JPS622566B2 - - Google Patents
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Description
本発明は芳香族を含有する炭化水素を脱アルキ
ル反応に付し、得られた反応生成物を蒸留して純
ベンゼンを得る方法に関するものである。更に詳
しくは芳香族炭化水素を70重量％以上含有する沸
点60〜200℃の炭化水素を脱アルキル反応に付し
て、得られる反応生成物を気液分離した後蒸留し
て純ベンゼンを得る改良された分離方法に関する
ものである。 芳香族炭化水素のうちでも特にベンゼンは広範
な用途を有する重要な主要化学原料の１つであ
り、スチレン、シクロヘキサン等に変換され、樹
脂、繊維等の原料として多量に使用されている。 ベンゼンを得る原料としては、(1)エチレン製造
プロセスより得られる分解ガソリン、(2)直留ナフ
サの改質による改質ガソリン、(3)石炭のコークス
化プロセスの生成油、(4)トルエン、キシレンまた
はC9芳香族炭化水素留分、等が利用されてお
り、それらの原料から抽出法、脱アルキル法等に
より製造されている。特に脱アルキル法は上記原
料中のベンゼンを取得するだけでなく、トルエ
ン、キシレン等のベンゼン以外の芳香族炭化水素
の脱アルキル化によりベンゼン取得量を増大さ
せ、かつ、高純度のベンゼンが得られることによ
り極めて重要である。この脱アルキルによるベン
ゼンの製造プロセスには、触媒を使用する接触的
脱アルキルプロセスと触媒を必要としない熱的脱
アルキルプロセスとがあり、それぞれ数種類のプ
ロセスが開発され、現在工業化されている。 接触的脱アルキルプロセスは、500〜650℃の温
度、10〜70Kg／cm2の圧力下にCr2O3／Al2O3、
MoO3−CoO−Al2O3等の触媒を使い脱アルキル
反応を行なわせる。一方、熱的脱アルキルプロセ
スは550〜800℃の温度、10〜70Kg／cm2の圧力下
で、触媒を用いることなく熱的に脱アルキル反応
を行なわせる。両者ともに発熱反応であり、水素
やオイルによるクエンチ等により反応温度制御を
行なつている。脱アルキル反応後、反応油は冷却
され、ガスとオイルが分離される。ガスは一部は
反応系へリサイクルされ、一部は水素純度を高め
た後、反応系へ戻され、又一部は系外へ排除され
る。反応油はスタビライザーにより硫化水素、軽
質炭化水素（非芳香族炭化水素）等が分離され、
その後ベンゼン塔（蒸留塔）によりベンゼン留分
を回収し、未反応のトルエン、キシレン等は塔底
より抜出し、反応系に循環される。生成タールも
一部反応系へ循環される。このように脱アルキル
プロセスでは一般的には最低上記スタビライザー
およびベンゼン塔の２塔或いは更にタール塔を含
めた３塔の蒸留塔を必要としている。 脱アルキルプロセスにおける脱アルキル反応部
でのアルキル芳香族炭化水素転化率は一般的に70
〜90モル％であり、この転化率では原料中に含ま
れる非芳香族炭化水素の分解は必ずしも充分では
なく、脱アルキル反応生成物中にかなりの未反応
非芳香族炭化水素あるいは炭素数３〜５の非芳香
族炭化水素が含有されており、これらは脱アルキ
ル反応生成物のフラツシユドラムによる気液分離
では充分に分離されない。従つて気液分離の後に
スタビライザーによつて非芳香族軽質留分の除去
を行なわないと次のベンゼン塔における蒸留で高
純度のベンゼンを得ることができなかつた。 発明者等の見出したところによれば、脱アルキ
ル反応部においてアルキル芳香族炭化水素転化率
が90％以上である場合、反応生成物中の未反応非
芳香族炭化水素量は極めて少なくなり、数基の気
液分離器によるガスとオイルの分離によつて充分
に分離が行われ、スタビライザーによる軽質分の
分離をもはや必要としないことを見出した。な
お、ここでアルキル芳香族炭化水素転化率とは原
料中のベンゼンを除くアルキル芳香族炭化水素の
モル数が脱アルキル反応によつて消失する率
（％）を示すものである。 本発明は芳香族炭化水素を70％以上含有する沸
点60〜200℃の炭化水素を脱アルキル反応に付し
てベンゼンを得る方法において、脱アルキル反応
部におけるアルキル芳香族炭化水素の転化率を90
