CN1187300C - 负压绝热闪蒸罐及其用于焦油苯乙烯回收的绝热闪蒸方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种负压绝热闪蒸罐及其用于焦油苯乙烯回收的绝热闪蒸方法，主要解决以往负压绝热闪蒸罐中闪蒸进料射流束不能布满闪蒸罐整个横截面及闪蒸罐内汽/液分离构件造成一定压降损失的问题。本发明通过采用取消罐内汽/液分离构件和采用扇形扁长口进料喷头，并优化闪蒸罐直径与罐内汽/液分离空间高度，在15～25KPaA和120～150℃工况下操作负压绝热闪蒸罐，喷口处两相流进料流速为10～20米/秒，罐内汽化气体表观上升速度为0.9～1.4米/秒的技术方案，较好地解决了该问题，可用于苯乙烯生产中的焦油苯乙烯回收。

Description

负压绝热闪蒸罐及其用于焦油苯乙烯 回收的绝热闪蒸方法

                              技术领域

本发明涉及一种负压绝热闪蒸罐及其用于焦油苯乙烯回收的绝热闪蒸方法。具体地说，涉及一种负压绝热闪蒸罐及其用于苯乙烯生产中焦油苯乙烯回收的绝热闪蒸方法。

                              背景技术

苯乙烯单体(SM)是一种重要的化工原料产品，它是仅次于PE、PVC、EO的第四大乙烯衍生物产品。苯乙烯系列树脂的产量在合成树脂中仅次于PE、PVC而位居第三位。

苯乙烯生产的工艺路线主要有乙苯催化脱氢工艺和乙苯共氧化联产苯乙烯/环氧丙烷工艺，前者约占苯乙烯生产能力的90％。乙苯催化脱氢制苯乙烯工艺又有Monsanto/Lummus、Fina/Badger等多种工艺方法。尽管这些工艺方法彼此不同，各具特色，但它们的流程中都有一座苯乙烯精馏塔，却是相同的。

当今的苯乙烯工业生产，为了获得高纯度苯乙烯产品(苯乙烯浓度＞99.8％)，苯乙烯精馏塔普遍采用高真空、低温精馏工艺。在这种精馏工艺中，苯乙烯精馏塔的塔顶产出成品苯乙烯，其釜液里则集中了该塔上游加工过程中产生(或加入)的各种重质馏分，其中包括副反应生成的重组分、苯乙烯聚合物以及为抑制苯乙烯自聚反应而加入的阻聚剂等。这些被统称为焦油的重质馏分必须借助于抽出一部分釜液把它们从系统中排放出去，才能避免它们在系统中积累。然而，釜液中除了上述重质馏分(焦油)外，还含有数量可观的苯乙烯。随着苯乙烯精馏塔所采用的工艺条件不同，其釜液中苯乙烯含量一般为28～60％(重量)。显然，从苯乙烯精馏塔底抽出的釜液里回收其中的苯乙烯，对于提高苯乙烯精制回收率是十分必要的。

虽然最终从苯乙烯生产装置系统中排放的焦油不可避免要夹带一定量的苯乙烯，但必须设法使排放焦油所含苯乙烯减少到经济核算所允许和生产运行能达到的水平。通常，按每吨苯乙烯产品计，随焦油排放而损失的苯乙烯量应小于1公斤。这样，一套年产10万吨苯乙烯装置，因排放焦油所损失的苯乙烯量将为100吨/年以下。

目前，回收苯乙烯精馏塔排放的釜液里所含苯乙烯主要有二种方法：一是采用薄膜蒸发器对抽出的釜液进行闪蒸；二是采用绝热闪蒸罐对抽出的釜液实行闪蒸。前者流程示意图如图1所示，图2则是后者的流程示意图。

在图1中，粗苯乙烯1进入苯乙烯精馏塔101中部，经精馏加工，其塔顶馏出高纯度苯乙烯产品2，塔底一部分釜液3则被釜液泵103抽出送入薄膜蒸发器102进行闪蒸。薄膜蒸发器102的外夹套中通入加热蒸汽9，蒸汽凝液10从夹套下部排出。闪蒸所得气相产物4返回苯乙烯精馏塔101下部。闪蒸后的液相残余物焦油5则经缓冲罐104被焦油泵105抽出并增压，然后分成二股6和7。物流6作为回用焦油利用其中所含阻聚剂返回到苯乙烯精馏塔101上游的苯乙烯粗馏塔(图1中未示出)，物流7则是排放焦油(苯乙烯生产装置的副产品之一)。

