1、 第十章 粗苯的精制 2003年，我國的粗苯產量約170萬t/a,而芳烴的實際加工能力僅70萬t/a，芳烴的實際需求量約380萬t/a，因此充分利用和加工粗苯資源是具有非常重要的意義。 粗苯精制有兩種原料方案：一種是以粗苯為原料，原料的來源可能包括非本廠生產的粗苯，對于大型的粗苯集中加工裝置，宜采用該方案；另一種是以輕苯為原料，該方案適合于焦化廠粗苯工段生產兩種苯的配置，可以簡化流程。 表10-1給出了根據我國大型焦化廠的粗苯和輕苯組成所確定的精制產品產率。 表10-1 粗苯或輕苯精制產品產率 第十章 粗苯的精制 粗苯精制的主要產品是苯、甲苯、二甲苯以及三甲苯等，它們相鄰兩組分之間的沸點差異較

2、大，故可用精餾方法進行分離。 粗苯中還含有某些不飽和烴、飽和烴以及硫化物等，這些雜質組合與苯類產品的沸點很接近，不能通過普通精餾方法予以分離，特別是不飽和烴在高溫加熱過程中產生聚合，生成大分子產物給分離過程帶來困難，因此，在粗苯進行精餾之前，必須用其他方法將此類化合物除去。傳統的粗苯精制方法一般采用硫酸洗滌凈化法予以除去，再精餾得到精苯產品。 由于凈化方法的不同，粗苯精制的工藝分為硫酸洗滌凈化法和加氫精制法兩種。加氫精制法具有苯收率高、質量好和“三廢”污染少的特點，但投資大、流程復雜、對設備技術要求高。硫酸凈化法流程較為簡單、設備投資小，國內普遍采用這種方法。第十章 粗苯的精制第十章 粗苯的精

3、制第一節 酸洗凈化法粗苯精制第二節 催化加氫法粗苯精制第三節 粗苯的初餾分和精餾殘油的加工利用第一節 酸洗凈化法粗苯精制一、輕苯的初餾二、初餾分酸洗凈化三、已洗混合分的精餾一、輕苯的初餾 輕苯中所含的低沸點不飽和化合物及二硫化碳與苯類物質沸點差異較大，可通過精餾方法除去。初餾塔塔頂餾出物稱為初餾分，主要成分有二硫化碳(2535)、環戊二烯、戊烯等不飽和化合物(5060)和苯(515)。塔底殘油又稱為末洗混合分，為苯、甲苯、二甲苯等的混合分。一般要求初餾分的干點70；苯含量15。塔底混合餾分的初餾分的干點82；溴價9g/100mL；二硫化碳含量0.08；不含水 。 初餾后得到的混合餾分中含有不飽

4、和化合物及噻吩等，需通過硫酸洗滌凈化。 1、硫酸凈化法的原理和主要反應 （1）聚合反應 混合分中所含的不飽和烴與硫酸反應，首先通過加成反應生產酸式酯，酸式酯可進一步與不飽和化合物反應生成二聚物： 二、初餾分酸洗凈化二、初餾分酸洗凈化 此反應繼續進行下去，還可以生成三聚物和深度聚合物。酸式酯易溶于硫酸和水，從而從凈化的產品中分離出來。隨著聚合程度的增加，聚合物粘度增大，在苯族烴中的溶解度降低，形成結構復雜的樹脂，稱為酸焦油。酸焦油呈黑褐色，密度較大，可以從混合物中分離出來，但易將混合餾分夾帶出去而造成苯族烴損失，故應防止聚合程度增大。 二、初餾分酸洗凈化（2）加成反應 不飽和化合物與硫酸作用還可

5、生成中式酯： 中式酯不易溶于硫酸和水，而易溶于苯族烴，因此轉移到已洗混合餾分中，在精餾過程中，因溫度升高而易分解成二氧化硫、三氧化硫、二氧化碳、硫化氫、某些不飽和化合物及炭渣。二、初餾分酸洗凈化 （3）脫硫反應 脫硫主要是指脫噻吩，噻吩與硫酸發生磺化反應，生成噻吩磺酸。噻吩磺酸的生成相當慢，為了加快反應，必須使用濃硫酸(大于93)洗滌。 噻吩還可以與不飽和化合物生成共聚物，該反應在少量硫酸的催化作用下進行得極為快速而完全，這樣將噻吩除去。 以上3類反應是以除去不飽和化合物及硫化物為主的反應，但在硫酸洗滌的同時也進行著一些會引起苯族烴損失的副反應，主要有以下兩類。 二、初餾分酸洗凈化 （4）磺化

