CN111517909B - 一种分离α-甲基卞醇脱水混合液中少量乙苯的方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种分离α‑甲基卞醇脱水混合液中少量乙苯的方法，设置操作压力较高的乙苯粗分塔和操作压力较低的乙苯精分塔，利用乙苯粗分塔顶乙苯/苯乙烯蒸汽作为乙苯精分塔耦合再沸器热源，并设置以装置富余低品位热量为热源的乙苯精分塔辅助再沸器。控制乙苯粗分塔顶含有一定量苯乙烯，以增加乙苯精分塔耦合再沸器热侧温度，提高传热温差。将乙苯粗分塔顶分离出的乙苯/苯乙烯混合物送入乙苯精分塔，同乙苯精分塔脱水液进料所含乙苯一道，从乙苯精分塔顶分离出苯乙烯含量进一步降低的乙苯，较好地解决了业内分离α‑甲基卞醇脱水混合液含有的少量乙苯所需能耗过高的问题。

Description

一种分离α-甲基卞醇脱水混合液中少量乙苯的方法

技术领域

本发明属于石油化工领域，涉及一种分离α-甲基卞醇脱水混合液中少量乙苯的方法。

背景技术

苯乙烯是一种重要的石油化工原料，是产量仅次于乙烯、丙烯的第三大聚合物单体，我国苯乙烯主要应用于生产聚苯乙烯和ABS/SAN树脂。其中，约占总消费量38％的苯乙烯用于可发性聚苯乙烯(EPS)的生产，31％左右的苯乙烯用于非可发性聚苯乙烯(GPPS/HIPS)的生产，10％左右的苯乙烯用于ABS/SAN树脂的生产，7％左右的苯乙烯用于不饱和聚酯(UPR)的生产，7％左右的苯乙烯用于丁苯橡胶/丁苯胶乳(SBR/SBL)的生产，其他的主要用于生产苯乙烯系共聚物(苯乙烯系热塑性弹性体、甲基丙烯酸-丁二烯-苯乙烯共聚树脂、苯乙烯-二乙烯基本离子交换树脂等)。

环氧丙烷(PO)是一种非常重要的有机化合物原料，是仅次于聚丙烯和丙烯腈的第三大丙烯类衍生物。可由丙烯氯醇化而得，或由丙烯、乙苯或丙烯、异丁醇共氧化而得。环氧丙烷(PO)主要用于生产聚醚、丙二醇和各类非离子表面活性剂等，其中聚醚多元醇是生产聚氨酯泡沫、保温材料、弹性体、胶粘剂和涂料等的重要原料，各类非离子型表面活性剂在石油、化工、农药、纺织、日化等行业得到广泛应用。同时，环氧丙烷也是重要的基础化工原料。

目前苯乙烯的生产方法有乙苯催化脱氢法、苯乙烯-环氧丙烷联产法(即乙苯共氧化法)、乙苯脱氢选择性氧化法、裂解汽油抽提蒸馏回收法等，其中以乙苯催化脱氢法和苯乙烯-环氧丙烷联产法(即乙苯共氧化法)为主，前者约占苯乙烯生产能力的85％左右。联产法尽管工艺流程较复杂，投资较大，但由于能同时获得两种重要的基本有机原料，近年来发展迅速。到2019年为止，我国苯乙烯的主要生产企业有40多家，苯乙烯生产能力达到1000万吨/年，上述产能中，苯乙烯和环氧丙烷联产方法生产的苯乙烯约占15％。

目前环氧丙烷的生产方法主要有氯醇法和共氧化法；其中共氧化法有乙苯共氧化法、异丁烷共氧化法和异丙苯氧化法等，尤以乙苯共氧化法为主。氯醇法的特点是流程比较短，工艺成熟，操作负荷弹性较大，选择性好，收率高，生产比较安全，对原料丙烯纯度要求不高，建设投资少；但氯醇法生产环氧丙烷过程中会产生大量含氯化钙的废水，环境污染十分严重，因而我国自2011年起已停止对新建氯醇法环氧丙烷装置的审批。