在图2中，粗苯乙烯1进入苯乙烯精馏塔201中部，经精馏加工，其塔顶馏出高纯度苯乙烯产品2，其一部分釜液3则被釜液泵203抽出，同循环焦油8汇合后，一起通过闪蒸进料加热器204。该加热器是一台管壳式换热器，釜液和循环焦油的混合物流过其管程，被通入它壳程的蒸汽9加热，蒸汽凝液10从壳程下部排出。经加热升温并部分汽化的釜液和循环焦油的两相混合物便作为闪蒸罐202的进料，由闪蒸罐中部的进料喷管喷洒到闪蒸罐内实现闪蒸。闪蒸所得气相产物4返回苯乙烯精馏塔201下部。闪蒸后的残余物焦油5则被焦油泵205抽出，经焦油泵205增压，然后分三股物流6、7和8，其中物流8是循环焦油，物流6是回用焦油，物流7是排放焦油。

就工艺原理而言，图1和图2这两种方法都是单级平衡闪蒸，即含有苯乙烯、重组分、聚合物和阻聚剂等的多组分釜液在接近苯乙烯精馏塔下部真空度的压力和高于苯乙烯精馏塔釜温的条件下，进行单级平衡闪蒸，实现苯乙烯同重质馏分(重组分、聚合物和阻聚剂等)的分离。

众所周知，闪蒸就是一种单级蒸馏过程。它是在一定压力下，温度处于多组分混合物在该压力下的泡点和露点之间，混合物系统的气相组成和液相组成向它们之间的平衡状态接近的变化过程。在此过程中形成的气、液两相的数量和组成取决于规定的系统条件下多组分混合物的汽/液平衡关系。多组分混合物的闪蒸使得其中易挥发组分(轻组分)在气相中得到增浓，而难挥发组分(重组分)则在液相中得到增浓。对于苯乙烯精馏塔釜液的闪蒸而言，通过闪蒸使相对较轻的苯乙烯集中到闪蒸气相产物中，而闪蒸液相产物则是主要由重组分、聚合物和阻聚剂等组成的焦油。

图1和图2所示苯乙烯精馏塔釜液的两种闪蒸方法，它们闪蒸系统压力都是确定的。因为闪蒸气相产物都直接返回到苯乙烯精馏塔下部，所以闪蒸系统压力取决于苯乙烯精馏塔下部压力，并且稍高于该压力。

考察图1和图2不难发现，这两种闪蒸方法的区别首先在于获取闪蒸所需热量的方法不同。图1的薄膜蒸发器闪蒸系统由蒸汽夹套加热进料釜液而提供轻组分苯乙烯汽化所需热量(见图1中物流9和10)，并使薄膜蒸发器内温度保持在某定值不变，因而它是在规定系统压力和温度条件下的(定压)等温闪蒸；而在图2的闪蒸系统中，闪蒸罐前设置了一台加热器(图2中设备204)，它把釜液(物流3)和循环焦油(物流8)的混合物加热到一定温度(高于闪蒸罐内温度)，形成汽/液两相混合物。该两相流混合物一旦进入闪蒸罐，由于压力骤减至接近苯乙烯精馏塔201下部压力(负压)，便在绝热条件下，依靠其自身的热量，按多组分混合物在当前所处工况下的汽/液平衡关系，发生轻组分苯乙烯汽化的闪蒸过程。在此过程中，由于闪蒸罐内外不发生热量交换，故罐内物料的焓值保持不变，而其温度却下降到某一确定值。因此，图2的闪蒸系统是在规定系统压力条件下，物料焓值保持不变的(定压)绝热闪蒸。

无论图1的(定压)等温闪蒸，还是图2的(定压)绝热闪蒸，对于一定的进料(釜液)组成而言，降低闪蒸系统压力和提高闪蒸系统温度，可降低闪蒸残余液焦油中苯乙烯含量。但是，这两种方法的闪蒸系统压力都是确定的——稍高于苯乙烯精馏塔下部压力，不可能比该塔下部压力更低。同样，闪蒸系统的温度也受到限制，因为进料(釜液)中所含苯乙烯等不饱和烃容易发生热引发的自由基聚合，温度升高将加剧苯乙烯自聚反应，从而造成苯乙烯装置的目的产物苯乙烯损失，还会引起管道和设备被聚合物堵塞等故障。

