CN114805003A - 一种粗苯乙烯的脱色方法 - Google Patents
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Abstract
一种粗苯乙烯的脱色方法，包括将粗苯乙烯与脱色剂混合反应后的物料通入脱色精制塔，所述的脱色精制塔进料口以上装填规整填料，进料口以下设置塔板，所述塔板的理论级数为0.3～6，经过减压精馏，精制苯乙烯从脱色精制塔塔顶馏出，部分回流入脱色精制塔顶部，其余由塔顶产品管线排出，将从脱色精制塔最下一层塔板流出的液体引入位于塔釜外的降膜蒸发器的换热管内，自上而下流动，并被降膜蒸发器壳体内的加热介质加热，然后返回脱色精制塔塔釜下部，一部分由脱色精制塔塔底排出，其余返回降膜蒸发器的换热管内，所述的脱色剂为亲二烯烃化合物。该法可延长粗苯乙烯脱色精馏装置的稳定运行周期。
Description
技术领域
本发明涉及一种粗苯乙烯的脱色方法，具体地说，是一种使用亲二烯化合物对从裂解汽油中分离所得的粗苯乙烯进行脱色的方法。
背景技术
从未经加氢的裂解汽油中回收苯乙烯，可行的方法是采用萃取精馏。一般以裂解汽油的C8+馏分为原料，首先经过预分馏切割富集苯乙烯的C8馏分，然后进行选择性加氢脱除苯乙炔，再进行苯乙烯萃取精馏得到黄色的粗苯乙烯，最后进行脱色精制获得聚合级苯乙烯产品。优级品规格要求纯度≥99.8质量％，铂钴色度≤10。到目前为止，要做到脱色精制工序无污水排放、长周期稳定运行是整套技术工业化的最大难题。
WO0031007公开了一种从裂解汽油获得的苯乙烯的脱色精制方法，该方法将从裂解汽油获得的粗苯乙烯与0.5～3质量％的亲二烯化合物如顺丁烯二酸酐混合进行脱色反应，温度为50～140℃，停留时间为0.5～1.5h，为避免聚合需要添加10～2500ppm的2-仲丁基-4，6-二硝基苯酚(DNBP)为阻聚剂，之后分别进行碱洗、干燥脱水、闪蒸，获得铂-钴色度小于10的精制苯乙烯产品。该法直接将粗苯乙烯与脱色剂进行脱色反应，脱色后得到的苯乙烯需要进行碱洗，因而也会产生COD(化学耗氧量)含量极高的含盐污水。
CN101121633A公开了一种回收提纯苯乙烯的方法，通过裂解汽油的C8馏分切割，苯乙炔选择性加氢，苯乙烯萃取精馏，双氧水等氧化剂脱硫，活性碳、活性白土或分子筛脱色，再精馏获得无色精制苯乙烯产品。该法脱色效果不佳，难于工业应用。
CN101429090A公开了一种裂解汽油回收苯乙烯的脱色方法，该法包括：粗苯乙烯进入精苯乙烯塔的中部，塔顶得纯苯乙烯蒸汽，经过冷凝后，一部分采出作为纯苯乙烯产品，其铂钴色度小于10，另外一部分纯苯乙烯进入回流罐与脱色剂混合溶解后进入塔顶回流，塔釜得到重组分，脱色剂选自乙二酸、顺丁烯二酸酐和乙酸酐中的至少一种。该方法的缺陷是在塔顶回流罐中进行脱色反应，回流入塔顶，仅经过一级平衡后就从塔顶蒸出，因此气相中不可避免会携带不少的脱色剂，既影响脱色效果，苯乙烯产品中还含脱色剂杂质。另外，由于顺丁烯二酸酐聚集在塔底需除去，若进行浓缩，则易引起塔内件及塔底再沸器堵塞，造成装置难以长周期运行，若不浓缩，塔底物会残留较多苯乙烯，造成苯乙烯回收率下降。
