本發(fā)明涉及一種乙苯的分離方法以及一種乙苯的生產(chǎn)方法，本發(fā)明還涉及一種用于生產(chǎn)乙苯的裝置以及采用該裝置生產(chǎn)乙苯的方法。
背景技術(shù)：
：乙苯是重要的化工原料，主要用于脫氫生產(chǎn)苯乙烯，少量的乙苯也用于溶劑、稀釋劑以及生產(chǎn)二乙基苯等。在乙苯生產(chǎn)裝置中，苯和乙烯在催化劑的作用下進(jìn)行烷基化反應(yīng)生成乙苯，同時(shí)生成二乙苯、三乙苯等多乙苯組分及少量重芳烴，再經(jīng)過(guò)分離得到高純度的乙苯產(chǎn)品。傳統(tǒng)的乙苯分離技術(shù)一般由苯塔、脫輕組分塔、乙苯塔和多乙苯塔組成。含有輕組分、苯、乙苯、多乙苯及重組分的混合物首先進(jìn)入苯塔，以回收反應(yīng)過(guò)程中的過(guò)量苯。由苯塔塔頂分離出的苯循環(huán)回烷基化反應(yīng)器，塔底物料進(jìn)入乙苯塔進(jìn)行分離。乙苯塔塔頂分離得到高純度的乙苯產(chǎn)品(乙苯質(zhì)量分?jǐn)?shù)通常為＞99.9％)，塔底物料主要為多乙苯及重芳烴，再進(jìn)入多乙苯塔，由塔頂分離出的多乙苯循環(huán)至烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器進(jìn)一步反應(yīng)，而塔底得到的高沸點(diǎn)組分(如重芳烴等)可作為殘油送出裝置。通常將由苯塔塔頂分離出部分苯蒸汽送入脫輕組分塔，以脫除循環(huán)苯中的輕組分，避免其在循環(huán)苯中的聚集。分隔壁精餾塔通過(guò)在精餾塔內(nèi)部設(shè)置一垂直分隔壁，將精餾塔主體分成位于分隔壁上方的公共精餾段、位于分隔壁下方的公共提餾段及位于分隔壁兩側(cè)的進(jìn)料段和側(cè)線出料段，對(duì)于需要兩個(gè)常規(guī)精餾塔分離的三組分體系，在一個(gè)分隔壁精餾塔中即可完成。由于該設(shè)備能夠?qū)伤蛘呷姆蛛x任務(wù)合并到一塔，因此大大降低了設(shè)備投資費(fèi)用。此外，由于高能量利用率，分隔壁精餾塔被廣泛應(yīng)用于分離三組分體系，在國(guó)內(nèi)外都受到廣泛的關(guān)注。隨著采用分隔壁精餾塔分離各類物系研究的不斷深入，分隔壁精餾塔在工業(yè)上的應(yīng)用也越來(lái)越廣。目前，分隔壁精餾塔在從重整生成油或加氫熱解汽油中回收苯、苯與甲苯及二甲苯分離、四氫呋喃、丁酮與丁二醇、丙烯與丁烯、丙烯與己烯、環(huán)戊烷、環(huán)己烯等物質(zhì)合成過(guò)程的分離等領(lǐng)域均有應(yīng)用的報(bào)道。美國(guó)的UOP公司和中石化上海工程公司也分別嘗試將分隔壁精餾塔應(yīng)用于乙苯或異丙苯分離過(guò)程。US7525004披露了一種乙烯和苯烷基化生產(chǎn)乙苯的方法。該方法中，烷基化產(chǎn)物和烷基轉(zhuǎn)移產(chǎn)物仍然首先進(jìn)入采用常規(guī)精餾的苯塔，由塔頂和側(cè)線分離出苯分別作為烷基化及烷基轉(zhuǎn)移原料，而將苯塔塔底物料送入一臺(tái)分隔壁精餾塔中，由分隔壁精餾塔塔頂?shù)玫揭冶疆a(chǎn)品，側(cè)線分離出多乙苯循環(huán)至烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器，塔底為富含重芳烴的殘油。苯塔塔頂?shù)牟僮鲏毫?20-724kPa，溫度為149-166℃；分隔壁精餾塔操作壓力為103-241kPa，塔頂溫度為88-104℃。US7525003公開了另一種通過(guò)乙烯和苯進(jìn)行烷基化反應(yīng)生產(chǎn)乙苯的方案。在該方案的產(chǎn)物分離過(guò)程中，烷基化產(chǎn)物及烷基轉(zhuǎn)移產(chǎn)物首先進(jìn)入一分隔壁精餾塔，由塔頂和分隔壁精餾塔上部側(cè)線分離出苯，分別作為烷基化及烷基轉(zhuǎn)移原料；由分隔壁精餾塔中部側(cè)線分離出乙苯作為產(chǎn)品；分隔壁精餾塔塔底物料主要為多乙苯及重芳烴組分，送入多乙苯塔進(jìn)行分離。多乙苯塔塔頂?shù)玫降亩嘁冶窖h(huán)至烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器，塔底產(chǎn)物作為殘油送出裝置。分隔壁精餾塔塔頂?shù)牟僮鲏毫?03-241kPa(絕壓)，溫度為88-104℃；多乙苯塔塔頂操作壓力為21-23kPa，塔頂溫度為121-138℃。US7498472公開了一種通過(guò)乙烯和苯進(jìn)行烷基化反應(yīng)生產(chǎn)乙苯的工藝。在該工藝中，烷基化產(chǎn)物及烷基轉(zhuǎn)移產(chǎn)物僅由一個(gè)分隔壁精餾塔進(jìn)行分離。由塔頂及分隔壁精餾塔上部側(cè)線分離出苯，分別作為烷基化及烷基轉(zhuǎn)移原料，由分隔壁精餾塔中部側(cè)線分離出乙苯作為產(chǎn)品，由分隔壁精餾塔下部側(cè)線分離出多乙苯，循環(huán)至烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器，塔底產(chǎn)物作為殘油送出裝置。分隔壁精餾塔塔頂?shù)牟僮鲏毫?03-241kPa(絕壓)，溫度為88-104℃。US7713386披露了一種制備乙苯或異丙苯的裝置。在該方案中，烷基化產(chǎn)物及烷基轉(zhuǎn)移產(chǎn)物首先進(jìn)入一分隔壁精餾塔，由塔頂和分隔壁精餾塔上部側(cè)線分離出苯，分別作為烷基化及烷基轉(zhuǎn)移原料循環(huán)至烷基化反應(yīng)器和烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器；由分隔壁精餾塔中部側(cè)線分離出乙苯或異丙苯作為產(chǎn)品；分隔壁精餾塔塔底物料主要為多烷基苯組分，送入多烷基苯塔進(jìn)行分離。多烷基苯塔塔頂?shù)玫降亩嗤榛窖h(huán)至烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器，塔底產(chǎn)物作為殘油送出裝置。分隔壁精餾塔塔頂?shù)牟僮鲏毫?03-241kPa(絕壓)，溫度為88-104℃；多烷基苯塔塔頂操作壓力為21-23kPa，塔頂溫度為121-138℃。CN104027995A公開了一種利用雙隔板分隔壁精餾塔分離苯、乙苯、多乙苯及重組分混合物的方法。雙隔板分隔壁精餾塔是在精餾塔內(nèi)部設(shè)置兩段垂直隔板，將精餾塔從上往下分成第一分壁段以上的精餾段、第一分壁段、中間段、第二分壁段及第二分壁段 以下的提餾段五部分。烷基化反應(yīng)產(chǎn)物進(jìn)入分隔壁精餾塔后，由塔頂?shù)玫窖h(huán)苯，第一分壁段側(cè)線得到乙苯產(chǎn)品，第二分壁段側(cè)線得到循環(huán)多乙苯，塔底為殘油。該分隔壁精餾塔有90-130塊理論板，操作壓力為430-550kPa。這種結(jié)構(gòu)的分隔壁精餾塔與US7498472中提出的分隔壁精餾塔相比，雖然可以提高側(cè)線采出的多乙苯含量，但塔板數(shù)過(guò)多，增加了設(shè)備制造的困難；而且較高的操作壓力也意味著塔釜無(wú)法使用高壓蒸汽作為熱源滿足溫度要求，進(jìn)一步提高了設(shè)備費(fèi)用。并且，目前分隔壁精餾塔技術(shù)雖然有效解決了傳統(tǒng)乙烯和苯烷基化產(chǎn)物分離過(guò)程中能耗高的問題，但實(shí)際操作過(guò)程中發(fā)現(xiàn)，乙苯產(chǎn)品的總體純度仍然有待于進(jìn)一步提高。技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：本發(fā)明的目的在于對(duì)現(xiàn)有的采用分隔壁精餾塔的乙烯和苯烷基化產(chǎn)物分離工藝進(jìn)行改進(jìn)，以進(jìn)一步提高乙苯產(chǎn)品的總體純度。根據(jù)本發(fā)明的第一個(gè)方面，本發(fā)明提供了一種乙苯分離方法，該方法包括將一種混合物送入分隔壁精餾塔中進(jìn)行精餾，所述混合物含有乙苯、苯和多乙苯，所述分隔壁精餾塔中的分壁段包括通過(guò)分隔壁鄰接的進(jìn)料段和中間組分側(cè)線出料段，所述進(jìn)料段包括進(jìn)料口，所述中間組分側(cè)線出料段包括中間組分側(cè)線出料口，所述混合物通過(guò)所述進(jìn)料口進(jìn)入所述分隔壁精餾塔進(jìn)行分離，從所述中間組分側(cè)線出口采出乙苯，其中，所述進(jìn)料段包括至少一個(gè)反應(yīng)區(qū)，所述反應(yīng)區(qū)具有至少一種烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)催化劑。根據(jù)本發(fā)明的第二個(gè)方面，本發(fā)明提供了一種乙苯生產(chǎn)方法，該方法包括烷基化反應(yīng)步驟、分離步驟、可選的烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)步驟以及可選的多乙苯分離步驟，在所述烷基化反應(yīng)步驟中，將乙烯與苯接觸進(jìn)行烷基化反應(yīng)，得到含有乙苯、苯和多乙苯的混合物；在所述分離步驟中，采用本發(fā)明第一個(gè)方面所述的方法從所述混合物中分離出至少部分乙苯，可選地分離出至少部分苯和至少部分多乙苯，并可選地將部分塔釜物料送出分離步驟；在所述多乙苯分離步驟中，從由所述分離步驟輸出的塔釜物料中分離出至少部分多乙苯；在烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)步驟中，將苯與多乙苯接觸進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，所述多乙苯來(lái)自于所述分離步驟和/或所述多乙苯分離步驟，至少部分苯可選地為所述分離步驟中由輕組分 側(cè)線出口采出的苯。