乙苯共氧化生产苯乙烯和环氧丙烷联产技术以乙苯和丙烯为原料，乙苯同空气中的氧反应生产乙苯过氧化氢，提浓后的乙苯过氧化氢同丙烯环氧化生产环氧丙烷、α-甲基卞醇(苯乙醇)和副产物苯乙酮，副产物苯乙酮加氢生成α-甲基卞醇，α-甲基卞醇脱水生成苯乙烯，脱水反应方程式如下：

乙苯过氧化氢与丙烯进行液相环氧化反应，生成环氧丙烷和α-甲基卞醇。并释放出反应热。对使用Ti-Si固体催化剂的环氧化反应器进行串联设计，逐级移除反应热。环氧化反应温度一般为70～130℃，在环氧化催化剂的半年使用寿命周期内，环氧化反应温度由70℃逐步提升至130℃。上述反应特点导致从环氧化反应回收的余热品位低，且回收热量周期性波动。

且环氧化产物之一的α-甲基卞醇超过170℃就会开始脱水产生苯乙烯，故α-甲基卞醇浓度较高的塔需控制塔釜温度不超过190℃，最优为170℃，导致从塔顶回收的热量品位较低。

对苯乙烯/环氧丙烷共氧化法装置的低品位热量综合平衡后，发现低品位热量富余较多，需要寻找消化途经。

通常生产装置中α-甲基卞醇脱水转化率>90％，苯乙烯及苯乙酮的选择性>99％。

α-甲基卞醇脱水过程有少量乙苯生成，加上脱水反应系统加入的少量液体冲洗或稀释乙苯，正常情况乙苯含量仅占1％左右。脱水反应系统采出的脱水液典型组成如下：乙苯0.981％、α-甲基卞醇9.499％、苯乙酮10.767％、苯乙烯77.082％、水0.375％、苯乙烯焦油0.349％、其它0.947％。

乙苯脱氢法苯乙烯生产工艺生产的脱氢液进料典型组成为：苯0.5～1.5％，甲苯0.5～2.5％，乙苯35～50％，苯乙烯50～65％。其乙苯含量远高于α-甲基卞醇脱水混合液进料，且进料中还含有比乙苯轻的苯、甲苯组分。

上述典型组成的α-甲基卞醇脱水液经乙苯分离塔塔顶分离出乙苯继续作为原料使用，塔釜分离出苯乙烯、α-甲基卞醇、苯乙酮、焦油混合物送入精苯乙烯塔分离出苯乙烯产品以及α-甲基卞醇、苯乙酮、焦油混合物，然后经醇酮回收塔将α-甲基卞醇、苯乙酮同焦油分离，α-甲基卞醇、苯乙酮经加氢后继续作为脱水工段生产苯乙烯的原料。

乙苯沸点是136.2℃，苯乙烯沸点是146℃，两者沸点相差较小，分离所需的能耗较高。

且苯乙烯是热敏性物质，超过130℃极容易生成苯乙烯聚合物，需在负压条件下分离。目前业内有经验的乙苯脱氢法生产苯乙烯装置中乙苯/苯乙烯分离塔釜最高操作温度控制在120℃，虽然在此温度下苯乙烯聚合生成量较多，但还可以在阻聚剂的帮助下维持连续生产。

李雪云在华东理工大学硕士学位论文《苯乙烯精馏阻聚剂研究》中，通过试验揭示了在不加入阻聚剂的情况下，不同温度纯苯乙烯聚合转化率同时间之间的关系，研究中指出，同一反应时间内，纯苯乙烯聚合反应的转化率随温度升高而增大，同一温度下，聚合反应的转化率随时间的推移而提高。通常情况下，温度每升高10℃，聚合转化率升高近一倍。

