CN100593531C

CN100593531C - 回收提纯苯乙烯的方法

Info

Publication number: CN100593531C
Application number: CN200610029973A
Authority: CN
Inventors: 肖剑; 钟禄平; 陈秀宏; 张惠明
Original assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Shanghai Research Institute of Petrochemical Technology
Current assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Shanghai Research Institute of Petrochemical Technology
Priority date: 2006-08-11
Filing date: 2006-08-11
Publication date: 2010-03-10
Anticipated expiration: 2026-08-11
Also published as: CN101121633A

Abstract

本发明涉及一种回收提纯苯乙烯的方法，主要解决从含苯乙烯C₈馏分中分离苯乙烯时其纯度、硫含量和色度不高的技术问题。本发明通过采用包括以下步骤：a)含苯乙烯的原料在第一塔塔顶脱除轻组份，塔釜排出物流I；b)物流I进入第二塔并从塔釜脱除重组份，塔顶排出物流II；c)物流II进入加氢反应器，使苯乙炔选择性加氢为苯乙烯，并产生反应器流出物流III；d)物流III进入第三塔中部，第三塔上部进添加有阻聚剂的溶剂，进行萃取精馏；塔顶得非芳烃及比苯乙烯沸点低的芳烃，塔釜得萃取精馏溶剂和苯乙烯的混合物进第四塔并由其塔顶得粗苯乙烯，塔釜得萃取精馏溶剂；e)粗苯乙烯去氧化反应器脱除硫化合物，然后和氧化剂分离后送第五塔中部，产品苯乙烯由该塔塔顶侧线采出的技术方案较好地解决了该问题，可用于从裂解汽油中回收苯乙烯的工业生产中。

Description

回收提纯苯乙烯的方法

技术领域

本发明涉及一种回收提纯苯乙烯的方法，特别是关于一种从含苯乙烯C₈芳烃馏份中分离苯乙烯的方法。

背景技术

采用石脑油类为原料的乙烯裂解装置中，其二甲苯的含量为0.06～0.07吨/吨乙烯，而裂解汽油C₈馏分中二甲苯∶苯乙烯∶乙苯的比例通常为4∶3∶1。据此推算，一套60万吨/年的乙烯装置，可回收苯乙烯约为2.9万吨/年，若将其中的乙苯脱氢回收，苯乙烯产量还可提高，具有一定的回收价值。从裂解汽油中回收苯乙烯可消除传统裂解汽油装置中苯乙烯加氢的氢气消耗量，从而减轻加氢装置的负荷；回收混二甲苯中的乙苯含量大大减少，可作为二甲苯异构化生产对二甲苯的原料；可回收相当数量的苯乙烯。

含苯乙烯的裂解汽油中含许多与苯乙烯沸点相近的组分如二甲苯、乙苯等，采用常规蒸馏方法难以分离，但由于苯乙烯是烷基化的不饱和芳香化合物。因此可利用极性萃取溶剂对不饱和化合物具有更大亲合力的性质来分离这类烃化合物。因此，萃取蒸馏是从裂解汽油中回收苯乙烯的最有效的办法。因邻二甲苯与苯乙烯的沸点差别最小，故邻二甲苯为轻关键组分，苯乙烯为重关键组分。通过回收苯乙烯，可改善回收二甲苯的组成，使之成为二甲苯异构化制对二甲苯的合适原料。

1980年DSM公司从Toray公司购买了从裂解汽油直接制造苯乙烯的专利技术。经过DSM公司研究部的进一步开发，于1996年同Badger公司在荷兰Beek建立了一套2.7万吨/年的工业装置。其原料用的裂解汽油由相应的乙烯厂提供。DSM法可以得到纯度大于99.7％的苯乙烯，同时可生产对二甲苯，产品由它们开发的专用萃取剂进行萃取分离。

Toray公司的专利US3763015中提出采用蒸汽裂解中120～160℃的组分，经萃取蒸馏得到粗苯乙烯，经蒸馏提纯得到无色的高纯度苯乙烯，萃取溶剂采用含亚硝酸盐阻聚剂的二甲基乙酰胺。其采用的苯乙烯脱色方法是用60％的硝酸处理，碱洗再减压蒸馏。

