N，N-二甲基乙酰胺萃取精餾分離苯乙烯的工藝研究

趙 明，田龍勝，唐文成，高思亮

(中國石化石油化工科學研究院，北京 100083)

以石腦油為原料的蒸汽裂解制乙烯裝置副產的裂解汽油中含有3%～5%苯乙烯。現有加工流程中，所含的苯乙烯被加氫成乙苯，造成相當數量的苯乙烯資源浪費。如果在裂解汽油加氫之前預先分離出苯乙烯，不但可以廉價地獲得部分苯乙烯產品，而且可以大幅度地減輕加氫裝置的負荷，降低氫耗量，同時得到的抽余油C8芳烴中乙苯含量降低至20%左右，作為異構化原料的使用價值也相應提高，將會取得可觀的經濟效益。

從裂解汽油C8餾分中回收苯乙烯工藝包括原料預處理脫苯乙炔、萃取精餾以及粗苯乙烯精制等環節，其中萃取精餾技術是整個工藝的核心。在裂解汽油的眾多組分中，鄰二甲苯和苯乙烯的分離最為困難，二者的沸點相差僅0.73 ℃，相對揮發度為1.04，用普通精餾手段無法分離，需要采用萃取精餾工藝實現分離。萃取精餾工藝是向精餾塔上部加入高沸點溶劑，在溶劑作用下改變原料中被分離組分間的相對揮發度，使普通精餾難以分離的液體混合物變得易于分離的一種特殊精餾方法[1-3]。日本、荷蘭、美國及國內企業和研究機構多年前已對該工藝進行開發，但都存在著一些問題：如何保證裝置長周期穩定運行；如何實現產品高純度、高收率。

中國石化石油化工科學研究院(石科院)成功開發了以環丁砜(SUL)、N，N-二甲基乙酰胺(DMAC)為溶劑體系的具有自主知識產權的苯乙烯萃取精餾工藝[4-6]。本課題以DMAC為溶劑，采用流程模擬與小型試驗相結合的方法研究萃取精餾分離苯乙烯的過程，考察萃取精餾塔循環溶劑與原料的質量比(溶劑比)、回流液質量流量與原料進料質量流量的比值(回流比)、溶劑進料塔板位置、溶劑進料溫度等條件對苯乙烯產品純度、回收率、塔釜溫度等方面的影響規律，得到適宜的操作參數，并與以環丁砜為溶劑的萃取精餾分離苯乙烯工藝進行對比。

1 模擬計算

1.1 原料及流程

原料為取自某乙烯廠的裂解汽油經預處理后得到的C8餾分，組成見表1。模擬所采用的以DMAC為溶劑萃取精餾分離苯乙烯的流程如圖1所示。

表1 裂解汽油C8餾分組成 w，%

圖1 以DMAC為溶劑萃取精餾分離苯乙烯的模擬計算流程

1.2 模型的選擇

采用ASPEN軟件進行流程模擬，選取 RADFRAC模塊進行萃取精餾塔工藝計算和模擬。ASPEN中RADFRAC是一個嚴格用于模擬所有類型的多級氣液分餾操作的模型，同時還能模擬汽提、萃取和共沸蒸餾，適合于氣-液-液三相系統。一般在相平衡模擬計算中常用的活度系數模型有 WILSON方程、NRTL方程等。由于該工藝體系帶水操作，包含有液液不互溶體系的計算，NRTL方程在表示二元和多元的氣液平衡方面是相當好的，適用于完全互溶或部分互溶體系，同時能夠準確地模擬非理想溶液氣液和液液相平衡。計算選用ASPEN模擬軟件NRTL模型，模型參數由試驗得到的基礎相平衡數據求取。

2 實 驗

2.1 試驗原料

原料：同流程模擬所采用的原料。

溶劑：N，N-二甲基乙酰胺，分析純，國藥化學試劑公司生產。

2.2 試驗裝置

試驗裝置的工藝流程如圖2所示。原料經原料泵送入原料預熱器，預熱至一定溫度后進入萃取精餾塔中部，貧溶劑由溶劑泵送入溶劑預熱器，預熱至一定溫度后進入萃取精餾塔上部。氣液兩相在塔內連續接觸進行傳熱傳質，經多級平衡，苯乙烯富集在液相從塔底抽出；非芳烴及其它C8芳烴從塔頂餾出，經冷凝器冷卻后，部分回流入塔內，部分作為抽余油產品送出裝置。從萃取精餾塔底部抽出的富溶劑被送入溶劑回收塔，塔頂餾出物經冷凝器冷卻后，部分回流入塔內，部分作為苯乙烯產品采出，塔底采出的貧溶劑循環使用。兩塔塔頂都接有真空系統。