根據(jù)本發(fā)明的第三個(gè)方面，本發(fā)明提供了一種用于生產(chǎn)乙苯的裝置，該裝置包括烷基化反應(yīng)單元、分離單元、可選的多乙苯分離單元以及可選的烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)單元，所述烷基化反應(yīng)單元用于將乙烯與苯接觸反應(yīng)，得到含有苯、乙苯和多乙苯的混合物；所述分離單元用于從烷基化反應(yīng)單元輸出的混合物中分離出至少部分乙苯，可選地分離出多乙苯和苯，可選地將部分塔釜物料輸出；所述多乙苯分離單元用于從分離單元輸出的塔釜物料中分離出多乙苯；所述烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)單元用于將苯與多乙苯接觸，進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，所述多乙苯來(lái)自于所述分離單元和/或所述多乙苯分離單元；所述分離單元包括分隔壁精餾塔子單元，用于對(duì)所述混合物進(jìn)行分離，所述分隔壁精餾塔的分壁段包括由分隔壁鄰接的進(jìn)料段以及產(chǎn)品出料段，所述進(jìn)料段設(shè)置有用于將所述混合物引入該分隔壁精餾塔的進(jìn)料口，所述產(chǎn)品出料段設(shè)置有用于采出乙苯的中間餾分側(cè)線出口，所述分隔壁精餾塔可選地設(shè)置有用于采出苯的輕組分側(cè)線出口以及用于采出多乙苯的重組分側(cè)線出口，所述重組分側(cè)線出口所處位置低于所述分隔壁的下端所處位置，所述輕組分側(cè)線出口所處位置不低于所述分隔壁的上端所處位置，其中，所述進(jìn)料段包括至少一個(gè)反應(yīng)區(qū)，所述反應(yīng)區(qū)具有烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)催化劑。根據(jù)本發(fā)明的第四個(gè)方面，本發(fā)明提供了一種生產(chǎn)乙苯的方法，該方法在本發(fā)明第三個(gè)方面所述的裝置中進(jìn)行，包括：將乙烯與苯在烷基化反應(yīng)單元中接觸反應(yīng)，得到含有苯、乙苯和多乙苯的混合物；在分離單元中，從烷基化反應(yīng)單元輸出的混合物中分離出至少部分乙苯，可選地分離出多乙苯和苯，可選地將部分塔釜物料輸出；在多乙苯分離單元中，從分離單元輸出的塔釜物料中分離出多乙苯；在烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)單元中，將苯與多乙苯接觸，進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，所述多乙苯為分離單元分離出的至少部分多乙苯和/或多乙苯分離單元分離出的至少部分多乙苯。與傳統(tǒng)的乙苯分離技術(shù)(通過(guò)苯塔、乙苯塔和多乙苯塔進(jìn)行分離)相比，采用本發(fā)明的方法和裝置對(duì)含有苯、乙苯和多乙苯的混合物進(jìn)行分離，具有以下優(yōu)點(diǎn)：分隔壁精餾塔在熱力學(xué)上相當(dāng)于一臺(tái)完全熱集成的精餾塔，通過(guò)在塔內(nèi)設(shè)置分隔壁來(lái)實(shí)現(xiàn)熱集成操作，使用一臺(tái)分隔壁精餾塔即可完成傳統(tǒng)分離技術(shù)所需兩臺(tái)精餾塔才能完成的三組分 物系的分離，不但節(jié)省了設(shè)備投資，而且大幅降低了能耗。與普通的分隔壁精餾塔相比，本發(fā)明通過(guò)在分隔壁精餾塔內(nèi)分隔壁一側(cè)的進(jìn)料段中設(shè)置烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)催化劑，能有效地提高乙苯產(chǎn)品的純度。附圖說(shuō)明附圖是用來(lái)提供對(duì)本發(fā)明的進(jìn)一步理解，并且構(gòu)成說(shuō)明書的一部分，與下面的具體實(shí)施方式一起用于解釋本發(fā)明，但并不構(gòu)成對(duì)本發(fā)明的限制。圖1用于說(shuō)明本發(fā)明的乙苯分離方法。圖2用于說(shuō)明本發(fā)明的乙苯生產(chǎn)裝置和生產(chǎn)方法。附圖標(biāo)記說(shuō)明1：含有苯、乙苯和多乙苯的混合物21：第一反應(yīng)區(qū)22：第二反應(yīng)區(qū)3：分隔壁4：乙苯5：多乙苯51：用于循環(huán)的多乙苯6：苯7：塔頂物流8：塔釜物料81：用于再沸的塔釜物料82：用于輸出的塔釜物料9：冷卻器10：塔頂物流回流罐11：苯蒸汽和輕組分12：塔頂物流回流泵13：回流苯14：循環(huán)苯15：再沸器具體實(shí)施方式根據(jù)本發(fā)明的第一個(gè)方面，本發(fā)明提供了一種乙苯分離方法，包括將一種混合物送入分隔壁精餾塔中進(jìn)行精餾。所述混合物含有乙苯、苯和多乙苯。所述混合物的組成隨該混合物的來(lái)源而定。一般地，以所述混合物的總量為基準(zhǔn)，苯的含量可以為40-70重量％，優(yōu)選為50-65重量％，如55-65重量％；乙苯的含量可以為20-50重量％，優(yōu)選為22-40重量％，如25-35重量％；多乙苯的含量可以為2-25重量％，優(yōu)選為5-13重量％，如7-10重量％。所述多乙苯是指二乙苯和三乙苯。根據(jù)來(lái)源的不同，所述混合物還可以含有一些重組分，所述重組分一 般為四乙苯或沸點(diǎn)高于四乙苯的成分(如重芳烴)。以所述混合物的總量為基準(zhǔn)，所述重組分的含量一般為0.1-1重量％，如0.2-0.5重量％。所述混合物具體可以為將乙烯與苯接觸進(jìn)行烷基化反應(yīng)而得到的反應(yīng)混合物和/或?qū)⒍嘁冶脚c苯接觸進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)而得到的混合物。對(duì)于將乙烯與苯接觸反應(yīng)制備乙苯的具體工藝條件以及將多乙苯與苯接觸反應(yīng)制備乙苯的具體工藝條件，將在下文進(jìn)行詳細(xì)說(shuō)明，此處不再詳述。所述分隔壁精餾塔的內(nèi)部空間包括精餾段、分壁段和提餾段，所述精餾段位于所述分壁段的上方，所述提餾段位于所述分壁段的下方。所述分壁段是指具有分隔壁的空間。所述分壁段包括通過(guò)分隔壁鄰接的進(jìn)料段和中間組分側(cè)線出料段，所述進(jìn)料段包括進(jìn)料口，用于接納所述混合物，并使所述混合物在進(jìn)料段中進(jìn)行預(yù)分離。所述分隔壁為兩側(cè)分別固定在精餾塔的內(nèi)壁上的板，一般地，所述分隔壁通過(guò)所述精餾塔的中軸線，以使得進(jìn)料段和中間組分側(cè)線出料段為容積相同或基本相同的兩個(gè)空間。所述進(jìn)料段和所述中間組分側(cè)線出料段的上下兩端均為開放。所述中間組分側(cè)線出料段包括中間組分側(cè)線出料口，從所述中間組分側(cè)線出料口采出乙苯。根據(jù)本發(fā)明的分隔壁精餾塔，所述進(jìn)料段還包括至少一個(gè)反應(yīng)區(qū)，所述反應(yīng)區(qū)具有至少一種烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)催化劑。所述反應(yīng)區(qū)是指進(jìn)料段中具有(裝填有)烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)催化劑的空間。通過(guò)在進(jìn)料段設(shè)置反應(yīng)區(qū)能有效地提高乙苯的純度，同時(shí)還能有效地抑制由于進(jìn)料組成和/或精餾塔操作條件波動(dòng)對(duì)乙苯純度的影響。所述反應(yīng)區(qū)的數(shù)量為一個(gè)以上。優(yōu)選地，所述進(jìn)料段包括第一反應(yīng)區(qū)和第二反應(yīng)區(qū)，所述第一反應(yīng)區(qū)與所述第二反應(yīng)區(qū)沿所述進(jìn)料段的縱向(即，分隔壁精餾塔的軸向)由上至下依次設(shè)置。優(yōu)選地，所述第一反應(yīng)區(qū)的下端所處位置不低于所述進(jìn)料口，所述第二反應(yīng)區(qū)的上端所處位置不高于所述第一反應(yīng)區(qū)的下端所處位置。所述第一反應(yīng)區(qū)的下端與所述第二反應(yīng)區(qū)的上端可以為相接，也可以為存在間隔。從進(jìn)一步提高采出的乙苯的純度穩(wěn)定性的角度出發(fā)，所述第一反應(yīng)區(qū)下端所處位置的理論塔板數(shù)為tR1L，所述第二反應(yīng)區(qū)上端所處位置的理論塔板數(shù)為tR2U，所述進(jìn)料口所處位置的理論塔板數(shù)為tI，tR1L/tI為0.8-1，優(yōu)選為0.9-1，更優(yōu)選為0.95-0.98，進(jìn)一步優(yōu)選為0.96-0.97；tR2U/tI為1-1.2，優(yōu)選為1-1.1，更優(yōu)選為1-1.05，最優(yōu)選為1。作為一個(gè)優(yōu)選的實(shí)例，所述進(jìn)料口所處位置的理論塔板數(shù)與所述第一反應(yīng)區(qū)下端所處位置的理論塔板數(shù)的差值為1(即，所述第一反應(yīng)區(qū)下端所處位置比所述進(jìn)料口所處位置低一塊理論塔板)，所述第二反應(yīng)區(qū)上端所處位 置的理論塔板數(shù)與所述進(jìn)料口所處位置的理論塔板數(shù)相同。本發(fā)明中，理論塔板數(shù)是以精餾塔的塔頂作為起始位置(計(jì)為1)，向下數(shù)的理論塔板數(shù)。本發(fā)明中，所處位置的高低是以精餾塔的塔底作為基準(zhǔn)的相對(duì)位置。所述第一反應(yīng)區(qū)的上端所處位置以及所述第二反應(yīng)區(qū)的下端所處位置可以根據(jù)進(jìn)料段的高度進(jìn)行選擇。優(yōu)選地，所述第一反應(yīng)區(qū)上端所處位置的理論塔板數(shù)為tR1U，所述第二反應(yīng)區(qū)下端所處位置的理論塔板數(shù)為tR2L，所述進(jìn)料口所處位置的理論塔板數(shù)為tI，tR1U/tI＝0.7-0.9，tR2L/tI＝1.1-1.5，這樣能在采出的乙苯的純度穩(wěn)定性以及運(yùn)行成本之間獲得良好的平衡。