既然釜液闪蒸系统的压力和温度都受到限制，欲获得苯乙烯浓度低的焦油，就只有降低闪蒸进料的苯乙烯浓度。因为在一定的闪蒸压力和温度条件下，闪蒸结果必定遵循多组分混合物在该工况下的汽/液平衡关系，即进料混合物中轻组分苯乙烯含量越低，所得残余焦油中苯乙烯含量也将越低。于是，在釜液闪蒸系统的压力和温度都受到制约的条件下，降低焦油中苯乙烯浓度的可行途径便是降低进料(釜液)混合物的苯乙烯浓度。

对于如何获得苯乙烯浓度低的闪蒸进料，图1和图2两种闪蒸工艺的思路颇为不同。图1的思路着眼于苯乙烯精馏塔101，即把该塔设计成塔顶能产出高纯度苯乙烯产品(苯乙烯纯度＞99.8％)，同时其釜液的苯乙烯浓度又能保持在较低的水平(28％左右)。于是，该塔送往闪蒸系统处理的釜液(图1中物流3)将是量少而(苯乙烯)浓度低。这一特点使得薄膜蒸发器成为合适的闪蒸设备。然而，此时苯乙烯精馏塔既要塔顶产出高纯度苯乙烯产品，又要塔底釜液的苯乙烯浓度达到较低水平，其设计要求是苛刻的，实际操作中更可能顾此失彼，往往为了保证塔顶馏出合格的苯乙烯产品，而忽略(或不得不放弃)对釜液苯乙烯浓度的控制。

图2所示闪蒸工艺则是按另一种思路去获得苯乙烯浓度低的闪蒸进料。它对苯乙烯精馏塔的设计要求相对比较宽松：苯乙烯精馏塔主要保证塔顶产出高纯度苯乙烯成品，并不要求其釜液的苯乙烯浓度必须达到较低的值，釜液的苯乙烯浓度放宽到50～60％(重量)。它抽出去进行闪蒸的釜液则是量多而(苯乙烯)浓度高。显然，在上述釜液闪蒸的压力和温度都受到限制的条件下，苯乙烯浓度如此之高的釜液直接进行闪蒸所得残余焦油的苯乙烯浓度不可能降低到工艺要求的期望值(＜1公斤苯乙烯/吨苯乙烯产品)。因此，必须设法先把进入闪蒸罐202的闪蒸进料中苯乙烯浓度降下来。图2采取了一种简单而且有效的方法，就是把闪蒸所得苯乙烯浓度相对较低的残余焦油循环返回一部分同苯乙烯浓度相对较高的釜液混合，作为闪蒸进料。通过选用适当的循环比(即循环焦油流量/排放焦油流量)，可使闪蒸进料的苯乙烯浓度降到合适的值，从而经过闪蒸获得苯乙烯含量符合要求的焦油产物。

图1和图2两种釜液闪蒸工艺的区别，除了上述获得低(苯乙烯)浓度闪蒸进料的方法不同和闪蒸供热方式不同外，第三个区别便是二者采用的闪蒸设备结构不同。图1中薄膜蒸发器是一台动设备，高速旋转的中心转盘把进料釜液抛洒到周壁上(壁外是蒸汽加热夹套)，形成下降的液膜。被抛洒的釜液对周壁产生冲刷作用，可使液膜减薄，并使液膜表面更新，从而有利于传热和轻组分(苯乙烯)汽化。其结构决定了它必然伴随有高真空动密封、旋转构件的润滑、冷却、磨损以及用作润滑剂和冷却剂的多乙苯残油的质量与供应等诸多问题。此外，复杂的结构也使得它价格不菲。相比之下，图2中绝热闪蒸罐就简单多了，它基本上是一个空罐。当然，它自身也有一系列技术问题，这便是本专利申请的主题。

由以上三方面比较可以认为，图1和图2所示回收苯乙烯精馏塔釜液中焦油苯乙烯的两种闪蒸工艺的思路不同，且各具特色。它们分别适宜于不同的苯乙烯精馏塔工艺，或者说分别服从于不同的苯乙烯精馏塔工艺。从设计角度，二者都可获得符合要求的焦油。孰优孰劣，唯有考察它们的实际运行情况，才能得出结论。然而，工厂调查表明，这两种闪蒸工艺实际效果却大相径庭。