US5849982和US5877385使用环丁砜和水为溶剂以提高二甲苯对苯乙烯的相对挥发度。过程包括预分馏、提浓、萃取、溶剂回收、精制等工序。苯乙烯产品的纯度可达99.9％，苯乙炔含量少于50ppm。萃取蒸馏塔的塔顶馏分可回收高质量的二甲苯。

Krupp Uhde公司认为(石油化工要闻1998；(12)：13)，N-甲酰基吗啉很适宜作回收苯乙烯的溶剂。同时为防止苯乙烯的聚合需在粗裂解汽油中加入阻聚剂DNBP(2-叔丁基-4，6-二硝基苯酚)。由于苯乙炔不能在萃取蒸馏中除去，故必须在萃取前进行选择加氢，并采用一种贵金属钯催化剂。该公司的专利中提出了一种将从裂解汽油中得到的苯乙烯脱色的工艺，采用至少一种亲二烯烃体(如：顺酐)及阻聚体(如：2-叔丁基-4，6-二硝基酚)。将该混合物在50～140℃间加热，然后分离出无色的苯乙烯。

JP 56-145230采用二、三甘醇为萃取溶剂，从蒸汽裂解装置中萃取出苯乙烯，萃取溶剂的用量为5～20倍量，真空度为100毫米汞柱，保持塔釜温度低于100℃。以重量百分比计的原料组成：47.5％邻二甲苯，52.5％苯乙烯；塔顶抽余物组成：71.9％邻二甲苯，29.1％苯乙烯；粗苯乙烯的纯度：4.2％邻二甲苯，95.8％苯乙烯。

US3953300采用含1～30％水的N-甲酰吗啉作为萃取溶剂，采用二次萃取蒸馏法分离苯乙烯。以重量百分比计的C₈原料进料量中C₈烷烃和烯烃3.5％，邻二甲苯17.0％，间、对二甲苯43.1％，乙苯8.6％，苯乙烯27.8％。萃取溶剂采用含5％水的N-甲酰吗啉，溶剂比为15。萃取蒸馏塔操作条件：塔顶真空度140毫米汞柱；塔板数80块；回流比5。以重量百份比计的塔顶抽余物组成为C₈烷烃和烯烃4.8％，邻二甲苯23.3％，间、对二甲苯59.6％，乙苯11.9％，苯乙烯0.41％。塔底组成：苯乙烯84.9％，邻二甲苯15.1％。萃取蒸馏塔2操作条件为：塔顶真空度：160毫米汞柱；塔板数60块；塔底温度100℃；回流比2.5。以重量百份比计的塔顶抽余物组成：苯乙烯62.0％，邻二甲苯38.0％；塔底组成：苯乙烯99.8％，邻二甲苯0.2％。

US4714793采用N-氨烷基哌嗪作为萃取溶剂和苯乙烯阻聚剂，从C₈馏分中萃取苯乙烯，工艺过程为1、萃取蒸馏塔将苯乙烯与沸点与之接近的化合物如邻二甲苯和乙苯分离；2、溶剂分离塔将苯乙烯及高沸物(如：苯乙炔)从氨溶剂中分离出来；3、萃取蒸馏塔将苯乙烯从高沸物中分离出来；4、溶剂分离塔将高沸物从氨溶剂中分离出来；5溶剂提纯塔将重组份(如：聚合物)从氨溶剂中除去。苯乙烯产品的色度APHA小于5。

US 4031153采用含0.5～3％水的丁二腈为萃取溶剂，从含乙苯、二甲苯、苯乙烯及少量C₈～C₉非芳烃的C₈馏分中分离苯乙烯。先通过蒸馏塔将邻二甲苯、苯乙烯的重组分与对二甲苯和间二甲苯及乙苯分离出来，再经另一蒸馏塔将邻二甲苯、苯乙烯从重组分中分离出来。再经萃取蒸馏分离出含苯乙烯富溶剂。再经溶剂分离塔分离出苯乙烯。US412605还提出采用烷基苯磺酸铜(如：十二烷基苯磺酸)作为烯烃络合剂，分离C₈馏分中苯乙烯，该工艺过程为：先将含苯乙烯的C₈馏分选择性加氢以除去原料中的双烯烃和炔烃，再与烷基苯磺酸铜进行络合，将络合产物分离，再用CO将含烯烃的苯乙烯置换出来，最后将含非芳烯烃的苯乙烯通过常规的蒸馏装置分离出苯乙烯。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是现有技术中存在的苯乙烯含硫高和色度差的问题，提供一种新的回收提纯苯乙烯的方法。该方法具有苯乙烯回收率高，苯乙烯产品色度好，硫含量低的优点。

