氫油。因?yàn)轭A(yù)反應(yīng)溫度低，且為液相加氫，預(yù)反應(yīng) 產(chǎn)物靠熱氫汽化，需要大量高溫循環(huán)氫， 循環(huán)氫壓縮機(jī)相對較大， 還需要 1 臺加熱爐/ 13Uhde 低溫氣相加氫技術(shù)（ KK法）德國的 Uhde低溫氣相加氫技術(shù)（ KK法），是由德國 BASF公司開發(fā)、 Uhde 公司改進(jìn)的粗苯加氫精制工藝。 粗苯經(jīng)高速泵提壓后與循環(huán)氫混合進(jìn)入連續(xù)蒸發(fā) 器，抑制了高沸點(diǎn)物質(zhì)在換熱器及重沸器表面的聚合結(jié)焦。 苯蒸汽與循環(huán)氫混合 物進(jìn)入蒸發(fā)塔再次蒸發(fā)后進(jìn)入預(yù)反應(yīng)器，雙烯烴、苯乙烯、 二

3、硫化碳等容易聚合 的物質(zhì)在 Ni-Mo 催化劑作用下，在 190240加氫變?yōu)閱蜗N。然后進(jìn)入主反 應(yīng)器，在高選擇性 Co-Mo催化劑作用下進(jìn)行氣相加氫反應(yīng)， 單烯烴在此發(fā)生飽和 反應(yīng)形成飽和烴。硫化物（主要是噻吩）、氮化物及氧化物被加氫轉(zhuǎn)化成烴類、 硫化氫、水及氨，同時(shí)抑制芳烴的轉(zhuǎn)化，芳烴損失率應(yīng) 0.5%。反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)分離 后，液相組分經(jīng)穩(wěn)定塔脫除 H2S、NH3 等氣體， 塔底得到含噻吩 0.5mg/kg 的加氫 油。圖2 萃取蒸餾低溫加氫 （K.K 法）工藝流程/ 13如圖 2 所示，粗苯與循環(huán)氫氣混合，然后在預(yù)蒸發(fā)器中預(yù)熱，粗苯被部分 蒸發(fā)，加熱介質(zhì)為主反應(yīng)器出來的加氫油， 氣液混合物

4、進(jìn)入多級蒸發(fā)器， 在此絕 大部分粗苯被蒸發(fā)， 只有少量的高沸點(diǎn)組分從多級蒸發(fā)器底部排出， 高沸點(diǎn)組分 進(jìn)入閃蒸器，分離出的輕組分重新回到粗苯原料中，重組分作為重苯殘油外賣。 多級蒸發(fā)器由高壓蒸汽加熱， 被氣化的粗苯和循環(huán)氫氣的混合物經(jīng)過熱器過熱后 進(jìn)入預(yù)反應(yīng)器， 預(yù)反應(yīng)器的作用與萊托法的預(yù)反應(yīng)器相同， 主要除去二烯烴和苯 乙烯，催化劑為 Ni-Mo，預(yù)反應(yīng)器產(chǎn)物經(jīng)管式爐加熱后進(jìn)入主反應(yīng)器，在此發(fā)生 脫硫、脫氮、脫氧、烯烴飽和等反應(yīng)，催化劑為 Co-Mo，預(yù)反應(yīng)器和主反應(yīng)器內(nèi) 物料狀態(tài)均為氣相。 從主反應(yīng)器出來的產(chǎn)物經(jīng)一系列換熱器和冷卻器冷卻， 在進(jìn) 入分離器之前注入軟水， 軟水的作用是溶解產(chǎn)物

5、中沉積的鹽類。 分離器把主反應(yīng) 器產(chǎn)物最終分離成循環(huán)氫氣、 液態(tài)加氫油和水， 循環(huán)氫氣經(jīng)預(yù)熱器補(bǔ)充部分氫氣 后，由壓縮機(jī)送到預(yù)蒸發(fā)器前與原料粗苯混合。加氫油經(jīng)預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入穩(wěn)定塔， 穩(wěn)定塔由中壓蒸汽加熱， 穩(wěn)定塔實(shí)質(zhì)就 是精餾塔，把溶解于加氫油中的氮、 硫化氫以尾氣形式除去， 含 H2S的尾氣可送 入焦?fàn)t煤氣脫硫脫氰系統(tǒng)， 穩(wěn)定塔出來的苯、甲苯、二甲苯混合餾分進(jìn)入預(yù)蒸餾 塔，在此分離成苯、甲苯餾分（ BT餾分）和二甲苯餾分（ XS餾分），二甲苯餾 分進(jìn)入二甲苯塔，塔頂采出少量 C8非芳烴和乙苯，側(cè)線采出二甲苯，塔底采出 二甲殘油即 C9餾分，因?yàn)樗敳沙隽亢苄。酝ǔＫ敭a(chǎn)品與塔底產(chǎn)品混合

