專利名稱：乙苯/苯乙烯塔的串聯(lián)重沸的制作方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明主要涉及對(duì)來自乙苯-苯乙烯脫氫操作的苯乙烯產(chǎn)物與未反應(yīng)乙苯分離方法的改進(jìn)。
目標(biāo)苯乙烯產(chǎn)物與輕餾分、重餾分、苯和甲苯的分離，是相對(duì)容易的，它可采用傳統(tǒng)的連續(xù)蒸餾方法實(shí)現(xiàn)。為了分離出多種不同的組分，苯乙烯工廠的蒸餾區(qū)，通常至少由三個(gè)獨(dú)立的塔系統(tǒng)組成。該塔系中的第一塔回收輕組分如苯和甲苯(B/T塔)，第二塔回收未反應(yīng)的乙苯(EB/SM塔)，最后塔從所得到的苯乙烯產(chǎn)物中蒸餾出重組分(最后塔)。但是，采用蒸餾方法從未反應(yīng)的乙苯(EB)中分離出苯乙烯單體(SM)，存在相當(dāng)大的困難，這是由于它們的揮發(fā)性很接近。按照慣例，這種EB/SM分離是在大型復(fù)雜的且昂貴的蒸餾塔中，于真空條件下通過蒸餾實(shí)現(xiàn)的，這是因?yàn)楸仨氁写罅康睦碚撍宀拍塬@得很好的分離。因此，按照慣例，來自脫氫反應(yīng)區(qū)的未反應(yīng)乙苯，是在單一蒸餾塔中與苯乙烯分離開的。在標(biāo)準(zhǔn)設(shè)計(jì)中，需要大數(shù)目的理論級(jí)數(shù)(在85-100之間)，以實(shí)現(xiàn)所要求的分離。這種單一裝置的操作占蒸餾區(qū)總熱量輸入的70-80％。在一般的工廠中，未反應(yīng)乙苯與苯乙烯產(chǎn)物的分離，大致占工廠蒸汽消耗的20-30％。如果在一個(gè)500000MTA苯乙烯單體工廠中用于分離乙苯與苯乙烯所需要的能耗能夠減少50％，則每年可節(jié)約費(fèi)用700000美元。
即使是在真空條件下，也要向該混合物中加入聚合抑制劑，這是因?yàn)樵趯?shí)施蒸餾分離所要求的時(shí)間和溫度條件下，苯乙烯產(chǎn)物傾向于進(jìn)行聚合。甚至在室溫下，苯乙烯也可聚合到可測(cè)量的程度。使得苯乙烯蒸餾得以工業(yè)化實(shí)施的關(guān)鍵，是采用稱作聚合抑制劑的化學(xué)添加劑。為了使苯乙烯聚合和相關(guān)的設(shè)備污染最小化以及處理高粘度產(chǎn)物物流的需要，工業(yè)苯乙烯蒸餾幾乎總是在真空條件下進(jìn)行的(例如，在塔頂壓力約為40-120mmHg的絕對(duì)壓力下進(jìn)行操作)。在工業(yè)苯乙烯裝置所采用的溫度范圍內(nèi)，溫度每提高10℃，不受抑制的苯乙烯的聚合速率就會(huì)增加一倍。而且，為了獲得實(shí)施分離所需要的較大數(shù)目的級(jí)數(shù)，目前是采用結(jié)構(gòu)或隨意的傾卸填料作為內(nèi)部氣/液接觸介質(zhì)。填料本身比標(biāo)準(zhǔn)蒸餾塔板具有非常低的壓力降。對(duì)于填料來說，較低的壓力降可允許塔在相對(duì)較低的塔底溫度下進(jìn)行操作。盡管有這么多的處理困難、費(fèi)用和限制等，但是，多年來仍存在著相當(dāng)大的動(dòng)機(jī)，一直激勵(lì)著人們?nèi)ラ_發(fā)可替代的實(shí)現(xiàn)這種分離的方法，這些方法無論是從經(jīng)濟(jì)的角度還是操作便利的角度都是更為可行的。業(yè)已有許多專利采用多種不同的方法致力于解決這些問題。
US3515647(Van Tassell等)提出了一種用來純化苯乙烯的方法，是采用一種其上連接有一個(gè)掃壁薄膜蒸發(fā)器的蒸餾設(shè)計(jì)，可最大程度地從殘余物質(zhì)中回收苯乙烯。苯乙烯以至少99重量％的純度，作為分離的產(chǎn)物氣流而得到回收。
US3702346(Kellar)中，公開了一種乙苯蒸汽脫氫制備苯乙烯的方法，脫氫反應(yīng)的選擇性通過維持反應(yīng)器產(chǎn)物沉淀器而得到提高，其中冷凝的反應(yīng)器產(chǎn)物是在低于大氣壓下分離出來的。這種在選擇性方面的改進(jìn)，在某種程度上降低了隨后苯乙烯分離的費(fèi)用和難度。
US3776970(Strazik等)公開了一種方法，其中，從含有苯乙烯和乙苯的有機(jī)混合物中分離苯乙烯，它是通過使該混合物與聚氨酯彈性體膜的一側(cè)在全蒸發(fā)透過條件下進(jìn)行接觸，并在膜的另一側(cè)回收具有高濃度的苯乙烯的蒸汽混合物而進(jìn)行的。該聚氨酯彈性體含有聚醚或聚酯基團(tuán)。
