CN104692995A - 一种从粗苯中制取苯、甲苯以及二甲苯的工艺 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种从粗苯中制取苯、甲苯以及二甲苯的工艺。采用低温加氢法将粗苯中以噻吩为主的各种杂质全部除去，其中硫化物全部（噻吩、甲基噻吩、二硫化碳等）转化为H₂S和低碳烃，氮化物转化为NH₃和芳烃或烷烃，氧化物转化为H₂O和芳烃或烷烃，不饱和烃加氢饱和；然后采用常规精馏和萃取精馏除去杂质。从而生产出优质苯、甲苯和二甲苯。

Description

一种从粗苯中制取苯、甲苯以及二甲苯的工艺

技术领域

本发明涉及粗苯再加工技术领域，特别是涉及一种从粗苯中制取苯、甲苯以及二甲苯的工艺。

背景技术

苯是重要的石化工基本原料之一，可用于合成橡胶、合成树脂、合成纤维、医药、农药、炸药和染料等一系列重要化工产品。同时也可作为涂料、橡胶等溶剂；在炼油工业中苯是提高汽油辛烷值的掺合剂。苯的生产技术水平和产量已经成为衡量一个国家石油化工发展水平的重要标志之一。

目前苯有6种来源：催化重整、裂解汽油、甲苯歧化、甲苯加氢脱烷基化、焦碳炉轻油、煤焦油。其中催化重整和裂解汽油苯各占38%，甲苯歧化占13%，甲苯加氢脱烷基化生产的苯为6%，焦化苯为5%。但不同国家和地区苯的生产和供应情况不尽相同，美国的苯主要从重整汽油中获得，西欧主要从裂解汽油中获得。苯的下游衍生物主要有乙苯、异丙苯、环己烷、硝基苯，其它衍生物还有烷基苯、顺酐（马来酸酐）和氯化苯等。

我国是一个石油短缺的国家，而煤炭资源相对较为丰富，近年来国家加大了煤资源开发的力度。目前我国的焦碳产量已达2.25亿吨以上，而在焦碳的生产过程中，其焦化苯有180万吨以上。焦化粗苯因其含硫量较高，苯含量比石油苯略低，使其使用范围受到限制，一般作为溶剂使用，但其价格较低（与石油苯的差价在1500-2500元/吨）。焦化粗苯通过加氢脱硫技术加工，焦化粗苯在加氢脱硫催化剂作用下，采用较低的氢气分压（1.0Mpa左右）、较低的反应温度（200--280℃），使焦化粗苯的硫含量由1500??g/g--3750??g/g降低到2.0??g/g以下，氮含量在1.0??g/g以下，而苯的饱和率在1.0m%以下，苯含量在99.0m%以上，苯+环己烷的含量在99.80m%以上，产品质量得到极大的改善，既可作为高级溶剂，也可作为制环己酮、环己烷的原料。

目前我国生产的苯，一是来自炼焦副产品的焦化苯，二是来自炼油与乙烯装置的石油苯。

目前我国芳烃的生产装置主要采用炼油厂的重整装置、石油化工厂的乙烯裂解汽油和芳烃生产联合装置以及焦化装置等。一般来说，60万吨/年的乙烯生产装置可联产苯12万～14万吨/年、甲苯9万～1.1万吨/年、二甲苯8万～9万吨/年；100万吨/年的重整装置可产苯6万～7万吨/年、甲苯24万～25万吨/年、二甲苯19万～20万t/a；500万吨/年焦化装置可副产粗苯5万～7万吨/年、甲苯和二甲苯共2万吨/年左右。另外还可利用甲苯脱烷基、甲苯歧化和烷基转移技术将甲苯和C₉/C₁₀芳烃转化为混二甲苯和苯，在大型芳烃联合装置上一半以上混二甲苯都通过此技术生产，该法是增产对二甲苯的主要途径.另外，甲苯选择性歧化也是生产对二甲苯的一个新途径。

随着我国经济的发展，三苯(苯、甲苯、二甲苯)及其下游产品的进口量越来越大，虽然2005年我国苯产量达到创纪录的306.11万吨，但远不能满足国内近800万吨的当量消费量；此外我国对二甲苯的当量消费量已达到845万吨，而国内的供应量只有240万吨左右，只能满足需求量的28%。