6、 后作為二甲苯殘油外賣。苯、甲苯餾分與部分補(bǔ)充的甲酰嗎啉溶劑混合后進(jìn)入萃取蒸餾塔， 萃取蒸餾 塔的作用是利用萃取蒸餾方式，除去烷烴、 環(huán)烷烴等非芳烴， 塔頂采出非芳烴作 為產(chǎn)品外賣， 塔底采出苯、甲苯、甲酰嗎啉的混合餾分， 此混合餾分進(jìn)入汽提塔。 汽提塔在真空下操作， 把苯、甲苯餾分與溶劑甲酰嗎啉分離開，汽提塔頂部采出 苯、甲苯餾分，苯、甲苯餾分進(jìn)入苯、甲苯塔精餾分離成苯、甲苯產(chǎn)品。汽提塔 底采出的貧甲酰嗎啉溶劑經(jīng)冷卻后循環(huán)回到萃取精餾塔上部， 一部分貧溶劑被間 歇送到溶劑再生器， 在真空狀態(tài)下排出高沸點(diǎn)的聚合產(chǎn)物， 再生后的溶劑又回到 萃取蒸餾塔。制氫系統(tǒng)與萊托法不同， 是以焦?fàn)t煤氣為原料，

7、 采用變壓吸附原理把焦?fàn)t煤 氣中的氫分離出來，制取純度達(dá) 99.9 的氫氣。/ 13萃取蒸餾低溫加氫法可生產(chǎn)苯、甲苯、二甲苯， 3 種苯對原料中純組分的收 率及總精制率設(shè)計(jì)值見表 3。苯，甲苯，二甲苯，總精制率，98.598.011799.8二甲苯收率超過 100是因?yàn)樵陬A(yù)反應(yīng)器中，苯乙烯被加氫轉(zhuǎn)化成乙苯，而 二甲苯中含有乙苯，總精制率達(dá) 99.8%，比萊托法高。苯、甲苯、二甲苯的主要 質(zhì)量指標(biāo)設(shè)計(jì)值見表 4、表 5、表 6, 能耗見表 7。二甲苯質(zhì)量受原料粗苯中苯乙烯含量的影響較大， 如果粗苯中苯乙烯含量小 于 1%，才能生產(chǎn)餾程最大為 5的二甲苯。否則只能生產(chǎn)餾程最大為 10的二 甲苯。表

8、 4 萃取蒸餾低溫加氫苯的質(zhì)量項(xiàng)目指標(biāo)項(xiàng)目指標(biāo)顏色無色透明苯含量，99.5結(jié)晶點(diǎn),5.5全硫 , mg/kg0.5環(huán)戊烷含量 , mg/kg50正己烷含量 , mg/kg50甲基環(huán)戊烷含量， mg/kg50表5萃取蒸餾低溫加氫甲苯的質(zhì)量項(xiàng)目指標(biāo)項(xiàng)目指標(biāo)外觀透明密度（20） ,g/cm30.865 0.870甲苯含量，99.0苯含量， mg/kg200非芳烴含量 , mg/kg9600C8 芳烴含量 , mg/kg500餾程（ 包括 110.6 ）, 0.7全硫 , mg/kg1非揮發(fā)性物質(zhì)， g/100mL0.002顏色（鉑鈷 ）20 號酸洗比色2號表 6 萃取蒸餾低溫加氫二甲苯的質(zhì)量項(xiàng)目指標(biāo)

