CN1163289C - 乙苯/苯乙烯塔的串联重沸 - Google Patents

乙苯/苯乙烯塔的串联重沸 Download PDF

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Abstract

用来蒸馏分离苯乙烯单体与乙苯的设备和方法，是采用一路分裂进料从流体分裂器(106)流入到两个蒸馏塔(包括一个高压蒸馏塔(110)和一个低压蒸馏塔(130))中，分别在重沸器(118和138)协同重沸从而利用其中一个塔流出的塔顶馏出物热能为另一个塔提供热量。

Description

乙苯/苯乙烯塔的串联重沸
本发明主要涉及对来自乙苯-苯乙烯脱氢操作的苯乙烯产物与未反应乙苯分离方法的改进。
发明背景
传统的生产苯乙烯方法是采用乙苯作为起始原料或苯乙烯产物的最接近前体，这是工业上常用的方法。在这些方法的方法中，乙苯经催化脱氢得到目标苯乙烯产物。通常，采用这些方法使乙苯转化为苯乙烯的反应远没有进行完全，一般来说，通过反应器的单程转化率约为50-70％。因此，在通常的操作中，脱氢反应产物将是一种含有大部分的苯乙烯和乙苯以及少量反应副产物和杂质如苯、甲苯、包括氢、甲烷和乙烯的轻馏分以及重馏分的混合物。未反应的乙苯在循环到脱氢反应系统之前，必须要对其进行回收，并从苯乙烯产物中分离出来。因此，轻组分、乙苯、苯乙烯和重组分的混合物，通常是输入到纯化SM产物和回收EB的蒸馏联动装置中。采用蒸馏实现这些纯化的具体实践，例如，在US3904484(King)中已给出，该专利可引入本文作为参考。
目标苯乙烯产物与轻馏分、重馏分、苯和甲苯的分离，是相对容易的，它可采用传统的连续蒸馏方法实现。为了分离出多种不同的组分，苯乙烯工厂的蒸馏区，通常至少由三个独立的塔系统组成。该塔系中的第一塔回收轻组分如苯和甲苯(B/T塔)，第二塔回收未反应的乙苯(EB/SM塔)，最后塔从所得到的苯乙烯产物中蒸馏出重组分(最后塔)。但是，采用蒸馏方法从未反应的乙苯(EB)中分离出苯乙烯单体(SM)，存在相当大的困难，这是由于它们的挥发性很接近。首先，在760mmHg的压力下，乙苯和苯乙烯的沸点分别是136.15℃和146.0℃。按照惯例，这种EB/SM分离是在大型复杂的且昂贵的蒸馏塔中，于真空条件下通过蒸馏实现的，这是因为必须要有大量的理论塔板才能获得很好的分离。因此，按照惯例，来自脱氢反应区的未反应乙苯，是在单一蒸馏塔中与苯乙烯分离开的。在标准设计中，需要大数目的理论级数(在85-100之间)，以实现所要求的分离。这种单一装置的操作占蒸馏区总热量输入的70-80％。在一般的工厂中，未反应乙苯与苯乙烯产物的分离，大致占工厂蒸汽消耗的20-30％。如果在一个500000MTA苯乙烯单体工厂中用于分离乙苯与苯乙烯所需要的能耗能够减少50％，则每年可节约费用700000美元。
即使是在真空条件下，也要向该混合物中加入聚合抑制剂，这是因为在实施蒸馏分离所要求的时间和温度条件下，苯乙烯产物倾向于进行聚合。甚至在室温下，苯乙烯也可聚合到可测量的程度。使得苯乙烯蒸馏得以工业化实施的关键，是采用称作聚合抑制剂的化学添加剂。为了使苯乙烯聚合和相关的设备污染最小化以及处理高粘度产物物流的需要，工业苯乙烯蒸馏几乎总是在真空条件下进行的(例如，在塔顶压力约为40-120mm Hg的绝对压力下进行操作)。在工业苯乙烯装置所采用的温度范围内，温度每提高10℃，不受抑制的苯乙烯的聚合速率就会增加一倍。而且，为了获得实施分离所需要的较大数目的级数，目前是采用结构或随意的倾卸填料作为内部气/液接触介质。填料本身比标准蒸馏塔板具有非常低的压力降。对于填料来说，较低的压力降可允许塔在相对较低的塔底温度下进行操作。尽管有这么多的处理困难、费用和限制等，但是，多年来仍存在着相当大的动机，一直激励着人们去开发可替代的实现这种分离的方法，这些方法无论是从经济的角度还是操作便利的角度都是更为可行的。业已有许多专利采用多种不同的方法致力于解决这些问题。
US 3515647(Van Tassell等)提出了一种用来纯化苯乙烯的方法，是采用一种其上连接有一个扫壁薄膜蒸发器的蒸馏设计，可最大程度地从残余物质中回收苯乙烯。苯乙烯以至少99重量％的纯度，作为分离的产物气流而得到回收。
US 3702346(Kellar)中，公开了一种乙苯蒸汽脱氢制备苯乙烯的方法，脱氢反应的选择性通过维持反应器产物沉淀器而得到提高，其中冷凝的反应器产物是在低于大气压下分离出来的。这种在选择性方面的改进，在某种程度上降低了随后苯乙烯分离的费用和难度。