圖2 試驗裝置的工藝流程示意

2.3 分析儀器及條件

氣相色譜儀：HP6890N型；色譜柱：毛細柱，柱長30 m，內徑Ф0.25 mm，固定液為改性的PEG20000；檢測器：FID氫焰檢測器。

3 結果與討論

利用圖1所示的工藝流程分離苯乙烯，萃取精餾塔是整個流程的關鍵，該塔將目的產品苯乙烯與其它組分分離，塔頂得到C8抽余油產品，塔底得到苯乙烯與溶劑的混合物，也叫富溶劑；溶劑回收塔將苯乙烯與溶劑分離，塔頂得到苯乙烯產品，塔底得到的貧溶劑循環使用。試驗及模擬研究主要圍繞萃取精餾塔開展，抽余油產品中的苯乙烯含量、DMAC含量以及苯乙烯產品純度為工藝主要控制指標。分離工藝的產品為抽余油和苯乙烯產品，產品收率可由抽余油產品中的苯乙烯含量與進料中的苯乙烯含量計算得到，在原料不變的條件下，抽余油中的苯乙烯含量代表了苯乙烯的損失量和收率。

3.1 溶劑進料位置的影響

一般萃取精餾塔從上到下按功能分為3部分：溶劑回收段、萃取精餾段和提餾段。溶劑回收段用來回收抽余油中的少量溶劑，萃取精餾段是在溶劑存在的條件下分離苯乙烯與其它組分，提餾段用來提高苯乙烯的產品純度。在塔板數足夠的條件下，溶劑進料位置決定了溶劑回收段和萃取精餾段的塔板數，同時影響塔的分離效率，進而影響產品的純度和抽余油中的苯乙烯含量。

在總塔板數不變的條件下，通過模擬計算考察溶劑進料位置(第6～18塔板)對塔頂 DMAC含量以及苯乙烯產品純度的影響，結果見圖3。由圖3可知：隨著溶劑進料位置的下移，萃取精餾塔塔頂DMAC的含量呈現不斷降低的趨勢，苯乙烯產品純度略有降低；當溶劑進料位置從第6塊塔板下移至第12塊塔板時，塔頂DMAC質量分數從2.97%下降至0.32%，苯乙烯純度降幅不大，從99.84%降低到99.81%；溶劑進料位置在第13塊塔板及以下時，塔頂DMAC含量繼續下降，但苯乙烯產品純度已達不到優級品的要求。因為溶劑進料板下移意味著溶劑回收段增加，回收溶劑的效果增強，抽余油中的DMAC含量隨之降低；萃取精餾段減少，產品純度有所下降。當溶劑進料位置靠近萃取精餾塔塔頂時，抽余油中攜帶大量溶劑，當溶劑進料位置下移時，萃取精餾段減少，對苯乙烯和其它組分分離不利，產品純度降低，所以溶劑進料位置應選擇在塔的上部，以保證塔內有較高的溶劑濃度，同時應盡量遠離塔頂，防止溶劑進入塔頂產品中，因此適宜的溶劑進料位置為第11～13塊塔板。

圖3 溶劑進料位置對分離效果的影響■—苯乙烯產品純度； ●—DMAC質量分數

3.2 溶劑比的影響

溶劑比是影響萃取精餾效果的重要因素。在溶劑進料位置為第12塊塔板的條件下，通過模擬計算考察溶劑比(3.5～4.5)對苯乙烯產品純度的影響，結果如圖4所示。從圖4可以看出：隨著溶劑比的增大，抽余油中苯乙烯含量迅速下降，苯乙烯的純度呈現逐漸升高的趨勢；當溶劑比增大到3.8時，苯乙烯產品純度達到99.80%以上，抽余油中苯乙烯質量分數下降至1.2%；當溶劑比繼續增大時，分離效果增加不明顯。提高溶劑用量會增強萃取精餾的分離效果，但也會增加再沸器熱負荷。因此，考慮溶劑的成本、塔的操作費用以及產品的純度要求，適宜的溶劑比為3.8～4.2。

圖4 溶劑比對分離效果的影響■—苯乙烯產品純度； ●—苯乙烯質量分數

3.3 回流比的影響

在溶劑比為4.0、溶劑于第12塊塔板進料的條件下，利用模擬計算考察萃取蒸餾塔回流比(2.7～3.7)對塔頂抽余油中DMAC含量及苯乙烯產品純度的影響，結果如圖5所示。從圖5可以看出：隨著回流比的增大，抽余油中DMAC的含量逐漸減少，苯乙烯產品純度則逐漸增大；當回流比為2.8時，塔頂抽余油中DMAC質量分數為0.42%，苯乙烯產品純度為98.99%；當回流比為3.2時，塔頂抽余油中DMAC質量分數為0.29%，苯乙烯產品純度為99.90%，苯乙烯產品純度明顯增大，這是因為增大回流比，可以顯著提高分離效果；當回流比繼續增大，塔頂抽余油中DMAC含量繼續降低，苯乙烯產品的純度增大不明顯；當回流比大于3.4后，苯乙烯的純度反而有所下降。考慮到過大的回流比會造成抽提蒸餾塔負荷增大，能耗增加，因此選擇回流比為3.1～3.4。

