CZ299901B6

CZ299901B6 - Zpusob kaskádového ohrevu kolon pro delení ethylbenzenu a styrenu a zarízení k provádení zpusobu

Info

Publication number: CZ299901B6
Application number: CZ20004763A
Authority: CZ
Inventors: A. Welch@Vincent
Original assignee: Stone & Webster, Inc.
Priority date: 1998-06-19
Filing date: 1999-06-14
Publication date: 2008-12-29
Also published as: KR100442501B1; CZ20004763A3; US6066637A; KR20010071533A

Abstract

U zarízení pro destilacní separaci styrenového monomeru z ethylbenzenu s použitím deleného nástrikuz delice tekutin (106) do dvou destilacních kolon, vysokotlaké destilacní kolony (110) a nízkotlakédestilacní kolony (130), se teplo hlavového proudu z vysokotlaké kolony (110) využívá ve varáku (138) nízkotlaké kolony (130).

Description

Způsob kaskádového ohřevu kolon pro dělení ethylbenzenu a styrenu a zařízení k provádění způsobu

Oblast techniky

Tento vynáiez se obecně týká zlepšeni separace produktoveho styrenu od nezreagovaného etliy lbe uzenu po dehydrogenací ethyl benzenu na styren.

Běžné způsoby výroby styrenu v obvyklém komerčním provozu vycházejí z ethylbcnzenu nebo bezprostředních prekurzoru produktoveho styrenu, V převážné většině těchto způsobů se ethyl benzen katalyticky dehydrogenuje za vzniku požadovaného produktoveho styrenu. V typickém případě není konverze ethyl benzenu na styren vznikající v těchto postupech ani zdaleka úplná, typicky dosahuje 50až 70 % při jednom průchodu reaktorem. Proto je za normálních procesních poměrů rcakčním produktem dehydrogenace směs obsahující značné podíly ethylbenzenu a styrenu a menší podíly vedlejších produktů reakce a nečistot jako jsou benzen, toluen, lehké koncově podíly včetně vodíku, methanu a ethylenu a těžké koncové podíly. Nezreagovaný ethylbenzen potom musí býl získán zpět, oddělen od produktového styrenu a recyklován do reakčního systému dehydrogenace. Takto je směs lehkých podílů, ethylbenzenu.

styrenu a těžkých podílů uváděna do dešti lační soustavy pro čištění produkového styrenového monomeru a separaci ethylbenzenu. Běžně se toto čištění provádí destilací, jak popisuje například patent US 3 904 484 (King) zde zahrnutý ve formě odkazu.

Dosavadní stav techniky

Separace požadovaného styrenového produktu od lehkých koncových podílů, těžkých koncových podílů, benzenu a toluenu je poměrně snadná a děje se běžnými postupnými destilacemi. Pro oddělení různých složek sestává v typickém případě dešti lační úsek styrenové jednotky z nejméně Iři nezávislých systémů kolon. První kolona v řadě slouží ke znovuzískání lehkých složek jako je benzen a toluen (B/T kolona), druhá kolona ke znovuzískání nezreagovaného ethylbenzenu (EB/SM kolona) a poslední kolona destiluje těžké frakce z konečného styrenového produktu (dokončovací kolona). Oddělování styrenového monomeru (SM) od nezreagovaného ethylbenzenu (EB) destilací však představuje značnou obtíž hlavně v důsledku jejich obdobné těkavosti. Především jsou teploty varu ethylbenzenu a styrenu 136,15 °C respektive 146,0 ^ŮC při tlaku 760 mm Hg tak blízké, že to činí jejich oddělení frakční destilací obtížným. Obvykle se separace EB/SM dociluje vakuovou destilací ve velkých, vysoce náročných a nákladných destilačních kolonách v důsledku velkého počtu teoretických pater, jichž je pro dobrou separaci potřeba. 1 akto se tedy zpravidla ethylbenzen, nezreagovaný v úseku dehydrogenaČní reakce od styrenu, odděluje v jediné dešti lační koloně. Při standardní konstrukci to vyžaduje velký pocel teoretických pater (mezi 85 a 100) pro uskutečnění potřebně separace. Operace v jediné jednotce má za následek spotřebu 70 až 80 % celkového tepla přiváděného do destilační sekce. V typickém závodě představuje oddělení nezreagovaného ethylebenzenu od produktového styrenu přibližně 20 až 30 % spotřeby vodní páry' v závodě. Kdyby mohla být spotřeba energie při separaci ethylbenzenu od styrenu v závodu o kapacitě 500 000 metrických tun ročně snížena o 50 %, úspory by ročně řádově dosáhly částky 700 000 USD.

v podmínkách vakuové destilace se ke směsi přidává inhibitor polymerace vzhledem ke sklonu produktového styrenu polymerovat při teplotních podmínkách a době potřebné pro separaci

5o destilací. Sty ren polymeruje v měřitelném stupni již při pokojové teplotě. Destilaci lze komerčně provozoval jen díky používání chemických přísad nazývaných inhibitory polymerace. V zájmu minimalizace polymerace styrenu a následného zanášení zařízení a v důsledku nutnosti zpracovávat vysoce viskózní produktový tok se komerční destilace styrenu téměř vždy provádí ve vakuových podmínkách (například s tlakem v horní části kolony asi 40 až 120 mm Hg absolutních), V teplotním rozmezí používaném v komerčních styrenových jednotkách se rychlost polymerace neínhibovaného styrenu zdvojnásobuje při každém zvýšení teploty o 10 °C. V současnosti se rovněž používá pro zvýšení poctu pater potřebných pro uskutečnění separace jako kontaktní médium zvětšující vnitřní styčnou plochu fázi pára/kapalina buď strukturované nebo nahodile strukturované náplně, Náplně samy o sobč vykazují mnohem nižší pokles tlaku ve srovnání se standardními talíři destilačních kolon. Při použití náplní dovoluje nižší pokles tlaku destilační koloně provoz při podstatně nižší teplotě na spodku kolony. V důsledku těchto rozmanitých výrobních nesnázi, nákladů a omezeni však již mnoho let existují dobré důvody vyvinout alternativní způsob separace, který by byl schůdnější z hlediska nákladů a technologie. Tyto problémy se pokoušelo různými způsoby řešit množství patentu,

Patent US 3 515 647 (van Tessel a další) popisuje způsob čištění styrenu destilací spojenou s použitím filmové odparky s tenkým filmem rovnoměrně roztíraným na stěnách v zájmu maximalizace výtěžků znovuzískání styrenu ze zbytkového materiálu. Styren v čistotě 99 % se zde získává jako oddělený produktový tok.

