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芳烃分离工艺芳烃是指具有芳香性的碳氢化合物，如苯、甲苯、二甲苯等。
由于其具有广泛的工业应用价值，分离纯化芳烃一直是石油化工行业关注的焦点之一。
本文将介绍常见的芳烃分离工艺。
一、蒸馏法蒸馏法是最常见的分离纯化芳烃的工艺。
其基本原理是利用不同组分的沸点差异，使其在一定的温度范围内分别挥发出来，再通过冷却、凝结等方式进行分离纯化。
（1）精馏精馏是一种适用于分离芳烃的基本方法。
其主要流程为：经预处理后的混合物首先进入精馏塔，塔内通过加热，使不同组分按照行程（即距离塔底的高度）逐渐挥发出来，再通过不同高度的冷凝器进行冷却和凝华，从而得到不同纯度的芳烃。
常见的精馏工艺包括汽油精馏、苯精馏、二甲苯精馏等。
其中，苯精馏是最常见的芳烃分离工艺之一。
（2）蒸汽裂解蒸汽裂解是一种通过蒸汽作用将复杂碳氢化合物分解为较简单的组分，从而实现分离的工艺。
其主要流程为：经预处理后的混合物首先进入蒸汽裂解炉，炉内通过高温蒸汽作用，将混合物分解为较简单的碳氢化合物，然后通过冷却、凝结等方式进行分离纯化。
蒸汽裂解工艺适用于分离相对简单的芳烃，如苯、甲苯等。
近年来，随着科技的发展，基于蒸汽裂解的工艺也在不断改进和拓展，如采用纳米、微米等颗粒进行蒸汽裂解，能够获得更高的效率和更纯的产品。
二、萃取法（1）溶剂萃取溶剂萃取是一种采用溶剂与混合物反复振荡、分离的方法。
其主要流程为：经预处理后的混合物首先与一个成分具有亲和性的溶剂进行混合，然后通过反复振荡、分离等步骤，将要分离的组分从混合物中萃取出来，再通过蒸馏等方式进一步提纯。
溶剂萃取工艺适用于有机化学品的分离和提纯，如苯、甲苯等芳烃。
（2）结晶分离结晶分离是一种通过控制温度、溶剂浓度等参数实现分离的工艺。
其主要流程为：将混合物溶解在适当的溶剂中，然后通过控制温度、溶剂浓度等参数，使其中某一种组分逐渐结晶出来，从而实现分离纯化。
结晶分离工艺适用于不同组分的熔点差异较大的情况下，如对二甲苯等。
芳烃生产基本原理：以乙烯装置产品加氢汽油为原料，采用环丁枫为萃取剂，将其分离为芳烃和抽余油，再用精馏的方法将芳烃分离为苯、甲苯、二甲苯、碳九芳烃。
加氢汽油是含有C6~~C9的碳氢化合物的混合物，芳烃占60~~70%，非芳烃占30~~40%。
非芳烃有直连烃、环烷烃、烯烃。
芳烃有苯、甲苯、二甲苯、C9芳烃。
由于芳烃与非芳烃碳数目相同、沸点接近一般的精馏的方法很难分离。
故用环丁枫对加氢汽油进行液—液萃取，芳烃几乎全部溶解在溶剂中，而非芳烃不溶于溶剂中形成一个抽余项（抽余油）这样加氢汽油被分为两部分。
一部分含有芳烃的富溶剂，一部分含有非芳烃的抽余油。
含有芳烃的溶剂经减压精馏得混合芳烃，经白土塔处理去掉芳烃，利用混合芳烃组分沸点的不同精馏分离得苯、甲苯、二甲苯等芳烃产品。
主要有白土塔、苯塔、甲苯塔、二甲苯塔等塔器。
工艺流程：装置分为两个工段：抽提工段和精馏工段抽提工段是原料油中芳烃和非芳烃在溶剂环丁枫抽提及抽提蒸馏的作用下进行分离得过程。
主要包括抽提塔、抽余油分馏塔（停）、抽余油水洗塔、抽出液提馏塔、溶剂回收塔、水汽提塔、溶剂再生塔七个设备。
产品为抽余油和混合芳烃。
精馏工段将混和芳烃用蒸馏的方法分离为苯、甲苯、二甲苯。
抽提工艺：来自G单元GS-6加氢汽油原料从从T---301(48塔板)中部进入塔内，溶剂（环丁砜）从塔顶进入。