对现有苯乙烯装置的焦油苯乙烯回收运行情况的调查表明，凡采用图2所示绝热闪蒸罐工艺者，其运行大多正常，每吨苯乙烯产品的排放焦油夹带苯乙烯损失量在1公斤以下，基本达到设计指标；而采用图1所示薄膜蒸发器工艺的运行情况却令人失望：一是釜液的苯乙烯浓度大大超标，远高于设计值(28％左右)；二是薄膜蒸发器的运行温度远低于设计值；三是排放焦油的苯乙烯浓度远高于设计值，焦油排放量大增(焦油排放量系由苯乙烯精馏塔塔底液面控制。釜液苯乙烯浓度增加，意味着釜液量增多，塔底液面必升高，迫使釜液抽出量增大，从而焦油排放量增加)。图1的薄膜蒸发器闪蒸工艺出现这种情况，其原因是多方面的，而最大的遗憾在于出现了上述不正常情况后，它缺乏使之趋于正常的有效调节手段。相比之下，图2的绝热闪蒸工艺的优势恰恰在于它拥有灵活的调节手段——调节焦油循环比。

根据以上分析比较和调查研究，显然对于苯乙烯生产中焦油苯乙烯回收，图2的绝热闪蒸工艺具有其自身优势，它更能适应高真空、低釜温的苯乙烯精馏塔运行过程中可能出现的波动。

既然绝热闪蒸工艺对于焦油苯乙烯回收具有更大的适应性和灵活性，就有必要对图2中的绝热闪蒸罐202加以关注。关于绝热闪蒸罐，德国VCH出版集团公司的ULLMANN’SENCYCLOPEDIA OF INDUSTRIAL CHEMISTRY(第五版，1988年)Vol.B3第3～25页图22C给出了典型的绝热闪蒸罐结构，如图3所示。它基本上是一个空罐301，汽/液混合物进料1从它中部的圆形截面喷管导入罐内，其中液体被气体击碎成大小不一的液滴。这些液滴在罐内汽/液分离空间302实现绝热闪蒸过程。汽化的轻组分气体上升，并经汽/液分离构件303除去夹带的液滴，然后由罐顶气体出口排出，得到闪蒸的气相产物2。未汽化的重组分液滴则掉入罐下部的闪蒸残余液体中。罐底排出闪蒸的液相产物3。

图4表示单个液滴在闪蒸罐中的演变过程。设想有一个较大的液滴，其向下的终端速度大于周围气体上升速度时，它便向下运动。在运动过程中，液滴里的轻组分不断汽化，液滴本身的重量和体积变得越来越小。当液滴缩小到某一临界重量(体积)时，其终端速度便等于周围气体上升速度(二者方向相反，绝对值相等)，该液滴便悬浮在空间。然而，这只是一瞬间的状态，因为液滴里的轻组分仍在继续汽化，液滴变得更轻更小。当液滴缩小到其终端速度小于周围气体上升速度时，它便被上升气体携带而向上运动。这就是所谓雾沫夹带现象。显然，为了抑制雾沫夹带，汽化气体向上运动速度应控制得小些。或者说，闪蒸罐直径适当大些，对抑制雾沫夹带是有利的。

事实上，当汽/液两相的闪蒸进料被喷入闪蒸罐时，液滴被高速气体击碎，形成了成千上万个像图4所示那样的液滴。由于发生闪蒸和聚并，这些液滴的大小处于变化之中，而且它们始终处于运动状态。每个液滴的大小和运动方向取决于进料时液体被气体击碎的初始尺寸以及该液滴所受的重力、惯性力、表面张力、粘性力和摩擦阻力等各种作用力的平衡。由于各个液滴的运动方向和运动速度不同，它们之间不可避免要发生碰撞接触。一旦两个(或数个)液滴相互接触，便有可能发生聚并，即两个(或数个)液滴在粘性力和表面张力作用下，合并成一个较大的液滴。经一次(或多次)聚并，便可能形成大到足以向下降落的大液滴。图5便是表示液滴在闪蒸罐汽/液分离空间里运动和发生碰撞、聚并的示意图。