モル％以上とし、得られた反応生成物を15Kg／cm2
Ｇ以上の高圧で気液分離した後、軽質ガスを導入
し、５Kg／cm2Ｇ以下の低圧で気液分離し、得られ
た液相生成物を直接蒸留して純ベンゼンを得るも
のである。 本発明で用いられる脱アルキル用原料は任意の
ものが用い得る。即ち、分解ガソリン、リホーメ
ート、石炭タール等のC6〜C9留分で芳香族含量
が70重量％以上のもの、またはトルエン、キシレ
ン、C8、C9芳香族炭化水素留分、あるいはそれ
らの混合物等である。脱アルキル反応部でアルキ
ル芳香族炭化水素の転化率を90モル％以上とする
反応条件は、原料組成および採用される脱アルキ
ルプロセスの種類により異るが、例えば特公昭45
−24133号に開示されているような、完全混合反
応器と管型反応器とを組合せた熱的水素化脱アル
キル反応においては、分解ガソリンを原料として
温度約700℃、圧力約25Kg／cm2Ｃの反応条件によ
り90％以上の転化率を得ることができる。 得られた反応生成物は高圧の気液分離と低圧の
気液分離の少くとも２段の気液分離が行われる。
高圧の気液分離においては、通常脱アルキル反応
部より出た反応生成物を必要な温度に冷却してフ
ラツシユドラム中で気液分離される。従つて圧力
は15Kg／cm2Ｇ以上であり、通常20〜25Kg／cm2Ｇで
ある。温度は常温〜90℃で、通常25〜30℃が採用
される。この高圧分離器で分離された気相部には
なお若千のベンゼンが含有されているので、更に
10℃付近まで冷却してベンゼンを回収してもよ
い。高圧分離器で分離された液相部は、次に軽質
ガスを導入した上で低圧のフラツシユドラムで気
液分離される。この軽質ガスは低圧分離器でのガ
ス分離の際に、溶存するH2Sの分離を促進するた
めのものである。軽質ガスとしては水素、メタン
等が用いられるが、脱アルキルプラントで副生さ
れるオフガスが使用できる。混合比は液相部（オ
イル）１トン当り10〜500NH3が適当である。混
合比の多いほどガスに随伴されるベンゼン量が増
し、ベンゼン取得量を減少せしめる可能性があ
る。低圧分離は５Kg／cm2Ｇ以下の圧、好ましくは
0.5〜1.0Kg／cm2Ｇで、温度は20〜60℃である。こ
の低圧分離器で分離されたガス中に随伴するベン
ゼンは同様に10℃付近に冷却してベンゼンを回収
することができる。 本発明の好ましい実施形の１つとして高圧気液
分離を比較的高温度で実施することができる。脱
アルキル反応生成物中には原料中の硫黄化合物の
水素化分解によるH2Sが存在し、このH2Sの分離
は製品ベンゼンの品質に極めて重要な影響を有す
る。高圧気液分離におけるH2Sの液相への溶解度
は高温ほど減少することが知られており、高圧気
液分離を２段に分けて、第１段では高温で気液分
離を行ない、次に分離された気相を低温で再度気
液分離することにより、気相部へのH2S残留量を
減少せしめ得ることが知られている（岩瀬他：
「アロマテイツクス」第27巻第３号（1975）７〜
11頁）この知見を本発明に適用した場合、本発明
の改良形によれば、芳香族炭化水素を70重量％以
上含有する沸点60〜200℃の炭化水素を脱アルキ
ル反応に付してベンゼンを得る方法において、脱
アルキル反応部における芳香族炭化水素の転化率
を90モル％以上とし、得られた反応生成物を15
Kg／cm2Ｇ以上の圧力下で60〜100℃で気液分離を
行ない、分離された気相は30℃以下に冷却して再
び気液分離を行ない、この両者の気液分離により
得られた液相生成物に軽質ガスを導入し、５Kg／
cm2Ｇ以下の圧力で30〜60℃で気液分離して液相部
を得、気相部を更に30℃以下に冷却して液相を分
離し、この両液相部を直接蒸留して純ベンゼンを
得ることができる。 この改良された本発明方法は脱アルキル反応生
成物中にH2S量が多い場合に特に適する。 本発明によつて気液分離された液相部はもはや
ガス溶存量が極めて少いため、スタビライザーを
省略して直接ベンゼン塔での蒸留により純ベンゼ
ンを取得することができる。即ち、上記の気液分
離工程を経て得られた液相部は、必要ある場合白
土処理工程を経て、ベンゼン塔に導入される。ベ
