CN101602640A

CN101602640A - 乙苯/苯乙烯的节能分离方法

Info

Publication number: CN101602640A
Application number: CNA2008100434950A
Authority: CN
Inventors: 刘文杰; 张洪宇
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; Sinopec Baling Co
Priority date: 2008-06-12
Filing date: 2008-06-12
Publication date: 2009-12-16
Anticipated expiration: 2028-06-12
Also published as: CN101602640B

Abstract

本发明涉及一种乙苯/苯乙烯的节能分离工艺，主要解决现有技术中乙苯/苯乙烯分离工业装置减少苯乙烯聚合损失和降低操作能耗不能兼顾的问题。本发明通过采用将乙苯/苯乙烯分离塔由单塔分为两塔操作，其中乙苯/苯乙烯分离塔A塔顶蒸汽的一部分或全部导入压缩机，压缩后的工艺气体作为乙苯/苯乙烯分离塔B塔底再沸器的热源使用的技术方案，较好地解决了该问题，可用于乙苯/苯乙烯分离的工业生产中。

Description

乙苯/苯乙烯的节能分离方法

技术领域

本发明涉及一种乙苯/苯乙烯的节能分离工艺。

背景技术

苯乙烯是最重要的基本有机化工原料之一，用于制造聚苯乙烯PS和EPS、ABS和SAN等共聚物树脂、苯乙烯/丁二烯共聚胶乳SB、丁苯橡胶和胶乳SBR、不饱和聚酯、以及其它如苯乙烯/甲基丙烯酸甲酯胶乳、甲基丙烯酸甲酯/丁二烯/苯乙烯共聚物MBS、离子交换树脂和药物等。

苯乙烯生产工艺中精馏部分的关键在于乙苯和苯乙烯的分离，由于乙苯和苯乙烯的沸点差很小，常压下相差仅9℃，因此，为分离乙苯/苯乙烯(一般要求塔顶苯乙烯＜2％，塔釜乙苯＜500ppm)，工业上乙苯/苯乙烯分离塔常采用负压操作，分离塔理论板数在80块以上，回流比＞6.5，因此乙苯/苯乙烯分离塔的操作能耗非常高，其低压蒸汽用量占整个苯乙烯单元的30％以上，冷却水用量也占整个苯乙烯单元的近40％，综合能耗占苯乙烯单元的30％～40％。

乙苯/苯乙烯分离塔的操作工艺可分为高真空低温法和低真空高温法。采用高真空低温法时，塔顶操作压力为高真空，一般约5kPaA～15kPaA，塔釜温度较低，一般低于100℃，其优点在于：压力低有利于乙苯/苯乙烯的分离，塔釜温度低能有效减少苯乙烯聚合损失，且阻聚剂用量减少，回流比小(约为7)；缺点是塔顶温度低(一般＜90℃)，热量无法回收利用，操作能耗较高。采用低真空高温法时，塔顶操作压力较高，一般约24kPaA～40kPaA，因此塔釜温度高，一般高于110℃，其优点在于：塔顶温度高(约100～104℃)，可用来作为蒸发乙苯的热源而回收热量，操作能耗较低；缺点是塔釜温度高，苯乙烯聚合损失加大，且阻聚剂用量增加，回流比大(约为9)。

对比两种典型的乙苯/苯乙烯分离塔操作工艺，可以说各有优缺点，高真空低温法苯乙烯聚合损失少但能耗高，低真空高温法能耗低但苯乙烯聚合损失大。

针对上述问题，已有一些专利提出了不同的改进方法。如中国专利ZL85102732提出的热泵精馏技术以及中国专利ZL99807390.3提出的乙苯/苯乙烯塔的串联重沸等。但ZL85102732中进入压缩机的气体量较大，对压缩机要求高，设备投资大，操作性不高。ZL99807390.3中塔釜温度过高，苯乙烯聚合损失较大。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是现有技术中乙苯/苯乙烯分离工业装置减少苯乙烯聚合损失和降低操作能耗不能兼顾的问题，提供一种新的乙苯/苯乙烯的节能分离方法。该方法具有苯乙烯聚合损失小、装置能耗低的优点。

