CN105452205A - 萃取蒸馏方法 - Google Patents

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Abstract

一种用于从包含至少乙基乙烯基芳烃和至少二乙烯基芳烃的组合物混合物流萃取二乙烯基芳烃的方法，所述方法包括以下步骤：(a)使包含至少乙基乙烯基芳烃和至少二乙烯基芳烃的组合物混合物流与液体萃取剂接触以使存在于所述组合物混合物中的所述二乙烯基芳烃的至少一部分被萃取至所述液体萃取剂中；以及(b)回收从所述乙基乙烯基芳烃流萃取的所述二乙烯基芳烃的至少一部分以形成二乙烯基芳烃产物流；其中所述二乙烯基芳烃产物流含有至少50重量％二乙烯基芳烃；以及一种用于从所述组合物混合物流萃取二乙烯基芳烃的装置。

Description

萃取蒸馏方法
技术领域
本发明涉及一种萃取蒸馏方法及其装置；并且更具体来说，涉及一种用于从乙基乙烯基芳烃移除二乙烯基芳烃或使二乙烯基芳烃与乙基乙烯基芳烃分离的萃取蒸馏方法及其装置。
背景技术
诸如二乙烯基苯(DVB)的二乙烯基芳烃是用于生产其它重要下游产品的重要原料。由例如二乙烯基芳烃(诸如DVB)制得的下游产品有益地用于包括例如涂料、复合物、层压制品和粘附剂的许多应用中。
如下文进一步所讨论，通常在生产DVB期间，粗制DVB材料必须经受分离过程，当前常规蒸馏过程在本领域中被实施为分离过程，以使所需DVB产物与可能存在于所述粗制DVB材料中的非所需副产物或杂质(诸如乙基乙烯基苯(EVB)和二乙基苯(DEB))分离。分离过程优选用以生产大致上不含以上非所需副产物和杂质的DVB原料，即纯的DVB原料。
通过增加DVB的纯度，产生较少废物，从而使过程更高效。此外，通过分离和离析诸如EVB的非所需副产物，EVB可被再循环回DVB反应器，由此提高DVB过程的产率。此外，纯的DVB产物合乎在下游产品中使用的需要。
一种用以生产DVB的已知方法是使二乙基苯(DEB)催化脱氢。使用当前催化剂和约550℃-600℃以及350mmHg绝对压力的反应条件，一部分(约2/3)的DEB仅被部分(约75％)脱氢，从而导致在残余DEB和反应副产物中共同产生大致等量的DVB和EVB。通常，使用以上已知方法，约1.0的DVB/EVB比率见于脱氢反应器流出物(被称为“粗制DVB”)中。通常在最终产物中需要更纯的DVB，即具有约1.22-4.0的DVB/EVB比率的产物以获得具有更好性质的DVB产物。因此，通过已知方法生产的先前技术粗制DVB要求DVB纯化步骤以获得更纯的DVB产物。
当前，通过在真空下分馏来进行DVB纯化以保持低温(例如低于110℃)以及使DVB和EVB的聚合损失最小，即约5％或低于5％。然而，EVB(轻质)与DVB(重质)之间的相对挥发度在典型蒸馏温度下较低，在1.3-1.5的范围内。这要求蒸馏塔具有许多(例如>30个)理论塔板和大量回流(例如>3:1回流比)，此导致用于实现给定生产量的相对较大以及昂贵的蒸馏塔关于每磅产物具有高能耗(例如>1.5lb蒸汽/lb成品)。此外，大型蒸馏塔倾向于导致高的再沸器温度和长的保留时间(超过约1小时)，此促成过度聚合物形成率。
常规分馏是用于进行DVB-EVB分离的主要已知方法。然而，液-液萃取被视为一种进行分离的较低成本、较低能量方法。
已进行实验室分级萃取实验，其中使用三乙二醇(TEG)和正庚烷作为双重溶剂，在51mm直径填充脉冲萃取器中使DVB从粗制DVB中分离出。以上实验显示在4.6m高的塔中，基于EVB-DVB，在萃取物中实现90重量百分比(wt％)DVB纯度，其中从萃余物回收80百分比(％)的DVB。然而，以上实验室结果在仅0.57m3/h/m2的总通过量下获得，因此相接触时间相当长久。在所述低通过量下将实验室方法按比例扩大成商业液-液萃取器在经济上不可行。用TEG和正辛烷进行的对汽提粗制DVB的新近小型装置塔液-液萃取实验显示24m3/h/m2的更合理的通过量。然而，小型装置实验的结果显示分离效率较低，此要求许多商业规模的液-液萃取器串联以实现分离的所需理论塔板数。