9、項(xiàng)目指標(biāo)密度（ 20） ,g/cm30.862 0.872酸洗比色6號/ 13苯、甲苯含量， , mg/kg5000非芳烴含量 , %4餾程,10顏色（鉑鈷 ）20 號表 7 萃取蒸餾低溫加氫能耗（噸粗苯）循環(huán)冷卻水， m363.3高壓蒸汽， t0.739電， kWh32.2焦?fàn)t煤氣， m331.6軟水， m30.00528氮?dú)猓?m310.56儀表用空氣， m321.1氫氣， m336.9中壓蒸汽， t0.686溶劑， kg0.0106Litol 高溫、高壓氣相加氫技術(shù)Litol 高溫、高壓氣相加氫技術(shù)是由美國胡德利公司開發(fā)、日本旭化成公司 改進(jìn)的輕苯催化加氫精制技術(shù)。 粗苯經(jīng)預(yù)分餾塔分離為

10、輕苯和重苯殘液。 為抑制 結(jié)焦，預(yù)分餾塔采用真空蒸餾， 塔底再沸器采用降膜再沸器， 并向粗苯原料中注 入一定比例的阻聚劑。輕苯經(jīng)高壓泵送入蒸發(fā)器與循環(huán)氫氣混合后進(jìn)入預(yù)反應(yīng) 器，在約 6.0MPa、 250左右、 Co-Mo催化劑作用下，除去高溫時(shí)易聚合的不飽 和組分（苯乙烯等）。然后進(jìn)入主反應(yīng)器，在約 6.0MPa、 620左右、 Cr2O3 催 化劑的作用下進(jìn)行脫硫、脫氮、脫氧和加氫脫烷基等反應(yīng)，苯收率約為114%。反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)分離后，液相經(jīng)穩(wěn)定塔脫除 H2S、低碳烴等組分，塔底的加氫油經(jīng)白 土塔將痕量烯烴、比二甲苯沸點(diǎn)高的芳烴以及微量 H2S 吸附除去，經(jīng)白土吸附后 的加氫油進(jìn)入苯塔，塔頂?shù)?/p>

11、到含噻吩 lmg/kg 、結(jié)晶點(diǎn)高于 5.45 的純苯。該 工藝因?yàn)榧託涿撏榛?，因此只生產(chǎn)高純苯。近年來， 國內(nèi)在消化吸收國外同類技術(shù)的基礎(chǔ)上， 開發(fā)了國產(chǎn)化低溫兩段氣 相催化加氫工藝技術(shù)，產(chǎn)品質(zhì)量均能達(dá)到市場要求。/ 13圖 1 萊托法粗苯加氫精制的工藝流程萊托法是上海寶鋼在 20 世紀(jì) 80年代由日本引進(jìn)的第一套高溫粗苯加氫工 藝，也是目前國內(nèi)唯一的焦化粗苯高溫加氫工藝，工藝流程見圖1。如圖 1 所示，粗苯預(yù)蒸餾是將粗苯分離成輕苯和重苯。輕苯作為加氫原料， 預(yù)反應(yīng)器是在較低溫度 （200250）下把高溫狀態(tài)下易聚合的苯乙烯等同系物 進(jìn)行加氫反應(yīng)，防止其在主反應(yīng)器內(nèi)聚合， 使催化劑活性降低，

12、 在 2個(gè)主反應(yīng)器 內(nèi)完成加氫裂解、 脫烷基、脫硫等反應(yīng)。由主反應(yīng)器排出的油氣經(jīng)冷凝冷卻系統(tǒng)， 分離出的液體為加氫油。 分離出的氫氣和低分子烴類脫除 H2S后，一部分送往加 氫系統(tǒng)， 一部分送往轉(zhuǎn)化制氫系統(tǒng)制取氫氣。 預(yù)反應(yīng)器使用 Co-Mo催化劑， 主反 應(yīng)器使用鉻系催化劑。穩(wěn)定塔對加氫油進(jìn)行加壓蒸餾，除去非芳烴和硫化氫。 白 土塔利用 SiO2-A12O3為主要成分的活性白土，吸附除去少量不飽和烴。經(jīng)過白 土塔凈化后的加氫油， 在苯塔內(nèi)精餾分離出純苯和苯殘油， 苯殘油返回輕苯貯槽， 重新進(jìn)行加氫處理。制氫系統(tǒng)將反應(yīng)系統(tǒng)生成的 H2和低分子烴混合循環(huán)氣體通過單乙醇胺 （MEA）法脫除硫化氫。

