本发明涉及正己烷和苯的萃取精馏的操作方法，包括正己烷分离萃取精馏分离提纯系统和苯萃取精馏分离提纯系统。使用复配的N-甲基吡咯烷酮溶剂或N-甲酰吗啉溶剂作为萃取剂，既增大芳烃和非芳烃的相对挥发度，也增大甲基环戊烷等与正己烷的相对挥发度；两个萃取剂回收塔采用负压操作，塔釜温度相对较低；操作过程中两个萃取精馏塔内不会出现液-液两相，操作稳定；复配的N-甲基吡咯烷酮或N-甲酰吗啉萃取剂回收后先冷却再进入萃取精馏塔；苯、甲苯和非芳混合物经加热后进入苯萃取精馏塔。本操作方法得到的正己烷产品中的苯含量低于100ppm，正己烷产品纯度达到99.0%wt以上，苯产品纯度达到99.9%wt以上。

　　1.一种正己烷和苯的萃取精馏方法，特征在于正己烷和苯的分离提纯采用了萃取精馏的操作，使用复配的N-甲基吡咯烷酮溶剂或N-甲酰吗啉溶剂作为萃取剂；采用正己烷分离萃取精馏分离提纯系统和苯萃取精馏分离提纯系统。 2.如权利要求1所述的方法，其特征是所述的正己烷分离萃取精馏分离提纯系统为：来自芳烃抽提装置的抽余油、裂解汽油或者直馏汽油等C3～C8混合烃类原料，通过脱轻塔脱除比2-甲基戊烷沸点低的杂质组分后，送入异己烷塔脱除异己烷等比正己烷沸点低的馏分，塔顶采出流股作为异己烷产品送入贮罐；塔釜采出含有甲基环戊烷、环己烷、C7～C8芳烃和不饱和烷烃等杂质在内的正己烷和苯的混合物，进入正己烷萃取精馏分离提纯系统的正己烷萃取精馏塔（101）中部，复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液经回收并冷却后进入正己烷萃取精馏塔（101）上部，塔顶部采出正己烷。 3.如权利要求1所述的方法，其特征是所述的苯萃取精馏分离提纯系统为：正己烷萃取精馏塔（101）底部采出萃取剂、苯和其他组分的混合物，送入第一萃取剂回收塔（108）进行萃取剂回收；第一萃取剂回收塔（108）底部回收得到N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液；第一萃取剂回收塔（108）顶部采出苯、C7～C8芳烃和其他组分的粗苯混合物，送入苯萃取精馏分离提纯系统；粗苯经进料预热器110加热后进入苯萃取精馏塔（111）中部，复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液经回收并冷却后进入苯萃取精馏塔（111）上部，精馏塔塔顶部排出杂质组分，底部采出富含苯和C7～C8芳烃等的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液，送入第二萃取剂回收塔（113）进行萃取剂回收；第二萃取剂回收塔（113）底部回收得到N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液；第二萃取剂回收塔（113）顶部采出含有苯和甲苯的混合物，经预热器（121）加热后送入苯精制塔（122）中分离苯和其他组分；苯精制塔（122）侧采得到苯产品。 4.如权利要求1所述的方法，其特征是所述的复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液与萃取塔进料之间的质量比为4.5:1～5.5:1。 5.如权利要求1所述的方法，其特征是正己烷萃取精馏塔的操作压力为1.0～1.2bara，塔釜温度为115～125℃，塔顶温度为65～75℃；苯萃取精馏塔的操作压力为1.0～1.2bara，塔釜温度为140～150℃，塔顶温度为75～85℃。 6.如权利要求1所述的方法，其特征是复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液的第一萃取剂回收塔和第二萃取剂回收塔采用负压操作，操作压力为0.2～0.4bara。 7.如权利要求1所述的方法，其特征是复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液进入正己烷萃取塔温度为60～70℃，进入苯萃取塔温度为80～90℃。 8.如权利要求1所述的方法，其特征是所述的苯、C7～C8芳烃和非芳烃混合物预热至100-110℃后进入苯萃取精馏塔。 9.如权利要求1所述的方法，其特征是所述的萃取剂回收塔塔釜温度低于170℃。

　　本发明涉及一种正己烷和苯萃取精馏的操作方法，特别的涉及能够得到高纯的正己烷 和苯产品的操作方法。

　　正己烷（n-hexane，C6H14）是一种无色透明液体，是广泛应用的烃类溶剂之一，是最 具代表性的非极性溶剂。工业己烷溶剂油可用于医药、化工、高分子材料、橡胶工业以及 食品等行业中，正己烷产品的市场需求量很大。苯（benzene，C6H6)是组成结构最简单的 芳香烃，在常温下为一种无色、有甜味的透明液体，具有强烈的芳香气味。苯是一种石油 化工基本原料，苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一。

　　工业分离提纯正己烷和苯的主要方法是经过分子筛吸附、间歇共沸精馏或萃取精馏等 方法制得高纯度的正己烷和苯产品。分子筛吸附法得到的产品纯度高，但收率不高；共沸 精馏法的收率高，但得到的产品纯度不高；萃取精馏法的产品纯度较高，同时具有较高的 收率。但是现有的萃取精馏较难得到高纯正己烷和苯产品，萃取精馏操作中常会出现液- 液两相，操作不稳定；且萃取精馏塔和萃取剂回收塔塔釜温度高，需要大量的高品质蒸汽 用于加热，同时需要大量的冷却水用来冷却产品，能耗高。因此设计发明一种正己烷和苯 萃取精馏的操作方法，有效避免萃取精馏塔内的液-液两相，降低精馏塔温度，是生产高纯 正己烷和苯产品的关键。