ンゼン塔では塔頂より溶存ガスおよび非芳香族炭
化水素を含む留分が抜き出され、塔頂より若千下
の段より純ベンゼンが抜き出される。このベンゼ
ンは99.9重量％以上、通常99.95重量％の高純度
である。塔底よりはトルエン、キシレン等の未反
応アルキル芳香族およびジフエニールを含む高沸
点タールが得られ、一部は脱アルキル反応部へ循
環される。前記白土処理工程はベンゼン塔から得
られる高純度ベンゼンを低温白土処理する形で用
いてもよい。 本発明によれば脱アルキル反応生成物を簡単な
気液分離操作のみで直ちにベンゼン塔へフイード
して高純度ベンゼンを分離することができると共
に、従来使用されていたスタビライザーのための
用役の使用量が大巾に削減され、その工業上の効
果は極めて大きい。 以下各種の実施形を示すフローダイヤグラムに
基いて本発明を説明する。 第１図は従来の気液分離方法を用いる脱アルキ
ルベンゼンの精製工程のフローダイヤグラムであ
る。脱アルキル反応器１より出た反応生成物２は
熱交換器３によつて30℃に冷却され、高圧気液分
離器５で30℃、20Kg／cm2Ｇで気液分離される。分
離された気相部６は冷却器７で10℃に冷却され、
その際分離されたベンゼンを含む液相１０は気液
分離器の液相９と共に、次の低圧気液分離器１２
に送られる。低圧気液分離器１２では30℃、0.8
Kg／cm2Ｇで気液分離が行われ、気相は冷却器１４
で10℃に冷却され、ここで更に分離された液相は
低圧分離器１２からまた液相１６と共にスタビラ
イザー１９に送られる。スタビライザー１９でガ
スを分離された液相はベンゼン塔２２へ送られ、
２３より純ベンゼンが得られ、塔頂２５からは残
留ガスが、塔底２４からはトルエン、キシレンお
よび重質油が分離される。気相８，１５および２
０で排出されたガスは、含有されているH2が精
製されて脱アルキル反応部へ再循環される。脱ア
ルキル反応部をでる反応生成物２は、気相として
水素〜C4炭化水素が30.700Nm3／hr、液相として
C5炭化水素〜タールが14.6T／ｈであり、そのう
ちH2Sを4.08Kg／hr含有する。低圧分離器１２で
分離された液相部は、なお18.1wt.ppmのH2Sを
含んでいた。 第２図は本発明による精製工程の実施例を示す
フローダイアグラムであつて、第１図と高圧分離
器および低圧分離器の操作条件は同一であるが、
低圧分離器１２に入る前の液相１１に軽質ガス２
６が導入される。第１図におけると同じ脱アルキ
ル反応生成物に対し、軽質ガスとして上記循環ガ
スよりH2を精製したオフガス（テールガスH215
％、CH460％、C2H625％）を1000Nm3／hrの量
で用いた場合、低温分離器１２で得られる液相１
６中のH2S含量は6.1wt.ppmに減少しており、こ
の液相はそのまゝベンゼン塔へ送られる。ベンゼ
ン塔２２においては塔頂２５よりH2Sを含むガス
成分が抜かれ、ベンゼンは塔頂より数段下の段よ
り純ベンゼンとして得ることができる。製品ベン
ゼン中のH2Sは0.2wt.ppm以下である。 第３図は改良された本発明の実施例の１つのフ
ローダイアグラムを示す。脱アルキル反応生成物
２は熱交換器３により80℃に冷却され、従つて高
圧気液分離器は80℃、20Kg／cm2Ｇで操作される。
分離された気相６は冷却器７で更に30℃まで冷却
され、第２高圧気液分離器２７で液相が分離さ
れ、その気相は更に冷却器２９で10℃に冷却され
たのち８から排出される。それぞれの冷却で液化
分離された液相１０および３０は高圧分離器５の
液相９に一緒にされ、低圧分離器１２に送られ
る。低圧分離器１２に入る液相１１はその前に軽
質ガス２６が導入される。低圧分離器１２は52
℃、0.8Kg／cm2Ｇで操作され、分離された気相は
冷却器１４で10℃に冷却してベンゼンを回収した
後、１５より排出される。前と同じ脱アルキル反
応生成物を処理し、軽質ガス２６として第２図の
例と同じテールガス1000Nm3／hrで導入した場
合、低圧分離器１２で得られた液相１６のH2S含
量は3.3wt.ppmにすぎず、そのまゝ第２図の例と
同様ベンゼン塔へ送られる。なお、第３図の例で
軽質ガス２６の導入を行なわなかつた場合に低圧
