RU2783709C2

RU2783709C2 - Method for purification of solvent intended for separation of styrene by means of extraction distillation and separation of styrene

Info

Publication number: RU2783709C2
Application number: RU2020124903A
Authority: RU
Inventors: Вэньчэн ТАН; Луншэн ТЯНЬ; Мин Чжао; Сылян ГАО; Нань ЯН; Сыюань ЦЕ; Чжифэн БЯНЬ
Original assignee: Чайна Петролеум Энд Кемикал Корпорейшн; Рисерч Инститют Оф Петролеум Процессинг, Синопек
Priority date: 2018-01-12
Filing date: 2019-01-09
Publication date: 2022-11-16

Abstract

FIELD: chemistry.

SUBSTANCE: invention relates to a method for purification of a solvent for separation of styrene by means of extraction distillation. The method includes stages, at which: (1) styrene-containing source material is introduced into extraction distillation column (301) from a middle part, and a solvent for extraction distillation is introduced into the extraction distillation column from an upper part; after extraction distillation, raffinate oil is released from the upper part of the extraction distillation column, and the solvent enriched with styrene is released from a lower part of the column; (2) the enriched solvent described at the stage (1) is introduced into solvent regeneration column (302) from a middle part; after vacuum distillation, unpurified styrene is released from an upper part of the solvent regeneration column, and the depleted solvent is released from a lower part of the solvent regeneration column and returned to the upper part of the extraction distillation column; (3) part of the enriched solvent described at the stage (1) is separated and directed to solvent purification zone (303), into which water is introduced; after liquid-liquid extraction, a mixture of styrene polymer and styrene is released from an upper part of the solvent purification zone, and the purified solvent containing water is released from a lower part of the solvent purification zone, while a purifying agent for the solvent is introduced into the solvent purification zone described at the stage (3), wherein the specified purifying agent for the solvent contains styrene and optional alkyl-aromatic compounds, while the styrene content is at least 98 wt.%. The invention also relates to a method for separation of styrene.

EFFECT: method can effectively remove styrene polymer in a solvent for extraction distillation, simplify stages of treatment of a purifying agent for the solvent, provide operational characteristics of the solvent in extraction distillation, and increase the duration of stable operation of a device.

22 cl, 4 tbl, 3 ex, 3 dwg

Description

Область техники настоящего изобретенияTECHNICAL FIELD OF THE INVENTION

Настоящее изобретение относится к способу очистки растворителя для экстракционной дистилляции, в частности, к способу очистки растворителя, предназначенного для отделения стирола посредством экстракционной дистилляции, и отделения стирола.The present invention relates to a method for purifying a solvent for extractive distillation, in particular, a method for purifying a solvent for extractive distillation separation of styrene and separating styrene.

Уровень техники настоящего изобретенияState of the art of the present invention

Стирольные мономеры представляют собой важные органические химические исходные материалы, которые широко применяют в производстве пластмасс, покрытий, пестицидов, лекарственных средств и т.д. Извлечение стирольных продуктов из стиролсодержащих исходных масел с применением процесса экстракционной дистилляции обеспечивает хорошие экономические выгоды. Стирольные мономеры легко полимеризуются. В практических приложениях, несмотря на добавление ингибитора полимеризации, этот ингибитор полимеризации может лишь уменьшать степень полимеризации стирола, и оказывается невозможным полное предотвращение полимеризации стирола. Температура кипения стирольного полимера превышает 300°С, что значительно превышает температуры кипения компонентов в исходных маслах. В процессе экстракционной дистилляции полимер растворяется в системе растворителей. Таким образом, проблема предотвращения накопления стирольного полимера в растворителе и его последующего воздействия на эксплуатационные характеристики растворителя является ключевой в целях обеспечения долгосрочной эксплуатации устройства для регенерации стирола. Стирольный полимер содержит разнообразные компоненты с широким диапазоном температуры дистилляции. Способом отпарной регенерации в традиционном процессе экстракционной дистилляции ароматических соединений можно лишь удалять полимеры, имеющие значительно более высокие температуры кипения, чем растворитель. Низкомолекулярный полимер, имеющий температуру кипения, близкую к температуре кипения растворителя, не может быть эффективно удален посредством вакуумного отпаривания.Styrene monomers are important organic chemical raw materials that are widely used in the production of plastics, coatings, pesticides, pharmaceuticals, etc. Recovery of styrenic products from styrene-containing feedstocks using an extractive distillation process provides good economic benefits. Styrene monomers polymerize easily. In practical applications, despite the addition of a polymerization inhibitor, this polymerization inhibitor can only reduce the degree of polymerization of styrene, and it is impossible to completely prevent the polymerization of styrene. The boiling point of the styrene polymer exceeds 300°C, which is much higher than the boiling points of the components in the original oils. In the process of extractive distillation, the polymer is dissolved in the solvent system. Thus, the problem of preventing the accumulation of styrene polymer in the solvent and its subsequent impact on the performance of the solvent is key in order to ensure the long-term operation of the styrene recovery device. The styrene polymer contains a variety of components with a wide range of distillation temperatures. The stripping process in the traditional extractive aromatic distillation process can only remove polymers having significantly higher boiling points than the solvent. A low molecular weight polymer having a boiling point close to that of the solvent cannot be effectively removed by vacuum stripping.

В документе CN 101875592 В раскрыт способ регенерации экстрагирующего растворителя для экстракционной дистилляции стирола. Согласно этому способу обедненный растворитель подвергают обратной экстракции с применением очищающего агента и воды для удаления стирольного полимера в растворителе. Указанный используемый очищающий агент содержит алканы С₅-С₉ или ароматические соединения С₆-С₉. После очистки очищающий агент, обогащенный стирольным полимером, должен поступать в отдельную колонну регенерации очищающего агента для разделения очищающего агента и стирольного полимера. Отделенный очищающий агент возвращают, а стирольный полимер выпускают из системы.Document CN 101875592 B discloses a method for recovering an extractive solvent for the extractive distillation of styrene. According to this method, the lean solvent is subjected to back extraction using a cleaning agent and water to remove the styrenic polymer in the solvent. Said cleaning agent used contains C ₅ -C ₉ alkanes or C ₆ -C ₉ aromatics. After purification, the styrenic polymer enriched refining agent must be fed to a separate refining agent recovery tower to separate the refining agent and the styrenic polymer. The separated cleaning agent is returned and the styrenic polymer is vented from the system.

В документе CN 101955410 A раскрыты способ и система регенерации стирола из стиролсодержащего исходного материала. Согласно этому способу часть потока обедненного растворителя обрабатывают органическим растворителем. Предпочтительно поток обедненного растворителя промывают водой и обрабатывают в равновесной системе из двух жидкостей по меньшей мере на одной равновесной ступени. Стирольный полимер в обедненном растворителе подвергают обратной экстракции с применением органического растворителя. Таким образом, очищают систему растворителей и выпускают полимерсодержащий органический растворитель.CN 101955410 A discloses a method and system for recovering styrene from a styrene-containing feedstock. According to this method, a portion of the lean solvent stream is treated with an organic solvent. Preferably, the lean solvent stream is washed with water and treated in an equilibrium two-liquid system in at least one equilibrium stage. The styrene polymer in a lean solvent is back-extracted using an organic solvent. Thus, the solvent system is purified and the polymer-containing organic solvent is released.

Согласно вышеупомянутым способам углеводородная фаза очищающего агента, содержащая полимер, нуждается в дополнительной обработке. Разделение очищающего агента и полимера увеличивает число технологических стадий и разделительных устройств. Эффективность очистки растворителя и трудность последующей обработки также различаются в зависимости от эксплуатационных характеристик очищающего агента.According to the above methods, the hydrocarbon phase of the cleaning agent containing the polymer needs further processing. The separation of the cleaning agent and the polymer increases the number of process steps and separation devices. The efficiency of solvent cleaning and the difficulty of post-treatment also differ depending on the performance of the cleaning agent.

Краткое раскрытие настоящего изобретенияBrief summary of the present invention

Задача настоящего изобретения заключается в том, чтобы предложить способ очистки растворителя для отделения стирола посредством экстракционной дистилляции и использующий его способ отделения стирола посредством экстракционной дистилляции. Указанным способом может эффективно удалять стирольный полимер в растворителе для экстракционной дистилляции, упрощать стадии обработки очищающего агента для растворителя, обеспечивать эксплуатационные характеристики растворителя в экстракционной дистилляции и увеличивать продолжительность устойчивой эксплуатации устройства.The object of the present invention is to provide a method for purifying a solvent for separating styrene by extractive distillation and a method for separating styrene by extractive distillation using the same. This method can effectively remove the styrenic polymer in the extractive distillation solvent, simplify the processing steps of the solvent purifying agent, ensure the performance of the extractive distillation solvent, and increase the stable operation time of the device.

Предложенный согласно настоящему изобретению способ очистки растворителя для отделения стирола посредством экстракционной дистилляции включает стадии, на которых:Proposed according to the present invention, the method of purification of the solvent for separating styrene by extractive distillation includes the stages in which:

(1) стиролсодержащий исходный материал вводят в экстракционную дистилляционную колонну из средней части, и растворитель для экстракционной дистилляции вводят в экстракционную дистилляционную колонну из верхней части; после экстракционной дистилляции рафинатное масло выпускают из верхней части экстракционной дистилляционной колонны, и обогащенный стиролом растворитель выпускают из нижней части колонны;(1) the styrene-containing raw material is introduced into the extraction distillation column from the middle part, and the extractive distillation solvent is introduced into the extraction distillation column from the upper part; after the extractive distillation, the raffinate oil is discharged from the top of the extractive distillation column, and the styrene-rich solvent is discharged from the bottom of the column;

(2) обогащенный растворитель, описанный на стадии (1), вводят в колонну регенерации растворителя из средней части; после вакуумной дистилляции неочищенный стирол выпускают из верхней части колонны регенерации растворителя, и обедненный растворитель выпускают из нижней части колонны регенерации растворителя и возвращают в верхнюю часть экстракционной дистилляционной колонны;(2) the rich solvent described in step (1) is introduced into the solvent recovery column from the middle section; after vacuum distillation, the crude styrene is discharged from the top of the solvent recovery column, and the lean solvent is discharged from the bottom of the solvent recovery column and returned to the top of the extraction distillation column;

(3) часть обогащенного растворителя, описанного на стадии (1), отделяют и направляют в зону очистки растворителя, в которую вводят воду; после жидкость-жидкостной экстракции смесь стирольного полимера и стирола выпускают из верхней части зоны очистки растворителя, и очищенный растворитель, содержащий воду, выпускают из нижней части зоны очистки растворителя.(3) a portion of the enriched solvent described in step (1) is separated and sent to a solvent purification zone into which water is introduced; after the liquid-liquid extraction, the mixture of styrenic polymer and styrene is discharged from the upper part of the solvent purification zone, and the purified solvent containing water is discharged from the lower part of the solvent purification zone.

