分離乙苯、苯乙烯混合物系的方法
【專利摘要】本發(fā)明涉及一種分離乙苯、苯乙烯混合物系的方法，主要解決現(xiàn)有技術中存在乙苯、苯乙烯和重組份混合物系分離流程復雜，苯乙烯二次受熱聚合損失率大、分離純度不高，投資大，能耗高的問題。本發(fā)明通過采用第一股物流進入低壓分壁式精餾塔分壁段一側，在另一側得到第一股苯乙烯物流；在分壁段以下提留段底部得到第一股重組份物流，在分壁段以上精餾段頂部得到第一股乙苯物流；第二股物流進入高壓分壁式精餾塔分壁段一側，在另一側得到第二股苯乙烯物流；在分壁段以下提留段底部得到第二股重組份物流，在分壁段以上精餾段頂部得到第二股乙苯物流的技術方案較好地解決了該問題，可用于分離乙苯、苯乙烯和重組份混合物系的工業(yè)生產(chǎn)中。
【專利說明】分離乙苯、苯乙烯混合物系的方法
【技術領域】
[0001 ] 本發(fā)明涉及一種分離乙苯、苯乙烯混合物系的方法。
【背景技術】
[0002]在傳統(tǒng)的苯乙烯分離技術路線中，經(jīng)過冷卻的脫氫產(chǎn)物粗苯乙烯在苯/甲苯塔中初步分離，塔頂脫除苯和甲苯，塔底出料主要由乙苯、苯乙烯和重組份組成。重組份主要包括甲基苯乙烯、三乙苯和苯乙烯焦油。對于這部分組份的分離，傳統(tǒng)苯乙烯路線都是采用乙苯塔、苯乙烯精餾塔和薄膜蒸發(fā)器流程。乙苯塔在塔頂分離出乙苯，乙苯塔塔釜的出料再去苯乙烯精餾塔對苯乙烯和重組份進行分離。苯乙烯精餾塔的塔釜出料含有大量的苯乙烯，進入薄膜蒸發(fā)器回收一部分苯乙烯。薄膜蒸發(fā)器采用中壓蒸汽做為熱源，苯乙烯組份從薄膜蒸發(fā)器頂部出料，重組份從薄膜蒸發(fā)器底部出料。
[0003]分壁精餾塔是通過在精餾塔中部設一垂直壁，將塔分成上段、下段、由隔板分開的精餾進料段和精餾采出段四部分的新型結構的完全熱集成塔的一種。用分壁精餾塔將三組份混合物分離為純凈產(chǎn)品只需要一個塔、一個重沸器、一個冷凝器及一個回流分配器，能耗和設備投資都可以得以降低。因此，近年來分壁精餾塔的應用越來越多。UOP公司申請了多項采用分壁精餾塔的新工藝，如用于烷基苯生產(chǎn)的分壁精餾塔技術(US6417420)和全餾份汽油脫硫的分壁精餾技術(US6540907和US20030116474)。此外，US20050211541和US20050245037還公開了一種用于分離環(huán)氧丙烷生產(chǎn)中所用溶劑的分壁精餾技術；US7132038B2公開了一種采用分壁精餾塔分離從粗1，3 丁二烯混合液中提純1，3 丁二烯的方法；江蘇工業(yè)學院申請了一種分離裂解汽油中粗苯乙烯的裝置與方法(CN101723793A)。目前全球共有約70座以上分壁精餾塔進行了商業(yè)運行。尚未見將分壁精餾塔用于乙苯、苯乙烯和重組份混合物系分離的報道。

【發(fā)明內容】

[0004]本發(fā)明所要解決的技術問題是現(xiàn)有苯乙烯裝置中存在的乙苯、苯乙烯和重組份混合物系分離流程復雜，苯乙烯二次受熱聚合損失率大、分離純度不高，投資大，能耗高的問題，提供一種新的分離乙苯、苯乙烯混合物系的方法。該方法具有流程簡單，苯乙烯損失率低、分離效果好，投資少，能耗顯著降低的優(yōu)點。
[0005]為了解決上述技術問題，本發(fā)明采用的技術方案如下:一種分離乙苯、苯乙烯混合物系的方法，包括以下步驟:
[0006]a)含乙苯、苯乙烯和重組份的原料物流分為兩股；
