CN113384910A - 一种与热泵相结合的多效异丙苯反应精馏装置及方法 - Google Patents

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Abstract

本发明提供一种与热泵相结合的多效异丙苯反应精馏方法，将过量苯与丙烯在反应精馏塔中反应，未反应的苯和产物异丙苯、二异丙苯从反应精馏塔塔底移出，经苯回收塔塔顶回收苯至反应精馏塔循环使用，苯回收塔底物料入异丙苯提纯塔，从塔顶获得异丙苯的纯品，塔底异丙苯与二异丙苯循环至反应精馏塔；在反应精馏塔设置热泵，塔顶部分蒸汽升压升温后作为热源供给反应精馏塔塔釜使用，同时控制苯回收塔、异丙苯塔的压力，使反应精馏塔塔顶蒸汽能够同时作为两塔再沸器的热源。本发明还提供了与热泵相结合的多效异丙苯反应精馏装置。本发明采用热泵、多效精馏、反应精馏相结合的手段，有效利用系统内部热量，能够显著降低高品位能量需求，节能效果显著。

Description

一种与热泵相结合的多效异丙苯反应精馏装置及方法
技术领域：
本发明属于有机化工技术领域，具体涉及一种与热泵相结合的多效异丙苯反应精馏装置及方法。
背景技术：
异丙苯是生产苯酚和联产丙酮的重要原料，苯酚、丙酮在材料、医药等行业具有广泛的工业用途。异丙苯还可用于生产苯乙酮以及橡胶和树脂的合成单体，也可用于生产涂料和高辛烷值航空燃料组分。
目前，异丙苯的工业制备方法主要是苯与丙烯的烷基化反应。该方法遵循亲电取代反应规律，因此，生产所得的异丙苯能够继续与丙烯反应生成多异丙苯。应用于异丙苯生产的催化剂主要有三氯化铝、固体磷酸、分子筛。其中，三氯化铝和固体磷酸法都存在腐蚀和污染的问题，已渐渐淘汰。
自上世纪90年代开始，Dow、CD Tech、Mobil-Badger、Enichem和UOP等相继开发了基于ZSM-5、Y、Beta、MCM-22等酸性沸石分子筛的生产工艺(US5434326，1995；US 5522984，1996；US 5362697，1994；US 5453554，1995；US 6034291，2000；US 6051521，2000)。除了CDTech公布的催化蒸馏工艺外，基于分子筛的异丙苯工艺大多是基于固定床反应器的先反应、后分离的串联工序，即苯和丙烯首先进行液相烷基化反应，然后再对烃化液进行分离，而多异丙苯和苯进行烷基转移反应，以提高异丙苯选择性。该先反应、后分离的常规串联工艺存在苯烯比高(2.5～10:1)、能耗大的缺点。
异丙苯的反应精馏工艺(US 5894076,1999)将反应与精馏分离耦合于同一设备，具有反应条件温和、反应选择性高、产品纯度高等优点。然而，尽管该过程反应热得到利用，但其系统能耗仍然是不可忽略的问题。在研究工作者Junqueira(《Chemical EngineeeringProcessing:Process Intensification》，2018年，第130卷，第309-325页)、代成娜(北京化工大学、博士学位论文，2013年)等发表的关于异丙苯不同工艺的结果中，我们发现与液相分子筛的固定床反应器工艺相比，反应精馏工艺的节能优势并不突出。因此，进一步降低反应精馏系统能耗、减少反应精馏塔塔釜高品位能量需求是苯与丙烯烷基化反应精馏制备异丙苯工艺的关键所在。基于此，本发明提供一种与热泵相结合的多效异丙苯反应精馏装置及方法以解决上述问题。