Patent US 3 702 346 (Kellar) popisuje způsob dehydrogenace ethylbenzenu na styren vodní párou, ve kterém se selektivita dehydrogenační reakce zlepšuje provozem usazováku pro separaci produktů z reaktoru kondenzací při tlaku nižším než atmosférickém.

Patent US 3 776 970 (Strazik a další) popisuje způsob, v němž se styren permeacně odděluje od organických směsi obsahujících styren a ethyl benzen stykem této směsi s jednou stranou membrány z polyuretanového elastomeru technologii pervaporace a odtažením směsi se zvýšenou koncentrací styrenu v parní fázi z druhé strany membrány. Polyuretanový elastomcr obsahuje polyetherové nebo polyesterové skupiny.

Patent US 3 801 664 (Blytas) popisuje další způsob, při němž se styren odděluje od ethylbenzenu ve vysokém výtěžku a čistotě. Způsob zahrnuje a) extrakci dvoufázovým rozpouštčdlovým systémem, (extrahující fází jc koncentrovaný roztok bezvodý dusičnan měďný/propionitril), přičemž dochází k selektivní tvorbě komplexu styrenu s mčďným iontem, a rozpouštědlem pro ethylbenzcn je alifatický uhlovodík C5 až Cl 8: a b) oddělení rozpouštčdlové propionitrilově fáze obsahující komplex styren-měďný ion a získání styrenu z nej.

Patent US 3 904 484 (King) popisuje vícestupňovou destilaci zahrnující trakční destilaci výtoku z debydrogenační reakce za atmosférického tlaku ve vícestupňové destilační jednotce s mnoha dešti lačním i patry za účelem postupného znovuzískání styrenového monomeru, nezreago váného ethylbenzenu a dehtových zbytků z destilace styrenu sestávajících ze styrenových polymerů, aromatických uhlovodíků C9+ a inhibitorů polymerace. Nárokované zlepšení pro tento způsob představuje recirkulace dříve zpětně získaného dehtového zbytku ze styrenu do výtoku z debydrogenační reakce v místě proti technologickému proudu nad separací styrenového

4(i monomeru a ethylebenzenu tak, aby se zachoval objemový poměr kapalin 1 až 20 objemů dehtových zbytků ze styrenu k 20 až 1 objemu výtoku, a destilace výtoku z debydrogenační reakce v přítomnosti recyklovaného dehtového zbytku ze styrenu.

Další využívali kondenzační teplo (tepelnou energii) z horní části destilační kolony ethylbenzen/styren k dosažení varu azcotropu ethylbenzen/voda, jak uvádí například patent US 4 628 136 (Sardina). Tento způsob vyžaduje velkou plochu pro přestup tepla a použili filmové odparky se stékajícím filmem, přičemž obojí znamená značné investiční náklady a nákladnou údržbu. Tento způsob také váže úsek dehydrogenační reakce procesu přímo na dělič elhylbenzen/styren, což nemusí být žádoucí, protože procesní poruchy v destilační sekci by

5o mohly vést k obtížím při kontrole reaktorové sekce tohoto zařízení a také by mohly poškodit dehydrogenační katalyzátor.

Všechny tyto způsoby oddělení styrenového produktu od nezreagovaného ethylbenzenu za dehydrogenační reakcí podle starších patentových spisů proto mají různé nedostatky a nevýhody.

Náklady jsou značné vlivem potřebného zařízení, provozních nákladů a nákladů údržby při těchto

způsobech podle starších patentových spisů. Tyto a jiné nedostatky a omezení způsobů podle starších patentových spisů cástecnc nebo zcela překonavá kaskádový vařák a jeho využití ve způsobu podle vynálezu.

Americký patent US 5 386 075 uvádí obecnou koncepci destilace monomeru styrenu z ethylbenzenu s následným použitím hlavového proudu j_0 pro ohřev vařáku 5 dešti lační kolony 6 k dočištění styrenu. Pro dosazeni hnací sily ke kaskádovému ohřevu a nezbytné teploty, je nutné, aby kolona SM/EB pracovala při relativně vyšším tlaku než je zde obvyklý tlak (tj. tlaku 45,3 1 kPa (6,575 psia) namísto 9,33 kPa (1/354 psia). Udržení kolony v činnosti při tomto vyšším tlaku io má však negativní vliv na snižování relativní těkavosti mezi ethylbenzenem a styrenovým monomerem. Adekvátně k tomu. jakákoliv úspora energie dosažená při využití hlavové frakce kolony při destilaci styrenového monomeru z ethylbenzenu (SM/EB) pro ohřátí vařáku kolony k dočištění styrenového monomeru je téměř kompenzována zvýšeným množstvím energie, které je potřebné pro činnost kolony oddělující styrenový monomer od ethylbenzenu při jejich blízké relativní těkavosti.

Navíc činnost kolony SM/EB způsobuje u styrenového monomeru problémy s jeho polymerizaci, pro jejichž zabránění je potřeba významně zvýšit množství inhibitoru. Tyto zvýšené náklady by mohly negoval zbylý účinek energie z hlavové frakce kolony EB/SM při jejím následném použití pro vařák k dočištění styrenového monomeru.

Stavem techniky je i americký patent US 4 246 073, který' uvádí obecně bilance energií a fyzikální principy při destilaci, který' se však nezabývá konkrétní situací, kterou je vzájemné oddělování sloučenin s blízkou teplotou varu, kdy jedna z nich má značný sklon k polymerizaci.

Jak je zřejmé z obr. 3 tohoto amerického patentu, jde zde specificky o binární systém a ne o systém s více složkami, jak jej následně uvádí podstata vynálezu.

3« Podstata vynálezu

Předkládaný vynález se týká konkrétního zjištění, že rozdělení smíšeného uhlovodíkového proudu a použití kaskádového ohřevu je výhodné při dělení styrenového monomeru od ethylbenzenu zejména v případě, že proces obsahuje kolonu na dělení styrenového monomeru od ethylbenzenu. Jak je dále uvedeno, styren vytvářející se během konvenční dehydrogenace ethylbenzenu je oddělován ve sledu tří dělicích kolon, kde první kolonou jc kolona k dělení benzenu od toluenu, kde se odstraňují lehké složky (benzen a toluen).

Problém s oddělováním styrenového monomeru od ethylbenzenu je ten, že tyto chemické entity to mají velmi blízké teploty varu a styren má velký sklon k polymerizaci. Dřívější pokusy s překonáním tohoto problému s polymerizaci vedly k zavedení přídavného inhibitoru do uvedeného procesu.