13、利用一氧化碳變換系統(tǒng)制取純度 99.9 的氫氣。不需要 外來焦?fàn)t煤氣制氫。萊托法只生產(chǎn)純苯，純苯對原料中苯的收率可達(dá) 110以上，這是因?yàn)樵?中的甲苯、二甲苯加氫脫烷基轉(zhuǎn)化成苯造成的，總精制率 91.5%，偏低。原因是 大部分苯環(huán)上烷基被作為制氫原料，導(dǎo)致加氫油有所減少。純苯的質(zhì)量見表1，能耗見表 2。表 1 萊托法生產(chǎn)的純苯質(zhì)量/ 13項(xiàng)目指標(biāo)項(xiàng)目指標(biāo)顏色（鉑 - 鈷） 20 號密度（ 20） , g/cm30.878 0.881結(jié)晶點(diǎn),5.45酸洗比色 K2Cr2O7, g/L不深于 0.05苯， 99.9甲苯 , 0.05非芳烴 , 0.10全硫 , mg/kg1噻吩， mg/kg1中

14、性試驗(yàn)中性水分（ 20） （目測）無表 2 萊托法加氫精制粗苯的能耗焦?fàn)t煤氣高壓蒸汽低壓蒸汽電循環(huán)水氮?dú)馊軇﹎3/t 粗苯t / t 粗苯t / t 粗苯kWh/t 粗苯m3/t 粗苯m3/t 粗苯300.50.4330.54095.676.615.6不用2 粗苯加氫工藝流程比較2.1Litol 高溫加氫法Litol 高溫加氫法的加氫條件為：溫度 610, 壓力 6.0MPa。粗苯先經(jīng)預(yù)分 餾塔分出輕、重苯。重苯作為生產(chǎn)古馬隆樹脂的原料，輕苯去加氫。加氫油在高 壓分離器中分出循環(huán)氫后， 在苯塔內(nèi)分離出純苯， 塔底殘油返回加氫精制系統(tǒng)繼 續(xù)脫烷基。循環(huán)氫經(jīng)單乙醇胺（ MEA）脫硫后，大部分返回加

15、氫系統(tǒng)循環(huán)使用， 少部分送制氫單元，制得的氫氣作為加氫系統(tǒng)的補(bǔ)充氫，工藝流程見圖1。圖 1Litol 高溫加氫法的工藝流程2.2 KK 低溫氣相加氫法/ 13KK低溫氣相加氫法的加氫條件為：溫度 300380、壓力 3.0 4.0MPa。 粗苯原料經(jīng)連續(xù)蒸發(fā)后進(jìn)入蒸發(fā)塔脫除重組分， 輕苯加氫反應(yīng)為連續(xù)固定床氣相 加氫反應(yīng)。加氫過程產(chǎn)生的 H2S 及其他氣體從穩(wěn)定塔頂排出。加氫油經(jīng) END萃取 蒸餾將非芳烴分離出去，再經(jīng)連續(xù)精餾可以得到產(chǎn)品苯、甲苯及混合二甲苯。 二 甲苯中非芳烴的含量小于 2.5%。因?yàn)檠b置對組成變化大的原料適應(yīng)性不強(qiáng)，連 續(xù)蒸發(fā)器易堵，采用的 END兩苯萃取精餾不易操作，產(chǎn)品

16、苯、 甲苯中的全氮指標(biāo) 高，中性試驗(yàn)呈堿性，工藝流程見圖 2。圖 2KK 低溫氣相加氫法的工藝流程Axens 低溫氣液兩相加氫法Axens 低溫氣液兩相加氫法的加氫條件為： 預(yù)反應(yīng)加氫為液相， 溫度 200， 壓力 3.4MPa。主反應(yīng)加氫為氣相，溫度 330，壓力 3.0MPa。因?yàn)轭A(yù)反應(yīng)是液 相加氫，氫分壓低，反應(yīng)轉(zhuǎn)化率高，原料脫除重組分后，輕苯加氫裝置對原料的 適應(yīng)性強(qiáng)，但經(jīng)過預(yù)反應(yīng)后的原料需由循環(huán)氫汽化，要求循環(huán)氫的溫度高， 對循 環(huán)氫加熱爐設(shè)備的材質(zhì)要求高。 經(jīng)預(yù)反應(yīng)器和主反應(yīng)器加氫后得到加氫油， 在分 離器中分離出循環(huán)氣循環(huán)使用， 分離出的加氫油在穩(wěn)定塔排出尾氣后， 進(jìn)入液液 萃取