優(yōu)選地，tR1U/tI＝0.8-0.9，tR2L/tI＝1.2-1.4。更優(yōu)選地，tR2L/tI＝1.25-1.35。從進(jìn)一步提高采出的乙苯的純度穩(wěn)定性的角度出發(fā)，所述第二反應(yīng)區(qū)的理論塔板數(shù)(即，由第二反應(yīng)區(qū)上端至第二反應(yīng)區(qū)下端所限定的區(qū)間的理論塔板數(shù))優(yōu)選不小于第一反應(yīng)區(qū)的理論塔板數(shù)(即，由第一反應(yīng)區(qū)的上端至第一反應(yīng)區(qū)下端所限定的區(qū)間的理論塔板數(shù))。更優(yōu)選地，所述第二反應(yīng)區(qū)的理論塔板數(shù)為第一反應(yīng)區(qū)的理論塔板數(shù)的2-3倍。所述烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)催化劑可以為常見的對(duì)烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)具有催化作用的催化劑。從操作便捷性的角度出發(fā)，所述烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)催化劑選自對(duì)烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)具有催化作用的固體酸催化劑。具體地，所述烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)催化劑可以為分子篩和/或負(fù)載型固體酸催化劑，優(yōu)選為分子篩。所述分子篩的具體實(shí)例可以包括但不限于八面沸石、絲光沸石、L型沸石、ZSM-5分子篩、ZSM-20分子篩、β分子篩、MCM-22分子篩、MCM-36分子篩、MCM-49分子篩、MCM-56分子篩和Y分子篩。優(yōu)選地，所述分子篩為Y分子篩。所述分子篩可以為分子篩原粉，也可以為成型分子篩。對(duì)于成型分子篩，還可以包括作為粘結(jié)劑的至少一種載體。所述載體可以為常規(guī)選擇，如耐熱無(wú)機(jī)氧化物。具體地，所述載體可以選自氧化鋁、氧化硅、氧化鎂和氧化鈦。所述載體的含量可以根據(jù)具體的使用要求來(lái)確定，只要最終的成型分子篩的催化活性和強(qiáng)度滿足使用要求即可。優(yōu)選地，以成型分子篩的總量為基準(zhǔn)，所述分子篩的含量可以為30-95重量％，優(yōu)選為50-90重量％，更優(yōu)選為70-80重量％；所述耐熱無(wú)機(jī)氧化物的含量可以為5-70重量％，優(yōu)選為10-50重量％，更優(yōu)選為20-30重量％。所述負(fù)載型固體酸催化劑可以為負(fù)載有超強(qiáng)酸和/或雜多酸的負(fù)載型固體酸催化劑。所述超強(qiáng)酸可以為布朗斯特超酸、路易斯超酸、共軛布朗斯特-路易斯超酸以及固體超酸。 所述超強(qiáng)酸的具體實(shí)例可以包括但不限于HSO3Cl、HSO3F、HSO3CF3、H2SO4·SO3、H2SO4·B(OH)3、HSO3F·SbF5、TiO2·H2SO4和ZrO2·H2SO4。所述雜多酸的具體實(shí)例可以包括但不限于磷鎢酸、磷鉬酸、硅鎢酸、硅鉬酸和磷鉬鎢酸。所述負(fù)載型固體酸催化劑中酸的含量可以為常規(guī)選擇，一般隨酸種類的不同而定，本發(fā)明對(duì)此沒有特別限定。所述烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)催化劑可以商購(gòu)得到，也可以采用常規(guī)方法制備，本文不再詳述?？梢詫⑺鐾榛D(zhuǎn)移反應(yīng)催化劑以各種形式置于進(jìn)料段中，從而形成所述反應(yīng)區(qū)。具體地，可以將所述烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)催化劑以捆包(即，將烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)催化劑置于袋裝容器中)的形式置于進(jìn)料段中，也可以將所述烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)催化劑以散堆的形式置于進(jìn)料段中，還可以將所述烷基轉(zhuǎn)移催化劑制成整體式催化劑放置在進(jìn)料段，另外也可以將所述烷基轉(zhuǎn)移催化劑設(shè)置在分隔壁上(例如，將烷基轉(zhuǎn)移催化劑以涂層的形式設(shè)置在分隔壁上)。上述方式可以單獨(dú)使用，也可以將兩種以上方式組合使用。所述烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)催化劑的裝填量可以根據(jù)分隔壁精餾塔的處理量進(jìn)行選擇。一般地，相對(duì)于所述混合物的進(jìn)料量，所述烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)催化劑的重時(shí)空速可以為2-120h-1，優(yōu)選為5-95h-1，更優(yōu)選為10-40h-1，例如可以為15-25h-1。根據(jù)本發(fā)明的方法，由中間組分側(cè)線出口采出的乙苯的純度為99.9重量％以上，如99.92重量％以上。采用分隔壁精餾塔對(duì)所述混合物進(jìn)行分離，在能分離出乙苯的同時(shí)，還能分離出苯和/或多乙苯。根據(jù)本發(fā)明的方法，可以通過(guò)所述分隔壁精餾塔的重組分側(cè)線出口將分離出的多乙苯采出。所述重組分側(cè)線出口位于提餾段，即所述重組分側(cè)線出口所處位置不高于所述分隔壁的下端所處位置。從進(jìn)一步提高多乙苯的純度的角度出發(fā)，所述重組分側(cè)線出口所處位置的理論塔板數(shù)為tH，所述分隔壁下端所處位置的理論塔板數(shù)為t2L，tH/t2L優(yōu)選為1-5，更優(yōu)選為1-3.5，進(jìn)一步優(yōu)選為1-2，更進(jìn)一步優(yōu)選為1-1.5，特別優(yōu)選為1.05-1.2，最優(yōu)選為1.05-1.15，如1.1。從所述重組分側(cè)線出口采出的多乙苯的量可以為常規(guī)選擇。根據(jù)本發(fā)明的方法，調(diào)節(jié)從所述重組分側(cè)線出口采出的多乙苯的量，使得塔釜物料中二乙苯的含量為50-90重量％，這樣能將分隔壁精餾塔的塔釜溫度控制在適宜的范圍內(nèi)。優(yōu)選地，調(diào)節(jié)從所述重組分側(cè)線出口采出的多乙苯的量，使得塔釜物料中二乙苯的含量為50-90重量％，優(yōu)選為60-85重量％，例如65-80重量％。根據(jù)本發(fā)明的方法，由重組分側(cè)線出口采出的多乙苯的純度為95重量％以上。由所述重組分側(cè)線出口采出的多乙苯可以輸出，也可以送入烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)單元中與苯接觸，進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，以生產(chǎn)更多的乙苯。根據(jù)本發(fā)明的方法，優(yōu)選將至少部分由所述重組分側(cè)線出口采出的多乙苯與所述混合物一起送入所述分隔壁精餾塔中，以進(jìn)一步提高采出的乙苯的純度。優(yōu)選地，以由所述多乙苯側(cè)線出口采出的多乙苯的總量為基準(zhǔn)，循環(huán)送入所述分隔壁精餾塔的多乙苯的量為0.5-30重量％。更優(yōu)選地，以由所述多乙苯側(cè)線出口采出的多乙苯的總量為基準(zhǔn)，循環(huán)送入所述分隔壁精餾塔的多乙苯的量為1-20重量％。進(jìn)一步優(yōu)選地，以由所述多乙苯側(cè)線出口采出的多乙苯的總量為基準(zhǔn)，循環(huán)送入所述分隔壁精餾塔的多乙苯的量為0.8-15重量％。更進(jìn)一步優(yōu)選地，以由所述多乙苯側(cè)線出口采出的多乙苯的總量為基準(zhǔn)，循環(huán)送入所述分隔壁精餾塔的多乙苯的量為1-10重量％。可以將分離出的多乙苯與所述混合物一起送入分隔壁精餾塔中。除循環(huán)送入分隔壁精餾塔的多乙苯之外，由重組分側(cè)線出口采出的剩余多乙苯可以送入烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)單元中和/或輸出。根據(jù)本發(fā)明的方法，分離出的苯可以單獨(dú)采出，也可以不采出，而是與其余輕組分一起作為塔頂物流輸出。在將分離出的苯單獨(dú)采出時(shí)，可以通過(guò)分隔壁精餾塔的輕組分側(cè)線出口采出苯。所述輕組分側(cè)線出口位于精餾段中，輕組分側(cè)線出口所處位置高于所述分隔壁的上端所處位置。從進(jìn)一步提高采出的苯的純度的角度出發(fā)，所述輕組分側(cè)線出口所處位置的理論塔板數(shù)為tL，所述分隔壁上端所處位置的理論塔板數(shù)為t2U，tL/t2U優(yōu)選為0.05-0.95，更優(yōu)選為0.1-0.9，進(jìn)一步優(yōu)選為0.2-0.6，更進(jìn)一步優(yōu)選為0.3-0.4。從所述輕組分側(cè)線出口采出的苯可以送入烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)單元中與多乙苯接觸反應(yīng)，也可以循環(huán)送入烷基化反應(yīng)單元中與乙烯反應(yīng)，還可以為上述兩種方式的組合。優(yōu)選地，將至少部分從所述輕組分側(cè)線出口采出的苯送入烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)單元中。根據(jù)本發(fā)明的方法，由所述輕組分側(cè)線出口采出的苯的純度為99.5重量％以上，水的質(zhì)量含量為不高于100ppm。