由图5可知，闪蒸罐内进料口之上区域是液滴发生碰撞而聚并，形成下降的大液滴，从而液滴同上升气体实现分离的主要场所，故把该区域称之为汽/液分离空间。值得指出的是，在罐顶气体出口附近区域，即使发生液滴聚并，形成大液滴，也不能产生气液分离。因为该区域气体流速陡增，其向上速度分量远大于液滴的终端速度，即使液滴颇大，也会被气流卷带到气体出口管中。这就提示人们，欲使闪蒸后残余液滴同汽化的气体较好地实现分离，一是要设法降低气体上升流速，因为气体向上流速越大，它可夹带的液滴就越大越多，汽/液分离便不完全，影响闪蒸效果；二是要避免闪蒸罐内的液滴具有向上或向下的初速度，如果液滴具有向上的初速度，再加上其周围气体的提升作用，液滴将会以这二个速度的合成速度，很快地向上运动而进入罐顶出口管被排放。这样，罐顶气相产物中将含有较多的重组分，闪蒸效果大打折扣。反之，如果液滴具有向下运动的初速度，它可能来不及使其中所含轻组分汽化，就很快掉入罐下部的闪蒸残余液中。在闪蒸残余液中，由于汽化表面大大减小，轻组分汽化速率便大大降低。因此，闪蒸罐的进料向上或向下喷洒都不合适。相比之下，水平喷洒可使液滴在汽/液分离空间的停留时间长些，有利于完成闪蒸过程，也有利于实现汽/液分离，是较为合适的喷洒方向；三是要设法增加液滴碰撞和聚并的机会。诸如图3中部件303之类的汽/液分离构件，其作用便是增加液滴相互碰撞和聚并的机会。尽管这类汽/液分离构件的型式很多(图3的构件303只是其中一种)，但任何一种汽/液分离构件都是以消耗能量为代价(体现为气体流过它时产生压降)而促进汽/液分离的，其压降范围为0.5～4.0KPa。对于必须严格控制气体流动压降的真空条件下操作的闪蒸罐而言，汽/液分离构件的压降的确是一不容忽视的压力损失。

如今，回收焦油苯乙烯的绝热闪蒸罐恰恰在高真空工况下操作(罐内操作压力15～25KPaA，操作温度120～150℃)，因此对于汽/液分离构件(图3中部件303)在高真空绝热闪蒸罐中的利弊有必要加以权衡。

经分析权衡，本发明认为：对于回收焦油苯乙烯的绝热闪蒸罐，不设置汽/液分离内构件的利大于弊。其理由如下：

●回收焦油苯乙烯的绝热闪蒸罐之主要矛盾在于保证罐内高真空负压，因为压力对釜液的汽/液平衡影响很显著，高真空度对提高闪蒸效果很关键。为了确保焦油苯乙烯绝热闪蒸罐内高真空度，减少气体流动阻力，有效的措施便是放弃汽/液分离构件，而采取其它办法来弥补这一“放弃”所造成的影响。

●回收焦油苯乙烯的绝热闪蒸罐之气相排出物不是“产品”，它将返回到苯乙烯精馏塔下部，重新参与精馏过程。因此，即使它夹带一些重组分液滴，也不会影响苯乙烯产品质量，无碍大局。

当然，上述这种雾沫夹带也不是可以不加限制，而是通过其它办法，如控制气流上升速度、保证足够的汽/液分离空间高度等措施来限制雾沫夹带，弥补不设汽/液分离构件之不足。

此外，图3所示典型绝热闪蒸罐的圆形截面进料喷管喷射到闪蒸罐内的是一呈圆锥形的轴对称射流束，射流扩散角为27～30.5°。由图5可看到这股圆锥形射流的正视图，图6示出了该圆锥形射流束的俯视图。由图6可见，圆形截面进料喷管喷出的射流束只占据了闪蒸罐横截面的一部分，未能布满整个圆形截面，亦即闪蒸罐的横截面未得到充分利用。无论从有利于实现闪蒸过程，还是从降低轻组分气体上升速度的角度出发，都要求闪蒸进料能布满闪蒸罐的整个圆形横截面。显然，圆形截面进料喷管并不理想。如何使闪蒸进料尽可能地布满闪蒸罐的整个横截面，便成为一个值得研究的技术问题。

