CN105669353A - 乙苯苯乙烯分离方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种乙苯苯乙烯分离方法，主要解决以往技术中乙苯/苯乙烯分离塔塔顶低温热量难以利用造成能耗高的问题。本发明通过采用包括以下步骤：a)乙苯/苯乙烯分离系统采用顺序分离流程，即脱氢液先经苯甲苯塔T101分离，塔顶得到主要含苯和甲苯的物流I，塔釜物流II主要为乙苯、苯乙烯和高沸物，物流II进入乙苯/苯乙烯分离塔T102，T102塔顶气物流III冷凝后得到循环乙苯，T102塔釜物流Ⅳ主要为苯乙烯，物流IV去苯乙烯精制塔T103精制；b)物流III作为T101或T103的再沸器热源，或分为两股分别作为T101和T103的再沸器热源的技术方案较好地解决了该技术问题，可用于乙苯/苯乙烯分离的工业生产中。

Description

乙苯苯乙烯分离方法
技术领域
本发明涉及一种乙苯苯乙烯节能分离方法。
背景技术
苯乙烯是最重要的基本有机化工原料之一，工业上主要由乙苯通过脱氢法制得，用于自聚制造聚苯乙烯和发泡聚苯乙烯，还能与其他的不饱和化合物共聚制造合成橡胶和树脂等多种产物，如苯乙烯/丁二烯共聚胶乳、丁苯橡胶和胶乳、不饱和聚酯以及其它如苯乙烯/甲基丙烯酸甲酯胶乳、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℃，因此分离塔理论板数通常在80块以上，回流比＞7，同时苯乙烯具有热敏性，在100℃以上聚合速率明显上升，为此工业上乙苯/苯乙烯分离塔采用负压操作，塔釜温度限制在120℃以内以减少苯乙烯聚合，塔顶温度低于100℃，无法发生蒸汽利用其热量，造成苯乙烯分离塔能耗非常高，据统计，乙苯/苯乙烯分离塔的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％。
针对上述问题，已有一些专利提出了不同的改进方法。中国专利ZL85102732提出的热泵精馏技术，但该方法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。
中国专利ZL99807390.3提出的乙苯/苯乙烯塔的串联重沸,但乙苯/苯乙烯分离塔釜温度过高，苯乙烯聚合损失较大。
中国专利ZL200510083832.5提出将乙苯/苯乙烯分离塔分为高低压塔操作，可降低苯乙烯分离能耗，但是考虑到苯乙烯易聚合的特点，其高压塔的操作压力和温度受到限制，低压塔再沸器冷热端温差小于10℃，设计难度大，需采用特殊设计的再沸器，制造成本高，同时高压塔塔釜温度高造成苯乙烯聚合损失仍然较高。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是以往技术中苯乙烯分离系统工业装置能耗高的问题。提供一种新的乙苯苯乙烯分离方法。该方法具有可大幅降低苯乙烯分离系统能耗的特点。
为了解决上述技术问题，本发明采用的技术方案如下：一种乙苯苯乙烯分离方法，包括以下步骤：a)乙苯苯乙烯分离系统采用顺序分离流程，即脱氢液先经苯甲苯塔T101分离，塔顶得到主要含苯和甲苯的物流I，塔釜物流II主要为乙苯、苯乙烯和高沸物，物流II进入乙苯/苯乙烯分离塔T102，T102塔顶气物流III冷凝后得到循环乙苯，T102塔釜物流Ⅳ主要为苯乙烯，物流IV去苯乙烯精制塔T103精制；b)物流III作为T101或T103的再沸器热源，或分为两股，分别作为T101和T103的再沸器热源。