[0007]b)第一股物流進入低壓分壁式精餾塔分壁段一側，經(jīng)分離，在分壁段的另一側得到第一股苯乙烯物流；在分壁段以下提留段底部得到第一股重組份物流，在分壁段以上精餾段頂部得到第一股乙苯物流；
[0008] c)第二股物流進入高壓分壁式精餾塔分壁段一側，經(jīng)分離，在分壁段的另一側得到第二股苯乙烯物流；在分壁段以下提留段底部得到第二股重組份物流，在分壁段以上精餾段頂部得到第二股乙苯物流；
[0009]d)任選地，第一股苯乙烯物流和第二股苯乙烯物流合并后得到苯乙烯產(chǎn)品，第一股乙苯物流和第二股乙苯物流合并后得到乙苯物流，第一股重組份物流和第二股重組份物流合并后得到重組份物流。
[0010]上述技術方案中，優(yōu)選地，以重量百分比計,原料物流中乙苯的含量為20~40%，苯乙烯的含量為50~70%，重組份的含量為I~10%。
[0011]上述技術方案中，優(yōu)選地，進入低壓分壁式精餾塔的第一股物流的進料流量為總進料流量的50~60%。
[0012]上述技術方案中，優(yōu)選地，低壓分壁式精餾塔和高壓分壁式精餾塔都有150~190塊理論板；其中，分壁段有60~100塊理論板，分壁段以上精餾段有40~80塊理論板，分壁段以下提離段有15~30塊理論板。更優(yōu)選地，低壓分壁式精餾塔和高壓分壁式精餾塔都有160~180塊理論板；其中，分壁段有70~90塊理論板，分壁段以上精餾段有50~70塊理論板，分壁段以下提離段有20~25塊理論板。
[0013]上述技術方案中，優(yōu)選地，所述低壓分壁式精餾塔的操作壓力為4~7kPa，溫度為40~60°C，回流為4.5~7。更優(yōu)選地，操作壓力為5~6kPa。
[0014]上述技術方案中，優(yōu)選地，所述高壓分壁式精餾塔的操作壓力為35~40kPa，溫度為90~105°C，回 流為8~10。更優(yōu)選地，操作壓力為35~38kPa。
[0015]上述技術方案中，優(yōu)選地，低壓分壁式精餾塔和高壓分壁式精餾塔都是填料塔。
[0016]上述技術方案中，優(yōu)選地，高壓分壁式精餾塔的塔頂出料進入低壓分壁式精餾塔塔底串級再沸器做為熱源，該塔頂出料被冷卻后進入高壓分壁式精餾塔塔頂回流罐，一部分做為回流，另一部分即為第二股乙苯物流。
[0017]本發(fā)明方法中所述的壓力是指表壓。
[0018]本發(fā)明方法中，所述重組份主要包括甲基苯乙烯、三乙苯和苯乙烯焦油。其中，以重量百分比計，甲基苯乙烯為重組份的I~10%，三乙苯為重組份的I~5%，苯乙烯焦油為重組份的85~95%。
[0019]本發(fā)明方法中，高壓分壁式精餾塔的塔頂出料因含有較高的溫位，去低壓分壁式精餾塔塔底串級再沸器做為熱源，該塔頂出料被冷卻后進入高壓塔塔頂回流罐，一部分做為回流，一部分和低壓分壁式精餾塔的塔頂出料合并后，做為乙苯產(chǎn)品出料。
[0020]本發(fā)明方法中，高、低壓分壁式精餾塔的側線出料合并后，作為苯乙烯產(chǎn)品出料。
[0021]本發(fā)明方法中，高、低壓分壁式精餾塔的塔釜出料合并后，作為重組份產(chǎn)品出料。
[0022]本發(fā)明方法中，低壓分壁式精餾塔塔底的再沸器也是高壓分壁式精餾塔的塔頂冷凝器，是一臺串級式換熱器。為了使該串級式換熱器冷側熱側負荷平衡，需要對兩臺塔的操作壓力和進料流量進行設定和分配。操作壓力設定為高壓塔塔頂35~40千帕表壓，低壓塔塔頂5~6千帕表壓；流量分配比例為低壓分壁式精餾塔的進料流量占總進料流量的50~60%。