为了解决上述技术问题，本发明采用的技术方案如下：一种乙苯/苯乙烯节能分离方法，包括以下步骤：a)乙苯脱氢反应后所得的液相乙苯脱氢液分股进入用于分离乙苯和苯乙烯的粗苯乙烯塔A和粗苯乙烯塔B，其中进入粗苯乙烯塔A的脱氢液与进入粗苯乙烯塔B的脱氢液的重量比为2～8∶8～2，A、B两塔均为填料式结构，理论板数为80～100，进料位置为自塔顶往下10～40块理论板位置；b)粗苯乙烯塔A塔顶分离出含苯、甲苯和乙苯的物流I，其中至少50％经压缩机压缩后进入粗苯乙烯塔B的再沸器，余下部分直接进入粗苯乙烯塔B的再沸器，与粗苯乙烯塔B的塔釜液换热，被冷凝的物流I进入气液分离罐E，经气液分离后，气相物流去真空系统，液相物流部分返回至粗苯乙烯塔A，部分去乙苯塔，塔釜分离出粗苯乙烯物流II，物流II去精苯乙烯塔；c)粗苯乙烯塔B塔顶分离出含苯、甲苯和乙苯的物流III，经冷凝后，液相物流部分回流至粗苯乙烯塔B塔顶，部分去乙苯塔，塔釜分离出粗苯乙烯物流IV，物流IV去精苯乙烯塔。

上述技术方案中，进入粗苯乙烯塔A的脱氢液与进入粗苯乙烯塔B的脱氢液的重量比为4～6∶6～4；粗苯乙烯塔A的操作压力与粗苯乙烯塔B相同或高于粗苯乙烯塔B；粗苯乙烯塔A的塔顶操作压力为5～40kPaA，操作温度为65～110℃，操作回流比为6～12，塔釜操作压力为15～60kPaA，操作温度为85～120℃，优选方案为塔顶操作压力为5～30kPaA，操作温度为65～95℃，操作回流比为6～10，塔釜操作压力为10～40kPaA，操作温度为85～115℃；粗苯乙烯塔B的塔顶操作压力为5～40kPaA，操作温度为65～110℃，操作回流比为6～10，塔釜操作压力为15～60kPaA，操作温度为85～120℃，优选方案为塔顶操作压力为5～20kPaA，操作温度为65～85℃，操作回流比为6～9，塔釜操作压力为10～30kPaA，操作温度为85～105℃；压缩后的气体压力为40～80kPaA，压缩机的压缩比为2～10，优选方案为压缩后的气体压力为50～60kPaA，压缩机的压缩比为2～4；粗苯乙烯塔B的再沸器为热虹吸再沸器。

根据实验数据及文献介绍，苯乙烯在100℃以下时，聚合速率很低，而温度超过100℃时，苯乙烯聚合速率急剧上升，温度每上升6℃，苯乙烯聚合速率约增加1倍，苯乙烯装置中苯乙烯的损失有80％以上为聚合损失，因此控制乙苯/苯乙烯分离塔的塔釜温度，对苯乙烯装置的单耗水平和经济性非常重要。本发明中由于采用了压缩机，两个分离塔的塔顶操作压力均可采用高真空(＜20kPaA)，可严格控制两塔塔釜温度不超过100℃，从而抑制苯乙烯的聚合损失，同时节省阻聚剂的用量。此外，由于采用双塔工艺，进入压缩机的气体量减少50％，对压缩机的要求也大为降低，压缩比仅为2～4，设备投资大幅下降，操作性也大为提高，关键的第二分离塔再沸器可采用一般热虹吸再沸器，设备换热面积小，工业应用切实可行，取得了较好的技术效果。