α-甲基卞醇沸点为219.5℃、苯乙酮沸点为202.3℃，这两种组分同乙苯沸点相差较大，容易分离。因其沸点较苯乙烯高出许多，同塔釜仅有苯乙烯和苯乙烯焦油组成的脱氢法乙苯分离塔相比，会升高上述含有α-甲基卞醇、苯乙酮的乙苯分离塔釜温度6～10℃。另外，因固定床α-甲基卞醇脱水催化剂随使用周期的增加转化率逐渐下降，致使塔釜α-甲基卞醇的浓度增加，塔釜温度也会相应进一步增加，若采用中国专利CN 1163289C所述的高低压耦合节能分离方法，则压力较高的塔釜温度会增加一倍上升温度幅度。还需考虑脱水液进料组成中含有较高浓度的水，水和乙苯形成共沸物，会降低上述乙苯分离塔顶温度。

上述乙苯分离塔顶温度降、塔釜温度升的特性给热耦合高低压两个塔的节能设计带来了困难，收紧了苯乙烯聚合物可控情况下的高低压两个塔的热耦合再沸器传热温差。

利用α-甲基卞醇脱水液中乙苯含量低的特点，若控制乙苯分离塔顶含有一定量的苯乙烯，可提高乙苯分离塔顶温度(在35KPaA压力下，不同组成配比的乙苯/苯乙烯混合物的饱和气相温度统计数据如图1所示)，增加热耦合再沸器的传热温差，使维继高低压两个塔之间传热的热耦合再沸器设计可以实现。

发明内容

本发明的目的在于解决现有技术中的不足，提供一种分离α-甲基卞醇脱水混合液中少量乙苯的方法，以较低的能耗，分离出乙苯以及乙苯含量小于800ppm的苯乙烯、α-甲基卞醇、苯乙酮、焦油较重组分混合物流。

本发明的技术方案为：一种分离α-甲基卞醇脱水混合液中少量乙苯的方法，具体过程包括：

(1)设置乙苯粗分塔和乙苯精分塔；

(2)将乙苯粗分塔再沸器与乙苯粗分塔连接、将乙苯精分塔耦合再沸器和乙苯精分塔辅助再沸器分别与乙苯精分塔连接；

(3)α-甲基卞醇脱水混合液总进料分为两股，分别是乙苯粗分塔α-甲基卞醇脱水混合液进料和乙苯精分塔α-甲基卞醇脱水混合液进料；

(4)乙苯粗分塔顶乙苯/苯乙烯蒸汽作为乙苯精分塔耦合再沸器热源，经乙苯精分塔耦合再沸器液冷凝形成乙苯粗分塔乙苯/苯乙烯冷凝液后形成乙苯粗分塔回流返回乙苯粗分塔顶；

(5)采出的乙苯粗分塔顶乙苯/苯乙烯蒸汽继续作为乙苯精分塔的进料，并同乙苯精分塔α-甲基卞醇脱水混合液进料所含乙苯一道，从乙苯精分塔顶分离出苯乙烯含量进一步降低的乙苯；

(6)乙苯精分塔顶乙苯蒸汽经乙苯精分塔冷凝器冷凝成两股物流，一股是乙苯精分塔回流返回乙苯精分塔，另一股是乙苯精分塔采出的乙苯；

(7)乙苯粗分塔釜和乙苯精分塔釜采出的苯乙烯、α-甲基卞醇、苯乙酮和焦油混合物合并为产品苯乙烯、副产物焦油以及循环α-甲基卞醇、苯乙酮分离系统进料。

进一步地，乙苯粗分塔操作压力为20～50KPaA；乙苯精分塔操作压力为2～20KPaA。

进一步地，乙苯粗分塔与乙苯精分塔之间的操作压差至少10KPa

进一步地，步骤5中乙苯粗分塔顶乙苯/苯乙烯蒸汽向乙苯精分塔进料的形式有三种，分别是：

1)经乙苯精分塔耦合再沸器冷凝后的需再分离乙苯/苯乙烯的精分塔液相进料作为乙苯精分塔进料；

2)经乙苯粗分塔顶采出的需再分离乙苯/苯乙烯的精分塔气相进料不经耦合再沸器传热直接作为乙苯精分塔进料；

3)结合上述两种方式，以液相形式进料的同时以气相形式进料。

进一步地，乙苯粗分塔塔釜温度不超过120℃。

进一步地，α-甲基卞醇脱水混合液总进料的乙苯含量在0.08％～20％。

进一步地，乙苯粗分塔、乙苯精分塔的α-甲基卞醇脱水混合液进料比例为3:7～6:4。

进一步地，利用乙苯粗分塔顶乙苯/苯乙烯蒸汽中的苯乙烯含量，控制乙苯精分塔耦合再沸器热侧传热温度，需采出的乙苯粗分塔顶乙苯/苯乙烯蒸汽中苯乙烯含量范围为6～95％。