近几年我国钢铁工业发展很快，推动了焦化工业的发展。2005年我国焦炭总产量达到2.25亿吨，同比增长27%。焦炭产量的大幅增长为粗苯的回收和加工利用提供了有利条件。

目前国内及国际市场对苯、甲苯、二甲苯需求旺盛，因此需要效率更高更加实用的工艺来从粗苯中制取苯、甲苯以及二甲苯。

发明内容

本发明的目的就是提供一种从粗苯中制取苯、甲苯以及二甲苯的工艺。本发明采用低温加氢法将粗苯中以噻吩为主的各种杂质全部除去，其中硫化物全部（噻吩、甲基噻吩、二硫化碳等）转化为H₂S和低碳烃，氮化物转化为NH₃和芳烃或烷烃，氧化物转化为H₂O和芳烃或烷烃，不饱和烃加氢饱和；然后采用常规精馏和萃取精馏除去杂质。从而生产出优质苯、甲苯和二甲苯。

本发明的一种从粗苯中制取苯、甲苯以及二甲苯的工艺技术方案为，粗苯经过精馏除重杂质后，采用低温加氢法将粗苯中以噻吩为主的各种杂质除去，其中硫化物转化为H₂S和低碳烃，氮化物转化为NH₃和芳烃或烷烃，氧化物转化为H₂O和芳烃或烷烃，不饱和烃加氢饱和；然后采用精馏和萃取精馏除去杂质，生产出苯、甲苯和二甲苯。

本发明粗苯为焦化苯。

所述的一种从粗苯中制取苯、甲苯以及二甲苯的工艺，包括：

（1）原料预处理工序；

（2）压缩工序；

（3）加氢工序；

（4）预精馏工序；

（5）精馏工序。

步骤（1）具体为：焦化粗苯由原料泵经流量计打入二苯塔中部，塔底采用260℃的恒温导热油利用再沸器塔内物质升温，用调节阀根据塔底温度自动调节导热油流量，使塔底温度保持在200℃左右，塔底压力为微正压，塔顶馏馏份进入二苯塔冷凝冷却器（冷却器采用风冷器），冷却至15-30℃，然后进入卧式油水分离器进行油水分离，分离出来的轻苯一部分经流量计给塔顶打回流来使塔顶温度保持在82-88℃，塔顶压力为微负压，另一部分经流量计送至罐区贮存；二苯塔底采出的重苯通过冷却器降温至100℃左右，再由泵经流量计送到罐区重苯贮槽。

步骤（2）具体为：1.0~1.2MPa（G）新鲜氢气首先进入氢气缓冲罐，在缓冲罐内游离水和机械杂质在重力作用下沉淀，由缓冲罐底部排污阀定时排出，从而达到分离掉其中的游离水和机械杂质的目的，然后经氢气压缩机加压至3.5MPa（G）送入加氢系统；加氢来的循环氢气进入循环氢压机分液罐，以同样原理分离掉其中的游离水和机械杂质后进入循环氢压机，加压至3.5MPa（G），送回到加氢工序。

步骤（3）具体为：经过预处理后的轻苯作为原料由加氢原料油泵从罐区经流量计打入原料油换热器与加氢反应气换热至95-105℃后，与加热后的循环氢气同时进入蒸发器的底部进行混合汽化；经循环氢压机加压后的循环氢气先进入氢气换热器与加氢反应气换热至135-145℃，流量按照循环氢气和原料的比例为1立方米原料：650-800立方循环氢气；蒸发器底部采用260℃恒温导热油加热至160-170℃，从蒸发器底部排出含有聚合物的蒸发残油，经蒸发残油过滤器除渣后，去100＃重质苯油水分离器；将顶部排出苯类蒸汽和氢气的混合气体经换热器与加氢反应气进行换热、在加热器由260℃恒温导热油加热加热至180℃，由顶部进入预反应器，在NiMo催化剂的作用下压力在2.5-3.5 MPa（G）不饱和化合物加氢饱和，反应为放热反应，反应后的油气与氢的混合物，从预反应器底部出来进入油气换热器，升温至220℃后进入主反应器加热炉，加热至260℃，后进入两个串联的主反应器，在CoMo系催化剂的作用下，进行脱硫、脱碳、脱氧、脱烷基和非芳烃裂解反应得到加氢油，主反应器压力为2.5-3.5 MPa（G），床层温度为290℃，反应为放热反应；为控制反应器内的温升，主反应器中间加入新氢，混合气体为加氢反应气，新氢温度为室温，反应产生的热量由加氢反应气带走；