Co však bylo díky vynálezu zjištěno je, že kombinací rozdělení smíšeného proudu před oddělením styrenového monomeru od ethylbenzenu, zahrnující destilaci první části proudu v první destilační koloně, která pracuje při relativně vysokém tlaku a vysoké teplotě a destilaci druhé části tohoto proudu v druhé destilační koloně pracující při relativně nízkém tlaku a teplotě, přičemž hlavový proud z první destilační kolony působí jako tepelný zdroj pro vařák druhé destilační kolony, lze překonat problémy, uváděné ve dřívějším stavu techniky.

Proto je hlavním cílem tohoto vynálezu nabídnout zlepšený způsob pro oddělování ethylbenzenu od styrenového monomeru a zařízení k provádění tohoto způsobu.

Dalším cílem tohoto vynálezu je poskytnout zařízení a způsob značného snížení nákladů za energie energeticky náročného provozu deštil ačního oddělení ethylbenzenu a styrenu.

- > CZ 299901 B6

Konkrétním cílem tohoio vynálezu je poskytnout účinný a úsporný způsob oddělení produktového styrenu od ostatních složek výstupního proudu z dchydrogenace ethylbenzenu.

Dalším konkrétním cílem tohoto vynálezu je poskytnout zařízení a způsob dělení ethyIbenzen/styrenového proudu (nástřiku) do dvou procesních proudů pro oddělené destilační zpracování za různých provozních podmínek v integrované kaskádové operaci, přičemž se tepelná energie z první destilační kolony účinně použije jako energetický vstup do druhé destilační kolony.

Jde tedy o způsob oddělení styrenového monomeru ze smíšeného uhlovodíkového proudu sestávajícího hlavně ze styrenu a ethylbenzenu a zahrnující stupně:

a. rozdělení uvedeného smíšeného uhlovodíkového proudu do prvního a druhého podílu:

b. destilace uvedeného prvního podílu v první destilační koloně tak, aby vznikl částečně přečištěný styren jako spodní proud z první kolony a aby vznikl hlavový proud z první kolony sestávající převážně z ethylbenzenu:

e. destilace uvedeného druhého podílu v druhé destilační koloně tak, aby vznikl částečně přečištěný styren jako spodní proud z druhé kolony a aby vznikl hlavový proud z druhé kolony sestávající převážně z ethylbenzenu; a

d. ohřev recyklovaného podílu uvedeného spodního proudu z druhé kolony tepelným kontaktem s uvedeným hlavovým proudem z první kolony tak. aby došlo k ochlazení a alespoň částečné kondenzaci uvedeného hlavového proudu z první kolony a k následnému vrácení ohřátého spodního proudu z druhé kolony do spodní části uvedené druhé kolony. Cílem vynálezu je také zařízení pro provádění výše uvedeného způsobu, přičemž uvedené zařízení zahrnuje:

a. dehydrogenaění reaktor plněný dehydrogenačním katalyzátorem a mající jednak vstup do dehydrogenačního reaktoru, jednak výstup z dehydrogenaěního reaktoru; b. dělič ve formě T-spoje za výstupem z uvedeného dehydrogenačního reaktoru v přímočarém uspořádání, sloužící pro rozdělení proudu tekutiny z výstupu uvedeného dehydrogenačního reaktoru do prvního a druhého podílu, které oba mají v podstatě stejné složení a teplotu.

c. první potrubí napojené na uvedené dělicí zařízení pro přívod uvedeného prvního podílu do první destilační kolony;

d. druhé potrubí napojené na uvedené dělicí zařízení pro přívod uvedeného druhého podílu do druhé destilační kolony;

e. zařízení vařáku pro kaskádový ohřev spojené s uvedenou druhou destilační kolonou, přičemž uvedené zařízení vařáku pro kaskádový ohřev zahrnuje: zařízení pro odtažení spodního proudu z druhé kolony a to z její spodní části; zařízení pro uvedení spodního proudu z druhé kolony do tepelného kontaktu s proudem tekutiny vyšší teploty za vzniku ohřátého spodního proudu z druhé kolony; a zařízení pro následné vrácení uvedeného ohřátého spodního proudu do uvedené druhé destilační kolony; a to f. třetí potrubí pro transport hlavového proudu z první kolony, a to z horní části uvedené první destilační kolony do uvedeného zařízení vařáku pro kaskádový ohřev, kde slouží jako uvedený proud tekutiny vyšší teploty.

Rovněž je cílem tohoto vynálezu umožnit poměrně snadnou a levnou úpravu existujících styrenových jednotek pro zvětšení účinnosti výroby a snížení spotřeby energie.

Další cíle a výhody tohoto vynálezu budou zčásti zřejmé a zjevné z dalšího. Vynález proto zahrnuje - aniž by se na ně omezoval způsoby a příslušná zařízení včetně několika stupňů a různých složek a vzájemné vztahy a pořadí jednoho nebo více takových stupňů nebo složek, jak jsou uvedeny jako příklady v následujících popisech a připojených obrázcích. Různé možné modifikace a variace zde popsaných způsobů a zařízení jsou odborníkům zjevné a všechny takové modifikace a variace jsou zahrnuty v rozsahu tohoto vynálezu.

-4CZ 299901 Bó

Všeobecně řečeno tento vynález zahrnuje uspořádáni dvou dešti lačn ích kolon a děleny nástřikový proud uváděný do těchto kolon, přičemž teplo obsažené v hlavovém proudu v parní fázi opouštějícím jednu kolonu se používá pro ohřev spodních frakcí na spodku druhé kolony .

s

Přesněji sc tento vynález zaměřuje na rozdělení nástřiku obsahujícího ethyl benzen a styrenový monomer do dvou procesních proudů, ktere se destilují oddělené, respektive ve dvou kolonách provozovaných pří různých tlacích, přičemž je vysokotlaká kolona schopna dodávat při kondenzaci hlavového produktu teplo do nízkotlaké kolony. Výsledné synergie při integraci procesu a tepelná účinnost má za následek podstatně nižší náklady za energie a další odvozené úspory.

PřehIed obrázku na výkrese

Obrázek I je průtokový diagram ilustrující typické provedení tohoto vynálezu.

Jak ukazuje obrázek 1, nástřikový proud 100, typicky přicházející z jednotky pro dehydrogenaci ethylbenzenu umístěné proti technologickému proudu a schematicky znázorněné jako jednotka

500, a sestávající hlavně ze styrenového monomeru a nezreagovaného ethylbenzenu se rozdělí na dva procesní proudy 102 a 104 zařízením pro dělení tekutin jako je T-spoj J_06. Pro úpravu a regulaci potřebného rozdělení nástřiku 100 do procesních proudů 102 a 104 se spolu s T-spojem 106 může použít ventilu nebo podobného zařízení. V závislosti na různých v dalším popsaných procesních parametrech mohou podíly nástřiku 100 vedené do procesních proudů 102 aj_04 být v

2? rozmezí asi 90:10 až asi 10:90 objemových, s výhodou však v rozmezí asi 60:40 až asi 40:60. Výhodné rozdělení nástřiku 100 v souladu s typickým souborem provozních parametrů znamená vést asi 47 % do procesního proudu 102 a 53 % do procesního proudu 104.