发明内容：
本发明的第一目的是针对现有技术的不足，提供一种与热泵相结合的多效异丙苯反应精馏装置，可解决异丙苯的常规生产中存在的高能耗问题，能够在保持反应精馏优势的同时，结合热泵精馏、多效精馏，进一步降低系统能耗；
本发明的第二目的是提供一种与热泵相结合的多效异丙苯反应精馏方法。
本发明采用以下技术方案：
一种与热泵相结合的多效异丙苯反应精馏装置，包括热泵反应精馏装置、苯回收装置和异丙苯提纯装置；所述热泵反应精馏装置包括反应精馏塔、预热器、压缩机、反应精馏塔冷凝器和反应精馏塔再沸器；所述反应精馏塔上设置有入料口和出料口，并通过出料口与苯回收装置连接；所述反应精馏塔顶部设置有蒸汽出口和冷凝回流口，蒸汽出口通过管道依次与预热器、压缩机连接；所述反应精馏塔冷凝器一方面与冷凝回流口连接，另一方面通过管路与预热器连接；所述反应精馏塔再沸器设置在反应精馏塔底部，所述反应精馏塔再沸器一方面与压缩机管道连接，另一方面与预热器管道连接；所述苯回收装置包括苯回收塔、苯回收塔再沸器和苯回收塔冷凝器；所述苯回收塔上设置有入料口和出料口，苯回收塔通过入料口与反应精馏塔连接，通过出料口与异丙苯提纯装置连接；所述苯回收塔顶部设置蒸汽出口，所述苯回收塔冷凝器一方面与蒸汽出口连接，另一方面与反应精馏塔的入料口连接；所述苯回收塔再沸器设置在苯回收塔底部，一方面与反应精馏塔的蒸汽出口管道连接，另一方面与反应精馏塔冷凝器管道连接；所述异丙苯提纯装置包括异丙苯提纯塔、异丙苯提纯塔再沸器和异丙苯提纯塔冷凝器；所述异丙苯提纯塔上设置有入料口和出料口，异丙苯提纯塔通过入料口与苯回收塔连接，通过出料口与反应精馏塔连接；所述异丙苯提纯塔顶部设置蒸汽出口，蒸汽出口与异丙苯提纯塔冷凝器连接；所述异丙苯提纯塔再沸器设置在异丙苯提纯塔底部，一方面与反应精馏塔的蒸汽出口管道连接，另一方面与反应精馏塔冷凝器管道连接。
进一步的，本装置还设置有第一液泵和第二液泵，所述第一液泵设置在异丙苯提纯塔出料口与反应精馏塔的连接管道上；所述第二液泵设置在苯回收塔冷凝器与反应精馏塔入料口的连接管道上。
进一步的，本装置还设置有苯回收塔辅助再沸器和异丙苯提纯塔辅助再沸器，所述苯回收塔辅助再沸器设置在苯回收塔底部，异丙苯提纯塔辅助再沸器设置在异丙苯提纯塔底部，所述苯回收塔辅助再沸器和异丙苯提纯塔辅助再沸器分别与外界热公用工程连接。
进一步的，所述反应精馏塔上的入料口包括苯入料口和丙烯入料口，所述苯入料口设置在反应精馏塔顶部，丙烯入料口设置在反应精馏塔中部。
另一方面，本发明还提供一种与热泵相结合的多效异丙苯反应精馏方法，包括：
S1、以苯与丙烯为原料，在反应精馏塔上半部生产异丙苯，反应精馏塔内未反应的苯蒸气从顶部移出，一部分苯蒸气经过预热器预热，进入压缩机内升温提压，升温提压后的苯蒸气作为反应精馏塔再沸器的热源，经过换热后冷凝为液相，经过管道通过预热器回收热量后，经节流减压阀进入反应精馏塔冷凝器，最后通过冷凝回流口重新进入反应精馏塔；
S2、反应精馏塔的塔底物料通过出料口进入苯回收塔内，反应物中的苯通过苯回收塔蒸汽出口流出，通过苯回收塔冷凝器冷凝为液相，其中，部分液相苯通过第二液泵回流至反应精馏塔内，部分液相苯通过冷凝回流口回流至苯回收塔；反应精馏塔内其他部分苯蒸气通过管道进入苯回收塔再沸器内进行换热，作为苯回收塔再沸器的热源，换热后的苯冷凝液经管道回流通过冷凝回流口重新进入反应精馏塔内；