根据流体力学理论，在射流初速和喷管出口面积相同的条件下，扁形截面射流要比圆形截面射流具有更大的射出能力(所谓“射出能力”系指射流离开喷管出口后，在一定距离内仍保持较大速度的能力)，亦即扁形截面射流比圆形截面射流能射得更远。由此可得到启发，如果闪蒸罐的侧壁进料采用具有一定圆心角的扇形扁长口喷管，那么就能得到一股射出能力不亚于圆口喷管圆锥形射流束的扇形扁平射流束(见图7)。该扇形扁平射流束能比圆口喷管的圆锥形射流束更均匀地分布于闪蒸罐横截面上，从而有利于实现闪蒸过程和汽/液分离。

                              发明内容

本发明所要解决的技术问题之一是以往负压绝热闪蒸罐采用圆形截面侧壁进料喷管，不能使闪蒸进料布满闪蒸罐整个横截面及闪蒸罐内汽/液分离构件会造成一定压降损失的问题，提供一种新的负压绝热闪蒸罐。该负压绝热闪蒸罐具有闪蒸进料能布满闪蒸罐整个横截面，并且气体流动压降损失小，适合于高真空度工况下操作等特点。本发明所要解决的技术问题之二是提供一种与技术问题之一相适应的，尤其适合于用作回收焦油苯乙烯的绝热闪蒸方法。

为解决上述技术问题之一，本发明采用的技术方案如下：一种负压绝热闪蒸罐，由不设置任何汽/液分离内构件的空罐、罐体侧壁水平进料喷头、罐顶汽化气体出口管和罐底闪蒸残余液出口管组成，侧壁水平进料喷头是扇形扁长口喷头，扇形圆心角α为30°～90°，喷头之喷口呈扁窄的长圆形，喷头的另一端为圆形截面，并与直径相同的圆截面进料管相连，其中水平进料扇形扁长口喷头的长圆形喷口的截面积小于或等于同该喷头相连的进料管的截面积，长圆形喷口的长度为绝热闪蒸罐内径的0.3～0.7倍。

上述技术方案中，水平进料扇形扁长口喷头的扇形圆心角α的优选范围为50°～70°，长圆形喷口的长度为绝热闪蒸罐内径的优选范围为0.4～0.6倍。侧壁进料口水平中心线至上封头切线的垂直高度为1.5～2.5米，优选范围为1.8～2.2米。

为解决上述技术问题之二，本发明采用的技术方案如下：一种负压绝热闪蒸罐用于焦油苯乙烯回收的绝热闪蒸方法，上述负压绝热闪蒸罐在操作压力为15～25KPaA和操作温度为120～150℃工况下运行，罐内汽化气体表观上升速度为0.9～1.4米/秒，侧壁进料呈两相状态，两相物料在长圆形喷口处的流速为10～20米/秒。

上述技术方案中，罐内汽化气体表观上升速度优选范围为1.0～1.2米/秒，两相物料在长圆形喷口处的流速优选范围为13～17米/秒。

本发明中，由于采用扇形扁长口喷头，保证了闪蒸进料能布满闪蒸罐的整个横截面；采用闪蒸进料水平喷洒，保证了液滴在罐内的停留时间，避免了闪蒸不充分或过度的雾沫夹带；控制罐内气体的上升速度，喷口处的流速，有利于轻组分气化及有利于液滴聚并和气液分离。通过上述一系列改进，使本发明技术方案中随排放焦油所损失苯乙烯量可降为0.76公斤/吨苯乙烯产品，取得了较好的技术效果。

                              附图说明

图1是采用薄膜蒸发器回收焦油苯乙烯的工艺流程示意图。

图2是采用绝热闪蒸罐回收焦油苯乙烯的工艺流程示意图。

图3是典型的绝热闪蒸罐。

图4是闪蒸罐中单个液滴闪蒸的演变过程示意图。

图5是闪蒸罐中液滴聚并过程示意图。

图6是圆形截面喷管侧壁水平进料喷洒示意图。

图7是扇形扁长口喷头侧壁水平进料喷洒示意图。

图8是具有扇形扁长口喷头侧壁水平进料的绝热闪蒸罐。

在图1中，101为苯乙烯精馏塔；102为薄膜蒸发器；103为釜液泵；104为缓冲罐；105为焦油泵。1代表进入苯乙烯精馏塔进行精馏加工的粗苯乙烯；2代表苯乙烯精馏塔塔顶馏出的高纯度苯乙烯产品；3代表自苯乙烯精馏塔塔底抽出的釜液；4代表薄膜蒸发器的气相产物；5代表薄膜蒸发器底部排出的焦油；6代表回用焦油(回收利用其中所含阻聚剂)；7代表排放焦油，9代表加热蒸汽，10代表蒸汽凝液。