6、反應 酸洗過程中，苯族烴也會與硫酸發生磺化反應。如： C6H6 + H2SO4 C6H6O3SH(苯磺酸) + H2O 而甲苯、二甲苯、三甲苯都比苯更易于磺化。溫度越高，洗滌時間越長，硫酸濃度越高，此類磺化反應進行愈烈，酸耗越大，苯族烴損失的越多。 （5）苯族烴與不飽和化合物的共聚反應 該類反應隨溫度升高而加深，其共聚產物為高沸點化合物，溶于苯族烴，可在精餾時轉入釜底殘液除去。 在酸洗過程中，混合餾分中的吡啶堿類呈硫酸吡啶分離出來，而酚類則在酸洗后用堿液中和呈酚鹽分離出來。二、初餾分酸洗凈化 2、酸洗凈化的工藝條件 反應溫度。酸洗最適宜的反應溫度為3545。溫度過低，達不到所需的凈化程度；溫度

7、過高，則苯族烴的磺化反應及與不飽和化合物的共聚反應加劇，族烴的損失增加。 酸洗反應是放熱反應，放出熱量的多少主要取決于末洗混合餾分中不飽和化合物的含量。如果混合餾分中不飽和化合物的含量為23，通常溫升不超過46，而當不飽和化合物的含量為45時，溫升可達1220。考慮酸洗過程的溫升值，混合餾分洗前的溫度應在2532。二、初餾分酸洗凈化 硫酸濃度。適宜的硫酸濃度為9395。濃度太低，達不到應有的凈化效果；濃度過高，則會加劇磺化反應，增加苯族烴損失。 反應時間。 一般將反應時間定為10min左右。反應時間不足，要達到一定的洗滌效果，必須要增加酸量，這樣不僅酸耗大，且酸焦油產量增加，苯族烴損失增大；反

8、應時間過長，則會加劇磺化反應。因此，需根據適宜的反應時間來設計反應器的容積以及數量，達到預期洗滌效果。二、初餾分酸洗凈化 在酸洗過程中硫酸的用量大約為47kg(折合100硫酸)t末洗混合分。大部分硫酸可用加水洗滌再生的方法回收，再生酸的回收量因原料的性質及洗滌條件的不同而波動于6580之間，其濃度為4050 分離出再生酸與已洗混合分的剩余物即為酸焦油，它是精苯生產過程中造成苯族烴損失的重要原因。酸焦油的生成量與未洗混合分的性質及操作條件有關，當混合餾分中二硫化碳含量較高時，會增加粘稠的酸焦油生成量；反之，則易于生成同酸和苯易分離的稀酸焦油。酸焦油的平均組成為：硫酸1530；聚合物4060；苯族

9、烴530。為了回收酸焦油中的苯，必須設置酸焦油蒸吹裝置。 二、初餾分酸洗凈化 3、 連續洗滌工藝流程 大、中型焦化廠的精苯工藝均采用連續洗滌系統，其工藝流程見圖10-1。 圖10-1 未洗混合餾分連續洗滌工藝流程 1-加熱套管； 2-連洗泵； 3-球型混合器； 4-酸洗反應器， 5-加水混合器； 6-酸油分離器； 7-堿油混合器； 8-堿油分離器； 9-再生酸沉降槽； 10-再生酸泵；11-酸焦油蒸吹釜； 12-蒸吹苯冷凝冷卻器； 13-油水分離器；14-硫酸槽； 15-酸泵；16-硫酸高位槽；17-配堿槽；18-堿泵；19-堿高位槽；20-再生酸貯槽； 21-視鏡；22-放料槽；23-酸過濾

10、器； 24-流量自動調節； 25-流量變送、指示；26-流量指示；27-溫度指示二、初餾分酸洗凈化 未洗混合分經加熱套管預熱至2532，在連洗泵前與濃硫酸混合，進入混合球，停留約1min，進入酸洗反應器停留約10min，出反應器后加水停止反應，并回收再生硫酸，經加水混合器進入酸油分離器靜置分離約1h。混合分由分離器上部排出，再加濃度為1216的堿液進入堿油混合器進行中和，使混合分呈弱堿性、然后進入堿油分離器，停留約1.5h，靜置分離。堿油分離器上部即為已洗混合分，送入已洗混合分中間槽，殘留堿液作為吹苯塔的原料，吹苯后從底部排出的廢堿液用于中和酸焦油。從酸油分離器底部排出的再生酸經再生酸泵送入再