Способом согласно настоящему изобретению можно эффективно удалять стирольный полимер в растворителе посредством очистки обогащенного растворителя, выпускаемого из нижней части экстракционной дистилляционной колонны, с применением стирола в качестве очищающего агента. Это может быть объединено с последующей системой рафинирования стирола для разделения стирольного полимера и очищающего агента в процессе рафинирования стирола, чтобы в результате этого исключать дополнительные устройства и упрощать технологические стадии.The method of the present invention can efficiently remove the styrenic polymer in the solvent by purifying the rich solvent discharged from the bottom of the extraction distillation column using styrene as a purifying agent. This can be combined with a subsequent styrene refining system to separate the styrene polymer and refining agent in the styrene refining process, thereby eliminating additional devices and simplifying process steps.

Краткое описание фигурBrief description of the figures

На фиг. 1 представлена технологическая схема очищающей обработки части обогащенного растворителя в процессе отделения стирола посредством экстракционной дистилляции согласно настоящему изобретению.In FIG. 1 is a flow chart of the purification treatment of a portion of the rich solvent in the styrene separation process by extractive distillation according to the present invention.

На фиг. 2 представлена технологическая схема очищающей обработки части обогащенного растворителя и одновременной отпарной дистилляционной обработки части обедненного растворителя в процессе отделения стирола посредством экстракционной дистилляции согласно настоящему изобретению.In FIG. 2 is a flow chart of the purification treatment of the rich solvent portion and the simultaneous stripping distillation treatment of the lean solvent portion in the extractive distillation styrene separation process of the present invention.

На фиг. 3 представлена технологическая схема очищающей обработки части обогащенного растворителя и одновременной отпарной дистилляционной обработки части обедненного растворителя с применением испарителя с падающей пленкой в качестве нагревателя колонны регенерации растворителя в процессе отделения стирола посредством экстракционной дистилляции согласно настоящему изобретению.In FIG. 3 is a flow chart of purifying a rich solvent portion and simultaneously stripping and distilling a lean solvent portion using a falling film evaporator as the heater of a solvent recovery column in the extractive distillation styrene separation process of the present invention.

Конкретные варианты осуществленияSpecific Embodiments

Способом согласно настоящему изобретению можно эффективно удалять стирольный полимер в растворителе, в частности, стирольные олигомеры (низкомолекулярные полимеры) посредством очистки части обогащенного растворителя, выпускаемого из нижней части экстракционной дистилляционной колонны, с применением стирола в качестве очищающего агента. По сравнению со способом очищающей обработки обедненного растворителя с применением рафинатного масла в качестве очищающего агента, посредством применения стирола в качестве очищающего агента можно увеличивать растворимость стирольного полимера, уменьшать эмульгирование в процессе очистки и повышать эффективность удаления стирольного полимера в растворителе. Кроме того, обогащенный растворитель, подлежащий очистке, может быть очищен без поступления в колонну регенерации растворителя, что может предотвращать дальнейшую полимеризацию стирольного полимера при повышенной температуре в колонне регенерации растворителя. Важнее то, что не является обязательной отдельная регенерация очищающего агента. Вместо этого регенерация очищающего агента и рафинирование стирола могут быть объединены в одной стадии, где стирол и стирольный полимер разделяют в процессе рафинирования стирола. Таким образом, технологические стадии упрощаются без дополнительных устройств для регенерации очищающего агента, и уменьшается энергопотребление в процессе очистки растворителя. Способом согласно настоящему изобретению можно эффективно удалять стирольный полимер, образующийся в процессе отделения стирола посредством экстракционной дистилляции, сохранять эксплуатационные характеристики растворителя и поддерживать долгосрочную эксплуатацию устройства.The method of the present invention can effectively remove styrenic polymer in the solvent, in particular styrenic oligomers (low molecular weight polymers), by purifying a portion of the rich solvent discharged from the bottom of the extraction distillation column using styrene as a purifying agent. Compared with the lean solvent cleaning treatment method using raffinate oil as a cleaning agent, by using styrene as a cleaning agent, it is possible to increase the solubility of the styrenic polymer, reduce emulsification in the cleaning process, and improve the removal efficiency of the styrene polymer in the solvent. In addition, the rich solvent to be purified can be purified without entering the solvent recovery column, which can prevent further polymerization of the styrenic polymer at an elevated temperature in the solvent recovery column. More importantly, it is not necessary to regenerate the cleaning agent separately. Instead, refining agent regeneration and styrene refining can be combined in one step, where styrene and styrene polymer are separated in a styrene refining process. Thus, the processing steps are simplified without additional devices for regenerating the cleaning agent, and the energy consumption in the solvent cleaning process is reduced. The method according to the present invention can efficiently remove the styrene polymer generated in the process of separating styrene by extractive distillation, maintain the performance of the solvent, and maintain the long-term operation of the device.

В способе согласно настоящему изобретению оказывается предпочтительным введение очищающего агента для растворителя в зону очистки растворителя, описанного на стадии (3). Очищающий агент для растворителя содержит стирол и необязательные алкилароматические соединения, причем содержание стирола составляет не менее чем 98 мас. %, предпочтительно не менее чем 99 мас. %. В качестве очищающего агента для растворителя может быть выбран неочищенный стирол, выпускаемый из верхней части колонны регенерации растворителя, или очищенный стирол, выпускаемый из верхней части колонны рафинирования стирола.In the method according to the present invention, it is preferable to introduce a solvent cleaning agent into the solvent cleaning zone described in step (3). The solvent cleaning agent contains styrene and optional alkylaromatic compounds, with a styrene content of at least 98 wt. %, preferably not less than 99 wt. %. As the cleaning agent for the solvent, crude styrene discharged from the top of the solvent recovery column or purified styrene discharged from the top of the styrene refining column can be selected.

В зоне очистки растворителя, описанного на стадии (3), стирольный полимер в обогащенном растворителе, который подлежит очистке, растворяют в стироле. Растворитель растворяют в воде с образованием масляной фазы и водной фазы. Стирольный полимер может быть отделен от растворителя при разделении масляной фазы и водной фазы. На стадии (3), температуру зоны очистки растворителя необходимо регулировать, чтобы предотвращать полимеризацию стирола. Температура зоны очистки растворителя должна обеспечивать сокращение до ничтожного уровня потери за счет полимеризации стирола в процессе очистки растворителя. Температура зоны очистки растворителя может составлять от 20 до 65°С, предпочтительно от 30 до 60°С; давление составляет от 0,2 до 0,8 МПа, предпочтительно от 0,3 до 0,7 МПа.In the solvent purification zone described in step (3), the styrenic polymer in the rich solvent to be purified is dissolved in styrene. The solvent is dissolved in water to form an oil phase and an aqueous phase. The styrenic polymer can be separated from the solvent by separating the oil phase and the aqueous phase. In step (3), the temperature of the solvent purification zone must be controlled to prevent polymerization of styrene. The temperature of the solvent scrubbing zone should be such that losses due to styrene polymerization during the solvent scrubbing process are reduced to negligible levels. The temperature of the solvent purification zone may be from 20 to 65°C, preferably from 30 to 60°C; the pressure is 0.2 to 0.8 MPa, preferably 0.3 to 0.7 MPa.

Многоступенчатая обработка с равновесием двух жидких фаз может быть принята для жидкость-жидкостной экстракции, осуществляемой в зоне очистки растворителя, и число теоретических ступеней многоступенчатой обработки с равновесием двух жидких фаз предпочтительно составляет от 2 до 10.The two-liquid equilibrium multi-stage treatment can be adopted for the liquid-liquid extraction carried out in the solvent purification zone, and the theoretical number of two-liquid equilibrium multi-stage treatment is preferably 2 to 10.

На указанной стадии (3) отделяют часть обогащенного растворителя для очистки. Массовое соотношение отделенного обогащенного растворителя, вводимого в зону очистки растворителя, и полного количества обогащенного растворителя может составлять от 0,5 до 20%, предпочтительно от 1 до 15%. Массовое соотношение воды, вводимой в зону очистки растворителя и обогащенного растворителя, вводимого в зону очистки растворителя, может составлять от 0,2 до 2,0, предпочтительно от 0,5 до 1,5. Массовое соотношение очищающего агента для растворителя, вводимого в зону очистки растворителя, и обогащенного растворителя, вводимого в зону очистки растворителя, может составлять от 0,05 до 0,5, предпочтительно от 0,05 до 0,3.In said step (3), part of the enriched solvent is separated for purification. The weight ratio of the separated rich solvent introduced into the solvent purification zone and the total amount of the rich solvent may be from 0.5 to 20%, preferably from 1 to 15%. The weight ratio of water introduced into the solvent purification zone and rich solvent introduced into the solvent purification zone may be from 0.2 to 2.0, preferably from 0.5 to 1.5. The weight ratio of the cleaning agent for the solvent introduced into the solvent cleaning zone and the enriched solvent introduced into the solvent cleaning zone may be from 0.05 to 0.5, preferably from 0.05 to 0.3.

Предпочтительно смесь стирольного полимера и стирола, выпускаемого из верхней части зоны очистки растворителя, направляют в систему очистки и обработки стирола, чтобы получать рафинированный стирольный продукт, очищенный стирол и обогащенную полимером смолу.Preferably, the mixture of styrenic polymer and styrene discharged from the top of the solvent refining zone is sent to a styrene refining and processing system to produce refined styrene product, purified styrene, and polymer-enriched resin.

Предпочтительно часть обедненного растворителя, выпускаемого из нижней части колонны регенерации растворителя, отделяют и направляют в колонну регенерации растворителя для отпарной регенерации. Регенерированный растворитель, получаемый после отпаривания, повторно используют, в то время как смолу, которая не может быть подвергнута отпариванию, выпускают из системы. Ребойлер колонны регенерации растворителя предпочтительно представляет собой испаритель с падающей пленкой, находящийся снаружи колонны.Preferably, a portion of the lean solvent discharged from the bottom of the solvent recovery column is separated and sent to the solvent recovery column for stripping regeneration. The recovered solvent obtained after stripping is reused, while the resin that cannot be stripped is vented from the system. The reboiler of the solvent recovery column is preferably a falling film evaporator located outside the column.