进一步地，乙苯精分塔辅助再沸器低品位热媒来自环氧丙烷/苯乙烯联产装置副产且多余的低压蒸汽或热水。

进一步地，乙苯精分塔辅助再沸器热负荷输出范围为乙苯精分塔所需热负荷的1～60％。

本发明的有益效果是：

1.本发明巧妙地将乙苯粗分塔顶出料作为乙苯精分塔的第二股进料，继续将乙苯粗分塔顶出料所含有苯乙烯分离到乙苯精分塔塔釜，将所含乙苯分离到乙苯精分塔塔顶采出的合格乙苯物流中；乙苯粗分塔顶控制一定苯乙烯含量，并允许在一定范围内波动，使该塔塔顶物流属于非清晰切割类型，仅需控制塔釜出料乙苯含量低于所需控制指标即可，降低了热耦合两个塔的控制难度；

2.乙苯精分塔增加了来自乙苯粗分塔进料，该进料增加量通常为该塔进料量的1～10％，对该塔投资和能耗影响有限；但乙苯粗分塔顶的苯乙烯含量确降低了3.7℃塔釜气相温度，为降低乙苯粗分塔釜所含的高浓度苯乙烯温度低于苯乙烯易聚合的灵敏温度(120℃)创造了条件，进而也使所述的高低压耦合的乙苯分离工艺具备了苯乙烯聚合物可控、耦合再沸器传热温差可接受的条件；

3.乙苯粗分塔热耦合再沸器的存在，使乙苯粗分塔釜再沸器输入的蒸汽的热量能效几乎被乙苯精分塔热耦合再沸器放大一倍；

4.富余低品位能量被利用具有较高的经济价值；同时辅助再沸器的设置还为乙苯精分塔提供了调整回流量以外的又一个更直接控制手段。

附图说明

图1为35KPaA下，不同组成配比的乙苯/苯乙烯混合物的饱和气相温度统计表；

图2为实施例1中乙苯粗分塔向乙苯精分塔送入液相乙苯/苯乙烯进料的装置流程图；

图3为实施例1中乙苯粗分塔向乙苯精分塔送入气相乙苯/苯乙烯进料的装置流程图；

图4为对比例1中未采用热耦合的单台分离工况装置流程图；

图5为对比例2中乙苯粗分塔顶采出直接控制苯乙烯含量为3％、且直接采出到下游用户而未经乙苯精分塔再分离公况的装置流程图；

图6为实施例1、对比例1和对比例2的分离结果比较表。

其中，T-101：乙苯粗分塔，T-102:乙苯精分塔，T-103：乙苯分离塔，E-101:乙苯粗分塔再沸器，E-102:乙苯精分塔耦合再沸器，E-103:乙苯精分塔辅助再沸器，E-104:乙苯精分塔冷凝器，E-105:乙苯分离塔再沸器，E-106:乙苯分离塔冷凝器；

01：α-甲基卞醇脱水混合液进料，02：乙苯蒸汽，03:乙苯分离塔回流，04：乙苯分离塔顶采出的乙苯，05：乙苯分离塔釜采出的苯乙烯、α-甲基卞醇、苯乙酮、焦油混合物，06：分离塔热媒，07：循环水或空气；