在图2中，201为苯乙烯精馏塔；202为绝热闪蒸罐；203为釜液泵；204为闪蒸进料加热器；205为焦油泵。1代表进入苯乙烯精馏塔进行精馏加工的粗苯乙烯；2代表苯乙烯精馏塔塔顶馏出的高纯度苯乙烯产品；3代表自苯乙烯精馏塔塔底抽出的釜液；4代表绝热闪蒸罐的气相产物；5代表绝热闪蒸罐底部排出的焦油；6代表回用焦油(回收利用其中所含阻聚剂)；7代表排放焦油；8代表循环焦油，9代表加热蒸汽，10代表蒸汽凝液。

在图3中，301为绝热闪蒸罐；302为汽/液分离空间；303为汽/液分离内构件。1代表气液混合物进料；2代表闪蒸后的气相产物；3代表闪蒸后的液相残余物。

图4表示一个向下重力大于向上曳力而向下运动的较大液滴，一面运动，一面发生轻组分汽化，液滴逐渐变小的过程。当液滴缩小到向下重力等于向上曳力时，便达到悬浮于空间的所谓临界重量(体积)。此时，液滴继续发生轻组分汽化，进而缩小成向下重力小于向上曳力而向上运动的小液滴。

图5以夸张示意的手法展现了闪蒸罐汽/液分离空间中发生的液滴聚并现象及罐顶气体出口附近的雾沫夹带现象。在汽/液分离空间，存在着成千上万个大小不一处于运动之中的液滴。运动的液滴互相发生碰撞和接触，便发生聚并，合并成较大的液滴而向下降落。但在罐顶气体出口附近，由于气体向出口管集中，气速陡然加大，此处即便发生液滴聚并，形成较大的液滴，也会被高速气流携带进入气体出口管。

图6示出了圆形截面喷管侧壁水平进料所形成的圆锥形(严格说是圆台形)轴对称射流束在闪蒸罐横截面上的分布情况。该射流束在沿闪蒸罐中心线和进料管中心线的纵向剖面上的分布可见图5。

图7表示的是具有一定圆心角的扇形扁长口喷头侧壁水平进料所形成的扇形扁平射流束在闪蒸罐横截面上的分布情况。其中A-A剖面表示这种喷头的扁窄长圆形喷口。

图8示出了按本发明所设计的绝热闪蒸罐的正视图和俯视图。正视图中D为闪蒸罐内径；H为上、下封头切线之间垂直距离；侧壁进料口水平中心线至上封头切线的垂直高度；d₁为侧壁进料管直径；d₂为罐顶气体出口管直径；d₃为罐底焦油出口管直径。俯视图(A-A剖面)中，α为侧壁进料喷头俯视扇形的圆心角；B-B剖面展示了进料喷头之喷口为扁窄的长圆形，其中b为喷口宽度；1为喷口长度(喷口两端之间距离)。

下面通过实施例对本发明作进一步阐述。

                           具体实施方法

【实施例1】

某10万吨/年苯乙烯装置，其焦油苯乙烯回收采用本发明的具有扁平长圆口扇形喷头的侧壁水平进料绝热闪蒸罐。

图8是该绝热闪蒸罐的正视图和俯视图。图中闪蒸罐内径Di＝1.1米；切线高度H＝2.8米；进料口中心线至上封头切线高度h＝1.8米；进料管公称直径d₁为DN300；罐顶气体出口管公称直径d₂为DN300；罐底焦油出口管公称直径d₃为DN125；扇形喷头的圆心角α＝60°；长圆形喷口的长度1＝0.5Di＝0.55米；长圆形喷口的宽度b＝0.14米。

绝热闪蒸罐操作压力为20KPaA；操作温度为146℃。来自苯乙烯精馏塔底部的釜液的苯乙烯浓度为55％(重量)。闪蒸罐进料(两相流)体积流量为3330立方米/小时；罐顶排出气体体积流量为3900立方米/小时；罐底排出焦油体积流量为16立方米/小时。焦油循环比＝循环焦油重量流量/循环焦油重量流量＝140。