　　本发明的目的在于提供一种正己烷和苯的萃取精馏的操作方法。该操作方法能够得到 纯度99.0%wt以上的正己烷产品和纯度99.9%wt以上的苯产品。

　　一种正己烷和苯的萃取精馏方法，正己烷和苯的分离提纯采用了萃取精馏的操作，使 用复配的N-甲基吡咯烷酮溶剂或N-甲酰吗啉溶剂作为萃取剂；采用正己烷分离萃取精馏 分离提纯系统和苯萃取精馏分离提纯系统。

　　所述的正己烷分离萃取精馏分离提纯系统为：来自芳烃抽提装置的抽余油、裂解汽油 或者直馏汽油等C3～C8混合烃类原料，通过脱轻塔脱除比2-甲基戊烷沸点低的杂质组分 后，送入异己烷塔脱除异己烷等比正己烷沸点低的馏分，塔顶采出流股作为异己烷产品送 入贮罐；塔釜采出含有甲基环戊烷、环己烷、C7～C8芳烃和不饱和烷烃等杂质在内的正己 烷和苯的混合物，进入正己烷萃取精馏分离提纯系统的正己烷萃取精馏塔101中部，复配 的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液经回收并冷却后进入正己烷萃取 精馏塔101上部，塔顶部采出正己烷。

　　所述的苯萃取精馏分离提纯系统为：正己烷萃取精馏塔101底部采出萃取剂、苯和其 他组分的混合物，送入第一萃取剂回收塔108进行萃取剂回收；第一萃取剂回收塔108底 部回收得到N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液；第一萃取剂回收塔108 顶部采出苯、C7～C8芳烃和其他组分的粗苯混合物，送入苯萃取精馏分离提纯系统；粗苯 经进料预热器110加热后进入苯萃取精馏塔111中部，复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液 或N-甲酰吗啉萃取剂溶液经回收并冷却后进入苯萃取精馏塔111上部，精馏塔塔顶部排出 杂质组分，底部采出富含苯和C7～C8芳烃等的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉 萃取剂溶液，送入第二萃取剂回收塔113进行萃取剂回收；第二萃取剂回收塔113底部回 收得到N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液；第二萃取剂回收塔113顶 部采出含有苯和甲苯的混合物，经预热器121加热后送入苯精制塔122中分离苯和其他组 分；苯精制塔122侧采得到苯产品。

　　所述的复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液与萃取塔进料之 间的质量比为4.5:1～5.5:1。

　　正己烷萃取精馏塔的操作压力为1.0～1.2bara，塔釜温度为115～125℃，塔顶温度为 65～75℃；苯萃取精馏塔的操作压力为1.0～1.2bara，塔釜温度为140～150℃，塔顶温度为 75～85℃。

　　复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液的第一萃取剂回收塔和 第二萃取剂回收塔采用负压操作，操作压力为0.2～0.4bara。

　　复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液进入正己烷萃取塔温度 为60～70℃，进入苯萃取塔温度为80～90℃。防止在塔内引起暴沸。

　　所述的苯、C7～C8芳烃和非芳烃混合物预热至100-110℃后进入苯萃取精馏塔。

　　所述的正己烷和苯的分离提纯采用了萃取精馏的操作，其特征是使用复配的N-甲基吡 咯烷酮溶剂或N-甲酰吗啉溶剂作为萃取剂，既可以增大芳烃和非芳烃的相对挥发度，也可 以增大甲基环戊烷等与正己烷的相对挥发度。

　　正己烷和苯的分离提纯采用了萃取精馏的操作，操作过程中正己烷萃取精馏塔101和 苯萃取精馏塔111内不会出现液-液两相，操作稳定。

　　复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液的沸点相对较低，可有 效降低第一萃取剂回收塔108和第二萃取剂回收塔113塔釜温度，通过调整操作条件可使 回收塔塔釜温度低于170℃。

　　正己烷和苯的分离提纯采用了萃取精馏的操作，复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液 或N-甲酰吗啉萃取剂溶液的第一萃取剂回收塔108和第二萃取剂回收塔113采用负压操 作，而不采用溶剂中夹带苯降低泡点温度的做法，以确保正己烷产品中的苯含量低于 100ppm，正己烷产品纯度达到99.0%wt以上，苯产品纯度达到99.9%wt以上。

　　本发明将萃取精馏操作用于正己烷和苯提纯分离。复配了N-甲基吡咯烷酮溶剂或N- 甲酰吗啉溶剂作为萃取剂，得到了高纯的正己烷和苯产品，提高了市场竞争力。

　　其中：101-正己烷萃取精馏塔、102-正己烷萃取精馏塔塔釜再沸器、103-溶剂冷却器 一、104-溶剂冷却器二、105-正己烷萃取精馏塔塔顶冷凝器、106-正己烷萃取精馏塔塔顶 后冷器、107-正己烷萃取精馏塔塔顶罐、108-第一萃取剂回收塔、109-第一萃取剂回收塔 塔釜再沸器、110-粗苯进料预热器一、111-苯萃取精馏塔、112-苯萃取精馏塔塔釜再沸器、 113-第二萃取剂回收塔、114-第二萃取剂回收塔塔釜再沸器、115-第二萃取剂回收塔塔顶冷 凝器、116-第二萃取剂回收塔塔顶后冷器、117-第二萃取剂回收塔塔顶罐、118-溶剂冷却器 三、119-溶剂冷却器四、120-溶剂冷却器五、121-粗苯进料预热器二、122-苯精制塔和123- 苯精制塔塔釜再沸器。