迄今为止，用DMSO(二甲亚砜)和正庚烷从EVB液-液萃取DVB也已被先前技术所考虑，其中分离因数(本质上是萃取的平衡驱动力)如此之低以致分离需要极其大量的理论塔板，从而也致使该选择不可行。
萃取蒸馏已用于若干其它应用中，特别是在轻质烃工厂中用于芳族物/脂族物分离，其中对于新建烃工厂来说，萃取蒸馏已基本上替代使用液-液萃取。举例来说，萃取蒸馏在轻质烃工厂中用于芳族物/脂族物分离。萃取蒸馏也已持续数十年用于分离丁烷、丁烯和丁二烯，并且通常是一种用于使烯烃与石蜡分离的已知方法。对萃取蒸馏的充分综述在文章“Distillation,AzeotropicandExtractive”,Kirk-OthmerEncyclopediaofChemicalTechnology(第8卷)以及Perry’sChemicalEngineers’Handbook第8版，DonW.Green(2008),第13-87至93页中。它也在HandbookofSeparationTechniquesforChemicalEngineers,PhilipA.Schweitzer(1979),第1-135至143页中被讨论。
先前技术中有充足参考文献教导萃取蒸馏的使用。然而，未见先前技术公开二乙烯基芳烃的萃取蒸馏，特别是使用萃取蒸馏来使DVB与EVB分离。举例来说，美国专利号5,523,502公开灵活的轻质烯烃生产，并且描述从源于蒸汽裂化和催化裂化过程的石蜡萃取蒸馏烯烃。然而，以上专利的方法未阐明萃取蒸馏芳族化合物或二乙烯基芳烃化合物。以上专利也未公开对于萃取蒸馏芳族化合物或二乙烯基芳烃化合物切实可行的萃取剂，诸如环丁砜。
美国专利号5,750,798公开一种用于从石蜡原料制备醚的方法，并且描述从石蜡萃取蒸馏烯烃，特别是使用多种可能的萃取剂使丁烯与丁烷分离。然而，以上专利未公开使用萃取蒸馏分离芳族或二乙烯基芳烃化合物。
美国专利号7,69,9962公开一种利用萃取蒸馏来分离反应器流出物的组分的方法。以上专利提及DVB作为与氢氟烃一起用于聚合反应器中的许多可能的单体中的一个。然而，以上专利的方法限于从氢氟烃萃取蒸馏C4-C7异烯烃。以上专利未公开或教导萃取蒸馏用以使二乙烯基芳烃与乙基乙烯基芳烃分离的用途。
DVB和EVB化合物是芳族的，并且具有烯属特性。并且，DVB和EVB在化学结构和性质方面比例如丁烷和丁烯类似得多。举例来说，DVB与EVB之间的唯一差异是EVB缺乏存在于DVB中的两个C-C双键中的一个。因此，为熟练技术人员显而易知的是适用于使丁烯与丁烷分离的萃取剂在使DVB与EVB分离方面并不有效，因为DVB和EVB在结构方面极其类似；并且这个类似性使得难以分离这两种化合物。
发明内容
本发明涉及萃取蒸馏方法用以使二乙烯基芳烃与乙基乙烯基芳烃分离的用途。本发明萃取蒸馏方法增强EVB与DVB(以及DEB与DVB)之间的相对挥发度，其中萃取剂对于DVB的相对挥发度小于1.0，并且其对DVB具有超过EVB的优先亲和力。因此，可使用本发明的方法使在化学结构和性质方面类似的DVB和EVB化合物彼此有效分离。
在一个实施方案中，本发明包括一种用于使二乙烯基芳烃与乙基乙烯基芳烃分离的方法，其包括以下步骤：
(a)使含有二乙烯基芳烃的乙基乙烯基芳烃流与液体萃取剂接触以使存在于所述乙基乙烯基芳烃流中的至少一部分二乙烯基芳烃被萃取至所述液体萃取剂中；以及
(b)回收从乙基乙烯基芳烃萃取的二乙烯基芳烃。
在另一实施方案中，本发明包括一种用于从乙基乙烯基芳烃萃取二乙烯基芳烃的装置，其包括：
(a)用于使含有二乙烯基芳烃的乙基乙烯基芳烃流与液体萃取剂接触的部件，例如像蒸馏容器；和
(b)连接于(a)的接触部件的用于回收从乙基乙烯基芳烃萃取的二乙烯基芳烃的部件，诸如回收容器。
本发明的一个目标在于增强EVB与DVB之间的相对挥发度，以足以显著降低在方法中用于使DVB与EVB和DEB分离的蒸馏塔的尺寸，以及降低所需再沸器和冷凝器负荷的大小；从而导致本发明方法的能耗显著降低。能量降低转而将导致资金减少；以及本发明方法的操作成本降低。举例来说，使用本发明方法，将不需要额外新的DVB分离机组；和/或将不需要额外容量用于DVB工厂中的现存蒸馏机组。