上述技术方案中，优选的技术方案为苯甲苯分离塔塔顶操作压力为4～30kPaA，操作温度为20～70℃，塔釜操作压力为8～35kPaA，操作温度为65～100℃；乙苯/苯乙烯分离塔塔顶操作压力为20～45kPaA，操作温度为85～110℃；苯乙烯精制塔顶操作压力为4～20kPaA，操作温度为55～95℃，塔釜操作压力为8～30kPaA，操作温度为70～100℃；乙苯/苯乙烯分离塔塔顶气体作为苯甲苯塔或苯乙烯精制塔再沸器热源时，物流换热后的气相组分需继续经换热器冷却；乙苯/苯乙烯分离塔塔顶气体分为两股分别作为苯甲苯塔和苯乙烯精制塔的再沸器热源时，其分配比例为(0:1)～(1:0)，经再沸器换热后的气相需继续冷却；优选的技术方案为，乙苯/苯乙烯分离塔塔顶气体分为两股，分别作为苯甲苯塔和苯乙烯精制塔的再沸器热源时，其分配比例为(0.1：1)～(1:0.1)，经再沸器换热后的气相继续冷却。
优选的技术方案为，苯甲苯塔和苯乙烯精制塔的再沸器采用降膜式再沸器，壳程为乙苯/苯乙烯分离塔塔顶气，管程为苯甲苯塔和苯乙烯精制塔釜液；苯甲苯塔和苯乙烯精制塔的再沸器采用热虹吸再沸器，壳程为水蒸气、导热油，管程为苯甲苯塔和苯乙烯精制塔釜液；乙苯/苯乙烯分离塔塔顶气体温度高于苯甲苯塔和苯乙烯精制塔塔釜液温度5～40℃。
本发明中，乙苯/苯乙烯分离塔塔顶气体导入苯甲苯塔或苯乙烯精制塔的再沸器，作为加热塔釜液的热源，通过控制苯甲苯塔和苯乙烯精制塔操作压力，维持乙苯/苯乙烯分离塔塔顶气和苯甲苯塔、苯乙烯精制塔塔釜液一定温差，使苯甲苯塔、苯乙烯精制塔塔釜液再沸的同时，乙苯/苯乙烯分离塔塔顶气得到冷凝，相比于常规分离方法，乙苯/苯乙烯塔顶低温热(为防止苯乙烯聚合通常小于105℃)得到有效利用，节省了大量蒸发苯甲苯塔和苯乙烯精制塔塔釜液的水蒸汽和使乙苯/苯乙烯分离塔塔顶气冷凝的冷却水。
采用本发明的技术方案，乙苯/苯乙烯分离塔塔顶气低温热得到有效利用，该技术方案可降低苯乙烯分离能耗达30～50％，取得了较好的技术效果。
附图说明
图1为采用本发明技术方案的苯乙烯分离系统工艺流程。
图2为采用典型的苯乙烯分离系统现有技术工艺流程。
图1中，T101为苯甲苯分离塔，T102为乙苯/苯乙烯分离塔，T103为苯乙烯精制塔，E101为苯甲苯塔再沸器，E102为乙苯/苯乙烯分离塔塔顶冷凝器，E103为苯乙烯精制塔再沸器，1为来自反应单元的脱氢液，2为苯甲苯塔顶气(即物流Ⅰ)，3苯甲苯塔塔釜液(即物流Ⅱ)，4为乙苯/苯乙烯分离塔塔顶气，5为去苯甲苯塔再沸器物料，6为去苯乙烯精制塔物料，7为循环乙苯，8为乙苯/苯乙烯分离塔塔釜采出液，9为苯乙烯精制塔塔顶气，10为苯乙烯精制塔塔釜液。
图1中，来自反应单元的脱氢液1进入苯甲苯分离塔T101，塔顶为主要含苯和甲苯的塔顶气物流2，塔釜为主要含乙苯、苯乙烯和重组分的物流3，物流3进入乙苯/苯乙烯分离塔T102，塔顶气物流4分为两股，一股物流5去苯甲苯塔T101再沸器E101加热塔釜液，另一股物流6去苯乙烯精制塔T103再沸器E103加热塔釜液，物流5和6经再沸器后经冷凝器E102进一步冷凝后的物流7作为循环乙苯返回反应单元，T102塔釜采出物流8主要含苯乙烯和重组分，进入苯乙烯精制塔T103，塔顶得到产品苯乙烯物流9，塔釜为重组分物流10。