S3、苯回收塔的塔底物料通过出料口进入异丙苯提纯塔内，异丙苯通过异丙苯提纯塔塔顶蒸汽出口流出，通过异丙苯提纯塔冷凝器冷凝为液相，部分液相采出，收集此液相为异丙苯纯品，部分液相通过冷凝回流口重新流入异丙苯提纯塔；苯回收塔内的塔底物料从出料口流出，通过第一液泵回流至反应精馏塔内；反应精馏塔内其他部分苯蒸气通过管道进入异丙苯提纯塔再沸器内进行换热，作为异丙苯提纯塔再沸器的热源，换热后的苯冷凝液经管道回流通过冷凝回流口进入反应精馏塔内；
进一步的，S1中，苯与丙烯的进料摩尔比1.2～4.0:1，优选为1.5～2.5:1；反应精馏塔操作压力为6.0～9.0bar，反应温度在160～185℃。
进一步的，S2中，苯回收塔的操作压力为0.35～0.40bar，苯回收塔塔顶的温度在45～55℃，塔底的温度在110～120℃。
进一步的，S3中，异丙苯提纯塔的操作压力为0.18～0.22bar，异丙苯提纯塔塔顶的温度在98～110℃，塔底的温度在105～135℃。
进一步的，所述压缩机的热泵压缩比为1.5～3.0。
进一步的，预热器温升为10～25℃，预热器使用的加热剂为经换热后的压缩冷凝液。
进一步的，所述反应精馏塔中，反应区塔板数为5～12块，优选8～10块；分离区塔板数为7～14块，优选8～12块。
进一步的，所述苯回收塔中，精馏段塔板数为6～16块，优选8～12块；提馏段塔板数为8～14块，优选9～12块。
进一步的，所述异丙苯提纯塔中，精馏段塔板数为10～18块，优选10～16块，提馏段塔板数为3～10块，优选4～8块。
本发明的有益效果：
(1)本发明利用过量苯进料的方式，既能够保证合理的反应温度，同时保证塔底的温度不会过高，为热泵与反应精馏相结合的过程强化手段的使用提供了便利；
(2)本发明热泵与反应精馏塔的结合可避免反应精馏塔底部的高品位热量的供给，反应精馏塔塔顶蒸汽与苯回收塔、异丙苯提纯塔塔底的能量耦合，实现了热量的集成，节能效果明显。
附图说明：
图1为本发明实施例与热泵相结合的多效异丙苯反应精馏装置结构示意图；
附图中的标记为：1、反应精馏塔；2、预热器；3、压缩机；4、反应精馏塔再沸器；5、节流减压阀；6、反应精馏塔冷凝器；7、苯回收塔；8、苯回收塔再沸器；9、苯回收塔辅助再沸器；10、苯回收塔冷凝器；11、异丙苯提纯塔；12、异丙苯提纯塔再沸器；13、异丙苯提纯塔辅助再沸器；14、异丙苯提纯塔冷凝器；15、第一液泵；16、第二液泵。
具体实施方式：
为使本发明实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述。显然，所描述的实施例是本发明的一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动的前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
实施例1
参照图1，本发明实施例提供一种与热泵相结合的多效异丙苯反应精馏装置，包括热泵反应精馏装置、苯回收装置和异丙苯提纯装置；