溶剂与从中部进入的裂解汽油逆向接触芳烃相（苯、甲苯、C8芳烃）与非芳烃分配系数大不相同，经过多级平衡后，芳烃组分富集在溶剂相中而达到芳烃与非芳烃分离的目的。
（非芳烃为抽余油）注：加氢汽油组份芳烃三苯占70~80%左右;非芳烃为抽余油含C5、C6、B、C7、T、C8、P—X、O—X、STY、C9芳烃在2.0~15.0%左右。
从T-301塔顶抽提出来的为抽余油（XFS—2）进入T—302抽余油水洗塔除去溶剂（环丁砜）水洗以后环丁砜<5PPM塔底的水液去T—305水汽提塔X FS—11分析PH值6.0~~8.0、（X FS—3 分析项目、XFS—1 分析项目）注：T---302上部塔板为烃、下（水）循环回路，提高水洗效果（洗涤水来自T---304塔冷凝水）T—302塔顶少量的烃相进入T---304顶回流。
芳烃抽提原理1、前言芳烃抽提装置是炼油通向化工的一座桥梁。
它能提高高纯度的B、T、X等基本有机化工原料。
芳烃抽提工艺原理是将芳烃和非芳烃通过溶剂进行萃取分离。
主要分为有Udex法（甘醇类溶剂）、Sulfolane 法（环丁砜溶剂）、Arosolvan法（N-甲基吡咯烷酮溶剂）、DMSO法（二甲基亚砜溶剂）、Formex法（N-甲酰吗啉溶剂）。
我国老装置都用Udex法，新建装置大多用Sulfolane法。
近年来，随着单芳烃组分（主要是纯苯）需要的增加，一种抽提蒸馏工艺发展较快，其中RIPP专利工艺已经在国内多家炼厂工业化生产。
本次我公司芳烃抽提单元规模为35万吨/年（按进料计加工能力），工艺采用与老连续重整装置一致的Sulfolane法（环丁砜溶剂）抽提工艺，技术成熟，操作经验丰富。
产品要求：芳烃抽提单元主要进出物料：*吸附分离来甲苯，进混芳罐与抽提产混芳一起去歧化单元。
芳烃抽提单元流程简图：第一节芳烃抽提原理抽提又称液液萃取，就是利用液体混合物各组分在某溶剂中溶解度的差异而实现分离的一种方法。
芳烃抽提就是用液液萃取的方法从烃类物中分离出芳烃的一种过程。
抽提和蒸馏、吸附等操作一样,都属于物理分离方法.抽提原料是个混合物，在加入环丁砜后，油中的芳烃溶解到溶剂中，从而形成组成不同、密度不同的两个液相，即油相和溶剂相。
油相中含有少量芳烃且密度较小，溶剂相含有大量芳烃且密度大，经过筛板塔连续多次逆流接触抽提，就可以得到高纯度的芳烃。
影响抽提过程的主要因素抽提过程的影响因素很多，概括为三要素：抽提原料油、溶剂和采用的手段（设备、操作条件等）。
在溶剂和设备结构选定后，操作条件就起着重要的作用。
下面结合芳烃抽提过程，分别讨论上述三要素对抽提过程的影响。
1溶剂性质的影响1.1溶剂的分配系数kc在萃取过程中，常常采用分配系数以表示平衡的两共存相中溶质浓度之间的关系，分配系数kc的定义为：kc=CE/CR式中：CE——平衡时溶质在萃取相（E）中的浓度；CR——平衡时溶质在萃余相（R）中的浓度。
芳烃抽提原理1、前言芳烃抽提装置是炼油通向化工的一座桥梁。
它能提高高纯度的B、T、X等基本有机化工原料。
芳烃抽提工艺原理是将芳烃和非芳烃通过溶剂进行萃取分离。
主要分为有Udex法（甘醇类溶剂）、Sulfolane 法（环丁砜溶剂）、Arosolvan法（N-甲基吡咯烷酮溶剂）、DMSO法（二甲基亚砜溶剂）、Formex法（N-甲酰吗啉溶剂）。
我国老装置都用Udex法，新建装置大多用Sulfolane法。
近年来，随着单芳烃组分（主要是纯苯）需要的增加，一种抽提蒸馏工艺发展较快，其中RIPP专利工艺已经在国内多家炼厂工业化生产。