1：α-甲基卞醇脱水混合液总进料，2：乙苯粗分塔α-甲基卞醇脱水混合液进料，3：乙苯精分塔α-甲基卞醇脱水混合液进料，4：乙苯粗分塔顶乙苯/苯乙烯蒸汽，5：乙苯粗分塔乙苯/苯乙烯冷凝液，6:乙苯粗分塔回流，71：需再分离乙苯/苯乙烯的精分塔液相进料，72:需再分离乙苯/苯乙烯的精分塔气相进料，73：乙苯粗分塔塔顶采出的乙苯，8：乙苯粗分塔釜采出的苯乙烯、α-甲基卞醇、苯乙酮、焦油混合物，9：乙苯精分塔顶乙苯蒸汽，10:乙苯精分塔回流，11：乙苯精分塔顶采出的乙苯，12：乙苯精分塔釜采出的苯乙烯、α-甲基卞醇、苯乙酮、焦油混合物，13：产品苯乙烯、副产物焦油以及循环α-甲基卞醇、苯乙酮分离系统进料，14：热媒，15：低品位热媒，16：循环水或空气。

具体实施方式

以下实施例进一步说明本发明的内容，但不应理解为对本发明的限制。在不背离本发明实质的情况下，对本发明方法、步骤或条件所作的修改和替换，均属于本发明的范围。

实施例1：一种分离α-甲基卞醇脱水混合液中少量乙苯的方法

以60万吨苯乙烯27万吨环氧丙烷共氧化法装置为例，分离装置中包括乙苯粗分塔T-101和乙苯精分塔T-102；

乙苯粗分塔T-101由乙苯粗分塔再沸器E-101提供塔内分离所需传质用向上气相物流，乙苯精分塔T-102由乙苯精分塔耦合再沸器E-102和乙苯精分塔辅助再沸器E-103提供塔内分离所需传质用向上气相物流；

压力较高的乙苯粗分塔顶采出的乙苯粗分塔顶乙苯/苯乙烯蒸汽4作为乙苯精分塔耦合再沸器E-102的热源。

α-甲基卞醇脱水混合液总进料1分为两股，分别是作为乙苯粗分塔T-101进料的乙苯粗分塔α-甲基卞醇脱水混合液进料2和作为乙苯精分塔T-102进料的乙苯精分塔α-甲基卞醇脱水混合液进料3。

乙苯粗分塔再沸器E-101在热媒14的加热下提供向上气相物流，并在乙苯粗分塔T-101塔顶分离出控制了苯乙烯含量的、以提高塔顶蒸汽温度为目的的乙苯粗分塔顶乙苯/苯乙烯蒸汽4，其作为乙苯精分塔耦合再沸器E-102的热源。

乙苯粗分塔顶乙苯/苯乙烯蒸汽4被乙苯精分塔耦合再沸器E-102液冷凝后的乙苯粗分塔乙苯/苯乙烯冷凝液5分为两股，一股是返回乙苯粗分塔顶的乙苯粗分塔回流6，一股是需再分离乙苯/苯乙烯的精分塔液相进料71，其同时作为乙苯精分塔T-102第二股液相进料(如图2所示)，同乙苯精分塔α-甲基卞醇脱水混合液进料3所含乙苯一道进行进料，乙苯精分塔顶采出的乙苯11的乙烯含量进一步降低。通常该股乙苯中的苯乙烯浓度控制在6％以下，继续送入加氢岗位将苯乙烯转化为乙苯，如乙苯精分塔顶采出的乙苯11的苯乙烯浓度过高，则在可能导致加氢工段飞温，同时也降低了苯乙烯收率，增加了氢气消耗。

上述乙苯精分塔T-102也可以接收乙苯粗分塔顶的需再分离乙苯/苯乙烯的精分塔气相进料72(如图3所示)，该气相进料方式不经耦合再沸器传热，热量以气相的方式直接输入到乙苯精分塔T-102，在不浪费能量的情况下，降低了热耦合再沸器的传热负荷。

当然进料方式也可以为上述气液两种方式的结合。

在乙苯精分塔T-102塔顶分离出乙苯精分塔顶乙苯蒸汽9，然后被乙苯精分塔冷凝器E-104的冷侧循环水或空气16冷凝成一股乙苯精分塔回流10和乙苯精分塔顶采出的乙苯11，乙苯精分塔回流10返回乙苯精分塔，乙苯精分塔顶采出的乙苯11作为乙苯原料送到其它单元继续使用。