CN104276926A公开了一种由裂解汽油C8馏分萃取精馏得到的粗苯乙烯的脱色方法，先将粗苯乙烯蒸发脱水，在脱水后的粗苯乙烯中加入亲二烯烃化合物为脱色剂进行脱色反应，然后送入脱色精制塔进行精馏，塔顶获得铂-钴色度小于10的产品，重组分由塔底排出。该法使用常规的脱色精制塔，因而生成的聚合物特别容易堵塞塔底再沸器和精制塔的填料，操作周期短。
CN109422615A公开了一种从裂解汽油中分离所得粗苯乙烯的脱色方法及装置，包括将粗苯乙烯与亲二烯化合物充分混合反应后从中部通入脱色精制塔，经过减压精馏，苯乙烯从脱色精制塔塔顶排出，回流送入脱色精制塔上部，产品从塔顶或上部侧线排出，所述精制塔底采用了置于塔外的降膜蒸发器为再沸器，被加热的物料走降膜蒸发器管内，自上而下流动，然后返回塔釜。该法较好地解决了现有热虹吸再沸器处理热敏物系容易结垢、运行周期短的问题，但使用常规的装填规整填料的脱色精制塔，产生的问题是精制塔下段填料易堵塞，运行周期仍然不长。
从裂解汽油中回收的粗苯乙烯显黄色，是其中微量的共轭二烯烃所致。使用顺丁烯二酸酐类的亲二烯烃化合物作为粗苯乙烯的脱色剂，主要是利用其与粗苯乙烯中的共轭二烯发生Diels-Alder反应生成染色的重组分，再通过后续的精馏过程将其脱除。由于顺丁烯二酸酐极易与苯乙烯发生共聚反应，生成难溶于苯乙烯的聚合物，加上苯乙烯的自聚物，很容易引起精馏所用的精制塔及其再沸器结垢堵塞，造成脱色精制塔系统的运行周期短。
为了尽量降低脱色精制塔塔底温度，现有技术都采用填料塔，进料口上、下均为规整填料。采用这种形式的塔，运行初期，压降很低，操作温度也低，效果甚好。然而随着操作时间的延长，比如4～6个月后，由于脱色产生的聚合物、胶质等挂在填料上，精制塔下段的压降逐渐增大，操作温度被迫提高，这样恶性循环，往往不到10个月，脱色精制塔的压降即达到5kPa以上，塔底温度接近90℃，一般不到一年就需要停工清理，严重影响装置的经济效益。
发明内容
本发明的目的是提供一种粗苯乙烯的脱色方法，该法可延长粗苯乙烯脱色精馏装置的稳定运行周期。
本发明提供的粗苯乙烯的脱色方法，包括将粗苯乙烯与脱色剂混合反应后的物料通入脱色精制塔，所述的脱色精制塔进料口以上装填规整填料，进料口以下设置塔板，所述塔板的理论级数为0.3～6，经过减压精馏，精制苯乙烯从脱色精制塔塔顶馏出，部分回流入脱色精制塔顶部，其余由塔顶产品管线排出，将从脱色精制塔最下一层塔板流出的液体引入位于塔釜外的降膜蒸发器的换热管内，自上而下流动，并被降膜蒸发器壳体内的加热介质加热，然后返回脱色精制塔塔釜下部，一部分由脱色精制塔塔底排出，其余返回降膜蒸发器的换热管内，所述的脱色剂为亲二烯烃化合物。
本发明方法将脱色精制塔进料口以下部分设置为理论级数为0.3～6的塔板，进料口以上装填规整填料，可在不影响精馏分离精制苯乙烯效果的基础上，有效减少脱色精制塔最下一级塔填料因重组分及聚合物引起的堵塞，从而延长装置一个周期的稳定运行时间。
附图说明
图1为本发明使用进料口下部设塔板的脱色精制塔进行粗苯乙烯脱色的流程示意图，其中脱色精制塔最下一层塔板的降液管的底部设有封板，使降液管成为封槽。
图2为本发明使用进料口下部设塔板的脱色精制塔进行粗苯乙烯脱色的流程示意图，其中脱色精制塔的塔釜上部设置带凹槽的集液板。
图3为本发明使用进料口下部设塔板的脱色精制塔进行粗苯乙烯脱色的流程示意图，其中脱色精制塔的塔釜上部设置带凹槽的集液板，最下一层塔板的降液管下面设置液封槽。
图4为现有技术使用塔内全部装填规整填料的脱色精制塔进行粗苯乙烯脱色的流程示意图。