Jak je zjevné z obrázku 1, je procesní proud 102 uváděn do středové oblasti vysokotlaké destiiaění kolony 1 10. Vysokotlaká kolona 110 pracuje v procesních podmínkách, ve kterých je spodek kolony jJ_0 pod tlakem asi 34,45 kPa až 62,02 kPa (5-9 psia) a s teplotou asi 110130 °C a horní část kolony 110 je pod tlakem asi 27,56 kPa až 48,24 kPa (4-7 psia) a s teplotou asi 90 - 1IO°C. Všeobecně platí, že teploty kondenzace a varu různých proudů v dešti lačním úseku jsou určeny provozním tlakem a složením proudů. V praxi jsou složení produktu více nebo méně daná a jedinou proměnnou je tlak v koloně. Proud 112 ze spodku kolony I 10 obsahující hlavně styrenový monomer s čistotou asi 90-96 % se rozdělí do produktovcho proudu 114 (který se vede do úseku finálních operací pro další čištění) a recyklovaný proud 1 16. Recyklovaný proud 1J_6 prochází vařákem I 18, kde je zahříván výměnou tepla s topným proudem vařáku 124. typicky vodní párou, a vracen do výstupního proudu z vařáku 120 do spodní oblasti kolony 110.

Rozdělení spodního proudu 112 do podílu jednak pro dokončovací operace, jednak pro recykl může být v rozmezí od asi 10 % do asi 100 %, v typičtějším případě od 20 do asi 30 % v závislosti na jiných procesních parametrech.

Hlavový proud 122 z kolony 110 obsahuje hlavně ethyl benzen při teplotě vyšší než jsou provozní

4? podmínky, zvláště teplota na spodku druhé nízkotlaké kolony _130. Z termodynamických důvodů musí být teplota proudu dodávajícího teplo vyšší než jakou má proud absorbující teplo. V komerční praxi musí být teplotní rozdíl mezi dvěma integrovanými tekutinami nejméně 8 až 10 °C. V tomto případě je teplota proudu 122 typicky v rozmezí asi 90 - 110 °C. zatímco teplota proudu 132 ze spodku nízkotlaké kolony 130 je typicky v rozmezí asi 70 - 95 °C. Proto so může být proud 122 účinně použit ve vařáku 138 spojeném s kolonou 130 jako topný proud pro tento vařák a zdroj tepelné energie potřebné pro provoz nízkotlaké destiiaění kolony, jak je popsáno v dalším. Po výměně tepla vc vařáku 138 se výstupní proud 1_46 z tohoto vařáku, převážně ethylbenzen s poněkud nižší teplotou ve srovnání s proudem 122, rozdělí do produktového proudu ethylbenzenu 148. který se může recyklovat do dehydrogenační jednotky

- 5 CZ 299901 B6

500 proti technologickému proudu na obrázku 1 a do zpětného toku 150. který se vrací do horní části kolony .1 JO.

Procesní proud 104, druhá část rozděleného nástřiku 100. se uvádí do střední části nízkotlaké ? deštilační kolony 130. Nízkotlaká kolona 130 pracuje v provozních podmínkách, při kterých je ve spodní části kolony 130 tlak asi 6.89 kPa až 20.67 kPa (1-3 psia) a teplota asi 70-95 °C a v horní části kolony i 30 liak asi 2.76 kra az i0,34 kPa (0,4— 1,5 psia) a teplota asi 40 70 °C. Spodní proud 132 z kolony 130 obsahující hlavně styrenový monomer čistoty asi 90 - 96 % se rozdělí na produktový proud 134 (který se v typickém případě spojí sc styrenovým proudem 114 a pošle do io dokončovacích operací například do kolony 600 po technologickém proudu) a na recyklovaný tok j_36. Recyklovaný tok 136 prochází vařákem J38. kde se zahřívá výměnou tepla s ethyl benzenovým proudem 122 jak je popsáno výše. Vařáková jednotka 138 obsahuje kondenzační a výměníkové prvky, takže se proud ethyl benzenu 122 při průchodu vařákem 138 chladí a posléze částečně kondenzuje na kapalnou fázi, čímž zároveň dodává teplo lí recyklovanému proudu 136. Zahřátý recyklovaný proud 136 opouští vařák J3_8 a vrací se jako výstupní proud 140 z vařáku do nižší části kolony 130. Rozdělení spodního proudu 132 odtaženého jednak do podílu pro finální operace, jednak do podílu pro recyklaci může být od asi

10% do asi 100%, typičtěji od asi 20 do asi 30 % v závislosti na ostatních procesních parametrech.

Hlavový proud 142 z kolony 130 obsahuje hlavně ethylbenzen při teplotě asi 40 - 70 °C. Proud 142 se může chladit v kondenzátoru 160 tekoucí chladicí vodou _162 a pak být rozdělen na produktový proud ethylbenzenu 164, který se může recyklovat jak ukazuje obrázek 1 do dehydrogenační jednotky 500 proti technologickému proudu a na zpětný tok 166, který' se vrací do horní časti kolony 130.

Praktické provedení a výhody tohoto vynálezu ilustrují i následující příklady.

so Příklady provedení vynálezu

Příklad 1 fento příklad se zakládá na technologii podle starších patentových spisů (nikoliv tohoto vynálezu), jež pro oddělení ethylbenzenu od styrenového monomeru používá jediné plněné destilacní kolony. Zde se uvádí za účelem následného srovnání s výsledky použití způsobu podle tohoto vynálezu.

Pro uskutečnění požadované separace v jediné plněné koloně je třeba za normálních komerčních podmínek 85 až 100 teoretických pater. Ethylbenzen se odebírá jako hlavový produkt, kdežto styren se získává jako spodní proud. V typickém provedení je tlak v hlavové části 70 mm Hg absolutních a ve spodní části 145 mm Hg absolutních. Při těchto tlakových podmínkách jsou teploty v hlavové části 66 °C a ve spodní 92 °C. Teplo se do kolony dodává vařákem

4? termosífonového typu. 'Typicky se jako zdroj tepla užívá nízkotlaká pára kondenzující mezi asi 115 a 130 °C. Hlavová parní frakce z kolony kondenzuje v tepelném výměníku s chladicí vodou nebo se vzdušnými žebry. Pro snížení uhlovodíkových ztrát do vakuového systému kolony se hlavový proud po kondenzaci podchladí. typicky na asi 40 až 50 °C. Pro lepší prevenci úniku uhlovodíků do vakuového systému se kolona vybavuje také kondenzátorem s ventilátorem, který' ochlazuje a kondenzuje většinu zbývajícího proudu hlavové parní frakce na asi 10 °C.

