一种制备环戊二烯及甲基环戊二烯的方法,以石油裂解制乙烯副产的C9~C10馏分为原料,过程包括:1)原料在精馏塔中进行减压精馏分离,塔顶得富集双环戊二烯的物料,塔釜得富集双甲基环戊二烯的物料;2)过程1)得到的塔顶物料进入解聚精馏塔进行解聚精馏,塔顶得环戊二烯产品;3)过程1)得到的塔釜物料进入解聚精馏塔进行解聚精馏,塔顶得环戊二烯产品,侧线得甲基环戊二烯产品。本发明专利技术精馏分离过程二聚反应大为减少,避免了多聚物的生成,单程产品收率更高,并解决了C6、C7组分与甲基环戊二烯分离困难的矛盾,甲基环戊二烯产品纯度可达99wt.%以上。
【技术实现步骤摘要】
本专利技术涉及,特别涉及由石油裂解制乙烯副产的C9 ClO馏分通过解聚和分离等过程。
技术介绍
石油裂解制乙烯时,裂解原料经分离出碳八以下的轻馏份后得到相当数量的抽余物料,即C9 ClO馏分。该馏分中主要含有双环戊二烯(DCPD)、双甲基环戊二烯(DMCPD) 以及较少量的环戊二烯与甲基环戊二烯的二聚物,三者合计含量约为40 65wt%左右。这三种二聚物的解聚产物环戊二烯(CPD)和甲基环戊二烯(MCPD)在化工或精细化工领域有着广泛的用途,因此,通过解聚分离来制取CPD和MCPD是目前C9 ClO馏分最主要的利用途径。现有技术中已有多种此类的方法推出,如美国专利US 4,522,688、中国专利申请 200710115023. 7。已有方法尽管流程有所差异,但其共同点是先将C9 ClO馏分中的三种二聚物解聚为CPD和MCPD,然后通过精馏分离获得纯度较高的CPD、MCPD产品。解聚过程一般在解聚精馏塔中进行,解聚精馏塔本质上是一种上部带有精馏分离装置的解聚反应釜, 或者说是底部为解聚反应器的精馏塔,解聚反应产物以气态直接上升至上部的精馏塔进行精馏分离。现有技术典型的可见附附图说明图1,它展示了美国专利US 4,522,688中解聚精馏以及随后进行的CPD、MCPD精馏分离部分的流程。C9 ClO馏分Wl先在解聚精馏塔1中进行解聚精馏,塔顶馏出物料W2为CPD和MCPD以及沸点与之相近物质的混合物,该混合物随后依次通过CPD精馏塔2和MCPD精馏塔3进行精馏分离。CPD精馏塔2的塔顶获得CPD产品 W4,其塔釜物料W5经MCPD精馏塔3精馏后于塔顶获得MCPD产品W6。已有方法存在明显的缺陷,在精馏过程中,随着CPD和MCPD浓度的提高,二聚反应发生的概率急剧增加,特别是MCPD经历流程较长,二聚产物更多。为了减少物料的损耗,通常解决的办法是CPD精馏塔和MCPD精馏塔累积产生的二聚物随MCPD精馏塔3的塔釜物料W7返回解聚精馏塔。然而这导致了单程产率降低,且物料的反复循环使二聚物进一步热聚成为多聚物,多聚物在解聚精馏塔1的工艺条件下无法完成解聚,最终将作为废料随解聚精馏塔1的塔釜物料W3 排出系统。另外,C9 ClO馏分中通常还存在一定数量的C6、C7组分,如亚甲基环戊烯和甲苯,一般前者含量可达到0.5 l.Owt. %,后者含量可达到3.0 5. Owt. %。这些C6、 C7组分的沸点与MCPD比较接近,而为了减少二聚反应的发生,精馏过程要求以较低的回流比操作,且精馏塔也不宜采用较多的理论塔板数,这使得MCPD无法与C6、C7组分很好地实现分离,难以得到高纯度的MCPD产品,其纯度通常最高仅为95wt. %。
技术实现思路
本专利技术提供了一种制备CPD及MCPD的方法,它以石油裂解制乙烯副产的C9 ClO 馏分为原料,通过解聚和精馏分离等过程获得高纯度的CPD和MCPD,其所要解决的技术问题是减少精馏过程二聚物的产生以及提高MCPD产品的纯度。以下是本专利技术解决上述技术问题具体的技术方案一种,该方法以石油裂解制乙烯副产的 C9 ClO馏分为原料,其过程包括1)原料在精馏塔中进行减压精馏分离,塔顶得富集双环戊二烯的物料,塔釜得富集双甲基环戊二烯的物料。塔釜温度为115 125°C,塔顶温度为80 90°C,塔顶压力为-80 -90KPaG,回流比为3 10 ;2)过程1)得到的塔顶物料进入解聚精馏塔进行解聚精馏,塔顶得环戊二烯产品。 