　　来自芳烃抽提装置的抽余油、裂解汽油或者直馏汽油等C3～C8混合烃类原料，通过脱 轻塔脱除比2-甲基戊烷沸点低的杂质组分后，送入异己烷塔脱除异己烷等比正己烷沸点低 的馏分，塔顶采出流股作为异己烷产品送入贮罐。塔釜采出含有甲基环戊烷、环己烷、C7～C8 芳烃和不饱和烷烃等杂质在内的正己烷和苯的混合物，进入正己烷萃取精馏分离提纯系统 的正己烷萃取精馏塔101中部，复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂 溶液（与进料质量比为4:1～5.5:1）经回收并冷却后进入正己烷萃取精馏塔101上部，该塔 顶部采出纯度99.0%wt以上的正己烷，经塔顶冷凝器105和产品冷却器106换热后送入成 品罐区；正己烷萃取精馏塔101底部采出萃取剂、苯和其他组分的混合物，送入第一萃取 剂回收塔108进行萃取剂回收；第一萃取剂回收塔108底部回收得到复配的N-甲基吡咯烷 酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液，经冷却后送入正己烷萃取精馏塔101循环使用； 第一萃取剂回收塔108顶部采出苯、C7～C8芳烃和其他组分的粗苯混合物，送入苯萃取精 馏分离提纯系统；粗苯经进料预热器110加热后进入苯萃取精馏塔111中部，复配的N- 甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液（与进料质量比为4:1～5.5:1）经回收并 冷却后进入苯萃取精馏塔111上部，该塔顶部排出杂质组分，底部采出富含苯和C7～C8芳 烃等的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液，送入第二萃取剂回收塔113 进行萃取剂回收；第二萃取剂回收塔113底部回收得到N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N- 甲酰吗啉萃取剂溶液，经冷却后送入苯萃取精馏塔111循环使用；第二萃取剂回收塔113 顶部采出苯和甲苯等的混合物，经预热器121加热后送入苯精制塔122中分离苯和其他组 分；苯精制塔122侧采得到纯度99.9%wt以上的苯产品。

　　含有杂质组分的正己烷和苯的混合物的质量组成如下：正己烷38.6%，苯49.3%，甲基 环戊烷4.6%，环己烷0.3%，正庚烷1.4%，C7～C8芳烃3.5%，不饱和烯烃1.2%，其他1.1%。

　　来自芳烃抽提装置的抽余油、裂解汽油或者直馏汽油等C3～C8混合烃类原料，脱除沸 点低于正己烷的组分后，进料量为2100kg/h，温度为70～73℃，进入正己烷萃取精馏分离 提纯系统的正己烷萃取精馏塔101中部，复配的萃取剂N-甲基吡咯烷酮11500kg/hr从进料 板上方进入正己烷萃取精馏塔101。正己烷萃取精馏塔101的操作压力为1.2bara，塔釜温 度为115～118℃，塔顶温度为65～68℃。正己烷萃取精馏塔101塔顶得到的正己烷，纯度 99.2%wt，其中苯含量小于100ppm。正己烷萃取精馏塔101塔釜得到的富苯萃取剂溶液， 送入第一萃取剂回收塔108进行萃取剂回收。

　　来自正己烷萃取精馏塔101塔釜的富苯萃取剂溶剂送入第一萃取剂回收塔108中部进 行萃取剂回收，操作压力为0.4bara，塔釜温度165～167℃，塔顶温度63～65℃。塔釜回收 萃取剂N-甲基-吡咯烷酮，经换热器降温至60～63℃返回正己烷萃取精馏塔101循环使用。 第一萃取剂回收塔108塔顶蒸出苯、C7～C8芳烃和非芳烃混合物，送入苯萃取精馏塔111 进一步分离。

　　苯萃取精馏塔111前设置进料预热器110，自第一萃取剂回收塔108塔顶来的苯、C7～C8 芳烃和非芳烃混合物1280kg/h，预热至100～103℃后进入苯萃取精馏塔111上部，并从进 料板上方加入复配的N-甲基-吡咯烷酮萃取剂7000kg/h，进行分离脱除非芳烃杂质。苯萃 取精馏塔111的操作压力为1.2bara，塔釜温度为140～143℃，塔顶温度为75～79℃。非芳 烃类杂质由塔顶采出，苯和萃取剂的混合物从塔釜采入第二萃取剂回收塔113进一步分离。

　　来自苯萃取精馏塔118的苯、C7～C8芳烃和萃取剂等的混合物送入第二萃取剂回收塔 120进行分离，操作压力为0.4bara，塔釜温度165～167℃，塔顶温度51～53℃。塔釜为复 配的N-甲基-吡咯烷酮溶剂，经换热器降温至80～84℃返回苯萃取精馏塔111循环使用。塔 顶蒸出苯和C7～C8芳烃等，送入苯精制塔122进行分离提纯。

　　来自第二萃取剂回收塔120塔顶的苯和C7～C8芳烃等混合物加热至82～85℃，进入苯 精制塔122中部，塔釜温度113～115℃，塔顶温度为79～81℃，C7～C8芳烃等重组分由塔 釜排出，纯度为99.9%wt的苯产品由该塔上部侧线：

　　原料进料量为2100kg/h，温度为70～73℃，进入正己烷萃取精馏分离提纯系统的正己 烷萃取精馏塔101中部，复配的萃取剂N-甲酰吗啉9500kg/hr从进料板上方进入正己烷萃 取精馏塔101。正己烷萃取精馏塔101的操作压力为1.0bara，塔釜温度为123～125℃，塔 顶温度为73～75℃。正己烷萃取精馏塔101塔顶得到的正己烷，纯度99.5%wt，其中苯含 量小于100ppm。正己烷萃取精馏塔101塔釜得到的富苯萃取剂溶液，送入第一萃取剂回 收塔108进行萃取剂回收。

　　来自正己烷萃取精馏塔101塔釜的富苯萃取剂溶剂送入第一萃取剂回收塔108中部进 行萃取剂回收，操作压力为0.2bara，塔釜温度166～168℃，塔顶温度65～68℃。塔釜回收 萃取剂N-甲酰吗啉，经换热器降温至68～70℃返回正己烷萃取精馏塔101循环使用。第一 萃取剂回收塔108塔顶蒸出苯、C7～C8芳烃和非芳烃混合物，送入苯萃取精馏塔111进一 步分离。