本次我公司芳烃抽提单元规模为35万吨/年（按进料计加工能力），工艺采用与老连续重整装置一致的Sulfolane法（环丁砜溶剂）抽提工艺，技术成熟，操作经验丰富。
产品要求：芳烃抽提单元主要进出物料：*吸附分离来甲苯，进混芳罐与抽提产混芳一起去歧化单元。
芳烃抽提单元流程简图：第一节芳烃抽提原理抽提又称液液萃取，就是利用液体混合物各组分在某溶剂中溶解度的差异而实现分离的一种方法。
芳烃抽提就是用液液萃取的方法从烃类物中分离出芳烃的一种过程。
抽提和蒸馏、吸附等操作一样,都属于物理分离方法.抽提原料是个混合物，在加入环丁砜后，油中的芳烃溶解到溶剂中，从而形成组成不同、密度不同的两个液相，即油相和溶剂相。
油相中含有少量芳烃且密度较小，溶剂相含有大量芳烃且密度大，经过筛板塔连续多次逆流接触抽提，就可以得到高纯度的芳烃。
影响抽提过程的主要因素抽提过程的影响因素很多，概括为三要素：抽提原料油、溶剂和采用的手段（设备、操作条件等）。
在溶剂和设备结构选定后，操作条件就起着重要的作用。
下面结合芳烃抽提过程，分别讨论上述三要素对抽提过程的影响。
1溶剂性质的影响1.1溶剂的分配系数kc在萃取过程中，常常采用分配系数以表示平衡的两共存相中溶质浓度之间的关系，分配系数kc的定义为：kc=CE/CR式中：CE——平衡时溶质在萃取相（E）中的浓度；CR——平衡时溶质在萃余相（R）中的浓度。
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利用流程模拟技术解决芳烃抽提装置运行问题摘要：本文针对大庆石化公司化工一厂芳烃抽提三套运行中存在汽提塔液泛、能耗偏高等问题，运用VMGSim流程模拟软件建立模型，分析实际运行与设计存在偏差，提出运行优化措施。
关键词：芳烃抽提能耗VMG流程模拟溶剂返洗1引言VMG 采用美国 NIST 的热力学研究中心的最新研究成果，经过多位世界级芳烃工艺技术专家的精心研究, 突破性的解决了萃取体系物性表征的难题, 开发完成了芳烃抽提装置专用的热力学方法，以及二元交互作用参数建立芳烃抽提装置完美的智能工厂模型。
2芳烃装置运行中存在问题装置自投产以来，主要存在以下问题：2.1汽提塔液泛开工过程中，运行负荷接近85%时，汽提塔会发生气液负荷增加，塔压降急剧上升，极易发生液泛，造成装置严重波动。
液泛严重时，装置被迫停工调整，成为装置开工、长周期运行的瓶颈。
2.2第二、三溶剂无法达到设计NNF自回收塔底贫溶剂分出三股，经过换热和流量控制与汽提塔进料一同进入汽提塔中，为第二溶剂；经过换热和流量控制与抽提进料进入抽提塔中，为第三溶剂。
二者设计指标为NNF，实际运行优化调整后，第二溶剂大约在25t/h,第三溶剂大约在12t/h,与设计偏差较大。
2.3实际运行能耗偏高S19蒸汽单耗在总体占比较高，设计占比约为85%，实际运行占比达到88%以上，其次占比较大是装置用电和循环水，循环水设计在总体能耗中占比约为2.55%，实际运行中达到3%以上。
S19、循环水均比设计用能高。
3芳烃装置工艺流程简介以环丁砜作为溶剂液-液萃取，产品为苯，副产抽余油和芳烃调和组分，工艺流程主要分为切割单元、抽提单元、干苯精制单元，其中抽提单元操作是装置核心部分，分为油循环、水循环和溶剂循环三大主线。