为了解决上述技术问题，本发明采用的技术方案如下：一种回收提纯苯乙烯的方法，包括以下步骤：

a)以含苯乙烯的C₈芳烃馏分的原料进入第一分离塔中部，经第一分离塔分离，从塔顶脱除比C₈芳烃沸点低的轻组份，塔釜排出物流I；

b)物流I进入第二分离塔中部，经第二分离塔分离，从塔釜脱除比C₈芳烃沸点高的重组份，塔顶排出物流II；

c)物流II进入选择性加氢反应器，在加氢催化剂的作用下使C₈芳烃馏份中的苯乙炔选择性加氢转化为苯乙烯，同时产生反应器流出物流III；

d)物流III进入第三分离塔中部，第三分离塔上部进高沸点溶剂，溶剂中添加阻聚剂抑制苯乙烯聚合，进行萃取精馏；在塔顶得到非芳烃和比苯乙烯沸点低的或饱和的芳烃，塔釜得萃取精馏溶剂和苯乙烯的混合物，其中溶剂选自丁二腈、N，N-二甲基乙酰胺、N-甲基-2-吡咯烷酮、2-吡咯烷酮、二甲基亚砜、氨乙基哌嗪、N-甲酰基吗啉、环丁砜中的至少一种；阻聚剂以重量百分比计包括以下组分：a)20～80％的亚硝酸盐；b)10～50％的醌类化合物；c)1～30％的硝基酚及其衍生物，其中硝基酚及其衍生物选自2，6-二硝基对甲酚、4，6-二硝基-2-仲丁基酚、2，4-二硝基苯酚、对甲基酚、苯酚或硝基苯酚中的至少一种，亚硝酸盐选自亚硝酸锂、亚硝酸钠或亚硝酸钾中的至少一种，醌类化合物选自苯醌、菲醌、蒽醌或3个碳原子及以上的烷基取代的苯醌或菲醌的异构体中的至少一种；

e)由第三分离塔得到的溶剂和苯乙烯的混合物进入第四分离塔上部，经分离在塔顶得到粗的苯乙烯，塔釜得萃取精馏溶剂，溶剂循环回第三精馏塔的上部；

f)由第四分离塔塔顶得到的粗苯乙烯进入加有氧化剂的氧化反应器，进行氧化反应，脱除粗苯乙烯中的硫化合物，使总硫含量降到25ppm以下；其中氧化剂选自液相氧化剂或固相氧化剂，液相氧化剂选自过氧化氢、高锰酸钾溶液或重铬酸钾溶液中的至少一种；固相氧化剂选自氧化锌或氧化铁中的至少一种；

g)将脱除硫化合物的粗苯乙烯和氧化剂残液或残渣进行固液分离或液液分离；

h)脱除硫化合物后的粗苯乙烯进入第五分离塔中部，对苯乙烯进行精制，塔顶进一步脱除轻组份，塔釜脱除比苯乙烯沸点高的重组份，产品苯乙烯由塔顶以下1～10块板的位置侧线采出；第五分离塔顶部的轻组份返回到第一分离塔的中部或第三分离塔的中部进一步回收其中的苯乙烯；第五分离塔釜的重组份排出。