图2中，来自反应单元的脱氢液1进入苯甲苯分离塔T101，塔顶为主要含苯和甲苯的塔顶气物流2，塔釜为主要含乙苯、苯乙烯和重组分的物流3，物流3进入乙苯/苯乙烯分离塔T102，塔顶气物流4经冷凝器E102冷凝，冷凝后的物流7作为循环乙苯返回反应单元，T102塔釜采出物流8主要含苯乙烯和重组分，进入苯乙烯精制塔T103，塔顶得到产品苯乙烯物流9，塔釜为重组分物流10。
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10万吨/年苯乙烯装置(年操作时数8000小时)，其苯乙烯分离系统采用图1的工艺，乙苯/苯乙烯分离塔进料流量为21.5吨/小时，重量百分组成为：苯0.4％，甲苯1.4％，乙苯36％，苯乙烯60％，重组分2.2％，主要操作条件及消耗见表1：
表1
苯甲苯塔T101塔釜压力kPaA 8
苯甲苯塔T101塔釜温度℃ 65
乙苯苯乙烯分离塔T102塔顶压力kPaA 20
乙苯苯乙烯分离塔T102塔顶温度℃ 85
苯乙烯精制塔T103塔釜压力kPaA 8
苯乙烯精制塔T103塔釜温度℃ 70
T102塔顶气去E101流量kg/h 32800
T102塔顶气去E103流量kg/h 49200
E101热负荷kw 1800
E101换热面积m2 180
E101型式 热虹吸
E101冷热端温差 20℃
E102热负荷kw 3000
E103热负荷kw 2350
E103换热面积m2 300
E103型式 降膜式
E103冷热端温差 15℃
苯乙烯装置耗低压蒸汽 吨/小时 25
苯乙烯装置耗循环水 吨/小时 1500
苯乙烯装置耗电 千瓦 600
精馏单元一次性投资 万元 6000
【实施例2】
某10万吨/年苯乙烯装置(年操作时数8000小时)，其苯乙烯分离系统采用图1的工艺，乙苯/苯乙烯分离塔进料流量为21.5吨/小时，重量百分组成为：苯0.4％，甲苯1.4％，乙苯36％，苯乙烯60％，重组分2.2％，主要操作条件及消耗见表2：
表2
苯甲苯塔T101塔釜压力kPaA 24
苯甲苯塔T101塔釜温度℃ 94
乙苯苯乙烯分离塔T102塔顶压力kPaA 39
乙苯苯乙烯分离塔T102塔顶温度℃ 102
苯乙烯精制塔T103塔釜压力kPaA 16
苯乙烯精制塔T103塔釜温度℃ 93
T102塔顶气去E101流量kg/h 16400
T102塔顶气去E103流量kg/h 65600
E101热负荷kw 1800
E101换热面积m2 450
E101型式 降膜式
E101冷热端温差 8
E102热负荷kw 3000
E103热负荷kw 2350
E103换热面积m2 500
E103型式 降膜式
E103冷热端温差 9
苯乙烯装置耗低压蒸汽 吨/小时 25
苯乙烯装置耗循环水 吨/小时 1550
苯乙烯装置耗电 千瓦 580
精馏单元一次性投资 万元 6200
【实施例3】
某12万吨/年苯乙烯装置(年操作时数8000小时)，其苯乙烯分离系统采用图1的工艺，乙苯/苯乙烯分离塔进料流量为25吨/小时，重量百分组成为：苯0.35％，甲苯1.2％，乙苯35％，苯乙烯61.45％，重组分2.0％，主要操作条件及消耗见表3：
表3
苯甲苯塔T101塔釜压力kPaA 16
苯甲苯塔T101塔釜温度℃ 83
乙苯苯乙烯分离塔T102塔顶压力kPaA 40