具体实施方式
为了降低脱色精制塔的压降和塔底操作温度，现有技术在进料口上下均采用规整填料，其中下段填料高度为4～6m，相当于8～15个理论级，主要目的是为了实现粗苯乙烯进料中含有的少量C9芳烃与苯乙烯之间的部分分离以及与其它脱色产生的重组分的分离，保证精制苯乙烯质量与回收率。如果采用抗堵性能更好的板式塔势必需要15～20块实际板，由此产生的塔压降将大到6～9kPa，相应的塔底温度将超过90℃而无法长周期运行。
本发明方法将粗苯乙烯中的C9芳烃含量控制在一定水平，优选控制在0.2质量％以下，再选用与苯乙烯有足够沸点差(＞190℃)的亲二烯化合物作为脱色剂，脱色反应生成的重组分沸点更高，这样在脱色精制塔下段就可设置少数几块低压降的板式塔板取代现有的填料段，既不影响分离效果，又大大增强了塔板的抗堵性，较好地解决了板式塔压降大、填料塔易堵塞的问题，可有效延长脱色装置的稳定运行时间，增加运行周期寿命。
本发明方法中，脱色精制塔内最下一级理论级塔板的脱色剂组分浓度最高，为塔内构件最容易堵塞之处，优选对最下一层(或称最下一块)实际塔板的降液管做特殊的设计，以使从最下一层塔板流出的液体流入降膜蒸发器的换热管内，在壳程加热介质的加热下，自上而下流动而蒸发后，再进入脱色精制塔塔釜下部。进入脱色精制塔塔釜下部的物料沉积于脱色精制塔底部，停留一定的时间，再从底部排出。优选地，脱色精制塔塔釜底部采用缩径设计，使其直径小于塔釜直径。
在脱色精制塔中，经过减压精馏，精制苯乙烯从脱色精制塔塔顶馏出，部分回流入脱色精制塔顶部，其余排出脱色精制塔。可选地，精制苯乙烯从脱色精制塔塔顶馏出，部分回流入脱色精制塔顶部，其余一部分由脱色精制塔塔顶产品管线排出，另一部分从脱色精制塔塔顶回流管线下方侧线排出。
所述的脱色精制塔的塔釜为塔下部储存物料及汽液分离的空间，本发明脱色精制塔塔釜的加热源为置于塔外与塔釜基本处于同一水平位置的降膜蒸发器，从最下一层塔板流出的液体进入降膜蒸发器换热管内(管程)被壳体(壳程)内的加热介质加热气化，再返回塔釜下部，沉积于底部一定的时间，然后再排出一部分，其余返回降膜蒸发器的换热管内。优选地，脱色精制塔塔釜及最下一层塔板降液管的布置有以下三种方式。
第一种布置方式，脱色精制塔最下一层塔板的降液管的底部设有封板，使降液管成为封槽，脱色精制塔最下一层塔板流出的液体从所述封槽引入位于塔釜外的降膜蒸发器的换热管内。
第二种布置方式，在脱色精制塔的塔釜上部设置带凹槽的集液板，脱色精制塔最下一层塔板流出的液体从集液板的凹槽引入位于塔釜外的降膜蒸发器的换热管内。
第三种布置方式，在脱色精制塔的塔釜上部设置带凹槽的集液板，最下一层塔板的降液管下面设置液封槽，脱色精制塔最下一层塔板流出的液体从集液板的凹槽引入于塔釜外的降膜蒸发器的换热管内。
在脱色精制塔进料口以下部分设置的塔板可为筛板或浮阀板，所述塔板的理论级数可为0.5～4，还可为0.5～3或0.5～2。实际塔板层(或块)数可为1～6。
所述筛板可为大孔筛板或斜孔筛板，筛板的筛孔孔直径可为6～20mm、优选8～15mm，浮阀板的孔直径可为30～50mm，所述塔板开孔面积与塔截面积的比，即开孔率为5～20％、优选10～20％。塔板出口堰高度可为5～50mm，优选20.5～45mm。
所述脱色精制塔进料口以上装填的规整填料的理论级数为5～20、优选8～16。规整填料段装填的总高度为2～9m，优选3～8m。