举例来说，从EVB和DEB萃取蒸馏DVB具有能耗和资金成本低于常规蒸馏的优势。用于50kTaDVB工厂的常规DVB-EVB蒸馏塔的初步工程设计得到具有110ft(33m)填料的35ft(10.5m)直径塔，需要71.3MMBtu/h(20,906kW)的再沸器负荷。对于使用环丁砜进行的环丁砜萃取蒸馏，例如对DVB-EVB分离的过程模拟预测在同一50kTaDVB工厂中，DVB-EVB萃取蒸馏塔实现相同产品规格将仅需要具有90ft(27.4m)填料的16ft(4.9m)直径塔，仅需要13.5MMBtu/h(3950kW)的再沸器负荷，即能量降低80％。
使用液-液萃取方法来使DVB与EVB和DEB分离也导致能耗低于常规蒸馏方法，但萃取蒸馏方法的复杂性比液-液萃取方法小得多，因为不需要脂族洗涤溶剂(例如正辛烷)，此消除对使用若干蒸馏塔来回收和纯化洗涤溶剂以在萃取中再次使用的需要。
以上模拟受到关于DVB/EVB/DEB/环丁砜混合物相较于无环丁砜的DVB/EVB/DEB混合物的实验室蒸汽-液体平衡测量结果支持。在约80℃下，在不存在环丁砜下，EVB对于DVB的相对挥发度仅为1.45，而在约80℃下以及在环丁砜与DVB/EVB/DEB比率为1.5下，EVB对于DVB的相对挥发度提高至2.0相对挥发度，此是相对挥发度的显著增加。在更高环丁砜与DVB/EVB/DEB比率2.5下，在约80℃下，EVB对于DVB的相对挥发度甚至更高，即2.1相对挥发度。
相对挥发度是通过蒸馏来分离混合物中的组分的容易性的指标。举例来说，组合物的相对挥发度的值超过1.0越大，通过蒸馏来分离混合物中的组分越容易。因此，含有环丁砜的组合物的相对挥发度2导致需要的塔小于(较小直径和高度)在不存在环丁砜下蒸馏DVB、EVB和DEB时需要的塔。
附图说明
出于说明本发明的目的，附图显示本发明的目前优选形式。然而，应了解本发明不限于附图中所示的实施方案。
图1是DVB萃取蒸馏构思的示意图，其显示具有进入流和外出流的蒸馏装置。
图2是示意性工艺流程图，其显示利用本发明的萃取蒸馏装置和方法的方法的实例。
具体实施方式
本发明的一个广泛实施方案涉及一种用于使DVB与EVB分离的蒸汽-液体萃取蒸馏方法，其包括以下步骤：
(a)使含有DVB的EVB流与液体萃取剂接触以使存在于乙基乙烯基芳烃流中的至少一部分二乙烯基芳烃被萃取至所述液体萃取剂中；
(b)回收从EVB萃取的DVB；以及
(c)从步骤(b)的已去除DVB的EVB回收萃取剂。
本发明的蒸馏方法可在预定温度和预定压力下在萃取蒸馏塔中执行；并且萃取蒸馏塔具有足以从EVB移除DVB的预定理论平衡塔板数(对于关于理论平衡塔板的讨论，参见Perry’sChemicalEngineers’Handbook第8版，DonW.Green(2008),第13-5页)。方法的条件可视用于方法中的萃取剂而变化。举例来说，蒸馏方法的温度可通常为在一个实施方案中约45℃至约160℃；在另一实施方案中约55℃至约140℃；并且在另一实施方案中约65℃至约125℃。
通常，方法的压力可为在一个实施方案中约0.006个大气压(atm)至约0.07atm，在另一实施方案中在约0.01atm至约0.04atm之间，并且在另一实施方案中在约0.013atm至约0.026atm之间。
萃取蒸馏塔中为实现DVB与EVB的所需分离所需的理论塔板数将取决于所需分离程度以及由用于方法中的特定萃取剂提供的EVB/DVB相对挥发度的增强程度。一般来说，用于方法的理论平衡塔板数可被选择在一个实施方案中约5至约100之间，在另一实施方案中约15至约60之间，并且在另一实施方案中约25至约45之间。在塔板计数约5以下，DVB与EVB之间的分离量不充足以致方法变得不经济；而在塔板计数约100以上，蒸馏设备的尺寸相对于DVB与EVB之间的分离程度是如此之大以致方法不切实可行或不经济。
本发明的方法的步骤包括使组合物与(i)至少一种液体萃取剂在蒸馏塔中接触。