　　苯萃取精馏塔111前设置进料预热器110，自第一萃取剂回收塔108塔顶来的苯、C7～C8 芳烃和非芳烃混合物1280kg/h，预热至106～110℃后进入苯萃取精馏塔111上部，并从进 料板上方加入复配的N-甲酰吗啉萃取剂5800kg/h，进行分离脱除非芳烃杂质。苯萃取精馏 塔111的操作压力为1.0bara，塔釜温度为147～150℃，塔顶温度为81～85℃。非芳烃类杂 质由塔顶采出，苯和萃取剂的混合物从塔釜采入第二萃取剂回收塔113进一步分离。

　　来自苯萃取精馏塔118的苯、C7～C8芳烃和萃取剂等的混合物送入第二萃取剂回收塔 120进行分离，操作压力为0.2bara，塔釜温度166～168℃，塔顶温度53～56℃。塔釜为复 配的N-甲酰吗啉萃取剂，经换热器降温至87～90℃返回苯萃取精馏塔111循环使用。塔顶 蒸出苯和C7～C8芳烃等，送入苯精制塔122进行分离提纯。

　　来自第二萃取剂回收塔120塔顶的苯和C7～C8芳烃等混合物加热至82～85℃，进入苯 精制塔122中部，塔釜温度113～115℃，塔顶温度为79～81℃，C7～C8芳烃等重组分由塔 釜排出，纯度为99.9%wt的苯产品由该塔上部侧线：

　　原料进料量为2100kg/h，温度为70～73℃，进入正己烷萃取精馏分离提纯系统的101 中部，复配的萃取剂N-甲基吡咯烷酮10500kg/hr从进料板上方进入正己烷萃取精馏塔101。 正己烷萃取精馏塔101的操作压力为1.1bara，塔釜温度为119～121℃，塔顶温度为70～72℃。 正己烷萃取精馏塔101塔顶得到的正己烷，纯度99.5%wt，其中苯含量小于100ppm。正 己烷萃取精馏塔101塔釜得到的富苯萃取剂溶液，送入第一萃取剂回收塔108进行萃取剂 回收。

　　来自正己烷萃取精馏塔101塔釜的富苯萃取剂溶剂送入第一萃取剂回收塔108中部进 行萃取剂回收，操作压力为0.3bara，塔釜温度165～167℃，塔顶温度64～67℃。塔釜回收 萃取剂N-甲基吡咯烷酮，经换热器降温至65～67℃返回正己烷萃取精馏塔101循环使用。 第一萃取剂回收塔108塔顶蒸出苯、C7～C8芳烃和非芳烃混合物，送入苯萃取精馏塔111 进一步分离。

　　苯萃取精馏塔111前设置进料预热器110，自第一萃取剂回收塔108塔顶来的苯、C7～C8 芳烃和非芳烃混合物1280kg/h，预热至106～110℃后进入苯萃取精馏塔111上部，并从进 料板上方加入复配的N-甲基-吡咯烷酮萃取剂6500kg/h，进行分离脱除非芳烃杂质。苯萃 取精馏塔111的操作压力为1.1bara，塔釜温度为145～147℃，塔顶温度为80～82℃。非芳 烃类杂质由塔顶采出，苯和萃取剂的混合物从塔釜采入第二萃取剂回收塔113进一步分离。

　　来自苯萃取精馏塔118的苯、C7～C8芳烃和萃取剂等的混合物送入第二萃取剂回收塔 120进行分离，操作压力为0.3bara，塔釜温度164～166℃，塔顶温度56～59℃。塔釜为复 配的N-甲基-吡咯烷酮溶剂，经换热器降温至85～86℃返回苯萃取精馏塔111循环使用。塔 顶蒸出苯和C7～C8芳烃等，送入苯精制塔122进行分离提纯。

　　来自第二萃取剂回收塔120塔顶的苯和C7～C8芳烃等混合物加热至82～85℃，进入苯 精制塔122中部，塔釜温度113～115℃，塔顶温度为79～81℃，C7～C8芳烃等重组分由塔 釜排出，纯度为99.9%wt的苯产品由该塔上部侧线采出。

　　2、) 发明名称 正己烷和苯萃取精馏的操作方法 (57) 摘要 本发明涉及正己烷和苯的萃取精馏的操作方 法， 包括正己烷分离萃取精馏分离提纯系统和苯 萃取精馏分离提纯系统。 使用复配的N-甲基吡咯 烷酮溶剂或 N- 甲酰吗啉溶剂作为萃取剂， 既增大 芳烃和非芳烃的相对挥发度， 也增大甲基环戊烷 等与正己烷的相对挥发度 ； 两个萃取剂回收塔采 用负压操作， 塔釜温度相对较低 ； 操作过程中两 个萃取精馏塔内不会出现液 - 液两相， 操作稳定 ； 复配的 N- 甲基吡咯烷酮或 N- 甲酰吗啉萃取剂回 收后先冷却再进入萃取精馏塔 ； 苯、 甲苯和非芳 混合物经加热后进入苯萃取精馏塔。本操作方法 得到的正。

　　3、己烷产品中的苯含量低于 100ppm， 正己 烷产品纯度达到 99.0%wt 以上， 苯产品纯度达到 99.9%wt 以上。 (51)Int.Cl. 权利要求书 1 页 说明书 5 页 附图 2 页 (19)中华人民共和国国家知识产权局 (12)发明专利申请 权利要求书1页 说明书5页 附图2页 (10)申请公布号 CN 103242121 A CN 103242121 A *CN103242121A* 1/1 页 2 1. 一种正己烷和苯的萃取精馏方法， 特征在于正己烷和苯的分离提纯采用了萃取精馏 的操作， 使用复配的N-甲基吡咯烷酮溶剂或N-甲酰吗啉溶剂作为萃取剂 ； 采用正己烷分离 萃取。