乙苯苯乙烯分离塔T102塔顶温度℃ 103
苯乙烯精制塔T103塔釜压力kPaA 16
苯乙烯精制塔T103塔釜温度℃ 93
T102塔顶气去E101流量kg/h 98000
T102塔顶气去E103流量kg/h 0
E101热负荷kw 2100
E101换热面积m2 180
E101型式 热虹吸
E101冷热端温差 20
E102热负荷kw 6000
E103热负荷kw 3500
E103换热面积m2 160
E103加热介质 水蒸气
E103冷热端温差 45
E103型式 热虹吸
苯乙烯装置耗低压蒸汽 吨/小时 31
苯乙烯装置耗循环水 吨/小时 2000
苯乙烯装置耗电 千瓦 700
精馏单元一次性投资 万元 7000
【实施例4】
某12万吨/年苯乙烯装置(年操作时数8000小时)，其苯乙烯分离系统采用图1的工艺，乙苯/苯乙烯分离塔进料流量为25吨/小时，重量百分组成为：苯0.35％，甲苯1.2％，乙苯35％，苯乙烯61.45％，重组分2.0％，主要操作条件及消耗见表4：
表4
苯甲苯塔T101塔釜压力kPaA 28
苯甲苯塔T101塔釜温度℃ 99
乙苯苯乙烯分离塔T102塔顶压力kPaA 24
乙苯苯乙烯分离塔T102塔顶温度℃ 89
苯乙烯精制塔T103塔釜压力kPaA 8
苯乙烯精制塔T103塔釜温度℃ 70
T102塔顶气去E101流量kg/h 0
T102塔顶气去E103流量kg/h 98000
E101热负荷kw 2100
E101换热面积m2 90
E101加热介质 水蒸气
E101冷热端温差 47℃
E101型式 热虹吸
E102热负荷kw 5000
E103热负荷kw 3500
E103换热面积m2 300
E103型式 热虹吸
E103冷热端温差 19℃
苯乙烯装置耗低压蒸汽 吨/小时 29
苯乙烯装置耗循环水 吨/小时 1900
苯乙烯装置耗电 千瓦 680
精馏单元一次性投资 万元 7200
【实施例5】
某20万吨/年苯乙烯装置(年操作时数8000小时)，其苯乙烯分离系统采用图1的工艺，乙苯/苯乙烯分离塔进料流量为43吨/小时，重量百分组成为：苯0.5％，甲苯1.5％，乙苯36％，苯乙烯59.8％，重组分2.2％，主要操作条件及消耗见表5：
表5
苯甲苯塔T101塔釜压力kPaA 10
苯甲苯塔T101塔釜温度℃ 70
乙苯苯乙烯分离塔T102塔顶压力kPaA 36
乙苯苯乙烯分离塔T102塔顶温度℃ 100
苯乙烯精制塔T103塔釜压力kPaA 8
苯乙烯精制塔T103塔釜温度℃ 76
T102塔顶气去E101流量kg/h 100000
T102塔顶气去E103流量kg/h 60000
E101热负荷kw 3800
E101换热面积m2 240
E101型式 热虹吸
E101冷热端温差 30℃
E102热负荷kw 6000
E103热负荷kw 5000
E103换热面积m2 420
E103型式 热虹吸
E103冷热端温差 24℃
苯乙烯装置耗低压蒸汽 吨/小时 53
苯乙烯装置耗循环水 吨/小时 3200
苯乙烯装置耗电 千瓦 1340
精馏单元一次性投资 万元 9000
【比较例1】
某10万吨/年苯乙烯装置(年操作时数8000小时)，其苯乙烯分离系统采用图2的工艺，乙苯/苯乙烯分离塔进料流量为21.5吨/小时，重量百分组成为：苯0.4％，甲苯1.4％，乙苯36％，苯乙烯60％，重组分2.2％，主要操作条件及消耗见表6：