在一种用于制备二乙烯基芳烃产物的方法中，液体萃取剂(组分(i)可在本发明的方法中用于使DVB与EVB、DEB和组合物混合物中的其它非所需组分分离；即，使DVB在大于它的在不存在萃取剂下将允许的相对挥发度的程度上优先富集在塔的底部残留物中。适用于本发明中的液体萃取剂可包括例如标准沸点在一个实施方案中大于200℃，在另一实施方案中大于225℃，并且在另一实施方案中大于250℃直至沸点是350℃的萃取剂。通常，适用于本发明中的液体萃取剂的标准沸点可为在一个实施方案中约200℃至约350℃，在另一实施方案中约225℃至约325℃，并且在另一实施方案中约250℃至约300℃。
一般来说，可适用于本发明中的萃取剂可包括例如酮、在氮上不具有氢(H)原子的酰胺、仲胺、醚、氧化物、亚砜及其混合物。诸如三氟乙酸1-乙基-3-甲基咪唑鎓的离子液体也可用作萃取剂，但这些萃取剂当前是昂贵的，此使它们的商业可行性降低。
作为一种用于选择待用于本发明方法中的萃取剂的机理，蒸汽-液体平衡测量结果可适用于确定各种萃取剂对例如EVB-DVB相对挥发度的影响。在一个优选实施方案中，适用于本发明中的液体萃取剂可包括例如环丁砜(2,3,4,5-四氢噻吩-1,1-二氧化物)、三乙二醇(TEG)、N-甲酰基吗啉(NFM)、三丙二醇、乙酰胺或其任何组合，如由液-液平衡结果所指明。举例来说，基于由环丁砜/正辛烷/EVB/DVB的液-液平衡结果计算的蒸汽-液体平衡，当例如在约95℃至约115℃范围的范围内，在12mmHg的塔顶压力下操作时，以环丁砜作为萃取剂，EVB与DVB之间的相对挥发度可被提高至约2.4至约2.8。在选择根据本发明的用于使DVB与EVB分离的萃取剂的选择过程中，使用导致EVB-DVB相对挥发度提高大于替代性不同萃取剂的萃取剂可为有利的。
可被视为适用于本发明中的萃取剂的选择准则的一部分的其它因素可包括但不限于例如萃取剂的：低采购成本、大量可用性、热稳定性、在工艺温度下低粘度、低毒性以及易于处理的低冰点。以上品质中的一种或多种可见于用作萃取剂的一种化合物或化合物的混合物中。视所用萃取剂的各种所需品质而定，对萃取剂的选择可受选择以上因素的哪种组合比以上因素的另一组合更有利支配。
在另一实施方案中，一些适用于本发明中的萃取剂可为已用少量各种添加剂改进的萃取剂。举例来说，诸如环丁砜的萃取剂可与小百分比的水(通常在约2-3wt％的范围内)混合。该少量水可被添加至环丁砜中以使环丁砜的冰点从约27-28℃的初始冰点降低至约10℃的冰点。以上少量添加水不有害地影响环丁砜作为DVB-EVB分离的萃取剂的特征/性质。
通常，方法中所用的液体萃取剂与DVB/EVB/DEB进料的比率可为例如在一个实施方案中0.5至约10，在另一实施方案中约1.0至约7.0；在另一实施方案中约1.25至约5.0；并且在另一实施方案中约1.5至约3.0。在比率约0.5以下，蒸馏塔中的液体萃取剂的浓度不足以显著影响EVB/DVB相对挥发度，而在比率约10以上，必须使过量液体萃取剂穿过蒸馏塔，并且需要大型萃取蒸馏塔和下游处理设备来回收萃取剂以再次使用，从而致使总体工艺不经济。
本发明的方法的另一步骤包括一旦从EVB萃取DVB，即回收DVB。通常，任何常规回收方法可用于DVB回收步骤中，例如像(i)从萃取剂和其它“重质”化合物移除(例如通过蒸馏)DVB。
可作为本发明方法的一部分包括的其它任选步骤可包括例如(ii)任选地，通过液-液萃取方法，例如通过水洗涤从DVB移除萃取剂；(iii)从其它“重质”化合物(例如焦油、抑制剂、聚合物、寡聚物和其它不合需要的副产物)移除萃取剂；(iv)使萃取剂再循环至萃取蒸馏工艺或萃取剂的另一处理操作；以及(v)提供精馏部件以从在萃取蒸馏塔的顶部的蒸汽压制(移除)萃取剂(例如在单一塔中或在单独额外蒸馏塔中添加额外高度(填料))。
DVB产物是间位DVB和对位DVB以及间位EVB和对位EVB(和少量邻位EVB)的混合物。该DVB产物可方便地通过本发明的方法以各种等级来获得。举例来说，通过改变萃取蒸馏塔中萃取剂与进料比率、回流比和总体底部残留物与进料比率，DVB产物的DVB与EVB比率可被操纵以实现例如40:60、55:45、63:37、80:20、95:5或甚至更高的DVB:EVB比率。DVB产物中的残余DEB浓度也可通过改变相同工艺参数以及设计具有较多或较少理论平衡塔板的萃取蒸馏塔来调整。