分離器１２から得られた液相のH2S含量は
10.7wt.ppmであつた。 次に本発明における脱アルキル反応におけるア
ルキル芳香族炭化水素の転化率を90％以上とする
ことの効果を示す実施例と転化率75％の場合の比
較例と共に示す。 実施例 原料として分解ガソリンの水添油を用い、熱的
脱アルキル法により、反応転化率95％で反応を行
ない第２図に従つてスタビライザーを使用するこ
となく、蒸留をベンゼン塔１塔によつて行なつ
た。原料油組成および得られた精製ベンゼンの品
質を表１および表２に示す。
ル反応に付し、得られた反応生成物を蒸留して純
ベンゼンを得る方法に関するものである。更に詳
しくは芳香族炭化水素を70重量％以上含有する沸
点60〜200℃の炭化水素を脱アルキル反応に付し
て、得られる反応生成物を気液分離した後蒸留し
て純ベンゼンを得る改良された分離方法に関する
ものである。 芳香族炭化水素のうちでも特にベンゼンは広範
な用途を有する重要な主要化学原料の１つであ
り、スチレン、シクロヘキサン等に変換され、樹
脂、繊維等の原料として多量に使用されている。 ベンゼンを得る原料としては、(1)エチレン製造
プロセスより得られる分解ガソリン、(2)直留ナフ
サの改質による改質ガソリン、(3)石炭のコークス
化プロセスの生成油、(4)トルエン、キシレンまた
はC9芳香族炭化水素留分、等が利用されてお
り、それらの原料から抽出法、脱アルキル法等に
より製造されている。特に脱アルキル法は上記原
料中のベンゼンを取得するだけでなく、トルエ
ン、キシレン等のベンゼン以外の芳香族炭化水素
の脱アルキル化によりベンゼン取得量を増大さ
せ、かつ、高純度のベンゼンが得られることによ
り極めて重要である。この脱アルキルによるベン
ゼンの製造プロセスには、触媒を使用する接触的
脱アルキルプロセスと触媒を必要としない熱的脱
アルキルプロセスとがあり、それぞれ数種類のプ
ロセスが開発され、現在工業化されている。 接触的脱アルキルプロセスは、500〜650℃の温
度、10〜70Kg／cm2の圧力下にCr2O3／Al2O3、
MoO3−CoO−Al2O3等の触媒を使い脱アルキル
反応を行なわせる。一方、熱的脱アルキルプロセ
スは550〜800℃の温度、10〜70Kg／cm2の圧力下
で、触媒を用いることなく熱的に脱アルキル反応
を行なわせる。両者ともに発熱反応であり、水素
やオイルによるクエンチ等により反応温度制御を
行なつている。脱アルキル反応後、反応油は冷却
され、ガスとオイルが分離される。ガスは一部は
反応系へリサイクルされ、一部は水素純度を高め
た後、反応系へ戻され、又一部は系外へ排除され
る。反応油はスタビライザーにより硫化水素、軽
質炭化水素（非芳香族炭化水素）等が分離され、
その後ベンゼン塔（蒸留塔）によりベンゼン留分
を回収し、未反応のトルエン、キシレン等は塔底
より抜出し、反応系に循環される。生成タールも
一部反応系へ循環される。このように脱アルキル
プロセスでは一般的には最低上記スタビライザー
およびベンゼン塔の２塔或いは更にタール塔を含
めた３塔の蒸留塔を必要としている。 脱アルキルプロセスにおける脱アルキル反応部
でのアルキル芳香族炭化水素転化率は一般的に70
〜90モル％であり、この転化率では原料中に含ま
れる非芳香族炭化水素の分解は必ずしも充分では
なく、脱アルキル反応生成物中にかなりの未反応
非芳香族炭化水素あるいは炭素数３〜５の非芳香
族炭化水素が含有されており、これらは脱アルキ
ル反応生成物のフラツシユドラムによる気液分離
では充分に分離されない。従つて気液分離の後に
スタビライザーによつて非芳香族軽質留分の除去
を行なわないと次のベンゼン塔における蒸留で高
純度のベンゼンを得ることができなかつた。 発明者等の見出したところによれば、脱アルキ
ル反応部においてアルキル芳香族炭化水素転化率
が90％以上である場合、反応生成物中の未反応非
芳香族炭化水素量は極めて少なくなり、数基の気
液分離器によるガスとオイルの分離によつて充分
に分離が行われ、スタビライザーによる軽質分の
分離をもはや必要としないことを見出した。な
お、ここでアルキル芳香族炭化水素転化率とは原
料中のベンゼンを除くアルキル芳香族炭化水素の