Ve výše popsaném zařízení je pro jednotku s kapacitou 500 000 ΜΤΛ (metrických tun ročně) produktového styrenu spotřeba tepla v koloně 28,5 milionů kcal/hod (113 mm Btu/hod). Pro podporu této separace jc třeba též asi 54 300 kg vodní páry' za hodinu a 2 970 kubických metrů za

-6CZ 299901 Bó hodinu oběhové chladicí vody. Reprezentativní selektivní údaje pro simulovaná patra kolony odpovídající tomuto přikladu jsou v tabulce I:

s Tabulka I

Patro	Teplota °C	Tlak kPa (psia)	Tok z patra kgmol/hod.	Nástřik
pára	kapalina
93^b	10,0	5,99 (0,870)		5,8
92⁴	45,0	7,33 ¢1,064)	12,4	2451,7
9?	65,5	9,33	2837,3	2684,0	6,0¹
		(1,354)
90	66,2	9,44 (1,370)	3063,7	2682,9

65	76,9	12,22 (1,773)	3014,2	3506,9	994,l²

4	91,6	18,98 (2,755)	2939,4	3555,0
3	91,8	19,10 (2,772)	2940,6	3556,2
2	91,9	19,21 (2,788)	2941,7	3553,8
1	92,4	19,32 (2,804)	2939,3

Nástřik do patra 91 = 6.0 kgmol/hod. (únik vzduchu), ío ^? Nástřik do patra 65 = 994.1 kgmol/hod.

^ΐ ί Ilávový proud v parní fázi z patra 91 = 2837,3 kgmol/hod. ¹ Kapalný proud z patra 92 = 379,0 kgmol/hod.

Proud v parní fází vent. z patra 92 = 12.4 kgmol/hod.

Proud v parní fázi odebíraný z patra 93 = 6,7 kgmol/hod.

i? ⁵ Proud v parní fázi z patra 93 = 6,7 kgniol/hod.

Spodní tok = 614,4 kgmol/hod.

Vnitřní refluxní pomčr = 7,1.

Spotřeba tepla v koloně - 28,506 milionů kcal/hod.

Patro 93 představuje kondenzátor s ventilátorem.

Patro 92 představuje hlavní kondenzátor.

Patro 91 představuje svrchní část kolony.

Patro 1 přestavuje odtah z vařáku.

- 7 C'Z 299901 B6

Příklad 2

Tento příklad představuje provedení tohoto vynálezu znázorněného na obrázku 1, v němž se smíšený nástřik obsahující ethylbcnzcn a styrenový monomer rozdělí na dva procesní proudy pro destilaci ve dvou dešti laěníeh kolonách v kaskádě, pracujících v rozdílných tlakových a teplotních podmínkách. Tlaky v kolonách jsou takové, že kondenzační teplota v horní části jedné kolony je vyšší než teplota na spodku druhé kolony. Protože hlavová parní frakce z vysokotlaké kolony kondenzu je při teplotě vyšší než je teplota na spodku nízkotlaké kolony, múze se tok této parní frakce použít jako zdroj tepla pro nízkotlakou kolonu, což má za následek překvapivé id zlepšení účinnosti a synergie procesu.

V tomto příkladu podle vynálezu pracuje nízkotlaká kolona s hlavovým tlakem, 4.67 kPa (36 mm lig absolutních; 0,677 psia) a tlakem na spodku kolony 13.33 kPa (100 mm Hg absolutních; 1,934 psia). Při tomto tlaku na spodku je teplota varu směsné kapalné spodní frakce 82,6 °C. i? Vysokotlaká kolona pracuje s hlavovým tlakem 39,31 kPa (290 mm Hg absolutních; 5,704 psia) a tlakem na spodku kolony 365 mm Hg absolutních. Při tomto provozním tlaku kondenzuje hlavová parní frakce z vysokotlaké kolony při 101.7 °C, jež je pro potřeby tohoto vynálezu dostatečně vyšší než je teplota směsné kapalné spodní frakce nízkotlaké kolony (82.6 °C).

Protože je zde potřebná tepelná hnací síla. může se použít hlavový proud s vyšším tlakem ve vařáku pro ohřev recyklovaného spodního proudu z nízkotlaké kolony. V takovém zařízení sc tepelná energie kaskádově převádí z jedné kolony do druhé. V tomto příkladě se veškerý přiváděný nástřik dělí tak, že 47 % veškerého nástřiku se uvádí do vysokotlaké kolony. Rozdělení nástřiku mezi kolony se nastavuje tak, aby potřebná kondenzace hlavového proudu z vysokotlaké kolony byla v souladu s potřebným ohřevem nástřiku pro nízkotlakou kolonu. Jediné teplo

2? dodávané do tohoto dvoukolenového systému jde do vařáku vysokotlaké kolony v množství 16,58 mil. kcal/hod. (65,9 mm Btu/hod). Podobně jediný významnější stupeň, kde se v tomto dvoukolonovém systému odvádí teplo, představuje chladič nízkotlaké kolony. Odhadovaná spotřeba energií a médií pro toto integrované zařízení je přiváděná vodní pára 31 600 kg/hod, a 1500 m7hod. oběhové chladicí vody. Toto představuje 40% úspory ve spotřebě vodní páry a asi ío 50% úspory oběhové chladicí vody vc srovnání s nároky na ohřev a chlazení v příkladu 1.

Reprezentativní selektivní údaje pro simulovaná patra nízkotlaké a vysokotlaké kolony vztahující se k tomuto příkladu jsou uvedeny níže v tabulkách II—Λ {nízkotlaká kolona) a II—B (vysokotlaká kolona).

- S CZ 299901 B6

Tabulka 1Ι Λ (nízkotlaká kolona)

Patro	Teplota °C	Tlak kPa (PsiaJ	Tok z patra kgmol/hod. pára kapalina	Nástřik
93⁵	10,0	2,67 (0,387)		12,9
92⁴	37,8	3,33 (0,483)	17,8	1268,1
9?	50,0	4,67 (0,677)	1473,4	1332,5	3,8¹
90	50,8	4,76 (0,691)	1534,1	1334,8

65	64,3	7,17 ¢1,040)	1512,0	1739,0	524,1^{2 * 4}

4	81,7	13,04 (1,892)	1449,9	1773,1
3	81,9	13,13 (1,906)	1450,6	1773,8
2	82,1	13,23 (1,920)	1451,3	1772,9
1	82,6	13,33 ¢1,934)	1450,4

¹ Nástřik do patra 91 = 3,8 kgmol/hod. (únik vzduchu).