US 3776970(Strazik等)公开了一种方法，其中，从含有苯乙烯和乙苯的有机混合物中分离苯乙烯，它是通过使该混合物与聚氨酯弹性体膜的一侧在全蒸发透过条件下进行接触，并在膜的另一侧回收具有高浓度的苯乙烯的蒸汽混合物而进行的。该聚氨酯弹性体含有聚醚或聚酯基团。
US 3801664(Blytas)中给出了另一种方法，其中苯乙烯可高收率和高纯度地从乙苯中分离出来。这种方法包括：(a)采用一种二相溶剂体系进行萃取，其中的萃取相为一种浓缩的无水硝酸亚铜/丙腈溶液，在这种方法中，苯乙烯可选择地与亚铜离子进行络合，而乙苯的反萃溶剂为一种C5-C18的烷烃；(b)分离含有苯乙烯亚铜离子络合物的丙腈溶液相，从中回收苯乙烯。
US 3904484(King)中公开了一种多级蒸馏方法，它包括在低于大气压力下，在具有多个蒸馏级数的多级蒸馏装置中，精馏脱氢反应的流出物，分离回收苯乙烯单体、未反应的乙苯和含有苯乙烯聚合物、C9 +芳烃和聚合抑制剂的副产物苯乙烯焦油残余物。该方法的改进之处包括：在苯乙烯单体和乙苯分离的上游某处，将先前回收的苯乙烯焦油残余物循环到脱氢反应流出物之中，保持液体的体积比为1-20体积的苯乙烯焦油残余物比20-1体积的反应流出物，并在循环苯乙烯焦油残余物存在下蒸馏脱氢反应流出物。
其它的回收乙苯/苯乙烯塔的塔顶冷凝能效(热能)，是通过应用该能量煮沸乙苯/水共沸混合物，例如如US 4628136所述(Sardina)。这类方法需要很大的热传导面积和降膜式蒸发器，这两者都需要昂贵的资金投入，而且还要承受昂贵的维持费用。这种方法还将操作的脱氢反应区与乙苯/苯乙烯分离器直接相连，而这正是不希望这样做的，这是因为蒸馏区的扰动将会增加该系统反应区的控制难度，而且也会使脱氢反应催化剂受到损害。
因此，所有这些前述的用来分离脱氢反应后苯乙烯产物和未反应乙苯的先有技术方法，存在各种各样的缺点和不足。在这些先有技术的方法中，由于设备需要、维持和操作费用的原因，都要承受很高的成本。采用本发明的串联重沸设备和方法，先有技术方法中的这些和其它的缺点和限制，将会全部地或部分地得到克服。
发明目的
因此，本发明总的目的是提供改进的从苯乙烯单体中分离乙苯的设备和方法。
本发明的一个主要目的是提供设备和方法，可显著地降低与乙苯和苯乙烯蒸馏分离的常用能量加强装置操作相联系的应用费用。
本发明的一个具体目的是提供一种经济有效的方法，可将苯乙烯产物从乙苯脱氢反应输出物流中的其它组分中分离出来。
本发明的另一个具体目的是提供这样的设备和方法，它们可用来将乙苯/苯乙烯进料分裂为两路工艺物料流，在联合的串联式操作中于不同的处理条件下进行单独的蒸馏处理，其中，第一蒸馏塔的热能可有效地用作第二蒸馏塔的热能输入。
本发明还有一个目的，就是提供一种相对容易和低成本的对现有苯乙烯工厂的改造方法，以提高操作效率和降低能量损耗。
本发明的其它目的和优点，一部分是显而易见的，一部分将会在后文中体现出来。因此，本发明包括所述方法和相关的设备(含有多个步骤和多个组件)，和一个或多个这类步骤和组件与其它步骤和零件的关系和顺序，它们可由随后的说明书和附图得到说明，但是并不局限于这些。此处所述的方法和设备的多种改进和变化，对于本领域所属技术人员是明显的，所有这些改进和变化可以认为是落在本发明的范围之内。
发明概述
一般地，本发明包括一个串联排列的两个蒸馏塔，一路分裂进料物流流入这些蒸馏塔，在此，其中一个塔的塔顶蒸汽物流所含的热量，被利用来使第二塔的底部物质再沸腾。更确切地说，本发明是关于用来将一种含有乙苯和苯乙烯单体的进料分裂为两种工艺物料流的设备和方法，这两种工艺物料流分别在不同压力下操作两个塔中进行单独的蒸馏，借此，通过冷凝高压塔的塔顶馏出物的步骤，高压塔就可向低压塔供给热量。工艺联合和热量效率的协同作用，将会显著地降低能源成本和其它相关的费用。
附图的简要说明
图1为图示说明本发明典型实施方式的工艺流程示意图。
优选实施方式的详细说明
如图1所示，进料物流100，通常是来自上游乙苯脱氢反应装置，标记为装置500，它主要由苯乙烯单体和未反应乙苯所组成，它在流体分离元件如T形接头106处被分为两路工艺物流102和104。阀和其它与T形接头106相连的元件，也可用来控制和调节进料物流100分别到达工艺物流102和104的分配相对比例。根据此后所述的不同的工艺参数，进料物流100到达工艺物流102和104的相对比例，以体积计，可在约90∶10-10∶90之间变化，优选范围为60∶40-40∶60。与通常的工业操作参数相一致的优选进料物流100的分离，包括约47％流向工艺物流102，相应地，53％是流向工艺物流104。