Кроме того, согласно настоящему изобретению предложен способ отделения стирола посредством экстракционной дистилляции от стиролсодержащего исходного материала, причем способ включает стадии, на которых:In addition, according to the present invention, there is provided a method for separating styrene by extractive distillation from a styrene-containing starting material, the method comprising the steps of:

(1) стиролсодержащий исходный материал вводят из средней части экстракционной дистилляционной колонны; растворитель для экстракционной дистилляции вводят из верхней части экстракционной дистилляционной колонны; после экстракционной дистилляции рафинатное масло выпускают из верхней части экстракционной дистилляционной колонны, и обогащенный стиролом растворитель выпускают из нижней части колонны;(1) styrene-containing raw material is introduced from the middle part of the extraction distillation column; the extractive distillation solvent is introduced from the top of the extractive distillation column; after the extractive distillation, the raffinate oil is discharged from the top of the extractive distillation column, and the styrene-rich solvent is discharged from the bottom of the column;

(2) обогащенный растворитель, описанный на стадии (1), вводят в колонну регенерации растворителя для вакуумной дистилляции; неочищенный стирол, который выпускают из верхней части колонны регенерации растворителя, поступает в систему рафинирования стирола; после высушивающей и обесцвечивающей обработки неочищенный стирол поступает в колонну рафинирования стирола; обедненный растворитель выпускают из нижней части колонны регенерации растворителя;(2) the enriched solvent described in step (1) is introduced into the vacuum distillation solvent recovery column; crude styrene, which is discharged from the top of the solvent recovery column, enters the styrene refining system; after drying and decolorizing treatment, the crude styrene enters the styrene refining column; the lean solvent is discharged from the bottom of the solvent recovery column;

(3) часть обогащенного растворителя, описанного на стадии (1), отделяют и направляют в нижнюю часть зоны очистки растворителя, и воду вводят в верхнюю часть зоны очистки растворителя; после жидкость-жидкостной экстракции смесь стирольного полимера и стирола выпускают из верхней части зоны очистки растворителя; очищенный растворитель, содержащий воду, выпускают из нижней части зоны очистки растворителя;(3) a portion of the enriched solvent described in step (1) is separated and sent to the bottom of the solvent purification zone, and water is introduced to the upper part of the solvent purification zone; after liquid-liquid extraction, the mixture of styrenic polymer and styrene is discharged from the top of the solvent purification zone; purified solvent containing water is discharged from the bottom of the solvent purification zone;

(4) поток, выпускаемый из верхней части зоны очистки растворителя, вводят в систему рафинирования стирола и затем в колонну рафинирования стирола после высушивания и обесцвечивания;(4) the stream discharged from the top of the solvent purification zone is introduced into the styrene refining system and then into the styrene refining column after drying and decolorization;

(5) в колонне рафинирования стирола очищенный стирол получают в верхней части колонны после дистилляции; рафинированный стирольный продукт выпускают из верхней части колонны, и обогащенную полимером смолу выпускают из нижней части колонны.(5) in the styrene refining column, purified styrene is obtained at the top of the column after distillation; the refined styrene product is discharged from the top of the column, and the polymer-rich resin is discharged from the bottom of the column.

На описанной выше стадии (3) температуру зоны очистки растворителя необходимо регулировать, чтобы предотвращать полимеризацию стирола. Температура зоны очистки растворителя должна обеспечивать сокращение до ничтожного уровня потери за счет полимеризации стирола в процессе очистки растворителя. Температура зоны очистки растворителя может составлять от 20 до 65°С, предпочтительно от 30 до 60°С; давление составляет от 0,2 до 0,8 МПа, предпочтительно от 0,3 до 0,7 МПа.In the above-described step (3), the temperature of the solvent purification zone must be controlled to prevent polymerization of styrene. The temperature of the solvent scrubbing zone should be such that losses due to styrene polymerization during the solvent scrubbing process are reduced to negligible levels. The temperature of the solvent purification zone may be from 20 to 65°C, preferably from 30 to 60°C; the pressure is 0.2 to 0.8 MPa, preferably 0.3 to 0.7 MPa.

На описанной выше стадии (3) оказывается предпочтительным введение очищающего агента для растворителя в зону очистки растворителя. Указанный очищающий агент для растворителя предпочтительно представляет собой неочищенный стирол или очищенный стирол, выпускаемый из верхней части колонны рафинирования стирола.In step (3) above, it is preferable to introduce a solvent cleaning agent into the solvent cleaning zone. Said solvent scrubbing agent is preferably crude styrene or purified styrene discharged from the top of the styrene refining column.

Массовое соотношение отделенного обогащенного растворителя, направляемого в зону очистки растворителя на стадии (3), и полного количества обогащенного растворителя может составлять от 0,5 до 20%, предпочтительно от 1 до 15%. Массовое соотношение воды, вводимой в зону очистки растворителя, и обогащенного растворителя, поступающего в зону очистки растворителя, может составлять от 0,2 до 2,0, предпочтительно от 0,5 до 1,5. Массовое соотношение очищающего агента для растворителя, вводимого в зону очистки растворителя, и обогащенного растворителя, вводимого в зону очистки растворителя, может составлять от 0,05 до 0,5, предпочтительно от 0,05 до 0,3.The weight ratio of the separated rich solvent sent to the solvent purification zone in step (3) and the total rich solvent may be 0.5 to 20%, preferably 1 to 15%. The weight ratio of water introduced into the solvent purification zone and rich solvent entering the solvent purification zone may be from 0.2 to 2.0, preferably from 0.5 to 1.5. The weight ratio of the cleaning agent for the solvent introduced into the solvent cleaning zone and the enriched solvent introduced into the solvent cleaning zone may be from 0.05 to 0.5, preferably from 0.05 to 0.3.

Предпочтительно часть обедненного растворителя, получаемого из нижней части колонны регенерации растворителя на стадии (2), отделяют и направляют в колонну регенерации растворителя для отпарной дистилляционной регенерации. Таким образом, тяжелые компоненты в растворителе удаляют посредством отпаривания. Паровая фаза, выпускаемая из верхней части регенерационной колонны, возвращается в нижнюю часть колонны регенерации растворителя, и смолу выпускают из нижней части колонны регенерации растворителя.Preferably, a portion of the lean solvent obtained from the bottom of the solvent recovery column in step (2) is separated and sent to the solvent recovery column for stripping distillation regeneration. Thus, heavy components in the solvent are removed by stripping. The vapor phase discharged from the top of the recovery column is returned to the bottom of the solvent recovery tower, and the resin is discharged from the bottom of the solvent recovery tower.

Температура отпаривания для регенерации части обедненного растворителя, который отделяют способом согласно настоящему изобретению, может составлять от 110 до 150°С, и давление может составлять от 10 до 30 кПа. В частности, давление колонны регенерации обедненного растворителя может составлять от 10 до 30 кПа; температура составляет от 110 до 150°С, предпочтительно от 130 до 150°С. Массовое соотношение пара и обедненного растворителя предпочтительно составляет от 3 до 8.The stripping temperature for regenerating a portion of the lean solvent which is separated by the method of the present invention may be 110 to 150° C., and the pressure may be 10 to 30 kPa. In particular, the pressure of the lean solvent recovery column may be 10 to 30 kPa; the temperature is from 110 to 150°C, preferably from 130 to 150°C. The weight ratio of steam to lean solvent is preferably 3 to 8.

Массовое соотношение обедненного растворителя для регенерации и полного количества обедненного растворителя в этом способе может составлять от 0,5 до 10%, предпочтительно от 0,5 до 5%.The weight ratio of lean solvent for regeneration and the total amount of lean solvent in this process can be from 0.5 to 10%, preferably from 0.5 to 5%.

После регенерации обедненного растворителя посредством отпаривания он возвращается в нижнюю часть колонны регенерации растворителя в форме паровой фазы и выступает в качестве пара для отпарной регенерационной колонны. В процессе регенерации не происходит конденсация, и не возникает никакого дополнительного энергопотребления.After the lean solvent is regenerated by stripping, it is returned to the bottom of the solvent recovery column in the form of a vapor phase and serves as vapor for the stripping regeneration column. There is no condensation during the regeneration process and no additional energy consumption occurs.

Предпочтительно ребойлер колонны регенерации растворителя представляет собой испаритель с падающей пленкой, находящийся снаружи колонны регенерации растворителя. Испаритель с падающей пленкой содержит оболочку и теплообменные трубы, помещенные в оболочку. Верхний конец или одна сторона оболочки имеет головку, которая равномерно распределяет материалы, текущие в теплообменные трубы. В процессе применения нагревательная среда нагревает теплообменные трубы в оболочке посредством прохождения через оболочку испарителя с падающей пленкой, т.е. через сторону оболочки. Обедненный растворитель, подлежащий регенерации, поступает в теплообменные трубы испарителя с падающей пленкой (через трубную сторону) для испарения падающей пленки. В теплообменных трубах испарителя с падающей пленкой, обедненный растворитель течет вдоль стенки трубы с образованием жидкой пленки. Обедненный растворитель, который испаряется на жидкой пленке, превращается в паровую фазу, в то время как жидкая пленка падает вниз под действием силы тяжести. Таким образом, осуществляется испарение падающей пленки.Preferably, the solvent recovery column reboiler is a falling film evaporator located outside the solvent recovery column. The falling film evaporator comprises a shell and heat exchange tubes placed in the shell. The top end or one side of the shell has a head that evenly distributes the materials flowing into the heat exchange tubes. During use, the heating medium heats the heat exchange tubes in the shell by passing through the shell of the falling film evaporator, i.e. through the side of the shell. The lean solvent to be regenerated enters the falling film evaporator heat exchange tubes (through the tube side) to evaporate the falling film. In falling film evaporator heat exchange tubes, the lean solvent flows along the tube wall to form a liquid film. The lean solvent that evaporates on the liquid film turns into a vapor phase while the liquid film falls down under gravity. Thus, the falling film is evaporated.

Согласно настоящему изобретению предпочтительно принят способ регенерации, представляющий собой сочетание очищающей обработки обогащенного растворителя и отпарной дистилляции обедненного растворителя. По сравнению со способом очищающей обработки только обогащенного растворителя, данный способ обеспечивает относительное уменьшение обрабатываемого количества с одновременным поддержанием такого же содержания полимера в растворителе. Таким образом, может быть уменьшено энергопотребление. Кроме того, два способа регенерации дополняют друг друга. Посредством отпарной дистилляционной регенерации обедненного растворителя можно удалять высокомолекулярный стирольный полимер (полимер, имеющий высокую молекулярную массу) и продукты разложения растворителя, но нельзя эффективно удалять стирольные олигомеры. В то же время, посредством очищающей обработки обогащенного растворителя можно эффективно удалять стирольный полимер, но нельзя удалять растворимые в воде продукты разложения растворителя. В практическом применении присутствие активного кислорода в системе может ускорять разложение растворителя. Таким образом, объединенным способом регенерации растворителя можно эффективно удалять примеси в растворителе, сохранять эксплуатационные характеристики растворителя для экстракционной дистилляции и поддерживать долгосрочную эксплуатацию устройства.According to the present invention, a regeneration method is preferably adopted which is a combination of a rich solvent purification treatment and a lean solvent stripping distillation. Compared to the rich solvent only cleaning treatment method, this method provides a relative reduction in the amount of treatment while maintaining the same polymer content in the solvent. Thus, power consumption can be reduced. In addition, the two regeneration methods complement each other. The lean solvent stripping distillation regeneration can remove the high molecular weight styrene polymer (polymer having a high molecular weight) and solvent degradation products, but cannot effectively remove styrenic oligomers. At the same time, the styrenic polymer can be efficiently removed by the rich solvent cleaning treatment, but the water-soluble decomposition products of the solvent cannot be removed. In practical applications, the presence of active oxygen in the system can accelerate the decomposition of the solvent. Thus, the integrated solvent recovery method can effectively remove impurities in the solvent, maintain the performance of the extractive distillation solvent, and maintain the long-term operation of the apparatus.