塔釜的解聚反应温度为180 230°C,塔顶温度为40 45°C,塔顶压力为0 IOKPaG,回流比为1 5;3)过程1)得到的塔釜物料进入解聚精馏塔进行解聚精馏,塔顶得环戊二烯产品。精馏段温度为70 75°C处侧线得甲基环戊二烯产品,塔釜的解聚反应温度为180 230°C,塔顶温度为40 45°C,塔顶压力为0 IOKPaG,回流比为1 5。上述过程1)所述的塔釜温度最好为120 125°C;塔顶温度最好为85 90°C;所述的回流比最好为5 8。上述过程2)所述的解聚反应温度最好为180 210°C ;塔顶温度最好为41 43°C ; 回流比最好为1 3。 上述过程;3)所述的解聚反应温度最好为180 210°C ;塔顶温度最好为41 43°C ; 最好于精馏段温度为71 73°C处侧线得精甲基环戊二烯;回流比最好为1 3。本专利技术的技术关键是首先将C9 ClO馏分进行减压精馏,使DCPD和DMCPD实现分离,然后将减压精馏得到的富集DCPD的塔顶物料和富集DMCPD的塔釜物料在两个解聚精馏塔中分别进行解聚精馏。减压精馏的操作原则是确保DCPD的纯度使塔顶物料不含DMCPD, 以及使塔釜物料不含C6和C7组分。DCPD与DMCPD有着较高的沸点差以及C6、C7组分的沸点低于DCPD,该操作原则的实现并不困难。在解聚精馏塔中,塔釜进行解聚反应,解聚产物直接以气态上升至精馏段进行精馏精制,精馏过程不需要额外的提馏段实现物料的气化,这使得解聚产物发生二聚反应的概率大为减少,而即使在精馏段产生的二聚物也会直接返回塔釜重新解聚。二聚物在系统中的历经流程极短,这显然有利于避免多聚物的产生。 另一方面,通过过程1)的减压精馏,将C6、C7组分切割至富集DCPD的物料,先实现C6、C7 组分与DMCPD的分离。而DCPD解聚后,CPD与C6、C7组分的物质有着较大的沸点差,因此在DCPD的解聚精馏塔中能非常容易地实现CPD与C6、C7组分的分离。利用C6、C7组分与 DMCPD有较高的沸点差先实现C6、C7组分与DMCPD的分离,然后利用C6、C7组分与CPD有较高的沸点差再实现C6、C7组分与CPD的分离,这就是解决现有技术无法获得高纯度MCPD 产品这一技术问题的关键所在。与现有技术相比,本专利技术的优点在于精馏分离过程二聚反应大为减少,整个流程可认为基本不存在循环物料,避免了多聚物的生成,单程产品收率更高;流程的改进还解决了 C6、C7组分与MCPD分离困难的矛盾,使MCPD产品纯度得到保证,只要将操作工艺选择为最佳范围,MCPD产品纯度可稳定达到99wt. %以上。附图1是现有技术典型的工艺流程示意图;附图2是本专利技术的工艺流程示意图。下面将通过具体的实施例对本专利技术作进一步的描述,在实施例中,单程产品收率的定义为权利要求1.一种,该方法以石油裂解制乙烯副产的C9 ClO馏分为原料,其过程包括1)原料在精馏塔中进行减压精馏分离,塔顶得富集双环戊二烯的物料,塔釜得富集双甲基环戊二烯的物料,塔釜温度为115 125°C,塔顶温度为80 90°C,塔顶压力为-80 -90KPaG,回流比为3 10 ;2)过程1)得到的塔顶物料进入解聚精馏塔进行解聚精馏,塔顶得环戊二烯产品,塔釜的解聚反应温度为180 230°C,塔顶温度为40 45°C,塔顶压力为0 IOKPaG,回流比为 1 5 ;3)过程1)得到的塔釜物料进入解聚精馏塔进行解聚精馏,塔顶得环戊二烯产品,精馏段温度为70 75°C处侧线得甲基环戊二烯产品,塔釜的解聚反应温度为180 230°C,塔顶温度为40 45°C,塔顶压力为0 IOKPaG,回流比为1 5。2.根据权利要求1所述的,其特征在于过程1)所述的塔釜温度为12本文档来自技高网...
【技术保护点】
【技术特征摘要】
【专利技术属性】
技术研发人员:郭世卓,许惠明,黄勇,孙春水,谢家明,周飞,
申请(专利权)人:中国石油化工股份有限公司,中国石化上海石油化工股份有限公司,
类型:发明
国别省市:
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