US3801664(Blytas)中給出了另一種方法，其中苯乙烯可高收率和高純度地從乙苯中分離出來。這種方法包括(a)采用一種二相溶劑體系進(jìn)行萃取，其中的萃取相為一種濃縮的無水硝酸亞銅/丙腈溶液，在這種方法中，苯乙烯可選擇地與亞銅離子進(jìn)行絡(luò)合，而乙苯的反萃溶劑為一種C5-C18的烷烴；(b)分離含有苯乙烯亞銅離子絡(luò)合物的丙腈溶液相，從中回收苯乙烯。
US3904484(King)中公開了一種多級(jí)蒸餾方法，它包括在低于大氣壓力下，在具有多個(gè)蒸餾級(jí)數(shù)的多級(jí)蒸餾裝置中，精餾脫氫反應(yīng)的流出物，分離回收苯乙烯單體、未反應(yīng)的乙苯和含有苯乙烯聚合物、C9+芳烴和聚合抑制劑的副產(chǎn)物苯乙烯焦油殘余物。該方法的改進(jìn)之處包括在苯乙烯單體和乙苯分離的上游某處，將先前回收的苯乙烯焦油殘余物循環(huán)到脫氫反應(yīng)流出物之中，保持液體的體積比為1-20體積的苯乙烯焦油殘余物比20-1體積的反應(yīng)流出物，并在循環(huán)苯乙烯焦油殘余物存在下蒸餾脫氫反應(yīng)流出物。
其它的回收乙苯/苯乙烯塔的塔頂冷凝能效(熱能)，是通過應(yīng)用該能量煮沸乙苯/水共沸混合物，例如如US4628136所述(Sardina)。這類方法需要很大的熱傳導(dǎo)面積和降膜式蒸發(fā)器，這兩者都需要昂貴的資金投入，而且還要承受昂貴的維持費(fèi)用。這種方法還將操作的脫氫反應(yīng)區(qū)與乙苯/苯乙烯分離器直接相連，而這正是不希望這樣做的，這是因?yàn)檎麴s區(qū)的擾動(dòng)將會(huì)增加該系統(tǒng)反應(yīng)區(qū)的控制難度，而且也會(huì)使脫氫反應(yīng)催化劑受到損害。
因此，所有這些前述的用來分離脫氫反應(yīng)后苯乙烯產(chǎn)物和未反應(yīng)乙苯的先有技術(shù)方法，存在各種各樣的缺點(diǎn)和不足。在這些先有技術(shù)的方法中，由于設(shè)備需要、維持和操作費(fèi)用的原因，都要承受很高的成本。采用本發(fā)明的串聯(lián)重沸設(shè)備和方法，先有技術(shù)方法中的這些和其它的缺點(diǎn)和限制，將會(huì)全部地或部分地得到克服。
發(fā)明目的因此，本發(fā)明總的目的是提供改進(jìn)的從苯乙烯單體中分離乙苯的設(shè)備和方法。
本發(fā)明的一個(gè)主要目的是提供設(shè)備和方法，可顯著地降低與乙苯和苯乙烯蒸餾分離的常用能量加強(qiáng)裝置操作相聯(lián)系的應(yīng)用費(fèi)用。
本發(fā)明的一個(gè)具體目的是提供一種經(jīng)濟(jì)有效的方法，可將苯乙烯產(chǎn)物從乙苯脫氫反應(yīng)輸出物流中的其它組分中分離出來。
本發(fā)明的另一個(gè)具體目的是提供這樣的設(shè)備和方法，它們可用來將乙苯/苯乙烯進(jìn)料分裂為兩路工藝物料流，在聯(lián)合的串聯(lián)式操作中于不同的處理?xiàng)l件下進(jìn)行單獨(dú)的蒸餾處理，其中，第一蒸餾塔的熱能可有效地用作第二蒸餾塔的熱能輸入。
本發(fā)明還有一個(gè)目的，就是提供一種相對(duì)容易和低成本的對(duì)現(xiàn)有苯乙烯工廠的改造方法，以提高操作效率和降低能量損耗。
本發(fā)明的其它目的和優(yōu)點(diǎn)，一部分是顯而易見的，一部分將會(huì)在后文中體現(xiàn)出來。因此，本發(fā)明包括所述方法和相關(guān)的設(shè)備(含有多個(gè)步驟和多個(gè)組件)，和一個(gè)或多個(gè)這類步驟和組件與其它步驟和零件的關(guān)系和順序，它們可由隨后的說明書和附圖得到說明，但是并不局限于這些。此處所述的方法和設(shè)備的多種改進(jìn)和變化，對(duì)于本領(lǐng)域所屬技術(shù)人員是明顯的，所有這些改進(jìn)和變化可以認(rèn)為是落在本發(fā)明的范圍之內(nèi)。
附圖的簡(jiǎn)要說明

圖1為圖示說明本發(fā)明典型實(shí)施方式的工藝流程示意圖。
優(yōu)選實(shí)施方式的詳細(xì)說明如圖1所示，進(jìn)料物流100，通常是來自上游乙苯脫氫反應(yīng)裝置，標(biāo)記為裝置500，它主要由苯乙烯單體和未反應(yīng)乙苯所組成，它在流體分離元件如T形接頭106處被分為兩路工藝物流102和104。閥和其它與T形接頭106相連的元件，也可用來控制和調(diào)節(jié)進(jìn)料物流100分別到達(dá)工藝物流102和104的分配相對(duì)比例。根據(jù)此后所述的不同的工藝參數(shù)，進(jìn)料物流100到達(dá)工藝物流102和104的相對(duì)比例，以體積計(jì)，可在約90∶10-10∶90之間變化，優(yōu)選范圍為60∶40-40∶60。與通常的工業(yè)操作參數(shù)相一致的優(yōu)選進(jìn)料物流100的分離，包括約47％流向工藝物流102，相應(yīng)地，53％是流向工藝物流104。