В способе согласно настоящему изобретению давление в верхней части экстракционной дистилляционной колонны, колонны регенерации растворителя и колонны рафинирования стирола может составлять от 8 до 20 кПа; температура в нижней части экстракционной дистилляционной колонны может составлять от 110 до 145°С, и число теоретических тарелок предпочтительно составляет от 30 до 60. Температура в нижней части колонны регенерации растворителя может составлять от 120 до 150°С, и число теоретических тарелок предпочтительно составляет от 20 до 30. Температура в нижней части колонны рафинирования стирола может составлять от 80 до 110°С, и число теоретических тарелок предпочтительно составляет от 15 до 30.In the method according to the present invention, the pressure at the top of the extraction distillation column, the solvent recovery column, and the styrene refining column may be 8 to 20 kPa; the temperature at the bottom of the extraction distillation column may be from 110 to 145°C, and the number of theoretical plates is preferably from 30 to 60. The temperature at the bottom of the solvent recovery column may be from 120 to 150°C, and the number of theoretical plates is preferably from 20 to 30. The temperature at the bottom of the styrene refining column may be 80 to 110° C., and the number of theoretical plates is preferably 15 to 30.

Согласно настоящему изобретению коэффициент дефлегмации в верхней части каждой из указанных колонн представляет собой массовое соотношение количества дефлегмационного материала, выпускаемого из верхней части колонны в верхнюю часть колонны, и материала, выпускаемого из верхней части колонны. Коэффициент дефлегмации экстракционной дистилляционной колонны может составлять от 1 до 3; коэффициент дефлегмации колонны регенерации растворителя может составлять от 0,4 до 1,5; и коэффициент дефлегмации колонны рафинирования стирола может составлять от 1 до 3.According to the present invention, the reflux ratio at the top of each of these columns is the weight ratio of the amount of reflux material discharged from the top of the column to the top of the column and the material discharged from the top of the column. The reflux ratio of the extraction distillation column may be from 1 to 3; the reflux ratio of the solvent recovery column may be from 0.4 to 1.5; and the reflux ratio of the styrene refining column may be from 1 to 3.

В способе согласно настоящему изобретению массовое соотношение растворителя, используемого для экстракционной дистилляции, и исходного материала может составлять от 3 до 8, предпочтительно от 4 до 6. Растворитель для экстракционной дистилляции предпочтительно представляет собой по меньшей мере одно вещество, выбранное из группы, которую составляют сульфолан, диэтиленгликоль, триэтиленгликоль, тетраэтиленгликоль, N,N-диметилацетамид и N-формилморфолин, предпочтительнее сульфолан.In the method according to the present invention, the weight ratio of the solvent used for extractive distillation and the starting material may be from 3 to 8, preferably from 4 to 6. The solvent for extractive distillation is preferably at least one substance selected from the group consisting of sulfolane , diethylene glycol, triethylene glycol, tetraethylene glycol, N,N-dimethylacetamide and N-formylmorpholine, preferably sulfolane.

Исходный материал согласно настоящему изобретению предпочтительно представляет собой стиролсодержащую фракцию C₈, такую как фракция C₈ пиролизного бензина, где содержание стирола составляет от 20 до 70 мас. %, а остальную массу составляют ароматические соединения C₈ и неароматические соединения.The starting material according to the present invention is preferably a styrene-containing C ₈ fraction, such as a C ₈ fraction of pyrolysis gasoline, where the styrene content is from 20 to 70 wt. %, and the rest of the mass are aromatic compounds C ₈ and non-aromatic compounds.

Настоящее изобретение дополнительно проиллюстрировано с применением фигур. На этих фигурах не представлены вспомогательные устройства, такие как теплообменники, дефлегмационные резервуары и насосы. Специалист в данной области техники сможет понять настоящее изобретение, рассматривая фигуры. Отсутствие не влияет на исполнение в натуре.The present invention is further illustrated using the figures. Ancillary devices such as heat exchangers, reflux tanks and pumps are not shown in these figures. One skilled in the art will be able to understand the present invention by looking at the figures. The absence does not affect the performance in kind.

На фиг. 1 стиролсодержащий исходный материал вводят в экстракционную дистилляционную колонну 301 из средней части через трубопровод 1; растворитель для экстракционной дистилляции вводят в верхнюю часть экстракционной дистилляционной колонны 301 через трубопровод 2. После экстракционной дистилляции рафинатное масло, в котором отсутствует стирол, выпускают из трубопровода 3 в верхней части экстракционной дистилляционной колонны. Обогащенный стиролом растворитель выпускают из нижней части экстракционной дистилляционной колонны 301 через трубопровод 4 и разделяют на две части, причем основная масса обогащенного растворителя поступает в среднюю часть колонны 302 извлечения растворителя через трубопровод 5. Стирол отделяют от растворителя для экстракционной дистилляции посредством вакуумной дистилляции. Неочищенный стирол выпускают из трубопровода 6 в верхней части колонны регенерации растворителя. Обедненный растворитель, выпускаемый из нижней части колонны регенерации растворителя, практически не содержит стирола. После ряда теплообменов обедненный растворитель возвращают в верхнюю часть экстракционной дистилляционной колонны 301 через трубопровод 2. Меньшую часть обогащенного растворителя после отделения направляют в зону 303 очистки растворителя через трубопровод 7 для обработки. В зоне очистки растворителя может быть осуществлена многоступенчатого операция равновесия двух жидкостей, например, посредством многоступенчатой жидкость-жидкостной экстракционной колонны. Предпочтительно очищающий агент поступает в зону очистки растворителя. Указанный очищающий агент поступает через трубопровод 8, смешивается с обогащенным растворителем в трубопроводе 7, а затем его направляют в нижнюю часть зоны очистки растворителя. Воду вводят в зону 303 очистки растворителя из верхней части через трубопровод 9. После жидкость-жидкостной экстракции стирольный полимер растворяют в стироле и выпускают из трубопровода 10 в верхней части зоны очистки растворителя. Растворитель для экстракционной дистилляции растворяют в воде и выпускают из трубопровода 11 в нижней части зоны очистки растворителя, и он представляет собой очищенный растворитель. Очищенный растворитель возвращают в нижнюю часть колонны регенерации растворителя. Неочищенный стирол, выпускаемый из трубопровода 6, и содержащий полимер очищающий агент, выпускаемый из трубопровода 10, смешивают и затем направляют в систему 400 рафинировочной обработки стирола. Система 400 рафинировочной обработки стирола включает обезвоживание, обесцвечивание и колонну рафинирования стирола. Материал, поступающий в систему рафинировочной обработки стирола, высушивают и обесцвечивают перед направлением в колонну рафинирования стирола. Рафинированный стирольный продукт выпускают из трубопровода 12 в верхней части колонны рафинирования стирола, обогащенную полимером смолу непрерывно выпускают из трубопровода 13 в нижней части колонны рафинирования стирола, и небольшое количество очищенного стирола нерегулярно выпускают из трубопровода 14 в верхней части колонны рафинирования стирола таким образом, чтобы обеспечивать достижение требуемой чистоты рафинированный стирольный продукт.In FIG. 1 styrene-containing raw material is introduced into the extraction distillation column 301 from the middle part through the pipeline 1; the extractive distillation solvent is introduced into the top of the extractive distillation column 301 through line 2. After the extractive distillation, raffinate oil lacking styrene is discharged from line 3 at the top of the extractive distillation column. The styrene-rich solvent is discharged from the bottom of the extraction distillation column 301 through line 4 and is divided into two parts, with the bulk of the rich solvent entering the middle part of the solvent recovery column 302 through line 5. Styrene is separated from the extraction distillation solvent by vacuum distillation. Crude styrene is discharged from conduit 6 at the top of the solvent recovery column. The lean solvent discharged from the bottom of the solvent recovery column contains virtually no styrene. After a series of heat exchanges, the depleted solvent is returned to the top of the extraction distillation column 301 via conduit 2. A smaller portion of the rich solvent after separation is sent to the solvent purification zone 303 via conduit 7 for processing. In the solvent purification zone, a multi-stage two-liquid balancing operation can be carried out, for example, by means of a multi-stage liquid-liquid extraction column. Preferably, the cleaning agent enters the solvent cleaning zone. Said cleaning agent enters through conduit 8, mixes with rich solvent in conduit 7, and is then sent to the bottom of the solvent purification zone. Water is introduced into the solvent purification zone 303 from the top through conduit 9. After liquid-liquid extraction, the styrenic polymer is dissolved in styrene and discharged from conduit 10 at the top of the solvent purification zone. The extractive distillation solvent is dissolved in water and discharged from the pipeline 11 at the bottom of the solvent purification zone, and is a purified solvent. The purified solvent is returned to the bottom of the solvent recovery column. The crude styrene exiting line 6 and the polymer-containing cleaning agent exiting line 10 are mixed and then sent to the styrene refining system 400. The styrene refining system 400 includes dehydration, decolorization, and a styrene refining column. The material entering the styrene refining system is dried and decolorized before being sent to the styrene refining tower. Refined styrene product is discharged from pipeline 12 at the top of the styrene refining column, polymer-rich resin is continuously discharged from pipeline 13 at the bottom of the styrene refining column, and a small amount of refined styrene is irregularly discharged from pipeline 14 at the top of the styrene refining column so as to ensure achieving the required purity of the refined styrene product.