如图1所示，工艺物流102输入到高压蒸馏塔110的中部区域。高压塔110是在这样的工艺条件下进行操作的，其中，塔110的下部区域的压力约为5-9psia(34.5-62.1KPa)，温度约为110-130℃，而塔110的上部区域的压力约为4-7psia(27.6-48.3KPa)，温度约为90-110℃。通常，蒸馏区内各种物流的冷凝和沸腾温度，取决于操作压力和物流组成。从实际应用的角度，产物组成是较为固定的，而塔内压力是唯一的自变量。塔110的塔底流出物112，主要含有纯度约为90-96％的苯乙烯单体，被分成为产物物流114(它被输送到最后操作步骤供进一步的纯化)和循环物流116。循环物流116流经重沸器118，在那儿通过与重沸器加热物流124进行热交换而被加热，并通过重沸器输出物流120回到塔110的下部区域。回收到最后步骤塔底流出物部分112与循环部分之比，其范围约为10％至接近100％，典型地为20-30％，它取决于其它的工艺参数。
来自塔110的塔顶馏出物122主要含有乙苯，其温度高于操作条件温度，特别是高于第二低压塔130的塔底温度。由热力学可知，供热物流的温度必须要处于比吸热物流温度高的温度。在工业实际生产中，两种联合流体间的温差必须至少为8-10℃。在这种情形下，物流122的温度范围通常约为90-110℃，而低压塔130的塔底流出物132的温度范围通常约为70-95℃。因此，物流122可有效地在重沸器138中得以利用，它与塔130相连接，作为重沸器加热物流和操作低压蒸馏塔所需要的热能，如下文所述。在重沸器138中经热交换之后，在温度稍微低于物流122的温度时，主要为乙苯的重沸器出口物流146，被分成一路可循环到上游的脱氢装置500中的乙苯产物物流148，如图1所示，和一路可返回到塔110的上部区域的回流物流150。
工艺物流104，即分开的进料物流100的第二部分被输入到低压蒸馏塔130的中部区域。低压塔130是在这样的工艺条件下进行操作的，其中，塔130的下部区域的压力约为1-3psia(6.9-20.7KPa)，温度约为70-95℃，而塔130的上部区域的压力约为0.4-1.5psia(2.76-10.35KPa)，温度约为40-70℃。塔130的塔底流出物132，主要含有纯度约为90-96％的苯乙烯单体，被分成产物物流134(它通常是与苯乙烯物流114混合并被输送到最后操作如下游塔600)和循环物流136。循环物流136流经重沸器138，在那儿它通过与乙苯物流122进行热交换而被加热，如上所述。重沸器装置138包括冷凝和热交换元件，这样乙苯物流122当它流过重沸器138时，可被冷却并至少部分地冷凝为液体，并反过来为循环物流136提供热量。加热后的循环物流136从重沸器138中流出，并作为重沸器输出物流140返回到塔130的下部区域。回收到最后步骤的塔底流出物132部分与循环部分之比，其范围约为10％至接近100％，典型地为20-30％，它取决于其它的工艺参数。
塔130的塔顶馏出物142主要含有乙苯，其温度约为40-70℃。物流142通常采用冷却水流162在冷凝器160中被冷却，随后被分裂为一种可循环到上游脱氢装置500中，如图1所示的乙苯产品物流164，和一路可返回到塔130的上部区域的回流物流166，。
下述的实例将对本发明的实施和益处作进一步的说明。
                       实例1
本实例是根据先有技术(而不是本发明)，采用单一填充蒸馏塔从苯乙烯单体中分离出乙苯。这是用来与随后的实施本发明的结果作对照。
采用单一填充塔在通常的工业条件下，要获得所要求的分离，需要85-100的理论级数。乙苯是作为塔顶馏出物回收的，而苯乙烯是作为塔底产物回收的。典型的设计是采用70mmHg(绝对压力)的塔顶压力和145mmHg绝对压力的塔底压力。在此压力分布下，塔顶和塔底温度分别约为66℃和92℃。热量经热虹吸管型重沸器供入到该塔之中。通常地，低压物流，在约115-130℃间冷却，是用来作为所述的热源。来自塔顶的塔顶蒸汽，可在冷却水或空气翅片式热交换器中进行冷凝。为了使烃类到达所述塔真空系统的损失最小化，在经冷凝之后，塔顶馏出物对其作过冷处理，通常使其温度降至约40-50℃。为了进一步防止烃类进入到真空系统中，该塔还装配有一个通风冷凝器，它可冷却/冷凝残余的塔顶蒸汽物流的大部分至约10℃。