步骤（3）中，从主反应器出来的加氢混合气体，经过一系列换热器与原料气、循环氢气换热、降温后进入油气冷却器冷却到25~30℃，气液两相全部进入高压分离器进行气、液分离；分离出的气相循环使用；分离出来的加氢油去进行精馏提纯；

预反应器内发生的反应如下：

主反应：（1）环戊二烯+氢气=环戊烷

        （2）其他二烯烃+氢气=单烯烃

        （3）苯乙烯+氢气=乙基苯

        （4）茚+氢气=茚满

        （5）二硫化碳+氢气=甲烷+硫化氢              ；

主反应器内发生反应如下：

主反应：（1）单烯烃+氢气=链烯烃

        （2）硫醇+氢气=乙烷+硫化氢

        （3）噻吩+氢气=丁烷+硫化氢

        （4）苯酚+氢气=苯+水

        （5）古马隆+氢气=乙基苯+水

        （6）吡啶+氢气=戊烷+氨气

        （7）苯胺+氢气=乙烷+氨气

副反应：（1）芳烃的加氢反应

        （2）苯+氢气=环己烷

        （3）甲苯+氢气=甲基环己烷

步骤（3）中，为了抑制轻苯杂质的聚合，从阻聚剂高位槽将阻聚剂按照0.1千克阻聚剂：1吨粗苯的比例，加入输送轻质苯油的管道中；用软水加压泵将软水打入软水高位槽，再经过计量按每小时流量为600L加入加氢产物中可溶解和洗去部分杂质；循环气中氢气浓度在85%以上，需连续排放一部分循环氢气至煤气管道，同时由压缩机向系统补充一部分新鲜氢气以维持系统平衡，补充量按照维持系统压力在2.5-3.5 MPa（G）进行调节补充。

步骤（4）具体为：步骤（3）得到的加氢油在高压作用下经流量计调节阀控制进入稳定塔，稳定塔塔底用180℃中温导热油给稳定塔再沸器连续加热，使塔底温度保持在145-150℃，加氢油在塔内蒸馏，C5以下的烃类和溶解在加氢油中的H₂S等酸性气体被蒸出由塔顶排出；塔顶馏出物经稳定塔冷凝器冷冷凝却至40℃以下后，进入稳定塔油水分离器进行气、水、油三相分离，气相为不凝性气体经流量计调节阀控制排入驰放气管道，油相导回稳定塔顶部作为回流控制塔顶温度，塔顶温度稳定在90℃左右，水相排往污水处理，稳定塔塔底排出BTX馏分；

BTX馏分进入预蒸馏塔中部精馏，预精馏塔底部用280℃高温导热油对再沸器加热，使塔底温度保持在205℃左右，塔底压力保持在0.39 MPa左右，环己烷等烃类与苯和甲苯物由塔顶排出，去给纯苯精馏塔塔再沸器加热后进入油水分离器，经分离后的油相一部分用回流泵送到塔顶打回流来控制塔顶温度保持在137-139℃塔底，塔顶压力为0.3-0.4MPa，另一部分即BT组分在自身压力下经流量计送至罐区待进一步精制；塔底釜液送至罐区待进一步精制。

步骤（5）具体为：来自罐区的BT组分由泵经流量计进入萃取塔中部；萃取塔塔底用180℃中温导热油给萃取塔再沸器连续加热，塔底维持在144℃左右，塔底压力为28-35 Kpa，甲酰吗啉为萃取剂由塔上部进料，萃取剂：进料BT组分按重量比=1:5.5-6。碳四、碳五以及碳六碳七的饱和烃由塔顶排出；塔顶馏出物经冷凝器冷凝至25-30℃后一部分用萃取塔回流泵送到塔顶打回流来控制塔底温度64-70℃，塔底压力为-5K Pa左右，另一部分为非芳烃送至罐区贮存；

来自萃取塔塔底的富溶剂进入溶剂再生塔中部回收溶剂，溶剂再生塔塔底用260℃高温导热油给溶剂塔再沸器连续加热，使塔底维持在170℃左右，苯和甲苯由塔顶排出；塔顶馏出物经冷凝器冷凝冷却至15-35℃后一部分用作塔顶回流，控制塔顶温度为42-50℃，另一部分进入纯苯精馏塔中部；溶剂再生塔塔底溶剂由溶剂泵打入萃取塔再沸器回收热量，再进入萃取塔进料加热器进一步回收热量；溶剂再生塔采用负压操作，用真空机组从塔顶对溶剂再生塔抽真空，使塔内压力保持在-0.072 MPa；