乙苯精分塔辅助再沸器E-103热源为本装置副产多余低品位能源，多为低压蒸汽或循环热水。

乙苯粗分塔T-101和乙苯精分塔T-102各自从塔釜产出物流，分别是乙苯粗分塔釜采出的苯乙烯、α-甲基卞醇、苯乙酮、焦油混合物8和乙苯精分塔釜采出的苯乙烯、α-甲基卞醇、苯乙酮、焦油混合物12，两股物流合并成产品苯乙烯、副产物焦油以及循环α-甲基卞醇、苯乙酮分离系统进料13后作为后续分离装置进料，其中乙苯含量需控制小于800ppm，以使后面工序分离出的苯乙烯产品乙苯含量合格。

本实施例中乙苯粗分塔T-101操作压力为20～50KPaA，乙苯精分塔T-102操作压力为2～20KPaA，控制乙苯粗分塔T-101、乙苯精分塔T-102操作压差至少10KPa，以便提供给乙苯精分塔热耦合再沸器E-102足够的传热温差。

同时尽量控制压力较高的乙苯粗分塔釜温度不超过120℃，以降低苯乙烯在乙苯粗分塔聚合速度。

另外，乙苯精分塔T-102的压力也需在塔顶乙苯蒸汽可被空气或循环水冷凝、乙苯精分塔耦合再沸器传热温差得到保证、降低乙苯精分塔系统设备投资三者之间权衡出最优值。

因α-甲基卞醇脱水混合液进料中的乙苯含量仅为1％左右，即使将乙苯粗分塔顶蒸汽的苯乙烯含量提高到90％，乙苯粗分塔顶采出到乙苯精分塔的乙苯/苯乙烯混合物流量也达不到乙苯粗分塔进料量的10％。利用此特点，本实施例巧妙地将乙苯粗分塔T-101顶出料作为乙苯精分塔T-102的第二股进料，继续将乙苯粗分塔顶出料所含有苯乙烯分离到乙苯精分塔塔釜，将所含乙苯分离到乙苯精分塔塔顶采出的合格乙苯物流中。

乙苯粗分塔顶控制一定苯乙烯含量，并允许在一定范围内波动，使该塔塔顶物流属于非清晰切割类型，仅需控制塔釜出料乙苯含量低于所需控制指标即可，本实施例降低了热耦合的两个塔控制难度。

乙苯粗分塔顶乙苯中的苯乙烯含量根据乙苯粗分塔塔釜温度是否超过120℃，以及乙苯精分塔耦合再沸器E-102传热温差控制。

乙苯精分塔T-102增加了来自乙苯粗分塔T-101的进料，该进料增加量通常为该塔进料量的1～10％。例如，在该进料苯乙烯浓度占50％情况下，该乙苯精分塔总进料量也只增加2％左右，对该塔投资和能耗影响有限。但乙苯粗分塔顶50％的苯乙烯含量却降低了3.7℃塔釜气相温度，为降低乙苯粗分塔釜所含的高浓度苯乙烯温度低于苯乙烯易聚合的灵敏温度(120℃)创造了条件，进而也使所述的高低压耦合的乙苯分离工艺具备了苯乙烯聚合物可控、耦合再沸器传热温差可接受的条件。

虽然乙苯粗分塔顶温度和苯乙烯浓度比塔釜温度和苯乙烯浓度都低，但所述乙苯粗分塔顶乙苯中的苯乙烯浓度提高，也相应增加了塔顶苯乙烯聚合的量，可通过降低塔顶回流罐缓冲时间、回流罐加入阻聚剂、控制苯乙烯含量尽可低等方法来对冲上述苯乙烯聚合增加问题。

乙苯粗分塔热耦合再沸器E-102的存在，使乙苯粗分塔釜再沸器输入的蒸汽的热量能效几乎被乙苯精分塔热耦合再沸器放大一倍。

虽然输入乙苯精分塔辅助再沸器E-103的能量效率仅为乙苯粗分塔再沸器E-101输入的较高品位热源能量效率的一半，富余低品位能量可被利用总归具有较高的经济价值。同时该辅助再沸器的设置还为塔顶和塔釜分离精度都要求极高的乙苯精分塔提供了调整回流量以外的又一个更直接控制手段，为热耦合的两个塔提供了额外有效控制分离指标的手段。