就上面所述的系统来说，对于一个设计生产500000mta(公吨/年)苯乙烯产物的工厂，蒸馏塔需要的热量输入为28.5百万kcal/hr(113mmBtu/hr)。需要支持这种分离的效用大约为54300kg/hr水蒸汽和2970立方米/小时的冷却水循环流速。对应于本实例的代表性选择模拟塔级数数据如下表I中所示：
                      表I
级数    温度    压力         来自级数的物流       进料
#       ℃      Psia(KPa)        Kgmol/hr
                              蒸汽      液体
93*5    10.0    0.870(6.0)    -         5.8
92*4    45.0    1.064(7.3)    12.4      2451.7
91*3    65.5    1.354(9.3)    2837.3    2684.0    6.0*1
90      66.2     1.370(9.5)      3063.7      2682.6
…
65      76.9     1.773(12.2)     3014.2      3506.9    994.1*2
…
4       91.6     2.755(19.0)     2939.4      3555.0
3       91.8     2.772(19.1)     2940.6      3556.2
2       91.9     2.788(19.2)     2941.7      3553.8
1       92.4     2.804(19.3)     2939.3      -
*1  流向级91的进料物流＝6.0kgmol/hr.(漏气量)
*2  流向级65的进料物流＝994.1kgmol/hr
*3  级91流出的蒸汽塔顶馏出物＝2837.3kgmol/hr
*4  级92流出的液体物流＝379.0kgmol/hr
    级92排放的蒸汽物流＝12.4kgmol/hr
*5  级93流出的蒸汽物流＝6.7kgmol/hr
塔底流出物＝614.4kgmol/hr
内部回流比＝7.1
塔所需的热量输入＝28.506百万kcal/hr
级93表示通风冷凝器
级92表示主冷凝器
级91表示塔顶
级1表示重沸器采出
                      实例2
本实例是根据本发明的一个代表性实施例，如图1所示，其中，含有乙苯和苯乙烯单体的混合进料物流，被分为两路工艺物流，分别在不同压力和温度条件下进行操作的两个串联式蒸馏塔中进行蒸馏。这些塔的压力是这样设置的，可使得其中一个塔的塔顶冷凝温度高于另一个塔的塔底温度。因为来自高压塔的塔顶蒸汽是在温度高于低压塔的塔底温度下进行冷凝的，所以，这种蒸汽物流可用作低压塔的热源，并产生令人惊奇的处理效率和协同作用。
在本发明的这个实例中，低压塔是在36mmHg绝对压力(0.677psia)(4.67KPa)的塔顶压力和100mmHg绝对压力(1.934psia)(13.3KPa)的塔底压力条件下进行操作的。在此塔底压力下，塔底液体混合物的沸点为82.6℃。高压塔是在290mmHg绝对压力(5.704psia)(39.4KPa)的塔顶压力和365mmHg绝对压力的塔底压力条件下进行操作的。在此操作压力下，来自压塔的塔顶蒸汽在101.7℃时冷凝，它明显地高于本发明目的的低压塔的塔底温度(82.6℃)。因为可以获得足够的热驱动力，较高压力的塔顶馏出物就可用来使来自低压塔的塔底循环物流重沸。在此设计中，热量从一个塔系统中串联地传到另一个塔系统中。在本实例中，总进料物流经分裂后，使47％的进料流到高压塔中。在这些塔之间的进料分裂是这样设定的，可使得高压塔顶馏出物冷凝负荷与低压塔的重沸负荷相匹配。唯一供入到这种双塔系统的热量，是经高压塔的重沸器，以16.58mmkcal/hr(65.9mmBtu/hr)的速率进行供热的。同样地，这种双塔系统中唯一重要的热量移走步骤，是从低压塔的冷凝器中移走的。这种联合系统的预计动力消耗量为31600kg/hr的物流输入和1500m3/hr的冷却水循环。这意味着，与实例1所需要的热量和冷却要求相比，分别可节约40％的水蒸气消耗和约50％的冷却水循环。