加氢汽油进入切割塔中进行蒸馏，塔底碳七及以上组分作为芳烃调和组分送往罐区，塔顶碳六及以上轻组分进入抽提塔，抽提塔分为抽提段和返洗段，塔顶非芳组分进入抽余油水洗塔，水洗后送往原料罐区；塔底富溶剂进入汽提塔，经过蒸馏除去全部非芳烃，并为抽提塔提供返洗液，汽提塔底富溶剂进入回收塔，回收塔塔顶粗苯进入干苯精制单元精制后，合格苯产品送往罐区，回收塔底贫溶剂循环进入抽提塔和汽提塔。
芳烃抽提蒸馏工艺流程模拟
抽提蒸馏工艺是新兴的芳烃抽提工艺，单元中物系之间的二元交互作用参数是完成流程模拟的关键，目前还未见可用于抽提蒸馏工艺模拟的二元交互作用参数的报道。
本文应用文献报道的方法，得到了相关物系之间的二元交互作用参数，并且完成了抽提基-馏工艺的流程模拟。
通过结果对比，发现此方法有一定的误差，有待进一步改进。
随着芳烃联合装置不断的大型化，我国三苯芳烃的产能也不断的增加。
芳烃联合装置中芳烃和非芳烃分离的芳烃抽提单元是重要的生产单元，目前多采用溶剂抽提和抽提蒸馏的方法，由于抽提蒸馏工艺具有流程短、操作简便、能耗低等优点，近年来得到了大量的采用。
现有的芳烃抽提蒸馏工艺多采用环丁砜作为溶剂，相比于其他种类溶剂，它溶解能力强、选择性好，已得到广泛采用。
化工装置的流程模拟始于20世纪50年代，现已成为一种普遍采用的常规手段而广泛应用于化工过程的研究开发、设计、生产过程的控制、优化及技术改造等方面。
随着计算机技术的发展及应用软件技术的开发，化工过程模拟技术日趋成熟和实用，商业化软件广泛应用于化工过程模拟中，其中主要有Aspen Plus 和PRO/II等。
环丁砜芳烃模拟计算由于物系较强的非理想性，现有的商业软件中缺少大量的二元交互参数，因此无法仅仅通过现有公开的软件建立模型。
魏奇业等应用用正规溶液理论对该体系未知的交互参数进行预测，热力学模型采用Pro/II中的醇包，对烷烃-芳烃-环丁砜体系进行了较为准确的模拟，但模拟结果存在较大误差。
王健等应用Aspen Plus软件以修改热力学模型为基础对芳烃抽提过程建立的流程对于其指定的进料条件可以作为工艺数据包来使用，但不能对不同进料条件的芳烃抽提装置进行准确模拟。
曹湘洪简要介绍了模拟所需二元交互参数估算的方法，但是该方法有待改进。
王凌燕等查取物系之间的液液平衡数据，采用NTRL 方程回归得出二元交互参数之后将其应用于环丁砜液液抽提芳烃过程的计算。
但是实验数据是在常温下测量的，对于高温状态下的抽提蒸馏过程能否应用还未见报道。
昆仑工程公司正着力于芳烃生产装置的研发，芳烃抽提蒸馏工艺的模拟计算是用常规模拟手段不能解决的。
如能完成对抽提蒸馏工艺的模拟，即可攻克专利商的技术壁垒，提高我公司芳烃装置的设计水平，有效的指导工程设计。
本文将采用文献5中的方法得到抽提物系之间的二元交互作用参数，尝试对抽提蒸馏过程进行计算。
芳烃抽提蒸馏工艺流程
芳烃抽提蒸馏工艺流程如图1所示。
原料经进料泵加压后在抽提蒸馏塔中部进塔，贫溶剂和进料换热后，再和冷却水换热，在抽提蒸馏塔塔顶进塔。
塔顶上升蒸汽直接从底部通入非芳烃蒸馏塔，非芳蒸馏塔塔顶蒸汽进入空冷冷凝，冷凝
液流入回流罐，回流罐中的非芳烃经回流泵增压，一部分作为回流从塔顶进塔，一部分作为产品采出。
非芳蒸馏塔塔釜物料经塔底泵增压，从蒸馏抽提塔塔顶进入抽提塔。
富溶剂从抽提蒸馏塔塔釜采出，经塔釜泵增压后从回收塔中部进塔。
塔顶蒸汽经空冷和水冷冷凝冷却后进入回流罐，回流罐中的芳烃经回流泵增压，一部分作为回流从塔顶进塔，一部分作为产品采出。
塔釜热贫溶剂经塔釜泵增压后，先和两个回流罐水包中采出的水换热，再作为非芳蒸馏塔塔釜热源。
其后，再和进料换热，再经冷却水降温进入抽提蒸馏塔。