所述热泵反应精馏装置包括反应精馏塔1、预热器2、压缩机3、反应精馏塔冷凝器6和反应精馏塔再沸器4；所述反应精馏塔1上设置有入料口和出料口，所述入料口包括苯入料口和丙烯入料口，所述苯入料口设置在反应精馏塔1顶部，丙烯入料口设置在反应精馏塔1中部；反应精馏塔1通过出料口与苯回收装置连接；所述反应精馏塔1顶部设置有蒸汽出口和冷凝回流口，蒸汽出口通过管道依次与预热器2、压缩机3连接；所述反应精馏塔冷凝器6一方面与冷凝回流口连接，另一方面通过管路与预热器2连接；所述反应精馏塔再沸器4设置在反应精馏塔1底部，所述反应精馏塔再沸器4一方面与压缩机3管道连接，另一方面与预热器2管道连接；
所述苯回收装置包括苯回收塔7、苯回收塔再沸器8、苯回收塔辅助再沸器9和苯回收塔冷凝器10；所述苯回收塔7上设置有入料口和出料口，苯回收塔7通过入料口与反应精馏塔1连接，通过出料口与异丙苯提纯装置连接；所述苯回收塔7顶部设置蒸汽出口，所述苯回收塔冷凝器10一方面与蒸汽出口连接，另一方面与反应精馏塔1的入料口连接；所述苯回收塔再沸器8设置在苯回收塔7底部，一方面与反应精馏塔1的蒸汽出口管道连接，另一方面与反应精馏塔冷凝器6管道连接；所述苯回收塔辅助再沸器9设置在苯回收塔7底部，与外界热公用工程连接；
所述异丙苯提纯装置包括异丙苯提纯塔11、异丙苯提纯塔再沸器12、异丙苯提纯塔辅助再沸器13和异丙苯提纯塔冷凝器14；所述异丙苯提纯塔11上设置有入料口和出料口，异丙苯提纯塔11通过入料口与苯回收塔7连接，通过出料口与反应精馏塔1连接；所述异丙苯提纯塔11顶部设置蒸汽出口，蒸汽出口与异丙苯提纯塔冷凝器14连接；所述异丙苯提纯塔再沸器12设置在异丙苯提纯塔11底部，一方面与反应精馏塔1的蒸汽出口管道连接，另一方面与反应精馏塔冷凝器6管道连接，所述异丙苯提纯塔辅助再沸器13设置在异丙苯提纯塔11底部，与外界热公用工程连接。
本发明实施例中，还设置有第一液泵15和第二液泵16，所述第一液泵15设置在异丙苯提纯塔11出料口与反应精馏塔1的连接管道上，用于异丙苯提纯塔11的反应物回流至反应精馏塔1；所述第二液泵16设置在苯回收塔冷凝器10与反应精馏塔1入料口的连接管道上，用于苯回收塔7内的苯回流至反应精馏塔1。
本发明实施例中，所述反应精馏塔1中共21块板，反应区塔板数为9块；分离区塔板数为12块，苯进料位置为第1块塔板，丙烯进料位置为第9块塔板；所述苯回收塔7中共17块板，精馏段塔板数为7块，提馏段塔板数为10块，塔板进料位置为8；所述异丙苯提纯塔11中共17块板，精馏段塔板数为12块，提馏段塔板数为5块，塔板进料位置为13。
本发明实施例还提供一种与热泵相结合的多效异丙苯反应精馏方法，包括：(一)反应精馏过程：
在反应精馏塔1上半部生产异丙苯，其中，苯进料位置为第1块塔板，丙烯进料位置为第9块塔板，反应精馏塔1的操作压力为7bar，塔顶温度为160.2℃，塔底温度为193.0℃。
以苯与丙烯为原料，新鲜丙烯的流率为100kmol/h，新鲜苯与循环苯混合，进料流率为200kmol/h，从异丙苯提纯塔11底部来的物料10kmol/h与苯共同进入反应精馏塔1第一块塔板。苯与丙烯在反应精馏塔1内部反应，同时发生苯与丙烯的烷基化反应，苯与异丙苯的烷基转移反应，苯、异丙苯、二异丙苯的分离作用；在精馏分离区，未反应的苯与产物苯、异丙苯、二异丙苯继续分离，且从塔底出料口出料。