来自溶剂再生塔的苯和甲苯塔进入纯苯精馏塔中部，塔底用预精馏塔塔顶流出的苯类蒸汽加热再沸器连续加热，塔底温度为114℃左右，塔底压力6-8 KPa，苯和甲苯在塔内分离，纯苯由塔顶排出，塔顶馏出物经冷凝器冷凝冷却至15-30℃后一部分经流量计给塔顶打回流，控制塔底温度为65-68℃，塔底压力为-15 MPa；另一部分纯苯产品经流量计送至罐区贮存；甲苯产品由塔釜液相排出冷却后送罐区贮存；

来自罐区的预精馏塔釜液XS组分送到二甲苯塔间歇精馏；二甲苯塔塔底用以160℃中温导热油加热的二甲苯塔再沸器连续加热塔底，塔底压力15-30 KPa，XS组分在塔内蒸馏，二甲苯、乙苯等低沸点物质由塔顶排出；塔顶馏出物经冷凝器冷凝冷却至15-30℃后进顶打回流，控制塔底温度不超过143℃，一部分经流量计作为产品送至罐区贮存；二甲苯塔塔底残液送罐区贮存。

本发明的有益效果为：本发明采用焦化苯作为原料制取苯、甲苯以及二甲苯，工艺成本低，操作方便，便于工业化生产，实用性高，能同时生产出优质苯、甲苯和二甲苯，产品质量达到国家标准，能充分满足国内及国际市场对苯、甲苯、二甲苯的需求。

具体实施方式：

为了更好地理解本发明，下面用具体实例来详细说明本发明的技术方案，但是本发明并不局限于此。

本发明原料为焦化苯。

实施例１

本发明的一种从粗苯中制取苯、甲苯以及二甲苯的工艺技术方案为，粗苯经过精馏除重杂质后，采用低温加氢法将粗苯中以噻吩为主的各种杂质除去，其中硫化物转化为H₂S和低碳烃，氮化物转化为NH₃和芳烃或烷烃，氧化物转化为H₂O和芳烃或烷烃，不饱和烃加氢饱和；然后采用精馏和萃取精馏除去杂质，生产出苯、甲苯和二甲苯。

本发明粗苯为焦化苯。

所述的一种从粗苯中制取苯、甲苯以及二甲苯的工艺，包括：

（1）原料预处理工序；

（2）压缩工序；

（3）加氢工序；

（4）预精馏工序；

（5）精馏工序。

步骤（1）具体为：焦化粗苯由原料泵经流量计打入二苯塔中部，塔底采用260℃的恒温导热油利用再沸器塔内物质升温，用调节阀根据塔底温度自动调节导热油流量，使塔底温度保持在200℃左右，塔底压力为微正压，塔顶馏馏份进入二苯塔冷凝冷却器（冷却器采用风冷器），冷却至15-30℃，然后进入卧式油水分离器进行油水分离，分离出来的轻苯一部分经流量计给塔顶打回流来使塔顶温度保持在82-88℃，塔顶压力为微负压，另一部分经流量计送至罐区贮存；二苯塔底采出的重苯通过冷却器降温至100℃左右，再由泵经流量计送到罐区重苯贮槽。

步骤（2）具体为：1.0~1.2MPa（G）新鲜氢气首先进入氢气缓冲罐，在缓冲罐内游离水和机械杂质在重力作用下沉淀，由缓冲罐底部排污阀定时排出，从而达到分离掉其中的游离水和机械杂质的目的，然后经氢气压缩机加压至3.5MPa（G）送入加氢系统；加氢来的循环氢气进入循环氢压机分液罐，以同样原理分离掉其中的游离水和机械杂质后进入循环氢压机，加压至3.5MPa（G），送回到加氢工序。