Система регенерации стирола, представленная на фиг. 2, в основном является такой же, как система, представленная на фиг. 1, за исключением добавления колонны 304 регенерации растворителя. Способ эксплуатации заключается в том, чтобы разделять обедненный растворитель, выпускаемый из нижней части колонны 302 извлечения растворителя на две части, причем основную часть обедненного растворителя возвращают в верхнюю часть экстракционной дистилляционной колонны 301 через трубопровод 2, в то время как меньшую часть обедненного растворителя вводят в среднюю часть колонны 304 регенерации растворителя через трубопровод 16. Пар вводят в нижнюю часть колонны 304 регенерации растворителя через трубопровод 15. Ребойлер (не представленный на иллюстрации) расположен в нижней части колонны регенерации растворителя. После отпаривания регенерированный растворитель, из которого удалены тяжелые компоненты, выпускают вместе с паром из трубопровода 17 в верхней части колонны и направляют в нижнюю часть колонны 302 извлечения растворителя, где он выступает в качестве пара для колонны отпарной регенерации растворителя. Примеси тяжелых компонентов, включая высокомолекулярный стирольный полимер и продукты разложения растворителя, в нижней части регенерационной колонны выпускают через трубопровод 18.The styrene recovery system shown in FIG. 2 is basically the same as the system shown in FIG. 1, except for the addition of the solvent recovery column 304. The operation method is to separate the lean solvent discharged from the bottom of the solvent recovery column 302 into two parts, wherein the main part of the lean solvent is returned to the top of the extraction distillation column 301 through pipeline 2, while the smaller part of the lean solvent is introduced into the middle part of the solvent recovery tower 304 through conduit 16. Steam is introduced into the bottom of the solvent recovery tower 304 through conduit 15. A reboiler (not shown) is located at the bottom of the solvent recovery tower. After stripping, the regenerated solvent, from which heavy components have been removed, is discharged along with the vapor from the line 17 at the top of the column and is sent to the bottom of the solvent recovery column 302, where it acts as steam for the solvent recovery stripper column. Heavy component impurities, including high molecular weight styrene polymer and solvent decomposition products, are discharged at the bottom of the regeneration column through pipeline 18.

Система регенерации стирола, представленная на фиг. 3, в основном является такой же, как система, представленная на фиг. 2, за исключением применения испарителя 305 с падающей пленкой, который присутствует снаружи колонны 304 регенерации растворителя в качестве нагревателя регенерационной колонны 304. Способ эксплуатации заключается в том, чтобы разделять обедненный растворитель, выпускаемый из нижней части колонны 302 извлечения растворителя, на две части, причем основную часть обедненного растворителя возвращают в верхнюю часть экстракционной дистилляционной колонны 301 через трубопровод 2, в то время как меньшую часть обедненного растворителя вводят в испаритель 305 с падающей пленкой через трубопровод 16. Пар вводят в испаритель 305 с падающей пленкой из верхней части через трубопровод 15. В испарителе с падающей пленкой нисходящий поток обедненного растворителя и пара проходит через теплообменные трубы испарителя с падающей пленкой для испарения падающей пленки. Сторона оболочки снаружи теплообменных труб испарителя с падающей пленкой представляет собой нагревательную среду. Нагретая парожидкостная смесь течет в нижнюю часть колонны 304 регенерации растворителя под действием силы тяжести через трубопровод 19. После испарения в вакууме регенерированный растворитель выпускают вместе с паром из трубопровода 17 в верхней части колонны и направляют в нижнюю часть колонны 302 извлечения растворителя, где он выступает в качестве пара для отпарной колонны регенерации растворителя. Примеси тяжелых компонентов, включая высокомолекулярный стирольный полимер и продукты разложения растворителя, в нижней части регенерационной колонны выпускают из трубопровода 18.The styrene recovery system shown in FIG. 3 is basically the same as the system shown in FIG. 2, except for using the falling film evaporator 305, which is present outside the solvent recovery column 304, as a heater of the recovery column 304. The operation method is to separate the lean solvent discharged from the bottom of the solvent recovery column 302 into two parts, wherein the main part of the lean solvent is returned to the top of the extraction distillation column 301 through line 2, while the smaller part of the lean solvent is introduced into the falling film evaporator 305 through line 16. The vapor is introduced into the falling film evaporator 305 from the top through line 15. In a falling film evaporator, a downward stream of lean solvent and vapor passes through the heat exchange tubes of the falling film evaporator to evaporate the falling film. The shell side outside the heat exchange tubes of the falling film evaporator is the heating medium. The heated vapour-liquid mixture flows to the bottom of the solvent recovery column 304 by gravity through conduit 19. After evaporating under vacuum, the regenerated solvent is discharged along with vapor from conduit 17 at the top of the column and sent to the bottom of the solvent recovery column 302 where it protrudes into the as steam for the solvent recovery stripper. Impurities of heavy components, including high molecular weight styrene polymer and solvent decomposition products, are discharged from pipeline 18 at the bottom of the regeneration column.

Традиционный вставной ребойлер, находящийся в колонне регенерации обедненного растворителя, заменяют испарителем с падающей пленкой, что устраняет гидростатическое давление в течение процесса нагревания. Здесь отсутствует секция перегрева в теплообменных трубах испарителя с падающей пленкой, и температура эксплуатации нагревателя может быть уменьшена на 5-10°С при таком же давлении эксплуатации регенерационной колонны, что может эффективно предотвращать высокую температуру полимеризации стирола и ингибировать образование отложений на стенках теплообменных труб, в результате чего увеличивается продолжительность эксплуатации устройства.The traditional plug reboiler found in the lean solvent recovery column is replaced with a falling film evaporator, which eliminates hydrostatic pressure during the heating process. Here, there is no overheating section in the heat exchange tubes of the falling film evaporator, and the operating temperature of the heater can be reduced by 5-10°C under the same operating pressure of the recovery column, which can effectively prevent the high temperature of styrene polymerization and inhibit the formation of deposits on the walls of the heat exchange tubes, resulting in longer device life.

Далее настоящее изобретение подробно разъясняется с представлением примеров. Однако настоящее изобретение не ограничено указанными примерами.Hereinafter, the present invention is explained in detail with the presentation of examples. However, the present invention is not limited to these examples.

Пример 1Example 1

Фракция C₈ пиролизного бензина, имеющая состав, который представлен в таблице 1, была использована в качестве исходного материала. Исходный материал подвергали экстракционной дистилляции согласно процедуре, проиллюстрированной на фиг. 1. Содержащийся в ней стирол отделяли и извлекали, и меньшую часть обогащенного растворителя очищали. Растворитель, используемый для экстракционной дистилляции, представлял собой сульфолан. Очищающий агент представлял собой неочищенный стирол, выпускаемый из верхней части колонны регенерации растворителя, в котором содержание стирола составляло 99,5 мас. %.The C ₈ fraction of pyrolysis gasoline having the composition shown in Table 1 was used as a starting material. The starting material was subjected to extractive distillation according to the procedure illustrated in FIG. 1. The styrene contained therein was separated and recovered, and a smaller part of the enriched solvent was purified. The solvent used for extractive distillation was sulfolane. The cleaning agent was crude styrene discharged from the top of the solvent recovery column, in which the styrene content was 99.5 wt. %.

Число теоретических тарелок экстракционной дистилляционной колонны 301 составляло 55; коэффициент дефлегмации в верхней части колонны составлял 2; давление в верхней части колонны составляло 13 кПа; температура в нижней части колонны составляла 130°С, и массовое соотношение растворителя и исходного материала составляло 4,5.The number of theoretical plates of the extraction distillation column 301 was 55; the reflux ratio at the top of the column was 2; the pressure at the top of the column was 13 kPa; the temperature at the bottom of the column was 130° C., and the mass ratio of solvent to starting material was 4.5.

Число теоретических тарелок колонны 302 извлечения растворителя составляло 25; давление в верхней части колонны составляло 13 кПа; коэффициент дефлегмации в верхней части колонны составлял 0,8, и температура в нижней части колонны составляла 140°С.The number of theoretical plates of the solvent recovery column 302 was 25; the pressure at the top of the column was 13 kPa; the reflux ratio at the top of the column was 0.8, and the temperature at the bottom of the column was 140°C.

Обогащенный растворитель, выпускаемый из нижней части экстракционной дистилляционной колонны разделяли на две части, причем основную часть направляли в колонну регенерации растворителя, в то время как меньшую часть направляли в нижнюю часть колонны 303 очистки растворителя. Число теоретических тарелок колонны 303 очистки растворителя составляло 4; давление в верхней части колонны составляло 0,5 МПа; и температура эксплуатации составляла 50°С. Массовое соотношение обогащенного растворителя, направляемого в колонну очистки растворителя, и полного количества обогащенного растворителя составляло 10%; массовое соотношение очищающего агента и обогащенного растворителя, направляемого в колонну очистки растворителя, составляло 0,2, и массовое соотношение воды и обогащенного растворителя, направляемого в колонну очистки растворителя, составляло 1,0.The rich solvent discharged from the bottom of the extraction distillation column was divided into two parts, with the main part sent to the solvent recovery column, while the smaller part was sent to the bottom of the solvent purification column 303. The number of theoretical plates of the solvent purification column 303 was 4; the pressure in the upper part of the column was 0.5 MPa; and the operating temperature was 50°C. The mass ratio of the rich solvent sent to the solvent purification column and the total amount of the rich solvent was 10%; the weight ratio of the purifying agent to the rich solvent sent to the solvent purification column was 0.2, and the weight ratio of water to the rich solvent sent to the solvent purification column was 1.0.

Материал, выпускаемый из колонна очистки растворителя, направляли в систему 400 рафинировочной обработки стирола, высушивали и обесцвечивали перед направлением в колонну рафинирования стирола. Число теоретических тарелок колонны рафинирования стирола составляло 20, давление в верхней части колонны составляло 10 кПа, коэффициент дефлегмации в верхней части колонны составлял 2,0, и температура в нижней части колонны составляла 90°С. После дистилляции рафинированный стирол выпускали из верхней части колонны рафинирования стирола, смолу, обогащенную стирольным полимером, выпускали из нижней части колонны, и очищенный стирол нерегулярно выпускали из верхней части колонны.The material discharged from the solvent purification column was sent to the styrene refining system 400, dried and decolorized before being sent to the styrene refining column. The number of theoretical plates of the styrene refining column was 20, the pressure at the top of the column was 10 kPa, the reflux ratio at the top of the column was 2.0, and the temperature at the bottom of the column was 90°C. After distillation, refined styrene was discharged from the top of the styrene refining column, styrene resin-rich resin was discharged from the bottom of the column, and purified styrene was irregularly discharged from the top of the column.

В описанных выше условиях эксплуатации содержание стирольного полимера в растворителе для экстракционной дистилляции поддерживали на уровне 1,0 мас. %. Устройство работало непрерывно и устойчиво. Чистота полученного в результате рафинированного стирольного продукта составляла 99,86 мас. %, и выход составлял 94 мас. %. В таблице 3 представлены основные условия эксплуатации и относительное энергопотребление в расчете на единицу массы рафинированного стирольного продукта, производимого всем устройством.Under the operating conditions described above, the content of the styrenic polymer in the extractive distillation solvent was maintained at 1.0 wt. %. The device worked continuously and steadily. The purity of the resulting refined styrene product was 99.86 wt. %, and the yield was 94 wt. %. Table 3 shows the main operating conditions and relative energy consumption per unit mass of the refined styrene product produced by the entire device.