对应于本实例的低压和高压塔的代表性选择模拟塔级数数据如下表II-A(低压)和II-B(高压)所示：
                  表II-A(低压)
级数    温度    压力          来自级数的物流       进料
#       ℃      Psia(KPa)         kgmol/hr
                               蒸汽      液体
93*5    10.0    0.387(2.7)     -         12.9
92*4    37.8    0.483(3.3)     17.8      1268.1
91*3    50.0    0.677(4.8)     1473.4    1332.5    3.8*1
90      50.8    0.691(4.7)     1534.1    1331.8
…
65      64.3    1.040(7.2)     1512.0    1739.0    524.1*2
…
4       81.7    1.892(13.1)    1449.9    1773.1
3       81.9    1.906(13.15)   1450.6    1773.8
2       82.1    1.920(13.24)   1451.3    1772.9
1       82.6    1.934(13.3)    1450.4    -
*1  流向级91的进料物流＝3.8kgmol/hr.(漏气量)
*2  流向级65的进料物流＝524.1kgmol/hr
*3  级91流出的蒸汽塔顶馏出物＝1473.4kgmol/hr
*4  级92流出的液体物流＝200.5kgmol/hr
    级92排放的蒸汽物流＝17.8kgmol/hr
*5  级93流出的蒸汽物流＝4.8kgmol/hr
塔底流出物＝322.5kgmol/hr
内部回流比＝6.6
低压塔所需的热量输入(来自高压塔)＝14.270百万kcal/hr
                         表II-B(高压)
级数    温度     压力            来自级数的物流     进料
        ℃       Psia(KPa)          kgmol/hr
                                蒸汽      液体
93*5    10.0     5.318(36.7)    -         148.9
92*4    101.7    5.511(38.0)    152.8     1610.4
91*3    103.9    5.704(39.35)   1787.1    1626.3    3.8*1
90      104.3    5.719(39.46)   1799.2    1626.7
…
65      111.1    6.095(42.1)    1764.0    2085.1    464.8*2
…
4       119.4    7.013(48.4)    1787.9    2080.1
3       119.5    7.028(48.5)    1788.2    2080.3
2       119.6    7.043(48.6)    1788.5    2077.7
1       120.0    7.058(48.7)    1785.8    -
*1  流向级91的进料物流＝3.8kgmol/hr.(漏气量)
*2  流向级65的进料物流＝464.8kgmol/hr
*3  级91流出的蒸汽塔顶馏出物＝1787.1kgmol/hr
*4  级92流出的液体物流＝172.8kgmol/hr
    级92排放的蒸汽物流＝152.8kgmol/hr
*5  级93流出的蒸汽物流＝3.9kgmol/hr
塔底流出物＝291.9kgmol/hr
内部回流比＝9.4
塔所需的热量输入＝16.580百万kcal/hr
                      实例3