上述技术方案中，第一分离塔优选方案有20～40块理论塔板；操作压力为常压或负压；塔顶温度优选范围为53～102℃，塔釜温度优选范围为84～142℃。第二分离塔有25～45块理论塔板；操作压力为负压，以绝压计的操作压力为0～50KPa，塔顶温度为59℃～87℃，塔釜温度为94℃～134℃。加氢反应器优选方案采用固定床反应器，采用负载钯或镍的氧化铝催化剂，以表压计的反应压力优选范围为0～10×10⁵Pa，反应温度优选范围为20～80℃。第三分离塔优选方案为萃取精馏塔，塔内有50～70块理论塔板，溶剂由塔顶下方5～10块理论塔板的位置进料，萃取精馏溶剂以重量百分比计包括以下组分：a)15～55％的砜类化合物；b)余量的含氮类化合物，pH≈7；含苯乙烯的C₈芳烃原料由塔的20～30块理论塔板的位置进料，优选的进料位置是提馏段的高度大于精馏段的高度；以绝压计塔的操作压力优选范围为20～50KPa，塔顶温度优选范围为31～52℃，塔釜温度优选范围为89～119℃。阻聚剂的优选方案为随萃取精馏溶剂加入第三分离塔，优选的阻聚剂在溶剂中的浓度为500～2000ppm。以绝压表示的第四分离塔的操作压力优选范围为1～50KPa，更优选的压力范围是10～40KPa；第四分离塔的提馏段高度优选范围为大于精馏段高度；第四分离塔釜出料以重量百分比计的1～20％作为废物排出，其余返回第三分离塔循环使用。液相氧化剂优选方案采用以重量百分比计为1～10％的H₂O₂溶液，其中溶液中还含有以重量百分比计为65～95％的有机酸，有机酸组份含有选自甲酸、乙酸或乙酸酐中的至少一种。粗苯乙烯在进入第五分离塔中部前，粗苯乙烯用选自活性炭、活性白土或分子筛中的至少一种吸附剂进行脱色。以绝压计第五精馏塔的压力范围为1～50KPa，优选范围为5～25KPa；第五分离塔塔顶和塔釜出料以重量百分比计70～98％循环回第三分离塔的溶剂进料口以下位置进一步回收其中的苯乙烯。

本发明中，由于在裂解汽油原料分离过程中，采用以过氧化氢为氧化剂，以有机酸作催化剂的氧化脱硫工艺，有效地脱除了原料中的硫化合物。采用以选自活性炭、活性白土或分子筛中的至少一种作为吸附剂进行脱色，改善了苯乙烯产品的色度。由于将苯乙烯产品塔的塔顶和塔釜物流均循环回物流I中，进一步回收其中的苯乙烯，在保证苯乙烯产品纯度的条件下，有效地提高了回收率。本发明通过试验证明，采用本发明方法，其产物苯乙烯的色度可低至10以下，硫含量可低至20ppm，在保证产物苯乙烯以重量百分比计的纯度不低于99.7％的条件下，苯乙烯回收率可达95％，取得了较好的技术效果。

附图说明

图1为采用液相催化氧化脱硫旋流分相分离及两段吸附床的流程示例

图2为第五分离塔顶塔釜物料循环的流程示例

图1或图2中的物流1表示含苯乙烯的裂解汽油原料，所含化合物的碳原子数为5～9；2表示物流1中C_5～7的轻组份；3表示去除C_5～7的轻组份后的裂解汽油；4表示去除C₉以上重组份的裂解汽油；主要为含苯乙烯的C₈芳烃；5表示裂解汽油中的C₉以上重组份；6表示加氢脱苯乙炔后的含苯乙烯的C₈芳烃；7表示萃取精馏溶剂；8表示C₈饱和芳烃及非芳烃；9表示含苯乙烯及少量重组份的萃取精馏溶剂，又称富溶剂；10表示回收的萃取精馏溶剂；11代表萃取精馏得到的粗苯乙烯；12表示采用液相氧化脱硫后的氧化液与粗苯乙烯的混合物；13为与粗苯乙烯分离后的氧化液；14为脱硫后的粗苯乙烯；15为一段脱色后的粗苯乙烯；16为二段脱色后的粗苯乙烯；17表示粗苯乙烯中的重组份；18表示粗苯乙烯中所含的轻组份；19表示苯乙烯产品。附图1中的B1代表第一分离塔；B2代表第二分离塔；B3代表苯乙炔选择性加氢反应器；B4代表第三分离塔，即萃取精馏塔；B5代表第四分离塔，即溶剂回收塔；B6代表液液催化氧化脱硫反应器；B7代表液液分离旋流器；B8代表第一段脱色吸附床；B9代表第二段吸附脱色床；B10代表第五分离塔，即苯乙烯精制塔。图2和图3中的20代表物流6、18和19的混合物。图3中，21代表7和10的混合物；B13代表固相催化氧化脱硫反应器。