Сравнительный пример 1Comparative Example 1

Здесь рафинатное масло использовали в качестве очищающего агента для очистки обедненного растворителя.Here, raffinate oil was used as a purifying agent to purify the lean solvent.

Фракция C₈ пиролизного бензина, имеющая состав, который представлен в таблице 1, была использована в качестве исходного материала. Фракцию C₈ пиролизного бензина подвергали экстракционной дистилляции согласно процедуре, проиллюстрированной на фиг. 1, чтобы отделить и выделить стирол. Растворитель для экстракционной дистилляции и условия эксплуатации для экстракционной дистилляционной колонны, колонны регенерации растворителя, колонны очистки растворителя и системы рафинировочной обработки стирола были такими же, как условия в примере 1, за исключением того, что обогащенный растворитель, выпускаемый из нижней части экстракционной дистилляционной колонны 301 полностью направляли в колонну 302 извлечения растворителя, и затем обедненный растворитель, выпускаемый из нижней части колонны регенерации растворителя разделяли на две части, причем основную часть возвращали в верхнюю часть экстракционной дистилляционной колонны через трубопровод 2, в то время как меньшую часть обедненного растворителя направляли в нижнюю часть колонны 303 очистки растворителя для очистки. Место, в которое направляли обедненный растворитель, было таким же, как место, в которое обогащенный растворитель направляли для очистки в примере 1. Очищающий агент представлял собой рафинатное масло, выпускаемое из верхней части экстракционной дистилляционной колонны; его состав представлен в таблице 2. Кроме того, дополнительно присутствовала еще одна колонна регенерации очищающего агента, причем эта колонна была соединена с трубопроводом в верхней части колонны очистки растворителя.The C ₈ fraction of pyrolysis gasoline having the composition shown in Table 1 was used as a starting material. The C ₈ fraction of pyrolysis gasoline was subjected to extractive distillation according to the procedure illustrated in FIG. 1 to separate and isolate styrene. The extraction distillation solvent and operating conditions for the extraction distillation column, the solvent recovery column, the solvent purification column, and the styrene refining system were the same as those in Example 1, except that the rich solvent discharged from the bottom of the extraction distillation column 301 completely sent to the solvent recovery column 302, and then the lean solvent discharged from the bottom of the solvent recovery column was divided into two parts, with the main part returned to the top of the extraction distillation column through pipeline 2, while a smaller part of the lean solvent was sent to the bottom part of the purification column 303 of the solvent for purification. The place to which the lean solvent was sent was the same as the place to which the rich solvent was sent for purification in Example 1. The purification agent was raffinate oil discharged from the top of the extraction distillation column; its composition is shown in Table 2. In addition, another refining agent recovery column was additionally present, this column being connected to a pipeline at the top of the solvent refining column.

Обедненный растворитель после очищающей обработки содержал большое количество воды и следы ароматических соединений C₈. После отпаривания части воды и ароматических соединений C₈ посредством нагревания обедненный растворитель возвращали в нижнюю часть колонны 302 извлечения растворителя. Смесь очищающего агента и стирольного полимера, выпускаемого из верхней части колонны 303 очистки растворителя, повторно поступала в новую дополнительную колонну регенерации очищающего агента (не представленную на иллюстрации). Число теоретических тарелок этой колонны регенерации очищающего агента составляло 15; давление в верхней части колонны составляло 15 кПа; коэффициент дефлегмации в верхней части колонны составлял 0,3, и температура в нижней части колонны составляла 120°С. Очищающий агент, дистиллированный из колонны регенерации очищающего агента можно было повторно использовать или добавлять в производимое рафинатное масло, в то время как содержащую стирольный полимер смолу выпускали из нижней части колонны.The lean solvent after the cleansing treatment contained a large amount of water and traces of C ₈ aromatics. After stripping off part of the water and C ₈ aromatics by heating, the lean solvent was returned to the bottom of the solvent recovery column 302. The mixture of scrubbing agent and styrenic polymer discharged from the top of the solvent purification tower 303 was recycled to a new additional scrubbing agent recovery tower (not shown). The number of theoretical plates of this purification agent regeneration column was 15; the pressure at the top of the column was 15 kPa; the reflux ratio at the top of the column was 0.3, and the temperature at the bottom of the column was 120°C. The refining agent distilled from the refining agent recovery column could be reused or added to the raffinate oil produced while the styrenic polymer-containing resin was discharged from the bottom of the column.

В описанном выше процессе эксплуатации массовое соотношение обедненного растворителя, который был подвергнут очистке, и полного количества обедненного растворителя составляло 10%; и массовое соотношение воды и обедненного растворителя, который был подвергнут очистке, составляло 1,0. Для достижения такого же эффекта удаления стирольного полимера, как в примере 1, содержание стирольного полимера в обедненном растворителе поддерживали на уровне 1,0 мас. %, и массовое соотношение очищающего агента и обедненного растворителя, который был подвергнут очистке, увеличивалось до 0,5In the operation described above, the mass ratio of the lean solvent that was purified and the total amount of the lean solvent was 10%; and the weight ratio of water to the lean solvent that was purified was 1.0. To achieve the same effect of removing the styrenic polymer as in Example 1, the content of the styrenic polymer in the lean solvent was maintained at 1.0 wt. %, and the mass ratio of the cleaning agent and the lean solvent, which was subjected to purification, increased to 0.5

В описанных выше условиях эксплуатации устройство работало непрерывно и устойчиво. Чистота полученного в результате рафинированного стирольного продукта составляла 99,86 мас. %, и выход составлял 94 мас. %. В таблице 3 представлены основные условия эксплуатации и относительное значение энергопотребления в расчете на единицу массы продукта.Under the operating conditions described above, the device operated continuously and stably. The purity of the resulting refined styrene product was 99.86 wt. %, and the yield was 94 wt. %. Table 3 shows the main operating conditions and the relative value of energy consumption per unit weight of the product.

По сравнению с примером 1, в сравнительном примере 1 необходима дополнительная колонна регенерации очищающего агента. При этом одновременно увеличиваются число технологических стадий и стоимость устройства, а количество очищающего агента в сравнительном примере 1 увеличивается в 1,5 раза по сравнению с его количеством в примере 1. Энергопотребление для части очистки растворителя в сравнительном примере 1 увеличивается приблизительно на 150% по сравнению с примером 1. Энергопотребление в расчете на единицу массы продукта, производимого всем устройством, увеличивается приблизительно на 3% по сравнению с примером 1.Compared with Example 1, in Comparative Example 1, an additional refining agent recovery column is required. At the same time, the number of processing steps and the cost of the apparatus are increased, and the amount of the cleaning agent in Comparative Example 1 is increased by 1.5 times compared to that in Example 1. The power consumption for the solvent cleaning part in Comparative Example 1 is increased by about 150% compared with example 1. Energy consumption per unit mass of product produced by the entire device is increased by approximately 3% compared to example 1.

Пример 2Example 2

Фракция C₈ пиролизного бензина, имеющая состав, который представлен в таблице 1, была использована в качестве исходного материала. Фракцию C₈ пиролизного бензина подвергали экстракционной дистилляции согласно процедуре, проиллюстрированной на фиг. 2, чтобы отделить и выделить стирол. В процессе эксплуатации меньшую часть обогащенного растворителя очищали, а меньшую часть обедненного растворителя в то же самое время регенерировали посредством отпаривания. Используемый растворитель для экстракционной дистилляции, очищающий агент и все условия эксплуатации для экстракционной дистилляционной колонны, колонны регенерации растворителя, колонны очистки растворителя и системы рафинировочной обработки стирола были такими же, как условия в примере 1.The C ₈ fraction of pyrolysis gasoline having the composition shown in Table 1 was used as a starting material. The C ₈ fraction of pyrolysis gasoline was subjected to extractive distillation according to the procedure illustrated in FIG. 2 to separate and isolate styrene. During operation, a smaller part of the rich solvent was purified and a smaller part of the lean solvent was recovered by stripping at the same time. The extractive distillation solvent used, the purifying agent, and all operating conditions for the extractive distillation column, solvent recovery column, solvent purification column, and styrene refining system were the same as those in Example 1.

Обедненный растворитель, выпускаемый из нижней части колонны регенерации растворителя, разделяли на две части, причем основную часть возвращали в верхнюю часть экстракционной дистилляционной колонны через трубопровод 2, в то время как меньшую часть обедненного растворителя направляли в колонну 304 регенерации растворителя для регенерации посредством отпарной дистилляция. Массовое соотношение меньшей части обедненного растворителя для регенерации и полного количества обедненного растворителя составляло 1%, и массовое соотношение пара и обедненного растворителя для регенерации составляло 5. В колонне 304 регенерации растворителя давление составляло 20 кПа, и температура составляла 145°С. Ребойлер колонны регенерации растворителя, который находился в котле колонны, представлял собой вставной ребойлер.The lean solvent discharged from the bottom of the solvent recovery column was divided into two parts, with the main part returned to the top of the extraction distillation column through line 2, while the smaller part of the lean solvent was sent to the solvent recovery column 304 for regeneration by stripping distillation. The mass ratio of the lesser part of the lean regeneration solvent and the total amount of the lean solvent was 1%, and the mass ratio of steam and the lean regeneration solvent was 5. In the solvent recovery column 304, the pressure was 20 kPa and the temperature was 145°C. The reboiler of the solvent recovery column, which was located in the boiler of the column, was an insert reboiler.

Меньшую часть обогащенного растворителя, выпускаемого из нижней части экстракционной дистилляционной колонны, направляли в нижнюю часть колонны 303 очистки растворителя. Массовое соотношение очищающего агента и обогащенного растворителя, который подлежал очистке, составляло 0,2, и массовое соотношение воды и обогащенного растворителя, который подлежал очистке, составляло 1,0. Поскольку колонна 304 регенерации растворителя выполняла функцию удаления высокомолекулярного стирольного полимера в растворителе, содержание стирольного полимера в обедненном растворителе поддерживали на уровне 1,0 мас. %, обрабатываемое количество обогащенного растворителя, который подлежал очистке, соответствующим образом уменьшалось, и массовое соотношение обогащенного растворителя, который подлежал очистке, и полного количества обогащенного растворителя составляло 9% для достижения такого же эффекта удаления стирольного полимера, как в примере 1.A smaller part of the enriched solvent discharged from the bottom of the extraction distillation column was sent to the bottom of the solvent purification column 303 . The mass ratio of the cleaning agent and the rich solvent to be purified was 0.2, and the mass ratio of water to the rich solvent to be purified was 1.0. Since the solvent recovery column 304 performed the function of removing the high molecular weight styrenic polymer in the solvent, the content of the styrenic polymer in the lean solvent was maintained at 1.0 wt. %, the processing amount of the rich solvent to be purified was correspondingly reduced, and the mass ratio of the rich solvent to be purified to the total amount of the rich solvent was 9% to achieve the same styrenic polymer removal effect as in Example 1.