圖5 萃取精餾塔回流比對分離效果的影響■—苯乙烯產品純度； ●—DMAC質量分數

3.4 溶劑進料溫度的影響

進料溫度是精餾塔的一個重要操作參數，對于萃取精餾塔而言溶劑的進料溫度尤為重要，因為溶劑進料量往往數倍于原料進料量，不同的溶劑進料溫度不但會改變塔內回流狀況，而且會改變塔內氣、液相組成分布，在不同的溫度下溶劑的溶解度不一樣進而影響分離效果。在回流比為3.2、溶劑比為4.0的條件下，通過模擬計算考察溶劑進料溫度對萃取精餾塔分離效果的影響，結果見圖6。

圖6 溶劑進料溫度對分離效果的影響■—苯乙烯產品純度； ●—苯乙烯質量分數

由圖6可見：隨著溶劑進料溫度的提高，抽余油中苯乙烯的含量降低，但是苯乙烯產品的純度明顯降低；當溶劑進料溫度為50 ℃時，苯乙烯產品的純度為99.80%，抽余油中的苯乙烯的質量分數為0.93%；當溶劑進料溫度高于50 ℃時，苯乙烯產品的純度下降至99.80%以下，抽余油中的苯乙烯含量持續下降。太低的溶劑進料溫度影響溶劑的溶解度，抽余油中的苯乙烯含量高，影響苯乙烯收率，所以合適的進料溫度為45～50 ℃。

3.5 模擬結果與試驗結果的對比

綜合考慮苯乙烯產品純度、產品收率及分離過程成本，得到優化的萃取精餾分離苯乙烯的工藝條件為：溶劑進料位置為第11～13塊塔板，溶劑比為3.8～4.2，萃取精餾塔回流比為3.1～3.4，溶劑進料溫度為45～50 ℃。在該優化操作條件下，進行了連續運行的小型試驗，小型試驗結果及模擬計算結果列于表2。由表2可知，流程模擬得到的塔釜溫度、產品純度、抽余油中的DMAC含量、抽余油中的苯乙烯含量等數據與試驗數據吻合，證明流程模擬系統可靠、結果可信。試驗結果表明，以N，N-二甲基乙酰胺作為溶劑進行萃取精餾，在表2所列操作條件下，苯乙烯產品純度可達到99.80%以上，苯乙烯回收率達到98.50%以上。

表2 優化工藝條件下的試驗結果及模擬計算結果

4 與環丁砜萃取精餾工藝的比較

石科院同時開發了SUL、DMAC兩種溶劑體系的苯乙烯萃取精餾工藝。表3為兩種工藝中核心設備萃取精餾塔操作參數的對比。由表3可見，在相同操作壓力下，SUL萃取精餾工藝的塔釜溫度達136 ℃，遠高于以DMAC為溶劑的萃取精餾塔的塔釜溫度(113 ℃)。眾所周知，苯乙烯萃取精餾工藝與普通芳烴萃取工藝最大的不同在于，相對于苯、甲苯、二甲苯等物料而言，苯乙烯易聚合，聚合產物不但會堵塞管線影響正常生產，而且在溶劑中積累會造成溶劑純度逐漸下降、影響萃取效果，所以在滿足一定分離度的前提下，需避免溫度過高而引起苯乙烯聚合。試驗證明，無論采用何種阻聚劑，當溫度低于140 ℃時苯乙烯的聚合都比較緩和，當溫度高于140 ℃時苯乙烯聚合明顯加速。由于DMAC萃取精餾工藝的塔釜操作溫度更低，因而更有利于減少苯乙烯的聚合，從而更有利于過程控制、保證裝置長周期穩定操作。

由表3還可以看出，兩種工藝下抽余油中的溶劑含量差別較大，SUL萃取蒸餾工藝抽余油中溶劑質量分數僅為3 μgg，而DMAC工藝抽余油中溶劑質量分數達0.32%，說明DMAC工藝的溶劑損失較大。SUL萃取蒸餾工藝中萃取精餾塔回流比僅為1，萃取精餾塔塔釜再沸器熱負荷(折合原料加工量)為480 kWt；DMAC工藝萃取精餾塔回流比為3.2，萃取精餾塔塔釜再沸器熱負荷為720 kWt。可見SUL工藝的能耗、物耗均低于DMAC工藝的能耗和物耗。

表3 兩種工藝的比較

5 結 論

(1)結合流程模擬結果與試驗結果，獲得了優化的DMAC萃取精餾分離苯乙烯工藝條件：溶劑進料位置為第11～13塊塔板，溶劑比為3.8～4.2，回流比為3.1～3.3，溶劑進料溫度為45～50 ℃。

(2)在優化的萃取精餾工藝條件下，苯乙烯產品純度可達 99.80%以上，回收率達到98.5%以上，采用DMAC為溶劑的萃取精餾工藝可以獲得高純度的苯乙烯產品。

(3)分別以SUL和DMAC為溶劑的兩種萃取精餾工藝各有優缺點。在達到相同苯乙烯純度、收率的前提下，DMAC萃取精餾工藝的塔釜操作溫度只有113 ℃，更有利于避免工藝過程中產生過多聚合物，從而有利于裝置的長周期穩定操作，但其能耗、物耗均高于SUL萃取精餾工藝。