步骤（3）具体为：经过预处理后的轻苯作为原料由加氢原料油泵从罐区经流量计打入原料油换热器与加氢反应气换热至95-105℃后，与加热后的循环氢气同时进入蒸发器的底部进行混合汽化；经循环氢压机加压后的循环氢气先进入氢气换热器与加氢反应气换热至135-145℃，流量按照循环氢气和原料的比例为1立方米原料：650-800立方循环氢气；蒸发器底部采用260℃恒温导热油加热至160-170℃，从蒸发器底部排出含有聚合物的蒸发残油，经蒸发残油过滤器除渣后，去100＃重质苯油水分离器；将顶部排出苯类蒸汽和氢气的混合气体经换热器与加氢反应气进行换热、在加热器由260℃恒温导热油加热加热至180℃，由顶部进入预反应器，在NiMo催化剂的作用下压力在2.5-3.5 MPa（G）不饱和化合物加氢饱和，反应为放热反应，反应后的油气与氢的混合物，从预反应器底部出来进入油气换热器，升温至220℃后进入主反应器加热炉，加热至260℃，后进入两个串联的主反应器，在CoMo系催化剂的作用下，进行脱硫、脱碳、脱氧、脱烷基和非芳烃裂解反应得到加氢油，主反应器压力为2.5-3.5 MPa（G），床层温度为290℃，反应为放热反应；为控制反应器内的温升，主反应器中间加入新氢，混合气体为加氢反应气，新氢温度为室温，反应产生的热量由加氢反应气带走；

步骤（3）中，从主反应器出来的加氢混合气体，经过一系列换热器与原料气、循环氢气换热、降温后进入油气冷却器冷却到25~30℃，气液两相全部进入高压分离器进行气、液分离；分离出的气相循环使用；分离出来的加氢油去进行精馏提纯；

预反应器内发生的反应如下：

主反应：（1）环戊二烯+氢气=环戊烷

        （2）其他二烯烃+氢气=单烯烃

        （3）苯乙烯+氢气=乙基苯

        （4）茚+氢气=茚满

        （5）二硫化碳+氢气=甲烷+硫化氢              ；

主反应器内发生反应如下：

主反应：（1）单烯烃+氢气=链烯烃

        （2）硫醇+氢气=乙烷+硫化氢

        （3）噻吩+氢气=丁烷+硫化氢

        （4）苯酚+氢气=苯+水

        （5）古马隆+氢气=乙基苯+水

        （6）吡啶+氢气=戊烷+氨气

        （7）苯胺+氢气=乙烷+氨气

副反应：（1）芳烃的加氢反应

        （2）苯+氢气=环己烷

        （3）甲苯+氢气=甲基环己烷

步骤（3）中，为了抑制轻苯杂质的聚合，从阻聚剂高位槽将阻聚剂按照0.1千克阻聚剂：1吨粗苯的比例，加入输送轻质苯油的管道中；用软水加压泵将软水打入软水高位槽，再经过计量按每小时流量为600L加入加氢产物中可溶解和洗去部分杂质；循环气中氢气浓度在85%以上，需连续排放一部分循环氢气至煤气管道，同时由压缩机向系统补充一部分新鲜氢气以维持系统平衡，补充量按照维持系统压力在2.5-3.5 MPa（G）进行调节补充。

步骤（4）具体为：步骤（3）得到的加氢油在高压作用下经流量计调节阀控制进入稳定塔，稳定塔塔底用180℃中温导热油给稳定塔再沸器连续加热，使塔底温度保持在145-150℃，加氢油在塔内蒸馏，C5以下的烃类和溶解在加氢油中的H₂S等酸性气体被蒸出由塔顶排出；塔顶馏出物经稳定塔冷凝器冷冷凝却至40℃以下后，进入稳定塔油水分离器进行气、水、油三相分离，气相为不凝性气体经流量计调节阀控制排入驰放气管道，油相导回稳定塔顶部作为回流控制塔顶温度，塔顶温度稳定在90℃左右，水相排往污水处理，稳定塔塔底排出BTX馏分；

BTX馏分进入预蒸馏塔中部精馏，预精馏塔底部用280℃高温导热油对再沸器加热，使塔底温度保持在205℃左右，塔底压力保持在0.39 MPa左右，环己烷等烃类与苯和甲苯物由塔顶排出，去给纯苯精馏塔塔再沸器加热后进入油水分离器，经分离后的油相一部分用回流泵送到塔顶打回流来控制塔顶温度保持在137-139℃塔底，塔顶压力为0.3-0.4MPa，另一部分即BT组分在自身压力下经流量计送至罐区待进一步精制；塔底釜液送至罐区待进一步精制。