　　4、精馏分离提纯系统和苯萃取精馏分离提纯系统。 2. 如权利要求 1 所述的方法， 其特征是所述的正己烷分离萃取精馏分离提纯系统为 ： 来自芳烃抽提装置的抽余油、 裂解汽油或者直馏汽油等C3C8混合烃类原料， 通过脱轻塔 脱除比 2- 甲基戊烷沸点低的杂质组分后， 送入异己烷塔脱除异己烷等比正己烷沸点低的 馏分， 塔顶采出流股作为异己烷产品送入贮罐 ； 塔釜采出含有甲基环戊烷、 环己烷、 C7 C8 芳烃和不饱和烷烃等杂质在内的正己烷和苯的混合物， 进入正己烷萃取精馏分离提纯系统 的正己烷萃取精馏塔 （101） 中部， 复配的 N- 甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或 N- 甲酰吗啉萃取 剂溶液经回收并冷却。

　　5、后进入正己烷萃取精馏塔 （101） 上部， 塔顶部采出正己烷。 3. 如权利要求 1 所述的方法， 其特征是所述的苯萃取精馏分离提纯系统为 ： 正己烷萃 取精馏塔 （101） 底部采出萃取剂、 苯和其他组分的混合物， 送入第一萃取剂回收塔 （108） 进行萃取剂回收 ； 第一萃取剂回收塔 （108） 底部回收得到 N- 甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或 N- 甲酰吗啉萃取剂溶液 ； 第一萃取剂回收塔 （108） 顶部采出苯、 C7 C8 芳烃和其他组分的 粗苯混合物， 送入苯萃取精馏分离提纯系统 ； 粗苯经进料预热器 110 加热后进入苯萃取精 馏塔 （111） 中部， 复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶。

　　6、液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液经回收并冷 却后进入苯萃取精馏塔 （111） 上部， 精馏塔塔顶部排出杂质组分， 底部采出富含苯和 C7 C8 芳烃等的 N- 甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或 N- 甲酰吗啉萃取剂溶液， 送入第二萃取剂回收 塔 （113） 进行萃取剂回收 ； 第二萃取剂回收塔 （113） 底部回收得到 N- 甲基吡咯烷酮萃取剂 溶液或 N- 甲酰吗啉萃取剂溶液 ； 第二萃取剂回收塔 （113） 顶部采出含有苯和甲苯的混合 物， 经预热器 （121） 加热后送入苯精制塔 （122） 中分离苯和其他组分 ； 苯精制塔 （122） 侧采 得到苯产品。 4. 如权利要求 1 所述的方法， 其特征是。

　　7、所述的复配的 N- 甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或 N- 甲酰吗啉萃取剂溶液与萃取塔进料之间的质量比为 4.5:1 5.5:1。 5. 如权利要求 1 所述的方法， 其特征是正己烷萃取精馏塔的操作压力为 1.0 1.2bara， 塔釜温度为 115 125， 塔顶温度为 65 75 ； 苯萃取精馏塔的操作压力为 1.0 1.2bara， 塔釜温度为 140 150， 塔顶温度为 75 85。 6. 如权利要求 1 所述的方法， 其特征是复配的 N- 甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或 N- 甲 酰吗啉萃取剂溶液的第一萃取剂回收塔和第二萃取剂回收塔采用负压操作， 操作压力为 0.2 0.4bara。 7. 如权。

　　8、利要求 1 所述的方法， 其特征是复配的 N- 甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或 N- 甲酰 吗啉萃取剂溶液进入正己烷萃取塔温度为 60 70， 进入苯萃取塔温度为 80 90。 8. 如权利要求 1 所述的方法， 其特征是所述的苯、 C7 C8 芳烃和非芳烃混合物预热至 100-110后进入苯萃取精馏塔。 9. 如权利要求 1 所述的方法， 其特征是所述的萃取剂回收塔塔釜温度低于 170。 权 利 要 求 书 CN 103242121 A 2 1/5 页 3 正己烷和苯萃取精馏的操作方法 技术领域 0001 本发明涉及一种正己烷和苯萃取精馏的操作方法， 特别的涉及能够得到高纯的正 己烷和苯产品的操作。

　　9、方法。 背景技术 0002 正己烷 （n-hexane， C6H14） 是一种无色透明液体， 是广泛应用的烃类溶剂之一， 是最 具代表性的非极性溶剂。工业己烷溶剂油可用于医药、 化工、 高分子材料、 橡胶工业以及食 品等行业中， 正己烷产品的市场需求量很大。苯 （benzene， C6H6) 是组成结构最简单的芳香 烃， 在常温下为一种无色、 有甜味的透明液体， 具有强烈的芳香气味。苯是一种石油化工基 本原料， 苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一。 0003 工业分离提纯正己烷和苯的主要方法是经过分子筛吸附、 间歇共沸精馏或萃取精 馏等方法制得高纯度的正己烷和苯产品。。

　　10、分子筛吸附法得到的产品纯度高， 但收率不高 ； 共沸精馏法的收率高， 但得到的产品纯度不高 ； 萃取精馏法的产品纯度较高， 同时具有较 高的收率。但是现有的萃取精馏较难得到高纯正己烷和苯产品， 萃取精馏操作中常会出现 液 - 液两相， 操作不稳定 ； 且萃取精馏塔和萃取剂回收塔塔釜温度高， 需要大量的高品质蒸 汽用于加热， 同时需要大量的冷却水用来冷却产品， 能耗高。 因此设计发明一种正己烷和苯 萃取精馏的操作方法， 有效避免萃取精馏塔内的液 - 液两相， 降低精馏塔温度， 是生产高纯 正己烷和苯产品的关键。 发明内容 0004 本发明的目的在于提供一种正己烷和苯的萃取精馏的操作方法。 该操作。