反应精馏塔1内未反应的沸点较低的苯蒸气从塔内上升到塔顶，引出一部分苯蒸气(140.3kmol/h)经过预热器2预热提温20℃，进入压缩机3内压缩到16.7bar，温度升温至220.6℃，消耗功率148kW；升温提压后的苯蒸气进入反应精馏塔再沸器4换热而自身冷凝，苯冷凝液于208℃离开经过管道回流通过预热器2降温至194.7℃，经节流阀5降到压力7bar，并回到反应精馏塔冷凝器6冷凝，最后通过冷凝回流口进入反应精馏塔1内。
此过程中，压缩机3消耗功率148kW，为反应精馏塔塔釜提供924kW热量。
(二)苯回收过程：
反应精馏塔1内的塔底物料通过出料口进入苯回收塔7内，塔板进料位置为8，苯回收塔7的操作压力为0.37bar，塔顶操作温度为50.1℃，塔底温度为118.7℃，塔顶采出量为100kmol/h，并通过泵16送至反应精馏塔1第一块塔板，其中苯的摩尔分数达0.999。
反应精馏塔1塔底采出物料所含苯经苯回收塔7塔顶物料采出，最后通过第二液泵16回流至反应精馏塔1内。
引出部分反应精馏塔1内未反应的部分苯蒸气(75.8kmol/h)通过管道进入苯回收塔再沸器8内进行换热，提供549kW热量，换热后的苯冷凝液经管道回流通过反应精馏塔冷凝器6、冷凝回流口进入反应精馏塔1内；
(三)异丙苯提纯过程：
苯回收塔7内的塔底物料即异丙苯、二异丙苯通过出料口进入异丙苯提纯塔11内，塔板进料位置为13，异丙苯提纯塔11的操作压力为0.2bar，塔顶操作温度为98.4℃，塔底温度为125.8℃。
异丙苯纯品通过异丙苯提纯塔11塔顶采出；苯回收塔7内的其他物质从塔底出料口流出(塔底采出量为10kmol/h，其中，二异丙苯摩尔组成为0.0666)，通过第一液泵15回流至反应精馏塔1内第一块塔板。
引出部分反应精馏塔1内未反应的部分苯蒸气(81.2kmol/h)通过管道进入异丙苯提纯塔再沸器12内进行换热，提供588kW热量，异丙苯提纯塔辅助再沸器13的热负荷为674.7kW，换热后的苯冷凝液经管道通过反应精馏塔冷凝器6、冷凝回流口进入反应精馏塔1内。
在本发明工艺中，节省热量2061kW，节省冷量2400kW。本实施例所得到的的异丙苯的摩尔纯度达99.9％。
实施例2
本实施例装置结构与方法与实施例1大致相同。不同之处在于：
反应精馏塔1：操作压力为7bar，新鲜苯与循环苯混合，进料流率为150kmol/h，从异丙苯提纯塔11底部来的物料10kmol/h与苯共同进入第1块塔板，塔顶温度为160.3℃，塔底温度为204.3℃。
苯回收塔7：操作压力为0.37bar，塔顶采出量为50kmol/h，塔顶温度为50.1℃，塔底温度为119.5℃，塔顶馏出液通过泵16送至反应精馏塔1第一块塔板。
异丙苯提纯塔11：操作压力为0.2bar，塔底采出量为10kmol/h，塔顶温度为98.0℃，塔底温度为130.9℃。
在反应精馏塔1中，沸点较低的苯从塔内上升到塔顶，139.0kmol/h塔顶蒸汽经预热器2预热提温20℃，送至压缩机3压缩到19.1bar，温度升温至230.2℃，消耗功率175kW，压缩蒸汽送至反应精馏塔再沸器4换热冷凝，并于219.3℃离开，冷凝液经预热器2降温至206.6℃，经节流阀5减压并送至反应精馏塔冷凝器6，最后通过冷凝回流口进入反应精馏塔1内重新参与反应，压缩机3消耗功率175kW，为反应精馏塔塔釜提供856kW热量。