经绝热闪蒸操作所得排放焦油的苯乙烯浓度为7.6％(重量)；焦油排放量为每天3吨；随排放焦油所损失苯乙烯量为0.76公斤/吨苯乙烯产品。

【实施例2】

根据实施例1的条件，只是改变绝热闪蒸罐侧壁水平进料喷头的型式。不采用本发明的具有扁平长圆口的扇形喷头，而是将图8中公称直径为DN300的进料管直接水平插入闪蒸罐侧壁(如图5和图6所示)，用作进料喷管。

绝热闪蒸操作结果是：排放焦油中苯乙烯浓度为8％(重量)；焦油排放量为每天3.5吨；随焦油排放而损失的苯乙烯量为0.88公斤/吨苯乙烯产品，高于设计值0.79公斤/吨苯乙烯产品。

【比较例1】

按实施例2的绝热闪蒸罐结构尺寸和进料条件，改变绝热闪蒸罐的操作参数：操作压力改为30KPaA，操作温度改为120℃。

绝热闪蒸操作结果是：随焦油随焦油排放而损失的苯乙烯量为1.13公斤/吨苯乙烯产品。超过限制值1公斤/吨苯乙烯产品。

【比较例2】

按实施例2的绝热闪蒸罐结构尺寸和进料条件，改变绝热闪蒸罐的操作参数：操作压力改为15KPaA，操作温度改为140℃，并把焦油循环比改为130。

绝热闪蒸操作结果是：随焦油随焦油排放而损失的苯乙烯量为0.84公斤/吨苯乙烯产品。在限制值1公斤/吨苯乙烯产品范围之内。

【比较例3】

某6万吨/年苯乙烯装置，其焦油苯乙烯回收采用薄膜蒸发器等温闪蒸工艺。图1是该等温闪蒸的工艺流程图。由苯乙烯精馏塔(101)底部抽出釜液(3)的流量设计值为316公斤/小时，其苯乙烯浓度设计值为28％(重量)。薄膜蒸发器(102)操作压力设计值为16.7KPaA，操作温度设计值为132℃。

实际操作情况是：作为薄膜蒸发器等温闪蒸进料的釜液(3)的苯乙烯浓度达51.5％(重量)，远高于设计值；薄膜蒸发器操作温度只能达到85～86℃，远低于设计值。随焦油随焦油排放而损失的苯乙烯量达8.93公斤/吨苯乙烯产品，远远超过设计限制值1公斤/吨苯乙烯产品。

Claims (8)

1、一种负压绝热闪蒸罐，由不设置任何汽/液分离内构件的空罐、罐体侧壁水平进料喷头、罐顶汽化气体出口管和罐底闪蒸残余液出口管组成，其特征在于侧壁水平进料喷头是扇形扁长口喷头，扇形圆心角α为30°～90°，喷头之喷口呈扁窄的长圆形，喷头的另一端为圆形截面，并与直径相同的圆截面进料管相连，其中水平进料扇形扁长口喷头的长圆形喷口的截面积小于或等于同该喷头相连的进料管的截面积，长圆形喷口的长度为绝热闪蒸罐内径的0.3～0.7倍。

2、根据权利要求1所述负压绝热闪蒸罐，其特征在于水平进料扇形扁长口喷头的扇形圆心角α值为50°～70°。

3、根据权利要求1所述负压绝热闪蒸罐，其特征在于长圆形喷口的长度为绝热闪蒸罐内径的0.4～0.6倍。

4、根据权利要求1所述负压绝热闪蒸罐，其特征在于侧壁进料口水平中心线至上封头切线的垂直高度为1.5～2.5米。

5、根据权利要求4所述负压绝热闪蒸罐，其特征在于侧壁进料口水平中心线至上封头切线的垂直高度为1.8～2.2米。

6、根据权利要求1所述负压绝热闪蒸罐用于焦油苯乙烯回收的绝热闪蒸方法，其特征在于负压绝热闪蒸罐在操作压力为15～25KPaA和操作温度为120～150℃工况下运行，罐内汽化气体表观上升速度为0.9～1.4米/秒，侧壁进料呈两相状态，两相物料在长圆形喷口处的流速为10～20米/秒。

7、根据权利要求6所述负压绝热闪蒸罐用于焦油苯乙烯回收的绝热闪蒸方法，其特征在于罐内汽化气体表观上升速度为1.0～1.2米/秒。

8、根据权利要求6所述负压绝热闪蒸罐用于焦油苯乙烯回收的绝热闪蒸方法，其特征在于两相物料在长圆形喷口处的流速为13～17米/秒。

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