В описанных выше условиях эксплуатации содержание стирольного полимера в растворителе для экстракционной дистилляции поддерживали на уровне 1,0 мас. %. Устройство работало непрерывно и устойчиво. Чистота полученного в результате рафинированного стирольного продукта составляла 99,86 мас. %, и выход составлял 94 мас. %. В таблице 3 представлены основные условия эксплуатации и относительное энергопотребление в расчете на единицу массы рафинированного стирольного продукта, производимого всем устройством. В таблице 4 представлены температура и продолжительность эксплуатации ребойлера колонны регенерации растворителя.Under the operating conditions described above, the content of the styrenic polymer in the extractive distillation solvent was maintained at 1.0 wt. %. The device worked continuously and steadily. The purity of the resulting refined styrene product was 99.86 wt. %, and the yield was 94 wt. %. Table 3 shows the main operating conditions and relative energy consumption per unit mass of the refined styrene product produced by the entire device. Table 4 shows the temperature and operating time of the solvent recovery column reboiler.

Сравнительный пример 2Comparative Example 2

Фракция C₈ пиролизного бензина, имеющая состав, который представлен в таблице 1, была использована в качестве исходного материала. Фракцию C₈ пиролизного бензина подвергали экстракционной дистилляции согласно процедуре, проиллюстрированной на фиг. 2, чтобы отделить и выделить стирол, за исключением того, что обедненный растворитель, выпускаемый из нижней части колонны регенерации растворителя разделяли на две части, причем основную часть возвращали в верхнюю часть экстракционной дистилляционной колонны через трубопровод 2, в то время как меньшую часть обедненного растворителя направляли в нижнюю часть колонны 303 очистки растворителя для очистки. Место, в которое направляли обедненный растворитель, было таким же, как место, в которое обогащенный растворитель направляли для очистки в примере 2.The C ₈ fraction of pyrolysis gasoline having the composition shown in Table 1 was used as a starting material. The C ₈ fraction of pyrolysis gasoline was subjected to extractive distillation according to the procedure illustrated in FIG. 2 to separate and recover styrene, except that the lean solvent discharged from the bottom of the solvent recovery column was divided into two parts, with the main part returned to the top of the extraction distillation column through pipeline 2, while the smaller part of the lean solvent sent to the bottom of the purification column 303 of the solvent for purification. The place where the lean solvent was sent was the same as the place where the rich solvent was sent for purification in Example 2.

Поскольку в обедненном растворителе практически отсутствовал стирол, для достижения такого же эффекта удаления стирольный полимер, как в примере 1, содержание стирольного полимера в обедненном растворителе поддерживали на уровне 1,0 мас. %; массовое соотношение очищающего агента и растворителя, который подлежал очистке, увеличивалось до 0,3. Растворитель для экстракционной дистилляции, очищающий агент и все условия эксплуатации для экстракционной дистилляционной колонны, колонны регенерации растворителя, колонны очистки растворителя и системы рафинировочной обработки стирола были таким же, как условия в примере 2.Since there was practically no styrene in the lean solvent, in order to achieve the same effect of removing the styrenic polymer as in Example 1, the content of the styrene polymer in the lean solvent was maintained at 1.0 wt. %; the mass ratio of the cleaning agent and the solvent to be cleaned increased to 0.3. The extractive distillation solvent, the purifying agent, and all operating conditions for the extractive distillation column, solvent recovery column, solvent purification column, and styrene refining system were the same as those in Example 2.

Из таблицы 3 можно видеть, что по сравнению с примером 2, расход очищающего агента в сравнительном примере 2 увеличивается на 50%; энергопотребление для части очистки и регенерации растворителя увеличивается на 50% по сравнению с примером 2; и энергопотребление в расчете на единицу массы продукта всего устройства увеличивается на 1,2% по сравнению с примером 2.From Table 3, it can be seen that, compared with Example 2, the consumption of the cleaning agent in Comparative Example 2 is increased by 50%; the power consumption for the cleaning and solvent recovery part is increased by 50% compared to example 2; and the power consumption per unit mass of the product of the entire device is increased by 1.2% compared to example 2.

Пример 3Example 3

Фракция C₈ пиролизного бензина, имеющая состав, который представлен в таблице 1, была использована в качестве исходного материала. Фракцию C₈ пиролизного бензина подвергали экстракционной дистилляции согласно процедуре, проиллюстрированной на фиг. 3, чтобы отделить и выделить стирол, причем обогащенный растворитель, выпускаемый из нижней части экстракционной дистилляционной колонны разделяли на две части, и при этом основную часть направляли в колонну регенерации растворителя, в то время как меньшую часть направляли в нижнюю часть колонны 303 очистки растворителя.The C ₈ fraction of pyrolysis gasoline having the composition shown in Table 1 was used as a starting material. The C ₈ fraction of pyrolysis gasoline was subjected to extractive distillation according to the procedure illustrated in FIG. 3 to separate and recover styrene, wherein the rich solvent discharged from the bottom of the extraction distillation column was divided into two parts, and the main part was sent to the solvent recovery column, while the smaller part was sent to the bottom of the solvent purification column 303.

Обедненный растворитель, выпускаемый из нижней части колонны регенерации растворителя разделяли на две части, причем основную часть возвращали в верхнюю часть экстракционной дистилляционной колонны через трубопровод 2, в то время как меньшую часть обедненного растворителя направляли в верхнюю часть испарителя 305 с падающей пленкой. Пар вводили из верхней части испарителя 305 с падающей пленкой. Нисходящий поток обедненного растворителя и пар пропускали через теплообменные трубы испарителя с падающей пленкой для испарения падающей пленки. Нагревательная среда на стороне оболочки снаружи теплообменных труб испарителя с падающей пленкой представляла собой пар. Материал, подвергнутый испарению падающей пленки, вытекал в нижнюю часть колонны 304 регенерации растворителя под действием силы тяжести. После испарения в вакууме регенерированный растворитель вместе с паром выпускали из трубопровода 17 в верхней части колонны и направляли в нижнюю часть колонны 302 извлечения растворителя, где он выступает в качестве пара для отпаривания колонны регенерации растворителя. Примеси тяжелых компонентов, включая высокомолекулярный стирольный полимер и продукты разложения растворителя в нижней части регенерационной колонны, выпускали из трубопровода 18. Массовое соотношение регенерированного обедненного растворителя и полного количества обедненного растворителя составляло 1%; массовое соотношение пара и регенерированного обедненного растворителя составляло 5. Давление колонны 304 регенерации растворителя составляло 20 кПа. Температура эксплуатации испарителя с падающей пленкой составляла 135°С. Все остальные условия эксплуатации для каждой из колонн, растворитель для экстракционной дистилляции и очищающий агент были такими же, как условия в примере 2.The lean solvent discharged from the bottom of the solvent recovery column was divided into two parts, with the main part returned to the top of the extraction distillation column through line 2, while the smaller part of the lean solvent was sent to the top of the falling film evaporator 305. Steam was introduced from the top of the falling film evaporator 305. The descending stream of lean solvent and steam was passed through the heat exchange tubes of the falling film evaporator to vaporize the falling film. The heating medium on the shell side outside the heat exchange tubes of the falling film evaporator was steam. The falling film vaporized material flowed out to the bottom of the solvent recovery column 304 by gravity. After evaporation under vacuum, the regenerated solvent, together with steam, was discharged from line 17 at the top of the column and sent to the bottom of the solvent recovery column 302, where it acts as the stripping steam for the solvent recovery column. Heavy component impurities, including high molecular weight styrene polymer and solvent decomposition products at the bottom of the recovery column, were discharged from conduit 18. The weight ratio of recovered lean solvent to total lean solvent was 1%; the mass ratio of steam and regenerated lean solvent was 5. The pressure of the solvent recovery column 304 was 20 kPa. The operating temperature of the falling film evaporator was 135°C. All other operating conditions for each of the columns, extractive distillation solvent and purification agent were the same as those in Example 2.

В описанных выше условиях эксплуатации содержание стирольного полимера в растворителе для экстракционной дистилляции поддерживали на уровне 1,0 мас. %. Устройство работало непрерывно и устойчиво. Чистота полученного в результате рафинированного стирольного продукта составляла 99,86 мас. %, и выход составлял 94 мас. %. В таблице 3 представлены основные условия эксплуатации и относительное энергопотребление в расчете на единицу массы рафинированного стирольного продукта, производимого всем устройством. В таблице 4 представлены температура и продолжительность эксплуатации испарителя с падающей пленкой.Under the operating conditions described above, the content of the styrenic polymer in the extractive distillation solvent was maintained at 1.0 wt. %. The device worked continuously and steadily. The purity of the resulting refined styrene product was 99.86 wt. %, and the yield was 94 wt. %. Table 3 shows the main operating conditions and relative energy consumption per unit mass of the refined styrene product produced by the entire device. Table 4 shows the operating temperature and operating time of the falling film evaporator.

Из таблицы 4 можно видеть, что испаритель с падающей пленкой был использован в колонне регенерации обедненного растворителя в примере 3 в качестве ребойлера. Поскольку отсутствовало гидростатическое давление в испарителе с падающей пленкой, температура эксплуатации составляла на 10°С ниже, чем температура эксплуатации в примере 2, что могло уменьшать полимеризацию стирола и тем самым эффективно уменьшать образование отложений, возникающих в результате полимеризации стирола на стенках труб ребойлера. Продолжительность эксплуатации увеличилась в 5 раз.From Table 4, it can be seen that a falling film evaporator was used in the lean solvent recovery column in Example 3 as a reboiler. Since there was no hydrostatic pressure in the falling film evaporator, the operating temperature was 10°C lower than the operating temperature in Example 2, which could reduce the polymerization of styrene and thereby effectively reduce the formation of deposits resulting from the polymerization of styrene on the walls of the reboiler tubes. The duration of operation has increased by 5 times.