11、生酸槽。沉淀槽頂部的酸焦油以及酸油分離器中積聚的酸焦油間歇排入酸焦油蒸吹釜，根據需要加堿液中和，再用直接蒸氣將其中所含的苯族烴蒸吹出來。蒸吹出的苯蒸氣經冷凝冷卻、油水分離后進入已洗混合分或末洗混合分中間槽，釜內殘渣排至沉淀槽。 二、初餾分酸洗凈化 在酸洗過程中，除磺化反應外，其余的反應大都進行得較快，且反應均發生在酸油界面上，故反應速度受傳質過程控制。目前較為常用的混合器為球形混合器和銳孔板混合器。 堿油混合器目前多采用文氏管混合器，能起到注入與混合兩個作用，所需堿液的靜壓頭較低。三、已洗混合分的精餾 1、已洗混合分的連續吹苯 吹苯過程是一次閃蒸分離過程，其目的是使酸洗凈化時溶于混合分中的中式

12、酯加熱分解，并用堿洗分離除去；另外將溶于混合分中的各種聚合物作為吹苯殘渣分離出來。 已洗混合分經中間槽靜置分離后，由原料泵送入預熱器，升溫至116118，以氣液混合物的狀態進入吹苯塔上部閃蒸段。塔底用直接蒸汽蒸吹，將輕餾分由塔頂吹出，即吹出苯。吹出苯蒸氣送入中和器底部，與頂部噴灑的濃度為1216的氫氧化鈉溶液中和。中和后的吹出苯蒸氣經冷凝冷卻、油水分離，自流入吹出苯中間槽。聚合物以殘渣形式由吹苯塔塔底排入吹苯殘渣槽，作為生產古馬隆的原料。三、已洗混合分的精餾 2、吹出苯的精餾 因生產規模的不同，精餾系統一般有半連續精餾和全連續精餾2種流程。 （1）吹出苯的全連續精餾工藝 熱油連料全連續粗苯精餾

13、工藝流程見圖10-2。 三、已洗混合分的精餾 1-純苯塔開停工槽；2-純苯塔原料泵；3-純苯塔； 4-純苯塔重沸器；5-統苯冷凝冷卻器； 6-純苯油水分離器； 7-純苯回流泵；8-甲苯塔開停工槽； 9-甲苯塔熱油原料泵；10-甲苯塔11-甲苯塔重沸器；12-甲苯冷凝冷卻器；13-甲苯油水分離器；14-甲苯回流泵； 15-二甲苯開停工槽；16-二甲苯塔熱油原料泵；17-二甲苯塔；18-二甲苯塔重沸器；19-二甲苯冷凝冷卻器；20-二甲苯油水分離器； 21-二甲苯回流泵；22-二甲苯殘油槽；23-二甲苯殘油泵；24-冷卻套管；25-視鏡 圖10-2 熱油連料全連續精餾工藝流程三、已洗混合分的精餾

14、對于處理量大的精苯車間，一般可采用吹出苯的全連續精餾流程，連續在精餾裝置中提取純苯、甲苯和二甲苯，在足夠大的處理量下，甚至還可從二甲苯殘油中再提取三甲苯。在全連續精餾工藝中，一般采用熱油進料，即上一精餾裝置的殘油不經冷卻直接用熱油泵送入下一工序作為精餾原料。這種工藝減少了中間貯槽及冷卻設備，節省水和蒸汽，提高了產品收率。但工藝中必須保證各塔原料組成、進料量、回流比、蒸汽壓力、塔頂溫度及塔底液面等的相對穩定。一旦產品質量不合格，必須進行大循環重蒸(循環至吹出苯槽)，同時適當減少吹苯塔進料量或停塔，以免造成物料不平衡。 三、已洗混合分的精餾 吹出苯經純苯塔開停工槽由原料泵送入純苯塔，塔頂蒸氣經冷凝