由所述分隔壁精餾塔的塔頂?shù)玫降乃斘锪骱斜揭约吧倭科渌p組分。可以采用常規(guī)方法對(duì)塔頂物流進(jìn)行冷卻，例如與水進(jìn)行換熱，從而將塔頂物流冷卻，同時(shí)產(chǎn)生低壓蒸汽(壓力一般為0.02-0.5MPa，如0.03-0.2MPa或者0.04-0.1MPa)。塔頂物流經(jīng)冷卻后，可以將至少部分經(jīng)冷卻的塔頂物流循環(huán)送入分隔壁精餾塔中作為回流苯和/或作為循環(huán)苯送入烷基化反應(yīng)單元中作為反應(yīng)原料。所述分隔壁精餾塔的塔釜物料含有多乙苯以及一些重組分。塔釜物料可以送入多乙苯分離單元中進(jìn)一步進(jìn)行分離，以分離出至少部分多乙苯，分離出的多乙苯可以輸出，也可以送入烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)單元中進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，以增加乙苯的產(chǎn)量。根據(jù)本發(fā)明的方法，所述分隔壁精餾塔中，分壁段、精餾段以及提餾段的理論塔板數(shù)可以根據(jù)進(jìn)行分離的混合物的組成進(jìn)行選擇。一般地，所述分壁段的理論塔板數(shù)為t2，位于所述分壁段下方的提餾段的理論塔板數(shù)為t1，位于所述分壁段上方的精餾段的理論塔板數(shù)為t3，所述分隔壁精餾塔的總理論塔板數(shù)為t，t1/t可以為0.1-0.6，優(yōu)選為0.15-0.5，更優(yōu)選為0.2-0.3；t2/t可以為0.1-0.8，優(yōu)選為0.2-0.7，更優(yōu)選為0.4-0.6；t3/t可以為0.1-0.6，優(yōu)選為0.15-0.5，更優(yōu)選為0.2-0.3。根據(jù)本發(fā)明的方法，分隔壁精餾塔的總理論塔板數(shù)可以為常規(guī)選擇。根據(jù)本發(fā)明的方法通過(guò)在進(jìn)料段設(shè)置反應(yīng)區(qū)，使得分隔壁精餾塔具有更高的分離效率，因此無(wú)需過(guò)多的塔板數(shù)，即可有效地提高分離出的乙苯的純度和純度穩(wěn)定性。根據(jù)本發(fā)明的方法，所述分隔壁精餾塔的理論塔板數(shù)可以為30-90，優(yōu)選為40-80，更優(yōu)選為50-75，進(jìn)一步優(yōu)選為60-70。根據(jù)本發(fā)明的方法重點(diǎn)關(guān)注在分隔壁精餾塔的進(jìn)料段中設(shè)置反應(yīng)區(qū)，從而提高并穩(wěn)定分離出的乙苯的純度，對(duì)于本文沒有述及的分隔壁精餾塔的其它參數(shù)，本領(lǐng)域技術(shù)人員可以理解的是本發(fā)明對(duì)于這些參數(shù)沒有特別限定，可以采用本領(lǐng)域的常規(guī)選擇。根據(jù)本發(fā)明的方法，以絕壓計(jì)，所述分隔壁精餾塔的塔頂壓力可以為142-420kPa，優(yōu)選為150-380kPa，更優(yōu)選為200-360kPa，進(jìn)一步優(yōu)選為260-350kPa。所述分隔壁精餾塔的塔底溫度可以為225-275℃，優(yōu)選為235-265℃。根據(jù)本發(fā)明的方法，在不通過(guò)輕組分側(cè)線出口采出苯時(shí)，以重量百分比計(jì)，塔頂?shù)幕亓鞅瓤梢詾?.8-3，優(yōu)選為0.85-2，更優(yōu)選為1-1.5。根據(jù)本發(fā)明的方法，在通過(guò)輕組分側(cè)線出口采出苯時(shí)，可以根據(jù)采出苯的量對(duì)回流比進(jìn)行調(diào)整。在本發(fā)明方法的一個(gè)優(yōu)選實(shí)施方式中，以進(jìn)入分隔壁精餾塔進(jìn)行分離的混合物中苯的總量為基準(zhǔn)，通過(guò)輕組分側(cè)線出口采出的苯的量為10-70重量％，優(yōu)選為10-35重量％，以重量百分比計(jì)，塔頂?shù)幕亓鞅瓤梢詾?-10，優(yōu)選為1.5-5，更優(yōu)選為1.5-3。圖1示出了采用本發(fā)明的方法對(duì)含有苯、乙苯和多乙苯的混合物進(jìn)行分離的一種優(yōu)選工藝流程。如圖1所示，將含有苯、乙苯和多乙苯的混合物1送入分隔壁精餾塔的進(jìn)料段中，進(jìn)行預(yù)分離，向上的物流在向上移動(dòng)的過(guò)程中通過(guò)第一反應(yīng)區(qū)21；向下的物流 則通過(guò)第二反應(yīng)區(qū)22。通過(guò)設(shè)置在分隔壁3另一側(cè)的中間組分側(cè)線出料段的中間組分出口采出乙苯4；通過(guò)重組分側(cè)線出口采出多乙苯5，采出的多乙苯中的一部分51與含有苯、乙苯和多乙苯的混合物1一起循環(huán)送入分隔壁精餾塔中進(jìn)行分離，剩余的多乙苯可以與苯接觸，進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，以增產(chǎn)乙苯。可選地，通過(guò)輕組分側(cè)線出口采出苯6。從分隔壁精餾塔的塔頂輸出的塔頂物流7進(jìn)入冷卻器9中進(jìn)行冷卻后進(jìn)入塔頂物流回流罐10中。其中，排出部分苯蒸汽和輕組分11，以降低回流苯的雜質(zhì)含量。塔頂物流回流罐10中的物料經(jīng)塔頂回流泵12增壓后，分成回流苯13和循環(huán)苯14，其中，回流苯13返回分隔壁精餾塔中，循環(huán)苯14作為烷基化反應(yīng)的原料與乙烯接觸，進(jìn)行烷基化反應(yīng)。分隔壁精餾塔的塔釜輸出的塔釜物料8，一部分塔釜物料81進(jìn)入再沸器15中進(jìn)行再沸后，返回塔釜中作為加熱介質(zhì)，另一部分塔釜物料82送出分隔壁精餾塔進(jìn)行分離，得到多乙苯，分離出的多乙苯可以與苯接觸，進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)。根據(jù)本發(fā)明的方法可用于對(duì)各種需要對(duì)含有苯、乙苯和多乙苯的混合物進(jìn)行分離的場(chǎng)合，特別適用于由乙烯和苯制備乙苯的工藝流程。耦合了本發(fā)明的乙苯分離方法的乙苯工藝流程，能以更低的能耗獲得純度更高的乙苯。根據(jù)本發(fā)明的第二個(gè)方面，本發(fā)明提供了一種乙苯生產(chǎn)方法，該方法包括烷基化反應(yīng)步驟、分離步驟、可選的烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)步驟以及可選的多乙苯分離步驟。在烷基化反應(yīng)步驟中，將乙烯與苯接觸進(jìn)行烷基化反應(yīng)，得到含有乙苯、苯和多乙苯的混合物。在烷基化反應(yīng)步驟中，可以在烷基化反應(yīng)條件下將乙烯與苯接觸反應(yīng)，從而得到含有苯、乙苯以及多乙苯的混合物。具體地，可以在100-400℃、優(yōu)選150-350℃、更優(yōu)選180-300℃的溫度(反應(yīng)器進(jìn)口溫度)下將乙烯與苯接觸。以表壓計(jì)，進(jìn)行接觸時(shí)的壓力(反應(yīng)器出口壓力)可以為0.1-10MPa，優(yōu)選為1-5MPa，更優(yōu)選為2-4MPa。苯與乙烯接觸時(shí)，苯通常以超過(guò)化學(xué)計(jì)量比的量使用。一般地，苯與乙烯的摩爾比可以為1-15：1，優(yōu)選為2-10：1，更優(yōu)選為2-8：1，進(jìn)一步優(yōu)選為3-6：1。乙烯與苯可以在對(duì)烷基化反應(yīng)具有催化作用的烷基化反應(yīng)催化劑的存在下進(jìn)行接觸。所述烷基化反應(yīng)催化劑具體可以為選自對(duì)烷基化反應(yīng)具有催化作用的固體酸催化劑。具體地，所述烷基化反應(yīng)催化劑可以為分子篩和/或負(fù)載型固體酸催化劑。優(yōu)選地，所述烷基化反應(yīng)催化劑為分子篩。所述分子篩的具體實(shí)例可以包括但不限于八面沸石、絲光沸石、L型沸石、ZSM-5 分子篩、ZSM-11分子篩、ZSM-20分子篩、β分子篩、MCM-22分子篩、MCM-36分子篩、MCM-49分子篩和MCM-56分子篩。所述分子篩可以為分子篩原粉，也可以為成型分子篩。對(duì)于成型分子篩，還可以包括作為粘結(jié)劑的至少一種載體。所述載體可以為常規(guī)選擇，如耐熱無(wú)機(jī)氧化物。具體地，所述載體可以選自氧化鋁、氧化硅、氧化鎂和氧化鈦。所述載體的含量可以根據(jù)具體的使用要求來(lái)確定，只要最終的成型分子篩的催化活性和強(qiáng)度滿足使用要求即可。優(yōu)選地，以成型分子篩的總量為基準(zhǔn)，所述分子篩的含量可以為30-95重量％，優(yōu)選為50-90重量％，更優(yōu)選為70-80重量％；所述耐熱無(wú)機(jī)氧化物的含量可以為5-70重量％，優(yōu)選為10-50重量％，更優(yōu)選為20-30重量％。所述負(fù)載型固體酸催化劑可以為負(fù)載有超強(qiáng)酸和/或雜多酸的負(fù)載型固體酸催化劑。所述超強(qiáng)酸可以為布朗斯特超酸、路易斯超酸、共軛布朗斯特-路易斯超酸以及固體超酸。所述超強(qiáng)酸的具體實(shí)例可以包括但不限于HSO3Cl、HSO3F、HSO3CF3、H2SO4·SO3、H2SO4·B(OH)3、HSO3F·SbF5、TiO2·H2SO4和ZrO2·H2SO4。所述雜多酸的具體實(shí)例可以包括但不限于磷鎢酸、磷鉬酸、硅鎢酸、硅鉬酸和磷鉬鎢酸。所述負(fù)載型固體酸催化劑中酸的含量可以為常規(guī)選擇，一般隨酸種類的不同而定，本發(fā)明對(duì)此沒有特別限定。烷基化反應(yīng)可以在常見的反應(yīng)器中進(jìn)行，優(yōu)選在固定床反應(yīng)器中進(jìn)行。在固定床反應(yīng)器中，所述烷基化反應(yīng)催化劑的裝填量可以根據(jù)反應(yīng)器的處理量進(jìn)行選擇。