表6
苯甲苯塔T101塔釜压力kPaA 28
苯甲苯塔T101塔釜温度℃ 98
乙苯苯乙烯分离塔T102塔顶压力kPaA 12
乙苯苯乙烯分离塔T102塔顶温度℃ 71
苯乙烯精制塔T103塔釜压力kPaA 20
苯乙烯精制塔T103塔釜温度℃ 100
E101热负荷kw 1800
E101换热面积m2 100
E101加热介质 水蒸气
E101型式 热虹吸
E101冷热端温差 47℃
E102热负荷kw 9000
E103热负荷kw 2350
E103换热面积m2 300
E103加热介质 水蒸气
E103型式 热虹吸
E103冷热端温差 45℃
苯乙烯装置耗低压蒸汽 吨/小时 34
苯乙烯装置耗循环水 吨/小时 2200
苯乙烯装置耗电 千瓦 550
精馏单元一次性投资 万元 5800

Claims (10)

1.一种乙苯苯乙烯分离方法，包括以下步骤：
a)乙苯苯乙烯分离系统采用顺序分离流程：脱氢液先经苯甲苯塔T101分离，塔顶得到主要含苯和甲苯的物流I，塔釜得到主要为乙苯、苯乙烯和高沸物的物流II，物流II进入乙苯/苯乙烯分离塔T102，T102塔顶气物流III冷凝后得到循环乙苯，T102塔釜物流Ⅳ主要为苯乙烯，物流IV去苯乙烯精制塔T103精制；
b)物流III作为T101或T103的再沸器热源，或分为两股，分别作为T101和T103的再沸器热源。
2.根据权利要求1所述的乙苯苯乙烯分离方法，其特征在于苯甲苯分离塔塔顶操作压力为4～30kPaA，操作温度为20～70℃，塔釜操作压力为8～35kPaA，操作温度为65～100℃。
3.根据权利要求1所述的乙苯苯乙烯分离方法，其特征在于乙苯/苯乙烯分离塔塔顶操作压力为20～45kPaA，操作温度为85～110℃。
4.根据权利要求1所述的乙苯苯乙烯分离方法，其特征在于苯乙烯精制塔顶操作压力为4～20kPaA，操作温度为55～95℃，塔釜操作压力为8～30kPaA，操作温度为70～100℃。
5.根据权利要求1所述的乙苯苯乙烯分离方法，其特征在于乙苯/苯乙烯分离塔塔顶气体作为苯甲苯塔或苯乙烯精制塔再沸器热源时，物流III换热后的气相组分继续经换热器冷却。
6.根据权利要求1所述的乙苯苯乙烯分离方法，其特征在于乙苯/苯乙烯分离塔塔顶气体分为两股，分别作为苯甲苯塔和苯乙烯精制塔的再沸器热源时，其体积分配比例为(0：1)～(1:0)，经再沸器换热后的气相继续冷却。
7.根据权利要求1所述的乙苯苯乙烯分离方法，其特征在于苯甲苯塔和苯乙烯精制塔的再沸器采用降膜式再沸器，壳程为乙苯/苯乙烯分离塔塔顶气，管程为苯甲苯塔和苯乙烯精制塔釜液。
8.根据权利要求1所述的乙苯苯乙烯分离方法，其特征在于苯甲苯塔和苯乙烯精制塔的再沸器采用热虹吸再沸器，壳程为水蒸气、导热油，管程为苯甲苯塔和苯乙烯精制塔釜液。
9.根据权利要求1所述的乙苯苯乙烯分离方法，其特征在于乙苯/苯乙烯分离塔塔顶气体温度高于苯甲苯塔和苯乙烯精制塔塔釜液温度5～40℃。
10.根据权利要求6所述的乙苯苯乙烯分离方法，其特征在于乙苯/苯乙烯分离塔塔顶气体分为两股，分别作为苯甲苯塔和苯乙烯精制塔的再沸器热源时，其分配比例为(0.1：1)～(1:0.1)，经再沸器换热后的气相继续冷却。
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