[0023]本發(fā)明方法中，高、低壓分壁式精餾塔的配置基本相同。隔板沿塔中心線安裝或偏離塔中心線安裝。高、低壓分壁式精餾塔都是共150~190塊理論板，分壁段有60~100塊理論板，分壁段以上精餾段有40~80塊理論板，分壁段以下提留段有15~30塊理論板。優(yōu)選的分壁式精餾塔的分壁段有70~90塊理論板，分壁段以上精餾段有50~70塊理論板，分壁段以下提留段有20~25塊理論板。含乙苯、苯乙烯和重組份的原料液從分壁精餾塔的分壁段一側的中部進料口進入，從分壁精餾塔分壁段以上精餾段頂部得到乙苯組份；從分壁段的另一側得到苯乙烯組份，在分壁精餾塔分壁段以下提留段底部得到重組份。苯乙烯組份的優(yōu)選方案是從分壁塔的頂部向下數(shù)第90~110塊塔盤處抽出。
[0024]當采用精餾的方法分離三種以上的物質組成的混合物且中間餾份的濃度較大時，無論采用常規(guī)的順序分離流程還是逆序分離流程，都不可避免中間餾份沿塔軸向產(chǎn)生再混合，這在熱力學上來講是不利的，相當于一部分分離功的浪費。分壁精餾塔在熱力學上等效于一座完全熱集成的精餾塔，不同的是分壁精餾塔只用一個塔殼，通過中間設置絕熱隔板來實現(xiàn)精餾過程的完全熱集成。進料在隔板段的一側，進料中的中間餾份一部分隨輕組份由隔板的上端進入隔板的另一側，另一部分則隨重組份由隔板的下端進入隔板的另一側，從而使中間餾份在隔板的另一側得到富集，避免了中間餾份在塔中的再混合，從而實現(xiàn)節(jié)能和提高中間產(chǎn)品純度的效果。同時，由于分壁精餾塔只采用一個塔殼而實現(xiàn)兩座普通精餾的功能，投資也可以大大減少。
[0025]采用本發(fā)明方法，高、低壓分壁式精餾塔頂采出中的乙苯組份濃度以重量計為96.64%，高于原流程乙苯塔的塔頂組份乙苯組份濃度(96.58%);高、低壓分壁精餾塔隔壁一側采出的苯乙烯組份濃度以重量計為99.97%，高于原流程苯乙烯精餾塔的塔頂苯乙烯組份出料的濃度(99.95%);高低壓分壁精餾塔塔釜采出的重組份濃度以重量計為95.38%，高于原流程苯乙烯精餾塔的塔釜出料的組份濃度(94.94%);由此可見采用高低壓分壁精餾技術可以更好的完成原乙苯塔和苯乙烯精餾塔的分離任務，節(jié)省了薄膜蒸發(fā)器，節(jié)約了投資；采用本發(fā)明方法，苯乙烯組份只經(jīng)歷一次加熱，減少了聚合損失率；同時，采用高、低壓分壁精餾技術與原精餾流程相比，總換熱負荷可以降低20~40%。因此，采用本發(fā)明方法取得了較好的技術效果。 【專利附圖】

【附圖說明】
[0026]圖1是現(xiàn)有的苯乙烯裝置乙苯、苯乙烯、重組份混合物系精餾工藝典型流程示意圖。
[0027]圖2是本發(fā)明方法流程示意圖。
[0028]圖1中，I為含乙苯、苯乙烯和重組份的原料物流；2為乙苯塔的塔頂出料；3為乙苯塔的塔釜出料；4為苯乙烯精餾塔的塔頂出料；5為苯乙烯精餾塔的塔釜出料；6為薄膜蒸發(fā)器的頂部回收苯乙烯出料為重組份出料；8為乙苯塔；9為苯乙烯精餾塔；10為薄膜
蒸發(fā)器。