一般地，相對(duì)于苯的進(jìn)料量，烷基化反應(yīng)催化劑的重時(shí)空速可以為1-10h-1，優(yōu)選為1-5h-1，更優(yōu)選為2-4h-1。在分離步驟中，采用本發(fā)明第一個(gè)方面所述的方法從所述混合物中分離出至少部分乙苯，可選地分離出至少部分苯和至少部分多乙苯，并可選地將部分塔釜物料送出分離步驟。在多乙苯分離步驟中，從由所述分離步驟輸出的塔釜物料中分離出至少部分多乙苯。可以采用常規(guī)方法從塔釜物料中分離出多乙苯。一般地，可以采用精餾的方法對(duì)塔釜物料進(jìn)行分離，從而分離出其中的至少部分多乙苯。精餾塔的分離條件可以根據(jù)塔釜物料的組成進(jìn)行選擇。具體地，所述精餾塔的塔頂壓力可以為10-90kPa(絕壓)，優(yōu)選為15-80kPa(絕壓)；塔底溫度可以為200-260℃，優(yōu)選為210-250℃。多乙苯分離步驟分離出的多乙苯可以輸出，也可以將至少部分多乙苯送入烷基轉(zhuǎn)移步驟中與苯接觸反應(yīng)，從而生產(chǎn)更多的乙苯，還可以為上述兩種方式的組合。在烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)步驟中，將苯與多乙苯接觸進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，以制備乙苯。所述多乙苯來(lái)自于所述分離步驟分離出的多乙苯，還可以包括多乙苯分離步驟分離出的至少部分多乙苯。在烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)步驟中，所述苯可以為分離步驟中從輕組分側(cè)線出口采出的苯和/或新鮮苯。優(yōu)選地，至少部分苯為分離步驟中從輕組分側(cè)線出口采出的苯。在烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)步驟中，苯與多乙苯接觸反應(yīng)的條件可以為常規(guī)選擇。一般地，苯與多乙苯的重量比可以為1-10：1，優(yōu)選為2-8：1，更優(yōu)選為3-6：1。接觸反應(yīng)可以在溫度(進(jìn)口溫度)為100-400℃、優(yōu)選為120-300℃、更優(yōu)選為150-200℃且壓力(表壓，出口壓力)為0.1-10MPa、優(yōu)選為1-5MPa、更優(yōu)選為2-3MPa的條件下進(jìn)行。相對(duì)于苯的進(jìn)料量，烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)催化劑的重時(shí)空速可以為0.1-10h-1，優(yōu)選為1-5h-1，更優(yōu)選為1.5-3h-1。在烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)步驟中，苯與多乙苯的接觸優(yōu)選在烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)催化劑的存在下進(jìn)行。所述烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)催化劑的種類可以為前文對(duì)分隔壁精餾塔中的烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)催化劑進(jìn)行描述時(shí)所提及的烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)催化劑，此處不再詳述。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)步驟得到混合物含有苯、乙苯以及多乙苯，可以送入所述分離步驟中進(jìn)行分離，從而得到乙苯產(chǎn)品。采用本發(fā)明的方法生產(chǎn)乙苯，一方面能獲得高純度的乙苯，另一方面還能獲得更高的乙苯收率。根據(jù)本發(fā)明的第三個(gè)方面，本發(fā)明提供了一種用于生產(chǎn)乙苯的裝置，如圖2所示，該裝置包括烷基化反應(yīng)單元、分離單元、可選的多乙苯分離單元以及可選的烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)單元。所述烷基化反應(yīng)單元用于將乙烯與苯接觸反應(yīng)，得到含有苯、乙苯和多乙苯的烷基化反應(yīng)混合物。所述烷基化反應(yīng)單元可以包括至少一個(gè)固定床反應(yīng)器，用于將乙烯與苯在烷基化反應(yīng)催化劑的存在下接觸反應(yīng)，得到含有苯、乙苯和多乙苯的混合物。將乙烯與苯接觸反應(yīng)以制備乙苯的條件在前文已經(jīng)進(jìn)行了詳細(xì)的說(shuō)明，此處不再詳述。所述分離單元用于從烷基化反應(yīng)單元以及可選的烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)單元輸出的烷基化反應(yīng)混合物中分離出至少部分乙苯，可選地分離出多乙苯和苯，可選地將部分塔釜物料輸出。所述分離單元包括分隔壁精餾塔子單元，用于對(duì)所述混合物進(jìn)行分離，所述分隔壁精餾塔的分壁段包括由分隔壁鄰接的進(jìn)料段以及產(chǎn)品出料段，所述進(jìn)料段設(shè)置有用于將所述混合物引入該分隔壁精餾塔的進(jìn)料口，所述產(chǎn)品出料段設(shè)置有用于采出乙苯的中間 餾分側(cè)線出口，所述分隔壁精餾塔可選地設(shè)置有用于采出苯的輕組分側(cè)線出口以及用于采出多乙苯的重組分側(cè)線出口，所述重組分側(cè)線出口所處位置不高于所述分隔壁的下端所處位置，所述輕組分側(cè)線出口所處位置高于所述分隔壁的上端所處位置，其中，所述進(jìn)料段包括至少一個(gè)反應(yīng)區(qū)，所述反應(yīng)區(qū)具有烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)催化劑。所述分隔壁精餾塔的具體構(gòu)造與本發(fā)明第一個(gè)方面描述的分隔壁精餾塔相同，此處不再詳述。所述分離單元還可以包括多乙苯循環(huán)子單元，用于將分隔壁精餾塔分離出的至少部分多乙苯與從烷基化反應(yīng)單元輸出的混合物一起送入分隔壁精餾塔中。所述多乙苯分離單元用于從分離單元輸出的塔釜物料中分離出多乙苯。所述多乙苯分離單元可以包括至少一個(gè)精餾塔，從而對(duì)塔釜物料進(jìn)行分離，得到多乙苯。從塔釜物料中通過(guò)精餾分離多乙苯的條件在前文第二部分的乙苯生產(chǎn)方法部分已經(jīng)進(jìn)行了詳細(xì)的說(shuō)明，此處不再詳述。所述烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)單元用于將苯與多乙苯接觸，進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，所述多乙苯來(lái)自于所述分離單元和/或所述多乙苯分離單元。所述烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)單元可以具有至少一個(gè)固定床反應(yīng)器，用于將苯與多乙苯在烷基轉(zhuǎn)移催化劑的存在下進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)。所述烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)單元使用的苯可以為分離單元中通過(guò)輕組分側(cè)線出口從分隔壁精餾塔采出的苯和/或新鮮苯。優(yōu)選地，至少部分苯為分離單元中通過(guò)輕組分側(cè)線出口從分隔壁精餾塔采出的苯。將苯與多乙苯在烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)催化劑的存在下進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的條件在前文乙苯生產(chǎn)方法部分已經(jīng)進(jìn)行了詳細(xì)的說(shuō)明，此處不再詳述。所述烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)單元得到的混合物為含有苯、乙苯和多乙苯的混合物，可以送入分離單元中進(jìn)行分離，從而得到乙苯產(chǎn)品。根據(jù)本發(fā)明的裝置，還包括苯循環(huán)單元，用于將分離單元輸出的至少部分苯進(jìn)行精制，脫除其中的水及輕組分后送入烷基化反應(yīng)單元和/或烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)單元。根據(jù)本發(fā)明的第四個(gè)方面，本發(fā)明提供了一種生產(chǎn)乙苯的方法，該方法在根據(jù)本發(fā)明第三個(gè)方面所述的裝置中進(jìn)行，包括：將乙烯與苯在烷基化反應(yīng)單元中接觸反應(yīng)，得到含有苯、乙苯和多乙苯的混合物；在分離單元中，從烷基化反應(yīng)單元輸出的混合物中分離出至少部分乙苯，可選地分離出多乙苯和苯，可選地將部分塔釜物料輸出；在多乙苯分離單元中，從分離單元輸出的塔釜物料中分離出多乙苯；在烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)單元中，將苯與多乙苯接觸，進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，所述多乙苯為分 離單元分離出的至少部分多乙苯和/或多乙苯分離單元分離出的至少部分多乙苯。根據(jù)本發(fā)明第四個(gè)方面的方法，烷基化反應(yīng)、烷基化反應(yīng)得到的混合物的分離、多乙苯的分離以及烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的條件在前文分別進(jìn)行了詳細(xì)的說(shuō)明。此處不再詳述。以下通過(guò)實(shí)施例對(duì)本發(fā)明作進(jìn)一步說(shuō)明，但并不因此限制本發(fā)明的范圍。