17、系統(tǒng)，因?yàn)橐阂狠腿∵m合低含量芳烴工藝， 而加氫油中芳烴含量一般在 90 左右，因此液液萃取溶劑消耗量大，流程復(fù)雜。工藝流程見圖3。/ 13圖 3 Axens 低溫氣液兩相加氫法的工藝流程國產(chǎn)低溫氣相加氫工藝國產(chǎn)化低溫氣相加氫工藝的加氫條件為：預(yù)反應(yīng)溫度190，壓力 2.9MPa。主反應(yīng)溫度 280, 壓力 2.7MPa。粗苯原料先經(jīng)脫重組分塔脫除重組分后， 輕苯 與循環(huán)氫混合連續(xù)蒸發(fā)進(jìn)入加氫反應(yīng)器，加氫反應(yīng)為連續(xù)固定床氣相加氫反應(yīng)。 加氫過程產(chǎn)生的 H2S 及其他氣體從穩(wěn)定塔頂排出。加氫油經(jīng) SED三苯萃取蒸餾工 藝將非芳烴分離出去，再經(jīng)連續(xù)精餾可以得到產(chǎn)品苯、甲苯及混合二甲苯。 二甲 苯中非

18、芳烴的含量小于 2.5%。因?yàn)樵O(shè)置了脫重組分塔，對組成變化大的原料適 應(yīng)性強(qiáng)，采用 SED萃取精餾方法，苯、甲苯產(chǎn)品質(zhì)量高，操作方便，工藝流程見 圖 4 。圖4 國產(chǎn)低溫氣相加氫法的工藝流程項(xiàng)目低溫加氫技術(shù)國產(chǎn)低溫氣相加 氫法Axens法低溫氣液 兩相加氫KK法低溫氣相加 氫加氫方法氣相加氫預(yù)反應(yīng)液相主反應(yīng)氣相氣相加氫加氫油精制法環(huán)丁砜萃取蒸餾環(huán)丁砜液液萃取N-甲酰嗎啉萃取蒸 餾催化劑BASF催化劑Axens催化劑BASF催化劑預(yù)反應(yīng)器催化劑Ni-MoNi-MoNi-Mo主反應(yīng)器催化劑Co-MoCo-MoCo-Mo預(yù)反應(yīng)器溫度 ,190210200190210主反應(yīng)器溫度 ,280350320

19、3802803509 / 13預(yù)反應(yīng)器壓力,MPa2.93.42.9主反應(yīng)器壓力,MPa2.73.02.7觸媒結(jié)焦性不易結(jié)焦不易結(jié)焦容易結(jié)焦循環(huán)氫溫度較低較高較低加熱爐1臺2 臺（其中 1 臺為 循環(huán)氫加熱爐）1臺氫氣加入點(diǎn)連續(xù)蒸發(fā)器預(yù)反應(yīng)器、閃蒸 罐、主反應(yīng)器連續(xù)蒸發(fā)器萃取劑環(huán)丁砜環(huán)丁砜N-甲酰嗎啉氫源PSA法制氫PSA法制氫PSA法制氫氫壓機(jī)較小較大較小產(chǎn)品品種苯、甲苯、二甲苯、非芳烴蒸發(fā)器少，相對簡單少，簡單多，復(fù)雜工藝流程相對簡單較復(fù)雜相對簡單純苯質(zhì)量純度，99.95全硫， ppm0.5水分， ppm400300400總氮， ppm0.50.51堿性氮， ppm0.30.30.54 芳