对比例1：

该对比例公开一种未采用热耦合的单台分离工况，装置结构如图4所示，仅设置一个乙苯分离塔T-103；乙苯分离塔再沸器E-105与乙苯分离塔T-103连接用以提高塔内分离所需传质用向上气相物流，α-甲基卞醇脱水混合液进料01直接通入乙苯分离塔T-103，在塔顶分离出乙苯蒸汽02；乙苯蒸汽02经乙苯分离塔冷凝器E-106冷凝成两股物流，一股是乙苯分离塔回流03返回乙苯分离塔T-103，另一股是乙苯分离塔顶采出的乙苯04；底部为乙苯分离塔釜采出的苯乙烯、α-甲基卞醇、苯乙酮和焦油混合物05。

对比例2：

如图5所示，该对比例中公开的装置结构与实施例1的不同之处主要在于直接控制乙苯粗分塔顶采出的苯乙烯含量为3％，且直接采出到下游用户，乙苯粗分塔顶采出的乙苯/苯乙烯蒸汽未经乙苯精分塔再分离。

实施例1、对比例1和对比例2三种工况的进料组成相同，具体为：乙苯0.981％、α-甲基卞醇9.499％、苯乙酮10.767％、苯乙烯77.082％、水0.375％、苯乙烯焦油0.349％、其它0.947％。

实施例和对比工况操作条件及分离结果比较表如图6所示，从图6可以看出：

(1)分离组成、温度、流量相同的进料，得到相同质量的分离产物，实施例1中乙苯粗分塔再沸器和乙苯精分塔辅助再沸器共消耗能量16810KW，对比例1消耗26980KW，对比例2高压塔再沸器和低压塔辅助再沸器共消耗16670KW。实施例1同对比例2的能耗差异不足1％。实施例1同对比例1相比，节省能耗10310KW，相当于节约0.3MPaG蒸汽17.2t/h，按120元/t计算，每年8000小时可节约1651.2万元。

(2)实施例1同对比例2比较，在乙苯粗分塔塔顶温度、乙苯精分塔顶温度、乙苯精分塔釜温度相同的情况下，实施例1塔釜温度比对比例2降低3.7℃，对减少聚合物的生成，以及增加耦合再沸器传热温差创造了条件，使热耦合再沸器具有可设计且可经济制造的传热温差。

(3)实施例1同对比例1比较，可节约大概10000～11000KW塔顶冷凝器负荷，折合10℃温差循环水约889t/h。

(4)上述塔釜温度是基于脱水混合液进料的α-甲基卞醇含量正常的情况，如在脱水催化剂后期工况，脱水催化剂转化率降低，则脱水液进料中α-甲基卞醇含量会进一步增加，对比例2的高低压耦合的两个塔釜温度也会继续升高，且压力较高的塔釜温度上升幅度是压力较低的塔釜温度上升幅度的一倍左右，导致对比例2的压力较高塔釜温度会超过120℃，甚至会达到130℃这一苯乙烯极容易聚合的温度。而此时，实施例1工艺可采取增加乙苯粗分塔顶苯乙烯含量的方法来减弱塔釜α-甲基卞醇含量增加对热耦合再沸器传热温差的影响，防止或延缓塔釜温度上升。

以上显示和描述了本发明的基本原理、主要特征及优点。但是以上所述仅为本发明的具体实施例，本发明的技术特征并不局限于此，任何本领域的技术人员在不脱离本发明的技术方案下得出的其他实施方式均应涵盖在本发明的专利范围之中。

Claims (10)