如圖l所示，工藝物流102輸入到高壓蒸餾塔110的中部區(qū)域。高壓塔110是在這樣的工藝條件下進(jìn)行操作的，其中，塔110的下部區(qū)域的壓力約為5-9psia，溫度約為110-130℃，而塔110的上部區(qū)域的壓力約為4-7psia，溫度約為90-110℃。通常，蒸餾區(qū)內(nèi)各種物流的冷凝和沸騰溫度，取決于操作壓力和物流組成。從實(shí)際應(yīng)用的角度，產(chǎn)物組成是較為固定的，而塔內(nèi)壓力是唯一的自變量。塔110的塔底流出物112，主要含有純度約為90-96％的苯乙烯單體，被分成為產(chǎn)物物流114(它被輸送到最后操作步驟供進(jìn)一步的純化)和循環(huán)物流116。循環(huán)物流116流經(jīng)重沸器118，在那兒通過與重沸器加熱物流124進(jìn)行熱交換而被加熱，并通過重沸器輸出物流120回到塔110的下部區(qū)域?；厥盏阶詈蟛襟E塔底流出物部分112與循環(huán)部分之比，其范圍約為10％至接近100％，典型地為20-30％，它取決于其它的工藝參數(shù)。
來自塔110的塔頂餾出物122主要含有乙苯，其溫度高于操作條件溫度，特別是高于第二低壓塔130的塔底溫度。由熱力學(xué)可知，供熱物流的溫度必須要處于比吸熱物流溫度高的溫度。在工業(yè)實(shí)際生產(chǎn)中，兩種聯(lián)合流體間的溫差必須至少為8-10℃。在這種情形下，物流122的溫度范圍通常約為90-110℃，而低壓塔130的塔底流出物132的溫度范圍通常約為70-95℃。因此，物流122可有效地在重沸器138中得以利用，它與塔130相連接，作為重沸器加熱物流和操作低壓蒸餾塔所需要的熱能，如下文所述。在重沸器138中經(jīng)熱交換之后，在溫度稍微低于物流122的溫度時(shí)，主要為乙苯的重沸器出口物流146，被分成一路可循環(huán)到上游的脫氫裝置500中的乙苯產(chǎn)物物流148，如圖1所示，和一路可返回到塔110的上部區(qū)域的回流物流150。
工藝物流104，即分開的進(jìn)料物流100的第二部分被輸入到低壓蒸餾塔130的中部區(qū)域。低壓塔130是在這樣的工藝條件下進(jìn)行操作的，其中，塔130的下部區(qū)域的壓力約為1-3psia，溫度約為70-95℃，而塔130的上部區(qū)域的壓力約為0.4-1.5psia，溫度約為40-70℃。塔130的塔底流出物132，主要含有純度約為90-96％的苯乙烯單體，被分成產(chǎn)物物流134(它通常是與苯乙烯物流114混合并被輸送到最后操作如下游塔600)和循環(huán)物流136。循環(huán)物流136流經(jīng)重沸器138，在那兒它通過與乙苯物流122進(jìn)行熱交換而被加熱，如上所述。重沸器裝置138包括冷凝和熱交換元件，這樣乙苯物流122當(dāng)它流過重沸器138時(shí)，可被冷卻并至少部分地冷凝為液體，并反過來為循環(huán)物流136提供熱量。加熱后的循環(huán)物流136從重沸器138中流出，并作為重沸器輸出物流140返回到塔130的下部區(qū)域?；厥盏阶詈蟛襟E的塔底流出物132部分與循環(huán)部分之比，其范圍約為10％至接近100％，典型地為20-30％，它取決于其它的工藝參數(shù)。
塔130的塔頂餾出物142主要含有乙苯，其溫度約為40-70℃。物流142通常采用冷卻水流162在冷凝器160中被冷卻，隨后被分裂為一種可循環(huán)到上游脫氫裝置500中，如圖1所示的乙苯產(chǎn)品物流164，和一路可返回到塔130的上部區(qū)域的回流物流166。
下述的實(shí)例將對(duì)本發(fā)明的實(shí)施和益處作進(jìn)一步的說明。
實(shí)例1本實(shí)例是根據(jù)先有技術(shù)(而不是本發(fā)明)，采用單一填充蒸餾塔從苯乙烯單體中分離出乙苯。這是用來與隨后的實(shí)施本發(fā)明的結(jié)果作對(duì)照。
采用單一填充塔在通常的工業(yè)條件下，要獲得所要求的分離，需要85-100的理論級(jí)數(shù)。乙苯是作為塔頂餾出物回收的，而苯乙烯是作為塔底產(chǎn)物回收的。典型的設(shè)計(jì)是采用70mmHg(絕對(duì)壓力)的塔頂壓力和145mmHg絕對(duì)壓力的塔底壓力。在此壓力分布下，塔頂和塔底溫度分別約為66℃和92℃。熱量經(jīng)熱虹吸管型重沸器供入到該塔之中。通常地，低壓物流，在約115-130℃間冷卻，是用來作為所述的熱源。來自塔頂?shù)乃斦羝稍诶鋮s水或空氣翅片式熱交換器中進(jìn)行冷凝。為了使烴類到達(dá)所述塔真空系統(tǒng)的損失最小化，在經(jīng)冷凝之后，塔頂餾出物對(duì)其作過冷處理，通常使其溫度降至約40-50℃。為了進(jìn)一步防止烴類進(jìn)入到真空系統(tǒng)中，該塔還裝配有一個(gè)通風(fēng)冷凝器，它可冷卻/冷凝殘余的塔頂蒸汽物流的大部分至約10℃。