　　11、方法能够 得到纯度 99.0%wt 以上的正己烷产品和纯度 99.9%wt 以上的苯产品。 0005 本发明的技术方案如下 ： 0006 一种正己烷和苯的萃取精馏方法， 正己烷和苯的分离提纯采用了萃取精馏的操 作， 使用复配的N-甲基吡咯烷酮溶剂或N-甲酰吗啉溶剂作为萃取剂 ； 采用正己烷分离萃取 精馏分离提纯系统和苯萃取精馏分离提纯系统。 0007 所述的正己烷分离萃取精馏分离提纯系统为 ： 来自芳烃抽提装置的抽余油、 裂解 汽油或者直馏汽油等 C3 C8 混合烃类原料， 通过脱轻塔脱除比 2- 甲基戊烷沸点低的杂质 组分后， 送入异己烷塔脱除异己烷等比正己烷沸点低的馏分， 塔顶采出流股作为。

　　12、异己烷产 品送入贮罐 ； 塔釜采出含有甲基环戊烷、 环己烷、 C7 C8 芳烃和不饱和烷烃等杂质在内的 正己烷和苯的混合物， 进入正己烷萃取精馏分离提纯系统的正己烷萃取精馏塔 101 中部， 复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液经回收并冷却后进入正己烷 萃取精馏塔 101 上部， 塔顶部采出正己烷。 0008 所述的苯萃取精馏分离提纯系统为 ： 正己烷萃取精馏塔 101 底部采出萃取剂、 苯 和其他组分的混合物， 送入第一萃取剂回收塔 108 进行萃取剂回收 ； 第一萃取剂回收塔 108 底部回收得到 N- 甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或 N- 甲酰吗啉萃取剂溶液 ； 第一萃取剂。

　　13、回收塔 说 明 书 CN 103242121 A 3 2/5 页 4 108顶部采出苯、 C7C8芳烃和其他组分的粗苯混合物， 送入苯萃取精馏分离提纯系统 ； 粗 苯经进料预热器 110 加热后进入苯萃取精馏塔 111 中部， 复配的 N- 甲基吡咯烷酮萃取剂溶 液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液经回收并冷却后进入苯萃取精馏塔111上部， 精馏塔塔顶部排 出杂质组分， 底部采出富含苯和 C7 C8 芳烃等的 N- 甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或 N- 甲酰 吗啉萃取剂溶液， 送入第二萃取剂回收塔113进行萃取剂回收 ； 第二萃取剂回收塔113底部 回收得到 N- 甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或 N- 甲酰吗啉萃取。

　　14、剂溶液 ； 第二萃取剂回收塔 113 顶部采出含有苯和甲苯的混合物， 经预热器 121 加热后送入苯精制塔 122 中分离苯和其他 组分 ； 苯精制塔 122 侧采得到苯产品。 0009 所述的复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液与萃取塔进 料之间的质量比为 4.5:1 5.5:1。 0010 正己烷萃取精馏塔的操作压力为 1.0 1.2bara， 塔釜温度为 115 125， 塔顶 温度为 65 75； 苯萃取精馏塔的操作压力为 1.0 1.2bara， 塔釜温度为 140 150， 塔顶温度为 75 85。 0011 复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂。

　　15、溶液的第一萃取剂回收 塔和第二萃取剂回收塔采用负压操作， 操作压力为 0.2 0.4bara。 0012 复配的N-甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或N-甲酰吗啉萃取剂溶液进入正己烷萃取塔 温度为 60 70， 进入苯萃取塔温度为 80 90。防止在塔内引起暴沸。 0013 所述的苯、 C7 C8 芳烃和非芳烃混合物预热至 100-110后进入苯萃取精馏塔。 0014 所述的萃取剂回收塔塔釜温度低于 170。 0015 所述的正己烷和苯的分离提纯采用了萃取精馏的操作， 其特征是使用复配的 N- 甲基吡咯烷酮溶剂或 N- 甲酰吗啉溶剂作为萃取剂， 既可以增大芳烃和非芳烃的相对挥 发度， 也可以增大甲基环戊。

　　16、烷等与正己烷的相对挥发度。 0016 正己烷和苯的分离提纯采用了萃取精馏的操作， 操作过程中正己烷萃取精馏塔 101 和苯萃取精馏塔 111 内不会出现液 - 液两相， 操作稳定。 0017 复配的 N- 甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或 N- 甲酰吗啉萃取剂溶液的沸点相对较低， 可有效降低第一萃取剂回收塔 108 和第二萃取剂回收塔 113 塔釜温度， 通过调整操作条件 可使回收塔塔釜温度低于 170。 0018 正己烷和苯的分离提纯采用了萃取精馏的操作， 复配的 N- 甲基吡咯烷酮萃取剂 溶液或 N- 甲酰吗啉萃取剂溶液的第一萃取剂回收塔 108 和第二萃取剂回收塔 113 采用负 压操作， 而不。

　　17、采用溶剂中夹带苯降低泡点温度的做法， 以确保正己烷产品中的苯含量低于 100ppm， 正己烷产品纯度达到 99.0%wt 以上， 苯产品纯度达到 99.9%wt 以上。 0019 本发明将萃取精馏操作用于正己烷和苯提纯分离。复配了 N- 甲基吡咯烷酮溶剂 或 N- 甲酰吗啉溶剂作为萃取剂， 得到了高纯的正己烷和苯产品， 提高了市场竞争力。 附图说明 0020 图 1 ： 正己烷萃取精馏分离提纯系统流程示意图。 0021 图 2 ： 苯萃取精馏分离提纯系统流程示意图。 0022 其中 ： 101- 正己烷萃取精馏塔、 102- 正己烷萃取精馏塔塔釜再沸器、 103- 溶剂 冷却器一、 104- 。

　　18、溶剂冷却器二、 105- 正己烷萃取精馏塔塔顶冷凝器、 106- 正己烷萃取精馏 说 明 书 CN 103242121 A 4 3/5 页 5 塔塔顶后冷器、 107- 正己烷萃取精馏塔塔顶罐、 108- 第一萃取剂回收塔、 109- 第一萃取剂 回收塔塔釜再沸器、 110- 粗苯进料预热器一、 111- 苯萃取精馏塔、 112- 苯萃取精馏塔塔釜 再沸器、 113- 第二萃取剂回收塔、 114- 第二萃取剂回收塔塔釜再沸器、 115- 第二萃取剂 回收塔塔顶冷凝器、 116- 第二萃取剂回收塔塔顶后冷器、 117- 第二萃取剂回收塔塔顶罐、 118- 溶剂冷却器三、 119- 溶剂冷却器四、。