引出43.9kmol/h反应精馏塔1的塔顶苯蒸汽送至苯回收塔再沸器8内进行换热，提供319.7kW热量；剩余蒸汽75.6kmol/h送至异丙苯提纯塔再沸器12内进行换热，提供442.7kW热量；异丙苯提纯塔辅助再沸器13的热负荷为674.7kW。
在本发明工艺中，节省热量1618.4kW，节省冷量1500.1kW。本实施例的异丙苯的摩尔纯度为99.9％。
实施例3
本实施例装置结构与方法与实施例1大致相同。不同之处在于：
反应精馏塔1：所采用的反应精馏塔1共23块板，反应精馏区的塔板数为11，精馏分离区的塔板数为12，苯进料位置为第1块塔板，丙烯进料位置为第11块塔板，反应精馏塔1的操作压力为8bar，塔顶温度为167.0℃，塔底温度为188.2℃。
新鲜丙烯的流率为80kmol/h，新鲜苯与循环苯混合，进料流率为230kmol/h，从异丙苯提纯塔底部来的物料5kmol/h与苯共同进入第1块塔板。
苯回收塔7：操作压力为0.35bar，塔板数为21，塔板进料位置为13，塔顶操作温度为48.7℃，塔底温度为115.8℃，塔顶采出量为150kmol/h。
异丙苯提纯塔11：操作压力为0.22bar，塔板数为19，塔板进料位置为14，塔顶操作温度为100.7℃，塔底温度为123.9℃，塔底采出量为5kmol/h，其中，二异丙苯摩尔组成为0.6418，将其通过泵15送至反应精馏塔第一块塔板。
在反应精馏塔1中，沸点较低的苯从塔内上升到塔顶，引出143.4kmol/h苯蒸汽经预热器2预热提温15℃，送至压缩机3压缩加压到15.0bar，温度升温至212.4℃，消耗功率113kW，压缩蒸汽送至反应精馏塔再沸器4换热冷凝，冷凝液的温度为203.2℃，再经预热器2降温至193.0℃，经节流阀降到压力8bar，并回到反应精馏塔冷凝器6。压缩机消耗功率113kW，为反应精馏塔塔釜提供938kW热量。
引出77.9kmol/h反应精馏塔1的塔顶苯蒸汽送至苯回收塔再沸器8，提供552kW热量，辅助再沸器9的热负荷79.9kW。
在本工艺中，节省热量1490kW，节省冷量1302kW。本实施例的异丙苯的摩尔纯度为99.9％。
实施例4
本实施例装置结构与方法与实施例1大致相同。不同之处在于：
反应精馏塔1：操作压力为8bar，新鲜苯与循环苯混合，进料流率为200kmol/h，从异丙苯提纯塔11底部来的物料8kmol/h与苯共同进入第1块塔板，塔顶温度为160.3℃，塔底温度为192.8℃。
苯回收塔7：操作压力为0.35bar，塔顶采出量为120kmol/h，塔顶温度为48.7℃，塔底温度为116.1℃。塔顶馏出液通过泵16送至反应精馏塔1第一块塔板。
异丙苯提纯塔11：操作压力为0.22bar，塔底采出量为8kmol/h，塔顶温度为100.8℃，塔底温度为119.1℃。
在反应精馏塔1中，沸点较低的苯从塔内上升到塔顶，塔顶引出133.9kmol/h蒸汽经预热器2预热提温15℃，送至压缩机3压缩加压到16.1bar，温度升温至216.5℃，消耗功率117kW，压缩蒸汽送至反应精馏塔再沸器4换热冷凝，冷凝液于207.8℃离开后，经预热器2后降温至197.8℃，并通过节流阀5降到压力8bar，再次回到反应精馏塔冷凝器6。压缩机3消耗功率117kW，为反应精馏塔塔釜提供856kW热量。