所述的粗苯乙烯脱色剂选自顺丁烯二酸酐或肉桂醛及其衍生物，优选顺丁烯二酸酐。所述的脱色剂与粗苯乙烯的质量比为0.01～0.3％、优选0.03～0.1％。
为抑制粗苯乙烯在精制过程中发生聚合，所述的粗苯乙烯与脱色剂的混合物中还含有苯乙烯聚合抑制剂(阻聚剂)，所述苯乙烯聚合抑制剂与粗苯乙烯的质量比为0.001～0.1％、优选0.002～0.05％。
所述的苯乙烯聚合抑制剂选自2-仲丁基-4，6-二硝基苯酚和/或氮氧自由基，所述的氮氧自由基可为2，2，6，6-四甲基-4-羟基哌啶氮氧自由基。
所述的脱色精制塔的塔顶温度为50～75℃，塔底温度为65～89℃、优选70～87℃，塔顶压力为4～12kPa，塔顶回流物与馏出物的质量比，即回流比为0.3～1.5。
所述的从脱色精制塔塔板流出的液体(重组分，含脱色反应产物及少量聚合物)流量很低，在脱色精制塔塔底的平均停留时间为2～8小时，优选3～6小时，以稳定降膜蒸发器的操作，同时防止重组分在塔底停留时间过长引起苯乙烯的聚合。从脱色精制塔塔底返回降膜蒸发器换热管内的物料量与粗苯乙烯进料量的质量比为1～8、优选2～6。
本发明所述的粗苯乙烯为裂解汽油C8馏分经萃取精馏得到的粗苯乙烯，其中的C9芳烃含量不高于0.2质量％，如可为0.02～0.2质量％、优选不高于0.1质量％。所述的C9芳烃主要为异丙苯、正丙苯及甲乙苯。粗苯乙烯中C9芳烃含量降低，可大幅降低脱色精制塔下段分离所需的理论级数，从而可使用板式塔板代替填料段。
下面结合附图说明本发明。
图1中，裂解汽油经萃取精馏得到的粗苯乙烯与亲二烯化合物在脱色罐1中充分混合反应，然后经过管线2进入脱色精制塔3中，脱色精制塔3进料口以上装填规整填料16，进料口以下设置塔板17，所述塔板可为筛板或浮阀板，最下一层塔板的降液管为18，其下部设有封板21，使降液管18成为封槽。在脱色精制塔3内，经过减压精馏，精制苯乙烯由塔顶管线4馏出，一部分由塔顶回流管线5回流入脱色精制塔上部，其余作为精制苯乙烯产品由塔顶产品管线6排出。从脱色精制塔(3)塔板流出的液体，从降液管形成的封槽底部通过管线9进入降膜蒸发器10的进料封头23内，经过伸出进料封头23管板的换热管分布均匀后，流入换热管24内，自上而下流动，再从降膜蒸发器10底部排出，由管线11返回脱色精制塔塔釜下部。加热介质由管线13进入降膜蒸发器的壳体内，再由下部管线14排出，通过换热对换热管内的管程物料进行加热。由管线11返回脱色精制塔塔釜下部的重组分由塔底管线7流出，一部分经管线8返回，与管线9的流出的物料混合后进入降膜蒸发器10的换热管内，其余经塔底组分排出管线12排出。
上述方法中，脱色精制塔3塔顶排出物也可以绝大部分经由塔顶回流管线5回流入脱色精制塔上部，再将少量(约占塔顶排出物总量5～20质量％)拔顶苯乙烯通过塔顶产品管线6排出，精制苯乙烯产品由位于塔顶回流管线5下方的侧线15排出。
从图1还可知，降膜蒸发器10设置于脱色精制塔3塔外基本与塔釜平行处，设置的位置应使降膜蒸发器的管程物料仅在重力作用下流入脱色精制塔3塔釜下部。
图2与图1所示流程相同，不同的是脱色精制塔3的塔釜上部设置带凹槽22的集液板20，最下一层塔板的降液管18优选为下部收缩的斜降液管，也可为直管降液管，底部不设封板。从脱色精制塔3塔板流出的液体由降液管18流入集液板20的凹槽，再从凹槽底部通过管线9进入降膜蒸发器10的进料封头23内，再进入降膜蒸发器10的换热管24内。