　　19、 120- 溶剂冷却器五、 121- 粗苯进料预热器二、 122- 苯精制塔和 123- 苯精制塔塔釜再沸器。 具体实施方式 0023 下面结合附图通过具体的实施例对本发明进一步详尽说明。 0024 来自芳烃抽提装置的抽余油、 裂解汽油或者直馏汽油等 C3 C8 混合烃类原料， 通过脱轻塔脱除比 2- 甲基戊烷沸点低的杂质组分后， 送入异己烷塔脱除异己烷等比正己 烷沸点低的馏分， 塔顶采出流股作为异己烷产品送入贮罐。塔釜采出含有甲基环戊烷、 环 己烷、 C7 C8 芳烃和不饱和烷烃等杂质在内的正己烷和苯的混合物， 进入正己烷萃取精馏 分离提纯系统的正己烷萃取精馏塔 101 中部， 复配的 N-。

　　20、 甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或 N- 甲 酰吗啉萃取剂溶液 （与进料质量比为 4:1 5.5:1） 经回收并冷却后进入正己烷萃取精馏 塔 101 上部， 该塔顶部采出纯度 99.0%wt 以上的正己烷， 经塔顶冷凝器 105 和产品冷却器 106 换热后送入成品罐区 ； 正己烷萃取精馏塔 101 底部采出萃取剂、 苯和其他组分的混合 物， 送入第一萃取剂回收塔108进行萃取剂回收 ； 第一萃取剂回收塔108底部回收得到复配 的 N- 甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或 N- 甲酰吗啉萃取剂溶液， 经冷却后送入正己烷萃取精馏 塔 101 循环使用 ； 第一萃取剂回收塔 108 顶部采出苯、 C7 C8 芳烃和。

　　21、其他组分的粗苯混合 物， 送入苯萃取精馏分离提纯系统 ； 粗苯经进料预热器110加热后进入苯萃取精馏塔111中 部， 复配的 N- 甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或 N- 甲酰吗啉萃取剂溶液 （与进料质量比为 4:1 5.5:1） 经回收并冷却后进入苯萃取精馏塔 111 上部， 该塔顶部排出杂质组分， 底部采出富 含苯和 C7 C8 芳烃等的 N- 甲基吡咯烷酮萃取剂溶液或 N- 甲酰吗啉萃取剂溶液， 送入第 二萃取剂回收塔113进行萃取剂回收 ； 第二萃取剂回收塔113底部回收得到N-甲基吡咯烷 酮萃取剂溶液或 N- 甲酰吗啉萃取剂溶液， 经冷却后送入苯萃取精馏塔 111 循环使用 ； 第二 萃取剂。

　　22、回收塔 113 顶部采出苯和甲苯等的混合物， 经预热器 121 加热后送入苯精制塔 122 中分离苯和其他组分 ； 苯精制塔 122 侧采得到纯度 99.9%wt 以上的苯产品。 0025 实施例 1 ： 0026 含有杂质组分的正己烷和苯的混合物的质量组成如下 ： 正己烷 38.6%， 苯 49.3%， 甲基环戊烷 4.6%， 环己烷 0.3%， 正庚烷 1.4%， C7 C8 芳烃 3.5%， 不饱和烯烃 1.2%， 其他 1.1%。 0027 来自芳烃抽提装置的抽余油、 裂解汽油或者直馏汽油等C3C8混合烃类原料， 脱 除沸点低于正己烷的组分后， 进料量为 2100kg/h， 温度为 7。

　　23、0 73， 进入正己烷萃取精馏 分离提纯系统的正己烷萃取精馏塔 101 中部， 复配的萃取剂 N- 甲基吡咯烷酮 11500kg/hr 从进料板上方进入正己烷萃取精馏塔 101。正己烷萃取精馏塔 101 的操作压力为 1.2bara， 塔釜温度为 115 118， 塔顶温度为 65 68。正己烷萃取精馏塔 101 塔顶得到的正己 烷， 纯度 99.2%wt， 其中苯含量小于 100ppm。正己烷萃取精馏塔 101 塔釜得到的富苯萃取剂 溶液， 送入第一萃取剂回收塔 108 进行萃取剂回收。 说 明 书 CN 103242121 A 5 4/5 页 6 0028 来自正己烷萃取精馏塔101塔釜的。

　　24、富苯萃取剂溶剂送入第一萃取剂回收塔108中 部进行萃取剂回收， 操作压力为 0.4bara， 塔釜温度 165 167， 塔顶温度 63 65。塔 釜回收萃取剂 N- 甲基 - 吡咯烷酮， 经换热器降温至 60 63返回正己烷萃取精馏塔 101 循环使用。第一萃取剂回收塔 108 塔顶蒸出苯、 C7 C8 芳烃和非芳烃混合物， 送入苯萃取 精馏塔 111 进一步分离。 0029 苯萃取精馏塔 111 前设置进料预热器 110， 自第一萃取剂回收塔 108 塔顶来的苯、 C7C8芳烃和非芳烃混合物1280kg/h， 预热至100103后进入苯萃取精馏塔111上部， 并从进料板上方加入复配的 N-。

　　25、 甲基 - 吡咯烷酮萃取剂 7000kg/h， 进行分离脱除非芳烃杂 质。苯萃取精馏塔 111 的操作压力为 1.2bara， 塔釜温度为 140 143， 塔顶温度为 75 79。非芳烃类杂质由塔顶采出， 苯和萃取剂的混合物从塔釜采入第二萃取剂回收塔 113 进一步分离。 0030 来自苯萃取精馏塔118的苯、 C7C8芳烃和萃取剂等的混合物送入第二萃取剂回 收塔 120 进行分离， 操作压力为 0.4bara， 塔釜温度 165 167， 塔顶温度 51 53。塔 釜为复配的 N- 甲基 - 吡咯烷酮溶剂， 经换热器降温至 80 84返回苯萃取精馏塔 111 循 环使用。塔顶蒸出苯和 C7。