引出74.5kmol/h反应精馏塔1的塔顶蒸汽送至苯回收塔再沸器8，提供529kW热量；剩余蒸汽15.0kmol/h送至异丙苯提纯塔再沸器12，提供106kW热量；异丙苯提纯塔辅助再沸器13的负荷为856.2kW。
在本工艺中，节省热量1491kW，节省冷量1298kW。本实施例的异丙苯的摩尔纯度达99.9％。
以上仅是本发明的优选实施方式，本发明的保护范围并不仅局限于上述实施例，凡属于本发明思路下的技术方案均属于本发明的保护范围，应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理前提下的若干改进和润饰，应视为本发明的保护范围。

Claims (10)

1.一种与热泵相结合的多效异丙苯反应精馏装置，其特征在于，
包括热泵反应精馏装置、苯回收装置和异丙苯提纯装置；
所述热泵反应精馏装置包括反应精馏塔(1)、预热器(2)、压缩机(3)、反应精馏塔冷凝器(6)和反应精馏塔再沸器(4)；所述反应精馏塔(1)上设置有入料口和出料口，并通过出料口与苯回收装置连接；所述反应精馏塔(1)顶部设置有蒸汽出口和冷凝回流口，蒸汽出口通过管道依次与预热器(2)、压缩机(3)连接；所述反应精馏塔冷凝器(6)一方面与冷凝回流口连接，另一方面通过管路与预热器(2)连接；所述反应精馏塔再沸器(4)设置在反应精馏塔(1)底部，所述反应精馏塔再沸器(4)一方面与压缩机(3)管道连接，另一方面与预热器(2)管道连接；
所述苯回收装置包括苯回收塔(7)、苯回收塔再沸器(8)和苯回收塔冷凝器(10)；所述苯回收塔(7)上设置有入料口和出料口，苯回收塔(7)通过入料口与反应精馏塔(1)连接，通过出料口与异丙苯提纯装置连接；所述苯回收塔(7)顶部设置蒸汽出口，所述苯回收塔冷凝器(10)一方面与蒸汽出口连接，另一方面与反应精馏塔(1)的入料口连接；所述苯回收塔再沸器(8)设置在苯回收塔(7)底部，一方面与反应精馏塔(1)的蒸汽出口管道连接，另一方面与反应精馏塔冷凝器(6)管道连接；
所述异丙苯提纯装置包括异丙苯提纯塔(11)、异丙苯提纯塔再沸器(12)和异丙苯提纯塔冷凝器(14)；所述异丙苯提纯塔(11)上设置有入料口和出料口，异丙苯提纯塔(11)通过入料口与苯回收塔(7)连接，通过出料口与反应精馏塔(1)连接；所述异丙苯提纯塔(11)顶部设置蒸汽出口，蒸汽出口与异丙苯提纯塔冷凝器(14)连接；所述异丙苯提纯塔再沸器(12)设置在异丙苯提纯塔(11)底部，一方面与反应精馏塔(1)的蒸汽出口管道连接，另一方面与反应精馏塔冷凝器(6)管道连接。
2.根据权利要求1所述的与热泵相结合的多效异丙苯反应精馏装置，其特征在于，还设置有第一液泵(15)和第二液泵(16)，所述第一液泵(15)设置在异丙苯提纯塔(11)出料口与反应精馏塔(1)的连接管道上；所述第二液泵(16)设置在苯回收塔冷凝器(10)与反应精馏塔(1)入料口的连接管道上。
3.根据权利要求1所述的与热泵相结合的多效异丙苯反应精馏装置，其特征在于，还设置有苯回收塔辅助再沸器(9)和异丙苯提纯塔辅助再沸器(13)，所述苯回收塔辅助再沸器(9)设置在苯回收塔(7)底部，异丙苯提纯塔辅助再沸器(13)设置在异丙苯提纯塔(11)底部，所述苯回收塔辅助再沸器(9)和异丙苯提纯塔辅助再沸器(13)分别与外界热公用工程连接。