如前所述，在乙苯(EB)脱氢制备苯乙烯的苯乙烯单体(SM)工厂中，反应剂乙苯进料，流过反应器的单程转化率通常为50-70％。未反应的乙苯必须要接着对其进行回收，并要在其循环回到反应系统之前从苯乙烯产物中分离出来。在反应区，还有较EB更轻的组分和较苯乙烯更重的组分形成。轻组分、乙苯、苯乙烯和重组分的混合物，通常是进料到一个蒸馏联动装置中，以纯化SM和回收EB。通常的实际操作是采用三步蒸馏方法来实现这些纯化的。
为了分离上述的组分，苯乙烯工厂的蒸馏区通常是由三个独立的塔系统组成的。在此塔系中的第一塔，回收轻组分如苯和甲苯(B/T塔)，如图1中塔550所示；第二塔回收未反应的乙苯(EB/SM塔)；第三塔从所得到的苯乙烯产物中蒸馏出重组分(最后塔)，如图1中的塔600所示。
苯乙烯工厂蒸馏区的这种典型的三塔系列，可进一步证实本发明的令人惊奇和完全料想不到的优点，与可能替代的串联式重沸构造相比，它们可能与本发明相似，但是，它们会导致明显不同的费用和能量效率的结果。
实例3和4用来说明用于苯乙烯工厂蒸馏区传统的三塔系统中采用通常设计将能量串联地从一个塔系统传到另一个塔系统的实施，但是，没有采用本发明的将EB/SM物流分为二路工艺物流从而在两个串联的EB/SM蒸馏塔中进行单独地蒸馏的新颖设计。对于实例3，采用传统的三塔系统，使来自乙苯/苯乙烯(EB/SM)塔(为该传统系统的中间塔)的塔顶蒸汽的热量，串联地传到最后塔中，所述最后塔可除去重组分(最后塔)。
热量通常是经两个独立的重沸器供入到最后塔的。第一较大的重沸器，它为该塔提供大部分的热量输入，通常是在低温下进行操作的，而第二较小的重沸器是在相对较高的温度下供给热量的。较高的温度作业是从目标苯乙烯单体中除去重聚合物所必须的。为了有效地从苯乙烯中除去所述的聚合物，高温汽提通常是在约130℃的温度下进行的。在此提高的温度下，残余物汽提重沸器与其它物流的串联重沸在苯乙烯蒸馏时就不再是可行的。但是，最后塔的较大的低温重沸器可候选用来进行串联重沸。例如，通常地，可供考虑的两塔(EB/SM和最后塔)可具有下述的操作参数：
                   标准操作参数
                               EB/SM塔     最后塔
塔顶冷凝温度(℃)               45          45
塔顶压力(psia)                 1.354       0.773
塔底温度(℃)                   93          98
系统热量输入(mmkcal/hr)        7.3         3.4
这种双塔系统所需要的总热量输入为10.7mmkcal/hr(7.3+3.4)。最后塔中的热量输入包括高温源和低温源。为了获得有效的热量驱动力，采用EB/SM塔的塔顶蒸汽使最后塔重沸，EB/SM塔的压力必须要提高，而最后塔的压力必须要降低。假定与上述的标准情形具有相同的进料速率和产物组成，则一套用于实例3串联重沸改进的可行操作条件如下表所示：
                 串联重沸改进
                               EB/SM塔    最后塔
塔顶冷凝温度(℃)               105        38
塔顶压力(psia)                 6.575      0.580
塔底温度(℃)                   123        96
系统热量输入(mmkcal/hr)        8.9        3.3
可回收的低温热量(mmkcal/hr)    ---        2.8
在这种情形中，EB/SM塔的塔顶蒸汽是用来重沸最后塔的塔底流出物。所述的塔顶蒸馏物流的一部分，在位于该塔底部的最后塔的重沸器中冷凝。没有用于串联重沸的来自EB/SM塔的其余蒸汽，直接流到冷却水冷凝器。在上述的操作条件下，可以用于串联重沸的温差大约为9℃(105-96)。据此方案，供入到塔中的净热量总量为9.4mmkcal/hr(8.9+3.3-2.8)。
在EB/SM塔所要求的较高操作压力下，两种主要成分乙苯和苯乙烯的相对挥发性都降低，它要求增加20％的能量，才能获得与标准设计同等程度的分馏(7.3相对于8.9mmkcal/hr)。尽管这种串联重沸改进，一方面可从EB/SM塔中回收能量，通过串联传给最后塔，但是，反过来，在较高压力下操作EB/SM塔的需要将会提高所要求的能量输入。总的说来，对于本实例而言，串联重沸可节省大约1.3mmkcal/hr。根据目前的能量价格，这意味着每年可节省能量费用约100000美元。