15、、油水分離，一部分切出作為純苯產品，一部分經回流泵送至塔頂回流。塔底殘油由熱油泵送至甲苯塔，塔頂得甲苯產品，塔底甲苯殘油經熱油泵送入二甲苯塔，再精餾得到二甲苯產品，二甲苯殘油送殘油貯槽。若生產量允許，還可繼續由二甲苯殘油提取三甲苯。 各塔的冷卻套管和開停工槽僅在開停工時使用，操作穩定后，即可關閉此段管路，直接連通熱油泵進行熱油進料。 三、已洗混合分的精餾（2）吹出苯的半連續精餾工藝 對于一般中、小型精苯車間，常采用吹出苯的半連續精餾。半連續精餾是指吹出苯經純苯塔得到純苯后，純苯殘油用間歇方式或間斷連續方式提取甲苯、二甲苯的工藝。三、已洗混合分的精餾 1) 間歇釜式精餾。純苯殘油由原料泵自殘油貯

16、槽一次性裝入精制釜，用間接蒸汽加熱，在塔內進行全回流，當釜溫達到124125時，切取前餾分(苯-甲苯餾分)，當塔頂溫度達到110時，開始切取甲苯。當精制釜內液面下降了l3時，開始由原料泵直接向精餾塔連續進料，并連續切取甲苯。直至精制釜液面達到控制高度，釜溫約達145時停止進料。此時于釜中通入直接蒸汽，在釜溫140160時分別切取甲苯-二甲苯餾分、二甲苯及溶劑油。 該工藝操作靈活性大，但調節頻繁，不便采用自動控制。中間餾分復蒸量較高，一般約占純苯殘油的20左右。 三、已洗混合分的精餾 2) 間斷連續精餾。純苯殘油積存一段時間后，經原料泵送入精制塔，提取甲苯；待甲苯殘油積存一定數量后，即停止處理純

17、苯殘油，改為處理甲苯殘油，提取二甲苯，同時可在側線采出輕溶劑油。處理甲苯殘油時，為避免塔底溫度過高，造成原料聚合，同時為了減少蒸氣用量，于塔底通入直接蒸氣，塔頂溫度控制在96左右，塔底溫度約為140150。 甲苯殘油處理完畢，又可處理純苯殘油。該工藝實為一塔兩用，操作簡單，便于自控，中間餾分復蒸量約5左右。 第二節 催化加氫法粗苯精制 硫酸洗滌精制所得產品純度不高，早在上世紀50年代初，苯的加氫精制工藝就已得到采用。催化加氫工藝有多種，按反應溫度區分為高溫加氫(600630)脫烷基工藝、中溫加氫(480550)以及低溫加氫(350380)不脫烷基工藝。高溫加氫的代表工藝為美國研制的萊托法（Li

18、tol），低溫加氫有德國的魯奇工藝，我國自行開發的中溫加氫流程則與萊托法相似。我國寶鋼從日本引進了Litol加氫處理工藝。石家莊焦化廠采用了低溫加氫的精制工藝。 一、萊托法加氫精制反應機理二、萊托法加氫精制工藝三、萊托法粗苯精制主要設備一、萊托法加氫精制反應機理 催化加氫過程的實質即為輕苯蒸氣與氫氣在一定溫度、壓力和催化劑條件下，在相應的溶劑進行化學反應，使其中所含的烯烴、硫化物及氮化物等雜質轉變為相應的飽和烴、硫化氫及氨等氣體，從而達到除去這些雜質的目的。其主要反應如下： 一、萊托法加氫精制反應機理 （1）加氫脫硫 C4H4S + 4H2 C4H10 + H2S CS2 + 4H2 CH4

19、+ 2H2S C4H9SH + H2 C4H10 + H2S 催化加氫幾乎能使粗苯中的噻吩完全氫化分解，得到噻吩含量很低的的苯產品。一般輕苯中噻吩含量約1左右，加氫處理后可降為0.30.2ppm。加氫同樣可以脫除粗苯中的含氮和含氧官能團。 （2）加氫脫烷基 C6H5R + H2 C6H6 + RH一、萊托法加氫精制反應機理 （3）飽和烴加氫裂解 輕苯中的飽和烴主要指直鏈烷烴和環烷烴等，萊托反應可使其裂解為低分子飽和烴而將其脫除。小于C4的烷烴加氫也是分步進行，最終生成CH4。 C6H16 + 2H2 C3H3 + 2C2H4 C6H12 + 3H2 3C2H6 （4）不飽和烴的加氫和脫氫 C6