就上面所述的系統(tǒng)來說，對(duì)于一個(gè)設(shè)計(jì)生產(chǎn)500000mta(公噸/年)苯乙烯產(chǎn)物的工廠，蒸餾塔需要的熱量輸入為28.5百萬kcal/hr(113mmBtu/hr)。需要支持這種分離的效用大約為54300kg/hr水蒸汽和2970立方米/小時(shí)的冷卻水循環(huán)流速。對(duì)應(yīng)于本實(shí)例的代表性選擇模擬塔級(jí)數(shù)數(shù)據(jù)如下表Ⅰ中所示表Ⅰ級(jí)數(shù)溫度壓力來自級(jí)數(shù)的物流 進(jìn)料#℃ psiaKgmol/hr蒸汽 液體93*510.00.870 - 5.892*445.01.064 12.4 2451.791*365.51.354 2837.32684.06.0*190 66.21.370 3063.72682.6
65 76.91.7733014.23506.9994.1*2491.62.7552939.43555.0391.82.7722940.63556.2291.92.7882941.73553.8192.42.8042939.3*1流向級(jí)91的進(jìn)料物流=6.0kgmol/hr.(漏氣量)*2流向級(jí)65的進(jìn)料物流=994.1kgmol/hr*3級(jí)91流出的蒸汽塔頂餾出物=2837.3kgmol/hr*4級(jí)92流出的液體物流=379.0kgmol/hr級(jí)92排放的蒸汽物流=12.4kgmol/hr*5級(jí)93流出的蒸汽物流=6.7kgmol/hr塔底流出物=614.4kgmol/hr內(nèi)部回流比=7.1塔所需的熱量輸入=28.506百萬kcal/hr級(jí)93表示通風(fēng)冷凝器級(jí)92表示主冷凝器級(jí)91表示塔頂級(jí)1表示重沸器采出實(shí)例2本實(shí)例是根據(jù)本發(fā)明的一個(gè)代表性實(shí)施例，如圖1所示，其中，含有乙苯和苯乙烯單體的混合進(jìn)料物流，被分為兩路工藝物流，分別在不同壓力和溫度條件下進(jìn)行操作的兩個(gè)串聯(lián)式蒸餾塔中進(jìn)行蒸餾。這些塔的壓力是這樣設(shè)置的，可使得其中一個(gè)塔的塔頂冷凝溫度高于另一個(gè)塔的塔底溫度。因?yàn)閬碜愿邏核乃斦羝窃跍囟雀哂诘蛪核乃诇囟认逻M(jìn)行冷凝的，所以，這種蒸汽物流可用作低壓塔的熱源，并產(chǎn)生令人驚奇的處理效率和協(xié)同作用。
在本發(fā)明的這個(gè)實(shí)例中，低壓塔是在36mmHg絕對(duì)壓力(0.677psia)的塔頂壓力和100mmHg絕對(duì)壓力(1.934psia)的塔底壓力條件下進(jìn)行操作的。在此塔底壓力下，塔底液體混合物的沸點(diǎn)為82.6℃。高壓塔是在290mmHg絕對(duì)壓力(5.704psia)的塔頂壓力和365mmHg絕對(duì)壓力的塔底壓力條件下進(jìn)行操作的。在此操作壓力下，來自壓塔的塔頂蒸汽在101.7℃時(shí)冷凝，它明顯地高于本發(fā)明目的的低壓塔的塔底溫度(82.6℃)。因?yàn)榭梢垣@得足夠的熱驅(qū)動(dòng)力，較高壓力的塔頂餾出物就可用來使來自低壓塔的塔底循環(huán)物流重沸。在此設(shè)計(jì)中，熱量從一個(gè)塔系統(tǒng)中串聯(lián)地傳到另一個(gè)塔系統(tǒng)中。在本實(shí)例中，總進(jìn)料物流經(jīng)分裂后，使47％的進(jìn)料流到高壓塔中。在這些塔之間的進(jìn)料分裂是這樣設(shè)定的，可使得高壓塔頂餾出物冷凝負(fù)荷與低壓塔的重沸負(fù)荷相匹配。唯一供入到這種雙塔系統(tǒng)的熱量，是經(jīng)高壓塔的重沸器，以16.58mmkcal/hr(65.9mmBtu/hr)的速率進(jìn)行供熱的。同樣地，這種雙塔系統(tǒng)中唯一重要的熱量移走步驟，是從低壓塔的冷凝器中移走的。這種聯(lián)合系統(tǒng)的預(yù)計(jì)動(dòng)力消耗量為31600kg/hr的物流輸入和1500m3/hr的冷卻水循環(huán)。這意味著，與實(shí)例1所需要的熱量和冷卻要求相比，分別可節(jié)約40％的水蒸氣消耗和約50％的冷卻水循環(huán)。