　　26、 C8 芳烃等， 送入苯精制塔 122 进行分离提纯。 0031 来自第二萃取剂回收塔120塔顶的苯和C7C8芳烃等混合物加热至8285， 进入苯精制塔 122 中部， 塔釜温度 113 115， 塔顶温度为 79 81， C7 C8 芳烃等重 组分由塔釜排出， 纯度为 99.9%wt 的苯产品由该塔上部侧线 原料进料量为2100kg/h， 温度为7073， 进入正己烷萃取精馏分离提纯系统的 正己烷萃取精馏塔 101 中部， 复配的萃取剂 N- 甲酰吗啉 9500kg/hr 从进料板上方进入正 己烷萃取精馏塔 101。。

　　27、正己烷萃取精馏塔 101 的操作压力为 1.0bara， 塔釜温度为 123 125， 塔顶温度为 73 75。正己烷萃取精馏塔 101 塔顶得到的正己烷， 纯度 99.5%wt， 其中苯含量小于 100ppm。正己烷萃取精馏塔 101 塔釜得到的富苯萃取剂溶液， 送入第一萃 取剂回收塔 108 进行萃取剂回收。 0035 来自正己烷萃取精馏塔101塔釜的富苯萃取剂溶剂送入第一萃取剂回收塔108中 部进行萃取剂回收， 操作压力为 0.2bara， 塔釜温度 166 168， 塔顶温度 65 68。塔 釜回收萃取剂 N- 甲酰吗啉， 经换热器降温至 68 70返回正己烷萃取精馏塔 101 循环使。

　　28、 用。第一萃取剂回收塔 108 塔顶蒸出苯、 C7 C8 芳烃和非芳烃混合物， 送入苯萃取精馏塔 111 进一步分离。 0036 苯萃取精馏塔 111 前设置进料预热器 110， 自第一萃取剂回收塔 108 塔顶来的苯、 C7C8芳烃和非芳烃混合物1280kg/h， 预热至106110后进入苯萃取精馏塔111上部， 并从进料板上方加入复配的 N- 甲酰吗啉萃取剂 5800kg/h， 进行分离脱除非芳烃杂质。苯 萃取精馏塔 111 的操作压力为 1.0bara， 塔釜温度为 147 150， 塔顶温度为 81 85。 非芳烃类杂质由塔顶采出， 苯和萃取剂的混合物从塔釜采入第二萃取剂回收塔 113。

　　29、 进一步 分离。 0037 来自苯萃取精馏塔118的苯、 C7C8芳烃和萃取剂等的混合物送入第二萃取剂回 收塔 120 进行分离， 操作压力为 0.2bara， 塔釜温度 166 168， 塔顶温度 53 56。塔 说 明 书 CN 103242121 A 6 5/5 页 7 釜为复配的 N- 甲酰吗啉萃取剂， 经换热器降温至 87 90返回苯萃取精馏塔 111 循环使 用。塔顶蒸出苯和 C7 C8 芳烃等， 送入苯精制塔 122 进行分离提纯。 0038 来自第二萃取剂回收塔120塔顶的苯和C7C8芳烃等混合物加热至8285， 进入苯精制塔 122 中部， 塔釜温度 113 115， 塔顶温。

　　30、度为 79 81， C7 C8 芳烃等重 组分由塔釜排出， 纯度为 99.9%wt 的苯产品由该塔上部侧线 原料进料量为2100kg/h， 温度为7073， 进入正己烷萃取精馏分离提纯系统的 101 中部， 复配的萃取剂 N- 甲基吡咯烷酮 10500kg/hr 从进料板上方进入正己烷萃取精馏 塔 101。正己烷萃取精馏塔 101 的操作压力为 1.1bara， 塔釜温度为 119 121， 塔顶温度 为 70 72。正己烷萃取精馏塔 101 塔顶得到的正己烷， 纯度 99.5%wt， 其中苯含量小于 100ppm。正。

　　31、己烷萃取精馏塔 101 塔釜得到的富苯萃取剂溶液， 送入第一萃取剂回收塔 108 进行萃取剂回收。 0042 来自正己烷萃取精馏塔101塔釜的富苯萃取剂溶剂送入第一萃取剂回收塔108中 部进行萃取剂回收， 操作压力为 0.3bara， 塔釜温度 165 167， 塔顶温度 64 67。塔 釜回收萃取剂 N- 甲基吡咯烷酮， 经换热器降温至 65 67返回正己烷萃取精馏塔 101 循 环使用。第一萃取剂回收塔 108 塔顶蒸出苯、 C7 C8 芳烃和非芳烃混合物， 送入苯萃取精 馏塔 111 进一步分离。 0043 苯萃取精馏塔 111 前设置进料预热器 110， 自第一萃取剂回收塔 108 塔。

　　32、顶来的苯、 C7C8芳烃和非芳烃混合物1280kg/h， 预热至106110后进入苯萃取精馏塔111上部， 并从进料板上方加入复配的 N- 甲基 - 吡咯烷酮萃取剂 6500kg/h， 进行分离脱除非芳烃杂 质。苯萃取精馏塔 111 的操作压力为 1.1bara， 塔釜温度为 145 147， 塔顶温度为 80 82。非芳烃类杂质由塔顶采出， 苯和萃取剂的混合物从塔釜采入第二萃取剂回收塔 113 进一步分离。 0044 来自苯萃取精馏塔118的苯、 C7C8芳烃和萃取剂等的混合物送入第二萃取剂回 收塔 120 进行分离， 操作压力为 0.3bara， 塔釜温度 164 166， 塔顶温度 56。