20、H8 C6H6 + H2 C6H10 C6H6 + 2H2 C9H8 + H2 C9H10一、萊托法加氫精制反應機理 （5）環烷烴脫氫 C6H12 C6H6 + 3H2 （6）芳香烴的氫化及聯苯生成 C6H6 +3H2 C6H12 2C3H8 2C6H6 = C6H5-C6H5 + H2 此類反應造成苯損失，且使加氫產品中混有微量環烷烴，從而降低了產品的純度，影響了結晶點指標。由于這兩類反應均為可逆反應，在一定的條件下就達到了平衡，有1左右的苯因此而損失掉。二、萊托法加氫精制工藝 1、輕苯預加氫處理 由粗苯工序或預備蒸餾來的輕苯經原料泵加壓，送入蒸發原料預熱器預熱至120（壓力5929kPa）

21、，于高壓狀態下進入蒸發器；同時循環氣體（含氫6568mol）被加壓并預熱至470左右，經三通調節控制閥將循環氣分兩路，一路送入蒸發器底部氫氣噴射器，進行混合并使其輕苯蒸發氣化；另一路與蒸發器出口氣體混合，控制混合物進預反應器的溫度約232，從頂部進入預反應器，在預反應器內經Co-Mo系催化劑床層，完成預加氫反應，從底部排出并去萊托反應系統。 預加氫處理的目的是：輕苯中含有2左右的苯乙烯和其同系物，其熱穩定性差，在高溫條件下易進行熱聚合反應，產生的高分子聚合物，不但能堵塞設備、管道，而且一旦附著在催化劑上(結焦現象)，就會使催化劑降低活性，這就是在輕苯被汽化后，首先要通過催化加氫預處理來脫除苯乙

22、烯類不飽和化合物的原因。當然，不飽和烴類(如芳香族烯烴和環烯烴類)還需要在加氫后的工藝過程中進一步脫除。 二、萊托法加氫精制工藝 苯乙烯在預加氫反應器的氣氛中(壓力5742.8kPa，溫度232)，通過Co-Mo系催化劑的特殊選擇性能，可以使雙鍵加氫，生成乙基苯。在萊托反應中最終將轉化為苯和低碳烷烴，所以，預加氫反應是對萊托反應的正常進行的保護性反應。同時，預加氫反應也伴隨著一部分含硫化合物的脫硫反應。 1mol的苯乙烯加氫生成乙基苯，需要1mol的H2，根據預加氫物料中不飽和烴類的量，就可以計算出所需要的H2量。加氫預處理的效果，可以用預處理前后加氫物料中的不飽和烴含量進行評價。一般出預反應

23、器物料的溴價控制在5g/100g左右。二、萊托法加氫精制工藝 2、萊托加氫 萊托加氫是催化加氫工藝的核心部分，其工藝流程見圖10-3。 圖10-3 LITOL 加氫工藝流程 1-LITOL反應加熱妒； 2-第一LITOL反應器；3-第二LITOL反應器；4-蒸汽發生器；5-穩定塔重沸器；6-苯塔重沸器；7-循環氣體預熱器； 8-穩定原料預熱器； 9-反應生成物凝結器；10-H2S脫除系統；11-氫精制系統；12-排氣噴射器；13-高壓分離器；14-水分離器；15-洗凈水槽 二、萊托法加氫精制工藝 加氫預處理后的混合氣體，首先經萊托反應加熱爐加熱至610(壓力為5566.4kPa)，從頂部進入萊

24、托第一反應器，因加氫反應放熱，由底部出來的油氣溫度大約升高17，通過冷氫氣急冷，溫度降至620，再進入第二加氫反應器。由反應器底部排出的加氫油氣先經蒸汽發生器放出熱量，副產蒸氣，溫度降至365，再相繼通過穩定塔重沸器、苯塔重沸器（苯精制部分的設備）放出熱量。為防止加氫過程中生成的NH4Cl等鹽類在低溫下析出堵塞管道，必須在反應生成物降溫到一定程度后注水，以溶解這部分鹽類物質。注水后的油氣再與循環氣體預熱器、穩定塔原料預熱器換熱，最后經反應生成物凝縮器冷凝冷卻后進入高壓分離器。 二、萊托法加氫精制工藝 分離氣體進入制氫系統脫H2S，與補充H2混合作為循環氣體，分離油去油水分離器，分離出水后的加氫