對(duì)比例1本對(duì)比例采用傳統(tǒng)方法分離乙苯，具體工藝流程如下。分離裝置由苯塔、乙苯塔和多乙苯塔組成。以40萬(wàn)噸/年乙苯裝置的分離單元為基準(zhǔn)，對(duì)組成如表1所示的烷基反應(yīng)單元輸出的混合物進(jìn)行分離，進(jìn)料量為162662kg/h。各塔的操作條件和分離出的苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)(即，苯的純度，下同)、乙苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)(即，乙苯的純度，下同)和多乙苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)(即，多乙苯的純度，下同)在表2中列出，分離單元的能耗在表3中列出。含有輕組分、苯、乙苯、多乙苯及重組分的混合物首先進(jìn)入苯塔(進(jìn)料位置的理論塔板數(shù)為20)進(jìn)行分離，由苯塔塔頂分離出苯(采出苯量為97950kg/h，水的質(zhì)量含量184ppm)。苯塔的塔底物料進(jìn)入乙苯塔(進(jìn)料位置的理論塔板數(shù)為25)進(jìn)行分離，由乙苯塔塔頂分離得到乙苯產(chǎn)品(采出乙苯量為50010kg/h)。乙苯塔的塔底物料進(jìn)入多乙苯塔，由乙苯塔的塔頂分離得到多乙苯(采出多乙苯量為4942kg/h)。表1進(jìn)料組成(質(zhì)量分?jǐn)?shù))水苯前非芳組分苯甲苯乙苯二乙苯三乙苯四乙苯丁苯重芳烴*111ppm0.0040.598248ppm0.3070.080.00674ppm0.0030.002*：沸點(diǎn)高于四乙苯的芳烴組分表2苯塔乙苯塔多乙苯塔塔頂操作壓力，kPa(絕壓)60021030理論塔板數(shù)384515塔底溫度，℃230226228塔底再沸器熱負(fù)荷，kW1381069141220塔頂冷卻器熱負(fù)荷，kW1672793002112塔頂苯質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％99.3--塔頂乙苯質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％-99.85-塔頂多乙苯質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％--96.3表3單位每小時(shí)耗量每噸產(chǎn)品耗量每噸乙苯的能耗消耗高壓飽和蒸汽噸46.750.9353445發(fā)生低壓蒸汽噸－41.20－0.824－1897.5綜合能耗兆焦--1547.5實(shí)施例1-6用于說(shuō)明本發(fā)明。實(shí)施例1本實(shí)施例采用的分離裝置包括一個(gè)分隔壁精餾塔和一個(gè)多乙苯塔。采用圖1所示分隔壁精餾塔，以40萬(wàn)噸/年乙苯裝置的分離單元為基準(zhǔn)，對(duì)原料組成如表1所示的物料進(jìn)行分離，進(jìn)料量為162662kg/h。分隔壁精餾塔共有60塊理論塔板，由上至下依次為精餾段、分壁段和提餾段，塔內(nèi)分隔壁3的上端位于第15塊塔板處，下端位于第45塊塔板處。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)區(qū)21位于進(jìn)料位置上方第20塊塔板至第24塊塔板之間，烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)區(qū)22位于進(jìn)料位置下方第25塊塔板至第33塊塔板之間。進(jìn)料口位于第25塊塔板處，中間組分側(cè)線出口位于第25塊塔板處，輕組分側(cè)線出口位于第5塊塔板處，重組分側(cè)線出口位于第50塊塔板處。烷基轉(zhuǎn)移催化劑的活性組分為Y分子篩，載體為Al2O3(以催化劑的總量為基準(zhǔn)，Y分子篩的含量為80重量％)。催化劑以捆包型式置于塔板上。含有苯、乙苯和多乙苯的混合物1從進(jìn)料口進(jìn)入分隔壁精餾塔進(jìn)行分離(相對(duì)于混合物1的進(jìn)料量，烷基轉(zhuǎn)移催化劑的重時(shí)空速為15h-1)，從中間組分側(cè)線出口采出乙苯(采出乙苯量為50010kg/h)。由塔頂分離出的物流蒸汽經(jīng)冷卻器9冷卻產(chǎn)生低壓蒸汽(低壓蒸汽的壓力為0.04MPa)后進(jìn)入塔頂回流罐10。塔頂回流泵12將部分回流苯13(回流苯量為209760kg/h)送入分隔壁精餾塔；剩余作為循環(huán)苯14(循環(huán)苯的量為10925kg/h，水的質(zhì)量含量為1370ppm)輸出。通過(guò)輕組分側(cè)線出口采出苯(采出苯量為87025kg/h，水的質(zhì)量含量為36ppm)，通過(guò)重組分側(cè)線出口采出多乙苯(采出多乙苯量為9500kg/h)。將通過(guò)重組分側(cè)線出口采出的部分多乙苯與原料一起通過(guò)進(jìn)料口一起循環(huán)送入分隔壁精餾塔中(循環(huán)的多乙苯的量為500kg/h)。將塔釜物料(塔釜物料的采出量為5702kg/h，以塔釜物料的總量為基準(zhǔn)，二乙苯的含量為70重量％)送入多乙苯塔(多乙苯塔與對(duì)比例1相同)中進(jìn)行分離。分隔壁精餾塔以及多乙苯塔的操作參數(shù)以及采出的苯、乙苯和多乙苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)如表4所示，分離單元的能耗如表5所示。表4分隔壁精餾塔多乙苯塔塔頂操作壓力，kPa(絕壓)28030理論塔板數(shù)6015塔底溫度，℃240226塔底再沸器熱負(fù)荷，kW15424471塔頂冷卻器熱負(fù)荷，kW23216827塔頂苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％98.0-側(cè)線苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％99.4-側(cè)線乙苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％99.92-側(cè)線多乙苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％95.45-塔頂多乙苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％-96.3表5單位每小時(shí)耗量每噸產(chǎn)品耗量每噸乙苯的能耗消耗高壓飽和蒸汽噸33.860.6772495.3發(fā)生低壓蒸汽噸－36.19－0.724－1666.8綜合能耗兆焦--828.5對(duì)比例2本對(duì)比例與實(shí)施例1的區(qū)別在于，分隔壁精餾塔的進(jìn)料段中不裝填烷基轉(zhuǎn)移催化劑。含有苯、乙苯和多乙苯的混合物1從進(jìn)料口進(jìn)入分隔壁精餾塔進(jìn)行分離，從中間組分側(cè)線出口采出乙苯(采出乙苯量為50010kg/h)。由塔頂分離出的物流蒸汽經(jīng)冷卻器9冷卻產(chǎn)生低壓蒸汽(低壓蒸汽的壓力為0.04MPa)后進(jìn)入塔頂回流罐10。塔頂回流泵12將部分回流苯13(回流苯量為209760kg/h)送入分隔壁精餾塔；剩余作為循環(huán)苯14(循環(huán)苯的量為10925kg/h，水的質(zhì)量含量為1385ppm)輸出。通過(guò)輕組分側(cè)線出口采出苯(采出苯量為87025kg/h，水的質(zhì)量含量為36ppm)，通過(guò)重組分側(cè)線出口采出多乙苯(采出多乙苯量為9500kg/h)。將通過(guò)重組分側(cè)線出口采出的部分多乙苯與原料一起通過(guò)進(jìn)料口一起循環(huán)送入分隔壁精餾塔中(循環(huán)的多乙苯的量為500kg/h)。將塔釜物料(塔釜物料的采出量為5702kg/h，以塔釜物料的總量為基準(zhǔn)，二乙苯的含量為73重量％)送入多乙苯塔(多乙苯塔與對(duì)比例1相同)中進(jìn)行分離。分隔壁精餾塔以及多乙苯塔的操作參數(shù)以及采出的苯、乙苯和多乙苯的純度如表6所示。表6分隔壁精餾塔多乙苯塔塔頂操作壓力，kPa(絕壓)28030理論塔板數(shù)6015塔底溫度，℃240226塔底再沸器熱負(fù)荷，kW15424385塔頂冷卻器熱負(fù)荷，kW22861692塔頂苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％98.0-側(cè)線苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％99.4-側(cè)線乙苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％99.85-側(cè)線多乙苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％95.4-塔頂多乙苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％-96.3將實(shí)施例1與對(duì)比例1進(jìn)行比較可以看出，通過(guò)采用本發(fā)明的方法對(duì)含有苯、乙苯和多乙苯的混合物進(jìn)行分離，能明顯降低分離能耗；并且，分離出的乙苯的純度能達(dá)到99.9重量％以上。將實(shí)施例1與對(duì)比例2進(jìn)行比較可以看出，通過(guò)在分隔壁精餾塔的進(jìn)料段中設(shè)置反應(yīng)區(qū)，能獲得更高純度的乙苯，例如純度為99.9重量％以上的乙苯。實(shí)施例2采用與實(shí)施例1相同的工藝流程和條件對(duì)與實(shí)施例1相同的原料進(jìn)行分離，不同的是，輕組分側(cè)線采出苯量不同。具體工藝流程如下。含有苯、乙苯和多乙苯的混合物1從進(jìn)料口進(jìn)入分隔壁精餾塔進(jìn)行分離，從中間組分側(cè)線出口采出乙苯(采出乙苯量為50010kg/h)。