步骤（5）具体为：来自罐区的BT组分由泵经流量计进入萃取塔中部；萃取塔塔底用180℃中温导热油给萃取塔再沸器连续加热，塔底维持在144℃左右，塔底压力为28-35 Kpa，甲酰吗啉为萃取剂由塔上部进料，萃取剂：进料BT组分按重量比=1:5.5-6。碳四、碳五以及碳六碳七的饱和烃由塔顶排出；塔顶馏出物经冷凝器冷凝至25-30℃后一部分用萃取塔回流泵送到塔顶打回流来控制塔底温度64-70℃，塔底压力为-5K Pa左右，另一部分为非芳烃送至罐区贮存；

来自萃取塔塔底的富溶剂进入溶剂再生塔中部回收溶剂，溶剂再生塔塔底用260℃高温导热油给溶剂塔再沸器连续加热，使塔底维持在170℃左右，苯和甲苯由塔顶排出；塔顶馏出物经冷凝器冷凝冷却至15-35℃后一部分用作塔顶回流，控制塔顶温度为42-50℃，另一部分进入纯苯精馏塔中部；溶剂再生塔塔底溶剂由溶剂泵打入萃取塔再沸器回收热量，再进入萃取塔进料加热器进一步回收热量；溶剂再生塔采用负压操作，用真空机组从塔顶对溶剂再生塔抽真空，使塔内压力保持在-0.072 MPa；

来自溶剂再生塔的苯和甲苯塔进入纯苯精馏塔中部，塔底用预精馏塔塔顶流出的苯类蒸汽加热再沸器连续加热，塔底温度为114℃左右，塔底压力6-8 KPa，苯和甲苯在塔内分离，纯苯由塔顶排出，塔顶馏出物经冷凝器冷凝冷却至15-30℃后一部分经流量计给塔顶打回流，控制塔底温度为65-68℃，塔底压力为-15 MPa；另一部分纯苯产品经流量计送至罐区贮存；甲苯产品由塔釜液相排出冷却后送罐区贮存；

来自罐区的预精馏塔釜液XS组分送到二甲苯塔间歇精馏；二甲苯塔塔底用以160℃中温导热油加热的二甲苯塔再沸器连续加热塔底，塔底压力15-30 KPa，XS组分在塔内蒸馏，二甲苯、乙苯等低沸点物质由塔顶排出；塔顶馏出物经冷凝器冷凝冷却至15-30℃后进顶打回流，控制塔底温度不超过143℃，一部分经流量计作为产品送至罐区贮存；二甲苯塔塔底残液送罐区贮存。

本发明工艺制备的纯苯质量如表1所示

表1

。

本发明工艺制备的甲苯质量如表2所示

表2

。

本发明工艺制备的二甲苯质量如表3所示

表3

。

Claims (9)

1.一种从粗苯中制取苯、甲苯以及二甲苯的工艺，其特征在于，粗苯经过精馏除重杂质后，采用低温加氢法将粗苯中以噻吩为主的各种杂质除去，其中硫化物转化为H₂S和低碳烃，氮化物转化为NH₃和芳烃或烷烃，氧化物转化为H₂O和芳烃或烷烃，不饱和烃加氢饱和；然后采用精馏和萃取精馏除去杂质，生产出苯、甲苯和二甲苯。

2. 根据权利要求1所述的一种从粗苯中制取苯、甲苯以及二甲苯的工艺，其特征在于，本发明粗苯为焦化苯。

3. 根据权利要求1所述的一种从粗苯中制取苯、甲苯以及二甲苯的工艺，其特征在于，包括：

（1）原料预处理工序；

（2）压缩工序；

（3）加氢工序；

（4）预精馏工序；

（5）精馏工序。

4. 根据权利要求3所述的一种从粗苯中制取苯、甲苯以及二甲苯的工艺，其特征在于，步骤（1）具体为：焦化粗苯由原料泵经流量计打入二苯塔中部，塔底采用260℃的恒温导热油利用再沸器塔内物质升温，用调节阀根据塔底温度自动调节导热油流量，使塔底温度保持在200℃左右，塔底压力为微正压，塔顶馏馏份进入二苯塔冷凝冷却器，冷却至15-30℃，然后进入卧式油水分离器进行油水分离，分离出来的轻苯一部分经流量计给塔顶打回流来使塔顶温度保持在82-88℃，塔顶压力为微负压，另一部分经流量计送至罐区贮存；二苯塔底采出的重苯通过冷却器降温至100℃左右，再由泵经流量计送到罐区重苯贮槽。