對(duì)應(yīng)于本實(shí)例的低壓和高壓塔的代表性選擇模擬塔級(jí)數(shù)數(shù)據(jù)如下表Ⅱ-A(低壓)和Ⅱ-B(高壓)所示表Ⅱ-A(低壓)級(jí)數(shù)溫度壓力來自級(jí)數(shù)的物流進(jìn)料#℃ Psia kgmol/hr蒸汽 液體93*510.00.387- 12.992*437.80.48317.81268.191*350.00.6771473.4 1332.53.8*190 50.80.6911534.1 1331.8…65 64.31.0401512.0 1739.0524.1*2…4 81.71.8921449.9 1773.13 81.91.9061450.6 1773.82 82.11.9201451.3 1772.91 82.61.9341450.4 -*1流向級(jí)91的進(jìn)料物流=3.8kgmol/hr.(漏氣量)
*2流向級(jí)65的進(jìn)料物流=524.1kgmol/hr*3級(jí)91流出的蒸汽塔頂餾出物=1473.4kgmol/hr*4級(jí)92流出的液體物流=200.5kgmol/hr級(jí)92排放的蒸汽物流=17.8kgmol/hr*5級(jí)93流出的蒸汽物流=4.8kgmol/hr塔底流出物=322.5kgmol/hr內(nèi)部回流比=6.6低壓塔所需的熱量輸入(來自高壓塔)=14.270百萬kcal/hr表Ⅱ-B(高壓)級(jí)數(shù)溫度 壓力 來自級(jí)數(shù)的物流進(jìn)料# ℃ Psiakgmol/hr蒸汽 液體93*510.0 5.318-148.992*4101.75.511152.81610.491*3103.95.7041787.1 1626.33.8*190 104.35.7191799.2 1626.765 111.16.0951764.0 2085.1464.8*24 119.47.0131787.9 2080.13 119.57.0281788.2 2080.32 119.67.0431788.5 2077.71 120.07.0581785.8 -*1流向級(jí)91的進(jìn)料物流=3.8kgmol/hr.(漏氣量)*2流向級(jí)65的進(jìn)料物流=464.8kgmol/hr*3級(jí)91流出的蒸汽塔頂餾出物=1787.1kgmol/hr*4級(jí)92流出的液體物流=172.8kgmol/hr級(jí)92排放的蒸汽物流=152.8kgmol/hr*5級(jí)93流出的蒸汽物流=3.9kgmol/hr塔底流出物=291.9kgmol/hr內(nèi)部回流比=9.4塔所需的熱量輸入=16.580百萬kcal/hr
實(shí)例3如前所述，在乙苯(EB)脫氫制備苯乙烯的苯乙烯單體(SM)工廠中，反應(yīng)劑乙苯進(jìn)料，流過反應(yīng)器的單程轉(zhuǎn)化率通常為50-70％。未反應(yīng)的乙苯必須要接著對(duì)其進(jìn)行回收，并要在其循環(huán)回到反應(yīng)系統(tǒng)之前從苯乙烯產(chǎn)物中分離出來。在反應(yīng)區(qū)，還有較EB更輕的組分和較苯乙烯更重的組分形成。輕組分、乙苯、苯乙烯和重組分的混合物，通常是進(jìn)料到一個(gè)蒸餾聯(lián)動(dòng)裝置中，以純化SM和回收EB。通常的實(shí)際操作是采用三步蒸餾方法來實(shí)現(xiàn)這些純化的。
為了分離上述的組分，苯乙烯工廠的蒸餾區(qū)通常是由三個(gè)獨(dú)立的塔系統(tǒng)組成的。在此塔系中的第一塔，回收輕組分如苯和甲苯(B/T塔)，如圖1中塔550所示；第二塔回收未反應(yīng)的乙苯(EB/SM塔)；第三塔從所得到的苯乙烯產(chǎn)物中蒸餾出重組分(最后塔)，如圖1中的塔600所示。
苯乙烯工廠蒸餾區(qū)的這種典型的三塔系列，可進(jìn)一步證實(shí)本發(fā)明的令人驚奇和完全料想不到的優(yōu)點(diǎn)，與可能替代的串聯(lián)式重沸構(gòu)造相比，它們可能與本發(fā)明相似，但是，它們會(huì)導(dǎo)致明顯不同的費(fèi)用和能量效率的結(jié)果。
實(shí)例3和4用來說明用于苯乙烯工廠蒸餾區(qū)傳統(tǒng)的三塔系統(tǒng)中采用通常設(shè)計(jì)將能量串聯(lián)地從一個(gè)塔系統(tǒng)傳到另一個(gè)塔系統(tǒng)的實(shí)施，但是，沒有采用本發(fā)明的將EB/SM物流分為二路工藝物流從而在兩個(gè)串聯(lián)的EB/SM蒸餾塔中進(jìn)行單獨(dú)地蒸餾的新穎設(shè)計(jì)。對(duì)于實(shí)例3，采用傳統(tǒng)的三塔系統(tǒng)，使來自乙苯/苯乙烯(EB/SM)塔(為該傳統(tǒng)系統(tǒng)的中間塔)的塔頂蒸汽的熱量，串聯(lián)地傳到最后塔中，所述最后塔可除去重組分(最后塔)。