モル数が脱アルキル反応によつて消失する率
（％）を示すものである。 本発明は芳香族炭化水素を70％以上含有する沸
点60〜200℃の炭化水素を脱アルキル反応に付し
てベンゼンを得る方法において、脱アルキル反応
部におけるアルキル芳香族炭化水素の転化率を90
モル％以上とし、得られた反応生成物を15Kg／cm2
Ｇ以上の高圧で気液分離した後、軽質ガスを導入
し、５Kg／cm2Ｇ以下の低圧で気液分離し、得られ
た液相生成物を直接蒸留して純ベンゼンを得るも
のである。 本発明で用いられる脱アルキル用原料は任意の
ものが用い得る。即ち、分解ガソリン、リホーメ
ート、石炭タール等のC6〜C9留分で芳香族含量
が70重量％以上のもの、またはトルエン、キシレ
ン、C8、C9芳香族炭化水素留分、あるいはそれ
らの混合物等である。脱アルキル反応部でアルキ
ル芳香族炭化水素の転化率を90モル％以上とする
反応条件は、原料組成および採用される脱アルキ
ルプロセスの種類により異るが、例えば特公昭45
−24133号に開示されているような、完全混合反
応器と管型反応器とを組合せた熱的水素化脱アル
キル反応においては、分解ガソリンを原料として
温度約700℃、圧力約25Kg／cm2Ｃの反応条件によ
り90％以上の転化率を得ることができる。 得られた反応生成物は高圧の気液分離と低圧の
気液分離の少くとも２段の気液分離が行われる。
高圧の気液分離においては、通常脱アルキル反応
部より出た反応生成物を必要な温度に冷却してフ
ラツシユドラム中で気液分離される。従つて圧力
は15Kg／cm2Ｇ以上であり、通常20〜25Kg／cm2Ｇで
ある。温度は常温〜90℃で、通常25〜30℃が採用
される。この高圧分離器で分離された気相部には
なお若千のベンゼンが含有されているので、更に
10℃付近まで冷却してベンゼンを回収してもよ
い。高圧分離器で分離された液相部は、次に軽質
ガスを導入した上で低圧のフラツシユドラムで気
液分離される。この軽質ガスは低圧分離器でのガ
ス分離の際に、溶存するH2Sの分離を促進するた
めのものである。軽質ガスとしては水素、メタン
等が用いられるが、脱アルキルプラントで副生さ
れるオフガスが使用できる。混合比は液相部（オ
イル）１トン当り10〜500NH3が適当である。混
合比の多いほどガスに随伴されるベンゼン量が増
し、ベンゼン取得量を減少せしめる可能性があ
る。低圧分離は５Kg／cm2Ｇ以下の圧、好ましくは
0.5〜1.0Kg／cm2Ｇで、温度は20〜60℃である。こ
の低圧分離器で分離されたガス中に随伴するベン
ゼンは同様に10℃付近に冷却してベンゼンを回収
することができる。 本発明の好ましい実施形の１つとして高圧気液
分離を比較的高温度で実施することができる。脱
アルキル反応生成物中には原料中の硫黄化合物の
水素化分解によるH2Sが存在し、このH2Sの分離
は製品ベンゼンの品質に極めて重要な影響を有す
る。高圧気液分離におけるH2Sの液相への溶解度
は高温ほど減少することが知られており、高圧気
液分離を２段に分けて、第１段では高温で気液分
離を行ない、次に分離された気相を低温で再度気
液分離することにより、気相部へのH2S残留量を
減少せしめ得ることが知られている（岩瀬他：
「アロマテイツクス」第27巻第３号（1975）７〜
11頁）この知見を本発明に適用した場合、本発明
の改良形によれば、芳香族炭化水素を70重量％以
上含有する沸点60〜200℃の炭化水素を脱アルキ
ル反応に付してベンゼンを得る方法において、脱
アルキル反応部における芳香族炭化水素の転化率
を90モル％以上とし、得られた反応生成物を15
Kg／cm2Ｇ以上の圧力下で60〜100℃で気液分離を
行ない、分離された気相は30℃以下に冷却して再
び気液分離を行ない、この両者の気液分離により
得られた液相生成物に軽質ガスを導入し、５Kg／
cm2Ｇ以下の圧力で30〜60℃で気液分離して液相部
を得、気相部を更に30℃以下に冷却して液相を分
離し、この両液相部を直接蒸留して純ベンゼンを
得ることができる。 この改良された本発明方法は脱アルキル反応生
成物中にH2S量が多い場合に特に適する。 本発明によつて気液分離された液相部はもはや