5. 根据权利要求3所述的一种从粗苯中制取苯、甲苯以及二甲苯的工艺，其特征在于，步骤（2）具体为：1.0~1.2MPa新鲜氢气首先进入氢气缓冲罐，在缓冲罐内游离水和机械杂质在重力作用下沉淀，由缓冲罐底部排污阀定时排出，从而达到分离掉其中的游离水和机械杂质的目的，然后经氢气压缩机加压至3.5MPa送入加氢系统；加氢来的循环氢气进入循环氢压机分液罐，以同样原理分离掉其中的游离水和机械杂质后进入循环氢压机，加压至3.5MPa，送回到加氢工序。

6. 根据权利要求4所述的一种从粗苯中制取苯、甲苯以及二甲苯的工艺，其特征在于， 步骤（3）具体为：经过预处理后的轻苯作为原料由加氢原料油泵从罐区经流量计打入原料油换热器与加氢反应气换热至95-105℃后，与加热后的循环氢气同时进入蒸发器的底部进行混合汽化；经循环氢压机加压后的循环氢气先进入氢气换热器与加氢反应气换热至135-145℃，流量按照循环氢气和原料的比例为1立方米原料：650-800立方循环氢气；蒸发器底部采用260℃恒温导热油加热至160-170℃，从蒸发器底部排出含有聚合物的蒸发残油，经蒸发残油过滤器除渣后，去100＃重质苯油水分离器；将顶部排出苯类蒸汽和氢气的混合气体经换热器与加氢反应气进行换热、在加热器由260℃恒温导热油加热加热至180℃，由顶部进入预反应器，在NiMo催化剂的作用下压力在2.5-3.5 MPa不饱和化合物加氢饱和，反应为放热反应，反应后的油气与氢的混合物，从预反应器底部出来进入油气换热器，升温至220℃后进入主反应器加热炉，加热至260℃，后进入两个串联的主反应器，在CoMo系催化剂的作用下，进行脱硫、脱碳、脱氧、脱烷基和非芳烃裂解反应得到加氢油，主反应器压力为2.5-3.5 MPa，床层温度为290℃，反应为放热反应；为控制反应器内的温升，主反应器中间加入新氢，混合气体为加氢反应气，新氢温度为室温，反应产生的热量由加氢反应气带走；

根据权利要求5所述的一种从粗苯中制取苯、甲苯以及二甲苯的工艺，其特征在于， 步骤（3）中，从主反应器出来的加氢混合气体，经过一系列换热器与原料气、循环氢气换热、降温后进入油气冷却器冷却到25~30℃，气液两相全部进入高压分离器进行气、液分离；分离出的气相循环使用；分离出来的加氢油去进行精馏提纯；

预反应器内发生的反应如下：

主反应：（1）环戊二烯+氢气=环戊烷

        （2）其他二烯烃+氢气=单烯烃

        （3）苯乙烯+氢气=乙基苯

        （4）茚+氢气=茚满

        （5）二硫化碳+氢气=甲烷+硫化氢 ；

主反应器内发生反应如下：

主反应：（1）单烯烃+氢气=链烯烃

        （2）硫醇+氢气=乙烷+硫化氢

        （3）噻吩+氢气=丁烷+硫化氢

        （4）苯酚+氢气=苯+水

        （5）古马隆+氢气=乙基苯+水

        （6）吡啶+氢气=戊烷+氨气

        （7）苯胺+氢气=乙烷+氨气

副反应：（1）芳烃的加氢反应

        （2）苯+氢气=环己烷

        （3）甲苯+氢气=甲基环己烷

根据权利要求6所述的一种从粗苯中制取苯、甲苯以及二甲苯的工艺，其特征在于，步骤（3）中，为了抑制轻苯杂质的聚合，从阻聚剂高位槽将阻聚剂按照0.1千克阻聚剂：1吨粗苯的比例，加入输送轻质苯油的管道中；用软水加压泵将软水打入软水高位槽，再经过计量按每小时流量为600L加入加氢产物中可溶解和洗去部分杂质；循环气中氢气浓度在85%以上，需连续排放一部分循环氢气至煤气管道，同时由压缩机向系统补充一部分新鲜氢气以维持系统平衡，补充量按照维持系统压力在2.5-3.5 MPa进行调节补充。