熱量通常是經(jīng)兩個(gè)獨(dú)立的重沸器供入到最后塔的。第一較大的重沸器，它為該塔提供大部分的熱量輸入，通常是在低溫下進(jìn)行操作的，而第二較小的重沸器是在相對(duì)較高的溫度下供給熱量的。較高的溫度作業(yè)是從目標(biāo)苯乙烯單體中除去重聚合物所必須的。為了有效地從苯乙烯中除去所述的聚合物，高溫汽提通常是在約130℃的溫度下進(jìn)行的。在此提高的溫度下，殘余物汽提重沸器與其它物流的串聯(lián)重沸在苯乙烯蒸餾時(shí)就不再是可行的。但是，最后塔的較大的低溫重沸器可候選用來進(jìn)行串聯(lián)重沸。例如，通常地，可供考慮的兩塔(EB/SM和最后塔)可具有下述的操作參數(shù)標(biāo)準(zhǔn)操作參數(shù)EB/SM塔最后塔塔頂冷凝溫度(℃) 45 45塔頂壓力(psia) 1.354 0.773塔底溫度(℃) 93 98系統(tǒng)熱量輸入(mmkcal/hr)7.33.4這種雙塔系統(tǒng)所需要的總熱量輸入為10.7mmkcal/hr(7.3+3.4)。最后塔中的熱量輸入包括高溫源和低溫源。為了獲得有效的熱量驅(qū)動(dòng)力，采用EB/SM塔的塔頂蒸汽使最后塔重沸，EB/SM塔的壓力必須要提高，而最后塔的壓力必須要降低。假定與上述的標(biāo)準(zhǔn)情形具有相同的進(jìn)料速率和產(chǎn)物組成，則一套用于實(shí)例3串聯(lián)重沸改進(jìn)的可行操作條件如下表所示串聯(lián)重沸改進(jìn)EB/SM塔最后塔塔頂冷凝溫度(℃) 10538塔頂壓力(psia) 6.575 0.580塔底溫度(℃) 12396系統(tǒng)熱量輸入(mmkcal/hr) 8.93.3可回收的低溫?zé)崃?mmkcal/hr) ---2.8在這種情形中，EB/SM塔的塔頂蒸汽是用來重沸最后塔的塔底流出物。所述的塔頂蒸餾物流的一部分，在位于該塔底部的最后塔的重沸器中冷凝。沒有用于串聯(lián)重沸的來自EB/SM塔的其余蒸汽，直接流到冷卻水冷凝器。在上述的操作條件下，可以用于串聯(lián)重沸的溫差大約為9℃(105-96)。據(jù)此方案，供入到塔中的凈熱量總量為9.4mmkcal/hr(8.9+3.3-2.8)。
在EB/SM塔所要求的較高操作壓力下，兩種主要成分乙苯和苯乙烯的相對(duì)揮發(fā)性都降低，它要求增加20％的能量，才能獲得與標(biāo)準(zhǔn)設(shè)計(jì)同等程度的分餾(7.3相對(duì)于8.9mmkcal/hr)。盡管這種串聯(lián)重沸改進(jìn)，一方面可從EB/SM塔中回收能量，通過串聯(lián)傳給最后塔，但是，反過來，在較高壓力下操作EB/SM塔的需要將會(huì)提高所要求的能量輸入?？偟恼f來，對(duì)于本實(shí)例而言，串聯(lián)重沸可節(jié)省大約1.3mmkcal/hr。根據(jù)目前的能量?jī)r(jià)格，這意味著每年可節(jié)省能量費(fèi)用約100000美元。
但是，在較高壓力和溫度下操作EB/SM塔，它要求聚合抑制劑的添加速率必須顯著地增加。在串聯(lián)重沸改進(jìn)所要求的較高溫度下，EB/SM塔中的苯乙烯聚合速率高出標(biāo)準(zhǔn)(非串聯(lián)重沸)情形的7-8倍。例如，如果聚合抑制劑的劑量增加一倍，則抑制劑的增加成本將會(huì)大約相當(dāng)于由串聯(lián)重沸所預(yù)計(jì)節(jié)省的總能量費(fèi)用。而且，在這些條件下，可以預(yù)期對(duì)于重組分和聚合物的收率損失也將會(huì)增加。因此，從整體上評(píng)價(jià)實(shí)例3，就可得出這樣的結(jié)論，即增加的抑制劑成本抵消了這種方案所有預(yù)計(jì)節(jié)省的能量費(fèi)用。此外，如果串聯(lián)重沸本身提高了經(jīng)濟(jì)投資，相對(duì)于標(biāo)準(zhǔn)設(shè)計(jì)，則這種串聯(lián)重沸改進(jìn)的支出，很明顯就不能滿足通常的應(yīng)用最低要求，而它是為能量回收方案辯護(hù)所必須的。因此，實(shí)例3可能會(huì)指導(dǎo)本領(lǐng)域的技術(shù)人員，不要企圖將串聯(lián)重沸技術(shù)引入到傳統(tǒng)的EB/SM蒸餾系統(tǒng)之中。