图3与图2基本相同，不同的是在脱色精制塔3最下一层塔板的降液管18下设置液封槽19，从脱色精制塔3塔板流出的液体，由降液管18流入液封槽19，再从液封槽19溢出，流入集液板20的凹槽，再从凹槽底部通过管线9进入降膜蒸发器10的进料封头23内，再进入降膜蒸发器10的换热管24内。
图4为现有技术粗苯乙烯的脱色方法流程示意图，其与图2流程基本相同，不同的是脱色精制塔3塔内装填的全部为规整填料，进料口以下装填的依然为规整填料，不设塔板。
在图2、图3和图4中，脱色精制塔3塔釜上部设置的集液板20上均设有升气冒25，以便塔釜气体排出。
下面通过实例进一步详细说明本发明，但本发明并不限于此。
实例1
以从裂解汽油中经萃取精馏得到的粗苯乙烯为原料，按本发明图1所示的方法和装置对粗苯乙烯进行脱色精制。
粗苯乙烯以3500kg/h的流量进入脱色罐1中，粗苯乙烯中C9芳烃含量为0.05质量％，二甲苯含量为0.01质量％，其铂钴色度为300。向脱色罐1中加入脱色剂顺丁烯二酸酐以及阻聚剂，所述顺丁烯二酸酐加量为3kg/h，与粗苯乙烯的质量比为0.086％，所述阻聚剂为DNBP与2，2，6，6-四甲基-4-羟基哌啶氮氧自由基的混合物，阻聚剂加入量为0.25kg/h，其中DNBP与粗苯乙烯的质量比为0.005％、2，2，6，6-四甲基-4-羟基哌啶氮氧自由基与粗苯乙烯的质量比为0.002％。脱色罐1中物料充分反应后由管线2进入脱色精制塔3的中部。
脱色精制塔3塔直径为1600mm，进料口以上设有7m高的Y250规整填料，有14个理论级，进料口以下设置4层大孔筛板，有2.4个理论级，筛板上开孔的孔直径为13mm，筛板的开孔率为12％，塔板出口堰高度30mm。脱色精制塔最下一层塔板的降液管为18，其下部设有封板21，使降液管18成为封槽。从脱色精制塔3塔板流出的液体，从降液管形成的封槽底部通过管线9进入降膜蒸发器10的进料封头23内，再进入降膜蒸发器10的换热管24内。
所用的降膜蒸发器的外直径为800mm，换热管长度2.0m(不包括用于液体分布的伸出高度)，换热管内(直)径20mm，共设置467根换热管，换热面积为69.0m2，降膜蒸发器的进料封头内设液体分布器，为伸出进料封头23管板的换热管，伸出高度300mm，控制降膜蒸发器底部出料流出物料的温度为85℃，所用降膜蒸发器壳程的加热介质为0.35MPa的低压水蒸汽。
脱色精制塔顶压力为8kPa，塔顶回流比为0.8，塔顶温度71℃。
从管线8返回降膜蒸发器的塔底组分流量为14000kg/h，返回量与粗苯乙烯进料量的质量比为4.0，脱色精制塔塔底重组分的平均停留时间为4小时。
从管线6采出的精制苯乙烯流量为3465kg/h，从塔底管线12采出的重组分流量约为38kg/h。脱色精制塔3塔内塔板级数及脱色效果见表1，脱色精制塔3运行各阶段压降见表2，塔底温度见表3。
脱色精制运行结果：由表1～3可知，精馏脱色后，精制苯乙烯纯度为99.94质量％，铂钴色度＜10，其中未检出顺丁烯二酸酐。装置连续运行24个月，苯乙烯回收率仍维持在高达98.9质量％的水平，脱色精制塔压降仅升高约0.3kPa，脱色精制塔塔底温度从82升至83℃，升高1℃，显示装置可长周期良好稳定运行。
实例2