在一个实施方案中，本发明的二乙烯基芳烃产物流中的二乙烯基芳烃的浓度可通常为约40wt％至约99.9wt％二乙烯基芳烃；在另一实施方案中约50wt％至约99.9wt％二乙烯基芳烃；在另一实施方案中约55wt％至约99.9wt％二乙烯基芳烃；在另一实施方案中约60wt％至约99.9wt％二乙烯基芳烃；并且在另一实施方案中约80wt％至约99.9wt％二乙烯基芳烃。二乙烯基芳烃产物流中的二乙烯基芳烃的浓度可低至约40wt％；并且在一个优选实施方案中，例如二乙烯基芳烃产物流中的二乙烯基芳烃的浓度可为至少约50wt％。
本发明的方法和/或其任何步骤可以间歇式、半间歇式或连续过程来执行。为执行方法，新型装置用于如本文所述的以上方法中。因此，本发明的另一广泛实施方案涉及一种用于连续使DVB与EVB分离的装置。
在例如一个一般性实施方案中，本发明的装置可包括至少一个蒸馏塔；和辅助设备，如图1中所示。
参照图1，显示一种DVB萃取蒸馏装置和显示通常由数字10指示，具有进入进料流和外出流的蒸馏装置的流程图。蒸馏装置10包括蒸馏塔20，其包括具有冷凝交换器装置30和再沸器装置40的至少三个床区段，例如像顶部床21、中间床22和底部床23的组合。萃取剂进料流24在塔的顶部附近进入塔10，而粗制DVB组合物进料流25在塔10的底部附近以及在中间填充床区段22的底部附近进入塔10。蒸汽流26在塔10的顶部离开塔10，而液体重质物流27在塔10的底部离开塔10。离开塔10的料流26、27、31、33、43和/或44中的任一个都可被储存或在随后操作单元(未显示)中进一步处理。
在DVB萃取蒸馏中，已移除轻质杂质(例如苯、甲苯、苯乙烯、乙基甲苯、乙烯基甲苯)的粗制DVB进料流25在塔中底部填充床区段23的顶部附近进料至塔20中。萃取剂流24在塔中中间填充床区段22的顶部附近进料至塔20中。蒸汽于料流26中离开塔的顶部，而汽提重质物于料流27中离开塔的底部。
离开塔的顶部的蒸汽流26穿过冷凝器30，并且离开冷凝器的冷凝物流31可被分成两个料流-回流物流32和可被传送至另一操作单元以用于进一步处理的液体馏出物流33。离开冷凝器30的少量蒸汽馏出物流44由不凝性气体和少量不冷凝组分(主要是轻质物)组成。
离开塔的底部的底部重质物流27可被分成两个料流-一个料流41可穿过再沸器40，而离开再沸器的加热的料流42可被再循环至塔20。从料流27分出的另一液体流43是产物流43，其可被传送至另一操作单元以用于进一步处理，例如像如图2的工艺流程图中所示的精制操作。
在萃取蒸馏期间，萃取剂优先将DVB吸收出在向上方向上流过中间床22的蒸汽，并且在塔中在向下方向上于液体中携带吸收的DVB以在塔的底部离开。同样，在底部床23中EVB被优先汽提出液体以获得最终产物的所需DVB/EVB比率。顶部填充床21用于将萃取剂压制出主要含有DEB和EVB的馏出物。在塔10中，可调整底部残留物排除速率与粗制DVB进料速率的比率以控制底部残留物流27中的DVB/EVB比率，可调整萃取剂进料速率与粗制DVB进料速率的比率以控制从粗制DVB进料中回收DVB，并且可调整回流比以控制塔顶馏出物携带的萃取剂的浓度。
将来自萃取蒸馏塔的底部残留物产物流43进料至另一蒸馏塔中以使纯化的DVB作为馏出物与萃取剂和重质杂质，诸如萘、抑制剂、寡聚物和聚合物分离。这个用以产生塔顶馏分DVB产物的最终蒸馏类似于精制蒸馏，因为所考虑的萃取剂具有的蒸汽压与可被添加至蒸馏机组中以避免重质底部残留物流变得太粘稠以及导致堵塞问题的沥青稀释油(fluxoil)的蒸汽压在相同范围内。然而，在本发明的方法中，不必向萃取蒸馏工艺中添加单独的沥青稀释油。如果需要保持塔的底部中的温度足够低，那么这个最终蒸馏塔可被分成两个塔，各自具有它自身的冷凝器和再沸器以允许在系列的第二“底部”塔上抽成新的真空。