[0029]圖2中，Tl為低壓分壁式精餾塔；T2為高壓分壁式精餾塔；E1為串級換熱器；D1為回流罐；11為含乙苯、苯乙烯和重組份的原料物流，與圖1中物流I組份相同；12為進入低壓分壁式精餾塔的物流；13為低壓分壁式精餾塔塔頂乙苯組份物流，即第一股乙苯物流；14為低壓分壁式精餾塔側線苯乙烯物流，即第一股苯乙烯物流；15為低壓分壁式精餾塔塔釜重組份物流，即第一股重組份物流；16為進入高壓分壁式精餾塔的物流；17為高壓分壁式精餾塔塔頂乙苯組份物流，即第二股乙苯物流；18為高壓分壁式精餾塔側線苯乙烯物流，即第二股苯乙烯物流；19為高壓分壁式精餾塔塔釜重組份物流，即第二股重組份物流；20為乙苯產(chǎn)品物流；21為苯乙烯產(chǎn)品物流；22為重組份物流。[0030]以下結合附圖對本發(fā)明作詳細說明。
[0031]圖1中，含有乙苯、苯乙烯、重組份混合物系的物流I從第45塊理論板進入乙苯塔，乙苯塔的理論塔板數(shù)為150塊，塔頂壓力為12千帕表壓，回流比按重量計為5，塔頂分離出物流2乙苯組份，塔釜得到物料3 (乙苯、苯乙烯及重組份)。苯乙烯精餾塔共有40塊理論板，回流比為0.44，塔頂壓力為6千帕表壓。物流3入苯乙烯精餾塔的第20塊理論板做進一步分離，由塔頂采出物流4 (苯乙烯組份)，塔釜采出物流5 (重組份)。物流5進入薄膜蒸發(fā)器進一步分離回收苯乙烯，薄膜蒸發(fā)器采用中壓蒸汽加熱，操作溫度控制在150°C，頂部采出回收的苯乙烯物流6，底部為重組份物流7出料。
[0032]圖2中，組成與圖1中物流I相同的原料液11在進料分配器中進行分配，分配后的物流12進入低壓分壁式精餾塔，塔頂分離出物流13乙苯組份，物流14是側線苯乙烯組份出料，物流15是塔釜重組份出料。低壓分壁式精餾塔共有150~190塊理論板；中部隔板兩側各有60~100塊理論板，優(yōu)選有70~90塊理論板；分壁式精餾塔的隔板區(qū)以上有40~80塊理論板，優(yōu)選有50~70塊理論板；分壁式精餾塔的隔板區(qū)以下有15~30塊理論板，優(yōu)選有20~25塊理論板。低壓分壁式精餾塔的操作壓力范圍為4~7千帕表壓，優(yōu)選為5~6千帕表壓。低壓分壁精餾塔的回流為4.5~7。低壓分壁式精餾塔頂采出乙苯組份，其組分濃度以重量計為96.47% ;隔壁一側采出苯乙烯組份，其濃度以重量計為99.97% ；塔釜采出重組份，其濃度以重量計為95.32%。
[0033]圖2中，組成與圖1中物流I相同的原料液11在進料分配器中進行分配，分配后的物流16進入高壓分壁式精餾塔，塔頂分離出物流17乙苯組份，物料18是側線苯乙烯組份出料，物料19是塔釜重組份出料。高壓分壁式精餾塔共有150~190塊理論板；中部隔板兩側各有60~100塊理論板，優(yōu)選有70~90塊理論板；分壁式精餾塔的隔板區(qū)以上有40~80塊理論板，優(yōu)選有50~70塊理論板；分壁式精餾塔的隔板區(qū)以下有15~30塊理論板，優(yōu)選有20~25塊理論板。高壓分壁式精餾塔的操作壓力范圍為30~45千帕表壓，優(yōu)選為35~40千帕表壓。高壓分壁式精餾塔的回流為8~10。高壓分壁式精餾塔頂采出乙苯組份，其組份濃度以重量計為97.04% ;隔壁一側采出苯乙烯組份，其濃度以重量計為99.98% ;塔釜采出重組份，其中組份濃度以重量計為95.44%。
[0034]圖2中，高壓分壁式精餾塔的塔頂出料因含有較高的溫位，去低壓分壁式精餾塔塔底串級再沸器做為熱源，該塔頂出料被冷卻后進入高壓塔塔頂回流罐，一部分做為回流，另一部分做為塔頂出料17 (第二股乙苯物流)。