ガス溶存量が極めて少いため、スタビライザーを
省略して直接ベンゼン塔での蒸留により純ベンゼ
ンを取得することができる。即ち、上記の気液分
離工程を経て得られた液相部は、必要ある場合白
土処理工程を経て、ベンゼン塔に導入される。ベ
ンゼン塔では塔頂より溶存ガスおよび非芳香族炭
化水素を含む留分が抜き出され、塔頂より若千下
の段より純ベンゼンが抜き出される。このベンゼ
ンは99.9重量％以上、通常99.95重量％の高純度
である。塔底よりはトルエン、キシレン等の未反
応アルキル芳香族およびジフエニールを含む高沸
点タールが得られ、一部は脱アルキル反応部へ循
環される。前記白土処理工程はベンゼン塔から得
られる高純度ベンゼンを低温白土処理する形で用
いてもよい。 本発明によれば脱アルキル反応生成物を簡単な
気液分離操作のみで直ちにベンゼン塔へフイード
して高純度ベンゼンを分離することができると共
に、従来使用されていたスタビライザーのための
用役の使用量が大巾に削減され、その工業上の効
果は極めて大きい。 以下各種の実施形を示すフローダイヤグラムに
基いて本発明を説明する。 第１図は従来の気液分離方法を用いる脱アルキ
ルベンゼンの精製工程のフローダイヤグラムであ
る。脱アルキル反応器１より出た反応生成物２は
熱交換器３によつて30℃に冷却され、高圧気液分
離器５で30℃、20Kg／cm2Ｇで気液分離される。分
離された気相部６は冷却器７で10℃に冷却され、
その際分離されたベンゼンを含む液相１０は気液
分離器の液相９と共に、次の低圧気液分離器１２
に送られる。低圧気液分離器１２では30℃、0.8
Kg／cm2Ｇで気液分離が行われ、気相は冷却器１４
で10℃に冷却され、ここで更に分離された液相は
低圧分離器１２からまた液相１６と共にスタビラ
イザー１９に送られる。スタビライザー１９でガ
スを分離された液相はベンゼン塔２２へ送られ、
２３より純ベンゼンが得られ、塔頂２５からは残
留ガスが、塔底２４からはトルエン、キシレンお
よび重質油が分離される。気相８，１５および２
０で排出されたガスは、含有されているH2が精
製されて脱アルキル反応部へ再循環される。脱ア
ルキル反応部をでる反応生成物２は、気相として
水素〜C4炭化水素が30.700Nm3／hr、液相として
C5炭化水素〜タールが14.6T／ｈであり、そのう
ちH2Sを4.08Kg／hr含有する。低圧分離器１２で
分離された液相部は、なお18.1wt.ppmのH2Sを
含んでいた。 第２図は本発明による精製工程の実施例を示す
フローダイアグラムであつて、第１図と高圧分離
器および低圧分離器の操作条件は同一であるが、
低圧分離器１２に入る前の液相１１に軽質ガス２
６が導入される。第１図におけると同じ脱アルキ
ル反応生成物に対し、軽質ガスとして上記循環ガ
スよりH2を精製したオフガス（テールガスH215
％、CH460％、C2H625％）を1000Nm3／hrの量
で用いた場合、低温分離器１２で得られる液相１
６中のH2S含量は6.1wt.ppmに減少しており、こ
の液相はそのまゝベンゼン塔へ送られる。ベンゼ
ン塔２２においては塔頂２５よりH2Sを含むガス
成分が抜かれ、ベンゼンは塔頂より数段下の段よ
り純ベンゼンとして得ることができる。製品ベン
ゼン中のH2Sは0.2wt.ppm以下である。 第３図は改良された本発明の実施例の１つのフ
ローダイアグラムを示す。脱アルキル反応生成物
２は熱交換器３により80℃に冷却され、従つて高
圧気液分離器は80℃、20Kg／cm2Ｇで操作される。
分離された気相６は冷却器７で更に30℃まで冷却
され、第２高圧気液分離器２７で液相が分離さ
れ、その気相は更に冷却器２９で10℃に冷却され
たのち８から排出される。それぞれの冷却で液化
分離された液相１０および３０は高圧分離器５の
液相９に一緒にされ、低圧分離器１２に送られ
る。低圧分離器１２に入る液相１１はその前に軽
質ガス２６が導入される。低圧分離器１２は52
℃、0.8Kg／cm2Ｇで操作され、分離された気相は
冷却器１４で10℃に冷却してベンゼンを回収した
後、１５より排出される。前と同じ脱アルキル反
応生成物を処理し、軽質ガス２６として第２図の