20、烴分離技術(shù)的比較芳烴分離的工藝路線按工藝原理可分為兩大類， 即液液萃取和萃取蒸餾。 目 前建成投產(chǎn)的芳烴分離裝置，主要的技術(shù)有： UOP公司的甘醇類工藝； UOP、 GTC 公司、 IFP 公司的環(huán)丁砜工藝及中國石化的環(huán)丁砜工藝； KRUPPUHD公E司的 N-甲 酰嗎啉工藝； LURGI公司的 N-甲基吡咯烷酮工藝。其區(qū)別是： 甘醇類工藝的抽提 塔是屬于液液萃取過程；而環(huán)丁砜、 N-甲酰嗎啉、 N-甲基吡咯烷酮工藝的抽提塔 是屬于萃取蒸餾過程。 至今世界上已建成投產(chǎn)的 300 多套芳烴分離裝置中， 采用/ 13 環(huán)丁砜工藝的裝置已達(dá)到 200 多套，而甘醇類技術(shù)， 在新建的工業(yè)化裝置中已很

21、少被采用。芳烴分離的原料主要來源于催化重整汽油、 加氫裂解汽油以及煤焦油。 其最 大的區(qū)別是環(huán)烷烴和直鏈烷烴的含量不同，最大可相差 10 倍以上，芳烴含量也 不同。典型的 3 種原料組成見表 2。表 2 芳烴原料組成（）族組成煤焦油加氫裂解汽油重整汽油直鏈烷烴3839環(huán)烷烴7121芳烴908060不同的原料適用于不同的工藝， 液液萃取主要用于脫除比二甲苯更重的非芳 烴，而萃取蒸餾更適用于脫除比二甲苯輕的非芳烴。 一般來說原料中的芳烴含量 高，宜采用萃取蒸餾的工藝；而原料中的芳烴含量低，宜采用液液萃取工藝。芳烴分離部分的核心在于萃取蒸餾工藝。國外萃取蒸餾技術(shù)簡介（1）KRUPP UHD公E 司開

22、發(fā)的 Morphylane 工藝是以 N-甲酰嗎啉 （NFM）為溶 劑，采用萃取蒸餾方法回收高純度芳烴。從 1967年至今， KRUPP UHD公E司采用 該項(xiàng)專利技術(shù)在世界范圍內(nèi)已建成 40 多套芳烴分離裝置，其中 30多套是 20世 紀(jì) 90 年代后建成的。其溶劑特性：與水 1:1 混合時(shí)呈弱堿性，對碳鋼設(shè)備無腐 蝕，凝固點(diǎn)是 23 ，要考慮防凝防凍問題。（ 2）LURGI公司的 Distapex 工藝是以 N-甲基吡咯烷酮 （NMP）為溶劑， 抽提塔 操作采用萃取蒸餾工藝進(jìn)行芳烴分離。從 20世紀(jì) 60年代起， LURGI公司用 Distapex 工藝共建成 30 多套芳烴分離裝置，主要

23、分布在歐洲。產(chǎn)品主要是苯。 溶劑性能：凝固點(diǎn)低 （ 24），基本不需要采取防凍措施。（3）IFP/HRI 的芳烴分離工藝。 HRI 是法國石油研究院（ IFP）的子公司，開 發(fā)的芳烴分離工藝采用環(huán)丁砜溶劑，其抽提塔的操作屬于液液萃取。溶劑性能： 凝固點(diǎn)為 28，需要采取防凍措施。（ 4）美國 UOP公司的 Sulfolane 工藝。以環(huán)丁砜為溶劑，抽提塔采用液液工 藝，該工藝允許寬餾程的原料/ 13國內(nèi)萃取蒸餾技術(shù)簡介從 20世紀(jì) 60 年代國內(nèi)石化企業(yè)引進(jìn)芳烴聯(lián)合裝置起， 國內(nèi)就開始了對環(huán)丁 砜萃取技術(shù)的基礎(chǔ)研究和國產(chǎn)化工作。從 1989 年至今，采用國內(nèi)環(huán)丁砜工藝已 建成 11 套芳烴液液萃取裝置。 在此基礎(chǔ)上又開發(fā)了以 N-甲酰嗎啉為溶劑的萃取 蒸餾工藝。萃取蒸餾分離芳烴工藝目前已有 34 套工業(yè)裝置建成投產(chǎn)。若按照所 采用的溶劑系統(tǒng)區(qū)分，其中 1 套采用 NFM溶劑（燕山石化制苯裝置），其余均采 用環(huán)丁砜溶劑。兩種溶劑法就其選擇性上區(qū)別不大，但產(chǎn)品質(zhì)量有所不同， 環(huán)丁 砜溶劑萃取蒸餾產(chǎn)品的全氮