Nástřik do patra 65 = 524.1 kgmol/hod.

[ llavovy proud parní frakce z patra 91 1473 kgmol/hod.

⁴ Kapalný proud z patra 92 = 200,5 kgmol/hod. io Proud parní frakce vent. z patra 92 - 17,8 kgmol/hod.

Proud parní frakce z patra 93 =4,8 kgmol/hod.

Spodní proud - 322,5 kgmol/hod.

Vnitřní refluxní poměr -6,6

Přívod tepla do nízkotlaké kolony (z vysokotlaké kolony) ~ 14,270 milionů keal/hod.

- Q C7. 299901 B6 abuika II-B (vysokotlaká kolona)

Patro	Teplota °C	Tlak kPa tpsia)	Tok z patra kgmol/hod. pára kapalina	Nástřik
93^b	10,0	36,65 (5,318)		148,9
92⁴	101,7	37,98 (5,511)	152,8	1610,4
91?	103,9	39,31 (5,704)	1787,1	1626,3	3,8¹
90	104,3	39,41 (5,719)	1799,2	1626,7

65	111,1	42,00 (6,095)	1764	2085,1	464,8²

4	119,4	48,33 ¢7,013)	1787,9	2080,1
3	119,5	48,43 (7,028)	1788,2	2080,3
2	119,6	48,53 (7,043)	1788,5	2077,7
1	12 0,0	48,64 (7,058)	1785,8

Nástřik do patra 91 =3,8 kgmol/hod. (únik vzduchu).

² Nástřik do patra 65 = 464,8 kgmol/hod.

I Ilávový proud parní frakce z patra 91 = 1787,1 kgmol/hod.

⁴ Kapalný proud z patra 92 ^_ 172.8 kgmol/hod.

io Proud parní frakce vent. z patra 92 = 152,8 kgmol/hod.

⁵ Proud parní frakce z patra 93 -3.9 kgmol/hod.

Spodní proud = 291,9 kgmol/hod.

Vnitřní refluxní poměr - 9,4.

Tepelný nárok kolony ^_ 16,580 milionu keal/hod.

Příklad 3

Jak již bylo uvedeno, v závodech na výrobu styrenového monomeru (SM) dehydrogenací ethyl20 benzenu (EB) se ethylbenzenový nástřik typicky konvertuje z 50 % až 70 % při jednom průchodu. Nezrcagovaný ethylbenzen sc potom musí znovuzískat a oddělit od produktovcho styrenu dříve než se recykluje do reakčního systému. V reakční sekci též vznikají složkv lehčí než ethylbenzen a složky těžší než styren. Tato směs lehkých složek, ethylbenzenu, styrenu a těžkých podílů sc v typickém případě uvádí do destilační soustavy pro přečištění styrenového

- 1(1 CZ 299901 B6 monomeru a znovuzískání ethylbenzenu. Běžná praxe je provést toto čištěni třístupňovou destilaci.

Pro separaci výše uvedených složek sestává typicky destilační sekce styrenové jednotky ze tři nezávislých kolonových systémů. První kolona v řadě získává lehké složky jako je benzen a toluen (B/T kolona) a v obrázku I je schematicky ukázána jako kolona 550: druhá kolona slouží ke znovu získávání nezregovaného ethylbenzenu (EB/SM kolona): a poslední kolona destiluje těžké podíly z finálního produktovčho styrenu {dokončovací kolona) a na obrázku 1 jc uvedena jako kolona 600.

Typická tříkolonová sestava v destilační sekci styrenové jednotky poskytuje další příležitost demonstrovat překvapivé a zcela neočekávané výhody tohoto vynálezu ve srovnání s možnými alternativami konfigurací kaskádového vařáku, jež se mohou při pohledu zvenčí zdát podobnými konfiguracím podle vynálezu, ale vedou k velice odlišným výsledkům z hlediska nákladů a i? energetické účinnosti.

Příklady 3a4 ilustrují účinek použití obecné koncepce kaskádového přenosu tepelné energie z jednoho kolonového systému na druhý v běžné tříkolonovč sestavě použité v dešti lačním úseku styrenové jednotky, ale bez nové koncepce podle vynálezu rozdělení proudu EB/SM do dvou procesních proudů pro oddělenou destilaci vc dvou dešti lačních kolonách EB/SM řazených kaskádově. Pro provedení v příkladu 3 se upravila běžná tříkolonová sestava pro kaskádový převod tepla z hlavově parní fáze jednotky ethylbenzen/styren (EB/SM) (což je střední kolona v obvyklé sestavě) do koncové kolony , jež odstraňuje těžké podíly (dokončovací kolona).

Teplo se v typickém případě dodává do dokončovací kolony dvěma nezávislými vařáky. První vařák, který je větší a zajišťuje větší část tepla přiváděného do kolony, pracuje při nižší teplotě, kdežto druhý menší vařák dodává teplo při vyšší teplotě. Vyšší teplota je nutná pro stři pování vyšších polymerů ze styrenového monomeru. Pro účinné stripování polymerů ze styrenu se stripování při vysoké teplotě obvykle provádí při teplotě asi 130 °C. Při teto zvýšené teplotě by .to při destilaci styrenu kaskádové užití vařáku pro stripování zbytků spolu s dalšími proudy nebylo praktické. Větší nízkoteplotní vařák dokončovací kolony je však pro kaskádovou aplikaci vařáku vhodný. Dvě uvažované kolony (EB/SM a dokončovací kolona) by mohly mít například tyto provozní parametry:

5? Standardní provozní charakteristiky

	Kolona EB/SM Dokončovací kolona
Hlavová teplota kondenzace °C)	45	45
Hlavový tlak kPa (psia)	9,33 (1,354)	5,33 (0,773)
Teplota spodního toku (°C) Přívod tepla do systému	93	98
(mil.kcal/hod)	7,3	3,4

Celkový přívod tepla potřebný pro tento dvoukolonový systém je 10.7 mil.kcal/hod (7,3 +3,4). Přívod tepla do dokončovací kolony pochází z vysokoteplotních i nízkoteplotních zdrojů. Pro získání dostatečné tepelné hnací síly pro dokončovací kolonu z hlavové parní fáze kolony EB/SM se musí zvýšit tlak v koloně EB/SM a tlak v dokončovací koloně se musí snížit. Při stejné průtokové rychlosti nástřiku a stejném složení produktu jako ve výše uvedeném standardním případě se v dalším uvádí jeden vhodný soubor provozních podmínek pro aplikaci kaskádového ohřevu v příkladu 3.