25、油送往苯精制系統精制，分離水匯集到制氫裝置的H2S放散塔凝液槽。 萊托加氫的催化劑為Cr系催化劑（Cr2O3-Al2O3）,由于經過預加氫處理，加氫原料在H2的保護下被直接加熱，可以抑制輕苯中易聚合的化合物發生熱聚合，這項技術是萊托加氫的專利的關鍵技術。二、萊托法加氫精制工藝 3、制氫 制氫系統是萊托加氫工藝的重要環節，其任務是將萊托加氫分離氣體進行脫硫供加氫循環使用，另抽出部分（10）循環氣進行甲苯洗凈、重整、CO變換和變壓吸附精制，為萊托加氫提供氫氣源，以補充加氫過程中氫氣的消耗，維持循環氣中氫氣的濃度。制氫系統由以下環節組成：二、萊托法加氫精制工藝（1） 循環氣體脫硫 脫硫的采用乙醇胺吸

26、收法，脫硫后的循環氣體H2S含量約4ppm。脫硫后的氣體90作為循環氣體返回預加氫系統，抽出10進行制氫。（2） 甲苯洗凈 甲苯洗凈是用甲苯將抽出的需進行重整制氫的氣體中苯烴（體積濃度約10）加以洗滌脫除，使分離后的氣體芳烴濃度在1000ppm以下，防止苯烴在后續改質爐內被加熱時結焦。二、萊托法加氫精制工藝 （3）重整、CO變換 重整工藝是在改質爐內裝有Ni系催化劑的爐管內進行，在溫度790800，壓力21072126kPa條件下，用水蒸氣對原料氣進行重整，使得烴類轉化為CO和H2，再經過CO變換反應器，將CO轉變為CO2，控制改質爐出口氣體CH4濃度3mol以下。 為了避免脫硫后氣體中殘存的

27、H2S對重整催化劑和CO變換催化劑暫時中毒，增加催化劑再生的頻度，氣體在進行改質之前需使用ZnO進行深度脫H2S，使其濃度降至1ppm以下。脫硫操作條件：溫度380，壓力2136.4kPa。 二、萊托法加氫精制工藝 （4） 氫氣提純 經過重整、CO變換并冷卻分離液體后的反應氣體，含氫約20，進入變壓吸附系統進行提純，從吸附塔排出的氣體含氫濃度達99.9，（CO + CO2）含量小于100ppm，作為補充H2的氣源返回預加氫系統。吸附塔內分別充填活性氧化鋁、活性炭、分子篩和瓷球，活性氧化鋁吸附水分；活性炭吸附CO2,硅酸（Al2O3）分子篩吸附CO和CH4。變壓吸附操作的解吸氣成分以CO2為主（

28、83），另外含有H2、CH4和CO，送改質爐作為燃料。 系統在首次開工時，需要一部分氫氣供加氫部分運行，若無外來氫氣源，則用NH3作為原料，用改質系統進行制氫。待加氫系統轉入正常生產，使用循環氣作為原料。二、萊托法加氫精制工藝 4、苯精制 加氫油經穩定塔原料預熱器預熱后進入穩定塔。穩定塔的作用是用加壓蒸餾的方式將加氫油中溶解的H2、小于C4的烴類以及部分H2S等比苯輕的組分分離出去，使加氫油凈化。塔頂餾出物經冷凝后回流，未凝氣體繼續冷卻至13左右回收苯，不凝氣體送至煤氣精制車間。塔底排出的加氫油經升壓后送入白土塔用活性白土進行吸附凈化。 由白土塔底部出來的加氫油經調節閥減壓，在溫度約104左右

29、進入苯精餾塔，塔頂油氣經冷凝后一部分作回流，一部分作為苯產品（純度99.9）送到堿洗滌系統。塔底殘油用泵加壓后送入制氫系統的甲苯洗凈塔，用于洗凈制氫氣體。 二、萊托法加氫精制工藝 5、堿洗滌 由苯精餾塔餾出的純笨仍含有微量H2S等含硫化合物，送入堿處理槽，用30的NaOH洗滌中和，除去酸性雜質。堿洗后的純苯以銅板腐蝕試驗不變色為主要指標。但堿洗不能除去純苯中殘留的噻吩（小于0.5ppm）雜質。 在堿洗過程中沉積下來的Na2S定期排放至廢堿液中和槽處理。精制、堿洗后的苯，收率89.6(對輕苯)，質量指標可達：凝固點5.45以上；含硫在lmgm3以下；比色在1以下。三、萊托法粗苯精制主要設備 1、