但是，在较高压力和温度下操作EB/SM塔，它要求聚合抑制剂的添加速率必须显著地增加。在串联重沸改进所要求的较高温度下，EB/SM塔中的苯乙烯聚合速率高出标准(非串联重沸)情形的7-8倍。例如，如果聚合抑制剂的剂量增加一倍，则抑制剂的增加成本将会大约相当于由串联重沸所预计节省的总能量费用。而且，在这些条件下，可以预期对于重组分和聚合物的收率损失也将会增加。因此，从整体上评价实例3，就可得出这样的结论，即增加的抑制剂成本抵消了这种方案所有预计节省的能量费用。此外，如果串联重沸本身提高了经济投资，相对于标准设计，则这种串联重沸改进的支出，很明显就不能满足通常的应用最低要求，而它是为能量回收方案辩护所必须的。因此，实例3可能会指导本领域的技术人员，不要企图将串联重沸技术引入到传统的EB/SM蒸馏系统之中。
                     实例4
传统EB/SM蒸馏系统的第二种可能的串联重沸改进包括：采用EB/SM塔顶蒸汽使蒸馏联动装置(B/T塔)的第一塔重沸。第一塔(苯/甲苯除去塔)的热量负载仅相当于供入到蒸馏区总能量的10％。假定B/T塔需要相对少量的热量，通常不能附加投资为支持这种串联重沸操作。而且，因为流入到这一初始塔中的进料物流中含有溶解的轻质气体，所以通常是难以降低这种塔的压力。降低这种塔的压力，将会引起流入该塔真空系统的烃类损失有较大的增加。由于B/T塔的正常塔底温度在100℃左右，所以串联重沸是难以进行的，除非热源的温度有108-110℃。而且，如果在这种较高的塔顶温度下操作EB/SM塔，将会引起苯乙烯聚合反应速率显著地增加。与前述实例3中所述的最后塔改进相似，增加的聚合抑制剂的成本，将会抵消所有节省的能量费用。此外，基于经济方面考虑，在通常条件下也不会证明采用EB/SM塔的塔顶馏出物的苯/甲苯塔的串联重沸是妥当的，。与实例3相似，实例4将会指导本领域的技术人员，不要企图将串联重沸技术引入到传统的EB/SM蒸馏系统之中。
对于本领域的技术人员来说，在不脱离本发明的范围内对上述的设备和方法所做的其它变化和改进，是显而易见，而且，可以预料所有包含在上述说明书中的内容应该理解为是用来作为实例供说明之用，而不是用作限定之用的的。更为重要的是，尽管本发明的多个实施例是参照乙苯与苯乙烯单体分离而进行描述，作为通过乙苯脱氢反应生产苯乙烯的整个工厂的一部分，但是，本申请所述的设备和方法，同样，也可适用于其它的混合物，如同乙苯和苯乙烯的分离一样，可分离其它的烃类混合物，在这些混合物中的组分彼此具有相对很接近的挥发性从而使得蒸馏分离变得难以进行。

Claims (20)

1.一种用来将第一烃类化合物从主要由所述第一烃类化合物和第二烃类化合物所组成的烃类混合物中蒸馏分离出来的设备，所述第一烃类化合物和第二烃类化合物的沸点非常接近以至难以用分馏进行分离，所述设备包括：
(a)第一和第二蒸馏塔装置，每个塔装置在不同的压力和温度条件下分别蒸馏出所述烃类混合物的第一和第二部分，其中，所述的塔装置中的一个塔装置包括一个高压蒸馏塔和一个与之相连的热源，而第二塔装置包括一个低压蒸馏塔和一个与之相连的热源；
(b)T形连接分裂器，用来将所述的烃类混合物物流分裂为第一和第二部分，所述第一和第二部分有基本相同的组成和温度；
(c)第一和第二管道，用来将所述的第一和第二部分分别传送到所述的第一和第二塔装置中的蒸馏塔中；
(d)第三管道，用来将从高压蒸馏塔上部区域流出的高压蒸馏塔顶馏出物传送到一个热交换区域；
(e)热交换装置，它位于所述的热交换区域，在此所述的高压蒸馏塔顶馏出物就可与来自低压蒸馏塔下部区域的低压蒸馏塔底流出物进行热交换，从而可得到加热的低压蒸馏塔底流出物；和
(f)用来使所述加热后的低压蒸馏塔底流出物返回到低压蒸馏塔的装置。
2.权利要求1所述的设备，其中所述的流体分裂器装置还包括流量控制元件，用来控制所述的第一和第二部分的分配比例。
3.权利要求1所述的设备，其中所述的位于所述热交换区域的热交换装置包括一个重沸器。
4.权利要求1所述的设备，其中所述的与每个蒸馏塔相连的热源包括一个重沸器。
5.权利要求1所述的设备，还包括一个第四管道，用来使来自所述热交换区域的所述高压蒸馏塔顶馏出物的至少一部分返回到所述的高压蒸馏塔中。