由塔頂分離出的物流蒸汽經(jīng)冷卻器9冷卻產(chǎn)生低壓蒸汽(低壓蒸汽的壓力為0.04MPa)后進(jìn)入塔頂回流罐10。塔頂回流泵12將部分回流苯13(回流苯量為157737kg/h)送入分隔壁精餾塔；剩余作為循環(huán)苯14(循環(huán)苯量為67990kg/h，水的質(zhì)量含量252ppm)輸出。通過(guò)輕組分側(cè)線出口采出苯(采出苯量為30000kg/h，水的質(zhì)量含量為32ppm)，通 過(guò)重組分側(cè)線出口采出多乙苯(采出多乙苯量為9500kg/h)。將通過(guò)重組分側(cè)線出口采出的部分多乙苯與原料一起通過(guò)進(jìn)料口一起循環(huán)送入分隔壁精餾塔中(循環(huán)的多乙苯的量為500kg/h)。將塔釜物料(塔釜物料的采出量為5662kg/h，以塔釜物料的總量為基準(zhǔn)，二乙苯的含量為70重量％)送入多乙苯塔(多乙苯塔與對(duì)比例1相同)中進(jìn)行分離。分隔壁精餾塔以及多乙苯塔的操作參數(shù)以及采出的苯、乙苯和多乙苯的純度如表7所示。表7分隔壁精餾塔多乙苯塔塔頂操作壓力，kPa(絕壓)28030理論塔板數(shù)6015塔底溫度，℃241226塔底再沸器熱負(fù)荷，kW15526467塔頂冷卻器熱負(fù)荷，kW23328820塔頂苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％99.1-側(cè)線苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％99.4-側(cè)線乙苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％99.92-側(cè)線多乙苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％95.45-塔頂多乙苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％-96.9實(shí)施例3采用與實(shí)施例1相同的工藝流程和條件對(duì)與實(shí)施例1相同的原料進(jìn)行分離，不同的是，分隔壁塔塔頂操作壓力。具體工藝流程如下。含有苯、乙苯和多乙苯的混合物1從進(jìn)料口進(jìn)入分隔壁精餾塔進(jìn)行分離，從中間組分側(cè)線出口采出乙苯(采出乙苯量為50010kg/h)。由塔頂分離出的物流蒸汽經(jīng)冷卻器9冷卻產(chǎn)生低壓蒸汽(低壓蒸汽的壓力為0.08MPa)后進(jìn)入塔頂回流罐10。塔頂回流泵12將部分回流苯13(回流苯量為240350kg/h)送入分隔壁精餾塔；剩余作為循環(huán)苯14(循環(huán)苯量為10925kg/h，水的質(zhì)量含量為1385ppm)輸出。通過(guò)輕組分側(cè)線出口采出苯(采出苯量為87025kg/h，水的質(zhì)量含量為35ppm)，通過(guò)重組分側(cè)線出口采出多乙苯(采出多乙苯量為50010kg/h)。將通過(guò)重組分側(cè)線出口采出的部分多乙苯與原料一起通過(guò)進(jìn)料口一起循環(huán)送入分隔壁精餾塔中(循環(huán)的多乙苯的 量為500kg/h)。將塔釜物料(塔釜物料的采出量為5702kg/h，以塔釜物料的總量為基準(zhǔn)，二乙苯的含量為76重量％)送入多乙苯塔(多乙苯塔與對(duì)比例1相同)中進(jìn)行分離。分隔壁精餾塔以及多乙苯塔的操作參數(shù)以及采出的苯、乙苯和多乙苯的純度如表8所示。表8分隔壁精餾塔多乙苯塔塔頂操作壓力，kPa(絕壓)34030理論塔板數(shù)6015塔底溫度，℃250226塔底再沸器熱負(fù)荷，kW19025435塔頂冷卻器熱負(fù)荷，kW25958827塔頂苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％98.2-側(cè)線苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％99.4-側(cè)線乙苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％99.94-側(cè)線多乙苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％95.4-塔頂多乙苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％-96.9實(shí)施例4本實(shí)施例采用的分離裝置包括一個(gè)分隔壁精餾塔和一個(gè)多乙苯塔。采用圖1所示分隔壁精餾塔，以該40萬(wàn)噸/年乙苯裝置的分離單元為基準(zhǔn)，對(duì)原料組成如表9所示的物料進(jìn)行分離，進(jìn)料量為182664kg/h。分隔壁精餾塔和烷基轉(zhuǎn)移催化劑及其裝填量均與實(shí)施例1相同。含有苯、乙苯和多乙苯的混合物1從進(jìn)料口進(jìn)入分隔壁精餾塔進(jìn)行分離，從中間組分側(cè)線出口采出乙苯(采出乙苯量為50010kg/h)。由塔頂分離出的物流蒸汽經(jīng)冷卻器9冷卻產(chǎn)生低壓蒸汽(低壓蒸汽的壓力為0.04MPa)后進(jìn)入塔頂回流罐10。塔頂回流泵12將部分回流苯13(回流苯量為231045kg/h)送入分隔壁精餾塔；剩余作為循環(huán)苯14(采出苯量為10950kg/h，水的質(zhì)量含量為1337ppm)輸出。通過(guò)輕組分側(cè)線出口采出苯(采出苯量為107020kg/h，水的質(zhì)量含量為32ppm)，通過(guò)重組分側(cè)線出口采出多乙苯(采出多乙苯量為50010kg/h)。將通過(guò)重組分側(cè)線出口采出的部分多乙苯與原料一起通過(guò)進(jìn)料口一起循環(huán)送入分隔壁精餾塔中(循環(huán)的多乙苯 的量為500kg/h)。將塔釜物料(塔釜物料的采出量為5684kg/h，以塔釜物料的總量為基準(zhǔn)，二乙苯的含量為70重量％)送入多乙苯塔(多乙苯塔與對(duì)比例1相同)中進(jìn)行分離。分隔壁精餾塔以及多乙苯塔的操作參數(shù)以及采出的苯、乙苯和多乙苯的純度如表10所示，分離單元的能耗如表11所示。表9進(jìn)料組成(質(zhì)量分?jǐn)?shù))水苯前非芳組分苯甲苯乙苯二乙苯三乙苯四乙苯丁苯重芳烴*201ppm0.0030.642221ppm0.2740.0710.00566ppm0.0030.002*：沸點(diǎn)高于四乙苯的芳烴組分表10分隔壁精餾塔多乙苯塔塔頂操作壓力，kPa(絕壓)28030理論塔板數(shù)6015塔底溫度，℃240226塔底再沸器熱負(fù)荷，kW15823459塔頂冷卻器熱負(fù)荷，kW25466824塔頂苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％98.3-側(cè)線苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％99.5-側(cè)線乙苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％99.93-側(cè)線多乙苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％96.0-塔頂多乙苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％-96.9表11單位每小時(shí)耗量每噸產(chǎn)品耗量每噸乙苯的能耗，兆焦消耗高壓飽和蒸汽噸35.730.7152634.3發(fā)生低壓蒸汽噸－38.58－0.772－1777.7綜合能耗兆焦--856.6實(shí)施例5(1)將乙烯和苯以上行式的方式送入烷基化反應(yīng)器中，其中，苯(為新鮮苯和循環(huán)苯的混合物，循環(huán)苯為部分由分隔壁精餾塔的塔頂采出的苯)與乙烯的摩爾比為5：1，相對(duì)于苯的進(jìn)料量，烷基化反應(yīng)催化劑的重量空速為3.5h-1。烷基化反應(yīng)器為四個(gè)固定床 反應(yīng)器串聯(lián)，每臺(tái)反應(yīng)器中設(shè)置兩個(gè)催化劑床層，每個(gè)催化劑床層的高度為2.4米，催化劑床層之間的間隔為2米，每個(gè)反應(yīng)器的進(jìn)口溫度為210℃，每個(gè)反應(yīng)器的出口壓力為4.0MPa(表壓)。使用的烷基化反應(yīng)催化劑以β分子篩為活性組分，用氧化鋁成型為圓條形狀，以100重量份催化劑為基準(zhǔn)，氧化鋁的含量為20重量％，β分子篩的含量為80重量％。(2)本實(shí)施例采用的分離裝置包括一個(gè)分隔壁精餾塔和一個(gè)多乙苯塔。采用圖1所示分隔壁精餾塔，其中，苯全部從塔頂采出。以該40萬(wàn)噸/年乙苯裝置的分離單元為基準(zhǔn)，進(jìn)料量為162662kg/h。分隔壁精餾塔共有70塊理論塔板，塔內(nèi)分隔壁3的上端位于第20塊塔板處，下端位于第50塊塔板處。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)區(qū)21位于進(jìn)料位置上方第30塊塔板至第34塊塔板之間，烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)區(qū)22位于進(jìn)料位置下方第35塊塔板至第45塊塔板之間。進(jìn)料口位于第35塊塔板處，中間組分側(cè)線出口位于第35塊塔板處，輕組分側(cè)線出口位于第6塊塔板處，重組分側(cè)線出口位于第55塊塔板處。烷基轉(zhuǎn)移催化劑的活性組分為Y分子篩，載體為Al2O3(以催化劑的總量為基準(zhǔn)，Y分子篩的含量為75重量％)。催化劑以捆包型式置于塔板上。