30、蒸發器 蒸發器是立式銅制空塔，內部裝有13液體，兩端為球形封頭。循環氣體通過環形分布管進入蒸發器底部并在輕苯液體中噴射鼓泡，使循環氣體得以與輕苯充分接觸換熱，使輕苯蒸發氣化并與氫氣均勻混合。 2、第一和第二菜托反應器 第一和第二萊托反應器結構形式相似，為立式圓筒形反應器。反應器內部隔熱層是耐熱的可塑性陶瓷纖維耐火材料，油氣自頂部經緩沖器進入反應器內部，反應器內充填反應催化劑，主要成分為Cr2O3-Al2O3，形狀為小圓柱狀。反應后的油氣自底部排出。為防止固體雜質進入催化劑床層，第一反應器頂部設有油氣分布篩。三、萊托法粗苯精制主要設備 3、 白土塔 白土塔為填料吸收塔，塔內充填的是以SiO2和A

31、12O3為主要成分的活性白土。吸附一定聚合物后，白土活性逐漸下降，用蒸汽吹掃的方法進行再生，恢復其活性。 4、 苯塔 苯塔為板式精餾塔，塔頂壓力控制在41.2kPa，溫度9295，由塔底再沸器間接蒸汽供熱，塔底溫度保持在144147，以塔底殘油含苯小于2.5為根據進行調節。 第三節 粗苯的初餾分和精餾殘油的加工利用一、初餾分的加工二、古馬隆和茚的加工一、初餾分的加工 1、初餾分的性質 初餾分的組成與粗苯或輕苯原料組成、初餾塔工藝操作條件等因素有關，波動范圍較大，組成也較復雜，約有40種組分，且在貯存期間，部分環戊二烯會發生聚合作用生成二聚環戊二烯。初餾分主要成分組成如下表10-2 表10-2初

32、餾分主要成分組成一、初餾分的加工 初餾分的加工方法主要有熱聚合法和硫酸洗滌法兩種。后者因酸洗操作繁重，且不能得到環戊二烯，故很少應用。初餾分還可以經全氣化后混入回爐焦爐煤氣或高爐煤氣。由于揮發又可能有部分冷凝液從煤氣管道水封槽中溢出，造成環境污染；故此法只應作為臨時處理措施。 一、初餾分的加工 2、熱聚合法生產二聚環戊二烯 由于環戊二烯容易轉化為二聚體，而二聚體又易分解為單體，且二聚體的揮發性較小，便于貯存和運輸，所以環戊二烯常以二聚體的形態被分離出來。 被加工的初餾分含環戊二烯應大于20。二硫化碳與環戊二烯的沸點很接近(分別為46.2和41)，且環戊二烯容易自然聚合為二聚體，因此不可采取簡單

33、的精餾方法直接分離出環戊二烯，而采用熱聚合法。初餾分被間歇送至聚合釜內，用間接蒸汽加熱聚合約1824h，聚合完成后再進行精餾，蒸出戊烯、二硫化碳和苯餾分等。精餾結束后，釜內液體即為二聚體，用泵將二聚體經套管冷卻后送至二聚體槽。 二聚體是制取單體環戊二烯的原料。環戊二烯可用作增塑劑、涂料、樹脂以及制造醫藥和農藥的原料。 二、古馬隆和茚的加工 1、古馬隆和茚的性質 古馬隆又名苯并呋喃，沸點175，是一種具有芳香氣味的白色油狀液體，不溶于水，易溶于乙醇、苯、二甲苯、輕溶劑油等有機溶劑，主要存在于煤焦油及粗苯的沸點為168175的餾分中。 茚是一種無色油狀液體，不溶于水，易溶于苯等有機溶劑，主要存在于煤焦油及粗苯的沸點在176182的餾分中。 古馬隆和茚同時存在時，在催化劑(如：濃硫酸，三氧化鋁，三氟化硼等)作用下或在光和熱的影響下，能聚合生成古馬隆-茚高分子樹脂。聚合程度因具體反應條件而異，一般聚合體的分子量在5002000之間。 古馬隆-茚樹脂具有對酸和堿的化學穩定