4.一种与热泵相结合的多效异丙苯反应精馏方法，其特征在于，包括：
S1、以苯与丙烯为原料，在反应精馏塔(1)上半部生产异丙苯，反应精馏塔(1)内未反应的苯蒸气从顶部移出，一部分苯蒸气经过预热器(2)预热，进入压缩机(3)内升温提压，升温提压后的苯蒸气作为反应精馏塔再沸器(4)的热源，经过换热后冷凝为液相，经过管道通过预热器(2)回收热量后，经节流减压阀(5)进入反应精馏塔冷凝器(6)，最后通过冷凝回流口重新进入反应精馏塔(1)；
S2、反应精馏塔(1)的塔底物料通过出料口进入苯回收塔(7)内，反应物中的苯通过苯回收塔(7)蒸汽出口流出，通过苯回收塔冷凝器(10)冷凝为液相，其中，部分液相苯通过第二液泵(16)回流至反应精馏塔(1)内，部分液相苯通过冷凝回流口回流至苯回收塔(7)；反应精馏塔(1)内其他部分苯蒸气通过管道进入苯回收塔再沸器(8)内进行换热，作为苯回收塔再沸器(8)的热源，换热后的苯冷凝液经管道回流经过反应精馏塔冷凝器(6)，通过冷凝回流口重新进入反应精馏塔(1)内；
S3、苯回收塔(7)的塔底物料通过出料口进入异丙苯提纯塔(11)内，异丙苯通过异丙苯提纯塔(11)塔顶蒸汽出口流出，通过异丙苯提纯塔冷凝器(14)冷凝为液相，部分液相采出，收集此液相为异丙苯纯品，部分液相通过冷凝回流口重新流入异丙苯提纯塔(11)；苯回收塔(7)内的塔底物料从出料口流出，通过第一液泵(15)回流至反应精馏塔(1)内；反应精馏塔(1)内其他部分苯蒸气通过管道进入异丙苯提纯塔再沸器(12)内进行换热，作为异丙苯提纯塔再沸器(12)的热源，换热后的苯冷凝液经管道回流经过反应精馏塔冷凝器(6)，通过冷凝回流口进入反应精馏塔(1)内。
5.根据权利要求4所述的与热泵相结合的多效异丙苯反应精馏方法，其特征在于，S1中，苯与丙烯的进料摩尔比1.2～4.0:1；反应精馏塔(1)操作压力为6.0～9.0bar，反应精馏塔塔顶操作温度为158～175℃，塔釜的温度通常在180～225℃之间。
6.根据权利要求4所述的与热泵相结合的多效异丙苯反应精馏方法，其特征在于，S2中，苯回收塔(7)的操作压力为0.35～0.40bar，苯回收塔(7)塔顶的温度在45～55℃，塔底的温度在110～120℃。
7.根据权利要求4所述的与热泵相结合的多效异丙苯反应精馏方法，其特征在于，S3中，异丙苯提纯塔(11)的操作压力为0.18～0.22bar，异丙苯提纯塔(11)塔顶的温度在98～110℃，塔底的温度在105～135℃。
8.根据权利要求4所述的与热泵相结合的多效异丙苯反应精馏方法，其特征在于，所述反应精馏塔(1)中，上部反应区塔板数为5～12块，优选8～10块；下部分离区塔板数为7～14块，优选8～12块。
9.根据权利要求4所述的与热泵相结合的多效异丙苯反应精馏方法，其特征在于，所述苯回收塔(7)中，精馏段塔板数为6～16块，优选8～12块；提馏段塔板数为8～14块，优选9～12块。
10.根据权利要求4所述的与热泵相结合的多效异丙苯反应精馏方法，其特征在于，所述异丙苯提纯塔(11)中，精馏段塔板数为10～18块，优选10～16块，提馏段塔板数为3～10块，优选4～8块。
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