6.一种用来从乙苯原料通过脱氢反应和随后的分离以生产纯化过的苯乙烯单体的系统，所述的系统包括：
(a)一个脱氢反应器，它填充有一种脱氢催化剂，并具有一个脱氢反应器入口和一个脱氢反应器出口；
(b)T形接头分裂器，它与所述的脱氢反应器出口线性地连接，用来将所述脱氢反应器出口流出的流体物流分裂为第一和第二部分，所述第一和第二部分有基本相同的组成和温度；
(c)第一管道，它与所述的分裂器装置是连通的，用来将所述的第一部分传送到所述的第一蒸馏塔中；
(d)第二管道，它与所述的分裂器装置是连通的，用来将所述的第二部分传送到所述的第二蒸馏塔中；
(e)串联重沸器装置，它与所述的第二蒸馏塔相连，所述的串联重沸器装置包括：用来回收所述第二蒸馏塔下部区域流出的塔底流出物的装置；用来使回收的塔底流出物与另一路具有较高温度的流体物流进行热接触从而得到加热的塔底流出物的装置；和此后用来使所述加热后的塔底物流返回到所述的第二蒸馏塔中的装置；和
(f)第三管道，用来将所述第一蒸馏塔上部区域流出的塔顶馏出物传送到所述的串联重沸器装置中，用作另一路具有较高温度的物流。
7.权利要求6所述的系统，还包括第三蒸馏塔，它线性地设置在所述的脱氢反应器和所述的分裂器装置之间，用来将苯乙烯和乙苯与脱氢反应器流出物中的轻组分分离开来。
8.权利要求6所述的系统，还包括第四蒸馏塔，它线性地设置在所述第一和第二蒸馏塔的下游，用来分离苯乙烯和重烃类组分。
9.权利要求6所述的系统，其中所述的分裂器装置包括流量控制元件，用来控制所述的第一和第二部分的比例。
10.权利要求6所述的系统，还包括一个第四管道，用来使来自所述串联重沸器装置的所述第一塔顶馏出物的的第一部分作为回流物流返回到所述的第一蒸馏塔中。
11.权利要求10所述的系统，还包括一个第五管道，用来使来自所述串联重沸器装置的所述塔顶物流的第二部分作为循环物流循环到所述的脱氢反应器中。
12.一种用来从主要由苯乙烯和乙苯所组成的混合烃类物流中分离出苯乙烯单体的方法，它包括以下步骤：
(a)将所述的混合烃类物流分裂为第一和第二部分；
(b)在第一蒸馏塔中蒸馏所述的第一部分，以得到部分纯化的苯乙烯作为第一塔的塔底流出物，并得到主要由乙苯组成的第一塔塔顶馏出物；
(c)在第二蒸馏塔中蒸馏所述的第二部分，以得到部分纯化的苯乙烯作为第二塔的塔底流出物，并得到主要由乙苯组成的第二塔塔顶馏出物；和
(d)加热所述第二塔的塔底流出物的循环部分，是通过使之与所述的第一塔的塔顶馏出物进行热接触以冷却和至少部分地冷凝所述第一塔的塔顶馏出物而实现，之后，使加热后的第二塔的塔底流出物返回到所述第二塔的下部区域。
13.权利要求12所述的方法，还包括使冷却后和至少部分冷凝的第一塔的塔顶馏出物的至少一部分返回到所述第一蒸馏塔的返回步骤。
14.权利要求12所述的方法，其中所述的第一蒸馏塔是在较所述的第二蒸馏塔更高的压力和更高的温度下操作的。
15.权利要求12所述的方法，其中所述的第一蒸馏塔是在该下部区域压力约为34.5-62.1KPa至该塔上部区域压力约为27.6-48.3KPa的条件下操作的，而所述的第二蒸馏塔是在该塔下部区域压力约为6.9-20.7KPa至该塔上部区域压力约为2.76-10.35KPa的条件下操作的。
16.权利要求12所述的方法，其中：(a)所述的第一蒸馏塔是在这样的处理条件下进行的，其中该塔的下部区域压力约为34.5-62.1KPa，温度约为110-130℃，该塔的上部区域压力约为27.6-48.3KPa，温度约为90-110℃；和(b)所述的第二蒸馏塔是在这样的处理条件下进行的，其中该塔的下部区域压力约为6.9-20.7KPa，温度约为70-95℃，该塔的上部区域压力约为2.76-10.35KPa，温度约为40-70℃。
17.权利要求12所述的方法，其中所述的第一部分与第二部分的体积比范围约为90∶10至10∶90。
18.权利要求12所述的方法，其中所述的第一部分与第二部分的体积比范围约为60∶40至40∶60。
19.权利要求12所述的方法，还包括一个蒸馏步骤，处于所述分裂步骤的上游，以基本上除去所述混合烃类物流中的轻组分。
20.权利要求19所述的方法，还包括一个蒸馏步骤，处于所述第一和第二蒸馏塔的下游，以基本上将较重烃类组分从部分纯化的苯乙烯中分离出来。
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