例と同じテールガス1000Nm3／hrで導入した場
合、低圧分離器１２で得られた液相１６のH2S含
量は3.3wt.ppmにすぎず、そのまゝ第２図の例と
同様ベンゼン塔へ送られる。なお、第３図の例で
軽質ガス２６の導入を行なわなかつた場合に低圧
分離器１２から得られた液相のH2S含量は
10.7wt.ppmであつた。 次に本発明における脱アルキル反応におけるア
ルキル芳香族炭化水素の転化率を90％以上とする
ことの効果を示す実施例と転化率75％の場合の比
較例と共に示す。 実施例 原料として分解ガソリンの水添油を用い、熱的
脱アルキル法により、反応転化率95％で反応を行
ない第２図に従つてスタビライザーを使用するこ
となく、蒸留をベンゼン塔１塔によつて行なつ
た。原料油組成および得られた精製ベンゼンの品
質を表１および表２に示す。
【表】
【表】
【表】
精製ベンゼンは全項目ともJIS特号ベンゼンに
十分合格しており99.95wt％以上の高純度ベンゼ
ンであり、非芳香族炭化水素含有量は10wt.ppm
であつた。 比較例 原料は実施例１と同一の油を使用したが、熱的
脱アルキル反応を反応転化率75％で行つた。精製
条件は実施例１と同一で精製した場合の精製ベン
ゼンの品質を表３に示す。
十分合格しており99.95wt％以上の高純度ベンゼ
ンであり、非芳香族炭化水素含有量は10wt.ppm
であつた。 比較例 原料は実施例１と同一の油を使用したが、熱的
脱アルキル反応を反応転化率75％で行つた。精製
条件は実施例１と同一で精製した場合の精製ベン
ゼンの品質を表３に示す。
【表】
ベンゼン中に非芳香族炭化水素含有量が多く、
99.95wt％以上の高純度ベンゼンを得ることはで
きない。
99.95wt％以上の高純度ベンゼンを得ることはで
きない。
第１図は従来法によるベンゼン分離工程を示す
フローダイヤグラムである。第２図は本発明によ
る分離工程を示し、第３図はその改良形である。
図示された主要部と符号との対応は次のとおりで
ある。 １……脱アルキル反応器、３……熱交換器、５
……高圧気液分離器、１２……低圧気液分離器、
１９……スタビライザー、２２……ベンゼン塔、
２７……第２高圧気液分離器。
フローダイヤグラムである。第２図は本発明によ
る分離工程を示し、第３図はその改良形である。
図示された主要部と符号との対応は次のとおりで
ある。 １……脱アルキル反応器、３……熱交換器、５
……高圧気液分離器、１２……低圧気液分離器、
１９……スタビライザー、２２……ベンゼン塔、
２７……第２高圧気液分離器。
Claims (1)
- 【特許請求の範囲】 １ 芳香族炭化水素を70％以上含有する沸点60〜
200℃の炭化水素を脱アルキル反応に付してベン
ゼンを得る方法において、脱アルキル反応部にお
けるアルキル芳香族炭化水素の転化率を90モル％
以上とし、得られた反応生成物を15Kg／cm2Ｇ以上
の高圧で気液分離した後、軽質ガスを導入し、５
Kg／cm2Ｇ以下の低圧で気液分離し、得られた液相
生成物を直接蒸留して純ベンゼンを得ることを特
徴とする脱アルキルプロセスにおけるベンゼン分
離方法。 ２ 芳香族炭化水素を70重量％以上含有する沸点
60〜200℃の炭化水素を脱アルキル反応に付して
ベンゼンを得る方法において、脱アルキル反応部
におけるアルキル芳香族炭化水素の転化率90モル
％以上とし、得られた反応生成物を15Kg／cm2Ｇ以
上の圧力下で60〜100℃で気液分離を行ない、分
離された気相は30℃以下に冷却して再び気液分離
を行ない、この両者の気液分離により得られた液
相生成物に軽質ガスを導入し、５Kg／cm2Ｇ以下の
圧力で30〜60℃で気液分離して液相部を得、気相
部を更に30℃以下に冷却して液相を分離し、この
両液相部を直接蒸留して純ベンゼンを得ることを
特徴とする、脱アルキルプロセスにおけるベンゼ
ンの分離方法。
Priority Applications (2)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP10362079A JPS5629528A (en) | 1979-08-16 | 1979-08-16 | Separation of benzene in dealkylation process |