一般来说，优选回收来自精制塔的底部残留物流中的萃取剂，并且使其再循环回萃取蒸馏塔以达成经济工艺操作。一种用以实现此举的方式是用水洗涤底部残留物以从极性较小的萘、寡聚物和聚合物萃取极性较大的萃取剂。抑制剂由于它们的轻微极性组成而可分配在两相之间。尽管单级洗涤可为足够的，但多级洗涤可更优选用以保持较低水用量。使水从回收的萃取剂蒸发，同时使蒸发的水再循环回水洗涤步骤可有利地使萃取剂无水以再次用于萃取蒸馏中。
在一个实施方案中，当环丁砜用作萃取剂时，并且因为环丁砜通常以及优选具有少量水含量以防止与纯环丁砜相伴的冷冻问题，所以使环丁砜与水明显分离可不为再次使用环丁砜所必需。在另一实施方案中，如果蒸发不产生具有足够低水含量以再循环至萃取蒸馏操作的特定萃取剂，那么蒸馏可替代水蒸发器加以使用。
参照图2，显示通常由数字100指示的用本发明的设备进行的萃取蒸馏工艺的工艺流程图。工艺100并有通常用点线以数字10指示的DVB萃取蒸馏装置(类似于图1中所示的装置10)。在图2中，显示工艺流程图，其包括例如蒸馏轻质物塔110、萃取蒸馏塔20、精制塔130、焦油塔140、水洗涤塔150、水蒸发部件160和冷凝/分离部件170。
图2中所示的工艺包括以上关于图1所述，并且在图2中以点线大体上封闭的萃取蒸馏塔20。向塔20的进料流基本上是来自蒸馏轻质物塔110的离开料流113、118。通过进料流111将粗制DVB料流进料至塔110中，而蒸汽流112在塔110的顶部附近离开塔110；并且底部残留物流113在塔110的底部附近离开塔110。
向精制塔130的进料流131基本上是萃取蒸馏塔20的底部残留物流27、43。来自精制塔130的蒸汽流132在塔130的顶部附近离开塔130，并且被进料至冷凝器134中；并且料流132的至少一部分可被冷凝以大体上形成离开塔130的DVB产物流137。离开塔130的底部残留物流133含有一定数量的萃取剂、DVB、杂质和重质物。优选通过冷凝器部件134使来自精制塔130的蒸汽流132冷凝，并且冷凝的DVB产物流135的一部分可通过料流136再循环至精制塔，并且冷凝的DVB产物流135的一部分通过产物流137在合乎需要的纯度水平(例如约95wt％)下离开精制塔。
向焦油塔140的进料流141基本上是精制塔130的底部残留物流133、141。来自焦油塔140的蒸汽流142含有溶剂或杂质(诸如萘)和可被再循环回精制塔130的一定数量的DVB；而离开焦油塔140的底部残留物流143含有一定数量的萃取剂和焦油。
底部残留物流143的一部分可优选作为进料流151被传送至水洗涤塔150以使潮湿萃取剂(通过料流152，在塔150的顶部附近)与焦油流(通过料流153，在塔150的底部附近)分离。焦油流153可被传送至处理工艺或另一进一步操作(未显示)。潮湿萃取剂流152可被传送至水蒸发部件160。在一个实施方案中，蒸发器装置160起形成可被进料至冷凝/分离部件170中的蒸汽流171的作用。
在一个实施方案中，可使料流152与来自冷凝部件170的再循环料流173、175混合以形成向蒸发器160的进料流176。使用装置160和170可为用以进一步处理离开塔150的潮湿萃取剂152例如以使萃取剂与水分离的优选手段。与水分离的萃取剂作为料流173离开冷凝部件170；而与萃取剂分离的水通过蒸汽流172离开冷凝部件170。蒸汽流172可在部件177中冷凝，并且料流172中的水可被再循环至另一单元操作，储存，或另外进一步处理(未显示)。
萃取剂流173的一部分可通过料流175再循环回蒸发器160，并且最终通过料流171返回至冷凝部件170。萃取剂流173的一部分通过料流174可被再循环至另一单元操作，储存，或另外进一步处理(未显示)。
实施例
以下实施例进一步详细说明本发明，而不应解释为限制其范围。
下文说明用于以下实施例中的各种术语和命名：
“DVB”代表二乙烯基苯，并且包括二乙烯基苯的间位异构体和对位异构体的混合物。
“EVB”代表乙基乙烯基苯，并且包括乙基乙烯基苯的邻位异构体、间位异构体和对位异构体的混合物。