實(shí)例4傳統(tǒng)EB/SM蒸餾系統(tǒng)的第二種可能的串聯(lián)重沸改進(jìn)包括采用EB/SM塔頂蒸汽使蒸餾聯(lián)動(dòng)裝置(B/T塔)的第一塔重沸。第一塔(苯/甲苯除去塔)的熱量負(fù)載僅相當(dāng)于供入到蒸餾區(qū)總能量的10％。假定B/T塔需要相對(duì)少量的熱量，通常不能附加投資為支持這種串聯(lián)重沸操作。而且，因?yàn)榱魅氲竭@一初始塔中的進(jìn)料物流中含有溶解的輕質(zhì)氣體，所以通常是難以降低這種塔的壓力。降低這種塔的壓力，將會(huì)引起流入該塔真空系統(tǒng)的烴類損失有較大的增加。由于B/T塔的正常塔底溫度在100℃左右，所以串聯(lián)重沸是難以進(jìn)行的，除非熱源的溫度有108-110℃。而且，如果在這種較高的塔頂溫度下操作EB/SM塔，將會(huì)引起苯乙烯聚合反應(yīng)速率顯著地增加。與前述實(shí)例3中所述的最后塔改進(jìn)相似，增加的聚合抑制劑的成本，將會(huì)抵消所有節(jié)省的能量費(fèi)用。此外，基于經(jīng)濟(jì)方面考慮，在通常條件下也不會(huì)證明采用EB/SM塔的塔頂餾出物的苯/甲苯塔的串聯(lián)重沸是妥當(dāng)?shù)?，。與實(shí)例3相似，實(shí)例4將會(huì)指導(dǎo)本領(lǐng)域的技術(shù)人員，不要企圖將串聯(lián)重沸技術(shù)引入到傳統(tǒng)的EB/SM蒸餾系統(tǒng)之中。
對(duì)于本領(lǐng)域的技術(shù)人員來說，在不脫離本發(fā)明的范圍內(nèi)對(duì)上述的設(shè)備和方法所做的其它變化和改進(jìn)，是顯而易見，而且，可以預(yù)料所有包含在上述說明書中的內(nèi)容應(yīng)該理解為是用來作為實(shí)例供說明之用，而不是用作限定之用的的。更為重要的是，盡管本發(fā)明的多個(gè)實(shí)施例是參照乙苯與苯乙烯單體分離而進(jìn)行描述，作為通過乙苯脫氫反應(yīng)生產(chǎn)苯乙烯的整個(gè)工廠的一部分，但是，本申請(qǐng)所述的設(shè)備和方法，同樣，也可適用于其它的混合物，如同乙苯和苯乙烯的分離一樣，可分離其它的烴類混合物，在這些混合物中的組分彼此具有相對(duì)很接近的揮發(fā)性從而使得蒸餾分離變得難以進(jìn)行。
權(quán)利要求
1．一種用來將第一烴類化合物從主要由所述的第一烴類化合物和具有相似揮發(fā)性的第二烴類化合物所組成的烴類混合物中蒸餾分離出來的設(shè)備，所述的設(shè)備包括(a)第一和第二塔裝置，每個(gè)塔裝置在不同的壓力和溫度條件下蒸餾至少一部分所述的烴類混合物，其中，所述的塔裝置中的一個(gè)塔裝置包括一個(gè)高壓蒸餾塔和一個(gè)與之相連的熱源，而第二塔裝置包括一個(gè)低壓蒸餾塔和一個(gè)與之相連的熱源；(b)流體分裂器裝置，用來將所述的烴類混合物物流分裂為第一和第二工藝物流；(c)第一和第二管道，用來將所述的第一和第二工藝物流分別傳送到所述的第一和第二塔裝置中；(d)第三管道，用來將從高壓蒸餾塔上部區(qū)域流出的塔頂餾出物傳送到一個(gè)熱交換區(qū)域；(e)熱交換裝置，它位于所述的熱交換區(qū)域，借此所述的塔頂餾出物就可與來自低壓蒸餾塔下部區(qū)域的塔底流出物進(jìn)行熱交換，從而可得到加熱的塔底流出物；和(f)用來使所述加熱后的塔底流出物返回到低壓蒸餾塔的裝置。
2．權(quán)利要求1所述的設(shè)備，其中所述的流體分裂器裝置還包括流量控制元件，用來控制所述的第一和第二工藝物流的分配比例。
3．權(quán)利要求1所述的設(shè)備，其中所述的位于所述熱交換區(qū)域的熱交換裝置包括一個(gè)重沸器。
4．權(quán)利要求1所述的設(shè)備，其中所述的與每個(gè)蒸餾塔相連的熱源包括一個(gè)重沸器。
5．權(quán)利要求1所述的設(shè)備，還包括一個(gè)第四管道，用來使來自所述熱交換區(qū)域的所述塔頂餾出物的至少一部分返回到所述的高壓蒸餾塔中。
6．一種用來從乙苯原料通過脫氫反應(yīng)和隨后的分離以生產(chǎn)純化過的苯乙烯單體的系統(tǒng)，所述的系統(tǒng)包括(a)一個(gè)脫氫反應(yīng)器，它填充有一種脫氫催化劑，并具有一個(gè)脫氫反應(yīng)器入口和一個(gè)脫氫反應(yīng)器出口；(b)分裂器裝置，它與所述的脫氫反應(yīng)器出口線性地連接，用來將所述脫氫反應(yīng)器出口流出的流體物流分裂為第一和第二部分；(c)第一管道，它與所述的分裂器裝置是連通的，用來將所述的第一部分傳送到所述的第一蒸餾塔中；(d)第二管道，它與所述的分裂器裝置是連通的，用來將所述的第二部分傳送到所述的第二蒸餾塔中；(e)串聯(lián)重沸器裝置，它與所述的第二蒸餾塔相連，所述的串聯(lián)重沸器裝置包括用來回收所述第二蒸餾塔下部區(qū)域流出的塔底流出物的裝置；用來使回收的塔底流出物與另一路具有較高溫度的流體物流進(jìn)行熱接觸從而得到加熱的塔底流出物的裝置；和此后用來使所述加熱后的塔底物流返回到所述的第二蒸餾塔中的裝置；和(f)第三管道，用來將所述第一蒸餾塔上部區(qū)域流出的塔頂餾出物傳送到所述的串聯(lián)重沸器裝置中，用作另一路具有較高溫度的物流。