| CA000358321A CA1137119A (en) | 1979-08-16 | 1980-08-15 | Separation of benzene in dealkylation processes |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP10362079A JPS5629528A (en) | 1979-08-16 | 1979-08-16 | Separation of benzene in dealkylation process |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPS5629528A JPS5629528A (en) | 1981-03-24 |
| JPS622566B2 true JPS622566B2 (ja) | 1987-01-20 |
Family
ID=14358804
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP10362079A Granted JPS5629528A (en) | 1979-08-16 | 1979-08-16 | Separation of benzene in dealkylation process |
Country Status (2)
| Country | Link |
|---|---|
| JP (1) | JPS5629528A (ja) |
| CA (1) | CA1137119A (ja) |
Cited By (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JPH03120165A (ja) * | 1989-10-03 | 1991-05-22 | Japan Steel Works Ltd:The | 線材の送出機 |
Families Citing this family (3)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US8716545B1 (en) * | 2012-12-12 | 2014-05-06 | Uop Llc | Methods and apparatuses for separating toluene from multiple hydrocarbon streams |
| RU2640207C1 (ru) * | 2017-07-11 | 2017-12-27 | Публичное Акционерное Общество "Нижнекамскнефтехим" | Способ получения бензола из ароматических углеводородов C6-C9 |
| CN115141074B (zh) * | 2022-06-20 | 2023-12-29 | 中海油天津化工研究设计院有限公司 | 一种轻质芳烃生产苯的方法 |
-
1979
- 1979-08-16 JP JP10362079A patent/JPS5629528A/ja active Granted
-
1980
- 1980-08-15 CA CA000358321A patent/CA1137119A/en not_active Expired
Cited By (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JPH03120165A (ja) * | 1989-10-03 | 1991-05-22 | Japan Steel Works Ltd:The | 線材の送出機 |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| JPS5629528A (en) | 1981-03-24 |
| CA1137119A (en) | 1982-12-07 |
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