按实例1的方法进行粗苯乙烯的脱色精制，不同的是脱色精制塔3进料口以下设置1层F1型浮阀塔板，0.7个理论级。浮阀板上开孔的孔直径为39mm，阀重25g，浮阀塔板的开孔率为17％，塔板出口堰高度40mm。
脱色精制塔3塔内塔板级数及脱色效果见表1，脱色精制塔3运行各阶段压降见表2，塔底温度见表3。
脱色精制运行结果：精制苯乙烯纯度为99.94质量％，铂钴色度＜10，其中顺丁烯二酸酐含量为1mg/kg，仍可达到优级品规格要求。装置连续运行24个月，苯乙烯回收率维持在98.7质量％，脱色精制塔的压降变化不大，塔底温度从79升至82℃，升高3℃，显示装置可长周期良好稳定运行。
实例3
按实例1的方法进行粗苯乙烯的脱色精制，不同的是脱色精制塔3进料口以下设置的大孔筛板为6层，有3.6个理论级，筛板上开孔的孔直径为10mm，筛板的开孔率为12％，塔板出口堰高度35mm。
脱色精制塔3塔内塔板级数及脱色效果见表1，脱色精制塔3运行各阶段压降见表2，塔底温度见表3。
脱色精制运行结果：精制苯乙烯纯度为99.94质量％，铂钴色度＜10，其中未检出顺丁烯二酸酐。装置连续运行24个月，苯乙烯回收率由99.0质量％稍降至98.1质量％，脱色精制塔的压降为4.5kPa，塔底温度由85℃小幅升至87℃，显示了装置可长周期良好稳定运行。
实例4
按实例1的方法进行粗苯乙烯的脱色精制，不同的是采用图2所示的流程，即在脱色精制塔的塔釜上部、第4层塔板下部设置带凹槽22的集液板20，第4层塔板的降液管底部不设封板，从脱色精制塔3塔板流出的液体由降液管18流入集液板20的凹槽，再从凹槽底部通过管线9进入降膜蒸发器10的进料封头23内，再进入降膜蒸发器10的换热管24内。
脱色精制塔3塔内塔板级数及脱色效果见表1，脱色精制塔3运行各阶段压降见表2，塔底温度见表3。
脱色精制运行结果：精制苯乙烯纯度为99.94质量％，铂钴色度＜10，装置连续运行24个月，苯乙烯回收率由99.94质量％稍降至98.9质量％，脱色精制塔的压降为2.7kPa，塔底温度为82℃。
实例5
按实例1的方法进行粗苯乙烯的脱色精制，不同的是采用图3所示的流程，即在脱色精制塔的塔釜上部、第4层塔板下部设置带凹槽22的集液板20，第4层塔板的降液管底部设液封槽19，从脱色精制塔3塔板流出的液体经降液管18下设置的液封槽19流入集液板20的凹槽，再从凹槽底部通过管线9进入降膜蒸发器10的进料封头23内，再进入降膜蒸发器10的换热管24内。
脱色精制塔3塔内塔板级数及脱色效果见表1，脱色精制塔3运行各阶段压降见表2，塔底温度见表3。
脱色精制运行结果：精制苯乙烯纯度为99.94质量％，铂钴色度＜10，其中未检出顺丁烯二酸酐，连续运行20个月时，苯乙烯回收率仍高达99.0质量％，塔压降及塔釜温度都相当稳定。但随时间的延长，到了第23个月，塔压降和塔底温度开始升高，到第24个月，脱色精制塔压降和塔底温度分别升至5.1kPa和89℃，苯乙烯回收率下降至96.8质量％。
实例6
按实例1的方法进行粗苯乙烯的脱色精制，不同的是进料粗苯乙烯中C9芳烃含量为0.20质量％。
脱色精制塔3塔内塔板级数及脱色效果见表1，脱色精制塔3运行各阶段压降见表2，塔底温度见表3。