LJprava kaskádového ohřevu

	Kolona EB/SM Dokončovací kolona
Hlavová teplota kondenzace (^UC)	105	38
Hlavový tlak kPa (psia)	45,31 (6,575)	4,00(0,580)
Teplota spodní frakce (°C) Přívod tepla do	123	96
systému (mil.keal/hod) Získatelné nízkoteplotní	8,9	3,3
teplo (mil.kcal/hod)	-	2,8

V tomto případě se používá hlavová parní fáze EB/SM pro ohřev spodní frakce dokončovací kolony. Část hlavového proudu v parní fázi kondenzuje ve vařáku dokončovací kolony umístěném na spodku kolony. Zbytek parní fáze z kolony EB/SM nepoužitý v kaskádovém vařáku se uvádí do kondenzátoru s chladící vodou. Při výše uvedených provozních podmínkách je rozdíl teplot dosažitelný pro kaskádové ohřevu přibližně 9 °C? {105 °C - 96 °C). Čisté množství tepelné energie dodávané v tomto příkladu do kolon je 9,4 mil.keal/hod (8,9 t 3,3 - 2,8).

Při nezbytném vyšším provozním tlaku kolony EB/SM se zmenší množství těkavých podílů hlavních složek ethylbenzenu a styrenového monomeru, takže je zapotřebí o 20 % více energie pro dosažení stejného stupně frakcionace jako při standardním řešení (7,3 oproti 8,9 mil.kcal/hod.) Zatímco tato úprava kaskádového ohřevu na jedné straně umožňuje znovuzískání energie z kolony EB/SM jejím kaskádovým převodem do dokončovací kolony, nutnost provozovat kolonu EB/SM při vyšším tlaku naopak zvyšuje potřebné množství přiváděné energie. Kaskádový ohřev vcelku v tomto příkladu přináší úsporu asi 1,3 mil.keal/hod. Při současných cenách energie to znamená roční úsporu na nákladech za energii asi 100 000 USD.

Provoz kolony EB/SM za vyšších tlaků a teplot však vyžaduje značné zvýšení rychlosti přidávání polymerizačního inhibitoru. Při vyšších teplotách nutných při úpravě kaskádového ohřevu je rychlost polymerace styrenu v EB/SM koloně 7 až 8 krát vyšší než ve standardním případě (bez kaskádového ohřevu). Jestliže se například rychlost dávkování polymerizačního inhibitoru zdvojíš násobí, bude přírůstek výdajů za inhibitor přibližně stejný jako předpokládané úspory za energii vlivem kaskádového ohřevu. Kromě toho lze očekávat, že se za těchto podmínek rovněž sníží výtěžek konverzi na těžké podíly a polymery. Proto lze při celkovém hodnocení úpravy podle příkladu 3 uzavřít, že zvýšené náklady za inhibitor ruší všechny předpokládané úspory na nákladech za energii při tomto způsobu. Navíc, protože kaskádový ohřev nutné zvyšuje investiční výdaje ve srovnání se standardním provedením, výnos této úpravy kaskádového ohřevu zřejmě nemůže překročit prahové hodnoty požadované pro ospravedlnění tohoto způsobu energetické úspory. Proto příklad 3 odradí odborníky od pokusů zařadit technologii kaskádového ohřevu do běžného systému destilace EB/SM.

Příklad 4

Druhou možnou úpravu kaskádového ohřevu v běžném dešti lačním systému EB/SM představuje ohřev první kolony v destilační sestavě (kolona B/T) hlavovou parní fází z kolony EB/SM.

5o Tepelný nárok první kolony (kolona pro odstranění benzenu a toluenu) představuje jen 10 % celkové energie dodávané do destilačního úseku. Při malých tepelných nárocích kolony B/T nelze v typickém případě ospravedlnit dodatečné investice do kaskádového ohřevu. Kromě toho, protože nástřik do této první kolony obsahuje rozpuštěné lehké plyny, není praktické snížení tlaku v této koloně. Snížení tlaku v této koloně má za následek značné zvýšení ztráty uhlovodíků ve vakuovém systému kolony. Při normální teplotě spodního toku kolony B/T kolem 100 °C je . n CZ 299901 Bó kaskádový ohřev obtížný, ledaže by zdroj tepla měl teplotu kolem 108-110 °C. I zde má provoz kolony EB/SM při teto zvýšené hlavové teplotě za následek značný vzrůst rychlosti polymerace sty renu. Podobně jako při úpravě dokončovací kolony popsané dříve v příkladu 3 zruší výdaje za větší množství inhibitoru polymerace jakékoliv energetické úspory. Ani zde nelze z ekonomic5 kých důvodů za normálních okolností ospravedlnit kaskádový ohřev benzen-toluenové kolony hlavovým proudem z kolony EB/SM. Stejně jako v příkladu 3 odradí příklad 4 odborníky od pokusů zařadit technologii kaskádového ohřevu do běžného systému destilace EB/SM.

Pro odborníky je zjevné, že na výše popsaném zařízení a způsobu jeho užití lze provést další io změny a modifikace bez překročení rozsahu tohoto vynálezu a je úmyslem přihlašovatele, aby veškerý obsah výše podaného popisu vynálezu byl interpretován v ilustrativním a nikoliv v omezujícím smyslu. Konkrétně, třebaže různá provedení tohoto vynálezu se popisovala ve vztahu k separaci ethyl benzenu od styrenového monomeru ve styrenové jednotce vyrábějící styren dehydrogenaci ethyl benzenu, zde popsané zařízení a způsob mohou mít podobně výhodné použití v případě dalších směsí ethyl benzenu a styrenu stejně jako při separaci jiných uhlovodíkových směsí, v nichž složky vykazují přibližně shodné těkavosti s důsledky v jejich obtížném rozdělení destilací.