[0035]圖2中，高、低壓分壁式精餾塔的塔頂出料17和13合并后，作為物流20乙苯產(chǎn)品；偵_出料18和14合并后，作為物流21苯乙烯產(chǎn)品出料；塔釜出料19和15合并后，作為物流22重組份產(chǎn)品出料。
[0036]下面通過實施例對本發(fā)明作進一步的闡述。在所有比較例和實施例中所用的原料組成如表1所示。
[0037]表1含乙苯、苯乙烯、重組分混合物系的進料組成
[0038]
【權利要求】
1.一種分離乙苯、苯乙烯混合物系的方法，包括以下步驟: a)含乙苯、苯乙烯和重組份的原料物流分為兩股； b)第一股物流進入低壓分壁式精餾塔分壁段一側，經(jīng)分離，在分壁段的另一側得到第一股苯乙烯物流；在分壁段以下提留段底部得到第一股重組份物流，在分壁段以上精餾段頂部得到第一股乙苯物流； c)第二股物流進入高壓分壁式精餾塔分壁段一側，經(jīng)分離，在分壁段的另一側得到第二股苯乙烯物流；在分壁段以下提留段底部得到第二股重組份物流，在分壁段以上精餾段頂部得到第二股乙苯物流； d)任選地，第一股苯乙烯物流和第二股苯乙烯物流合并后得到苯乙烯產(chǎn)品，第一股乙苯物流和第二股乙苯物流合并后得到乙苯物流，第一股重組份物流和第二股重組份物流合并后得到重組份物流。
2.根據(jù)權利要求1所述的分離乙苯、苯乙烯混合物系的方法，其特征在于以重量百分比計，原料物流中乙苯的含量為20~40%，苯乙烯的含量為50~70%，重組份的含量為I~10%。
3.根據(jù)權利要求1所述的分離乙苯、苯乙烯混合物系的方法，其特征在于進入低壓分壁式精餾塔的第一股物流的進料流量為總進料流量的50~60%。
4.根據(jù)權利要求1所述的分離乙苯、苯乙烯混合物系的方法，其特征在于低壓分壁式精餾塔和高壓分壁式精餾塔都有150~190塊理論板；其中，分壁段有60~100塊理論板，分壁段以上精餾段有40~80塊理論板，分壁段以下提離段有15~30塊理論板。
5.根據(jù)權利要求4所述的分離乙苯、苯乙烯混合物系的方法，其特征在于低壓分壁式精餾塔和高壓分壁式精餾塔都有160~180塊理論板；其中，分壁段有70~90塊理論板，分壁段以上精餾段有50~70塊理論板，分壁段以下提離段有20~25塊理論板。
6.根據(jù)權利要求1所述的分離乙苯、苯乙烯混合物系的方法，其特征在于所述低壓分壁式精餾塔的操作壓力為4~7kPa，溫度為40~60°C，回流為4.5~7。
7.根據(jù)權利要求1所述的分離乙苯、苯乙烯混合物系的方法，其特征在于所述高壓分壁式精餾塔的操作壓力為35~40kPa，溫度為90~105°C，回流為8~10。
8.根據(jù)權利要求1所述的分離乙苯、苯乙烯混合物系的方法，其特征在于低壓分壁式精餾塔和高壓分壁式精餾塔都是填料塔。
9.根據(jù)權利要求1所述的分離乙苯、苯乙烯混合物系的方法，其特征在于高壓分壁式精餾塔的塔頂出料進入低壓分壁式精餾塔塔底串級再沸器做為熱源，該塔頂出料被冷卻后進入高壓分壁式精餾塔塔頂回流罐，一部分做為回流，另一部分即為第二股乙苯物流。
【文檔編號】C07C15/073GK104016823SQ201310066448
【公開日】2014年9月3日 申請日期:2013年3月1日 優(yōu)先權日:2013年3月1日
【發(fā)明者】張永生, 徐蔚, 陳益 申請人:中石化上海工程有限公司, 中石化煉化工程（集團）股份有限公司