1.一种分离α-甲基卞醇脱水混合液中少量乙苯的方法，其特征在于，具体过程包括：

(1)设置乙苯粗分塔和乙苯精分塔；

(2)将乙苯粗分塔再沸器与乙苯粗分塔连接、将乙苯精分塔耦合再沸器和乙苯精分塔辅助再沸器分别与乙苯精分塔连接；

(3)α-甲基卞醇脱水混合液总进料分为两股，分别是乙苯粗分塔α-甲基卞醇脱水混合液进料和乙苯精分塔α-甲基卞醇脱水混合液进料；

(4)乙苯粗分塔顶乙苯/苯乙烯蒸汽作为乙苯精分塔耦合再沸器热源，经乙苯精分塔耦合再沸器液冷凝形成乙苯粗分塔乙苯/苯乙烯冷凝液后形成乙苯粗分塔回流返回乙苯粗分塔顶；

(5)采出的乙苯粗分塔顶乙苯/苯乙烯蒸汽继续作为乙苯精分塔的进料，并同乙苯精分塔α-甲基卞醇脱水混合液进料所含乙苯一道，从乙苯精分塔顶分离出苯乙烯含量进一步降低的乙苯；

(6)乙苯精分塔顶乙苯蒸汽经乙苯精分塔冷凝器冷凝成两股物流，一股是乙苯精分塔回流返回乙苯精分塔，另一股是乙苯精分塔采出的乙苯；

(7)乙苯粗分塔釜和乙苯精分塔釜采出的苯乙烯、α-甲基卞醇、苯乙酮和焦油混合物合并为产品苯乙烯、副产物焦油以及循环α-甲基卞醇、苯乙酮分离系统进料。

2.如权利要求1所述的一种分离α-甲基卞醇脱水混合液中少量乙苯的方法，其特征在于，乙苯粗分塔操作压力为20～50KPaA；乙苯精分塔操作压力为2～20KPaA。

3.如权利要求2所述的一种分离α-甲基卞醇脱水混合液中少量乙苯的方法，其特征在于，乙苯粗分塔与乙苯精分塔之间的操作压差至少10KPa。

4.如权利要求1所述的一种分离α-甲基卞醇脱水混合液中少量乙苯的方法，其特征在于，步骤5中乙苯粗分塔顶乙苯/苯乙烯蒸汽向乙苯精分塔进料的形式有三种，分别是：

1)经乙苯精分塔耦合再沸器冷凝后的需再分离乙苯/苯乙烯的精分塔液相进料作为乙苯精分塔进料；

2)经乙苯粗分塔顶采出的需再分离乙苯/苯乙烯的精分塔气相进料不经耦合再沸器传热直接作为乙苯精分塔进料；

3)结合上述两种方式，以液相形式进料的同时以气相形式进料。

5.如权利要求1所述的一种分离α-甲基卞醇脱水混合液中少量乙苯的方法，其特征在于，乙苯粗分塔塔釜温度不超过120℃。

6.如权利要求1所述的一种分离α-甲基卞醇脱水混合液中少量乙苯的方法，其特征在于，α-甲基卞醇脱水混合液总进料的乙苯含量在0.08％～20％。

7.如权利要求1所述的一种分离α-甲基卞醇脱水混合液中少量乙苯的方法，其特征在于，乙苯粗分塔、乙苯精分塔的α-甲基卞醇脱水混合液进料比例为3:7～6:4。

8.如权利要求1所述的一种分离α-甲基卞醇脱水混合液中少量乙苯的方法，其特征在于，利用乙苯粗分塔顶乙苯/苯乙烯蒸汽中的苯乙烯含量，控制乙苯精分塔耦合再沸器热侧传热温度，需采出的乙苯粗分塔顶乙苯/苯乙烯蒸汽中苯乙烯含量范围为6～95％。

9.如权利要求1所述的一种分离α-甲基卞醇脱水混合液中少量乙苯的方法，其特征在于，乙苯精分塔辅助再沸器低品位热媒来自环氧丙烷/苯乙烯联产装置副产且多余的低压蒸汽或热水。

10.如权利要求1所述的一种分离α-甲基卞醇脱水混合液中少量乙苯的方法，其特征在于，乙苯精分塔辅助再沸器热负荷输出范围为乙苯精分塔所需热负荷的1～60％。

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