附图说明

图1为本发明的技术方案工艺流程。

图2为现有技术中乙苯/苯乙烯双塔分离工艺流程(无压缩机)。

图1和图2中，A和B为粗苯乙烯塔，C为压缩机，D和G为粗苯乙烯塔再沸器，E为回流罐，F为回流泵，H为冷凝器，1为液相乙苯脱氢液(主要成分为乙苯、苯乙烯和少量的苯、甲苯)，2和3分别为进入粗苯乙烯塔A和粗苯乙烯塔B的乙苯脱氢液物流，4为粗苯乙烯塔A的塔顶气(即粗苯乙烯塔A塔顶分离出的含苯、甲苯和乙苯的物流I)，5为4经压缩后得到的气相物流，6为5冷凝得到的物流，7和8分别为6经气液分离后得到的气相物流和液相物流，9和10分别为8加压后得到的物流，11为粗苯乙烯塔B的塔顶气(即粗苯乙烯塔B塔塔顶分离出的含苯、甲苯和乙苯的物流III)，12为11中未被冷凝的气体，13和14为11经冷凝后得到的液相物流，15为12跟7汇合后得到的物流，17为粗苯乙烯塔B的塔釜采出液(即粗苯乙烯塔B塔塔釜分离出的粗苯乙烯物流IV)，18为粗苯乙烯塔A的塔釜采出液(即粗苯乙烯塔A塔塔釜分离出的粗苯乙烯物流II)，19为17和18汇合后得到的物流。

图1中，液相乙苯脱氢液1分成两股物流2和3分别进入粗苯乙烯塔A和粗苯乙烯塔B，粗苯乙烯塔A的塔顶气4经压缩机C压缩后的气相物流5进入粗苯乙烯塔B的再沸器D的壳程，作为热源加热粗苯乙烯塔B的塔釜液，同时气相物流5中的大部分烃类冷凝得到物流6，物流6经粗苯乙烯塔A的回流罐E气液分离后，液相部分8经回流泵F加压后分两股物流9和10，物流9返回粗苯乙烯塔A，物流10去乙苯塔，粗苯乙烯塔A的回流罐E气液分离后的气相部分7去真空系统，粗苯乙烯塔B的塔顶气11经冷凝器H冷凝后，液相部分分两股物流13和14，物流13回流至粗苯乙烯塔B塔顶，物流14作为塔顶产品与物流10汇合成物流16去乙苯塔，未冷凝气体12与物流7汇合成物流15后去真空系统，粗苯乙烯塔B塔釜采出液17与粗苯乙烯塔A塔釜采出液物流18汇合成物流19去苯乙烯产品塔。

图2中，液相乙苯脱氢液1分成两股物流2和3分别进入粗苯乙烯塔A和粗苯乙烯塔B，粗苯乙烯塔A的塔顶气4进入粗苯乙烯塔B的再沸器D的壳程，作为热源加热粗苯乙烯塔B的塔釜液，同时气相物流4中的大部分烃类冷凝得到物流6，物流6经粗苯乙烯塔A的回流罐E气液分离后，液相部分8经回流泵F加压后分两股物流9和10，物流9返回粗苯乙烯塔A，物流10去乙苯塔，粗苯乙烯塔A的回流罐E气液分离后的气相部分7去真空系统，粗苯乙烯塔B的塔顶气11经冷凝器H冷凝后，液相部分分两股物流13和14，物流13回流至粗苯乙烯塔B的塔顶，物流14作为塔顶产品与物流10汇合成物流16去乙苯塔，未冷凝气体12与物流7汇合成物流15后去真空系统，粗苯乙烯塔B塔釜采出液17与粗苯乙烯塔A塔釜采出液物流18汇合成物流19去苯乙烯产品塔。

下面通过实施例对本发明作进一步阐述。

具体实施方式

【实施例1】

某60万吨/年苯乙烯装置(年操作时数8000小时)，采用如图1的节能精馏工艺，脱氢液重量百分组成为：苯0.3％，甲苯2.3％，乙苯37.3％，苯乙烯57.8％，重组分2.2％，总流量为125285千克/小时，其中40％进入A塔，60％进入B塔，A塔塔顶流出物全部进入压缩机，主要操作条件及消耗见表1。

【实施例2】

某60万吨/年苯乙烯装置(年操作时数8000小时)，采用如图1的节能精馏工艺，脱氢液重量百分组成为：苯0.3％，甲苯2.3％，乙苯37.3％，苯乙烯57.8％，重组分2.2％，总流量为125285千克/小时，其中40％进入A塔，60％进入B塔，A塔塔顶流出物全部进入压缩机，主要操作条件及消耗见表2。