脱色精制运行结果：精制苯乙烯纯度为99.81质量％，其中主要杂质为C9芳烃，含量为0.18质量％，纯度满足GB3915-2011中纯度不低于99.80质量％的优级品规格，苯乙烯铂钴色度＜10。装置连续运行24个月，苯乙烯回收率维持在98.8质量％，脱色精制塔的压降和塔底温度变化均不大。
对比例1
按实例1的方法进行粗苯乙烯的脱色精制，不同的是采用图4所示的现有技术流程，即脱色精制塔进料口以上设置7m高的Y250规整填料，进料口以下设置1.2m高的Y250规整填料，有2.4个理论级。
脱色精制塔3塔内塔板级数及脱色效果见表1，脱色精制塔3运行各阶段压降见表2，塔底温度见表3。
脱色精制运行结果：精制苯乙烯纯度为99.94质量％，铂钴色度＜10，其中未检出顺丁烯二酸酐。该法运行初期效果很好，但随着运行时间的延长，整塔压降随下段的压降增大而逐渐增大，塔底温度升高，到达11个月时，脱色精制塔的压降由初期的1.3kPa增大到8.9kPa，塔底温度也由升高至93℃，苯乙烯回收率降低至96质量％，被迫停工清理，发现脱色精制塔进料口以下最底部的填料严重堵塞。
对比例2
按实例1的方法进行粗苯乙烯的脱色精制，不同的是进料的粗苯乙烯中C9芳烃含量0.26质量％，脱色精制塔的塔顶回流比为1.0。
脱色精制塔3塔内塔板级数及脱色效果见表1，脱色精制塔3运行各阶段压降见表2，塔底温度见表3。
脱色精制运行结果：由于粗苯乙烯中C9芳烃含量的影响，增大塔底排放量至140kg/h，塔顶采出量约3363kg/h，精制苯乙烯品纯度99.80质量％，基本达到99.80％的优级品质量指标，铂钴色度＜10，其中无顺丁烯二酸酐。装置连续运行24个月，苯乙烯回收率维持在96.1质量％，脱色精制塔压降及塔底温度变化均同实例1，显示装置可长周期稳定运行。
表1
表2
表3
由表1～表3数据可知，对比例1采用现有技术方法，苯乙烯脱色精制塔仅能运行11个月，就因塔压降过大、塔底温度过高、苯乙烯回收率降低至96质量％而被迫停工清理。按本发明方法，运行11个月时，脱色精制塔的压降和塔底温度变化均很小，精制苯乙烯纯度均达到优级品规格，其中铂钴色度＜10，苯乙烯回收率高达98.3～99.0质量％，运行24个月时，苯乙烯回收率仍达96.6～98.9质量％。当粗苯乙烯中C9芳烃含量为0.05质量％时，精制苯乙烯纯度达99.94质量％，当粗苯乙烯中C9芳烃含量高至0.2质量％时，精制苯乙烯纯度也可达到99.81质量％的优级品规格。
对比例2的数据表明，当粗苯乙烯的C9芳烃含量为0.26质量％时，由于进料口以下塔板数偏少，获得的精制苯乙烯的纯度基本满足优级品技术指标，但需要以增大脱色精制塔底苯乙烯损失为代价，苯乙烯回收率较低。
Claims (15)
1.一种粗苯乙烯的脱色方法，包括将粗苯乙烯与脱色剂混合反应后的物料通入脱色精制塔(3)，所述的脱色精制塔进料口以上装填规整填料，进料口以下设置塔板，所述塔板的理论级数为0.3～6，经过减压精馏，精制苯乙烯从脱色精制塔(3)塔顶馏出，部分回流入脱色精制塔顶部，其余由塔顶产品管线(6)排出，将从脱色精制塔(3)最下一层塔板流出的液体引入位于塔釜外的降膜蒸发器(10)的换热管内，自上而下流动，并被降膜蒸发器壳体内的加热介质加热，然后返回脱色精制塔(3)塔釜下部，一部分由脱色精制塔(3)塔底排出，其余返回降膜蒸发器的换热管内，所述的脱色剂为亲二烯烃化合物。