Claims

25 L Způsob oddělení styrenového monomeru zc smíšeného uhlovodíkového proudu sestávajícího hlavně ze styrenu a ethyl benzenu, zahrnující stupně:

a. rozdělení uvedeného smíšeného uhlovodíkového proudu do prvního a druhého podílu;

b. destilace uvedeného prvního podílu v první destilační koloně tak, aby vznikl částečně přečištěný styren jako spodní proud z první kolony a aby vznikl hlavový proud z první kolony sestávající

30 převážně z ethylbenzenu;

e. destilace uvedeného druhého podílu v druhé destilační koloně tak. aby vznikl částečně přečištěný st>ren jako spodní proud z druhé kolony a aby vznikl hlavový proud z druhé kolony sestávající převážně z ethyl benzenu; a

d. ohřev recyklovaného podílu uvedeného spodního proudu z druhé kolony tepelným kontaktem s 35 uvedeným hlavovým proudem z první kolony tak, aby došlo k ochlazení a alespoň částečné kondenzaci uvedeného hlavového proudu z první kolony a k následnému vrácení ohřátého spodního proudu z druhé kolony do spodní ěásti uvedené druhé kolony.
2, Způsob podle nároku 1, vyznačující se tím. žc dále zahrnuje stupeň recyklace 40 alespoň části ochlazeného a alespoň částečně kondenzovaného hlavového proudu z první kolony do uvedené první destilační kolony.
3. Způsob podle nároku 1,vyznačuj ící se tím, že uvedená první destilační kolona sc provozuje při vyšších tlacích a vyšších teplotách než uvedená druhá destilační kolona.
4, Způsob podle nároku 1,vyznačující se tím, že se první destilační kolona provozuje při tlacích v rozmezí asi 34,45 kPa až 62,02 kPa (5 až 9 psia) ve spodní části kolony a až asi 27,56 kPa až 48,24 kPa (4 až 7 psia) v horní části kolony a uvedená druhá destilační kolona se provozuje při tlacích v rozmezí asi 6,89 kPa až 20,67 kPa (1 až 3 psia) ve spodní části kolony a

50 do asi 2,76 kPa až 10,34 kPa (0,4 až 1,5 psia) v horní části kolony.
5. Způsob podle nároku I, vyznačující se t í m . že: a. se uvedená první destilační kolona provozuje v provozních podmínkách, při nichž je ve spodní části kolony tlak v rozmezí asi 34,45 kPa až 62,02 kPa (5 až 9 psia) a teplota 110 °C až 130 °C a v horní části kolony je tlak asi 2,76 kPa až 10.34 kPa (4 až 7 psia) a teplota 90 °C až 110 °C'; a b. uvedená druhá destilační kolona se provozuje v provozních podmínkách, při nichž jc vc spodní části kolony tlak v rozmezí asi 6,89 kPa až 20.67 kPa (1 až 3 psia) a teplota 70 °C až 95 °C a v horní části kolony je tlak asi 2.76 kPa až 10,34 kPa (0,4 až 1.5 psia) a teplota 40 °C až 70 °C\
6. Způsob podle nároku 1.vyznačuj ící se t í m . že objemový množstevní poměr uvedeného prvního podílu k uvedenému druhému podílu je v rozmezí asi 90; 10 až 10:90.
7. Způsob podle nároku I. v y z n a č uj í c í se (í m , že objemový množstevní poměr ío uvedeného prvního podílu k uvedenému druhému podílu je v rozmezí asi 60:40 až 40:60.
8. Způsob podle nároku I. v y z n a č u j í e í se t í m , že dále zahrnuje nad uvedeným stupněm rozdělení proti technologickému proudu destilační stupeň, který slouží k odstranění prakticky všech lehkých složek z uvedeného smíšeného uhlovodíkového proudu.

!5
9. Způsob podle nároku 8, v y z n a č u j í c í se t í m , žc dále zahrnuje destilační stupeň po technologickém proudu za uvedenou první a druhou destilační kolonou pro oddělení v podstatě všech těžších uhlovodíkových složek z uvedeného přečištěného styrenu.

2o
10. Zařízení pro provádění způsobu podle nároků 1 až9, v y zn a č u j í e í se t í m . že uvedené zařízení zahrnuje:

a. dehydrogenační reaktor (500) plněný dchydrogenačním katalyzátorem a mající jednak vstup do dehydrogenačního reaktoru, jednak výstup z dehydrogenaěního reaktoru;

b. dělič (106) ve formě T-spoje za výstupem z uvedeného dehydrogenaěního reaktoru v přímoěa25 rém uspořádání, sloužící pro rozdělení proudu tekutiny z výstupu uvedeného dehydrogenačního reaktoru do prvního a druhého podílu, které oba mají v podstatě stejné složení a teplotu;

e. první potrubí (102) napojené na uvedené dělicí zařízení pro přívod uvedeného prvního podílu do první destilační kolony (110);

d. druhé potrubí napojené na uvedené dělicí zařízení pro přívod uvedeného druhého podílu do K) druhé destilační kolony (130);

e. zařízení vařáku pro kaskádový ohřev spojené s uvedenou druhou destilační kolonou (130), přičemž uvedené zařízení vařáku pro kaskádový ohřev zahrnuje; zařízení (132) pro odtažení spodního proudu z druhé kolony a to z její spodní části; zařízení (138) pro uvedení spodního proudu z druhé kolony do tepelného kontaktu s proudem tekutiny vyšší teploty za vzniku ohřátého spod35 ního proudu z druhé kolony; a zařízení (140) pro následné vrácení uvedeného ohřátého spodního proudu do uvedené druhé destilační kolony; a

f. třetí potrubí (122) pro transport hlavového proudu z první kolony (1 10), a to / horní části uvedené první destilační kolony do uvedeného zařízení vařáku pro kaskádový ohřev, kde slouží jako uvedený proud tekutiny vyšší teploty.
11. Zařízení podle nároku 10. v y z n a č u j í c í se t í m , že dále obsahuje třetí destilační kolonu (550) umístěnou v přímočarém uspořádání mezi uvedeným dehydrogenačním reaktorem a uvedeným dělicím zařízením, za účelem oddělení styrenu a ethy lbenzenu z výtoku dehydrogenačního reaktoru od lehčích složek.
12. Zařízení podle nároku 11. vy zn ač u j í e í se t í ni, že dále obsahuje čtvrtou destilační kolonu (600) umístěnou v přímočarém uspořádání po technologickém proudu za uvedenou první (110) a druhou destilační kolonou (130), za účelem oddělení styrenového monomeru od těžších uhlovodíkových složek.

so
13. Zařízení podle nároku 10, vyznačující s c t í ni, že uvedené dělicí zařízení obsahuje regulační zařízení pro regulaci průtoku umožňující regulovat kvantitativní poměr prvního a druhého podílu.

- 14 C7. 299901 Bó
14. Zařízeni podle nároku 10, vyznačující se tím, že dále obsahuje čtvrté potrubí (14ó, 150) pro vracení prvního podílu uvedeného hlavového proudu z první kolony, přicházejícího z uvedeného zařízení pro kaskádový ohřev, jako zpětný tok do uvedené první destilační kolo? ny.
15. Zařízení podle nároku 14, v y z n a č u j í c í se t í m , že dále obsahuje páté potrubí (146. 148) pro recyklování druhého podílu uvedeného hlavového proudu z první kolony přicházejícího z vařáku kaskádového zařízení jako recyklovaný proud do uvedeného dehydrogenačního reaktoio ru,