7. 根据权利要求7所述的一种从粗苯中制取苯、甲苯以及二甲苯的工艺，其特征在于，步骤（4）具体为：步骤（3）得到的加氢油在高压作用下经流量计调节阀控制进入稳定塔，稳定塔塔底用180℃中温导热油给稳定塔再沸器连续加热，使塔底温度保持在145-150℃，加氢油在塔内蒸馏，C5以下的烃类和溶解在加氢油中的H₂S等酸性气体被蒸出由塔顶排出；塔顶馏出物经稳定塔冷凝器冷冷凝却至40℃以下后，进入稳定塔油水分离器进行气、水、油三相分离，气相为不凝性气体经流量计调节阀控制排入驰放气管道，油相导回稳定塔顶部作为回流控制塔顶温度，塔顶温度稳定在90℃左右，水相排往污水处理，稳定塔塔底排出BTX馏分；

BTX馏分进入预蒸馏塔中部精馏，预精馏塔底部用280℃高温导热油对再沸器加热，使塔底温度保持在205℃左右，塔底压力保持在0.39 MPa左右，环己烷等烃类与苯和甲苯物由塔顶排出，去给纯苯精馏塔塔再沸器加热后进入油水分离器，经分离后的油相一部分用回流泵送到塔顶打回流来控制塔顶温度保持在137-139℃塔底，塔顶压力为0.3-0.4MPa，另一部分即BT组分在自身压力下经流量计送至罐区待进一步精制；塔底釜液送至罐区待进一步精制。

8. 根据权利要求8所述的一种从粗苯中制取苯、甲苯以及二甲苯的工艺，其特征在于，步骤（5）具体为：来自罐区的BT组分由泵经流量计进入萃取塔中部；萃取塔塔底用180℃中温导热油给萃取塔再沸器连续加热，塔底维持在144℃左右，塔底压力为28-35 Kpa，甲酰吗啉为萃取剂由塔上部进料，萃取剂：进料BT组分按重量比=1:5.5-6。

9.碳四、碳五以及碳六碳七的饱和烃由塔顶排出；塔顶馏出物经冷凝器冷凝至25-30℃后一部分用萃取塔回流泵送到塔顶打回流来控制塔底温度64-70℃，塔底压力为-5K Pa左右，另一部分为非芳烃送至罐区贮存；

来自萃取塔塔底的富溶剂进入溶剂再生塔中部回收溶剂，溶剂再生塔塔底用260℃高温导热油给溶剂塔再沸器连续加热，使塔底维持在170℃左右，苯和甲苯由塔顶排出；塔顶馏出物经冷凝器冷凝冷却至15-35℃后一部分用作塔顶回流，控制塔顶温度为42-50℃，另一部分进入纯苯精馏塔中部；溶剂再生塔塔底溶剂由溶剂泵打入萃取塔再沸器回收热量，再进入萃取塔进料加热器进一步回收热量；溶剂再生塔采用负压操作，用真空机组从塔顶对溶剂再生塔抽真空，使塔内压力保持在-0.072 MPa；

来自溶剂再生塔的苯和甲苯塔进入纯苯精馏塔中部，塔底用预精馏塔塔顶流出的苯类蒸汽加热再沸器连续加热，塔底温度为114℃左右，塔底压力6-8 KPa，苯和甲苯在塔内分离，纯苯由塔顶排出，塔顶馏出物经冷凝器冷凝冷却至15-30℃后一部分经流量计给塔顶打回流，控制塔底温度为65-68℃，塔底压力为-15 MPa；另一部分纯苯产品经流量计送至罐区贮存；甲苯产品由塔釜液相排出冷却后送罐区贮存；

来自罐区的预精馏塔釜液XS组分送到二甲苯塔间歇精馏；二甲苯塔塔底用以160℃中温导热油加热的二甲苯塔再沸器连续加热塔底，塔底压力15-30 KPa，XS组分在塔内蒸馏，二甲苯、乙苯等低沸点物质由塔顶排出；塔顶馏出物经冷凝器冷凝冷却至15-30℃后进顶打回流，控制塔底温度不超过143℃，一部分经流量计作为产品送至罐区贮存；二甲苯塔塔底残液送罐区贮存。