“DEB”代表二乙基苯，并且包括二乙基苯的邻位异构体、间位异构体和对位异构体的混合物。
“相对挥发度”是通过蒸馏来分离两种组分的容易性或困难性的指标，并且定义为在传热和传质平衡状态下，蒸汽相中两种组分的浓度的比率除以液相中相同组分的比率。
用于实施例中的标准分析设备和方法包括：重量分析和与火焰离子化检测器联用的气相色谱法。
实施例1
在这个实施例1中，进行若干实验室实验，包括提供萃取剂、DEB、EVB和DVB的混合物；以及在真空下在单级蒸汽-液体平衡(VLE)中煮沸所述混合物仍为测量在平衡状态下的蒸汽和液体组成以及确定混合物中的组分的所得相对挥发度。将这些相对挥发度与由使用DEB、EVB和DVB的混合物在不存在萃取剂下进行的类似实验所得的相对挥发度进行比较以确定由使用萃取剂所致的增强程度。这些实验的结果描述于下表I-VI中：
表I-DEB/EVB/DVBVLE结果-无萃取剂
表II-DEB/EVB/DVB相对挥发度计算结果-无萃取剂
表III-环丁砜1.5对于1DEB/EVB/DVBVLE结果
表IV-环丁砜1.5对于1DEB/EVB/DVB相对挥发度计算结果
表V-环丁砜2.5对于1DEB/EVB/DVBVLE结果
表VI-环丁砜2.5对于1DEB/EVB/DVB相对挥发度计算结果
以上实验显示在不存在萃取剂下，EVB对于DVB的相对挥发度仅为约1.5；并且在诸如环丁砜的萃取剂存在下，在类似温度条件下，EVB对于DVB的相对挥发度被增强至约2.0-2.1。因此，以上实验指示可使用诸如环丁砜的萃取剂来促进通过蒸馏达成的DVB/EVB分离。

Claims (8)

1.一种用于从包含至少乙基乙烯基芳烃和至少二乙烯基芳烃的组合物混合物流萃取二乙烯基芳烃的萃取蒸馏方法，所述方法包括以下步骤：
(a)使包含至少乙基乙烯基芳烃和至少二乙烯基芳烃的组合物混合物流与液体萃取剂接触以使存在于所述组合物混合物中的所述二乙烯基芳烃的至少一部分被萃取至所述液体萃取剂中；以及
(b)回收从所述乙基乙烯基芳烃流萃取的所述二乙烯基芳烃的至少一部分以形成二乙烯基芳烃产物流；其中所述二乙烯基芳烃产物流含有至少50重量％二乙烯基芳烃。
2.如权利要求1所述的方法，其中所述液体萃取剂包括三乙二醇、环丁砜、N-甲酰基吗啉、三丙二醇、乙酰胺或其混合物。
3.如权利要求1所述的方法，其中所述二乙烯基芳烃包括二乙烯基苯。
4.如权利要求1所述的方法，其中所述乙基乙烯基芳烃包括乙基乙烯基苯。
5.如权利要求1所述的方法，其中所述接触步骤在约45℃至约160℃的温度；约0.006个大气压至约0.07个大气压的压力下；以及以约5至约100的理论平衡塔板数进行。
6.如权利要求1所述的方法，其中所述接触步骤在蒸馏塔中进行。
7.一种用于从乙基乙烯基芳烃萃取二乙烯基芳烃的装置，其包括：
(A)用于使包含至少乙基乙烯基芳烃和至少二乙烯基芳烃的组合物混合物流与液体萃取剂接触以使存在于所述组合物混合物中的所述二乙烯基芳烃的至少一部分被萃取至所述液体萃取剂中的部件；和
(B)用于回收从所述乙基乙烯基芳烃流萃取的所述二乙烯基芳烃的至少一部分以形成二乙烯基芳烃产物流的部件；其中所述二乙烯基芳烃产物流含有至少50重量％二乙烯基芳烃。
8.一种用于从乙基乙烯基芳烃萃取二乙烯基芳烃的装置，其包括：
(A)用于使含有二乙烯基芳烃的乙基乙烯基芳烃流与液体萃取剂接触以使存在于所述乙基乙烯基芳烃流中的所述二乙烯基芳烃的至少一部分被萃取至所述液体萃取剂中的部件；
(B)连接于(a)的所述接触部件的用于回收从所述乙基乙烯基芳烃萃取的所述二乙烯基芳烃的部件；和
(C)用于从部件(b)的已去除二乙烯基芳烃的所述乙基乙烯基芳烃回收所述萃取剂的部件。
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* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR3039080B1 (fr) * 2015-07-23 2019-05-17 L'air Liquide, Societe Anonyme Pour L'etude Et L'exploitation Des Procedes Georges Claude Methode de purification d'un gaz riche en hydrocarbures

Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3217052A (en) * 1962-11-23 1965-11-09 Cosden Oil & Chem Co Separation of divinylbenzene from a mixture comprising divinylbenzene and ethylvinylbenzene
US4371428A (en) * 1980-11-24 1983-02-01 Gulf Research & Development Company Separating vinyltoluene from other alkenylaromatics
FR2696171A1 (fr) * 1992-09-30 1994-04-01 Nippon Steel Chemical Co Procédé de préparation du divinylbenzène.
US7699962B2 (en) * 2004-06-23 2010-04-20 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Processes utilizing extractive distillation
US20110048922A1 (en) * 2009-09-02 2011-03-03 Mircea Cretoiu Methods and apparatuses for steam addition to a reboiler coupled to an extractive distillation column for improved extractive distillation

Patent Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3217052A (en) * 1962-11-23 1965-11-09 Cosden Oil & Chem Co Separation of divinylbenzene from a mixture comprising divinylbenzene and ethylvinylbenzene
US4371428A (en) * 1980-11-24 1983-02-01 Gulf Research & Development Company Separating vinyltoluene from other alkenylaromatics
FR2696171A1 (fr) * 1992-09-30 1994-04-01 Nippon Steel Chemical Co Procédé de préparation du divinylbenzène.
US7699962B2 (en) * 2004-06-23 2010-04-20 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Processes utilizing extractive distillation
US20110048922A1 (en) * 2009-09-02 2011-03-03 Mircea Cretoiu Methods and apparatuses for steam addition to a reboiler coupled to an extractive distillation column for improved extractive distillation

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