Из таблицы 3 можно видеть, что в сопоставлении со сравнительным примером 1, поскольку в примере 1 использован лучший очищающий агент и очищенный обогащенный растворитель таким образом, что в течение процесса очистка, одновременно извлекали стирол в обогащенном растворителе, добавляемое количество очищающего агента уменьшается на 60%, энергопотребление для части очистки растворителя уменьшается приблизительно на 60%, и энергопотребление в расчете на единицу массы продукта, производимого всем устройством, уменьшается приблизительно на 3%. Кроме того, в примере 1 не требуется отдельная установка системы регенерации очищающего агента, поскольку упрощаются технологические стадии, и уменьшается стоимость оборудования.From Table 3, it can be seen that, compared with Comparative Example 1, since Example 1 used a better cleaning agent and a purified rich solvent such that styrene in the rich solvent was simultaneously recovered during the cleaning process, the amount of cleaning agent added is reduced by 60%. , the power consumption for the solvent cleaning part is reduced by about 60%, and the power consumption per unit mass of product produced by the entire apparatus is reduced by about 3%. In addition, in Example 1, a separate installation of a cleaning agent recovery system is not required, since the process steps are simplified and the cost of equipment is reduced.

Как показывает сопоставление между примером 2 и сравнительным примером 2 в таблице 3, в примере 2 выбрана меньшая часть обогащенного растворителя для очищающей обработки. В условиях одинакового эффекта удаления полимера из растворителя для экстракционной дистилляции расход очищающего агента в примере 2 уменьшается на 33% в сопоставлении со сравнительным примером 2, энергопотребление для части очистки и регенерации растворителя уменьшается приблизительно на 33%, и энергопотребление в расчете на единицу массы продукта для всего устройства уменьшается приблизительно на 1%. В примере 2 присутствуют лучшие технические и экономические показатели, чем в сравнительном примере 2.As the comparison between Example 2 and Comparative Example 2 in Table 3 shows, in Example 2, a smaller portion of the enriched solvent was selected for the cleaning treatment. Under the conditions of the same effect of removing the polymer from the extractive distillation solvent, the consumption of the purifying agent in Example 2 is reduced by 33% compared with Comparative Example 2, the power consumption for the purification and solvent recovery part is reduced by about 33%, and the energy consumption per unit mass of the product for of the entire device is reduced by approximately 1%. In example 2, there are better technical and economic indicators than in comparative example 2.

Из таблицы 3 можно видеть, что по сравнению с примером 1 в примере 2 использовано сочетание очистки обогащенного растворителя и регенерации обедненного растворителя посредством отпаривания для поддержания качества растворителя для экстракционной дистилляции. С точки зрения энергопотребления, в примере 2 энергопотребление незначительно уменьшается. Кроме того, в примере 2 является возможным эффективное удаление растворимых в воде продуктов разложения растворителя посредством отпаривания. В практическом применении присутствие активного кислорода в системе будет ускорять разложение растворителя. Таким образом, применение объединенного способа в примере 2 допускает синергетический эффект между очисткой обогащенного растворителя и регенерацией обедненного растворителя посредством отпаривания, а также их взаимное дополнение. Пример 2 является более показательным в отношении сохранения эксплуатационных характеристик растворителя для экстракционной дистилляции и поддержания долгосрочной эксплуатации устройства.It can be seen from Table 3 that, compared to Example 1, Example 2 uses a combination of rich solvent purification and lean solvent recovery by stripping to maintain the quality of the extractive distillation solvent. In terms of power consumption, in example 2, the power consumption is slightly reduced. In addition, in Example 2, it is possible to effectively remove the water-soluble decomposition products of the solvent by stripping. In practical applications, the presence of active oxygen in the system will accelerate the decomposition of the solvent. Thus, the use of the combined process in Example 2 allows for a synergistic effect between rich solvent purification and lean solvent recovery by stripping, as well as their complementarity. Example 2 is more representative of maintaining the performance of the extractive distillation solvent and maintaining the long-term operation of the apparatus.

Из таблицы 4 можно видеть, что продолжительность непрерывной эксплуатации в часть регенерации растворителя в примере 3 значительно увеличивается вследствие применения испарителя с падающей пленкой. Таким образом, это представляет собой лучший вариант осуществления.From Table 4, it can be seen that the continuous operation time in the solvent recovery portion of Example 3 is significantly increased due to the use of the falling film evaporator. Thus, this represents the best implementation.

Claims

1. A method for purifying a solvent for separating styrene by extractive distillation, comprising the steps of:

(1) the styrene-containing raw material is introduced into the extraction distillation column (301) from the middle part, and the extraction distillation solvent is introduced into the extraction distillation column from the upper part; after the extractive distillation, the raffinate oil is discharged from the top of the extractive distillation column, and the styrene-rich solvent is discharged from the bottom of the column;

(2) the enriched solvent described in step (1) is introduced into the midsection solvent recovery column (302); after vacuum distillation, the crude styrene is discharged from the top of the solvent recovery column, and the lean solvent is discharged from the bottom of the solvent recovery column and returned to the top of the extraction distillation column;

(3) a portion of the enriched solvent described in step (1) is separated and sent to a solvent purification zone (303) into which water is introduced; after the liquid-liquid extraction, the mixture of styrenic polymer and styrene is discharged from the upper part of the solvent purification zone, and the purified solvent containing water is discharged from the lower part of the solvent purification zone, characterized in that the solvent purification agent is introduced into the solvent purification zone described in step (3), wherein said solvent scrubber contains styrene and optional alkylaromatic compounds, and wherein the styrene content is not less than 98% by weight.

2. Method according to claim 1, characterized in that crude styrene discharged from the top of the solvent recovery column or purified styrene discharged from the top of the crude styrene refining column is selected as said solvent scrubbing agent.

3. The method according to claim 1 or 2, characterized in that the temperature of the solvent purification zone described in step (3) is from 20 to 65°C and the pressure is from 0.2 to 0.8 MPa.

4. The method according to claim 3, characterized in that the temperature of the solvent purification zone described in step (3) is from 30 to 60°C, and the number of theoretical plates of liquid-liquid extraction carried out in the solvent purification zone is from 2 to ten.

5. The method according to claim 1, characterized in that the mass ratio of the separated enriched solvent introduced into the solvent purification zone described in step (3) and the total amount of enriched solvent is from 0.5 to 20%.

6. The method according to claim 1, characterized in that the mass ratio of water introduced into the solvent purification zone in step (3) and rich solvent introduced into the solvent purification zone is from 0.2 to 2.0.

7. The method according to claim 1, characterized in that the mass ratio of the cleaning agent for the solvent introduced into the solvent cleaning zone and the rich solvent is from 0.05 to 0.5, and the mass ratio of water to the rich solvent is from 0.2 up to 2.0.

8. The method according to claim 1, characterized in that the mixture of styrenic polymer and styrene discharged from the top of the solvent purification zone is sent to a styrene purification and processing system to obtain a refined styrene product, purified styrene and polymer-enriched resin.

9. The method according to claim 1, characterized in that a part of the lean solvent discharged from the bottom of the solvent recovery column is separated and sent to the solvent recovery column for stripping regeneration; the recovered solvent obtained after stripping is recycled, while the resin that cannot be stripped is vented from the system.

10. The method according to claim. 9, characterized in that the mass ratio of the separated depleted solvent for stripping regeneration and the total amount of depleted solvent is from 0.5 to 10%.

11. The method of claim. 9, characterized in that the reboiler of the solvent recovery column is a falling film evaporator located outside the column.

12. A method for separating styrene by extractive distillation, comprising the steps of:

(1) styrene-containing raw material is introduced from the middle part of the extraction distillation column (301); the extractive distillation solvent is introduced from the top of the extractive distillation column; after the extractive distillation, the raffinate oil is discharged from the top of the extractive distillation column, and the styrene-rich solvent is discharged from the bottom of the column;

(2) the enriched solvent described in step (1) is introduced into the vacuum distillation solvent recovery column (302); crude styrene, which is discharged from the top of the solvent recovery column, enters the styrene refining system; after drying and decolorizing treatment, the crude styrene enters the styrene refining column; the lean solvent is discharged from the bottom of the solvent recovery column;

(3) a portion of the enriched solvent described in step (1) is separated and sent to the bottom of the solvent purification zone (303), and water is introduced to the upper part of the solvent purification zone; after the liquid-liquid extraction, the mixture of styrenic polymer and styrene is discharged from the upper part of the solvent purification zone, and the purified solvent containing water is discharged from the lower part of the solvent purification zone;

(4) the stream discharged from the top of the solvent purification zone is introduced into the styrene refining system and then into the styrene refining column after drying and decolorization;

(5) in the styrene refining column, purified styrene is obtained at the top of the column after distillation, the refined styrene product is discharged from the top of the column, and the polymer-rich resin is discharged from the bottom of the column, characterized in that the solvent purification agent is introduced into the solvent purification zone described in step (3), wherein said solvent scrubber contains styrene and optional alkylaromatic compounds, and wherein the styrene content is not less than 98% by weight.

13. The process of claim 12 wherein said solvent scrubber is crude styrene or purified styrene discharged from the top of the styrene refining column.

14. The method according to claim 12, characterized in that the temperature of the solvent purification zone described in step (3) is from 20 to 65°C and the pressure is from 0.2 to 0.8 MPa.

15. The method according to p. 12, characterized in that the mass ratio of the separated enriched solvent sent to the solvent purification zone in stage (3) and the total amount of enriched solvent is from 0.5 to 20%.

16. The method according to claim 12, characterized in that the mass ratio of water introduced into the solvent purification zone in step (3) and rich solvent is from 0.2 to 2.0.

17. The method according to p. 13, characterized in that the mass ratio of the cleaning agent for the solvent introduced into the solvent cleaning zone and the rich solvent is from 0.05 to 0.5, and the mass ratio of water to the rich solvent is from 0.2 up to 2.0.

18. The method according to p. 12 or 13, characterized in that part of the depleted solvent in stage (2) is separated and sent to the solvent recovery column (304) for stripping distillation; the vapor phase discharged from the top of the recovery column is returned to the bottom of the solvent recovery tower, and the resin is discharged from the bottom of the solvent recovery tower; the pressure of the solvent recovery column is 10 to 30 kPa, the temperature is 110 to 150°C, and the weight ratio of steam to lean solvent is 3 to 8.

19. The method according to claim 18, characterized in that the weight ratio of the separated lean solvent sent to the solvent recovery column (304) and the total amount of lean solvent is from 0.5 to 10%.

20. The method of claim 18 wherein the solvent recovery column reboiler is a falling film evaporator outside the solvent recovery column.

21. The method according to claim 1 or 12, wherein the extractive distillation solvent is at least one selected from the group consisting of sulfolane, diethylene glycol, triethylene glycol, tetraethylene glycol, N,N-dimethylacetamide and N-formylmorpholine.

22. The method according to claim 1 or 12, characterized in that the styrene-containing starting material is a styrene-containing C8 fraction.