7．權(quán)利要求6所述的系統(tǒng)，還包括第三蒸餾塔，它線性地設(shè)置在所述的脫氫反應(yīng)器和所述的分裂器裝置之間，用來將苯乙烯和乙苯與脫氫反應(yīng)器流出物中的輕組分分離開來。
8．權(quán)利要求6所述的系統(tǒng)，還包括第四蒸餾塔，它線性地設(shè)置在所述第一和第二蒸餾塔的下游，用來分離苯乙烯和重?zé)N類組分。
9．權(quán)利要求6所述的系統(tǒng)，其中所述的分裂器裝置包括流量控制元件，用來控制所述的第一和第二部分的比例。
10．權(quán)利要求6所述的系統(tǒng)，還包括一個(gè)第四管道，用來使來自所述串聯(lián)重沸器裝置的所述塔頂餾出物的第一部分作為回流物流返回到所述的第一蒸餾塔中。
11．權(quán)利要求10所述的系統(tǒng)，還包括一個(gè)第五管道，用來使來自所述串聯(lián)重沸器裝置的所述塔頂物流的第二部分作為循環(huán)物流循環(huán)到所述的脫氫反應(yīng)器中。
12．一種用來從主要由苯乙烯和乙苯所組成的混合烴類物流中分離出苯乙烯單體的方法，它包括以下步驟(a)將所述的混合烴類物流分裂為第一和第二部分；(b)在第一蒸餾塔中蒸餾所述的第一部分，以得到部分純化的苯乙烯作為第一塔的塔底流出物，并得到主要由乙苯組成的第一塔塔頂餾出物；(c)在第二蒸餾塔中蒸餾所述的第二部分，以得到部分純化的苯乙烯作為第二塔的塔底流出物，并得到主要由乙苯組成的第二塔塔頂餾出物；和(d)加熱所述第二塔的塔底流出物的循環(huán)部分，是通過使之與所述的第一塔的塔頂餾出物進(jìn)行熱接觸以冷卻和至少部分地冷凝所述第一塔的塔頂餾出物而實(shí)現(xiàn)，之后，使加熱后的第二塔的塔底流出物返回到所述第二塔的下部區(qū)域。
13．權(quán)利要求12所述的方法，還包括使冷卻后和至少部分冷凝的第一塔的塔頂餾出物的至少一部分返回到所述第一蒸餾塔的返回步驟。
14．權(quán)利要求12所述的方法，其中所述的第一蒸餾塔是在較所述的第二蒸餾塔更高的壓力和更高的溫度下操作的。
15．權(quán)利要求12所述的方法，其中所述的第一蒸餾塔是在該下部區(qū)域壓力約為5-9psia至該塔上部區(qū)域壓力約為4-7psia的條件下操作的，而所述的第二蒸餾塔是在該塔下部區(qū)域壓力約為1-3psia至該塔上部區(qū)域壓力約為0.4-1.5psia的條件下操作的。
16．權(quán)利要求12所述的方法，其中(a)所述的第一蒸餾塔是在這樣的處理?xiàng)l件下進(jìn)行的，其中該塔的下部區(qū)域壓力約為5-9psia，溫度約為110-130℃，該塔的上部區(qū)域壓力約為4-7psia，溫度約為90-110℃；和(b)所述的第二蒸餾塔是在這樣的處理?xiàng)l件下進(jìn)行的，其中該塔的下部區(qū)域壓力約為1-3psia，溫度約為70-95℃，該塔的上部區(qū)域壓力約為0.4-1.5psia，溫度約為40-70℃。
17．權(quán)利要求12所述的方法，其中所述的第一部分與第二部分的體積比范圍約為90∶10至10∶90。
18．權(quán)利要求12所述的方法，其中所述的第一部分與第二部分的體積比范圍約為60∶40至40∶60。
19．權(quán)利要求12所述的方法，還包括一個(gè)蒸餾步驟，處于所述分裂步驟的上游，以基本上除去所述混合烴類物流中的輕組分。
20．權(quán)利要求19所述的方法，還包括一個(gè)蒸餾步驟，處于所述第一和第二蒸餾塔的下游，以基本上將較重?zé)N類組分從部分純化的苯乙烯中分離出來。
全文摘要
用來蒸餾分離苯乙烯單體與乙苯的設(shè)備和方法,是采用一路分裂進(jìn)料從流體分裂器(106)流入到兩個(gè)蒸餾塔(包括一個(gè)高壓蒸餾塔(110)和一個(gè)低壓蒸餾塔(130)中,分別在重沸器(118和138)協(xié)同重沸從而利用其中一個(gè)塔流出的塔頂餾出物熱能為另一個(gè)塔提供熱量。
文檔編號(hào)B01D3/14GK1309578SQ99807390
公開日2001年8月22日 申請(qǐng)日期1999年6月14日 優(yōu)先權(quán)日1998年6月19日
發(fā)明者V·A·韋爾奇 申請(qǐng)人:華盛頓集團(tuán)國(guó)際公司