2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于脱色精制塔(3)最下一层塔板的降液管(18)的底部设有封板，使降液管成为封槽，脱色精制塔(3)最下一层塔板流出的液体从所述封槽引入位于塔釜外的降膜蒸发器(10)的换热管内。
3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于在脱色精制塔(3)的塔釜上部设置带凹槽的集液板(20)，脱色精制塔(3)最下一层塔板流出的液体从集液板的凹槽引入位于塔釜外的降膜蒸发器(10)的换热管内。
4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于在脱色精制塔(3)的塔釜上部设置带凹槽的集液板(20)，最下一层塔板的降液管(18)下面设置液封槽(19)，脱色精制塔(3)最下一层塔板流出的液体从集液板(20)的凹槽引入于塔釜外的降膜蒸发器(10)的换热管内。
5.按照权利要求1～4所述的任意一种方法，其特征在于所述的脱色剂选自顺丁烯二酸酐或肉桂醛及其衍生物。
6.按照权利要求1～4所述的任意一种方法，其特征在于所述的脱色剂与粗苯乙烯的质量比为0.01～0.3％。
7.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的粗苯乙烯与脱色剂的混合物中还含有苯乙烯聚合抑制剂，所述苯乙烯聚合抑制剂与粗苯乙烯的质量比为0.001～0.1％。
8.按照权利要求7所述的方法，其特征在于所述的苯乙烯聚合抑制剂选自2-仲丁基-4，6-二硝基苯酚和/或氮氧自由基。
9.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的脱色精制塔的塔顶温度为50～75℃，塔底温度为65～89℃，塔顶压力为4～12kPa，塔顶回流物与馏出物的质量比为0.3～1.5。
10.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的从脱色精制塔(3)塔板流出的液体在脱色精制塔塔底的停留时间为2～8小时。
11.按照权利要求1所述的方法，其特征在于返回降膜蒸发器(10)换热管内的物料量与粗苯乙烯进料量的质量比为1～8。
12.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的进料口以下设置的塔板为筛板或浮阀板，所述筛板的筛孔直径为6～20mm，浮阀板的孔直径为30～50mm，所述塔板开孔面积与塔截面积的比为5～20％。
13.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述进料口以上的装填的规整填料的理论级数为5～20。
14.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的粗苯乙烯为裂解汽油C8馏分经萃取精馏得到的粗苯乙烯，其中的C9芳烃含量不高于0.2质量％。
15.按照权利要求1所述的方法，其特征在于精制苯乙烯从脱色精制塔(3)塔顶馏出，部分回流入脱色精制塔顶部，其余一部分由脱色精制塔(3)塔顶产品管线(6)排出，另一部分从脱色精制塔(3)塔顶回流管线(5)下方侧线(15)排出。
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