【实施例3】

某60万吨/年苯乙烯装置(年操作时数8000小时)，采用如图1的节能精馏工艺，脱氢液重量百分组成为：苯0.3％，甲苯2.3％，乙苯37.3％，苯乙烯57.8％，重组分2.2％，总流量为125285千克/小时，其中50％进入A塔，50％进入B塔，A塔塔顶流出物全部进入压缩机，主要操作条件及消耗见表3。

表1乙苯/苯乙烯分离节能精馏工艺

表2乙苯/苯乙烯分离节能精馏工艺

表3乙苯/苯乙烯分离节能精馏工艺

【比较例1】

某60万吨/年苯乙烯装置(年操作时数8000小时)，进料脱氢液组成及分配与实施例3一致，采用如图2的乙苯/苯乙烯双塔精馏工艺，与实施例3相比，无压缩机C，A塔的操作压力及塔釜温度明显高于实施例3，综合能耗、阻聚剂用量、苯乙烯损失均明显高于实施例3，关键再沸器D换热面积大，采用特殊型式，造价高。其主要操作条件及消耗见表4。

表4乙苯/苯乙烯分离双塔工艺

Claims

1.一种乙苯/苯乙烯节能分离方法，包括以下步骤：

a)乙苯脱氢反应后所得的液相乙苯脱氢液分股进入用于分离乙苯和苯乙烯的粗苯乙烯塔A和粗苯乙烯塔B，其中进入粗苯乙烯塔A的脱氢液与进入粗苯乙烯塔B的脱氢液的重量比为2～8∶8～2，A、B两塔均为填料式结构，理论板数为80～100，进料位置为自塔顶往下10～40块理论板位置；

b)粗苯乙烯塔A塔顶分离出含苯、甲苯和乙苯的物流I，其中至少50％经压缩机压缩后进入粗苯乙烯塔B的再沸器，余下部分直接进入粗苯乙烯塔B的再沸器，与粗苯乙烯塔B的塔釜液换热，被冷凝的物流I进入气液分离罐E，经气液分离后，气相物流去真空系统，液相物流部分返回至粗苯乙烯塔A，部分去乙苯塔，塔釜分离出粗苯乙烯物流II，物流II去精苯乙烯塔；

c)粗苯乙烯塔B塔顶分离出含苯、甲苯和乙苯的物流III，经冷凝后，液相物流部分回流至粗苯乙烯塔B塔顶，部分去乙苯塔，塔釜分离出粗苯乙烯物流IV，物流IV去精苯乙烯塔。

2.根据权利要求1所述的乙苯/苯乙烯节能分离方法，其特征在于进入粗苯乙烯塔A的脱氢液与进入粗苯乙烯塔B的脱氢液的重量比为4～6∶6～4。

3.根据权利要求1所述的乙苯/苯乙烯节能分离方法，其特征在于粗苯乙烯塔A的操作压力不低于粗苯乙烯塔B。

4.根据权利要求3所述的乙苯/苯乙烯节能分离方法，其特征在于粗苯乙烯塔A的塔顶操作压力为5～40kPaA，操作温度为65～110℃，操作回流比为6～12，塔釜操作压力为15～60kPaA，操作温度为85～120℃，粗苯乙烯塔B的塔顶操作压力为5～40kPaA，操作温度为65～110℃，操作回流比为6～10，塔釜操作压力为15～60kPaA，操作温度为85～120℃。

5.根据权利要求4所述的乙苯/苯乙烯节能分离方法，其特征在于粗苯乙烯塔A的塔顶操作压力为5～30kPaA，操作温度为65～95℃，操作回流比为6～10，塔釜操作压力为10～40kPaA，操作温度为85～115℃，粗苯乙烯塔B的塔顶操作压力为5～20kPaA，操作温度为65～85℃，操作回流比为6～9，塔釜操作压力为10～30kPaA，操作温度为85～105℃。

6.根据权利要求1所述的乙苯/苯乙烯节能分离方法，其特征在于压缩后的气体压力为40～80kPaA，压缩机的压缩比为2～10。

7.根据权利要求6所述的乙苯/苯乙烯节能分离方法，其特征在于压缩后的气体压力为50～60kPaA，压缩机的压缩比为2～4。

8.根据权利要求1所述的乙苯/苯乙烯节能分离方法，其特征在于粗苯乙烯塔B的再沸器为热虹吸再沸器。