一部分热贫溶剂，送入溶剂再生罐再生。
两塔回流罐水包采出的水汇合，和热贫溶剂换热后，作为再生蒸汽进入溶剂再生罐。
再生罐顶汽提蒸汽通入再生塔底部，罐底采出的是溶剂废渣。
芳烃抽提装置流程
本文以石科院对我公司承接的宁夏宝塔PTA工程提供的芳烃抽提方案为基础，进行模拟计算。
1 进料条件
芳烃抽提进料具体信息如下：温度为40℃，压力0.7MPaG，进料流量30880kg/h。
其中，C5P占1.8%，C6P占24.74%，C7P占14.29%，C8P占4.2%，C6N占2.06%，C7N占1.07%，C8N占0.4%，苯占19.37%，甲苯占30.68%，二甲苯0.74%。
2 操作参数
具体装置操作参数如下：抽提蒸馏塔塔顶压力0.06MPaG，溶剂比4，塔顶温度108℃，塔釜温度175℃；非芳烃蒸馏塔塔顶压力0.06MPaG，塔顶温度80℃；溶剂回收塔塔顶压力-0.05MPaG，塔顶温度72℃，塔釜温度175℃。
3 物性方法的选择
在芳烃抽提装置中，由于环丁砜-芳烃-非芳烃体系属于非理想性物系，因此采用活度系数方法NRTL方程对抽提蒸馏工艺进行模拟计算。
对于含有m个组分的多元物系，NRTL方程共有3m（m-1）/2个二元交互作用参数，这些参数均可由二元物系的汽-液平衡数据确定而无需任何多元物系数据。
实验数据表明，NRTL方程中的参数通常在0.2～0.47之间，文献6曾报道可按不同类别的溶液指定一相应的常数来处理。
如果采用此方法，则NRTL 方程转化为两参数模型。
文献7曾对NRTL模型中的参数做过专门的研究，发现将其取值为-1时能够得到较好的关联和预测效果。
经过文献5的研究，该第三参数的取值适用于不溶于环丁砜的非芳烃，而对于溶于环丁砜的芳烃，则取0.3较为适宜。
应用数据库中已有的液液平衡数据，回归得到二元交互参数进行模拟计算；对于仍然缺失的二元交互参数，应用正规溶液理论对其进行估算，得到二元交互参数。
4 本文模拟结果
本文采用ASPEN PLUS对所建模型进行求解。
首先对工艺流程进行分析，寻找合适的循环回路，确定适宜的断裂流股，最后按照工艺流程顺序求解整个模型。
所确定的流程中断裂流股为非芳蒸馏塔塔釜采出物流、非芳蒸馏塔回流物流、溶剂回收塔回流物流、再生溶剂物流、热贫溶剂物流。
选取Wegsterin法进行迭代计算，收敛标准为0.001。
由于方案中没有具体流股的信息，所以对比了达到相同分离要求时方案参数和模拟结果，结果见1表。
从表1的对比结果可以看出，在保证相同的分离要求下，本文模拟过程的参数和专利商提供的方案之间还是有一定的差距。
原因在于所得到的液液平衡数据是在较低温度下测得的，没有涵盖抽提蒸馏操作参数的变化范围，具体体现在抽提蒸馏塔操作参数的误差较大。
而且本文采用的确定二元交互作用参数的方法还存在一定的误差，还有待于进一步改进。
结论
本文基于文献报道的方法，得到了芳烃抽提单元物系之间的二元交互作用参数，并对芳烃抽提蒸馏工艺流程进行了模拟计算，得到如下结论。
1 基于现有文献中报道的和软件中携带的芳烃和非芳烃体系相平衡实验数据，采用活度系数模型NRTL进行拟合，通过改进非芳烃和环丁砜之间的第三参数，回归得到了二元交互作用参数；对于缺少实验数据的物系，文献中报道的正规溶液理论进行估算。
2 应用得到的二元交互作用参数对芳烃抽提蒸馏装置进行了模拟计算，结果和专利商提供的数据还存在一定的偏差，需要进一步的改进，但是此工作对于常规模拟来说，已是较大的进步。