分隔壁精餾塔中，含有苯、乙苯和多乙苯的混合物1從進(jìn)料口進(jìn)入分隔壁精餾塔進(jìn)行分離(相對(duì)于混合物1的進(jìn)料量，烷基轉(zhuǎn)移催化劑的重時(shí)空速為20h-1)，從中間組分側(cè)線出口采出乙苯(采出乙苯量為50005kg/h)。由塔頂分離出的物流蒸汽經(jīng)冷卻器9冷卻產(chǎn)生低壓蒸汽(低壓蒸汽的壓力為0.04MPa)后進(jìn)入塔頂回流罐10。塔頂回流泵12將部分回流苯13(回流苯量為127397kg/h)送入分隔壁精餾塔；剩余部分作為循環(huán)苯14(循環(huán)苯的量為97998kg/h，水的質(zhì)量含量為185ppm)循環(huán)送入步驟(1)中作為烷基化反應(yīng)的原料。分離出的多乙苯通過(guò)重組分側(cè)線出口采出(采出多乙苯量為10000kg/h)。將通過(guò)重組分側(cè)線出口采出的多乙苯(循環(huán)的多乙苯的量為1000kg/h)與原料一起通過(guò)進(jìn)料口一起循環(huán)送入分隔壁精餾塔中。將塔釜物料(塔釜物料的采出量為5659kg/h，以塔釜物料的總量為基準(zhǔn)，二乙苯的含量為74重量％)送入多乙苯塔中進(jìn)行分離。分隔壁精餾塔以及多乙苯塔的操作參數(shù)以及采出的苯、乙苯和多乙苯的純度如表12所示。(3)將從多乙苯塔分離出的多乙苯以及分隔壁精餾塔的重組分側(cè)線出口采出的多乙苯混合物與苯(為部分由分隔壁精餾塔的塔頂采出的循環(huán)苯)在烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器為一個(gè)固定床反應(yīng)器，該反應(yīng)器內(nèi)設(shè)置有兩個(gè)催化劑床層，每個(gè)催化劑床層的高度為3米，催化劑床層之間的間隔為1.8米，反應(yīng)器的進(jìn)口溫度為170℃，反應(yīng)器出口壓力為2.8MPa(表壓)，苯與多乙苯的重量比為4.5：1，相對(duì)于苯的進(jìn)料量，烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)催化劑的重量空速為2h-1。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器中使用的催化劑以Y分子篩為活性組分，用氧化鋁成型為圓條形狀，以100重量份催化劑為基準(zhǔn)，氧化鋁的含量為10重量％，Y分子篩的含量為90重量％。多乙苯塔塔底輸出重組分作為殘油送出裝置。表12分隔壁精餾塔多乙苯塔塔頂操作壓力，kPa(絕壓)28030理論塔板數(shù)7015塔底溫度，℃240226塔底再沸器熱負(fù)荷，kW155201459塔頂冷卻器熱負(fù)荷，kW23414824塔頂苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％99.2-側(cè)線苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％--側(cè)線乙苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％99.94-側(cè)線多乙苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％95.9-塔頂多乙苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％-96.9實(shí)施例6(1)將乙烯和苯以上行式的方式送入烷基化反應(yīng)器中，其中，苯(為新鮮苯和循環(huán)苯的混合物，循環(huán)苯為分隔壁精餾塔塔頂采出的苯)與乙烯的摩爾比為5：1，相對(duì)于苯的進(jìn)料量，烷基化反應(yīng)催化劑的重量空速為3.5h-1。烷基化反應(yīng)器為四個(gè)固定床反應(yīng)器串聯(lián)，每臺(tái)反應(yīng)器中設(shè)置兩個(gè)催化劑床層，每個(gè)催化劑床層的高度為2.4米，催化劑床層之間的間隔為2米，反應(yīng)器的進(jìn)口溫度為210℃，反應(yīng)器的出口壓力為4.0MPa(表壓)。使用的烷基化反應(yīng)催化劑以β分子篩為活性組分，用氧化鋁成型為圓條形狀，以100重量份催化劑為基準(zhǔn)，氧化鋁的含量為20重量％，β分子篩的含量為80重量％。(2)本實(shí)施例采用的分離裝置包括一個(gè)分隔壁精餾塔和一個(gè)多乙苯塔。采用圖1所示分隔壁精餾塔，以該40萬(wàn)噸/年乙苯裝置的分離單元為基準(zhǔn)，進(jìn)料量為162662kg/h。分隔壁精餾塔共有60塊理論塔板，塔內(nèi)分隔壁3的上端位于第15塊塔板處，下端位于第45塊塔板處。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)區(qū)21位于進(jìn)料位置上方第26塊塔板至第29塊塔板之間，烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)區(qū)22位于進(jìn)料位置下方第30塊塔板至第38塊塔板之間。進(jìn)料口位于第30塊塔板處，中間組分側(cè)線出口位于第30塊塔板處，輕組分側(cè)線出口位于第6塊塔板處，重組分側(cè)線出口位于第50塊塔板處。烷基轉(zhuǎn)移催化劑的活性組分為Y分子篩，載體為Al2O3(以催化劑的總量為基準(zhǔn)，Y分子篩的含量為90重量％)。催化劑以捆包型式置于塔板上。含有苯、乙苯和多乙苯的混合物1從進(jìn)料口進(jìn)入分隔壁精餾塔進(jìn)行分離(相對(duì)于混合物1的進(jìn)料量，烷基轉(zhuǎn)移催化劑的重時(shí)空速為18h-1)，從中間組分側(cè)線出口采出乙苯(采出乙苯量為50010kg/h)。由塔頂分離出的物流蒸汽經(jīng)冷卻器9冷卻產(chǎn)生低壓蒸汽(低壓蒸汽的壓力為0.04MPa)后進(jìn)入塔頂回流罐10。塔頂回流泵12將部分回流苯13(回流苯量為157737kg/h)送入分隔壁精餾塔；剩余部分作為循環(huán)苯14(循環(huán)苯的量為67990kg/h，水的質(zhì)量含量為225ppm)循環(huán)送入步驟(1)中作為烷基化反應(yīng)的原料。通過(guò)輕組分側(cè)線出口采出循環(huán)苯(采出量為30000kg/h，水的質(zhì)量含量為100ppm)，通過(guò)重組分側(cè)線出口采出(采出多乙苯量為9500kg/h)。將通過(guò)重組分側(cè)線出口采出的多乙苯(循環(huán)的多乙苯的量為500kg/h)與原料一起通過(guò)進(jìn)料口一起循環(huán)送入分隔壁精餾塔中。將塔釜物料(塔釜物料的采出量為5662kg/h，以塔釜物料的總量為基準(zhǔn)，二乙苯的含量為74重量％)送入多乙苯塔中進(jìn)行分離。分隔壁精餾塔以及多乙苯塔的操作參數(shù)以及采出的苯、乙苯和多乙苯的純度如表13所示。(3)將從多乙苯塔分離出的多乙苯以及分隔壁精餾塔的重組分側(cè)線出口采出的多乙苯的混合物與循環(huán)苯(為分隔壁精餾塔的輕組分側(cè)線出口采出的苯)在烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器為一個(gè)固定床反應(yīng)器，該反應(yīng)器內(nèi)設(shè)置有兩個(gè)催化劑床層，每個(gè)催化劑床層的高度為3米，反應(yīng)器的進(jìn)口溫度為170℃，反應(yīng)器出口壓力為2.8MPa(表壓)，苯與多乙苯的重量比為4.5：1，相對(duì)于苯的進(jìn)料量，烷基化轉(zhuǎn)移反應(yīng)催化劑的重量空速為2h-1。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器中使用的催化劑以Y分子篩為活性組分， 用氧化鋁成型為圓條形狀，以100重量份催化劑為基準(zhǔn)，氧化鋁的含量為10重量％，Y分子篩的含量為90重量％。多乙苯塔塔底輸出重組分作為殘油送出裝置。表13分隔壁精餾塔多乙苯塔塔頂操作壓力，kPa(絕壓)28030理論塔板數(shù)6015塔底溫度，℃241226塔底再沸器熱負(fù)荷，kW15526435塔頂冷卻器熱負(fù)荷，kW23328827塔頂苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％99.1-側(cè)線苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％99.4-側(cè)線乙苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％99.92-側(cè)線多乙苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％95.45-塔頂多乙苯的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，wt％-96.9實(shí)施例5和6的結(jié)果證實(shí)，將本發(fā)明的分離裝置與乙苯生產(chǎn)裝置耦合，能獲得高純度的乙苯。以上詳細(xì)描述了本發(fā)明的優(yōu)選實(shí)施方式，但是，本發(fā)明并不限于上述實(shí)施方式中的具體細(xì)節(jié)，在本發(fā)明的技術(shù)構(gòu)思范圍內(nèi)，可以對(duì)本發(fā)明的技術(shù)方案進(jìn)行多種簡(jiǎn)單變型，這些簡(jiǎn)單變型均屬于本發(fā)明的保護(hù)范圍。另外需要說(shuō)明的是，在上述具體實(shí)施方式中所描述的各個(gè)具體技術(shù)特征，在不矛盾的情況下，可以通過(guò)任何合適的方式進(jìn)行組合，為了避免不必要的重復(fù)，本發(fā)明對(duì)各種可能的組合方式不再另行說(shuō)明。此外，本發(fā)明的各種不同的實(shí)施方式之間也可以進(jìn)行任意組合，只要其不違背本發(fā)明的思想，其同樣應(yīng)當(dāng)視為本發(fā)明所公開的內(nèi)容。當(dāng)前第1頁(yè)1 2 3