以下结合附图对本发明作详细说明。

在附图1中，含苯乙烯等C₈芳烃的原料1经第一分离塔B1分离，从塔顶除去轻组份2，塔釜物流3进入第二分离塔B2，由塔釜脱除比苯乙烯重的组份5，富集了苯乙烯的物流4由塔B1顶部出来，进入选择性催化加氢反应器B3。第一分离塔在常压下操作，第二分离塔在负压下操作，优选的操作压力范围是1～100KPa，更优选的是5～30KPa。加氢反应器优选的反应器形式是固定床反应器，优选的操作压力范围是100～1000KPa，更优选的压力范围是100～500KPa。优选的反应温度是20～200℃，更优选的是35～100℃。反应器B3中所用催化剂优选的是Al₂O₃负载的钯(Pd)或镍(Ni)催化剂。加氢后的物流6进入第三分离塔B4中部，高沸点溶剂7由第三分离塔的靠近塔顶的位置进入B4，其塔顶分离出饱和芳烃及部分低沸点的化合物，塔釜主要是萃取精馏溶剂和苯乙烯9。第三分离塔B4优选的操作压力范围是1～20KPa，更优选的是5～15KPa；优选该塔的提馏段高度大于萃取精馏段高度大于精馏段高度，优选该塔塔釜的操作温度小于120℃；优选的萃取精馏溶剂以重量百分比计包括以下组分：a)15％～55％的砜类化合物；b)40％～80％的含氮类化合物。B4塔釜物流9进入第四分离塔B5的上部进行分离，塔顶得粗苯乙烯物流11，塔釜得萃取精馏溶剂10循环回第三分离塔B4上部循环使用。粗苯乙烯物流11进入全混反应器B6进行氧化脱硫，优选的脱硫氧化剂是H₂O₂的水溶液，并以甲酸、乙酸、乙酸酐或顺酐中的至少一种作为催化剂。优选的反应停留时间是3～60分钟，更优选的是3～20分钟。反应后的物流12进入旋流器B7进行液液分离，其中水相物流13去催化剂回收和废水处理，油相物流14进入两段脱色吸附塔B8或B9，两段吸附床一开一备，切换操作。经过吸附脱色的粗苯乙烯物流16进入第五分离塔B1中部对粗苯乙烯进行精制，塔顶分离出比苯乙烯沸点低的轻组份18，塔底分出比苯乙烯沸点高的重组份，苯乙烯产品从靠近塔顶的位置侧线采出。优选的第五分离塔的操作压力范围是1～30KPa，更优选的压力范围是5～20KPa。脱色吸附塔中优选的脱色吸附剂是活性炭、Al₂O₃、分子筛、活性白土中的至少一种。

附图2是对附图1所示的流程的改进，由于第五分离塔B10塔顶物流18和塔釜物流17中仍含有相当高浓度的苯乙烯，因此将这两股物流循环回第三分离塔的萃取精馏进料中，以进一步提高苯乙烯的回收率。附图2中其它部分同附图1。

下面通过实施例对本发明作进一步的阐述。

具体实施方式

【实施例1】

采用图1所示的流程，组成为C₅～C₉的原料裂解汽油，经B1和B2两个分离塔分离掉碳七以下C₇ ^-组份2和C₉ ⁺(碳九及以上)组份5后，其重量百分比组成为：双环戊二烯3.02％，苯0.95％，甲苯1.27％，乙苯13.16％，对二甲苯9.62％，间二甲苯24.39％，邻二甲苯13.07％，苯乙烯32.43％，苯乙炔0.96％，其余为非芳烃。第一分离塔有30块塔板；操作压力20KPa，回流比为3。第二分离塔有35块塔板；操作压力12KPa，回流比为1.9。两塔分离后的主C₈馏分进入固定床催化加氢反应器，催化剂为负载型Al₂O₃催化剂，主要活性组份为钯，其负载量为载体重量的0.3％。加氢后重量百分组成为：双环戊二烯3.02％，苯0.95％，甲苯1.27％，乙苯13.32％，对二甲苯9.62％，间二甲苯24.39％，邻二甲苯13.07％，苯乙烯33.23％，其余为非芳烃。

加氢后的物流经萃取精馏塔进行分离，萃取精馏塔有70块塔板，溶剂进料位置为第8块理论板，加氢后物流进料位置为第32块理论板，溶剂与进料的重量比为7，回流比为0.6，质量采出率为36.25％，得到塔釜出料物流重量百分组成为：苯乙烯4.52％，双环戊二烯0.41％，溶剂95.17％。萃取精馏塔塔釜物流经粗苯乙烯塔分离后得粗苯乙烯质量组成为：苯乙烯91.68％，双环戊二烯8.32％。

粗苯乙烯进入液相混合反应器进行脱硫，脱硫氧化剂为H₂O₂的水溶液，催化剂为甲酸，粗苯乙烯硫含量由200ppm降至25ppm，脱硫后的粗苯乙烯进入两段脱色吸附塔，吸附剂为活性白土，粗苯乙烯色度(铂-钴标准液比对)由800号降至10号，脱色后的粗苯乙烯经苯乙烯精制塔分离得到精制苯乙烯，苯乙烯纯度为99.95％，以重量百分比计的硫含量≤25ppm，色度≤10。以重量计的苯乙烯的回收率为88.7％。

【实施例2】

采用图2所示的流程，操作条件同实施例1，只是改变加氢催化剂改为氧化铝负载的镍催化剂，镍的负载量为载体重量的15％。加氢温度为80℃，液相体积空速为3.0小时^-1。加氢物流经萃取精馏塔分离，其他条件不变，溶剂与进料的重量比增加到10，得到塔釜出料物料重量百分组成为：苯乙烯3.42％，双环戊二烯0.09％，溶剂96.5％。经粗苯乙烯塔分离后得粗苯乙烯重量百分组成为：苯乙烯96.84％，双环戊二烯3.16％。再经苯乙烯精制塔得到精制苯乙烯纯度99.96％，硫含量24.7ppm。以重量计的苯乙烯的回收率为95.1％。

Claims

1、一种回收提纯苯乙烯的方法，包括以下步骤：

2、根据权利要求1所述回收提纯苯乙烯的方法，其特征在于第一分离塔有20～40块理论塔板；操作压力为常压或负压；塔顶温度为53～102℃，塔釜温度为84～142℃。

3、根据权利要求1所述回收提纯苯乙烯的方法，其特征在于第二分离塔有25～45块理论塔板；操作压力为负压，以绝压计的操作压力为0～50KPa，塔顶温度为59℃～87℃，塔釜温度为94℃～134℃。

4、根据权利要求1所述回收提纯苯乙烯的方法，其特征在于加氢反应器采用固定床反应器，采用负载钯或镍的氧化铝催化剂，以表压计的反应压力为0～10×10⁵Pa，反应温度为20～80℃。

5、根据权利要求1所述回收提纯苯乙烯的方法，其特征在于第三分离塔为萃取精馏塔，塔内有50～70块理论塔板，溶剂由塔顶下方5～10块理论塔板的位置进料，萃取精馏溶剂以重量百分比计包括以下组分：a)15～55％的砜类化合物；b)余量的含氮类化合物，pH≈7；含苯乙烯的C₈芳烃原料由塔的20～30块理论塔板的位置进料；以绝压计塔的操作压力为20～50KPa，塔顶温度为31～52℃，塔釜温度为89～119℃。

6、根据权利要求1所述回收提纯苯乙烯的方法，其特征在于阻聚剂随萃取精馏溶剂加入第三分离塔，阻聚剂在溶剂中的浓度为500～2000ppm。

7、根据权利要求1所述回收提纯苯乙烯的方法，其特征在于第四分离塔以绝压计的操作压力为1～50KPa；第四分离塔的提馏段高度大于精馏段高度；第四分离塔釜出料以重量百分比计的1～20％作为废物排出，其余返回第三分离塔循环使用。

8、根据权利要求1所述回收提纯苯乙烯的方法，其特征在于液相氧化剂采用以重量百分比计为1～10％的H₂O₂溶液，其中溶液中还含有以重量百分比计为65～95％的有机酸，有机酸组份含有选自甲酸、乙酸或乙酸酐中的至少一种。

9、根据权利要求1所述回收提纯苯乙烯的方法，其特征在于粗苯乙烯在进入第五分离塔中部前，粗苯乙烯用选自活性炭、活性白土或分子筛中的至少一种吸附剂进行脱色。

10、根据权利要求1所述回收提纯苯乙烯的方法，其特征在于第五精馏塔以绝压计的操作压力为1～50KPa；第五分离塔塔顶和塔釜出料以重量百分比计70～98％循环回第三分离塔的溶剂进料口以下位置进一步回收其中的苯乙烯。